化工原理課程設計--甲醇-水二元篩板精餾塔設計

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設 計 任 務 書</p><p>　　生產能力：11700t/年</p><p><b>　　年工作日：300天</b></p><p>　　進料組成0.55 餾出液組成0.98</p><p>　　釜液組成0.035 （以上均為摩爾分率）</p>

2、<p><b>　　壓力：常壓進料</b></p><p>　　加料熱狀況 q=1.0 </p><p>　　塔頂全凝器 泡點回流 </p><p>　　回流比 1.9Rmin </p><p>　　單板壓降 ≤0.7kPa</p>&l

3、t;p><b>　　一．概要</b></p><p>　　1.精餾與塔設備簡介</p><p>　　蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現分離目的。</p><p>　　在工業(yè)中，廣泛應用精餾方法分離液

4、體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產中精餾的應用更為廣泛。 </p><p>　　蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分數目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。</p><p>　　篩板塔在十九世紀初已應用與工

5、業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。體系介紹</p><p>　　甲醇－水體系汽液平衡數據 (101.325kPa)： 表2-------1</p><p>　　甲醇、水密度、粘度、表面張力在不同溫度下的值：表2-------2</p><p><b>　　二、設計說明書</b>&l

6、t;/p><p>　　蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產能力大，產品質量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應采用連續(xù)精餾過程。</p><p>　　蒸餾是通過物料在塔內的多次部分氣化與多次部分冷凝實現分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的

7、冷卻介質將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。</p><p><b>　　三．設計計算書</b></p><p><b>　　1.設計參數的確定</b></p><p><b>　　1.1進料熱狀態(tài)</b></p>

8、<p>　　根據設計要求，泡點進料，q＝1。</p><p><b>　　1.2加熱方式</b></p><p>　　精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠的熱量供應；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130℃）間接水蒸汽加熱

9、。</p><p>　　1.3 塔頂冷凝水的選擇</p><p>　　采用深井水，溫度t＝12℃</p><p>　　1.4回流比（R）的選擇</p><p>　　實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應考慮，隨R選值的增大，塔板數減少，設備投資減少，但因塔內氣、液流量L，V，L’，V’增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻

10、量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如下圖所示。總費用最低點對應的R值稱為最佳回流比。設計時應根據技術經濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R＝（1.2～2）Rmin。</p><p>　　2.理論塔板數的計算、實際板數的確定及熱量衡算</p><p><b>　　2.1理

11、論板數計算</b></p><p><b>　　2.1.1物料衡算</b></p><p>　　已知進料量為11700t/年，進料組成XF＝0.55，進料q＝1</p><p>　　一天以24小時計，則每小時的產量為1625kg/小時，化為摩爾量為Xf=////////////////////////////////////////

12、//////////////</p><p>　　設計要求：XD＝0.98，Xw=0.035</p><p>　　衡算方程 ： </p><p>　　2.1.2 相對揮發(fā)度的確定</p><p>　　㏒＝Ｐsat=A-Ｂ／（Ｔ＋Ｃ）　　</p><p>　　α頂=4.13 α底=3

13、.54</p><p>　　α= α=3.82</p><p>　　Xe=0.55代入公式的：</p><p>　　（Xe,Ye）=(0.55,0.824)</p><p>　　2.1.3Rmin的確定</p><p>　　2.1.4精餾段操作線方程的確定</p><p>&

14、lt;b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p>　　2.1.5精餾段和提餾段氣液流量的確定</p><p>　　已知 D＝38.15kmol/h R＝1.138</p><p>　　精餾段：L＝RD＝0.0121kmol/s</p><p>　　V＝（R＋1）D＝0.023kmol/s</p>&l

15、t;p>　　提餾段：L’＝L＋qF＝0.032kmol/s</p><p>　　V’＝V－（1－q）F＝V＝0.023kmol/s</p><p>　　2.1.6提餾段操作線方程的確定</p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　采用逐板計算法：</b>

16、</p><p>　　XD=y1=0.98 x1=0.928</p><p>　　y2=0.952 x2=0.839</p><p>　　y3=0.904 x3=0.711</p><p>　　y4=0.836 x4=0.572</p><p>　　y5=0.7

17、62 x5=0.456<0.55</p><p>　　因x5<xq，第五塊上升的氣相組成由提餾段操作方程計算，</p><p>　　y6=0.621 x6=0.300</p><p>　　y7=0.404 x7=0.151</p><p>　　y8=0.197 x8=0.06

18、0</p><p>　　y9=0.070 x9=0.020<0.035</p><p>　　所需總理論板數為9塊，第5塊板為加料板，精餾段需4塊板。</p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p><b>　　3.2熱量衡算</b></p><

19、p>　　3.2.1比熱容及汽化熱的計算</p><p>　　表3.2.1--------1</p><p>　　(1)塔頂溫度td =65.05℃時，內插法求得</p><p><b>　　同理可分別求出：</b></p><p>　　(3)進料塔溫度tF=72.25℃時，比熱容</p><p&

20、gt;　　(3)塔底溫度tw=96.76℃時，比熱容</p><p>　　(4)塔頂溫度下的汽化潛熱</p><p><b>　　根據內插法：</b></p><p>　　td =65.06℃ </p><p><b>　　3.2.2熱量衡算</b></p><p>

21、　?。?）0℃時塔頂上升的熱量，塔頂0℃為基準</p><p>　　（2）回流液的熱量 td =65.05℃ </p><p>　　(3)塔頂餾出液熱量 </p><p><b>　　(4)進料熱</b></p><p><b>　　(5)塔底殘液熱</b></p><p&g

22、t;<b>　　(6)冷凝管消耗熱</b></p><p>　　(7)再沸器提供熱：塔釜熱損失10%。即</p><p><b>　　即實際熱負荷：</b></p><p><b>　　計算得：</b></p><p>　　表3.2.2-------1</p>&

23、lt;p>　　4精餾塔工藝條件計算</p><p>　　4.1操作壓強的選擇</p><p>　　應該根據處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。</p><p>　　塔頂壓力P頂=101.3=101.3kPa

24、 </p><p>　　單板壓降ΔP=0.7kPa</p><p>　　進料板壓力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa</p><p>　　塔底壓力pw=101.3+0.7*20=115.3kPa</p><p>　　精餾段平均壓力pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa</p><p>　　

25、提留段平均壓力pm' =(107.6+115.3)/2=111.45kPa</p><p>　　4.2操作溫度的計算</p><p>　　利用汽液平衡數據利用數值插值法確定進料溫度tF、塔頂溫度tD、塔底溫度tW</p><p>　　塔頂溫度： tD=65.05 ℃</p><p>　　進料溫度： tF=72.

26、25℃</p><p>　　塔底溫度： tW=96.76℃</p><p>　　精餾段平均溫度：t1=69.15℃</p><p>　　提溜段平均溫度：t2=85.51℃</p><p>　　4.3塔內物料平均分子量、流量及密度的計算</p><p>　　4.3.1 密度及流量</p><

27、;p>　　甲醇分子量為：32.04kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量為：18.01 kg/kmol (Mb)　　　</p><p>　　加料甲醇含量：x=0.685(質量分數) 塔底甲醇含量：x=0.061（質量分數） 塔頂甲醇含量：x=0.898（質量分數）</p><p><b>　　Ⅰ、精餾段</b></p><p>　

28、　精餾段平均溫度：69.15℃</p><p>　　精餾段平均液相組成：</p><p>　　精餾段平均汽相組成：</p><p>　　精餾段液相平均分子量：</p><p>　　精餾段氣相平均分子量：</p><p><b>　　液相密度：</b></p><p><

29、;b>　　氣相密度：</b></p><p><b>　　液相流量：</b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p><b>　　Ⅱ、提餾段</b></p><p>　　提餾段平均溫度：85.51℃</p><p&g

30、t;　　提餾段平均液相組成：</p><p>　　提餾段平均氣相組成：</p><p>　　提餾段液相平均分子量：</p><p>　　提餾段氣相平均分子量： </p><p><b>　　液相密度：</b></p><p><b>　　氣相密度：</b></p>

31、<p><b>　　液相流量：</b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p><b>　　4.4塔徑的確定</b></p><p><b>　　4.4.1精餾段</b></p><p>　　欲求塔徑應先求出空塔氣速

32、u＝安全系數×umax </p><p><b>　　功能參數：</b></p><p>　　取塔板間距=0.45m，板上液層高度，</p><p>　　那么分離空間：- h1=0.45-0.06=0.39m</p><p>　　圖4.4.1-------1</p><p>　　從史密

33、斯關聯圖查得：，由于</p><p>　　圓整得 D=0.8m</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實際空塔氣速：</b></p><p><b>　　4.4.2提餾段</b></p><p><b>　

34、　功能參數：</b></p><p>　　取塔板間距=0.45m，板上液層高度，</p><p><b>　　那么分離空間：</b></p><p>　　- h1=0.45-0.06=0.39m</p><p>　　從史密斯關聯圖查得：，由于</p><p>　　圓整取： D'

35、=0.8m</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p><b>　　4.5塔有效高度</b></p><p><b>　　精餾段有效高度 </b></p><p>

36、<b>　　提餾段有效高度</b></p><p>　　從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米</p><p>　　所以應多加高(0.7-0.45)×[20/7]=0.75m</p><p>　　Z=+=3.6+4.5+0.75=8.85m</p><p><b&g

37、t;　　4.6整體塔高</b></p><p><b>　　(1)塔頂空間HD</b></p><p>　　取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m</p><p><b>　　(2)塔底空間</b></p><p>　　塔底儲液高度依停留4min而定</p>

38、;<p><b>　　m</b></p><p>　　取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.6米的人孔 1+0.3876=1.3876m</p><p>　　設置裙座H1=2.4m</p><p><b>　　(3)整體塔高</b></p><p>　　5.塔板主

39、要工藝參數確定</p><p><b>　　5.1溢流裝置</b></p><p>　　選用單溢流弓形管降液管，不設進口堰。</p><p><b>　　5.1.1堰長lw</b></p><p>　　取堰長lw=0.661D,lw=0.529m</p><p>　　5.1.

40、2出口堰高hw</p><p><b>　　查圖可知 </b></p><p><b>　　E=1.02</b></p><p>　　hw＝hL－h(huán)ow 其中 </p><p><b>　　h，</b></p><p>　　得how=0.

41、00603m ，how‘= 0.0073m </p><p>　　hw取0.0540m hw'取0.0527m</p><p>　　5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af</p><p><b>　　查圖知 m</b></p><p><b>　　精餾段：</

42、b></p><p>　　驗算液體在降液管內停留時間</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　驗算液體在降液管內停留</p><p>　　停留時間>5s 故降液管尺寸可用。</p><p>　　5.1.4降液管底隙高度</p><p>

43、<b>　　，取</b></p><p><b>　　則精餾段：</b></p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理</p><p>　　5.2塔板布置及篩孔數目與排列</p><p>　　5.2.1塔板的

44、分塊</p><p>　　D≥800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為3塊。</p><p>　　5.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p><b>　　取</b></p><p>　　5.2.3開孔區(qū)面積計算</p><p>　　5.2.4篩孔計算及其排列</p><p>

45、　　物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p>　　開孔率為φ=0.907</p><p><b>　　篩孔數目n為個</b></p><p>　　精餾段氣體通過閥孔的氣速:</p><p>　　提餾段氣體通過閥孔的氣速

46、: </p><p>　　6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高</p><p><b>　　可按下計算</b></p><p>　　∴精餾段=0.0331+0.0372+0.00210=0.0724m液柱</p><p>　　提餾段=0.0232+0.039+0.00339=0.0656m液柱</p><

47、;p><b>　　6.4漏液的驗算</b></p><p><b>　　篩板塔,漏液點氣速</b></p><p><b>　　帶入數據得：</b></p><p><b>　　精餾段，</b></p><p><b>　　提餾段</

48、b></p><p>　　實際孔速:精餾段＞,提餾段＞，</p><p><b>　　穩(wěn)定系數:</b></p><p><b>　　精餾段，</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　均大于1.5小于2,所以設計無明

49、顯液漏符合要求.</p><p><b>　　6.5液泛的驗算</b></p><p>　　為防止塔內發(fā)生液泛,降液管內清液層高Hd≤φ()</p><p>　　對于設計中的甲醇-水體系φ=0.5, Hd≤0.5=0.252m</p><p><b>　　由于板上不設進口堰</b></p>

50、;<p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　所以不會發(fā)生淹泛現象</p><p>　　以上各項流力學驗算可認為精餾段、提溜段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。</p

51、><p><b>　　7.5液泛線</b></p><p><b>　　Hd=φ()</b></p><p><b>　　由，，，</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　其中帶入數據<

52、;/b></p><p><b>　　精餾段 提餾段</b></p><p><b>　　所以精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　7.2-------3</p><p>　　8. 輔助設備及零件設計&l

53、t;/p><p>　　8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）</p><p>　　甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式</p><p>　　8.1.1.1估計換熱面積</p><p>　?、伲状?水冷凝蒸汽的數據</p><p>　　tD=65.05℃冷凝蒸汽量：</p><p>　　由于甲醇摩爾

54、分數為0.98,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg </p><p>　?、冢淠紲貫?2℃，取冷凝器出口水溫為20℃，在平均溫度</p><p>　　物性數據如下（甲醇在膜溫40.3℃下，水在平均溫度16℃下）</p><p>　?、踑. 設備的熱參數：</p><p><b>　　b．水的流量：<

55、/b></p><p><b>　　c．平均溫度差：</b></p><p>　　根據“傳熱系數K估計表”取K=2000W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面積的估計值為：</p><p>　　安全系數取1.2 換熱面積A=1.2*8.21=9.852m2</p><p>　　管子

56、尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s</p><p><b>　　管數：個</b></p><p><b>　　管長：</b></p><p><b>　　取管心距</b></p><p>　　殼體直徑取600mm</p><p>　　折流板：

57、采用弓形折流板</p><p>　　取折流板間距B=200mm</p><p>　　由上面計算數據，選型如下：</p><p>　　核算管程、殼程的流速及Re:</p><p><b>　?。ㄒ唬┕艹?lt;/b></p><p><b>　　流通截面積：</b></p>

58、;<p><b>　　管內水的流速</b></p><p><b>　　（二）殼程</b></p><p>　　流通截面積： 取=10</p><p><b>　　殼內甲醇-水流速 </b></p><p><b>　　當量直徑 </b>&l

59、t;/p><p>　　8.1.1.2計算流體阻力</p><p><b>　　管程流體阻力</b></p><p>　　設管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數λ=0.022</p><p><b>　　符合一般要求</b></p

60、><p><b>　　殼程流體阻力</b></p><p>　　Re=417.08<500，故</p><p>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　擋板數塊 </b></p><p><b>　　代入得 </b>&

61、lt;/p><p>　　取污垢校正系數F=1.0</p><p>　　故管殼程壓力損失均符合要求</p><p>　　8.1.1.3計算傳熱系數</p><p><b>　　管程對流給熱系數</b></p><p>　　膜的雷諾數所以為垂直湍流管</p><p><b&g

62、t;　　=0.56×104</b></p><p><b>　　殼程對流給熱系數</b></p><p><b>　　Re=417.08</b></p><p><b>　　Pr0===8</b></p><p><b>　　=0.36</

63、b></p><p><b>　　=837.8</b></p><p><b>　　計算傳熱系數</b></p><p>　　取污垢熱阻 Rs0.15m℃/kW Rs=0.58 m℃/kW</p><p>　　以管外面積為基準 則K==2.357kW/(m2.℃)</p>&

64、lt;p>　　計算傳熱面積 A=m2</p><p>　　所選換熱器實際面積為</p><p>　　A=n=8.22m2</p><p><b>　　裕度</b></p><p><b>　　所選換熱器合適</b></p><p><b>　　釜式再沸器：&

65、lt;/b></p><p><b>　　計算熱負荷：</b></p><p>　　考慮到5%的熱損失后 </p><p>　　選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，℃</p><p>　　因兩側均為恒溫相變 ℃</p><p>　　取傳熱系數K=1000W/（m2.K）</p>

66、<p><b>　　估算傳熱面積</b></p><p>　　取安全系數0.8，實際傳熱面積A=60.47/0.8=75.58m2</p><p><b>　　原料預熱器</b></p><p>　　原料加熱：采用壓強為270.25kPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130℃，冷凝溫度至130℃流體形式，采用逆流加熱　

67、　 查表Cp甲醇=2.87 kJ/(kg?K) Cp水=4.19kJ/(kg?K)摩爾分數 xF=0.55根據上式可知：Cpc=2.87×0.55+4.19×0.45=3.464kJ/(kg?K)設加熱原料溫度由20℃到72.25℃ </p><p>　　考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數K=800 w/(m2?K)計算傳熱面積：</p><p&

68、gt;<b>　　℃</b></p><p>　　取安全系數為0.8 A實際=1.40/0.8=1.75m2</p><p>　　8.2.2釜殘液出料管</p><p><b>　　釜殘液的體積流量：</b></p><p>　　取適宜的輸送速度uw=1.6m/s則</p>&l

69、t;p>　　經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：20mm2.5mm </p><p><b>　　8.2.3回流液管</b></p><p><b>　　回流液體積流量</b></p><p>　　利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么</p><p>　　經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：?3

70、0mm2.5mm </p><p>　　8.2.4再沸器蒸汽進口管</p><p>　　V=0.023×18/0.65=0.637</p><p>　　設蒸汽流速為23m/s, </p><p>　　經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：?325mm12.5mm </p><p>　　8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口

71、管</p><p>　　V=0.023×32.04/1.147=0.64</p><p>　　設蒸汽流速為20m/s, </p><p>　　經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：?426m13mm m </p><p><b>　　8.2.6冷凝水管</b></p><p>　　深井水溫度為1

72、2℃，水的物性數據：</p><p>　　ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,</p><p>　　深井水的質量流率，取流速為2m/s</p><p><b>　　管徑</b></p><p>　　選取 Φ159×4.5mm熱軋無縫鋼管</p><p><b>　　實際

73、流速為</b></p><p><b>　　8.3冷凝水泵</b></p><p><b>　　雷諾數</b></p><p>　　取ε=0.01，,查圖摩擦系數λ=0.0315</p><p>　　各管件及閥門阻力系數如下:</p><p><b>　

74、　設管長為5米,</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=4.44</b></p><p>　　揚程 取20m </p><p><b>　　流量</b></p><p>　　選擇IS100-65-2

75、50型離心泵,參數為</p><p>　　流量V=120,揚程,H=74.5m轉速</p><p>　　泵效率,?=73%軸功率Na=33.3kW</p><p><b>　　9.設計結果匯總</b></p><p>　　篩板塔設計計算結果及符號匯總表</p><p>　　10. 參考文獻及設計手

76、冊</p><p>　　1.管國鋒.趙汝溥.化工原理（第二版），北京:化學工業(yè)出版社，2003. </p><p>　　2.湯金石等 化工過程及設備課程設計 北京：化學工業(yè)出版設，1998</p><p>　　3.國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院.化工工藝設計手冊（上、下），北京:化學工業(yè)出版社，1996.</p><p>　　4.賈紹義，柴誠

77、敬?；ぴ碚n程設計（化工傳遞與單元操作課程設計），天津:天津大學</p><p><b>　　版社，2002， </b></p><p>　　5.王國勝。化工原理課程設計，大連:大連理工大學出版社，2006</p><p>　　6.姚玉英,陳常貴, 柴誠敬.《化工原理》（上、下冊），天津:天津大學出版社，2003</p>

78、<p>　　7.譚天恩，竇梅，周明華 等編著. 化工原理(第三版)，北京:化學工業(yè)出版社，2006.</p><p>　　8.陳英南，劉玉蘭. 常用化工單元設備的設計.上海:華東理工大學出版社,2005</p><p>　　9.柴誠敬，王軍.張纓.化工原理課程設計，天津科學技術出版社，天津:2006.</p><p>　　10.劉雪暖 湯景凝等 化工原

79、理課程設計 山東：石油大學出版社，2001</p><p><b>　　四．設計感想</b></p><p>　　進行了整整兩周的化工原理課程設計終于告一段落，對我自己而言兩周的辛勤勞動是收獲頗豐的?？偨Y于下：</p><p>　　對化工設計有了比較深刻的認識，在平常的化工原理課程學習中總是只針對局部進行了計算，而對參數之間的相互關聯缺乏認識。

80、平常的學習總會有題設的條件，省去了我們很多勞動，但在設計中大量用到了物性數據是我們需要自己去查取的。我學會了去互聯網上查取這些數據，如在中科院過程工程研究所的數據庫中就有許多我們所需要的數據。</p><p>　　設計中我學會了離開老師進行自主學習，參看多本指導書，還查閱了一些超星圖書館中的資料。這樣的設計讓我從中獲得了一些自信，覺得專業(yè)還是學了不少東西的，至少學會了一種研究的方法，將來工作中或學習遇到了什么困難

81、或從未接觸過的領域，我也不再會感到畏懼。因為我已經有了一定的自主研究的能力，我能通過自學慢慢的將問題化解。</p><p>　　設計幫助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用電腦上網，進行些娛樂活動，真正這些實用的軟件卻觸碰的很少，雖然以前有學過但隔的時間也比較久了，大多都淡忘了。設計中需要用到CAD畫理論塔板數，但我去網上尋找到了另外一個數學公式畫圖軟件，可以直接將公式轉換成圖像，也挺好用

82、的，算是個小創(chuàng)新把。逐板計算中我發(fā)現自己光用計算器算起來太繁瑣了而且正確率也讓人質疑，我想起了我們學過的c++編程，真的只需要短短的一個程序就能將問題很快的解決。忽然發(fā)現一個好工程師應該知識淵博，因為很多學科對他都是很有幫助的。我現在還處在一個學習知識的階段一個接受新事物的黃金階段，以前認為的計算機過了級拿到證書就了事的想法真的很幼稚，那些知識在今天還都能夠用上，為了今后不再有今天這樣的遺憾，我決定今后更加扎實的學習，拓寬自己的知識面。

83、后來還是用excel添加公式然后循環(huán)拖放將所有板上的氣液組成算出來了。</p><p>　　設計教會了我耐心，很多地方都是需要先假設數據，再驗算，不符合時再調整數據重新進行驗算。很多地方我都不得不重復的算上好幾遍，而且大量繁瑣的計算要求我必須克服毛躁的毛病，計算必須準確到位才能更快的完成設計任務。</p><p>　　由于時間比較有限，塔釜的再沸器和進料的預熱器的計算只能略去了，可能還存在