分离乙醇—水板式精馏塔设计

2010  年  6  月  20  日 1.设计任务    5 2.工艺流程图    8 3.设计    8 3.1设计方案的确定    8 3.1.1塔型的选择    8 3.1.2操作压力    8 3.1.3进料方式    9 3.1.4加热方式    9 3.1.5热能的利用    9 3.1.6回流方式    10 3.2实验方案的说明    10 4、板式塔的工艺计算    11 4.1物料衡算    11 4.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定    12 4.3操作线的确定    14 4.3.1精馏段操作曲线方程    14 4.3.2提馏段操作曲线方程    14 4.4确定理论板层数NT    15 4.5确定全塔效率ET和实际塔板层数NP    15 4.5.1相对挥发度    15 4.5.2物系黏度    16 4.5.3全塔效率和实际塔板数    16 4.6操作压强的计算    17 4.7平均分子量的计算    18 4.8平均密度的计算    18 4.9表面张力的计算    20 4.10平均流量的计算    21 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算    22 5.1塔径    22 5.2溢流装置    25 5.3塔板布置及筛板塔的主要结构参数    30 5.4塔板流体力学验算    32 5.4.1塔板阻力hp    32 5.4.2降液管泡沫层高度    34 5.4.3液体在降液管内的停留时间    35 5.4.4雾沫夹带量校核    35 5.4.5漏液点    37 5.5操作负荷性能图    38 5.6设计结果    43 6、辅助设备的计算与选型    45 6.1料液储罐的选型    45 6.2换热器的选型    46 6.2.1预热器    47 6.2.2再沸器    48 6.2.3全凝器热负荷及冷却水消耗量    49 6.2.4产品冷却器    50 6.3各接管尺寸的确定    51 6.3.1进料管    51 6.3.2 釜残液出料管    51 6.3.3回流液管    51 6.3.4 塔顶上升蒸汽管    52 6.3.5 水蒸汽进口管    52 6.4塔高    53 6.5法兰    54 6.6人孔    56 6.7视镜    56 6.8塔顶吊柱    56 6.9泵的计算及选型    57 7、经济横算    58 7.1成产成本    58 7.2水蒸汽费用CS    58 7.3冷却水费用CW    58 7.4设备投资费CD    59 7.5总费用    59 7.6利润    59 8#体会#    60 符号说明： 英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 Af---- 降液管的截面积, m2 Ao---- 筛孔区面积, m2 AT----塔的截面积 m2    △PP----气体通过每层筛板的压降 C----负荷因子  无因次    t----筛孔的中心距 C20----表面张力为20mN/m的负荷因子 do----筛孔直径      u’o----液体通过降液管底隙的速度 D----塔径 m    Wc----边缘无效区宽度 ev----液沫夹带量 kg液/kg气    Wd----弓形降液管的宽度 ET----总板效率    Ws----破沫区宽度 R----回流比 Rmin----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol tm----平均温度 ℃ g----重力加速度 9.81m/s2    Z----板式塔的有效高度 Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) hl----进口堰与降液管间的水平距离 m    θ----液体在降液管内停留时间 hc----与干板压降相当的液柱高度 m    υ----粘度 hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m    ρ----密度 hf----塔板上鼓层高度 m    σ----表面张力 hL----板上清液层高度 m    Ψ----液体密度校正系数 h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m    下标 ho----降液管的义底隙高度 m    max----最大的 how----堰上液层高度 m    min----最小的 hW----出口堰高度 m    L----液相的 h’W----进口堰高度 m    V----气相的 hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H----板式塔高度 m HB----塔底空间高度 m Hd----降液管内清液层高度 m HD----塔顶空间高度 m HF----进料板处塔板间距 m HP----人孔处塔板间距 m HT----塔板间距 m H1----封头高度 m H2----裙座高度 m K----稳定系数 lW----堰长 m Lh----液体体积流量 m3/h Ls----液体体积流量 m3/s n----筛孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa T----理论板层数 u----空塔气速 m/s u0,min----漏夜点气速 m/s uo’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s Vh----气体体积流量 m3/h Vs----气体体积流量 m3/s Wc----边缘无效区宽度 m Wd----弓形降液管宽度 m Ws ----破沫区宽度 m Z ---- 板式塔的有效高度 m  希腊字母 δ----筛板的厚度 m θ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面张力N/m φ----开孔率 无因次 α----质量分率 无因次  下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的    1.设计任务 1.1目： 分离乙醇—水板式塔精馏塔设计 1.2生产原始数据： 1） 原料：乙醇—水混合物，含乙醇35%（质量分数），温度35℃； 2） 产品：馏出液含乙醇93%（质量分数），温度38℃，残液中含酒精浓度≤0.5%； 3） 生产能力：原料液处理量55000t／年，每年实际生产天数330t，一年中有一个月检修； 4） 热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为2.5Kgf/cm2； 5） 当地冷却水水温25℃； 6） 操作压力：常压101.325kpa； 1.3设计任务及要求 1） 设计方案的选定，包括塔型的选择及操作条件确定等； 2） 确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置； 3） 精馏塔的有关工艺计算 ? 计算产品量、釜残液量及其组成； ? 最小回流比及操作回流比的确定； ? 计算所需理论塔板层数及实际板层数； ? 确定进料板位置。 1.4塔主体尺寸的计算（塔径） 1.5塔板结构尺寸的设计 1.6流体力学验算 1.7画出负荷性能图 1.8辅助设备的选型 1） 确定各接管尺寸的大小； 2） 计算储罐容积，确定储罐规格； 3） 热量衡算，计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型； 4） 根据伯努利方程，计算扬程，确定泵的规格类型； 5） 壁厚，法兰，封头，吊柱等的选定。 1.9设计结果汇总 2.工艺流程图 附图1为带控制点的工艺流程图。 流程概要； 乙醇－水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。 3.设计方案 3.1设计方案的确定 3.1.1塔型的选择 筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排布。筛板塔的优点是：结构简单，造价低廉，气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，气流分布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生堵塞，不利于黏度较大的体系分离。 本设计中，根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，原料液流量为55000t／年，由于产品粘度较小，流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率。 因此，本设计最终选用筛板塔。 3.1.2操作压力 精馏可在常压、加压和减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的。 《化工原理》修订版下册，夏清编 一般来说，常压蒸馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于乙醇－水体系，在常压下已经是液态，且乙醇－水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 因此，本设计选择常压操作条件。 3.1.3进料方式 进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。 因此，本设计选择泡点进料。 3.1.4加热方式 精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为某种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。 因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。 3.1.5热能的利用 精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 大量的热量，但其位能低，不可能直接用来作塔釜的热源。但可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。 采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。 3.1.6回流方式 泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能源。但由于实验中的设计需要，所需的全凝器容积较大须安装在地面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为设计和计算方便，暂时忽略其温度的波动。 因此，本设计选用泡点回流。 3.2实验方案的说明 1) 本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。 2) 原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。 3) 本流程采用间接蒸汽加热，使用25℃水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60℃、40℃和35℃左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。 4) 本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编，P85 4、板式塔的工艺计算 4.1物料衡算 通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。 1、 将各个质量分数转化为摩尔分数 2、各个相对摩尔质量 3、 各个摩尔流量 由年处理量55000t，330天有效工作日，可得进料液流量F为 由物料衡算式可算出产品流量D和釜残液流量W 代入得 解得： 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表 表1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 原料液(F) 馏出液(D) 釜残液(W) 35 93 0.5 (摩尔分数) 0.1740 0.8386 0.001962 摩尔质量 27.84 41.534 18.08 沸点温度 /℃ 84 78.3 99.9         4.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。对于一定的分离任务而言，应选择适宜的回流比。 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。 图2 理论板和回流比关系图 确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1－2.0倍，为了节能,回流比倾向于取较小的值，有人建议取Rmin的1.1~1.5倍。考虑到原始数据和设计任 《化工原理》修订版下册，夏清编 务，本方案取1.4，即：R＝1.4Rmin；求最小回流比的方法有作图法和解析法，本设计使用作图法。根据附录表2乙醇~水溶液体系的平衡数据在坐标纸上绘出平衡曲线，并画出对角线。 表2 乙醇~水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的含量(摩尔分数) 汽相中乙醇的含量(摩尔分数) 液相中乙醇的含量(摩尔分数) 汽相中乙醇的含量(摩尔分数) 0.0 0.0 0.40 0.614 0.004 0.053 0.45 0.635 0.01 0.11 0.50 0.657 0.02 0.175 0.55 0.678 0.04 0.273 0.60 0.698 0.06 0.34 0.65 0.725 0.08 0.392 0.70 0.755 0.10 0.43 0.75 0.785 0.14 0.482 0.80 0.82 0.18 0.513 0.85 0.855 0.20 0.525 0.894 0.894 0.25 0.551 0.90 0.898 0.30 0.575 0.95 0.942 0.35 0.595 1.0 1.0         某些不正常曲线，具有下凹的部分。当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况下Rmin的求法是由点(xd，xd)向平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求Rmin。由于乙醇~水溶液平衡曲线属于不平衡曲线，因此，过 点d（0.8386，0.8386）向平衡曲线做切线，读出与Y轴的交点为（0，0.298），如附图3所示，然后由下式进行计算： 4.3操作线的确定 4.3.1精馏段操作曲线方程 精馏段操作线方程： 4.3.2提馏段操作曲线方程 提馏段操作线方程: 《化工原理》修订版下册，夏清编 4.4确定理论板层数NT 理论板层数的计算方法有图解法、逐板计算法和简捷法。本设计方案中使用图解法，由于精馏段和提馏段操作曲线方程的确定，可在平衡曲线上做阶梯，所画出的阶梯数就是所需理论板层数NT（包含再沸器）。如附图3所示 由图可知NT=16，精馏段塔板层数NT，=13 4.5确定全塔效率ET和实际塔板层数NP 塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔（O，connell）方法目前被认为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进行关联，表达式如下： 对于多组分系统μL可按下式计算，即 ——液相任意组分i的黏度，mPa·s； ——液相中任意组分i的摩尔分数。 4.5.1相对挥发度 由附表1乙醇~水溶液平衡曲线查得yD=0.849，yF=0.51，yW=0.02158 塔顶相对挥发度 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 进料板相对挥发度 塔釜相对挥发度 全塔平均相对挥发度 4.5.2物系黏度 由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得 塔顶温度      tD=78.3℃ 泡点进料温度  tF=84.0℃ 塔釜温度      tW=99.9℃ 全塔平均温度 由液体的黏度共线图可查得t=87.4℃下，乙醇的黏度μL=0.38mPa·s，水的黏度μL =0.3269mPa·s 4.5.3全塔效率和实际塔板数 即全塔效率ET 《化工原理》修订版下册，夏清编 《化工原理》修订版上册，夏清编 即实际塔板层数NP 精馏段理论板层数NT，=13，所以实际加料板位置为 4.6操作压强的计算 因为常压下乙醇－水是液态混合物，其沸点较低（小于100℃），且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。 故塔顶压强：  PD=101.3KPa， 取每层压强降： 塔底压强： 进料板压强： 全塔平均操作压强： 精馏段平均操作压强： 提馏段平均操作压强： 《化工原理》修订版下册，夏清编 4.7平均分子量的计算 1．塔顶： =0.8386  0.849 气相 0.849×46＋（1－0.849）×18＝41.77Kg/Kmol 液相 41.538Kg/Kmol 2．进料： ＝0.1740， = 0.51 气相 0.51×46＋（1－0.51）×18＝32.28Kg/Kmol 液相 27.84Kg/Kmol 塔釜： ＝0.001962， ＝0.02158 气相 0.02158×46＋（1－0.02158）×18＝18.60Kg/Kmol 液相 18.08Kg/Kmol 4．精馏段平均分子量 (41.77+32.28)/2=37.08Kg/Kmol (41.538+27.84)/2=34.69Kg/Kmol 5．提馏段平均分子量 （32.28+18.60）/2＝25.74Kg/Kmol (27.84+18.08)/2=22.96Kg/Kmol 4.8平均密度的计算 1．液相平均密度 塔顶tD=78.3℃，查得 (液)＝0.9728g/cm3； 进料塔板tF=84℃，查得 (液)=0.9693g/cm3； 塔釜tW=99.9℃，查得 (液)=0.9584g/cm3； 《化工原理》修订版上册，夏清编 不同温度下乙醇的密度可用方程式 查得当t0=25℃时，乙醇的 代入式中，求得在 tD=78.3℃时， =0.7369 g/cm3 tF=84.0℃时， =0.7314g/cm3 tW=99.9℃时， =0.7155g/cm3 塔顶密度： 进料密度： 塔釜密度： 精馏段液相平均密度：（775+927.9）/2=851.45 提馏段液相平均密度：（927.9+957.9）/2=942.9 2．气相平均密度 乙醇-水蒸汽在常压沸腾温度下的密度（Kg/m3）可通过查表得到， 精馏段气相平均密度：（1.449+0.785）/2=1.117 提馏段气相平均密度：（0.785+0.592）/2=0.6885 物理化学实验，潘湛昌主编 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 4.9表面张力的计算 25℃时乙醇—水溶液的表面张力可由图表面张力-乙醇质量分数关系图查得，而其他温度（T2）下的表面张力σ2，可由已知温度（T1）下的表面张力σ1，利用公式求出： Tc—液体的临界温度，K； 当混合液的临界温度无法查到时，可采用下式估算： 其中乙醇的临界温度Tic=243℃=516.15K，水的临界温度Tic=374.2℃=647.35K。 1、塔顶： 乙醇质量分数93%，查得σ1=21mN/m，T1=298.15K，T2=351.45K， 2、进料： 乙醇质量分数35%，查得σ1=29.5mN/m，T1=298.15K，T2=357.15K， 3、塔釜： 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 乙醇质量分数0.5%，查得σ1=64mN/m，T1=298.15K，T2=373.05K， 4、精馏段平均表面张力： (精)=(15.52+23.22)/2=19.37mN/m 5、提馏段平均表面张力： (提)=(23.22+47.89)/2=35.555mN/m 4.10平均流量的计算 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算 5.1塔径 塔径可根据选定的适宜空塔速度，先利用下式进行估算 对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的，故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便，可取较大者作为两段塔径。计算步骤如下： 1.求空塔气速u (1)动能参数的计算 精馏段： 提馏段： (2)初选板间距HT=0.40m，对于常压塔，板上液层高度一般取0.05-0.1m（通常取0.05-0.08m），本设计中取板上液层高度hL=0.05m HT-hL=0.40-0.05=0.35m (3) 查附图4，Smith关联图,得 精馏段： 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 提馏段： 图4 史密斯关联图 (4)求空塔气速 适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的0.6-0.8倍，即 其中  本设计中安全系数暂取0.78 精馏段： 则 提馏段： 则 （5）求估算塔径D 精馏段： 提馏段： 取较大者为精馏塔塔径，即D=1.17m，圆整得到D=1.2m 塔的截面积： 实际空塔气速： 精馏段： 提馏段： 在精馏段的安全系数满足0.6-0.8范围的情况下，提馏段也尽可能的接近0.6，所以本设计中塔径和板间距的选取均合理。 5.2溢流装置 板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有很重要的影响。 降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形和弓形两类。通常，圆形降液管用于小直径塔，而大直径塔一般用弓形降液管。 降液管溢流方式：一般常用的有如下图5所示的几种类型，即（a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流等。 图5 塔板溢流类型 （a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流 其中，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径2.2m以下的塔中。 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。附表2列出了溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，可供设计参考。 表3 液相负荷、塔径与液流型式的关系 塔径D，mm 液体流量Lh，m3/h U形流 单溢流 双溢流 1000 1400 2000 3000 4000 5000 7以下 9以下 11以下 11以下 11以下 11以下 45以下 70以下 90以下 110以下 110以下 110以下 90～160 110～200 110～230 110～250         Lh=0.001474m3/s=5.30m3/h 所以选择单溢流。 受液盘上一般不设置进口堰，进口堰既占面积，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。 溢流堰的形式有平直形和齿形两种。设计时，堰上液层高度应大于6mm，如果小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太大，会增大塔板压降及雾沫夹带量。 综上所述，堰流装置设计可选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰，平形受液盘以及平形溢流堰。其塔板示意图6如下 图6 塔板示意图 各项计算如下： 1.堰长lW： 堰长 =(0.6-0.8)D 取堰长lW=0.661D=0.661×1.2=0.794m 2.出口堰高hW (1)液流收缩系数E 可近似取E=1，所引起的计算误差对结果影响不大。 (2)堰上液层高度： (3)堰高： 根据0.1－ ≧ ≧0.05－ ，验算： 0.1－0.0101≧0.0399≧0.05－0.0101是成立的。 3.弓形降液管高度Wd及降液管面积Af 图7弓形的宽度与面积 用图7求取Wd及Af，因为 由该图查得： ， 4.验算液体在降液管中停留时间 保留时间θ>(3-5)s，故降液管适用。 5.降液管底隙高度ho 降液管底隙高度ho可用下式计算 液体通过降液管底隙的流速一般可取0.07~0.25m/s，本设计取uo=0.07m/s。则 以免因堵塞而造成液泛，该值应不少于20～25mm，计算结果符合要求。 5.3塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （1）、筛板布置 塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度WC为50～70mm。塔板上液体的入口和出口需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。一般，安定区的宽度WS可取50～100 mm。边缘区和安定区中的塔板不能开孔。 Wc=0.04m；  Ws=0.07m （2）、筛孔的直径d0，孔中心距 t，板厚 筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响;但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因 此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞；且孔径大，制造费用低。 筛孔的排布一般为正三角形，筛孔直径为0.003-0.008m，孔中心距与孔距之比常在2.5-5倍筛孔直径的范围内，实际设计时，t/d0宜尽可能在3-4的范围内。在确定开孔区板厚 时，对于不锈钢塔板的小孔直径d0应小于（1.5-2） 。一般碳钢的筛板的厚度 为0.003-0.004m，合金钢塔板的厚度 为0.002-0.0025m。综上所述，本设计选取 （3）、开孔率 在目前的工业生产中，对于常压或减压操作的筛板塔，开孔率应在10%~14%范围中。在本设计中 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 式中，Aa为开孔面积，m2；A0为筛孔面积，m2。 其中 所以 由 得  （4）、孔数 按t=13mm以正三角形叉排方式作图，见附图8，排得孔数5980个，按n=5980重新核算孔速及开孔率： 《化工原理》修订版下册，夏清编 开孔率变化不大，仍在10%~14%之间。 5.4塔板流体力学验算 塔的操作能否正常进行，与塔内气，液两相的流体力学状况有关。板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。 5.4.1塔板阻力hp 气体通过塔板的压降hp包括：干板压降hc，板上充气液层阻力hl以及克服液体表面张力的阻力hσ，可表示为 hp=hc+hl+hσ 其中气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可以忽略不计。所以 式中：hP—气体通过每一层塔板的阻力，m液柱； hC—干板阻力，m液柱； h1—塔板上的液层阻力，m液柱。 筛孔塔板的干板可用下式计算。 式中： —筛孔气速，m/s； —流量系数，可由附图9查得； —分别为气相和液相的密度，Kg/m3。 图9 与 / 的关系 查附图9 ，得 ，即 板上充气液层阻力与通过筛孔的气体动能因子 有关， 可由附图10查得 图10 有效液层阻力hl 由  查得  所以  单板压降 对于一般气体通过每块常压和加压塔塔板的压降为260-530Pa，该设计方案中的单板压降为359Pa，在适宜的范围内。 5.4.2降液管泡沫层高度 为了防止降液管液泛，应保证降液管内泡沫液层总高度不超过上层塔板的溢流堰顶，通常可通过求出的降液管内清液层高度Hd 是否满足Hd≤Ф（HT+hw）来进行验算，即 Hd=hp+hw+how+hc≤Ф（HT+hw） Ф为降液管中泡沫层的相对密度。对于一般物系，Ф=0.5；对 于发泡严重的物系，Ф=0.3~0.4；对于不易发泡的物系，Ф=0.6~0.7。本设计方案中取Ф=0.5。 其中液体在降液管出口阻力： （1）、液体通过降压管损失因不设进口堰。 所以： （2）、气体通过塔板间的压强降所相当的液柱高度hp=0.043m （3）、板上液层高度，前已选定hL=0.05m （4）、前面已定 。则 《化工原理》修订版下册，夏清编 Hd= hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.497×10-4=0.0937m 可见， ，符合防止降液管液泛要求。 5.4.3液体在降液管内的停留时间 为避免严重的气泡夹带使传质性能降低，液体通过降液管时应有足够的停留时间，以便释放出其中夹带的绝大部分气体。液体在降液管内的平均停留时间可由下式计算： 式中HT—塔板间距，m； Af—降液管面积，m2； Ls—液体流量，m3/s。 通常要求液体在降液管内停留时间应大于3s；对于易起泡物系则要求大于7s。若求得的停留时间过小，可适当增加Af或HT。 ＞3s 可见，该设计可使得液体所夹带气体释出。 5.4.4雾沫夹带量校核 上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫的生成固然可增加大气、液体两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的话会造成雾沫夹带液泛，从而导致塔板效率严重下降。所谓返混是指雾沫夹带的液滴与液体主流做相反方向流动的现象。为保证板式塔能维持正常的操作效果，生产中将雾沫夹带限制在一定的限度以内，规定每1kg上升气体夹带到上层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量ev＜0.1kg（液）/kg（气）。 用泛点百分率关联法先求uF 《化工原理》修订版下册，夏清编 由附图4史密斯关联图，查得 若液相的表面张力不等于20dyn/cm，可按下式校正 规定塔板开孔率φ≥10%时，β=1；若φ小于10%，查得的C20须乘以β值进行校正。φ=0.08，β=0.9；φ=0.06，β=0.8。本方案中φ=13.4%≥10%，所以β=1。 因为 ； 校正  操作气速： 液泛分率： 查附图11雾沫夹带分率图得： 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 图11 雾沫夹带分率 ev＜0.1kg液/kg气条件成立。 5.4.5漏液点 正常操作时，液体应横贯塔板，在与气体进行充分接触传质后流入降液管。但有少量液体会由筛孔漏下。这少量漏下的液体如同“短路”，传质不充分，故操作中应尽可能减少漏液。当液体流量一定，气体流量降到一定程度时漏液量会明显增多。一般将漏液量明显增多时的空塔气速称为在该液体流量下的漏液点空速uom，由于人们对漏液点判别的定量指标不同，所以不同研究者提出的计算漏液点的经验式亦不同。 当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔漏液点气速按下式计算： 其中 ，C20=0.7635 实际筛孔气速uo与漏液点筛孔气速uom之比称为稳定系数F， 一般情况下，F值应大于1，宜在1.5~2.0以上，使塔的操作可有较大弹性。 故在本设计中无明显漏液。 5.5操作负荷性能图 影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气、液负荷。对一定的塔板结构，处理指定的物系时，其操作状况只随气、液负荷的改变。要维持塔板正常操作必须将塔内的气、液负荷限制在一定范围内波动。通常在直角坐标系中，以气相负荷V对液相负荷L标绘出各种极限条件下的V-L关系曲线，从而得到塔板的适宜气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图。 1、气相负荷下限线 气相负荷下限线又称为漏液线，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，使板效率下降。 由下式 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 可近似取C0为前计算值不变，并将式how和Lh关系代入上式整理之后，可得 其中 由已知数据可得 所以 由上述关系可做得气相负荷下限线，如图12之曲线1。 2、 过量雾沫夹带线 过量雾沫夹带线又称为气相负荷上限线，放映出不发生严重雾沫夹带现象的最高气相负荷，它是一条直线。当气相负荷超过此线时，表明雾沫夹带现象严重，雾沫夹带量过大，使板效率严重下降，而此时的雾沫夹带量ev一般大于0.1kg液/kg气。 令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气 其中 即： 由上述关系可做得气相负荷上限线，如图12之曲线2。 3、 液相负荷下限线 若操作的液相负荷低于液相负荷下限线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。对于平直堰，通常按堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷的下限考虑，故液相负荷下限线方程为： 其中E为流量收缩系数，一般可取E=1计算。液相负荷下限线表示出为保证板上液体均匀分布的最低液相负荷，它是一条与纵轴平行的竖直线。 V=1.339×10-4 m3/h 由上述关系可做得液相负荷下限线，如图12之曲线3 4、 液相负荷上限线 若操作的液相负荷高于液相负荷上限线时，表明液体量过大，此时，液体在降液管内的停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使 塔板效率下降了。 以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式 θ=（Af×HT）/Ls=5 故Ls =（Af×HT）/5=（0.0816×0.40）/5=0.006528m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 5、 液泛线 当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢流堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。 若操作的气液负荷超过液泛线时，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，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，降液管内需维持一定的液层高度Hd。 令Hd=ψ(HT＋hw) 再由Hd=hp+hL+hd hP=hc+hl+hσ hl=βhL hL= h w +hOW 联立得  ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ 忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得 aV2=b-cL2-dL2/3  式中 a=[3.934×10-9/(AoCo)2]×（ρv/ρl） b=ψHT＋(ψ-β-1)how c=1.18×10-8/(lwhO)2 d=2.84×10-3×E×( 1+β) lw(2/3) 将有关数据代入，得 a=[3.934×10-9/(0.1173×0.7635)2]×（1.117/851.45）=6.43×10-10 b=0.5×0.4＋(0.5-1-1)×0.0101=0.1848 c=1.18×10-8/(0.794×0.02652=2.665×10-5 d=2.84×10-3×1×( 1+1)/( 0.749)(2/3)=6.624×10-3  故 6.43×10-10V2=0.1848-2.665×10-5 L2-6.624×10-3 L2/3 由上述关系可做得液相负荷下限线，如图12之曲线5。 图12 负荷性能图 附图12，即为该设计筛板的负荷性能图。在负荷性能图上可看出所设计的塔板是否有足够的操作弹性（气相负荷上限与下限之比），结构是否合理，是否需要调整及如何调整。对于回流比一定（即L/V为定值）的精馏过程，由设计条件L和V可定出操作点P，过原点点O和点P便可画出该设计条件下的操作线。由图可以看出：设计点位于正常操作区的适中位置，表明该塔板对气液负荷的波动具有较好的适应能力；操作线交严重漏液线于点A，过量雾沫夹带线于B点。由此可见，此塔操作负荷上下限受严重漏夜线和过量雾沫夹带线的控制。分别从图中A（9.139×10-4,1.011），B（0.001783,2.223），可求得该塔的操作弹性。 Vmax= 2.223m3/h                Vs,min=1.011 m3/h 故操作弹性为 操作弹性=Vmax/ Vmin=2.223/1.011=2.20 5.6设计结果 现将以上设计计算结果列于附表4中 附表4 设计结果表 序号 项目 数值及说明 备注 1 塔径D/m 1.2   2 板间距HT/m 0.4   3 塔板形式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 4 空塔气速m/s 1.482   5 堰长lw/m 0.794   6 堰高hw/m 0.0399   7 清液层高度hL/m 0.05   8 降液管底隙ho/m 0.0265   9 孔数n 5980 正三角形叉排 10 筛孔气速m/s 14.3   11 孔心距t/mm 13 指同一排的孔心距 12 板压降hp/m液柱 0.023   13 降液管中清液层高度how/m 0.0101   14 塔截面积AT/m2 1.130   15 降液管底隙高度 m 0.0306   16 降液管面积Af/m2 0.0816   17 弓形降液管宽Wd/m 0.15   18 板厚/mm 2.5   19 筛孔直径 m 0.005   20 开孔率/% 13.4   21 雾沫夹带量ev/kg/kg气 0.0218   22 弓形中停留时间/s 22.13   23 稳定系数 1.523   24 液相负荷上限m3/s 0.006528   25 液相负荷下限m3/s 0.0001339   26 气相负荷上限 m3/h 2.223 过量雾沫夹带线 27 气相负荷下限 m3/h 1.011 严重漏夜线 28 操作弹性 2.20           6、辅助设备的计算与选型 6.1料液储罐的选型 ⒈ 原料贮罐 设计原料的储存利用时间为10天 QF=55000000kg/330天×10天 =1666667kg      则可知： V= QF /进料密度 =1666667/927.9 =1796m3 设其安全系数为：1.1    则有： 2．产品贮罐 设计产品的储存时间为10天 则可知： 设其安全系数为：1.1      则有： 选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92） 《常用化工单元设备的设计》 陈英南.刘玉兰主编.上海：华南理工大学出版社 名称 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规格 1900 2000 9500 10338 Q235-A.F 21840               原料储罐的选择规格为： 产品储罐的选择规格为 名称 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规格 725 750 7500 8305 Q235-A.F 12760               6.2换热器的选型 预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。 冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。   管程 壳程 K值范围 预热器 料液 水蒸汽 280～850W/m2s 再沸器 釜液 水蒸汽 850～1500 W/m2s 全凝器 冷水 物料蒸汽 280～850W/m2s 冷却器 冷水 有机溶液 850～1500 W/m2s         再沸器一个：将塔底产品加热，提供提馏段的上升蒸汽。 计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的10%，即安全系数为1.1。下面四个换热器的计算均按照这个假定。 6.2.1预热器 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为84.0℃，而 原料温度为35℃。釜残液的温度为99.99℃，其主要成分是水，比热比原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以稳定控制进料温度为泡点。 拟定将釜液降至40℃排出，以用于他途。 F=6944.4kg/h，W =3582.55kg/h 根据温度，查相关表得： CP水=4.26KJ/(kg℃), CP乙醇＝3.10KJ/(kg℃)。 则 取总传质系数K=600W/m2.k=0.6kj/（s.m2.k） 取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=58.3 。 选取换热器25×2.5mm 型号为：G600Ⅰ—1.6—55.8 《化工原理》修订版上册，夏清编 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 600 1.6 1 245 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 17 0.0769 55.8 3000           6.2.2再沸器 tW=99.99℃,釜液质量分数为0.5％时，查表得汽化潜热 ＝2244.23kJ/kg, 平均摩尔质量为18.616kg/kmol 对于泡点进料： 取传热系数 ,安全系数为1.1 换热器面积： 选取换热器25×2.5mm 型号为：G600Ⅵ—2.5—55.8 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 600 2.5 6 216 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 16 0.0113 49.2 3000           校核： A=49.2 ， 传热量足够，能够满足设计要求。 加热蒸气消耗量 6.2.3全凝器热负荷及冷却水消耗量 取水进口温度为25℃，水的出口温度为35℃，塔顶出口气体的温度为78.3℃，塔顶乙醇质量分数为93％时，查得乙醇的汽化热为970.98kJ/kg，在此温度下： 取安全系数1.1，取 A= 选取换热器25×2.5mm 型号为：G600Ⅵ—2.5—74.6 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 600 2.5 6 216 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 16 0.0113 74.6 4500           6.2.4产品冷却器 假设产品从78.3℃冷却到40℃时 冷却水从进口温度25℃到40℃时 所用水量： 取总传热系数K=450w/ ℃=0.450KJ/s ℃ A= 取安全系数1.1，则A=1.1×7.28=8.01 选取换热器25×2.5mm 型号为：G600Ⅵ—2.5—8.7 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 273 2.5 1 38 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 6 0.0119 8.7 3000           6.3各接管尺寸的确定 6.3.1进料管 进料体积流量 取适宜的输送速度 ，故 经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格： 6.3.2 釜残液出料管 釜残液的体积流量： 取适宜的输送速度： ，则 经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格： 。 6.3.3回流液管 回流液体积流量 取适宜的输送速度，回流一般为强制对流，需要泵的输送，因此 ，则 《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编 经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格： 。 6.3.4 塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度 ，那么 经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格： 。 6.3.5 水蒸汽进口管 水蒸气体积流量： 取适宜的速度 ,那么 经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格： 。 主要接管设计尺寸 进料管 Φ68×5mm 回流管 Φ45×2.5mm（冷拔） 釜液出口管 Φ42×3mm（冷拔） 塔顶蒸气管 Φ325×10mm 加热蒸气管 Φ351×17mm     6.4塔高 塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为 块，精馏段实际塔板数为30块，提 馏段实际塔板数为3块。板间距 由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：            取人孔两板之间的间距 ，则塔顶空间 ，进料板空间高度 。 塔底空间HB的计算 塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不致排完。本方案取10min的储量，即 塔截面积AT=1.13m2 10min=600s 对于不易起泡沫的液体，釜中装料系数可达80%；对于易起泡的液体，装料系数一般不超过65%。为避免带液现象，釜中液面据底层塔板高度至少要在0.5m以上。本设计取80% 那么，塔高度： 由已知塔径和塔高，工作压力P不大于3Kgf/c㎡，选取下列塔体结构尺寸 塔的总体结构尺寸     材料 重量/kg 封头曲面高度h1/mm 300 Q235A GB3274   封头直边高度h2/mm 25 Q235A GB3274   封头厚度/mm 8   106 塔壁厚/mm 8     塔高/m 15.6 Q235A GB3274 3712.8         6.5法兰 法兰分为压力容器法兰和管法兰。 筒体法兰选取平面封面的甲型平焊法兰（TB4702-92） 甲型平焊筒体法兰尺寸 公称直径 法兰/mm（PN=0.25MPa） 螺栓 DN（mm） D D1 D2 D3 D4 δ d 规格 数量 1200 1330 1290 1255 1241 1238 44 23 M20 36                     《化工设备机械基础》董大勤编，北京：化学工业出版社 管法兰(选取板式平焊钢制管法兰) PN=0.6MPa 名称 公称直径DN 管子直径 联接尺寸 法兰厚度C 法兰内径B1 法兰理论质量/kg 法兰外径D 螺栓孔中心园直径K 螺栓孔直径L 螺栓孔数量 n 螺纹Th A B   A B 进料管 65 76.1 76 160 130 14 4 M 12 16 77.5 78 1.85 回流管 40 48.3 45 130 100 14 4 M 12 16 77.5 78 1.38 釜液出口管 40 48.3 45 130 100 14 4 M 12 16 77.5 78 1.38 塔顶蒸气管 300 323.9 325 440 395 22 12 M 20 24 327.5 328 11.9 加热蒸气管 350 355.6 377 490 445 22 12 M 20 26 359.5 381 14.3                             6.6人孔 回转盖带颈对焊法兰人孔尺寸(HG21518—95) 密封面型式 公称压力MPa 公称直径DN dw×S d D D1 H1 H2 b 突面型 2.5 450 480×12 450 670 600 250 124 46 b1 b2 A B L d0 螺栓数量 螺柱 总质量kg 直径×长度 40 44 375 175 250 24 20 M33×2×175 243                     6.7视镜等 名称 公称直径 尺寸标准 连接面形式 视镜 液面计 取样口 温度计 压力计 50 15 25 32 25 Pg2.5Pg50JB593-14-1 Pg2.5Dg15HGJ49-91 Pg2.5Dg25HGJ49-91 Pg2.5Dg32HGJ49-91 Pg2.5Dg25HGJ49-91 平面 平面 平面 平面 平面         6.8塔顶吊柱 S L H G=500 × R e l 重量kg 标准图号 900 3400 1000 108×10 750 250 100 163 HG5-1373—80-4                   具体图形见常用单元设备设计（塔顶吊住） 6.9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，取裙座高度为3m，提溜段筛板数为3则进料口高度为：H=3+0.69+3×0.40=4.89m 进料密度：927.9 kg/m3 由Qm,v=Qm,h/进料密度 =6944.44(kg/h)/927.9(kg/m3) =7.484m3/h 则液体在泵里的流速为U=4Qm,v/(Л×R2进料口) =4×7.484/（3.14×0.0652) =0.6268m/s 所以液体在管中的流动形式为湍流。 ∑Hf=Hf+H’f =[λ(∑li+∑lei)/d +∑ξi](U2/2g) 选择泵的型号为：流量为12.5 m3/h，扬程为12.5m。 7、经济衡算 以年为衡算基准 7.1成产成本 生产费用包括再沸器水蒸汽费，塔顶冷凝器，产品冷却器冷却水费。 7.2水蒸汽费用CS 采用饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)，采用再沸器由水蒸汽间接加热，采用饱和蒸汽加热，1度电=1kw/h=3600KJ,每度电的单价为0.6元，则 再沸器加热的热量  用电成本= 7.3冷却水费用CW 冷却水单价按2元/吨而定。 换热器中冷却水温升一般取10-20℃。 冷却水用量 全凝器： 冷却器 冷却水费用CW=（1386000+36986.4）×2=2845972.8元/年 7.4设备投资费CD 精馏塔投资费 成本：20000D1.2元/实际塔板 D：精馏塔内径 m A=20000×1.2×1.2×33 =950400元/年 年折旧率为15% 全塔成本：20000D1.2Ne×15% 元/年 B =20000×1.2×33×15%    =118800元/年 设备投资费用 C=950400+118800=1069200元/年 7.5总费用 总费用CT=CD+CS+CW  元/年 CT=10929600+2845972.8+1069200＝14844772.8元/年 7.6利润 已知质量分率约为95%的工业酒精价格是5000元/吨 纯利润＝5000×51.29×46.07×24×330/1000 =93572039.88元/年 原料成本：500元/t 原料成本＝500×6944.4×24×330/1000 ＝27499824元/年 总利润＝93572039.88－27499824－14844772.8 ＝51227443.08元/年 8心得体会 课程设计是培养学生综合运用所学知识，发现，提出，分析和解决实际问题，锻炼实践能力的重要环节，是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程。塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此，掌握精馏塔的基本设计是身为化工专业学生是十分重要的。 本设计进行乙醇和水的分离，采用直径为1.2m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。 该设计的优点： 1．耐腐蚀和不易阻塞，操用、调节、检修方便； ２．结构简单、材料耗用量少，制造安装较容易； ３．处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用； ４．操作弹性较大。 回顾起此次筛板塔课程设计，至今我仍感慨颇多，的确，从选题到定稿，从理论到实践，在整整三个星期的日子里，可以说得是苦多于甜，但是可以学到很多很多的的东西，同时不仅可以巩固了以前所学过的知识，而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。通过这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起 来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。在设计的过程中遇到问题，可以说得是困难重重，这毕竟第一次做的，难免会遇到过各种各样的问题，同时在设计的过程中发现了自己的不足之处，对以前所学过的知识理解得不够深刻，掌握得不够牢固，比如说泵的选型，由于裙座找不到标准，因此也只能用别人用过的数据，取3m，而在计算泵的扬程时，涉及到装置的分布问题……通过这次课程设计之后，一定把以前所学过的知识重新温故。 这次课程设计终于顺利完成了，在设计中遇到了很多问题，由于筛板塔的设计是比较少参考文献，特别是流体力学性能和负荷性能图那个版块的知识点很多没有统一的结论，经验式也较为混乱，最后在郑育英老师的辛勤指导下，终于游逆而解。同时，在郑育英老师的身上我学得到很多实用的知识，在次我表示感谢！同时，对给过我帮助的所有同学和各位指导老师再次表示忠心的感谢！