毕业设计（论文）-年产10万吨煤制醋酸车间合成气一氧化碳变换工段初步设计

齐齐哈尔大学毕业设计（论文）PAGEI摘要本设计是年产10万吨煤制醋酸车间合成气一氧化碳变换工段初步设计。首先阐述了醋酸的作用、意义和实际应用方面的价值，研究现状以及发展前景。其次根据选题的设计依据对厂址的选择、设计规模与生产制度、原料与产品规格进行了介绍。通过对多种工艺路线的比较确定了工艺流程，从工艺计算、关键设备选型计算、车间布置、安全生产、环境保护等多方面论证了该工艺的可行性，并用Aspen模拟全流程进行验证。物料衡算及热量衡算的工艺计算结果对设备进行设备选型，并对该工段的工艺控制、安全、三废处理给予说明。最后根据工艺条件手绘带控制点的工艺流程图和利用AutoCAD绘制了车间平立面布置图及主体设备装配图，并且完成了20000字的设计说明书。关键词：变换反应；一氧化碳；流程模拟；初步设计全套图纸加V信153893706或扣3346389411

AbstractTheworkshopofaceticacidof10000tonsperyearofcarbonmonoxideshiftconversionwasdesigned.Thesignificanceofaceticacid,thevalueofpracticalapplication,researchstatusanddevelopmentprospectswereintroducedinthispaper.Accordingtothedesignbasis,theselectionofplantsite,thedesignscale,productivesystem,rawmaterialsandproductspecificationswerediscussed.Theprocessroutewasselectedbycomparingdifferentprocessroutes,andthefeasibilityofthisprocesshadalreadybeenverifiedbythecalculationofkeyequipmentsizing,theworkshoplayout,theproductionsafety,andtheenvironmentalprotection,etc.Aspensimulationwascalculated.Andalotofstrictcalculationincludingmassbalance，heatbalanceandequipmentwerecalucuated,thesizeandtypeofkeyequipmentwereselected.Automaticcontrol,safeofworkshop,andtreatmentofthreewasteswereexplained,respectively.ArrangementofworkshopandthekeyequipmentplanweredrawnbyAutoCADandtheworkshoplayoutplanwasdrawnbyhand.Finally,ainstructionof20000wordswascompleted.Keywords:Conversionreaction;Carbonmonoxideshift;Processsimulation;PreliminarydesignPAGEPAGEIII目录摘要 IAbstract II第1章总论 11.1概述 11.1.1选题的意义及作用 11.1.2国内外研究现状及发展前景 11.2 设计依据 21.3厂址选择 21.4设计规模与生产制度 31.4.1设计规模 31.4.2生产制度 31.5原料与产品规格 31.5.1主要原料规格 31.5.2 产品规格 4第2章工艺设计与计算 52.1CO变换工艺原理 52.2变换工艺路线的选择 52.3工艺流程概述 52.4工艺流程示意图 62.4工艺参数 62.5物料衡算 72.5.1一氧化碳变换反应器物料衡算 72.5.2气液分离器物料衡算 102.6热量衡算 112.6.1变换反应器热量衡算 112.6.2气液分离器热量衡算 132.6.3换热器热量衡算 14第3章设备计算与选型 183.1固定床反应器的选型设计计算 183.1.1催化剂填充量的计算 183.1.2床层高度的计算 183.1.3管束的数目与排列 193.1.4换热介质的选择与换热温度的计算 193.1.5机械强度和校核 213.1.6管口设计 243.2换热器的选型计算 253.2.1配气加热器 253.2.2反应气换热器 273.2.3合成气冷却器 283.2.4水蒸汽冷却器 283.2.5变换气冷却器 293.2.6旋风分离器 303.2.7压缩机 313.2.8气液分离器 32第4章设备选型一览表 34第5章车间设备布置设计 355.1平面布置 355.1.1第一层平面布置 355.1.2第二层平面布置 365.2立面布置 36第6章自动控制 376.1反应器控制 376.2换热器控制 376.3泵控制 386.4压缩机控制 38第7章安全防火与环境保护 397.1防火防爆 397.1.1火灾于爆炸发生的主要原因 397.1.2火灾与爆炸的预防措施 397.2三废的产生情况 397.3三废的处理情况 397.4噪声 40第8章公用工程 418.1供水及排水 418.2供电 418.3供暖 418.4供汽 41结束语 42致谢 43参考文献 44PAGEPAGE46第1章总论概述1.1.1选题的意义及作用 醋酸是重要的有机化工原料，在国民经济中占有重要位置，可应用于医药、农药、染料、涂料、合成纤维、塑料和黏合剂等行业[1]。为了满足经济发展对醋酸的要求，开展了此年产10万吨醋酸项目。以煤为原料制合成气来生产醋酸是目前我国战略转移的一个重要项目。针对我国多煤少油，多煤少气的现状，国家提倡煤转油、煤转气和一系列化工项目。在本设计生产中，合成气CO变换生成H2和CO2的反应是合成醋酸的重要过程，它的任务是调整CO/H2的比为1:1，以满足后续的合成需要。通过合成气CO变换工段可以得到合格的原料气，为合成符合要求的醋酸产品奠定了基础，因此，CO变换工段是该项目中的重要环节。1.1.2国内外研究现状及发展前景在CO变换过程中，催化剂有三大类。我国新型高变催化剂的研制开发较晚，西北化工研究所在国内率先进行低汽气比节能高变催化剂的研究，研制了较高活性、选择性和耐热稳定性的FB122型节能高温变换催化剂，达到国外先进水平。我国生产的低温变换催化剂大概有八种牌号[2]，由西北化工研究院开发的LB205型低温变换催化剂，在相同操作条件下，CO的转化率高于国内同类产品，与国外低变催化剂相比，尚有一定差距。国内耐硫变换催化剂研制发展很快，主要有齐鲁石化公司研究院开发的QCS系列，上海化工研究院开发的SB系列，西北化工研究院开发的RSB-A，RSB-B系列耐硫变换催化剂具有相对堆积密度低，活性组分分布均匀，低温活性好等特点，已经在全国多家中、小型厂获得广泛应用，与国外相比，我国研制的催化剂在堆密度、孔结构、活性稳定性等发面仍有一定差距。现在许多国家进行了Co-Mo基催化剂的研究开发，并于1978年首次实现工业化生产与应用[3,4]。对于一氧化碳变换系统采取了一些相应的改进措施，力争能量的消耗和成本。中温串低温，使用催化剂的活性高，此外还有常压变换为加压变换等。目前，我国的工艺都用加压变换。为了利用低变的高活性，九十年代开发了全低变。国外大部分使用宽温区的催化剂，国外合成醋酸的规模一般都很大，不管是原料还是操作压力的选择都与我国有很大的差别。1.2设计依据本设计的设计依据：毕业设计任务书齐齐哈尔大学毕业设计（论文）手册压力容器与化工使用手册化工工艺手册石油化工基础数据手册化工自动化及仪表化工设备机械基础化工设计概论化工厂初步设计文件内容深度规定HG/T20688-2000石油化工企业防火规范GB50160-92化工企业总图运输设计规范

GB50489-2009工矿企业总平面设计规范

GB50187-2012国家建筑、化工建设等相关标准厂址选择本设计厂址初步拟定在宝清县，是黑龙江东部地区重要的商贸重镇和区域交通枢纽。当地有足够的土地供其他相关工厂共同开发，原料的获取更容易且方便经济。故选择此地。(1)原料动力和市场宝清县经济繁荣，发展势头强劲，是黑龙江东部地区重要的商贸重镇和区域交通枢纽。全县市场体系健全，金融机构覆盖城乡，通讯设施发达，电力供水充足，有省级中小企业园区一处，规划面积500公顷，是客商投资兴业的载体和平台。境内交通便捷，路网纵横交错，区位优势明显，在距该县200公里半径范围内，辐射双鸭山、佳木斯、七台河、鸡西、富锦、集贤、友谊、密山、虎林、饶河、八五二、八五三、五九七、八五一一、北兴等近10个市（县）和10个国营农场，是通往饶河、密山、虎林对俄口岸的黄金通道。其中S308、S205、S307贯穿宝清县，而东关村以南广阔的平原更加方便了厂址的具体选择，且目标厂址所在地基本没有居民区，大大减少了化工厂废气废水排放给居民造成的危害。(2)交通优势双鸭山市境内通有国家铁路1条，西至佳木斯市，全长79公里。不过经铁路运输可方便到达哈尔滨、佳木斯等交通更为发达的城市，从而可将产品经铁路运往全国各地。良好的建设条件，便利的交通运输，丰富的资源和优惠政策有利于发展现代化、规模化的工业企业。(3)供水优势充足的水源是宝清县经济发展的重要条件。其中其中S308、S205、S307贯穿宝清县，目前已经建立了多个水库，可以提供充足水源。(4)政策优势2011年双鸭山市招商引资到位资金226亿元，实际使用外资2149万美元。建设投资千万元以上项目168项，亿元以上项目53项，已竣工投产102项，累计完成投资178亿元。市政府与省政府签状的10个重点产业项目全部开复工，已竣工5项，完成投资25.8亿元。重点引进了汉能薄膜太阳能电池研发制造基地、国电盛世煤电公司乙二醇等大项目，建设了建龙三期综合项目等一大批产业转型项目。设计规模与生产制度设计规模本设计是年产10万吨醋酸合成气CO变换工段的初步设计，所以生产规模为年产10万吨醋酸。年开工300d，且24h运作，既每年开工7200小时。生产制度员工是一个企业的财富，一个企业的灵魂，其人身安全至关重要，这不仅是对自己的负责，也是对企业负责，这可以促进公司事业的发展。这不仅需要企业制定相关规定，也需要员工遵守。根据有关劳动保护的法令、法规等有关规定，结合公司的实际情况制订本规定。公司的安全生产工作必须贯彻“安全第一，预防为主”的方针，贯彻执行总经理(法定代表人)负责制，各级领导要坚持“管生产必须管安全”的原则，生产要服从安全的需要，实现安全生产和文明生产。安全生产人人有责，企业的每个职工都必须在自己岗位上认真履行各自的安全职责，实现全员安全生产责任制、岗位安全生产职责。此外，厂区内和厂区范围以外100米内严禁烟火，坚决禁止任何人携带火柴、香烟、汽油等易燃易爆物品进入厂区；员工禁止穿带铁钉的鞋，防止产生电火花。原料与产品规格主要原料规格本设计的合成气是来自国内某煤化工企业HT-L粉煤气粗合成气，其原料的含量如下表：表1-1主要原料规格原料变换气H2COCO2N2NH3含量/Kmol%20.29069.5788.0882.0400.0041.4.2产品规格经过合成气CO变换后，达到合成醋酸所需要的H2和CO比例后，再经过后序工段合成醋酸，最后达到所需要的合格产品。醋酸化学品名称为乙酸，分子式C2H4O2,在本次设计中，所得的醋酸的纯度为≥99.9%。

第2章工艺设计与计算2.1CO变换工艺原理变换的原理是气体中的CO和水蒸汽在一定压力和温度条件下，在催化剂的作用，使工艺中的CO和H2O（g）发生变换反应生成H2和CO2，其反应式如下：主要反应CO+H2O=CO2+H2+Q通过上述反应，既能把CO转化为易于脱出CO2，又可以制得与反应CO等摩尔的氢气，而消耗的仅仅是廉价的蒸汽，使工艺气体变换到希望的气体组成。CO在变换时可能发生的副反应2CO=C+CO2CO+3H2=CH4+H2OCO2+4H2=CH4+2H2OH2O和CO比低时，有利于这些反应，但CO歧化会使催化剂积累C，工业上在进行变换反应用具有良好选择性的催化剂，进而抑制其他副反应的发生。变换反应是一个可逆放热、等体积的化学反应[4]，反应热是温度的函数。2.2变换工艺路线的选择本设计是年产10万吨醋酸合成气CO变换工段设计，主要是把合成气中一氧化碳和氢气的比例进行调整。根据气化煤气体积组成分数[5]，一氧化碳含量远远高于氢气。这样就需要把一氧化碳的量减少的同时还要提高氢气的量，而一氧化碳变换主要有两种，全部变换和部分变换。全部变换主要是把醋酸合成气中的CO全部变换成氢气，CO的量会大大减少，不符合生产要求。部分变换是指粉煤来的合成气分两部分，一部分用于变换，另一部分与变换后的合成气进行汇合，通过调节合成气的分率来达到要求的变换气组成。2.3工艺流程概述由粉煤气化并且脱完硫来的合成气经过调节流量分成两股，一股作为配气不经过变换炉反应器；另一股需要变换的合成气先经过换热器预热至210.5℃[6]，进入变换炉与压缩机输送过来的水蒸气进行变换反应，CO的变换率为80%，炉内装宽温耐硫变换催化剂；变换后产生固体碳，变换气经过旋风分离器分离出固体碳；分离出固体的变换气经过气液分离器，温度降至50℃，压力为2个大气压，把变换气中的水蒸气部分除去；分离出来的水加热成水蒸气，循环利用；分离后的合成气与配气混合，经过换热器将气体降温后，通过气液分离器将多余水分除去，合成气再进去下一个工段，进行脱碳；采用Aspen模拟，采用RK-Aspen物性方法和ELECNRTL物性方法[7]:图2-1Aspen模拟流程示意图2.4工艺流程示意图图2-2一氧化碳变换工艺流程简图2.4工艺参数年开工时间：7200小时一氧化碳与氢气的比：1:1表2-2设计参数一览表名称反应器变换气气液分离器合成气气液分离器压力/bar361020温度210.560402.5物料衡算本工段主要是一氧化碳在一定的条件下在固定床反应器中变换反应，故主要对反应器、换热器、气液分离器等设备进行物料衡算和热量衡算。2.5.1一氧化碳变换反应器物料衡算本工段主要是一氧化碳在一定的条件下在固定床反应器中变换反应，故主要对反应器、换热器、气液分离器等设备进行物料衡算和热量衡算。合成气进料的比例如表2-2表2-3设计参数一览表组分含量%一氧化碳20.29氢气69.58二氧化碳7.10氮气2.04氨气1.00年产10万吨醋酸，年生产时间300d，24小时运转，即年工作时间720M=60g/mol，n=231.48Kmol/h在醋酸生产中，合成气中一氧化碳和氢气进料比例为1:1，可计算变换后的合成气中所需CO的摩尔流量为462.96Kmol/h，CO在变换炉内的转化率为80%，进入变换炉的CO的摩尔含量为69.578%。(1)所需合成气总量的计算设所需合成气总量为aKmol/h变换后CO：H2=1:1；CO变换率为80%，副反应中一氧化碳转化率为10%设变换的CO为x，未变换的为y，则x+y=a×69.578%[y+（x-0.8x-0.2x）]：[（0.2029a+x/0.8-0.2×0.1x）]=1:1y+x-0.8x-0.2×0.1x=462.96则总合成气的摩尔流量为1021.47Kmol/h，根据各组分的量mco=69.578%×1021.47×103×28=19900.12kg/hmH2=20.29%×1021.47×103×2=414.51kg/hmco2=7.088%×1021.47×103×44=3185.56kg/hmN2=2.04%×1021.47×103×28=583.46kg/hmNH3=1.004%×1021.47×103×17=174.26kg/h总合成气质量为mco+mH2+mco2+mN2+mNH3=24270.10kg/h(2)计算需要变换和未变换的合成气量进料量F1=24270.10kg/h根据计算得变换和未变换的分率为0.79F2/F3=0.79变换量F2=10744.37kg/h未变换量F3=13525.31kg/h分离前的总出料量F2+F3=24269.68kg/h所以两股物料守恒表2-4变换气和未变换气物料衡算表进料出料物流流量/kg/h物流流量/kg/hF124270.10F210744.37——F313525.31合计24270.10合计24269.68(3)总蒸汽量的计算CO变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2设起始浓度为：abcd则a=61.22，c=6.240，d=17.85CO反应量为：CO=61.2280%=48.98Nm3/h(每100Nm3水煤气)反应平衡常数Kp的计算公式（2-1）Kp=2.5872（2-2）将a，c，d的值代入（2-2），得b=165.52，即汽/气=1.66所以所需要的水蒸汽用量nH2O=1.66452.20=750.65Kmol/h(4)对低变换炉反应器进行物料衡算图2-3为反应器物料衡算图图2-3反应器物料衡算图根据分离出变换气中的量，总进料量可计算进入反应器的合成气中各组分的摩尔流量和质量流量n变换气=1021.47×（1－0.5586）=452.20Kmol/hnco=452.20×69.578%=314.60Kmol/hmco=314.60×28=8808.68kg/hnH2=452.20×20.290%=91.75Kmol/hmH2=91.75×2=183.50kg/hnco2=452.20×7.1%=32.11Kmol/hnN2=452.20×2.00%=9.04Kmol/hnNH3=452.20×1%=4.52Kmol/h表2-5原料气组分组分COH2CO2N2NH3总计%69.620.37.121100kg/h8813.05184.961410.61258.4277.3210744.37Kmol/h314.6491.7532.059.234.54452.21主要反应CO+H2O=CO2+H2+Q设598.9℃平衡变换率为X，Kp=2.5872（2-3）解得X=79.5%初设一氧化碳的转化率80%实际变化率为平衡变换率的百分数：W=CO反应=314.60Kmol/h×80%=251.68Kmol/h副反应CO+H2=C+H2O一氧化碳的转化率为10%CO反应=314.60Kmol/h×10%=31.460Kmol/h得出变换后各个组分的含量组成表2-6变换后物料含量表COH2CO2N2NH3H2OC总计Kmol/h311.464311.997283.7609.22254.5401737.75531.4642410.205kg/h881.305628.94812488.23258.42477.32131306.15377.90845988.29根据物料守恒可得进料量m=45988.37kg/h出料量m=45988.29kg/h根据上述数据可得，反应器系统守恒则变换反应后各物料进出情况如下：表2-7反应器物料衡算表进料量出料量Kmol/h2409.202410.21kg/h45988.3745988.292.5.2气液分离器物料衡算(1)气液分离器1图2-4为气液分离器物料衡算图图2-4气液分离器物料衡算图气液分离器1气液分离器进料量：F进=45640.38kg/h气液分离器气体出料量：F气=14306.73kg/h气液分离器液体出料量：F液=31333.64kg/h根据气液分离器进料量与出料量可得，气液分离器内物料守恒表2-8气液分离器物料衡算表进料出料kg/h45640.3814306.7331333.64气液分离器2：根据合成气中所需要的CO量则nco=462.96Kmol/h，m合成气=27777.90kg/hm混合气=27832.46kg/hm冷凝水=54.55kg/h可知，气液分离器中质量守恒表2-9气液分离器物料衡算表进料出料kg/h27832.4627777.9054.552.6热量衡算本设计共13个设备，根据各个设备的特点，对它们进行热量衡算，为其设备选型做好基础。2.6.1变换反应器热量衡算工艺参数：进口温度：210.5℃反应压力：3.6MPa反应温度：210.5℃nco=313.67kmol/h，设CO变换反应的转化率为80%在210℃时表2-10变换炉热量衡算各物质参数物质COH2OCO2H2NH3CN2比热kJ/kg.K1.05301.02900.992314.30502.40550.51001.0465组分0.8200.1310.0170.0070.024变换气平均混合热熔Cpm==1.0530×0.820﹢0.9923×0.131﹢14.3050×0.017﹢2.4055×0.007﹢1.0465×0.024=1.278kJ/kg·KQ=mCp△T=10744.3738×1.278×210=2.884×106kJ/hQ=1.052×107kJ/h水蒸汽带入的热量Q水=mCp△T=1.0290×35273.92×210.5=7.640×106kJ/h所以带入热量Q进入=7.640×106kJ/h﹢2.884×106kJ/h=2.054×107kJ/h在210.5℃时，CO转化为CO2的反应热为-5.017×104kJ/kmol则Q1（210.5，CO-CO2)=（313.67×80%）Kmol/h×（-5.017×104kJ/Kmol）=-1.26×107kJ/h副反应CO+H2=C+H2O转化率为10%nco=313.67Kmol/h反应热Q=QH2O+QC－QH2－QCO其中Q=mCp△TQH2O=31.67×18×1.029×210.5=1.235×105kJ/hQC=31.67×12×0.51×210.5=4.071×104kJ/hQH2=31.67×2×14.305×210.5=1.907×105kJ/hQCO=31.67×28×1.053×210.5=1.966×105kJ/h所以反应热Q=1.235×105kJ/h＋4.071×104kJ/h－1.907×105kJ/h－1.966×105kJ/h=-2.2159×105kJ/h所以反应器放出的热量Q总=1.282×107kJ/h从入口到出口的温差为x，各气体温度升高所需要的热量Q总=881.305×1.053x＋628.948×14.305x＋12488.234×0.9923x＋258.424×1.0465x＋77.326×2.4055x＋377.908×0.51（x+210.5）＋31306.152×1.029x=26248.9x设Q损忽略所以Q放=Q总解得x=388.40℃所以出口温度t=210.5＋388.40=598.90℃所以变换炉反应器热量衡算表如下：表2-11变换炉热量衡算表进口温度(℃)热量(kJ/h)反应热(kJ/h)出口温度(℃)热量(kJ/h)混合气体210.52.052×1071.282×107210.51.376×1072.6.2气液分离器热量衡算图2-5气液分离器热量衡算示意图混合物在50℃时，进入气液分离器的条件参数表2-12气液分离器热量衡算各物质参数物质COH2OCO2H2NH3N2比热容kJ/kg·K1.0294.1780.87114.1102.1141.026组成0.0190.6860.2270.0140.0020.006则混合物的平均比热容Cpm=（2-5）Cpm=1.029×0.019＋4.178×0.686＋0.871×0.227＋14.110×0.014＋2.114×0.002＋1.026×0.006=3.298kJ/kg·K所以Q进=mCpm·Δt=45640.38×3.298×50=7.58×106kJ/h分离出合成气在50℃时的平均比热容Cpm=0.044×14.11＋0.0616×1.029＋0.872×0.871＋0.0181×1.026＋0.00444×4.174=1.481kJ/kg·K则分离出合成气的热量Q合成气=mCpm·Δt=14306.73×1.481×50=1.059×106kJ/h50℃时，冷凝液的比热容Cpm=4.174×0.997＋0.00235×2.114=4.166kJ/kg·KQ水=mCp·Δt=31333.6496×4.166×50=6.521×106kJ/h 由于气液分离器内无换热所以：Q混=Q气+Q液气液分离器热量守恒表2-13气液分离器热量恒算表进料出料物料热量/物料热量/Q混/kJ/h7.58×106Q气/kJ/h1.059×106——Q液/kJ/h6.521×106合计7.58×106合计7.58×1062.6.3换热器热量衡算(1)加热器E101①进料条件温度25℃ 210.5℃进料流量n=452.205Kmol/hm=10744.374kg/h表2-14换热器热量衡算各物质参数物质COH2N2NH3CO2质量分数0.8200.0170.0240.0070.131比热容Cp/kJ/kg·℃1.05614.361.0512.2760.9295②平均比热容Cpm==0.820×1.056+0.017×14.36+0.024×1.051+0.007×2.276+0.131×0.9295=1.2729kJ/kg·K③变换气所需要的热负荷Q=mCpm·Δt=10744.374×1.2729×（210.5－25）=2.537×106kJ加热蒸汽用量：D=（2-6）D-加热蒸汽消耗量，kg/hQ-传热量，kJH-水蒸气的气化潜热，kJ/kgCp-蒸汽比热容kJ/kg·K-热效率，取0.96（热损失一般取换热器热负荷3%~5%[8]）采用233.7℃，3MPa高压蒸汽进行加热，其液化潜热为1793.5kJ/kg所以D表2-15热量衡算表物质热负荷QkJ/h输出换热介质用量kg/h数值2.537×1061473.5(2)换热器E104未变换气计算热负荷Q=mCpm·Δt=1.093×106kJ/h采用110℃，0.14MPa低压蒸汽进行加热，其汽化潜热为2234.4kJ/kg所以D(3)换热器E106总合成气计算热负荷Q=mCpm·Δt=1.900×106kJ/h采用进口温度30℃，出口温度为65℃的水Δt=65－30=35℃该温度变化下Cp水=4.174kJ/kg·KQ=Cp水D·Δt所以计算热负荷Q=mCpm·Δt=4.321×103kJ/h采用进口温度65℃，出口温度30℃Δt=65－30=35℃Q=Cp水D·Δt所以(4)换热器E102压缩机出气水蒸气比热容：4.681kJ/kg·℃质量：35273.92kg/h计算热负荷Q=mCpm·Δt=7.5×106kJ/h物料进口温度256℃，出口温度210.5℃换热介质进口温度20℃，出口温度80℃Δt=256－210.5=45.5℃Q=Cp水D·Δt所以19469kg/h(5)换热器E105变换反应后的气体物料进口温度210.5℃，出口温度60℃换热介质进口温度10℃，出口温度80℃计算热负荷Q=mCpm·Δt=46018.29×3.373×204.5=3.17×107kJ/hQ=Cp水D·Δt所以h表2-16换热器的热量衡算表温度℃热负荷kJ/h换热介质用量kg/h进口出口变换气加热器25210.52.537×1061473.5配气加热器25901.093×106509.6合成气冷却器89.9401.900×10613547.6水蒸汽换热器256210.57.500×10619469变换气冷却器210.5603.170×10711301.52.7Aspen模拟利用AspenPlus整个工艺的模拟，模拟结果如下。表2-17模拟结果一览表HCQSZQBHQYA温度℃201102040压力11284气相分率111＜0.001质量流量kg/h24270.1035273.9227777.9054.56体积流量m3/h25321.6861890.261039.880.0602-18质量流量模拟结果一览表质量流量kg/hr流股HCQSZQBHQYACO19907.51313.42TRACE＜0.001CO23186.39114.16TRACE0.025NH3174.66123.50TRACE4.935H2417.800.013933.72TRACEH2O—11.54659.3449.60N2583.7456.42314.8TRACE表2-19质量分率模拟结果一览表质量分率流股HCQSZQBHQYACO0.820—0.4311PPMCO20.131—0.513454PPMNH30.007—0.0030.090H20.017—0.031143PPBH2O—1502PPM0.909N2——0.02154PPB

第3章设备计算与选型3.1固定床反应器的选型设计计算3.1.1催化剂填充量的计算变换炉是醋酸生产过程中的重要设备，与其他的设备一起完成整个生产的工艺流程。就本设计而言变换炉就担当着一个半水煤气与变换气的变换装置，在这个变换过程中半水煤气在触媒（催化剂）的作用下发生下面的化学变化热量，根据生产过程的特征和需要本文中对变换炉的整体结构进行了设计。表3-1变换炉设计参数工作压力（MPa）操作温度（℃）物料名称腐蚀余量（mm）3.6210.5变换气、水蒸汽4原料液的体积流量（3-1）催化剂填充量的计算根据体积空速算的催化剂的填充量（3-2）VR—催化剂的填充体积，m3VON—原料液的体积流量，m3/hSv—体积空速，h-13.1.2床层高度的计算取其空塔气速则塔的截面积为（3-3）催化剂床层高度（3-4）根据《化工工艺设计手册》查的催化剂的孔隙率0.4，装料管的长度,取管长为7m3.1.3管束的数目与排列根据实际生产要求列管的管径为，管长取10m，催化剂填充高度为7m列管数（3-5）反应器列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次，反应管的排管把整个管板按30℃划分为12个区间，整个管板由一个30°区间阵列而成[8]。取管间距为50mm，采用的是等边三角形排列方式。中央不布管区域直径1000mm。根据排列方式及中间不不管面积可知，里层第一层排管数为5，划分十二个区，为了满足化热要求，每个区排管取整后为530根，实际排管6360根。由于是正三角形排布，所以可以根据等差数列进行计算（3-6）解得由于管间距为50mm，根据三角形性质可知其垂直距离为43mm；管排的长度；3.1.4换热介质的选择与换热温度的计算(1)本设计的换热介质选择熔盐载体，气组成如下表表3-2熔盐物化参数一览表名称Na2OK2O销态氮ClFe水不溶物含量≥20.35%≥24.7%≥16.1%≤0.03%≤0.005%≤0.01表3-3熔盐物化参数一览表项目指标熔点/℃142沸点/℃680熔融热/Kcal/Kg18比热/cal/Kg0.34热膨胀系数/℃4x10-4膜温/℃620平均导热系数0.317使用温度/℃150～540密度/kg/m32100(2)熔盐出口温度的计算①温度的计算熔盐的进口流速取，管口入口直径，则管子的进口流量为（3-7）熔盐的质量流量为：（3-8）熔盐的冷端入口温度为t1=150℃，则其出口端温度t2为：℃（3-9）②换热面积的计算床层对壁给热系数的计算（3-10）—流体导热系数，—流体表观质量流速，—流体粘度，（3-11）经查《化工工艺设计手册》碳钢管的导热系数，较干净壁面污垢热阻将数据带入总传质系数（3-12）表3-4原料与熔盐进出口温度原料熔盐出口温度T出口温度T进口温度t出口温度t210210150186.9传热推动力（3-13）所需换热面积为：（3-14）实际传热面积为：（3-15）所以设计传热面积满足满足工艺要求③床层压降的计算（3-16）属于湍流（3-17）3.1.5机械强度和校核(1)设计的选材考虑到使用温度、许用应力、价格、供货情况及材料的焊接性能等，在设计中选取：壳体、列管、管板、封头、法兰、支座、折流板材料为16MnR[9]。(2)板厚的计算根据流体进出口温度，选择流体的设计温度为操作温度的210℃，设计压力为操作压力的1.1倍，即0.39Mpa由于本操作是在高温下进行，所选材料为耐高温材料16MnR，焊接方式：选为双面焊对接接头，100%无损探伤，故焊接系数；根据GB6654《压力容器用钢板》和GB3531《低温压力容器用低合金钢板》规定可知对0Cr18Ni9钢板，C1=1,C2=2材料的许用应力则厚度按下式计算：（3-16）圆整后取厚度为60mm(3)气压试验16MnR的屈服极限为，气压试验：取两者之间取较大值，所以，气压试验强度校核满足公式：（3-17）所以气压试验满足强度要求。60mm，内径为3400mm。(4)气体分布板设计①气体分布板的形式工业应用的气体分布板形式很多，主要有直流式、侧流式、填充式、短管以及无分布板的漩流式等。本反应器选用锥形分布板。②分布板的压降分布板的压降可用下式表达：（3-18）式中——操作孔速，；——分布板的开孔率；——分布板的阻力系数，一般为1.5～2.5，对于侧缝帽分布板为2。——气体密度，。理想的气体分布板压降必然是同时满足均匀布气和具有良好稳定性这两个条件的最小压降。③均匀布气压降Richardson建议分布板的阻力至少应是气流阻力的100倍，即：④稳定性压降Agarwal等指出，稳定性压降应不小于列管式固定床层压降的10％，即（3-19）并且在任何情况下，其最小值约为3500Pa。由此，分布板的最小压降可表示为：（3-20）这里，均匀布气压降就成为次要问题，只考虑稳定性压降就可以了。所以：（3-21）由于所以（3-22）（3-23）(4)板厚取厚度10mm。孔数和孔径的确定(5)取孔径d＝10mm则：孔数（3-24）在分布板中心部分按等边三角形排列，这样，每一圈是正六边形，最外2～3圈为同心圆排列，同心圆与正六边形之间的大空隙处，适当补加一些孔。设孔间距为s有公式则：（3-25）取锥帽外径60mm，则实际排孔2912个，此时（3-26）（3-27）满足要求(6)折流板由于反应器中间不排管，最好选用环盘型折流板，板间距为1m，板厚10mm。折流板材料为Q345R。(7)封头的设计选用椭圆形封头，根据《过程设备机械基础》查的，其公称直径为3400mm，曲面高度850mm，直边高度50mm壁厚为反应器厚度60mm，所以椭圆形封头内径为3400mm，厚度为60mm(8)支座的设计支座采用裙座，材质为Q345R，裙座与塔体的链接采用对接式焊接，裙座筒体外径为3440mm，厚度为20mm。因为反应器筒体大、高，需要在裙座内部设置梯子。根据《塔设计》裙座上开设2个人孔方便检查，选择公称直径为450mm的人孔为减少腐蚀以及在运行中可能有气体溢出，需要在裙座上部设置排气管，根据反应器直径，设置排气管规格Φ100×4mm。考虑到裙座的防火问题，在裙座内外侧均敷设防火层，防火材料为石棉水泥层（容积密度约为），厚度为50mm。裙座高度（9）反应器总高度与总质量计算反应器总高度为经查得材料密度反应器换热管总质量反应器反应器筒体质量封头的质量裙座质量其他附件质量反应总质量3.1.6管口设计(1)反应器进口反应器进口总流量为，选进入反应器之前总管道运输速度为20m/s，则反应器入口直径（3-25）所以采用的管道所以入口的实际流速为（3-26）(2)出口管设计反应器出口流量为，取出口管速度为5m/s则出口管直径所以采用所以入口的实际流速为3.2换热器的选型计算换热器是化工生产中一个重要设备，它是能量变换的一个设备，本设计中换热器有5个，设计选型计算如下[10]。3.2.1配气加热器(1)根据任务要求确定设计方案类型：固定管板式换热器流动路径：水蒸汽走壳程，及时排走冷凝液，变换气走管内(2)初算换热器的传热面积S0确定加热介质的消耗量W由热量衡算可知，总传热流量Q=1.093×106kJ/h=303.6KwW=509.6kg/h计算平均温差选取逆流流向，先按单壳程单管称考虑，计算平均tt1=109－25=84℃t2=110－90=20℃由于t2/t1≤2因此对于纯逆流传热温差tm(逆)==52℃（3-27）有关参数P==0.76，R==0.015（3-28）根据R、P值，查化工原理教材P232图4-19(a)得校正系数=0.98＞0.8[11]可见用单壳程单管称合适所以=tm(逆)·=52×0.98=51℃（3-29）传热系数：K0=260W/m2·℃所以换热面积：初算所需传热面积S0S0===22.8m2（3-30）(3)选定换热器的概略尺寸查换热设计和设备手册所需换热面积S=22.7m2在管程结垢不很严重，以及压力降较高情况下采用ø19mm×2mm钢管管径d0=19mm，d1=15mm；管长l=3m所需管子根数n=164中心排管数nc=15管子间距Pt=25mm管程数nt=2(4)折流板直径Dc，数量及有关尺寸的确定外壳直径Di=t（nc-1）+2b（3-31）管中心距t=1.25d0=1.25×19=25mm所以Di=25×（16﹣1）＋2b管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离b=1.5d0=1.5×0.019=0.029mDi=25×﹙16－1﹚＋2×0.029=0.375m=400mm选取折流板与壳体间的间隙为3.0mm折流板直径Dc=400-2×3=340mm切去弓形高度h=0.25D=0.25×400=0.1m折流板数量NB=（3-32）取折流板间距h0=300mmNB=，NB=6块实际折流板间距，h=(5)拉杆的直径和数量与定距管的选定查阅换热器设计手册P189拉杆的螺纹公称直径dn=12mm拉杆长L=16mm前螺纹La=15mm后螺纹=50mm拉杆数量：4根拉杆的位置，均匀的置在管束周围，任何折流板应不少于3个支撑点定距管采用与换热管相同的管子，即ø19mm×2mm不锈钢钢管(6)换热器主要构件尺寸与接管尺寸的确定壳体厚度的确定[12]δ1=8mm封头厚度δ2=8mm管板尺寸管子与管孔之间保留1mm的距离，防止管子受热膨胀，使管板受压变形换热器H2为单壳程的固定管板式换热器，其型号为BEM400—28—3/19—2Ⅰ。3.2.2反应气换热器(1)根据任务要求确定设计方案类型：固定管板式换热器(2)初算换热器的传热面积S0确定加热介质的消耗量W由热量衡算可知，总传热流量Q=2.537×106kJ/h=704.7Kw计算平均温差选取逆流流向，先按单壳程单管称考虑，计算平均tt1=233－25=208℃，t2=233.7－210.5=23.2℃由于t2/t1≧2因此对于纯逆流传热温差：tm(逆)==84.3℃有关参数P==0.88，R==0.004根据R、P值，查化工原理教材P232图4-19(a)得校正系数=1＞0.8[11]所以：=tm(逆)·=84.3℃估算总传热系数：K0=760W/m2·℃初算所需传热面积S0：S0===11m2(3)选定换热器的概略尺寸查换热设计和设备手册所需换热面积S=12.7m2；ø25mm×2.5mm钢管管径d0=25mm，d1=20mm；管长l=3m 所需管子根数n=56；中心排管数nc=9管程数nt=2；型号：BEM325—13—3/25—2Ⅰ3.2.3合成气冷却器(1)根据任务要求确定设计方案类型：固定管板式换热器(2)初算换热器的传热面积S0确定加热介质的消耗量W由热量衡算可知，总传热流量Q=1.900×106kJ/h=527.8Kw计算平均温差选取逆流流向，先按单壳程单管称考虑，计算平均tt1=89.9－65=34.9℃，t2=50－40=10℃由于t2/t1≧2因此对于纯逆流传热温差：tm(逆)==19.9℃有关参数P==0.58，R==1.43根据R、P值，查化工原理教材P232图4-19(a)得校正系数=0.81＞0.8[11]，双壳程所以：=tm(逆)·=19.9×0.81=16.1℃估算总传热系数：K0=656W/m2·℃初算所需传热面积S0：S0===50m2(3)选定换热器的概略尺寸查换热设计和设备手册所需换热面积S=50m2在管程结垢不很严重，以及压力降较高情况下采用ø25mm×2.5mm钢管管径d0=25mm，d1=20mm；管长l=6m所需管子根数n=106；中心排管数nc=13管程数nt=4；型号：BFM450—50—4.5/25—4Ⅰ3.2.4水蒸汽冷却器(1)根据任务要求确定设计方案类型：固定管板式换热器(2)初算换热器的传热面积S0确定加热介质的消耗量W由热量衡算可知，总传热流量Q=7.500×106kJ/h=2083.3Kw计算平均温差选取逆流流向，先按单壳程单管称考虑，计算平均tt1=256－80=176℃t2=210.5－20=190.5℃由于t2/t1≤2因此对于纯逆流传热温差：tm(逆)==183.3℃有关参数P==0.25，R==0.76根据R、P值，查化工原理教材P232图4-19(a)得校正系数=1＞0.8[12]可见用单壳程单管称合适所以=tm(逆)·=183.3℃估算总传热系数：K0=560W/m2·℃初算所需传热面积S0：S0===20.3m2(3)选定换热器的概略尺寸查换热设计和设备手册所需换热面积S=26.3m2在管程结垢不很严重，以及压力降较高情况下采用ø25mm×2.5mm钢管管径d0=25mm，d1=20mm；管长l=4.5m所需管子根数n=76；中心排管数nc=11管程数nt=4；型号：BEM400—26—4.5/25—4Ⅰ3.2.5变换气冷却器(1)根据任务要求确定设计方案类型：固定管板式换热器(2)初算换热器的传热面积S0确定加热介质的消耗量W由热量衡算可知，总传热流量Q=3.170×107kJ/h=8805.2Kw计算平均温差选取逆流流向，先按单壳程单管称考虑，计算平均tt1=210.5－80=130.5℃t2=60－10=50℃由于t2/t1≧2因此对于纯逆流传热温差：tm(逆)==83.9℃有关参数P==0.35，R==2.2根据R、P值，查化工原理教材P232图4-19(a)得校正系数=0.95＞0.8[11]可见用单壳程单管称合适所以=tm(逆)·=83.9×0.98=82.2℃估算总传热系数K0=260W/m2·℃初算所需传热面积S0：S0===94.0m2(3)选定换热器的概略尺寸查换热设计和设备手册所需换热面积S=103m2在管程结垢不很严重，以及压力降较高情况下采用ø25mm×2.5mm钢管管径d0=25mm，d1=20mm；管长l=6m；所需管子根数n=222中心排管数nc=17；管程数nt=4型号：BEM800—94—3/25—4Ⅰ3.2.6旋风分离器表3-5旋风分离器设计条件混合气体密度ρ气尘粒密度ρ尘粒气体的流量V气温度t0.7891kg/m32281kg/m32424.61m3/h598.9℃拟采用标准型旋风分离器[13]标准型旋风分离器的阻力系数=8.0，设允许压降=1000Pa可得旋风分离器的最大进口气体速率（3-33）标准旋风分离器进口截面积为（3-34）=m2（3-35）其中：，（3-36）故旋风分离器的圆筒直径为：（3-37）临界直径为：（3-38）因此得出分离效果好，满足设计要求。标准旋风分离器尺寸如表3-6. 即旋风分离器的选型为标准设备规格为550×2200选择16MnR钢板，厚度取10mm。3.2.7压缩机压缩机的设计条件如表3-6。表3-6压缩机的设计条件介质水蒸气进口流量35273.9182kg/h进口压力0.1MPa进口温度110℃出口压力3.1MPa出口温度256℃压缩比31根据终压和压缩比，该水蒸气终压较高，选择多级压缩机；离心式压缩机流量大，供气均匀，体积小，机体易损部件少，可连续运转且安全可靠，维修方便；近年来除压强要求很高外，离心压缩机的应用日趋广泛[14]。本设计选从GECALSTHOM公司引进的苯菲尔蒸汽压缩机，型号MCL606。3.2.8气液分离器(1)气液分离器I[15]设计的条件如表3-6。表3-6气液分离器设计条件温度处理量液体密度气体密度停留时间液体体积流量50℃101m3/min983.2kg/m30.390kg/m36min32.36m3/h分离器内的的气速浮动流速Vt=Ks=0.0512=2.57m/s（3-39）设u﹤Vt=2m/s直径D===1.04m（3-40）高度HL===3.8m（3-41）式中：D—气液分离器的直径，mV—气体最大体积流量，m3/hu—容器中气体的流速，m/sVt——浮动流速，m/sKs—系数，0.0512t—停留时间，minVL—液体体积流量(2)气液分离器II进入分离器混合物参数如表3-7。表3-7气液分离器设计条件温度处理量液体密度气体密度停留时间液体体积流量40℃1568.62m3/h992.2kg/m30.366kg/m36min0.057m3/hPXQF的气液分离器可用于对压缩空气、合成气、煤气等各种气体的气液分离。由于液体是水，材料用不锈钢。所以选用PXQF型号立式重型气液分离器口径DN1040×3800；PXQF型号立式重型气液分离器口径：DN800×2000；

第4章设备选型一览表表4-1换热设备一览表序号位号名称型号材料介质数量1E101反应气换热器BEM325-1/0.6-13-3/25-2I不锈钢水蒸气12E102水蒸汽换热器BEM400-1/0.6-26-4.5/25-4I不锈钢冷却水13E103配气加热器BEM400-1/0.6-28-3/19-2I不锈钢水蒸气14E104变换气冷却器BEM800-1/0.6-103-3/25-4I不锈钢水蒸气15E105合成气冷却器BEM500-1/0.6-50-4.5/25-4I不锈钢冷冻盐水1表4-2动力设备一览表序号位号名称型号材料数量1C101合成气压缩机MCL606碳素钢122C102水蒸气压缩机MCL606碳素钢13P101泵IS50-32-1160碳素钢1表4-3分离设备一览表序号位号名称型号材料数量1V101旋风分离器550×2200碳素钢12V102气液分离器DN1040×3800不锈钢13V103气液分离器DN800×2000不锈钢1表4-4反应设备一览表序号位号名称型号材料数量1R101变换反应器DN3400×12500碳素钢1

第5章车间设备布置设计根据工艺设计的要求，本工艺对厂房建筑进行了严格的规划[16]，本工段中共有12个设备，这些设备中，除低温变换炉外大都是换热器。设备布置采用露天布置，可以节省投资以及可以防止危害气体积聚[17]。拟建长24m宽12m的厂区，有两层，其主要设备有5个换热器，一个反应器，一个开泵配有一个备用泵，两个压缩机，两个气液分离器和一个旋风分离器。5.1平面布置5.1.1第一层平面布置车间一层每个定位柱之间的距离为6米，最前面布置1个反应器且为旋风分离器和一个气液分离器，由裙座支撑。两个换热器和一个气液分离罐布置在后面并且保证了每个设备间距不小于1.2m，具体布置如图5-1所示。图5-10.00平面布置图5.1.2第二层平面布置本平面三个换热器设置在上层，具体布置如图5-2所示。图5-26.00平面布置图5.2立面布置图5-3车间立面布置图

第6章自动控制为了实现工厂生产的自动化，本设计采用DCS和ESD联锁控制系统，对工艺过程进行集中控制、监测、记录和报警，并且在DCS系统上设置了网络接口。6.1反应器控制图6-1反应器的控制6.2换热器控制换热器E101的控制是通过物料出口温度来控制介质的流量，如果物料出口温度偏低，则温度控制器会输出信号，使阀门的开度减小以维持物料出口温度恒定，如果换热介质是水蒸气则要在壳程上安装一个疏水阀，及时排走冷凝水，具体控制方案如图6-2所示，其他换热器的控制方案与此相同。图6-2换热器控制6.3泵控制对于泵P101的控制可以通过控制泵出口管路的阀门开度来控制泵出口的流量，具体控制方案如图6-3所示。图6-3泵控制6.4压缩机控制压缩机是通过入口流量显示调节进口阀的开度来控制出口流量，以C101为例，具体控制方案如图6-4所示。图6-4压缩机控制第7章安全防火与环境保护7.1防火防爆在化工生产装置运转过程中遇到的主要安全事故包括燃烧、爆炸、人身伤亡及机械设备事故等。在化工生产的设计、施工建设、生产组织管理、生产操作中必须十分重视安全问题。我国一贯执行“生产必须安全、安全为了生产”的方针，在化工厂设计的过程中，必须严格遵守各级政府与主管部门制定的法规、标准及规范，并在各个方面积极采取预防和减少损失的措施[18]。7.1.1火灾于爆炸发生的主要原因引起火灾甚至爆炸的原因通常比较复杂，但一般包括这样几个方面：物质的物理及化学性质；外界条件；设备设计失误，不能达到防火及防爆的目的；生产操作违反安全操作的规定；生产设备及其他设备的使用不当。7.1.2火灾与爆炸的预防措施为防止火灾与爆炸的发生，要在思想上高度重视，要贯彻“安全生产、重在预防”的方针；严格遵守国家制定的有关防火、防爆的规定、规范、条例等，完善工厂的安全管理制度，并保证执行工厂的防火措施[19]；防止明火的产生，不必要的火源都要避开装置；制定火灾、防爆发生时的应急措施；正确设计一切通道、防火带、消防墙等；执行“以防为主、以消为辅”的消防工作方针[20,21]。7.2三废的产生情况本变换工段主要产生的三废情况：废热：本工段产生的有害物质较少。主要是在变换的过程中尽量避免变换气体的泄露。此外，在变换的过程中产生大量的废热。废水：换热器的冷却水废渣：废弃的催化剂7.3三废的处理情况废弃的催化剂采用就地掩埋的方法进行处理；废水主要换热器的冷却水，排放到园区内的水处理厂集中处理后再循环利用。需要有效的利用这些废热，所以需要把这些废热通过管道引到气体工段进行再次利用。7.4噪声本工程对产生强噪声源的设备，设置减震装置，并置于单独的隔音间内，对个别噪声大的场所的操作人员采取个人防护措施等。并且，保持设备处于良好的运转状态，因设备运转不正常时噪声往往增大，要经常进行保养，加润滑油，减小摩擦，降低噪声，并在厂区种植降噪植物。

第8章公用工程8.1供水及排水本工段设计的供水包括生活用水和生产用；本工艺选择经过软化和脱离子后工艺用水；生活用水是厂址内的市政生活用水提供。本设计中排水系统包括生活废水和生产废水，其中生产废水统一输送给污水处理厂经过处理后循环利用，生活用水由厂内排水系统经下水道排出。8.2供电本设计中的供电包括车间生产电力、车间照明，生活用电。所以统一采用厂内的供电系统设置车间配电室和生活用电闸，采取对整个工厂的供电系统管理。8.3供暖本设计为了节能，为生活区供热(冬季)或者为低热量预热。从而本设计主要以锅炉方式提供能量，使在比较低的环境温度下仍然能保持适合的工作或者生活条件的一种技术手段。8.4供汽本设计中的供汽系统包括生活用汽和生产用汽，生产用汽主要是需要发生变换反应的水蒸汽，由厂内锅炉加热系统提供；生活用汽主要是采暖，也由锅炉加热系统提供。

结束语转眼间，几个月的毕业设计已经接近尾声了，这个设计是我大学期间的最后一次任务与学习，回想起设计中的点点滴滴感触颇多。本次设计课题为年产10万吨醋酸合成气CO变换工段的工艺设计。首先查阅相关文献了解本设计的意义和国内外研究现状，再经过多方面的比较以及查阅了大量的相关文献最后确定了CO变换的工艺流程，然后进行物料衡算、热量衡算、设备的计算与选型以及对车间布置进行设计。最后完成了变换炉反应器设备装配图、工段流程图、车间的平面布置图的绘制，并完成了20000字的设计说明书。在这次设计的过程中，遇到了许多困难，但同时也收获了很多。让我对本专业有了更进一步的认识，且对化工原理、化学反应工程和化工设计等课程又有了更深一层的理解，对以后工作岗位有了很大的帮助。通过编写设计说明书、CAD绘图和Aspen模拟，使对计算机在化工中的运用更加熟练，在专业软件方面有了提高。通过毕业设计提高了自己设计思维、工艺计算、正确处理和分析技术数据和制图的能力，为自己今后的步入社会的工作打下了坚实的基础并且增加了自己学习信心。由于自己的水平有限，在设计中难免会有不当之处，还请指导教师给予批评和指