毕业设计（论文）甲醇水分离过程筛板精馏塔设计.doc

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1、XX大学XX学院课程设计说明书设计题目：甲醇-水分离过程筛板精馏塔设计指导老师：XXX 学 号：XXXXXXXXX 学生姓名： XXXXX 专业班级：XXXXX 目录第一部分 概述31 精馏操作对塔设备的要求和类型32精馏塔的设计步骤5第二部分化 工 设 计 任 务 书6 一、设计题目：筛板式精馏塔设计6二、设计任务：6三、设计条件6四、工艺流程图7第三部分 工艺设计计算7一、精馏塔的物料衡算7二、精馏塔的能量衡算8四、塔板数的确定8五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.106.1塔径的计算106.2精馏塔有效高度计算11七、塔板主要工艺尺寸的计算117. 1

2、.溢流装置计算117.2塔板分布137.3筛孔计算及排列147.4干板阻力 hc 计算147.5 液面落差167.6液沫夹带量167.7漏液17 7.8液泛.18八、塔板负荷性能图191、漏液线192.液沫夹带线203液相负荷下限线204.液相负荷上限线21九、筛板塔设计计算结果23十、辅助设备的计算及选型241、回流罐252、原料预热器253、塔顶全凝器264、塔底再沸器275、管径的设计276精馏塔297. 人孔、裙座等附件设计308泵的计算及选型30十一、设计评述32十二、参考文献34 第一部分 概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质

3、，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料

4、耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以

5、后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。2精馏

6、塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器

7、冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。 第二部分 化 工 设 计 任 务 书一、设计题目：筛板式精馏塔设计二、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为60kt/a，组成为0.4（甲醇的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.995，塔底釜液的组成为0.01。三、设计条件 表1-1操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率 1bar（塔顶表压）泡点进料R=(1.1-2.0)Rmin0.7kPa50 四、工艺流程图原料液由泵经过换热器加热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器

8、中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝 ，然后进入贮槽再经过冷却器冷却，并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。塔底的蒸汽进入换热器给原料预热。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽、产品槽和相应的泵。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。 第三部分 工艺设计计算一、精馏塔的物料衡算 表2-115 111-（5+11）CH4OMassFlow(kg/h)3002.49303002.4930H2OMassFlow(kg

9、/h)4503.7404488.50715.2330总MassFlow(kg/h)7506.2334488.5073017.72601进料 5塔顶采出液 11塔釜采出液二、精馏塔的能量衡算表2-22511CondenserReboiler10Q损Enthalpy(Gcal/hr)22.058-16.922-5.032-2.3862.49-16.657-16.449Q损=2+R-5-11-C-10=-16.449(Gcal/hr)三、公用工程 表2-3Enthalpy(Gcal/hr)DutyUsage(kg/hr)冷凝器（water)2.3856619239397.344再沸器(steam)2

10、.49091448284268.125 四、塔板数的确定 理论板数=16，全塔效率=50%，求得实际板数=32五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 表2-4StageVolume flow liquid fromVolume flow vapor toDensity liquid fromDensity vapor toViscosity liquid fromViscosity vapor toSurface tension liquid fromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPN/m112.140137955.384744.9561.1368230.34620.

11、0110210.01931328.0120137946.136745.73691.1313020.3466660.0110420.01990537.8778287931.033747.08091.1221740.3474130.0110780.02088547.6583667906.718749.44091.1071740.3485760.0111380.02250257.3045317868.6753.71291.0828030.3502770.0112350.02514466.7502597811.841761.77371.0441580.3524410.011390.02937875.9

12、38267736.016777.54960.9865430.3541330.0116210.03580884.9418427658.325806.69760.9141940.3520310.0119010.04410394.1251547619.796844.11940.8526140.3420010.0121190.0511731011.611937621.068869.35530.7360530.3299590.0124380.0545531110.474347726.21899.47990.6388750.3065620.0125680.0573951210.043557844.7689

13、13.30380.5975230.2894820.0125710.058169139.9289747896.879917.31090.5853680.2830080.0125650.058291149.900647912.204918.33020.5822240.2811910.0125630.058311159.893667916.164918.58320.581440.2807270.0125620.058315164.8825980918.64570.2806110.058316 精镏段液相平均体积流量Ls=（8.012013+4.125154）/2=6.07m3/hr=0.00169m

14、3/s 提镏段液相平均体积流量Ls=(11.61193+9.89366)/2=10.75m3 /hr=0.00299m3 /s 精镏段气相平均体积流量Vs=(7946.136+7619.796)/2=7782.966m3 /hr=2.162m3 /s 提镏段气相平均体积流量Vs=(7621.068+7916.164)/2=7768.616m3 /hr=2.158m3 /s精镏段液相平均密度L =（745.7369+844.1194）/2= 794.93kg/m精镏段气相平均密度V = （1.131302+0.852614) /2=0.9920kg/m 提镏段液相平均密度 L =（869.355

15、3+918.5832）/2=893.97kg/m 提镏段气相平均密度 V =( 0.736053+0.58144）/2=0.6587kg/m 精镏段液相表面张力=(0.019905+0.051173)/2=0.0355N/m 提镏段液相表面张力=(0.054553+0.058315)/2=0.0564N/m六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算. 6.1塔径的计算Tray rating summarySection starting stage:2Section ending stage:15Column diameter:1.4meterMaximum flooding factor:0.560509

16、37Stage:2Panel:Section pressure drop:0.06946972barDonwcomer resultsMaximum backup / Tray spacing:0.21718823Stage:2Location:Backup:0.13239795meterMaximum velocity / Design velocity:Stage:10Location: 取塔间距H=0.45m,由Aspen Plus 模拟得Column diameter:1.29168663m,圆整得Column diameter:1.4meter。 通过Tray rating得Maxi

17、mum flooding factor:0.560509370.8m； Maximum backup / Tray spacing:0.21718823在0.20.5之间； Section pressure drop:0.06946972 bar 。 6.2精馏塔有效高度计算 Z=(NE-1）*0.45=13.95m七、塔板主要工艺尺寸的计算 7. 1.溢流装置计算 溢流装置计算 本设计采用单溢流弓形降压管，并不设进口堰： 7.1.1 (1)堰长lW 取lW= 0.65D = 0.65 1.4 = 0.91m(2) 溢流堰高度 hW 由表2-4求得 精镏段液相平均体积流量Ls=（8.01201

18、3+4.125154）/2=6.07m3 /hr=0.00169m3 /s 由表2-4求得 提镏段液相平均体积流量Ls=（8.012013+4.125154）/2=6.07m3 /hr=0.00169m3 /s =0.0147m7.1.2弓形降液管宽度Wd 和面积 Af 由，查弓形降液管参数图得Af/At=0.0722 Wd/D=0.124故A=0.0722*At=0.0722*1.54=0.111 Wd=0.124D=0.124*1.4=0.174m由式= Af HT / Ls 可以计算出液体在降液管中停留时间精馏段：提镏段：降液管的截面积应保证液体能在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体夹

19、带的气体能及时分离，因此，提镏时间应不小于35s, 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 h0 精馏段： 取u0 = 0.07 m/s =Ls/ (Lw*Uo)=0.00169/(0.91*0.07）=0.0265m 提馏段：取u0 = 0.07 m/s =Ls/ (Lw*Uo)=0.00299/(0.91*0.07)=0.0469m两者皆不小于 0.02m ，故 h0 满足要求。 项目lw(m)hw(m)Wd(m)2Af(m)h0(m)精馏段0.910.0400.1740.1110.0265 提馏段0.910.035 0.1740.1110.0469 表 2-7 溢流装置工艺尺寸列表7.2塔板

20、分布 塔板布置因为 D 900mm ，故塔板采用分块式，查表得塔板分 6 块。 边缘区宽度确定Ws=0.06m Wc=0.03m开孔区面积计算 arcSin故A=1.1397.3筛孔计算及排列甲醇水物系无腐蚀性，故可选用碳钢板 ，取筛孔直径5mm 。筛孔按正三角形排列。取孔中间距t = 3d0 = 3 5 = 15mm = 0.015m 筛孔数目 2.162m3 /s 提镏段气相平均体积流量Vs=(7621.068+7916.164)/2=7768.616m3 /hr=2.158m3 /s开孔率为 气体通过筛孔的气速为 精馏段提镏段7.4干板阻力 hc 计算干板阻力由故精馏段：提馏段：(2)气

21、体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由下式计算 精馏段： 查图得=0.60所以得，=m液柱。 提镏段：查图得=0.63所以得，=m液柱液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算精馏段：气液通过塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降 提镏段：气液通过塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降 7.5 液面落差对于筛板塔液面落差很小，且本设计塔径和流量均不大，故可以忽略落差的影响。7.6液沫夹带量精馏段 故 提镏段 故 可知液沫夹带量在设计范围之内。7.7漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算：精馏段 实际孔速 稳定系数为 提镏段 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。

22、7.8液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内 甲醇-水物系属一般物系，取，则精馏段 板上不设进口堰 提镏段 板上不设进口堰 Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛。八、塔板负荷性能图1、漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 0.391在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00061.060.00081.070.00121.090.00151.11 由此表数据即可作出漏液线1。 2.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制0.1kg液/kg气。以

23、=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00061.7730.00151.6910.00301.5860.00451.497 。由此表数据即可作出液沫夹带线2。 3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 4.液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液

24、相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度令联立得 式中 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00062.2520.00152.1430.00301.8870.00451.470 由此表数据即可作

25、出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图：在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九、筛板塔设计计算结果序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm 76.194.23平均压力 Pm bar0.1 0.15气相流量 Vs m3/s1.4811.4667液相流量 Ls m3/s0.000840.0519实际塔板数3210有效段高度 Z m13.95 11精馏塔塔径 m1.412板间距 m0.4513溢流形式单溢流14降液管形式弓形15堰长 m0.9116堰高 m0.03917板上液层高度 m0.050.0619堰上液层高度 m0.

26、00390.045321降液管底隙高度 m0.0200.02223安定区宽度 m0.03 24边缘区宽度 m0.06 25开孔区面积 m21.139 26筛孔直径 m0.005 27筛孔数目5847 29开孔率 10.132筛孔气速 m/s27.6727.3834稳定系数3.142.8736精馏段每层塔板压降bar 0.07 0.0738负荷上限液泛控制39负荷下限漏液控制40液液沫夹带 ev(0.1kg液/kg气)0.06842气相负荷上限 m3/s3.43344气相负荷下限 m3/s0.40046操作弹性 3.880十、辅助设备的计算及选型 1、回流罐为了防止意外停车，影响精馏塔的操作，在

27、精馏塔塔顶设置一个回流罐，要求其体积能够缓存5min的回流液，且其安全系数为0.6。 在塔顶产品中，甲醇占99.5%，水占0.5%，其中回流量为m=3014.662kg/h2=6029.324kg/h。=750.00.995+980.00.005=751.15kg/=(m/)（5min/60min）=0.67=0.67/0.6=1.12、原料预热器原料加热：采用塔底产生的热水加热，进口温度为99.6，出口 温度 47.4，采用逆流加热，将原料从45加热到78.5 ，由Aspen plus模拟的结果知=274.85kw A=34.73m2 取安全系数为0.8 则A实际=34.73/0.8=43.

28、41 m2选择固定管板式换热器系列。采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格4500.62126名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格120.0019843.4160003、塔顶全凝器由软件模拟 冷凝器热负荷：Qc=2774.52KW冷凝塔顶产品由温度64.34冷却到温度64.3采用冷凝水由30到40Tm=(T1T2)/ln(T1/T2) =29.04K选择K=800w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)= 119.43m2 取安全系数为0.8 换热面积A=119.43/0.8=149.28 m

29、2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：252.5mm,采用碳钢管名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格7000.6494名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格210.0253149.286000 4、塔底再沸器再沸器热负荷Qc= 2896.93KW塔釜产品由温度96加热到温度96采用加热蒸汽 由130到110Tm=22.54K选择K=800w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)=160.65 m2取安全系数为0.8 则有A实际=160.65/0.8=200.82m2采用加热管的直径为：252.5mm,采用碳钢管名称公称直径D

30、g/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格9001.62588名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格270.00923200.82 4500 5、管径的设计 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 dV=(4Vs/Uv)1/2，其中dV-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s，则由表2-4得dV =(4 2.21)/(3.1420.0)1/2 =0.375m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度规格400mm4269mm 回流管的直径dR当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流

31、速UR可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s( 采用泵输送UR =2.5m/s) 由表2-4得dR=(4Ls/UR)1/2=【(40.00337/（3.142.5)】1/2=0.041m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度规格50mm573.5mm 进料管的直径dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s(采用泵输送UR =2.5m/s )dF=(4Ls/UF)1/2 =(40.003)/(3.142.5)1/2=0.039m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度规格40mm453.5mm 塔底出料管的

32、直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/sdW=(4LW/UW)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) =(40.00136)/(3.140.8)1/2 =0.0465m名称接管公称直径Dg接管 外径厚度规格50573.5 6精馏塔塔高包括塔的有效高度、顶部空间和底部空间高度及塔裙高度。 塔的高度： H = N p HT + h式中 h 调整板间距，塔两段空间及裙座空间高度， m塔的有效高度： N p HT = 13.95 0.45 = 6.28m 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液

33、滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.52.0）HT=1.80.45=0.81m 塔底空间塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 设塔底的密度为1000kg/ m3 由Aspen Plus 得塔底的质量流量=4485.738kg/h 所以 塔底高度设计为1.45m 塔群座为2.5 塔体总高度为： H=13.95+0.81+0.374+1.45+2.5 = 19.08 m7. 人孔、裙座等附件设计（1）人孔是安装或者检修人员进出塔器的唯一通道。人孔的设计应便于人员进出任意一层塔板， 但由于设计人孔处的踏板间距要增大，且人孔设施过多会使制造塔体的弯曲度难以达到要求，所 以一般板式塔每隔

34、10-20 层或 5-10 米塔段设置一个人孔，本设计共32 块板，人孔数为 3 ，塔板间距至少比人孔大 150 mm，且不得小于 600mm。塔顶和塔釜也应各设置一个人孔。（2）裙座起到支撑塔体的作用，裙座的选择还应考虑到载荷，塔的操作条件及塔釜风头的材料 等因素，对于在室外操作的塔，还应考虑环境温度、裙座的结构性能等。本设计采用圆筒型裙座， 高度为 3.5m， Db1 = 2600mm , Db 2 = 3100m8泵的计算及选型在进料口加料时，本设计采用换热器加热原料 进料密度：进料密度=甲醇密度0.2727+水密度0.9911=732.00.2727+968.50.9911= 1159

35、.50 kg/m3由Qm,v=Qm,h/进料密度= 7500(kg/h)/ 1159.50 (kg/m3)= 6.47m3/h则液体在泵里的流速为U=Qm,v/(R2进料口) =1.51m/s 由Aspen plus模拟得进料口=0.329959Cp Re=du/=(0.0391.511159.50)/(0.3310-3) =2069184000所以液体在管中的流动形式为湍流。 无缝钢管的绝对粗糙度为， 相对粗糙度为查得摩擦系数直管长度为=20m，查出管件、阀门的当量长度为6.3+2.7=9m，总局部阻力系数为： 在的液面与塔进料口处的管截面建立机械能衡算式：其中Z=20m，较小忽略扬程根据流

36、量6.47m3/h及扬程H=22.7m，可选IS50-32-125型离心泵。十一、设计评述 对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。1. 设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些超星图书馆中的资料。这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什

37、么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。2. 设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计中需要用到CAD画理论塔板数，但我去网上寻找到了另外一个数学公式画图软件，可以直接将公式转换成图像，也挺好用的，算是个小创新把。逐板计算中我发现自己光用计算器算起来太繁琐了而且正确率也让人质疑，我想起了我们学过的c+编程，真的只需要短短的一个程序就能将问题很快的解决。忽然发现一个好工程师应该知识渊博，

38、因为很多学科对他都是很有帮助的。我现在还处在一个学习知识的阶段一个接受新事物的黄金阶段，以前认为的计算机过了级拿到证书就了事的想法真的很幼稚，那些知识在今天还都能够用上，为了今后不再有今天这样的遗憾，我决定今后更加扎实的学习，拓宽自己的知识面。后来还是用excel添加公式然后循环拖放将所有板上的气液组成算出来了。3.设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。4.由于时间比较有限，塔釜的再沸器和进料的预热器的计算只能略去了，可能还存在一些问题，恳请老师指正。 十二、参考文献