甲醇水分离精馏塔的设计说明书

化工原理课程设计设计题目：甲醇水别离精馏塔设计姓名： 兰晓英 班级： 化工081班 学号： 202100601001 指导老师： 罗建平 设计时间：2021年6月15日设计成绩： 甲醇-水别离过程精馏塔的设计(一) 设计题目 甲醇-水别离过程精馏塔的设计二操作条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶媒重复利用，拟建立一套板式精馏塔，以对废甲醇溶媒进行精馏。设计要求及条件如下： 1处理量：23000+801吨/年 2. 料液组成质量分数：含甲醇45%、水55% 3. 塔顶产品组成质量分数：含水量0.3% 4. 塔底沸水中甲醇含量质量分数：0.5%5操作压力： 常压 6进料热状态： 泡点进料 7回流比： 2Rmin8塔底加热蒸气压力 0.3Mpa表压三塔板类型浮阀塔四工作日每年工作日为330天7920小时，每天24小时连续运行五设计内容 1、设计说明书的内容 1)设计方案确实定及流程说明2) 精馏塔的物料衡算； 3) 塔板数确实定； 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 6) 塔板主要工艺尺寸的计算； 7) 塔板的流体力学验算； 8) 塔板负荷性能图； 9) 设计结果一览表；10) 板式塔的结构计算； 11) 附属设备的计算机选型；12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图A3号图纸； 2) 绘制精馏塔的工艺图A3号图纸； 3) 绘制塔板构造图A3号图纸。目录1设计方案确实定说明书及工艺流程草图12精馏塔的物料衡算12.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率12.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量12.3物料衡算23塔板数确实定2理论板层数的求取2相对挥发度的求取2求最小回流比及操作回流比2求精馏塔的气、液相负荷3求操作线方程3采用逐板法求理论板层数4实际板层数的求取4液相的平均粘度4全塔相对挥发度5全塔效率ET 和实际塔板数54精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5操作压力的计算5操作温度计算5平均摩尔质量计算5平均密度计算6气相平均密度计算6液相平均密度计算6液体平均外表张力的计算74.6液体平均粘度85精馏塔的塔体工艺尺寸计算8塔径的计算8精馏塔有效高度的计算96塔板主要工艺尺寸的计算9溢流装置计算9堰长9溢流堰高度9弓形降液管宽度和截面积10降液管底隙高度10塔板布置及浮阀数目与排列106.3 浮阀塔的型号选取117塔板的流体力学验算12塔板压降12干板阻力计算12板上充气液层阻力计算12液体外表张力所的阻力的计算12淹塔13液沫夹带138塔板负荷性能图14雾沫夹带线14液泛线14液相负荷上限线15漏液线15液相负荷下限线168.6塔板负荷性能图及浮阀塔板工艺设计结果169精馏塔塔高的计算和设计179.1塔顶空间高度179.2塔底空间高度189.3人孔尺寸189.4进料段高度189.5塔总高度189.6支座高度1810接管尺寸设计18塔顶蒸气管18回流管19输料管20塔釜出液管2010.5蒸汽喷出器管径dp2110.6饱和蒸气管径db2210.6.1釜液蒸气管径db12210.6.2进料管径db22311辅助设备的计算2411.1再沸器2411.2料液预热器2411.3塔顶冷凝回流器2511.4塔顶产品冷却器2511.5塔底产品冷却器2512贮罐的计算2612.1原料罐2612.2塔顶产品罐2612.3塔底产品罐2713封头的计算2714料液输送泵的选型2715设计过程评述和有关问题的讨论2816图纸设计2917参考文献2918主要符号说明301 设计方案确实定本设计任务为别离甲醇水混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部加回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计使用的是浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。甲醇具有腐蚀性，所以浮阀塔适合本设计的要求。工艺流程草图1：图1甲醇-水别离工艺流程草图2 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =/kmol水的摩尔质量 =/kmol22.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量1515) 18.02=kg/kmol9532.04+(1-0.995) 18.02=kg/kmol0303) 18.02=18.06kg/kmol2.3 物料衡算原料处理量 总物料衡算 =D+W甲醇物料衡算 联立解得 D=41.039kmol/h W=89.391kmol/h3 塔板数确实定3.1 理论板层数的求取3.1.1 相对挥发度的求取由，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2表1温度/xy温度/ x y1000.15表2温度/挥发度温度/挥发度78 66所以3.1.2 求最小回流比及操作回流比泡点进料：由q线与平衡线的交点exe，ye作图可得： 图2 甲醇-水的y-x相图在上图中我们可以得到q线与平衡线的交点为exe，ye=0.315，0.675故最小回流比为=取操作回流比为R=2=2=1.7783.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 3.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为：=+=+=0.64+ a提馏段操作线方程： b3.1.5 采用逐板法求理论板层数由 得 将 代入得相平衡方程 c联立a、b、c式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝那么由c式求得第一块板下降液体组成利用a式计算第二块板上升蒸汽组成为交替使用式a和式c直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表3。表3 版号组成123456789101112yxxF0.0425xW精馏塔的理论塔板数为 =12-1=11不包括再沸器进料板位置 3.2 实际板层数的求取3.2.1 液相的平均粘度根据表1，用内插法求得用内插法求得用内插法求得，那么塔顶、塔底的平均温度tm =64.6+9/2 = 粘度的计算 在tm = 时，查得2H2O47, CH3OH72 那么由 求出3.2.2 全塔相对挥发度由表2可求得全塔的平均相对挥发度m3.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以全板精馏段实际板层数 块提馏段实际板层数 块全塔实际板层数 N=14+12=26块4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 4.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 4.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，进料板平均摩尔质量计算： 精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：4.4 平均密度计算4.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 4.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查手册3得 进料板液相平均密度的计算：由，查手册得： 进料板液相的质量分率： 精馏段液相平均密度为： ，查手册2得： 提馏段液相平均密度为：4.5 液体平均外表张力的计算液相平均外表张力依下式计算，即 塔顶液相平均外表张力的计算由，查手册3得 进料板液相平均外表张力为 由，查手册3得 精馏段液相平均外表张力为4.6 液体平均粘度计算见3精馏段液相平均黏度5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由 式中的C由式计算，其中由史密斯关联图4查取，图的横坐标为 ： 取板间距，板上液层高度，那么查史密斯关联图3得取平安系数为0.6，那么空塔气速为按标准塔径圆整后为 D=m塔截面积为实际空塔气速为：5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在提溜段开1个人孔，在精馏段开1个人孔，其高度均为：0.8m，故精馏塔的有效高度为：6 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置计算因塔径Dm，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1 堰长取6.1.2 溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，那么取板上清液层高度故 6.1.3 弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管的参数图4，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。6.1.4 降液管底隙高度取 那么 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。6.2 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=10，那么孔速0=(m/s)求取每层塔板上的浮阀数，即N=取边缘区宽度=0.06m，泡沫区宽度=0.07m,计算鼓泡区面积，即=2R=(m)x= (m)(m2)开孔所占面积：估算孔心距：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,那么可按下式估算排间距t/,即 t/=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一局部股跑区面积，因此排间距不宜采用89mm,而应小于此值，故取t/=60mm=0.06m。按t=75mm=0.075m，t/ =0.06m以等腰三角形叉排方式作图5附图，得阀数N=78个。按N=78重新核算孔速及阀孔动能因数：F0 = =阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=6.3 浮阀塔型号的选取选用F1Z-3A型浮阀，其主要参数如表4：表4阀片厚度mm阀重g塔板厚mmHmmLmm阀孔直径mm23139图3 F1型浮阀的结构7 塔板的流体力学验算7.1 塔板压降可根据此式计算塔板压降，即7.1.1 干板阻力计算先计算临界孔速，即m/s因 , 那么 可按下式计算，即7.1.2 板上充气液层阻力计算本设计别离甲醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数那么= hL=(m)7.1.3 液体外表张力的阻力计算因本方案设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液体高度为： = 0.0361+0.03=0.0661m单板压降: 设计允许值7.2 淹塔为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd。Hd可用下式子计算，即Hd =（1） 与气体通过塔板的压降相当的液体高度=0.0661m。（2） 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即=0.00075(m)（3） 板上液层高度，取hL因此Hd =1+0.06+0.00075=0.127m取=0.5，板间距 ，溢流堰高度hW 281m那么0.40+0.0530(m)可见Hd ，符合防止淹塔的要求。7.3 液沫夹带计算泛点率F1:板上液体流经长度 ZL =D-2Wdm板上液流面积 ，又由泛电负荷图查的得泛点负荷系数那么F1可计算得：又按下式计算泛点率，得%计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV0.1kg液/kg气的要求。8 塔板负荷性能图8.1 雾沫夹带线由 ，对于一定的物系及一定的塔板结构，式中及ZL 均为以知值，响应于eV =0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。将泛点率=80%计算如下：整理得 0.551 +雾沫夹带线为直线，那么在操作范围内任取两个图，依上式算出相应的值列于表5中。表5雾沫夹带线数据：/(/s) /(/s) 005 380364 1.3498.2 液泛线由=确定液泛线。忽略式中项，得到： 物系一定，塔板结构尺寸一定，那么、及等均为定值，而u0 与 又有如下关系，即 u0= 式中阀孔数N与孔径 d0,=0.5,E=1。因此，可将上式简化，得=-在操作范围内任取假设干个值，依式算出相应的值列于表6中。表6/(/s) /(/s) 0.0006 1 1.73925 1.588364 1.4358.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中提留时间不低于35s，依式知液体在降液管内停留时间 35s求出上限液体流量值常数，在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以5s作为液体在降液管中停留时间的下线，那么max =8.4 漏液线对于F1型重阀，依F0=u0 =5计算，那么u0=。又知=，即=式中d0 、N、 均为数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以F0 =5 作为规定气体最小负荷的标准，那么min =0.452(/s)28.5 液相负荷下限线取堰上液层高度h0w =0.006 m 作为液相负荷下限条件，依以下h0w 的计算式 w 计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。取E=1，那么=/s)38.6 塔板负荷性能图及浮阀塔板工艺设计结果根据此题附表5、附表6及式1-3可分别作出塔板负荷性能图上的-共五条线，见附图2图4 塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点A设计点，处在适宜操作区域的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。 按照固定的气液比，由附图2查出塔板的气相负荷上限, 气相负荷下限，所以：操作弹性= 所设浮阀塔的主要结果汇总于表7：表7工程 数值及说明 备注塔径D/m 1.0 板间距 塔板型式 单溢流弓形降液管 分块式塔板空塔气速u/(m/s) 1.0879堰长/m 0堰高/m 板上液层高度hL /m 降液管底隙高度h0/m 0.0160 浮阀数N/个 79 等腰三角形叉排浮孔气速u0 /(m/s) 浮孔动能因数F0 9.5临界阀孔气速/(m/s) 10.024孔心距t/m 0.075 指同一横排的孔心距排间距t/m 0.085 指相邻两横排的中心距离单板压降 52液体在降液管内停留时间/s 降液管内清夜层高度Hd /m 泛点率 /% 气相负荷上限 雾沫夹带控制气相负荷下限 0.452 漏液控制操作弹性 3.18 9 精馏塔塔高的计算和设计9.1 塔顶空间高度取塔顶空间高度HD=1.5m=1500mm9.2 塔底空间高度取釜液停留时间，塔底釜液流出塔底空间高度 取一位小数Hz=2.6m=2600mm9.3 人孔尺寸设计人孔数S=2，分别设计在第4块板与第5块板之间、第19块与第20块板之间从塔顶向塔底数，下同。人孔直径设计为500mm，人孔处的板间距9.4 进料段高度进料段为第13块板与第15块板之间，取进料段高度9.5 塔总高度塔总高度不包含裙座与封头9.6 支座高度 本设计采用圆柱形裙座式支座，高度取10 接管尺寸设计塔顶蒸汽管根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算 在1520 m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表8，pa表8公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th2002733753351812M1624回流管根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么 核算速度 m/s内合格那么，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数查HG/T20593-97如表9，Mpa表9公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th253210075114M101433输料管设料液由泵输送，取进料速度=MF 130.43=2926.85 kmol/h那么根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么 核算速度： m/s内，合格那么，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数查HG/T20593-97如表10，Mpa表10公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th253210075114M10143310.4塔釜出液管取塔釜液流出速度，=流出量那么根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算 m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表11， Mpa表11公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th5057140110144M12165910.5 蒸汽喷出器管径dp当用于加热釜液时:pa绝压水蒸气为热源，其温度ts，加热到温度为100的蒸汽，其吸收的热量：=Q吸 =Q放=Q吸=M1r= 由化工原理附录九中差得：压力为401.3Kpa绝压的饱和水蒸气，其汽化潜热为r=2138.16KJ/Kg,3。故其体积流量取管内蒸汽速度为u=20m/s,那么由得=134mm根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算在2025m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表12，Mpa表12公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th125133240200188M1620135当用于加热料液时:其吸收的热量Q吸为： Q放=Q吸=M2故其体积流量取管内蒸汽速度为u=20m/s,那么由得=根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算在2025m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表13，Mpa表13公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th6576160130144M12167810.6饱和蒸汽管db釜液饱和蒸气管当用于加热釜液时:由前面计算可得其体积流量取管内蒸汽速度为u=40m/s,那么由得=94mm根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算在4060m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表14，Mpa表14公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th8089190150184M16189110.6.2 进料管当用于加热料液时:由前面计算可得其体积流量取管内蒸汽速度为u=40m/s,那么由得=根据GB/T17395-2021，选用规格为mm，那么此时核算在4060m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表15，PN 0.25Mpa表15公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th4045130100144M121646管路汇总表表16:管线用途流速/m/s管规格输料管塔顶蒸汽管回流管塔釜出液管釜液蒸汽喷出器料液蒸汽喷出器加热料液釜液饱和蒸气管进料管1.92322373257133476894511辅助设备的计算11.1 再沸器pa绝压水蒸气为热源，其温度ts，再沸器内将釜液由加热到温度为100的蒸汽，选取传热系数k=2500w/(m2/K),温差釜液可视为纯水，水的沸点为100，与釜液温度相近，故可用纯水沸点下的汽化潜热代替釜液的汽化潜热。11.2料液预热器pa绝压水蒸气为热源，其温度ts，假设原料液为25，将原料液由25加热至泡点，采取逆流换热，那么：温差取传热系数511.3 塔顶回流冷凝器取江河水冷凝剂，逆流冷却，传热系数k= 600W/m2k5；由安托尼方程计算得塔顶蒸汽温度为，回流液温度为64.6；那么回流冷凝器内热蒸汽由6降至64.6，而冷却水那么由25升高至35。温差：被冷凝蒸汽可视为纯甲醇蒸汽，甲醇在64.6下的汽化潜热为甲醇蒸汽的流量传热面积11.4塔顶产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数为k=600W/(m2K)；塔顶产品由64.6冷却至30，冷却水由25升至35温差：传热量：传热面积11.5塔底产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数k=600W/(m2K)；塔顶产品由冷却至30，冷却水由25升至35温差： 辅助设备汇总表表17序号换热器名称热物流温度/冷物流温度/传热流量Q/KW传热面积A/m2进口出口进口出口E-101E-102E-103E-104E-105进料预热器塔顶冷凝器塔底再沸器塔顶产品冷却器塔底产品冷却器303025252525351003535.12 贮罐的计算原料罐原料罐中通过的物流量为 原料液密度 设原料在原料罐中的停留时间为0.5h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取原料罐V-101容积为3.0m31 塔顶产品罐塔顶产品罐中通过的物流量为 塔顶产品的密度为 设塔顶产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取塔顶产品罐V-102的容积为200m312.3塔底产品罐塔底产品罐中通过的物流量为 塔底产品的密度为 设塔底产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取塔底产品罐V-103的容积为200m3主管估算结果汇总表表18：序号位号名称停留时间/h容积/m31V-101原料贮罐2.02V-102塔顶产品罐722003V-103塔底产品罐72200.13 封头的计算本设计选用标准椭圆形封头，其厚度计算为其中： 许用应力所以： 参照椭圆形封头参数表4得：曲面高度h1=250mm 直边高度h2=25mm.14 液料输送泵的选型为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算。本方案选择V-101内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式：H= 式中，为两截面处位头差；为两截面处静压头之差； 为 两截面处动压头之差； 为直管阻力；为管件、阀门局部阻力。根据前面的数据对上式各项进行估算= = 较小可以忽略，将各项代入上式中，计算泵的扬程H=2m 由前面数据可知其流量Q=查?化工原理?上附录十七，可确定泵的选型为：-115对设计过程的评述和有关问题的讨论设计的前期工作：本小组在详细阅读设计任务书后，在图书馆借了大量的参考文献以为设计做准备。设计方案确实定：在阅读局部参考书后，经组员讨论，拟出一套较理想的甲醇-水别离精馏塔设计方案，决定取用的塔板类型为浮阀塔，因为甲醇具有腐蚀性，而浮阀塔的抗腐蚀性较高，又具有生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降及液面落差小等优点，非常符合我们甲醇-水别离精馏塔设计的要求。物料衡算阶段：我们采取总体的物料衡算，计算过程要考虑的因素很多，温度、密度和粘度的计算都采用内插法计算，参考数据来源网上电子版参考文献。管路计算和辅助设备的计算与选型：我们的操作压力是在常压下进行，年产量也比拟少，所以有相应数据计算出来的有些管路通经会相对较小，塔体和封头的厚度也相对较薄。但是我们对这些设备都进行了平安核算，不存在平安隐患。制图中遇到的问题：采用CAD制图，在制图过程中遇到的问题不大，打印过程就有些麻烦，打印店安装的CAD版本如果与我们绘图版本不一样的话，打印出来的效果就不好，同样版本的CAD，在安装过程中，如果选择安装的内容不一样，一样的图翻开效果也不一样，如字体，多行文字对齐方式都会不一样。经过这次课程设计，我们等于是复习了很多以前学过的内容，如排版时格式、字体要求用到?科技写作?内容，物料衡算、热量衡算、泵的选型和管路计算等，要用到?化工原理?物理化学?的内容，法兰的选型和封头的计算与选型要用到?化工设备机械根底?。当然我们也学到了，很多新的知识，如对塔设备有了更进一步的了解，对如何做设计有了一定的了解掌握，学会了使用参考文献等。我们都体会到了牢牢掌握专业知识的重要性，经过大量的阅读，我们用了将近三周的时间做这门课程设计，但是觉得我们的知识面较窄，做的还是比拟粗糙，考虑的问题可能还不够全面，希望老师能给予我们珍贵的意见和建议。感谢老师的指导！16设计图纸 绘制生产工艺流程图A3号图纸； 绘制精馏塔的工艺图A3号图纸； 绘制塔板构造图A3号图纸。17参考文献2谭天恩,窦梅,周明华等.化工原理(上册).北京:化学工业出版社,2006.43?石油化工根底数据手册?上.5匡国柱,史启才.?化工单元过程及设备课程设计?2版6薛焱,王新平编.中文版AutoCAD2007根底教程.北京:清华大学出版社,2006.7杨松林，于奕峰编.化工CAD技术应用及实例.北京:化学工业出版社,2021.8黄璐,王保国.化工设计.北京:化学工业出版社,2001.9?石油化工根底数据手册?(上) :/ docin /p-91517711.html10天津大学化工原理教研室编.化工原理(下册).天津科技出版社.1990.11石油化学工业规划设计院编.塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，1997.1塔设备设计.上海:上海科学技术出版社,1988.13化学工程手册编辑委会编.化学工程手册,第1篇化工根底数据:第13篇气液传质设备.北京:化学工业出版社,1986.1塔设备(4),1976.15上海医药设计院编.化工工艺设计手册(上,下).北京:化学工业出版社,1986.16大连理工大学化工原理教研室编.化工原理课程设计.大连:大连理工大学出版社,1994.17柴诚敬,刘国维,李阿娜编.化工原理课程设计.天津:天津科学技术出版社,1995.18谭天恩,麦本熙,丁惠华编.化工原理(上,下册).北京:化学工业出版社,1990.19陈敏恒,丛德兹,方图南,齐鸣斋编.化工原理(上,下册)(第二版).北京:化学工业出版社,2000.20天津大学化工原理教研室编.化工原理.21大连工学院化工原理教研室编.化工原理.22?化工设备设计手册全书?编辑委员会编.塔设备设计. 23?化工设备设计手册全书?编辑委员会编.换热器设计. 24?化学工程手册?编委会编.传热设备及工业生产8篇.25?化学工程手册?编委会编.气液传质设备(13.26 王静康，黄璐编.化工设计.27潘国昌,郭庆丰编.化工设备设计.28北京化工研究所编.浮阀塔.18主要符号说明英文字母Aa塔板开孔区面积，m2进口堰高度，mAf降液管截面积，m2与克服外表张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0浮阀总面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP人孔处塔板间距，mC0流量系数，无因次HT塔板间距，mC计算时的负荷系数，lW堰长，mCs气相负荷因子，m/sLs液体体积流量，m3/sd0浮阀孔直径，mN浮阀数目D塔径，m理论板层数eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气)P操作压力，PaET总板效率，无因次P压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)Pp气体通过每层塔板的压降，PaF0阀孔动能因子，kg1/2/(s*m1/2)t浮阀的中心距，mhW出口堰高度，mu空塔气速，m/sh1进口堰与降液间的水平距离,mu0气体通过阀孔的速度，m/shc与干板压降相当的液柱高度，m液柱临界阀孔气速，m/shd与液体流过降液管相当的液柱高度，mu0液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs气体体积流量，m3/sh1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱Wc边缘无效区宽度，mhL板上清液层高度，mWd弓形降液管宽度，mh0降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhOW堰上液层高度，mZ板式塔的有效高度，m希腊字母充气系数，无因次液体在降液管内停留时间，s粘度，mPa/s密度，kg/m3外表张力，N/m开孔率，无因次