年產(chǎn)8萬(wàn)噸甲醇水常壓連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)

1、年產(chǎn)8萬(wàn)噸甲醇水常壓連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)目錄1 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件.32 工藝流程及設(shè)計(jì)方案的確定.43 物性數(shù)據(jù).54 精餾塔的物料衡算.55 精餾塔的能量衡算.76 塔板數(shù)的確定137 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.178 精餾塔的塔體工藝尺寸的確定.219 塔板主要工藝尺寸的確定.22.10 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算2711 塔板的負(fù)荷性能圖3212 精餾塔接管尺寸計(jì)算3313 精餾塔的設(shè)計(jì)總表3614 設(shè)計(jì)體會(huì)和收獲3815 重要符號(hào)說(shuō)明4016 參考文獻(xiàn)4317 附圖441 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.1設(shè)計(jì)題目在抗生素類藥物生產(chǎn)過(guò)程中，需要用甲醇溶媒洗滌晶體，洗滌過(guò)濾后產(chǎn)生廢甲醇溶媒,

2、其組成為含甲醇46%、水54%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），另含有少量的藥物固體微粒。為使廢甲醇溶媒重復(fù)利用，擬建立一套板式精餾塔，以對(duì)廢甲醇溶媒進(jìn)行精餾，得到含水量0.3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的甲醇溶媒。設(shè)計(jì)要求廢甲醇溶媒的處理量為 80000 噸/年，塔底廢水中甲醇含量0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。1.2設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件（1）原料液含甲醇46（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為水；（2）餾出液含甲醇99.7，殘液含甲醇99.5；（3）泡點(diǎn)進(jìn)料；（4）料液可視為理想溶液；（5）年產(chǎn)80000噸；（5）操作條件：常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；塔頂壓力 常壓；直接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕壓）；冷卻水進(jìn)口溫度

3、300c，出口溫度450c；設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5。1.3塔板類型因廢甲醇溶媒中含有少量的藥物固體微粒，選用浮閥塔板。1.4工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。1.5廠址廠址為長(zhǎng)沙地區(qū)。2 工藝流程及設(shè)計(jì)方案的確定2.1工藝流程圖見(jiàn)附圖12.2 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為甲醇的精餾。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3 需要用到的相圖數(shù)據(jù)：表1 甲醇水汽液相平

4、衡摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.6654 精餾塔的物料衡算4.1 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率xf=

5、=0.324xd= =0.995xw= =0.003 圖1 物料平衡圖4.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量mf=0.324×32.04+(10.324)×18.02=22.56 kmol/hmd=0.995×32.04+(10.995)×18.02=31.97 kmol/hmw=0.003×32.04+(10.003)×18.02=18.06 kmol/h 4.3 物料衡算日流量 f=492.52 kmol/h總物料衡算 f=d+w乙醇物料衡算 f×0.324=0.995×d+0.003×w計(jì)算得

6、： d=159.37kmol/h w=333.15 kmol/h 質(zhì)量衡算 1111.11dw1111.11×0.460.997d0.005w解得： d509.63kg/h w601.48kg/h 表2 物料衡算表進(jìn)出項(xiàng)目數(shù)量（kg/h）項(xiàng)目數(shù)量（kg/h）進(jìn)料f合計(jì)1111.111111.11產(chǎn)品d塔底出量w合計(jì)509.63601.481111.115 熱量衡算5.1塔頂冷凝器的熱量衡算（1）熱量衡算式如圖所示，根據(jù)熱量衡算式，有： qvqwqlqd 圖2 塔頂能量平衡圖式中 qv塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； ql回流液帶出系統(tǒng)的熱量； qd餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； qw冷凝水帶出系統(tǒng)的

7、熱量。（2）各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸氣組成 xd=0.995，通過(guò)氣液平衡數(shù)據(jù)表，經(jīng)插值可知塔頂蒸氣溫度為64.6，改溫度也為回流液和餾出液的溫度。由給定條件知：塔頂?shù)牟僮鲏簭?qiáng)為 p101.3kpa（3）基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kpa、64.6的液態(tài)甲醇和水為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，則： qlqd0（4）各股物流熱量的計(jì)算查的甲醇與水在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為：vhm甲醇（tb）=39.234kj/mol vhm水（tb）=40.66kj/mol正常沸點(diǎn)分別為： tb甲醇337.65k tb水373.15k使用watson公式計(jì)算甲醇和水在64.6的汽化焓： 式中 對(duì)比溫度； tc臨界溫度。查的

8、甲醇和水的臨界溫度分別為：tc甲醇513.15k tc水647.30k對(duì)于甲醇： 對(duì)于水： 由此可計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：qwkj/h（5）冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm，則：qwqmcp(t2t1)已知：t130 t245以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在37.5時(shí)的比熱容為： cpm4.175kj/(kg.) 5.2 全塔的熱量衡算如圖3所示，對(duì)精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。qfqwqdqlqwqv圖3 全塔能量平衡圖（1）熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得：由設(shè)計(jì)條件知： ql5%qv0.05qv qf0.95qvqdqwqw式中

9、 qf進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量； qv加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量； qd餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； qw釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量； qw冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量； ql熱損失。（2）各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為：tf79.8 td64.6 tw99.5（3）基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kpa、64.6的液態(tài)甲醇和水為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則：qd=0（4）各股物流熱量的計(jì)算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計(jì)算各股物流的熱量。據(jù)： cpmabtct2dt3查得：（甲醇） a=20.4 b=103.7×103 c=24.64×106

10、（水） a=30.0 b=10.7×103 c=33000故甲醇的比熱容為：水的比熱容為：由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為： 將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中：291045.940.95qv0396736.47+17386070解得： qvkj/h熱損失為： ql0.05qv920618.9753（kj/h）（5）加熱蒸汽的用量設(shè)加熱蒸汽的用量為qm，則： qvqm.r已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kj/kg由此可求得加熱蒸汽用量為：（6）熱量衡算表 表3 熱量衡算表 基準(zhǔn)：1h輸 入輸 出項(xiàng)目kj項(xiàng)目kj進(jìn)料291045.94餾出液0

11、加熱蒸汽18410726.87釜?dú)堃?96736.47冷卻水17394000熱損失921036.3437總計(jì)18711772.8118711772.816 塔板數(shù)的確定6.1 理論塔板數(shù)nt的求取對(duì)于甲醇水溶液的物系，可釆用圖解法求理論塔板數(shù)。由手冊(cè)查得甲醇水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見(jiàn)圖4。圖4 甲醇水汽液相平衡圖求最小回流比和操作回流比。釆用作圖法求最小回流比rmin。在圖2中，以x=0.324作垂線，與平衡線交于點(diǎn) f(0.324,0.680)，因此最小回流比為rmin=0.89取操作回流比為r2rmin2×0.891.78求精餾塔的氣、液相負(fù)荷lrd1.78×

12、;159.37283.68 kmol/hv(r1)d(1.781)×159.37443.05 kmol/hl=l+f=283.68+492.52=776.2 kmol/hv=v=443.05 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為=提餾段操作線方程為 圖解法求理論塔板數(shù)釆用作圖法求理論塔板數(shù)，如圖5所示。總理論塔板數(shù)nt12進(jìn)料板位置nf106.2 實(shí)際板層數(shù)的求取塔釜組成=0.003，溫度為372.65k塔頂組成=0.995，溫度為337.75k平均溫度為（372.65+337.75）/2=355.10k當(dāng)溫度為355.10k時(shí)，查手冊(cè)，得：相對(duì)揮發(fā)度的求?。杭状嫉恼７悬c(diǎn)為3

13、38.3k，水的正常沸點(diǎn)為373.15k又知，對(duì)于醇類：代入數(shù)據(jù)，得：取板效率為0.50，實(shí)際板np=12/0.50=24塊精餾段np=9/0.50=18塊 提餾段np=3/0.50=6塊 圖5 理論塔板數(shù)的求取圖7 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算7.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力： pd101.3kpa每層塔板壓降：pf0.7kpa進(jìn)料板壓力： pf101.30.7×18=113.9kpa精餾段平均壓力： pm（101.3113.9）/2=107.6kpa7.2 操作溫度計(jì)算塔頂溫度： 從平衡數(shù)據(jù)可查得xd0.995時(shí)，td=64.6進(jìn)料板溫度： 從平衡數(shù)據(jù)可查得xf0.24時(shí)，

14、tf=79.8精餾段平均溫度：tm=（64.679.8）/2=72.27.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算7.3.1 塔頂 xd=y1=0.995,查平衡曲線得到： x1=0.988氣相 mvdm=0.995×32.04+(1-0.995)×18.02=31.97/kmol液相 mldm=0.988×32.04+0.012×18.02=31.87/kmol7.3.2 進(jìn)料板由氣液平衡相圖可知:yf=0.620時(shí)，xf=0.240 故：氣相 mvfm=0.620×32.04+(1-0.620)×18.02=26.71/kmol液相 mlfm=0.2

15、40×32.04+(1-0.240)×18.02=21.38/kmol7.3.3精餾段平均摩爾質(zhì)量氣相 mvm= (31.97+26.71)/2=29.34/kmol液相 mlm= (31.87+21.38)/2=26.63/kmol7.4 平均密度的計(jì)算塔頂操作壓力： pd101.3kpa每層塔板壓降：pf0.7kpa進(jìn)料板壓力： pf101.30.7×18=113.9kpa精餾段平均壓力： pm（101.325113.9）/2=107.6 kpa7.4.1 氣相平均密度v=1.10kg/m37.4.2 液相平均密度/lm=塔頂:因?yàn)?t塔頂=.，查表甲醇=60

16、/m3， 水=980.7/m3代入上式ldm=760.5/m3進(jìn)料板: 因?yàn)閤進(jìn)料板 =0.240，由手冊(cè)查得：t進(jìn)料板=79.8所以:進(jìn)料板甲醇=732/m3，水=974.89/m3 進(jìn)料板的質(zhì)量分率=0.360lfm=870.9/m3精餾段液相平均密度：l= (ldm+lfm)/2= (760.5+870.9)/2=815.7/m37.5 表面張力由公式m=分別進(jìn)行計(jì)算7.5.1 塔頂由td=64.6查手冊(cè)得：甲醇 =18.6mn·m-1 水=65.2 mn·m-1 m頂=0.995×18.6+0.005×65.2=18.74mn/m7.5.2 進(jìn)料

17、板由tf=79.8 ，查手冊(cè)得：甲醇 =17.3 mn·m-1 水=62.69 mn·m-1m進(jìn)=0.24×17.3+0.76×62.69=51.80 mn/m7.5.3 精餾段液相平均表面張力為：m精=35.27mn/m7.6 液體平均粘度的計(jì)算液體平均粘度的計(jì)算公式lglm=7.6.1 塔頂由tp=64.6,查手冊(cè)得甲醇=0.332mpa·s； 水=0.4355mpa·slgldm=0.995lg(0.332)+(10.995)lg(0.4355)得 ldm=0.332 mpa·s7.6.2 進(jìn)料板t進(jìn)料板=79.8,查

18、手冊(cè)得甲醇=0.253mpa·s； 水=0.3610mpa·s得 lfm=0.331 mpa·s7.6.3 精餾段液體平均粘度0.5×(0.3320.331)0.332 mpa·s8 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算vs=3.283m3/sls=0.0026 m3/s8.1塔徑的計(jì)算()1/2= ()1/2=0.0216取ht=0.45m,取板上清液hl=0.08m,則ht-hl=0.37m查史密斯關(guān)聯(lián)圖c20=0.075c=c20()0.2=0.075×()0.2=0.084umax=c=0.084=2.29m/s取安全系數(shù)為0.65u=0

19、.65umax=1.49m/sd=1.675m取d=1.8mat=d2=2.545m2實(shí)際空塔氣速u=m/s8.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度為m提餾段的有效高度為在進(jìn)料板上開(kāi)4個(gè)人孔，每個(gè)的高度為0.8m故精餾塔的有效高度為m9 塔板的主要工藝尺寸計(jì)算9.1溢流裝置的計(jì)算因塔徑d1.8m,可選用單溢流弓形降液管，釆用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：9.1.1 堰長(zhǎng)lw取lw0.647dlw0.647d0.647×1.81.165m9.1.2 溢流堰高度hw由hwhl-how選用平直堰，堰上液層高度how由式計(jì)算，即how=×e()2/3取e=1how=×()

20、2/3=0.011m取板上清液高度hl=0.08mhw=hl-how=0.08-0.011=0.0690m9.1.3 弓形降液管寬度wd與降液管面積af由lw/d=0.647,查弓形降液管的寬度與面積圖得：wd/d=0.0674 af/at=0.1285wd=0.1285×d=0.1285×1.8=0.214maf=0.0674××d2=0.0674×at=0.1719.1.4 液體在降液管中的停留時(shí)間t=29.60s>5s經(jīng)檢驗(yàn)，降液管設(shè)計(jì)符合要求。9.1.5 降液管底隙高度h0取降液管底的流速為 =0.08m/s,根據(jù)h0=ls/(l

21、w×)計(jì)算得：h0=0.028mhw-h0=0.069-0.028=0.041>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，符合要求。9.2 塔板布置9.2.1 塔板的分塊因?yàn)閐1800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。9.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取ws=0.09m,wc=0.08m9.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積按下式計(jì)算，即aa=2(x+sin-1)其中 x=d/2-（wd+ws）=1.8/2-(0.214+0.09)=0.596mr=d/2-wc=1.8/2-0.08=0.82m故 aa=2(x+sin-1)=2×(0.596×+0.563+0

22、.547 )=1.765m2 9.2.4塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子f0=10，閥孔直徑d0=0.039m 用下式求孔速u0,即m/s依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：251個(gè)浮閥排列方式釆用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.1m=100mm，則由下式估算孔心距t，即t0.07m故取 t0.06m按t=0.1m ,t0.06m以等腰三角形叉排方式作圖，見(jiàn)圖6，排得閥孔數(shù)為244個(gè)。按n244重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：m/s又由可得f011.81閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率u/u0 =1.49/11.26×100%=13.23%<14%,符合

23、要求。圖6塔板布置圖10塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算10.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降氣體通過(guò)塔板壓降hp可根據(jù)下式計(jì)算：hp=hc+hl+h10.1.1 干板阻力hc干板阻力hc可由下式計(jì)算hc=19.9其中 u0c =9.97m/s因?yàn)閡0>u0c，故按下式計(jì)算hchc=*5.340.0465m10.1.2 板上充氣液層的阻力hl 本設(shè)備分離甲醇水混合物系，即液相為水，可取充氣系數(shù)e00.5，依式計(jì)算：hle0hl0.5×0.080.04m10.1.3 液體表面張力所形成的阻力液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算,即hp=hc+hl =0.046500.040.0865m單板壓降pp

24、=0.0865×815.7×9.81=692.17pa<0.7kpa,故滿足要求。10.2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度hd(ht+hw)，hd可由下式計(jì)算，即：hdhphl+hd 10.2.1 氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萮p前已算出: hp0.0865m10.2.2 液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)口堰，故可由下式計(jì)算：0.00097 m10.2.3 板上液層高度前已選定板上液層高度為hl0.08m則hd0.0865+0.00097+0.08=0.16747 m取=0.5,又已選定ht0.45m，hw0.068 m則（ht+hw）

25、0.5（0.450.069）0.2595m可見(jiàn)： hd（ht+hw），符合防止淹塔的要求。10.3 液沫夾帶10.4液沫夾帶線 按泛點(diǎn)率80%計(jì)算，將各已知數(shù)整理得 =4.106 （1）10.5 漏液線對(duì)于f1型重閥，依計(jì)算f0u0=5,則：u0=5/又知?jiǎng)t得式中d0、n、均為已知值，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。以f05作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則：=1.39m3/s （2）10.6液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s。依式知：液體在降液管中停留時(shí)間 =3-5s求出上限液體值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎

26、直線。以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則：（）max =0.01539 m3/s (3)10.7 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 how=×e()2/3=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。0.006=×e()2/3所以 ls,min=0.00099m3/s (4)10.8 液泛線聯(lián)立以下三式：hp=hc+hl+hhd=hp+hl+hdhd（ht+hw)得（ht+hw)hp+hl+hdhc+hl+h+hl+hd由上式確定液泛線。忽略式中的h項(xiàng)，將以下五式代入上式，得到+因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，

27、則ht、hw、h、lw、v、l、e0及等均為定植，而u0與vs又有如下關(guān)系：式中閥孔數(shù)n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化為與的如下關(guān)系式：a2 =b-c2 -d2/3即2=24.1-33284.722 154.382/3 (5)在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依式（2）計(jì)算出相應(yīng)的值列于以下附表中。表4 液泛線數(shù)據(jù)表0.0010.0050.010.0154.754.333.692.6811 塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)(0.0026,3.283)（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。（2）塔板的氣相負(fù)荷上限由液沬夾帶線控制，操作下限由漏液控制。（

28、3）按照固定的液氣比，由圖查出氣相負(fù)荷上限(vs)max=4.106m3/s ,氣相負(fù)荷下限vs=1.39m3/s，所以：操作彈性2.954圖7 塔板負(fù)荷性能圖12塔進(jìn)出口管徑的選擇12.1 蒸汽管vs=，d為蒸汽管的直徑， u為氣體速度，高壓下u取為40m/sd=0.323m=323mm12.2 回流管通常，重力回流管內(nèi)液流速度u取0.20.5m/s，強(qiáng)制回流（由泵輸送）u取1.52.5m/s。12.3 進(jìn)料管f=492.52kmol/h 12.4 出料管管徑w=333.15kmol/h t=99.5kg/mol 12.5塔頂出氣管徑12.6冷卻水管徑管徑的選擇見(jiàn)下表：表5 塔進(jìn)出口管徑列表

29、蒸汽管回流管出料管管徑進(jìn)料管塔頂出氣管徑冷卻水管徑0.323m0.0453m0.045m0.0297m0.467m0.199m13. 精餾塔的設(shè)計(jì)總表表6計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng) 目計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)107.6略各段平均溫度tm，72.2平均流量氣相3.283液相0.0026實(shí)際塔板數(shù)n，塊24板間距0.45板的高度z，m13.1塔徑d，m1.8空塔流速u，m/s1.290塔板液流形式單流型溢流裝置溢流管形式弓形略堰長(zhǎng)，m1.165堰高，m0.069溢流堰寬度，m0.214管底與受液盤距離，m降液管內(nèi)清液層高度0.0280.00097板上清液高度，m0.08孔徑的d0，mm39 孔間距t，

30、mm100孔數(shù)n，個(gè)244略篩孔氣速11.26塔板壓降0.684液體在降液管中的停留時(shí)間t，s29.6泛點(diǎn)率66.86%負(fù)荷上限液沫夾帶控制負(fù)荷上限漏液線控制略氣相最大負(fù)荷4.106氣相最小荷 1.390操作彈性2.95414 設(shè)計(jì)體會(huì)和收獲經(jīng)過(guò)了一個(gè)月的辛苦奮斗，設(shè)計(jì)說(shuō)明書終于快完稿了，我經(jīng)歷了剛開(kāi)始拿到題目的迷茫無(wú)措到現(xiàn)在的胸有成竹。看著自己的設(shè)計(jì)成果，心里感到由衷的欣慰。從開(kāi)始的計(jì)算到現(xiàn)在的基本完成，我們努力了一個(gè)月。在這一個(gè)月里我遇到了許多的困難，但也收獲了很多。 接到了設(shè)計(jì)題目后，我們馬上就開(kāi)始了數(shù)據(jù)的計(jì)算，我一點(diǎn)都不敢掉以輕心，跟著書上的指導(dǎo)，一步一步的進(jìn)行，可是誰(shuí)知道，我馬上遇到

31、了問(wèn)題，在我們這個(gè)設(shè)計(jì)中，最前面就得把理論塔板數(shù)計(jì)算出來(lái)，而理論塔板數(shù)的計(jì)算需要經(jīng)過(guò)畫圖才能得到。只得重新準(zhǔn)備作圖工具，在坐標(biāo)紙上一點(diǎn)點(diǎn)的描點(diǎn)畫圓滑的曲線，常常是畫出來(lái)覺(jué)得太丑就擦了重來(lái)，經(jīng)常畫完一張圖抬頭眼前一片漆黑，不過(guò)成就感也油然而生。開(kāi)始計(jì)算時(shí)，總發(fā)現(xiàn)缺少數(shù)據(jù)，無(wú)法進(jìn)行下去，然后不得不跑來(lái)跑去，一會(huì)在圖書館的書架上尋找，一會(huì)又去老師那詢問(wèn)?？墒?，那些書似乎更我過(guò)不去一樣，總是找不到要的那一本。有時(shí)甚至在前幾分鐘還看到，要的時(shí)候就是忘了是哪一本，又得從頭至尾地找一遍那一個(gè)架子上的書。也會(huì)有完全不知道怎樣找到相關(guān)資料的時(shí)候。例如我們?cè)诓檎壹状嫉谋砻鎻埩r(shí)，發(fā)現(xiàn)幾本書上的數(shù)據(jù)都不同而且不精確

32、，問(wèn)了老師才知道應(yīng)該用那本書，通過(guò)這次我學(xué)到搞設(shè)計(jì)要多么的講究精益求精，要真正仔細(xì)。但是，那些計(jì)算又非順利的。對(duì)那些范圍內(nèi)的取值往往要三次以上才取到對(duì)的值，而且計(jì)算式特別長(zhǎng)。這樣的計(jì)算過(guò)程重復(fù)性多，有時(shí)計(jì)算時(shí)間長(zhǎng)了頭腦也開(kāi)始不清醒，更容易出錯(cuò)，更要重復(fù)計(jì)算。然而，計(jì)算結(jié)果出來(lái)后，又覺(jué)得一切很值。隨著設(shè)計(jì)的順利進(jìn)行，使我的信心倍增，越來(lái)越喜歡這種清除障礙克服困難的感覺(jué)。當(dāng)遇到疑問(wèn)時(shí)，就找到幾個(gè)計(jì)算同一個(gè)題目的同學(xué)討論最好的計(jì)算方法，讓我們都能達(dá)到事半功倍的效果。大家在討論的過(guò)程中也能發(fā)現(xiàn)一些自己計(jì)算過(guò)程中的不足。作主體設(shè)備圖時(shí)，發(fā)現(xiàn)早把學(xué)的機(jī)械制圖忘得差不多，不知道哪些地方該用hb的筆畫，哪些地方該用2b的筆畫。好不容易畫了