化工原理课程设计-乙醇-水混合液精馏塔设计(30页).doc

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1、-化工原理课程设计-乙醇-水混合液精馏塔设计-第 30 页全套论文化工原理课程设计 题目：乙醇-水混合液精馏塔设计 学 院：化学与材料工程学院 专 业：高分子材料与工程 姓 名： 学 号： 指导教师： 河南城建学院 2012年12月25日 化工原理课程设计工艺条件一、设计目的和要求课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁。通过课程设计，培养学生查阅资料、选用公式和搜索数据的能力；熟悉工程设计基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法；锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力、独立工作和创新能力；培养学生能用简洁的文字清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

2、二、设计任务完成精馏塔工艺设计，运用最优化方法确定最佳操作条件；精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用；绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书；等。三、 设计题目 题目二：乙醇-水混合液精馏塔设计四、设计条件 年处理量：8000吨/年料液浓度（质量%）：40%料液初温：30塔顶产品浓度：94%（质量分率）塔底乙醇含量不高于0.3%（以质量计）精馏塔塔顶压强：4kPa(表压)进料状态：泡点进料回流比：自选单板压降0.7 k pa冷却水温度：30设备形式：筛板塔饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) （1kgf/=98.066kPa）每年实际生产天数：330天，

3、每天24小时连续运转目 录一 设计方案简介4二 物料流程说明4三 设计说明书5 3.1. 气液相平衡数据53.2 全塔物料衡算63.3 工艺条件及物性数据计算6 3.3.1 操作温度:73.3.2操作压强73.3.3平均分子量的计算83.3.4平均密度93.3.5混合液体表面张力103.3.6液体粘度113.3.7塔的物性数据列表123.4 实际塔板数的计算123.4.1计算最小回流比123.4.2精馏塔内汽液负荷计算133.4.3操作线方程133.4.4逐板法计算塔板数143.4.5塔板效率153.4.6计算实际塔板数153.5 塔和塔板主要工艺尺寸计算153.5.1塔径的设计153.5.2

4、塔高的设计计算163.5.3溢流装置173.5.4塔板布置和筛孔数目与排列183.6 流体力学验算193.6.1塔板压降193.6.2液面落差203.6.3液泛验算203.6.4漏液213.6.5物沫夹带21 3.7.塔板负荷性能图213.7.1漏液线213.7.2液沫夹带线223.7.3液相负荷下限线223.7.4液相负荷上限线223.7.5液泛线223.7.6操作性能负荷图23 四 筛板塔设计结果概要24 五 塔附件设计25 5.1接管管径计算25 5.2换热器的计算与选型27 5.3储槽28 5.4泵的选型与计算29 六 设计体会及改进意见30 七 参考文献31 八 主要符号说明31一、

5、 设计方案简介 乙醇水体系是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，因而被广泛的应用于化工、日化、医药等行业。近年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势。长期以来，乙醇多用于蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，由于乙醇水体系形成共沸物，在常压下，共沸物的组成为4.43%的水，95.57%的乙醇，共沸温度为78.15，此时乙醇组成=0.894(摩尔分数，且此时溶液的气液组成（平衡组成）相等，这就无法用普通的精馏的方法来将乙醇溶液再浓缩，既得不到纯度高于95.6%的乙醇。本实验塔顶产品浓度要

6、求为94%（质量分率），普通精馏便可以得到需要产品，不用再进行吸附分离提纯。二、物料流程说明 乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。三、 设计说明书3.1汽液相平衡数据表1 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)0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.273

7、0.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0 表2常压下乙醇与水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)温度液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)1000.00.081.532.7359.2695.51.9017.0080.739.6561.

8、22897.2138.9179.850.7965.6486.79.6643.7579.751.9865.9985.312.3847.0479.357.3268.4184.116.6150.8978.7467.6373.8582.723.3754.4578.4174.7278.1582.326.0855.8078.1589.4389.433.2 全塔物料衡算3.2.1 由质量分数求摩尔分数 乙醇相对分子质量 MA=46.07g/mol；水的相对分子质量 MB=18.02 g/mol。 进料、塔顶、塔底质量分数： =40%(wt%)；=94%；=0.3%。 = =0.2068 = =0.00123

9、.2.2 物料衡算进料平均相对分子量：29.24kg/k mol 进料量：F =9.6mol/s总物料衡算 F=D+W=9.6 mol/s乙醇物料衡算 9.60.2068=0.8597D+0.0012W联立解得 D=2.3mol/s, W=7.3mol/s3.3、工艺条件及物性数据计算 工艺条件物性的计算包括：操作压强、温度、平均分子量、平均密度、液体表面张力、液体黏度及表格。3.3.1操作温度 为了考察精馏塔内物质的状态性质，需要计算塔内各部分的温度具体为：塔顶、进料口、塔釡、精馏段平均温度、提馏段平均温度。 利用表一中数据由拉格朗日插值可求得 ：=82.95 C (=0.2068)：78.

10、21 C (=0.8597)：99.72C (=0.0012)精馏段平均温度 C；提馏段平均温度C。3.3.2 操作压强乙醇、水的饱和蒸汽压可以用下式计算： 式中：p为蒸气压mmHg；A、B、C为常数；t为摄氏温度（C）物质名称温度范围t/ C安托尼常数ABC乙醇-301508.044941554.3222.65水0608.107651750.286235.0水601507.966811668.21228.0表3：乙醇、水安托尼常数3.3.2.1 塔顶压力： 78.21 C，=0.8597由安托尼公式可以计算出该温度下，100.813KPa， 44.075KPa假设该物系为理想物系：92.85

11、KPa3.3.2.2 进料处： C，=0.2068同上，可以计算出该温度下，121.240KPa， 53.396KPa67.426KPa3.3.2.3 塔釡： C， =0.0012 222.960KPa， 100.765KPa100.91KPa3.3.2.4 精馏段： 平均液相组成： 0.4038 110.635KPa， 48.547KPa73.618KPa3.3.2.5 提馏段： C平均液相组成： 0.053 165.786KPa， 73.966KPa78.832KPa3.3.3 平均分子量的计算3.3.3.1 汽液相组成计算汽相组成精馏段： 0.6119提馏段： 0.3102精馏段平均液相

12、组成分别为0.4038 0.6119提馏段平均液相组成分别为0.053 0.31023.3.3.2 平均分子量计算精馏段： 提馏段：4.3.3.4 平均密度 用下式计算密度，混合液密度： 混合气密度：。其中：a为质量分数，为平均相对分子质量不同温度下乙醇和水的密度如下表(表示乙醇，表示水)温度/ C/kg/m3/kg/m3温度/ C/kg/m3/kg/m380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3表4：不同温度下乙醇和水的密度3.3.4.1 求和温度下乙醇和水的平均密度C， =734.42 kg/m3 =971.43kg/m3同理：

13、C ，722.93 kg/m3 964.38kg/m33.3.4.2 精馏段和提馏段汽液相密度精馏段：液相：= =806.43kg/m3汽相：=kg/m3提馏段：液相 = =925.673kg/m3气相 =kg/m33.3.5 混合液体表面张力 表5：乙醇、水的表面张力和温度的关系如下表温度/C708090100乙醇的表面张力/ 10mN/m1817.1516.215.2水的表面张力/ mN/m64.362.660.758.8 塔顶 ： tD=78.21C =0.8597，乙醇的表面张力： =17.302mN/m水的表面张力： =62.904mN/m mN/m进料口: =0.2068乙醇表面张

14、力： =17.32mN/m水的表面张力： =62.94mN/m mN/m塔釡：C， =0.0012乙醇的表面张力： =15.23mN/m水的表面张力： =58.85mN/m 58.80mN/m精馏段的平均表面张力提馏段的平均表面张力3.3.6 液体黏度3.3.6.1 塔顶及塔釜黏度 塔顶：=78.21 C 、=0.8597， 可查得在该温度下，乙醇和水的粘度分别为：0.48mPa.s，0.36mPa.s0.4632mPa.s 塔釡：C 、=0.0012，同（a）可得0.35mPa.s，0.28mPa.s mPa.s 3.3.6.2 精馏段、提馏段及全塔平均黏度精馏段平均粘度：精馏段平均液相组成

15、0.4038，可知平均温度下，乙醇和水的粘度分别为：0.46mPa.s，0.35mPa.s。精馏段平均粘度：0.3944mPa.s 提馏段平均黏度提馏段平均液相组成0.053，可知平均温度下，乙醇和水的粘度分别为：0.38mPa.s 0.31mPa.s。提馏段平均粘度：mPa.s全塔平均粘度：0.3541mPa.s3.3.7塔的物性数据列表位置项目进料口塔顶塔釡精馏段提馏段操作压强/kp67.42692.85100.9173.61878.832温度/ C82.9578.2199.7280.5891.34平均分子量/kg/kmol气相35.1826.72液相29.3519.51平均密度/kg/m

16、3气相1.2130.894液相806.43925.673表面张力/mN/m38.6156.16液体黏度/mPa.s0.46320.280.39440.3137表6：塔内物性数据3.4、实际塔板数的确定3.4.1 计算最小回流比 从乙醇-水气液平衡相图（x-y图）与y=x曲线，物系的最小回流比其相切的那点。通过作图可知切点P（0.7473,0.7819）， =2.25=1.6=3.63.4.2精馏塔内汽液负荷计算 根据恒摩尔流假定，可以分别计算出精馏塔内上升蒸汽量和下降液体量。3.4.2.1 精馏段摩尔流量： 10.58mol/s8.28mol/s质量流量：0.3722kg/s 0.243kg/

17、s体积流量：0.3068m3/s 3.0110-4 m3/s3.4.2.2 提馏段摩尔流量：10.58ol/s 17.88mol/s质量流量：0.2827 kg/s0.3488 kg/s体积流量：0.3163 m3/s 3.7610-4m3/s3.4.3 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程：0.7826+0.1869泡点进料q=1， q线方程：=0.2068提馏段操作线方程：3.4.4用逐板法计算塔板数 3.4.4.1 计算平衡线方程塔顶78.21 C 1=2.287塔底C 2=2.213平均相对挥发度;=2.25平衡线方程： x3.4.4.2 塔板数计算123456进789y0.859

18、70.75930.64370.53540.4520.39690.3640.34190.3162x0.73140.58370.44540.33870.26830.22630.20280.18760.1705101112131415161718y0.28730.2560.22330.19070.15940.13050.10490.08280.0644x0.1520.13260.11330.09480.07770.06250.04950.03860.0297192021222324252627y0.04940.03740.02620.01940.01390.00970.00650.00410.002

19、2x0.02230.0160.0120.00870.00620.00430.00290.00180.00098 =0.2068 =0.0012 通过计算可以求得理论塔板数为NT=27块（包括蒸馏釜），加料板为第7块理论板，精馏段为6块，提馏段为20块（不包括蒸馏釜）。3.4.5 计算塔板效率 用经验公式 计算塔板效率 精馏段 0.3944mPa.s 0.419 提馏段 0.3137mPa.s 0.502 3.4.6 计算实际塔板数 精馏段：6/0.419=15块； 提馏段：=20/0.502=40 块 全塔实际塔板数：=55块。3.5、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1、塔径的设计 史密斯关连

20、图（1） 精馏段 取板间距：m，m，则0.24m 0.0253查图史密斯关连图可知：=0.064，0.073=1.88m/s取0.6=1.12m/s 0.62m圆整到 =0.7m （而后力学验算时单板压降不符合要求），匀整到 =0.8m（2）提馏段取板间距：m，m，则0.24m查图史密斯关连图可知：=0.061，0.075=2.41m/s取0.6=1.45m/s 0.54m匀整到 =0.8m整塔塔径：D=0.8m横截面积：0.7850.82=0.5024m2空塔流速：0.6107/s 0.630m/s3.5.2 塔高的设计计算 共开设3个人孔,其高度为1.2m 人孔作为安装和检修人员进出塔的通

21、道，其设置应当便于进出任何一层塔板。但由于设置人孔处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗。精馏段的有效高度为 m提镏段有效塔高为 m故精馏塔的有效高度为 m3.5.3 溢流装置 因塔径D=0.8m，可选用单溢流方形降液管3.5.3.1 堰长 取0.7=0.70.8=0.56m3.5.3.2 溢流堰高度 0.06m 选用平直堰 堰上液高度 （近似=1） 精馏段：=0.0076m 0.06-0.0076=0.0524m 提馏段：=0.0107m 0.06-0.0107=0.0493m3.5.3.3 方形降液管的宽度和横截面 由0.7查表可知

22、及 则：=0.09180.09180.5024=0.046m2 ， =0.151=0.1510.8=0.12m 验算降液管内停留时间： 精馏段：45.8s 提馏段：36.6s 两段停留时间5s，故降液管可用。3.5.3.4降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙流速为m/s，则0.0045m提馏段：取m/s，则0.0056m因为大于，故满足要求。3.5.4 塔板布置和筛孔数目与排列3.5.4.1 塔板分布 因为1.5m，取安定区宽度m 无效周边高度0.05m3.5.4.2筛孔计算及排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用4mm碳钢板，筛孔直径4mm，筛孔按 正三角形排列，取孔中心距312mm。筛孔数目

23、n为 ， =0.21m 0.35m则 =0.28m2=2246个开孔率：10.1%3.6 流体力学验算3.6.1 塔板压降 (0.7kpa) 气体通过一层塔板的压降为 干板压降 （1）精馏段： 气体通过筛孔速度 10.88m/s由 查图得， 0.0142m（液柱）气体通过充气液层得压降 =0.68m/s0.83kg1/2/(s.m1/2)查图得，=0.68 =0.680.06=0.00.0408m（液柱）液体表面所产生的压力：=0.0049m（液柱）0.0142+0.0408+0.0049=0.06m（液柱）单板压降： 473.87Pa0.7kpa（2）提馏段： 气体通过筛孔速度 11.21m

24、/s由 查图得， =0.0096（液柱）气体通过充气液层得压降=0.69m/s0.65kg1/2/(s.m1/2)查图得，=0.73 =0.730.06=0.043m（液柱）液体表面所产生的压力：=0.006m（液柱）0.043+0.0096+0.006=0.0586m（液柱）单板压降： 532.14Pa1.5提馏段：7.40m/s 实际孔速m/s 稳定系数 1.522.0 所以，1.5 2，所以塔内无明显漏液。3.6.5 液沫夹带 用式 计算液沫夹带量。精馏段：0.68m/s 2.50.06=0.15m 0.0186kg液/kg气提馏段：0.69m/s 2.50.06=0.15m0.0134

25、kg液/kg气 所以， 都小于0.1kg液/kg气，所以本设计中液沫夹带量在允许的范围内。3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 漏液线 6.36m/s = 0.18m3/s 据此可以做出液体流量无关的水平漏液线3.7.2 液沫夹带线 以=0.1kg液/kg气为限，计算的关系 ， ，=0.0524m =2.5=0.131+2.4552/30.1=化简后的关系为下：通过以上关系式可以作出液沫夹带线。3.7.3 液相负荷下限线平直堰，取上堰液层高度m作为最小液体负荷标准。由 =0.006m 0.00048m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.7.4 液相负荷上限线 以 5s作为液

26、体在降液管中停留时间的下限， m3/s 0.00028m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。3.7.5 液泛线通过下式计算液泛线 。其中 （其中 ）；将有关数据带入可以求得=0.50.3+(0.5-0.68-1)0.0524=0.088=0.153/(0.560.0045)2=24093=1.65列表计算如下：Ls / m3/s0.00040.00060.00080.00100.0015Vs / m3/s0.4950.4450.38360.3110.213.7.6 操作性能负荷图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点），处于适宜操作区内的适中位置。塔

27、板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏页控制。按照固定的液气比，由图2查出塔板的上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制，所以= 0.38 0.18 操作弹性=2.11四、 筛板塔设计结果概要序号项目（名称、符号、单位）精馏段提馏段备注1塔径 m0.80.82板间距 /m0.30.33溢流型式单溢流4降液管型式 方形5堰长 /m0.566堰高 /m0.05240.04937板上液层高度 /m0.068堰上液层高度/m0.00760.001079降液管底隙高度 /m0.00450.005610筛孔直径 /m0.00411筛孔数目n/个224612孔心距 /m0.01213安定区宽度 /m0.07

28、14边缘区宽度 /m0.0515鼓泡区面积 /m20.2316开孔率 /%10.117空塔气速 /(m/s)0.60170.6318筛孔气速 /(m/s)10.8811.2119稳定系数 1.711.5220每层塔板压降 /Pa47353221气相负荷上限 /(m3/s)0.3822气相负荷下限 /(m3/s)0.1823操作弹性2.11五、 塔附件设计 5.1接管管径计算 5.1.1 原料进料管 本设计采用直管进料管，管径计算如下：，取=1.6m/s，C 该温度下乙醇和水的密度 分别为 769.75kg/m3 997 kg/m3，所以 950 kg/m3 m3/s =mm5.1.2 回流管采

29、用直管回流管，取01.6m3/s，料液冷凝后温度为78.21，查得该温度下乙醇和水的密度分别为 740kg/m3 972.87 kg/m3，所以 772.67 kg/m38.28/1000（0.859746.07+0.140318.02）/772.67=0.000452 m3/s=mm5.1.3 塔顶蒸气出料管 塔顶蒸汽组成y=0.8597，平均分子M0.859746.07+0.140318.0242.13kg/kmol塔顶蒸汽密度：则蒸汽流量：V2.342.13/1.460.066m3/s，直管出气，取出气气速u=20m/s,则66mm。5.1.4 塔釡出料管 采用直管出料，取1.6m/s，

30、塔釡出料温度为99.72，查得该温度下乙醇和水的密度分别为 716.2kg/m3 958.6 kg/m3，所以平均密度：958.3kg/m37.3/1000（0.001246.07+0.998818.02）/958.3=1.4110-4m3/s=12mm5.1.5 再沸器蒸气出气管采用直管出料，取22m/s，采用间接水蒸气加热蒸气密度：kg/m3 10.58/100018.02/0.625=0.305 m3/s134mm 5.2、换热器的计算与选型换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热器，下面分别对各个换热器进行计算并且选取适合的设备型号。5.2.1 塔顶全凝器 假设本设计塔顶采用泡点回流

31、，用30 C的冷却水循环冷却，冷却水升温10C；操作方式为逆流操作。塔顶温度78.21C，冷却水温度变化为30 C40 C。查图（上册514页）可知78.21C下乙醇和水的汽化热分别为：857kJ/kg=85746.07=39482kJ/k mol2357kJ/kg=235718.02=42473kJ/k mol逆流：塔顶 t 78.21C 78.21C C 水 t 45 C 30 C 48.21C43.02C对塔顶冷凝部分混合物（溜出液）进行热量衡算，可得到10.5810-30.859739482+0.140342473=422.19kJ/s有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5

32、001500kcal/(m2.h. C)本设计中取 K2996J/(m2. h. C)所以传热面积：11.8m25.2.2 原料加热器 原料液用饱和蒸汽加热（40），逆流操作，原料液温度从30 C升高到82.95C。C，17.05C，42.44 C不同温度下乙醇和水的比热容为，经查图（上册510页）可知C时 2.37kJ/(kg .k) 4.179kJ/(kg .k)C时 3.66kJ/(kg .k) 4.20kJ/(kg .k)则平均比热容为：2.968kJ/(kg .k) 4.189kJ/(kg .k)3.701kJ/(kg .k)所以 54.97kJ/s传热系数取 K=450W/(m2.

33、C) 则3.0m25.2.3 塔底再沸器选用120C饱和水蒸气加热，逆流操作，传热系数取K2996J/(m2. h. C)，料液温度变化：99.72C100 C，蒸汽温度变化：120C120C，C，20C，20.13C。查图（上册514页）可知99.74C下乙醇和水的汽化热分别为：803kJ/kg=80346.07=36994kJ/k mol2257kJ/kg=225718.02=40671kJ/k mol10.5810-30.001236994+0.998840671=430.25kJ/s所以传热面积：26m25.3 储槽5.3.1 原料液储槽原料液的存储量是要保证生产能正常进行,主要根据原

34、料生产情况及供应周期而定的.一般说来,应保证在储槽装液6080,如不进料仍能维持运作24小时.取装料6080是因为在工业中为了安全,储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中,取储槽装料70,即装填系数为0.7。原料液温度为t=25,此时进料液中各物料的物性是：967 kg/m3m3/s所需的储槽体积：m3 取36 m35.3.2 中间槽 中间槽是储存回流量及出料的储罐。乙醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液6080能保持至少12个小时的流量，该设计任务中，槽装液70，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。取储槽中的料液温度为t=40，此时进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度水：

35、 质量浓度 进料液体积流量为：实际储槽体积：选用公称容积为50m3的平底平盖立式储槽，材料为碳钢，公称压力为图号：R22-00-1,标准号为JB1422-74。5.4、泵的选型计算 该工艺流程有两个主要的泵装置,一个为进料泵,负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵,负责把回流液打回塔内重新进行精馏.由于所设计的泵用于输送化工液体,与一般泵不同,它要求泵操作方便,运行可靠,性能良好和维修方便.泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质,包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等,还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件.在流量小而压头高、液体又无悬浮物且粘度不高的情况下,选用旋涡泵较为适宜.

36、5.4.1 进料泵进料液泵扬程计算：（为提馏段高度，h为塔支座高度）取块塔板高0.3m，=400.312m；考虑到再沸器，裙座高度取3m；则H=2(12+3)30m。原料进料密度为967kg/m3，安全系数取1.3，则流量可计算为：m3/h 在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS50-32-125.其性能参数为：转速n2900r/min，流量Q=12.5m3/h，扬程H20m，效率60，轴功率1.13KW。5.4.2 回流泵回流泵扬程计算：（为精馏段高度，h为塔支座高度），取块塔板高0.3m，=150.34.5m；塔支座高度取3m；则H=2(4.5+3)16m。由前面计算可知，回流液密

37、度为772.69kg/m3，0.00045 m3/s安全系数取1.3，则流量可计算为：m3/h。在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS65-50-160.其性能参数为：转速n2900r/min，流量Q=15m3/h，扬程H53m，效率54，轴功率2.65KW.六、 设计体会及改进意见两周的课程设计终于画上一个句号了，但是现在回想起来做课程设计的整个过程，颇有心得，其中有苦也有甜，不过乐趣尽在其中呀！没有接受任务以前觉得课程设计只是对所学知识的单纯总结（这是我以前的一种想法），但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面、太偏激了。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己

38、能力的一种提高。下面我对整个课程设计的过程做一下简单的总结 ：第一， 查资料是做课程设计的前期准备工作，好的开端就相当于成功了一半，到图书馆、上网都有可取之处的。总之，不管通过哪种方式查的资料都是有利用价值的，要一一记录下来以备后用。 第二，通过上面的过程，已经积累了不少资料，对所选的题目也大概有了一些了解，这一步就是在这样一个基础上，综合已有的资料来更透彻的分析题目。 第三，有了研究方向，就应该动手实现了。其实以前的及步都是为这一步作的铺垫。 计算的时候最好是先再草稿纸上算一遍，等检查无误后再重新抄一遍，这样可以避免设计的最后出现太多的错误而乱成一团糟。一步步地做下去之后，你会发现要做出来并不难，只不过每做一会儿会发现一处错误要修改，就这样在不断的修改重算，再修改再重算中，我的课程设计出来了。 总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会