1、分離分析課程設計乙醇-水分離過程篩板式精餾塔的設計 院 系： 專業班級： 姓 名： 學 號： 指導教師： 日 期： 設計要求一、 設計任務1. 生產能力：塔頂濃度為乙醇92.41%（質量分率），產量為60t/天；年產量為1.8104t/年。2. 生產要求：塔底餾出液中含乙醇不得高于0.03%（質量分率），原料來自粗餾塔，為9596飽和蒸汽，由于沿途熱損失，進精餾塔時，原料溫度約為91。3. 設備型式：篩板式精餾塔二、 操作條件1. 塔頂壓力：101.325kpa（表壓）2. 進料狀態：泡點液體進料3. 回流比：R=（1.12.0）Rmin4. 塔底加熱蒸汽壓力：108.325kPa（表壓）5.

2、 單板壓降：0.7kPa6. 每年實際生產時間：7200h（按300天計算，每天24小時連續運行）三、 設計內容1. 精餾塔的物料衡算；2. 塔板數的確定；3. 精餾塔的工藝條件及有關物料數據的計算；4. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5. 塔板主要工藝尺寸的計算；6. 塔板的流體力學檢算；7. 塔板負荷性能圖；8. 對設計過程的評述和討論。目錄一、概述11. 本設計定位2二、工藝流程草圖及選塔依據21. 工藝流程草圖22. 選塔依據3三、精餾塔設計計算31. 精餾塔的工藝計算31.1 物料衡算31.2 塔板數的確定42. 精餾塔有關物料數據的計算62.1 操作壓強 P 的計算62.2 平均摩爾質

3、量計算62.3 平均密度計算72.4 液體表面張力的計算83. 塔和塔板的主要工藝尺寸計算93.1 塔徑D93.2 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定113.3 塔板布置113.4 篩孔數n與開孔率123.5 塔有效高度Z133.6 塔高的計算134. 塔板的流體力學驗算134.1 塔板壓降134.2 液沫夾帶量ev的驗算154.3 漏液檢算154.4 液泛檢算165. 塔板負荷性能圖175.1 漏液線175.2 液沫夾帶線175.3 液相負荷上限線185.4 液相負荷下限線185.5 液泛線195.6 塔氣液負荷性能圖19四、精餾裝置工藝流程圖21五、設計參數匯總表21六、自我評價22七

4、、主要符號說明23八、參考文獻25一、概述利用混合物中各組分揮發能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅動和相平衡關系的約束下，使得易揮發組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉移，而難揮發組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質過程同時進行，屬傳質過程控制。原料從塔中部適當位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點。在精餾段，氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產品。在提餾段，其液

5、相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產品，精餾過程與其他蒸餾過程最大的區別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。精餾塔是石油、化學加工工業(CPI)中使用量最大、能耗最高、應用面極廣的分離單元操作設備。從精餾設備的歷史發展來看，精餾技術與石油、化學加工工業的發展是相輔相成、相互刺激、共同進步的發展關系。精

6、餾技術的任何進步，都會極大刺激化學加工工業的技術發展，同樣在石油、化學加工工業發展的每一個歷史階段都會對精餾設備技術提出更高要求。當前填料塔技術已經基本可以滿足不遠未來的需求，板式塔技術依然是未來發展的主流。現有新型板式塔技術的發展主要是傳統簡單技術的深化和傳統簡單技術的復雜化，前者可以很好地滿足現有生產局面對塔內件的要求，而后者將發展成未來板式塔的主流。國內外現有板式塔設備技術的發展一方面是在傳統簡單機制技術基礎上的深化和完善，并在當前工業應用中表現出優良的操作性能，獲得了可以滿足現有26生產要求的操作效果；另一方面是對傳統簡單機制的復雜化，在開發思路或試驗室研究中都表現出極為優良的操作性能

7、，但當前工業應用報導的實例極少，其中涉及了當前相關支撐技術的限制，生產條件的限制以及操作控制等方面的制約。但無論如何，隨著人類文明的進步和相關支撐科學的發展，煉油和石化工業新的需求將激勵這些技術的發展和變更，在未來十年里，將會大幅度地應用到工業生產，并且隨著對傳質理論的深入理解，將會重新形成更為復雜化的塔設備構型，更加豐富塔設備技術。1. 本設計定位本設計是以乙醇水物系為設計物系，以篩板塔為精餾設備分離乙醇和水。篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備，此設計針對二元物系乙醇水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設計過程。二、工藝流程草圖及選塔依據1. 工藝流程草圖本設計任

8、務為分離乙醇和水的混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程，因為其具有生產能力大，產品質量穩定等優點。乙醇水混合液以汽液混合物狀態(q=1)，使用機泵經原料預熱器加熱后送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經塔頂產品冷卻器冷卻后，送至儲罐，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品冷卻后,送入儲罐(如圖)。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流R=（1.12.0）Rmin。塔釜采用直接蒸汽（108.5291的水蒸汽）加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2. 選塔依據篩板塔是現今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優點如下：（1）結構簡單、金屬耗量少、造價低廉；（

9、2）氣體壓降小、板上液面落差也較??；（3） 塔板效率較高。改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔。三、精餾塔設計計算1. 精餾塔的工藝計算1.1 物料衡算1.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率乙醇的摩爾質量為：Ma = 46.07kg/koml水的摩爾質量為：Mb = 18.02kg/koml塔頂摩爾分率：XD = 0.9301/46.070.930146.07+0.069918.02 = 0.8388塔底摩爾分率：Xw = 0.0003/46.070.000346.07+0.999718.02 = 0.00011741.1.2 原料液及其塔頂與塔底產品的平均摩爾質量原料液平

10、均摩爾質量：MF = 0.1746.07+(1-0.17)18.02=22.76 kg/mol塔頂產品平均摩爾質量：MD =0.838846.07+(1-0.8388)18.02=41.55 kg/mol塔底產品平均摩爾質量：Mw = 0.000117446.07+(1-0.0001174)18.02=18.0228 kg/mol1.1.3 全塔物料衡算D =60100024(46.070.8388+18.020.1612 =60.1709kmol/h【查得（95+96）2=95.5時乙醇水的飽和蒸汽的組成：xF=0.17?！坑桑汉?得： 1.2 塔板數的確定1.2.1 理論板層數 NT的求取

11、（1） 相對揮發度的求取當氣體服從道爾頓分壓定律時，由式得到相對揮發度如表1：表1 不同溫度下的相對揮發度數值：序號1234567溫度（）8986.785.384.182.782.381.6i8.19697.27376.28645.20243.91973.57822.8688序號891011121314溫度（）80.779.879.779.378.7478.4178.15i2.40281.85091.79251.61251.3521.211所以（2） 求最小回流比及操作回流比列方程組得： 則最小回流比可由下式計算出：。取操作回流比為 R=1.4=1.43.82 =5.348（3） 求操作線方程

12、精餾段操作線方程為：=+ （a） 提餾段操作線方程為： （4） q線方程的確定。則q線方程為：。（5） 逐板法求理論板層數對于二元精餾體系采用的數值法為逐板計算法，通常從塔頂開始計算：精餾段操作線方程： 相平衡方程：=2.78代入 得： 代入式反復計算得：x2=0.436681 y3=0.525259 x3=0.251657 y4=0.382276 x4=0.158319 y5=0.310146 x5=0.11780.1268=xq 第5塊為加料板同理，由提餾段操作線方程：及式繼續計算得： LD=749.9625 kg/m3對于進料板：tF=96.5665，L，A=721.76 kg/m3，L

13、，B=960.769 kg/m3質量分率： 則 = = Lf=868.1 kg/m3對于塔底：tW=104.86，L，A=711.0334 kg/m3，L，B=955.0925 kg/m3質量分率：則 = = LW=955.02kg/m3則精餾段的平均液相密度：Lm1=(LD+LF)/2= 提餾段的平均液相密度：Lm2=( Lw+LF)/2=911.56kg/m3（2）氣相密度vm精餾段的氣相密度：vm1= =1.1650kg/m3 提餾段的氣相密度：vm2=0.8441kg/m32.4 液體表面張力的計算由平均表面張力公式 ： （1） 對于塔頂tD=84，A=17.8838mN/m，B=61

14、.8256mN/m則塔頂的平均表面張力：DM=0.838817.8838+（1-0.8388）61.8256=24.9672mN/m（2） 對于進料板tF=96.56653，A=16.6333mN/m，B=58.9421mN/m則進料的平均表面張力：FM=0.1716.6333+(1-0.17)58.9421=51.7496mN/m（3） 對于塔底tW=104.86，A=15.7991mN/m，B=57.897mN/m塔底的平均表面張力: wM=0.000117415.7991+(1-0.0001174)57.897=57.892mN/m（4） 精餾段的平均表面張力M1=38.3584mN/m

15、（5） 提餾段的平均表面張力M2=54.8208mN/m3. 塔和塔板的主要工藝尺寸計算3.1 塔徑D 表2：不同塔徑的板間距塔徑DT/m0.30.50.50.80.81.6 1.62.4 2.44.0 板間距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初選所設計的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設計，以適應兩相體積流量的變化。精餾段板間距H1T=0.45m，提餾段板間距H2T=0.40m。液氣流動參數：精餾段：=0.02494提餾段：= =0.06339查教材圖可得到表面張力為20mN/m時的負荷因子：精餾段C20,1=0.0

16、84，提餾段C20,2=0.064。精餾段校正物系表面張力38.7019mN/m，提餾段校正物系表面張力54.6615mN/m。由公式C20（20mN/m）計算氣體負荷因子C ：精餾段的氣體負荷因子：C1=0.084=0.09616提餾段的氣體負荷因子：C2=0.064=0.07839根據公式uf=計算液泛速度uf值: 精餾段：uf1=0.09616=2.5394m/s提餾段：uf2=0.07839=2.5347m/s取液泛百分率為70，則設計氣速為=0.7uf則精餾段： =0.702.5394=1.7776m/s 提餾段： =0.702.5347=1.7743m/s所需氣體流通面積=：則精餾

17、段: =0.5007m2 提餾段: =0.2997m2取堰長lW=0.7D，查得溢流管面積與塔板總面積之比為：0.088則精餾段：=0.5490m2 提餾段：=0.3286m2則精餾段塔徑： =0.8363m 提餾段塔徑：=0.6469m按標準塔徑圓整精餾段塔徑為D1=1.0m，提餾段塔徑D2=0.8m。此塔徑與表2塔板間距HT相符。由此初選塔徑可以計算出：精餾段實際塔板總面積：提餾段實際塔板總面積：精餾段實際溢流管面積：Af1=0.088AT1=0.0880.785=0.06908m2提餾段實際溢流管面積：Af2=0.088AT2=0.0880.5024=0.04421m2精餾段實際氣體流通

18、面積：An1=AT1-Af1=0.785-0.06908=0.7159m2提餾段實際氣體流通面積：An2=AT2-Af2=0.5024-0.04421=0.4582m2精餾段實際氣速：un1=VS1An1=0.89010.7159=1.2433m/s提餾段實際氣速：un2=VS2An2=0.53180.4582=1.1606m/s精餾段實際堰長：lW1=0.7D1=0.71.0=0.7m提餾段實際堰長：lW2=0.7D2=0.70.8=0.56m精餾段實際液泛百分率：提餾段實際液泛百分率：3.2 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定因塔徑和流量適中，選取單溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盤

19、及平頂溢流堰、不設進口堰。各項取值計算如下：（1）溢流堰長LW的值：精餾段堰長：Lw1=0.7 提餾段堰長：Lw2=0.56（2）出口堰高hW：堰高hW/mm真空常壓加壓最小值102040最大值205080由上表可?。壕s段堰高：hW1=0.00769m 提餾段堰高：hW2=0.01038m（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lW/D=0.7，查得：Wd/D=0.145即Wd=0.145D：則精餾段降液管的寬度：Wd1=0.1451=0.143m 提餾段降液管的寬度：Wd2=0.1450.8=0.1144m 精餾段降液管面積：Af1=0.0667m2 提餾段降液管面積：Af2=0.042

20、7m2（4）降液管底隙高度ho為保證液封，降液管底部與塔板的間隙ho應小于堰高hW，但一般可取： 精餾段降液管底隙高度：ho1=0.02m 提餾段降液管底隙高度：ho2=0.02326m3.3 塔板布置（1）精餾段和提餾段均取邊緣寬度Wc1=Wc2=0.035m ，安定區寬度Ws1=Ws2=0.065m（2）根據以下公式計算開孔區面積。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )則精餾段：X1=12-(0.143+0.065)=0.29m R1=12-0.035=0.465m 提餾段：X2=0.82-(0.1144+0.065)=0.2206m R2=0.82-0.035=0

21、.365m 代入上式得：精餾段開孔區有效面積：Aa1=0.5021m2提餾段開孔區有效面積：Aa2=0.3012m23.4 篩孔數n與開孔率精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑do=4mm；精餾段：孔徑do與孔間距t之比：t1/do=3；在有效傳質區內，篩孔呈正三角形排列。提餾段：孔徑do與孔間距t之比：t2/do=3；在有效傳質區內，篩孔呈正三角形排列。則精餾段孔間距：t1=3do=44=12mm 提餾段孔間距：t2=3do=34=12mm依據下式計算開孔率：精餾段：=0.90732=0.1008提餾段：=0.90732=0.1008塔板上的篩孔總面積：Ao=Aa則精餾段： =0.10080.502

22、1=0.0506m2 提餾段： =0.10080.3012=0.0335m2塔板上的篩孔數n=則精餾段：n1=4028.66=4029個 提餾段：n2=2667.20=2968個從而可得實際篩孔總面積為：精餾段：Ao1=n10.785do2=40290.7850.0042=0.05060m2提餾段：Ao2=n20.785do2=29680.7850.0042=0.0335m2氣體通過篩孔的氣速：精餾段：uo1=VS1Ao1=0.89210.05060=17.5909m/s 提餾段：uo2=VS2AO2=0.78600.0335=15.8746m/s3.5 塔有效高度Z精餾段：Z1=(N1-1)

23、0.45=(10-1)0.45=4.05m提餾段：Z2=(N2-1)0.40=(37-1)0.40=14.4m塔有效高度：Z=Z1+Z2=4.05+14.4=18.45m3.6 塔高的計算由H=Z+h計算塔高（h調整板間距，塔兩端空間以及裙坐所占的總高度）設釜液在釜內停留時間為20min，由上面設計可知：釜液流量為：WG=3122.8430kg/h，密度=952.87kg/m3，取釜徑為1.5m則釜液的高度為：將進料板間距增至800mm，再考慮塔頂端及釜液上方的氣液分離空間均取1.0m，裙坐取2m.兩邊封頭取0.6m，每隔8層設一個入孔，塔頂和塔底個設一個入孔，取入孔直徑為600mm，并設進料

24、板處板間距為600mm，并將入孔處板間距增至800mm。所以塔高（從塔頂至塔底計算）：H=Z+h=0.6+1.0+4.05+0.8+14.4+（0.8-0.3）3+1.0+2.0=25.35m4. 塔板的流體力學驗算4.1 塔板壓降精餾段和提餾段均取塔板厚度=4mm，則4/do=44=1。（1）干板壓降（以液柱高度表示）由孔徑與板厚之比/do =1和開孔率（以AT-2Af為基準）：精餾段：1=0.07823提餾段：2=0.08092查得干板孔流系數Co：精餾段：Co1=0.829，提餾段：Co2=0.831則各段的干板壓降分別：hd=精餾段：hd1=0.0329m提餾段：hd2=0.0178m

25、（2）氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL液體體積流量與堰長的比值分別為：精餾段： 提餾段：由和lW/D=0.7查得液流收縮系數分別為：精餾段：E1=1.021 提餾段：E2=1.029則各段堰上液高hOW分別為： 精餾段：=0.00769m 提餾段：=0.01038m按面積（AT-2Af）計算氣體速度: ua=Vs/(AT-2Af) 則精餾段：ua1=1.3761m/s 提餾段:：ua2=1.2846m/s相應的動能因子Fa=ua：則精餾段：Fa1=1.37611.16010.5=1.4822 提餾段：Fa2=1.28460.85710.5=1.1893查得液層沖氣系數：精餾段：1=0

26、.64，提餾段：2=0.62由公式hL=(hW+hoEw)即可求出各段液層阻力： 精餾段：hL1=1(hW1+hoW1w)=0.64(0.05231+0.00769)=0.0384m 提餾段：hL2=2(hW2+hoW2w)=0.62(0.04962+0.01038)=0.0372m（3）克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）依據h=4/(Lgdo)計算克服液體表面張力壓降：則精餾段：h1=439.312710-3（810.1759.810.004）=0.004946m 提餾段：h2=455.135210-3（896.9859.810.004）=0.006266m則各段板壓降hf分別為： 精餾

27、段：hf1=hd1+hL1+h1=0.0339+0.03847+0.004946=0.076246m 提餾段：hf2=hd2+hL2+h2=0.0178+0.0372+0.006266=0.061266m由以上所求條件并根據公式P=hpLg可以得出實際單板壓降分別為： P1=hp1L1g=0.0762467810.1759.81=605.9892Pa P2=hptL2g=0.061266896.9859.81=539.1054Pa以上所得均700pa，在允許范圍之內。4.2 液沫夾帶量ev的驗算由精餾段液氣流動參數=0.02538和液泛百分率查得：1 =0.025由提餾段液氣流動參數=0.05

28、253和液泛百分率查得：2=0.035根據公式eV=計算液沫夾帶量eV值：則精餾段：eV1= =0.04305kg液/kg氣0.1kg液/kg氣 提餾段：eV2= =0.05470kg液/kg氣1.5 提餾段篩板的穩定性系數：=1.5891.5以上各段均符合設計要求。設計負荷下不會產生過量漏液。4.4 液泛檢算為了防止液泛現象的產生，應使降液管中清液層的高度。由降液管內的清夜高度：Hd=hW+hoW+hf （1）對于精餾段式中：hW1=0.0523m;hoW1=0.00769m；1=0;hf1=0.076246m對于提餾段式中：hW1=0.0496m;hoW1=0.01038m；2=0;hf2

29、=0.061266m其中降液管阻力：=0.153則精餾段：1=0.153=0.0005508 提餾段：2=0.153=0.00097109從而精餾段：Hd1=hW1+hoW1+1+1+hf1 =0.0523+0.00769+0.0005508+0.076246=0.13679m提餾段：Hd2=hW2+hoW2+2+2+hf2=0.0496+0.01038+0.00097109+0.061266=0.12225m相對泡沫密度各段均取=0.5，則各段泡沫層高度Hfd： 精餾段：Hfd1=HT1+hW1=0.45+0.0523=0.5023m 提餾段：Hfd2=HT2+hW2=0.3+0.0496=

30、0.4496m各段（HT+hW）分別為： 精餾段：（HT1+hW1）=0.5（0.45+0.0523）=0.25115m 提餾段：（HT2+hW2）=0.5（0.3+0.0496）=0.2248m因在精餾段及提餾段，所以在設計負荷下不會出現液泛現象。5. 塔板負荷性能圖5.1 漏液線把漏液線看作直線，可由兩點大致確定其位置。，則精餾段： 提餾段：表3：漏液線計算結果表：設計區精餾段提餾段序號1212Lh（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vh（m3/s）0.4430.4990.3230.3805.2 液沫夾帶線以eV =0.1kg液/kg氣為限，求VS 關系如下：eV

31、=，從而精餾段：， 提餾段：，表4 過量液沫夾帶線計算結果表：設計區精餾段提餾段序號1212Ls（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vs（m3/s）1.5051.2910.9280.7505.3 液相負荷上限線液體在降液管中停留時間：精餾段取為4秒；提餾段取4秒。由式可計算得：精餾段最大液體流量：=0.0077715m3/s提餾段最大液體流量：=0.004421m3/s液相負荷上限線在VSLS坐標圖上，是與氣體流量VS無關的垂直線。5.4 液相負荷下限線取平堰，堰上液層高度：精餾段取hOW1=0.006m；提餾段取hOW2=0.006m作為液相負荷下限線的條件，取E=1

32、.0 則精餾段：=0.006m=0.00032 m3/s 提餾段：=0.008m =0.00026 m3/s 5.5 液泛線當降液管內當量清液高度時，將發生溢流液泛。hd1=； ； 則精餾段： 提餾段：表5 溢流液泛線計算結果表：設計區精餾段提餾段序號1212Ls（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vs（m3/s）3.7772.7182.1021.308若同樣將溢流液泛線近似看作直線，連接以上兩點即可求得。5.6 塔氣液負荷性能圖下圖為所設計的篩板的負荷性能圖，圖中斜線為液氣比一定的操作線。對于精餾段設計的較好。此外，從兩圖中可以看出，由于乙醇-水混合物一般不易起泡，降

33、液管內液體平均密度較大，故溢流液泛位于正常操作范圍之外。其中個坐標軸單位均為。四、精餾裝置工藝流程圖五、設計參數匯總表項 目符號單位計算數據精餾段提餾段各段平均壓強pmkPa105.175122.675各段平均溫度tm89.9838102.63各段平均流量氣 相Vsm3/s0.89210.786液 相Lsm3/s0.00087450.001298塔徑Dm10.8塔板間距HTm0.450.3堰長lWm0.70.56堰寬Wdm0.1450.116堰高hWm0.0450.05入口堰高hWm-底縫hom0.030.035Ad/AT-0.0880.088塔截面積ATm20.7850.5024降液管面積A

34、dm20.069080.04421有效傳質區Aam20.5020.2954氣相流通面積Anm20.71590.4582開孔面積A0m20.05060.03725孔徑d0mm44孔數n個40292966開孔率Ao/AT-0.10080.1244孔間距tmm1210.8篩孔氣速u0m/s17.630421.1007邊緣區Wcm0.0350.035安定區寬Wsm0.050.05塔板厚mm44溢流型式-弓形弓形排列方式-錯排錯排塔板液流形式-單流型單流型液泛速度ufm/s2.48032.4879液泛率un/uf-0.50240.6895空塔氣速um/s1.13641.5645實際塔板數N塊 1139塔

35、的有效高度Zm4.511.4塔板壓降hPkPa0.55930.6529堰上液高hOWm0.00790.0113降液管內停留時間s9.774.609板上清液層高度hLm0.032270.03227降液管內清液層高度Hdm0.12380.1353降液管內泡沫層Hd/m0.4950.35液氣流動參數FLV-0.025380.05253穩定系數k-1.63241.6357實際氣速unm/s1.24611.7154霧沫夾帶evkg/kg0.016850.06061液相負荷上限Lmaxm3/s0.0014250.001994液相負荷下限Lminm3/s0.00059710.0007354六、自我評價作為應用化學專業的學生，我深知分離分析技術是一門非常重要的專業基礎課程，進行適當的設計訓練以加深我對課程的理解是非常有意義的。這是我第一次做分離分析課程設計，通過本次設計，我認為自己已經初步掌握了化工設計的一些基本知識。本次我設計的題目是乙醇-水分離過程篩板式精餾塔的設計，在設計的過程中我查找了許多資料，并進行了大量的數據驗算，遇到難題時和同學們討論解決。和平常做實驗不同，課程設計中要考慮到許多實際的問題，這就增加了很大的難度。但在這個過程中，我學會了如何根據工藝過程的條件查找相關資料，并從各種資料中篩選出較適