《分离工程》课程设计.doc

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1、 河南城建学院分离工程课程设计说明书 专 业： 化学工程与工艺 姓 名： 陈 玉 姣 学 号： 101412102 指导教师： 李 晓 燕 化学与材料工程学院2015年6月摘 要- 5 -绪论- 6 -1设计方案的选择- 7 -1.1工艺设计的原则- 7 -1.2精馏操作对塔设备的要求- 8 -1.2.1板式塔类型- 8 -1.2.2筛板塔- 9 -1.3设计方案确定- 9 -1.3.1操作条件的确定- 9 -1.3.2进料状态- 9 -1.3.3加热方式- 10 -1.4工艺流程图- 10 -2 精馏塔的物料恒算- 11-2.1轻重关键组份的确定- 11 -2.2按理想清晰分割法确定塔顶塔底

2、物料组成- 11 -2.2.1 K值的计算- 12 -2.2.2用试差法计算塔顶温度- 13-2.2.3用试差法计算塔底温度- 14-2.2.4塔顶塔底温度计算- 15 -3 塔的工艺条件计算- 16 -3.1最小理论塔板数（用芬斯克方程）- 16 -3.2最小回流比的计算- 16 -3.3理论板数确定- 17 -3.4进料未知的确定- 18 -4 物性数据计算- 19 -4.1全塔平均温度的计算- 19-4.2平均分子量的计算- 19 -4.3液相平均密度的计算- 19-4.4气相平均密度的计算- 19 -4.5液体表面张力的计算- 19 -4.6精馏气液负荷计算- 20 -5 塔板主要工艺

3、尺寸的计算- 21 -5.1塔径的计算- 21 -5.2溢流装置- 21 -5.2.1溢流堰长的计算- 22 -5.2.2出口堰高的计算- 22 -5.2.3降液管的宽度与降液管面积的计算- 23 -5.2.4降液管底隙高度计算- 23 -5.3塔板的布置- 24 -5.3.1塔板的分块- 24 -5.3.2 边缘区宽度的确定- 24 -5.3.3开孔区面积的计算- 24 -5.3.4 筛板的筛孔和开孔率的计算- 25 -6塔板的流体力学验算- 27-6.1 气体通过塔板的压力降- 27 -6.1.1 干板阻力的计算- 27 -6.1.2 板上充气液层阻力的计算- 28 -6.1.3 由表面张

4、力引起的阻力的计算- 28 -6.2 液面落差- 29 -6.3 雾沫夹带- 29 -6.4 漏液- 30 -6.5 液泛- 30 -7塔板负荷性能图- 31 -7.1漏液线- 31 -7.2液沫夹带线- 31 -7.3液相负荷下限线- 32 -7.4液相负荷上限线- 33-7.5液泛线- 33 -8 冷凝器和再沸器热量衡算- 34 -8.1塔顶冷凝器热负荷- 34 -8.2塔顶换热器热负荷- 34 -8.3塔底在沸器热负荷- 35-8.4塔底换热气热负荷- 35 -9塔及塔附属设备计算及选取- 36-9.1塔顶空间- 36 -9.2塔底空间- 36 -9.3人孔- 36 -9.4除沫器- 3

5、6-9.5裙座- 37 -9.6筒体与封头- 37 -9.6.1筒体- 37 -9.6.2封头- 37 -9.7塔高计算- 37 -9.8各接管尺寸的计算- 38-9.8.1进料管尺寸的计算- 38 -9.8.2塔顶蒸气出料管尺寸计算- 38-9.8.3釜液出口管尺寸计算- 39 -10设计结果一览表- 40-总结- 41 -参考资料- 42-摘 要化工生产常需进行多元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡

6、关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的板式精馏塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对多元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对烃化液精馏系统设计做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用板式精馏塔，塔高21.05米，塔径2米，计算理论板数为15.81。算得全塔效率为0.595。塔顶使用全凝器，部分回流。实际加料位置在第8块板(从上往下数)。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力

7、学验算，均在安全操作范围内。 关键词：烃化液、精馏、清晰分割、负荷性能图、精馏塔设备结构绪论 我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。 化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否

8、广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。 塔设备一般分为逐级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，

9、消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。1设计方案的选择1.1工艺设计的原则工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。只有流程确定后，其他各项工作才能展开，工艺流程设计设计各个方面，而各个方面的变化又反过来影响 工艺流程设计，设置使流程发生较大的变化。因此，工艺流程设计是动手最早，而往往结束最晚。流程设计的主要任务包括两个方面：一是确定生产流程

10、中各个生产过程的具体内容、顺序和组合方式；二是绘制工艺流程图，要求以图解的形式表示生产过程中，当原料经过各个单元操作过程得到产品时，物料和能量发生的变化及其流向，以及采用了哪些化工过程和设备，再进一步通过图解形式表示出化工管道流程和计量控制流程。选型和工艺设计的原则如下：合理性 即设备必须满足工艺一般要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。先进性要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可能的达到先进水平。安全性 要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患 。对工艺和建筑，地基、厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，

11、尽量避免高温高压操作，尽量不用有毒有害的设备附件附料。经济性设备投资省，易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费用减少。引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，考虑是否易于被国内消化吸收和改进利用，避免盲目性。总之，在设备的设计及选型中，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性的原则，审慎的研究，认真的设计。 1.2精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、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、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大

12、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、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。1.2.1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，

13、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。1.2.2筛板塔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

14、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。 据此本课程设计选取筛板塔。1.3设计方案确定 1.3.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。本设计的操作压力为101.3kpa。塔顶设置冷凝器，塔底设置再沸器。 1.3.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此

15、外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。本设计采用泡点进料。 1.3.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。本设计采用间接加热方式。1.4工艺流程图2精馏塔的物

16、料恒算2.1轻重关键组份的确定 料液的组成如下表所示：组分名称苯甲苯已苯丙苯丁苯摩尔分数0.310.330.160.130.07料液的温度为65，摩尔流量为F=200+2=202Kmol/h 塔顶流出液中已苯浓度为3.1%（摩尔分数），釜液中甲苯浓度为0.8%。由所给的原料液组成及分离要求，可分析出甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组份。2.2按理想清晰分割法确定塔顶塔底物料组成 组分i苯甲苯乙苯丙苯丁苯0.31 0.330.160.130.07162.6266.6632.3226.2614.1420262.6266.114.1200132.8500.5528.226.2614.1469.150.

17、4710.4980.03100100.0080.4080.380.20412.3塔顶塔底温度计算 2.3.1 K值的计算 因为操作压力取为标准大气压101.325Kpa，所以可按理想流体计算平衡常数K。 （安托尼方程） 由化工热力学附表查出相关参数如下表：组分ABCT/K苯6.068321236.034-48.99353422甲苯6.050431327.6255.526286410乙苯6.069911416.922-60.716298420丙苯6.076641491.2-65.9234455丁苯6.103451575.47-71.953434862.2.2用试差法计算塔顶温度 a.假设塔顶温度

18、为，按理想切割的组成进行计算苯 甲苯 乙苯 由露点方程得 不符合要求 b.假设塔顶温度为，按理想切割的组成进行计算 苯 甲苯 乙苯 由露点方程得 不符合要求 d.假设塔顶温度为，按理想切割的组成进行计算 苯 甲苯 乙苯 丙苯 丁苯 由露点方程得 ，接近于1 由试差结果符合要求，故塔顶温度为 2.2.3用试差法计算塔底温度同理由试差5次结果,符合要求。 代入汉斯特别克公式，解下列方程 将各组分的平均相对挥发度代入上式，求出（d/w）i 求以重关键组分乙苯为对比组分，各组分的平均相对挥发度，用泡点方程计算列表如下：组分苯甲苯乙苯丙苯丁苯1.8760.7850.3610.1780.085.22.17

19、10.4930.2226.373.021.610.890.473.961.87610.5530.2924.542.0210.5220.255120.20.146 3 塔的工艺条件计算3.1最小理论塔板数（用芬斯克方程） 本设计采用全凝器 计算得：3.2最小回流比的计算 由已知进料温度65，操作压力为101.325Kpa，取进料压力为101.325Kpa，泡点进料，即气化率为0. 平均温度 以重关键组分乙苯为对比组分，求相对挥发度由 ， （安托尼方程）求得 组分i苯甲苯乙苯丙苯丁苯求和Ki2.9651.2980.6350.3280.1564ai4.672.04410.5160.246Zi0.31

20、0.330.160.130.071用试差法计算出当时值为1.164正确。 操作回流比：3.3理论板数确定 由李德公式： 则 总版效率： 组分苯甲苯乙苯丙苯丁苯求和0.310.330.160.130.0710.180.210.230.297450.34470.05580.06930.03680.038670.024130.2247 则效率 3.4进料未知的确定由 由上数据代入可得 （不含再沸器）提馏段实际塔板数精馏段实际塔板数进料板为从上往下数第7块板。4物性数据计算4.1全塔平均温度的计算 4.2平均分子量的计算 组成苯 甲苯乙苯丙苯丁苯分子量78.115294.1424106.169120.

21、1986134.2240.4710.4980.0310010.88360.3910.01120000.0080.4080.380.204100.024160.6570.33820.95881 由 4.3液相平均密度的计算 组分苯甲苯乙苯丙苯丁苯0.4230.5390.03780000.006430.36980.389960.234745760765765.5624785790790790790720740749750740依下式：（为质量分数） 4.4气相平均密度的计算 由得 4.5液体表面张力的计算 由公式温度苯甲苯乙苯丙苯丁苯15.716.517.818.0218.418.51920.52

22、0.520.621314161615.95 8.71359.4620.63550000.1126.5286.083.2538=18.811 mN/m =15.974mN/m 4.6精馏气液负荷计算 5 塔板主要工艺尺寸的计算5.1塔径的计算 初选塔板间距为，取板上液层高 ， 查Smith关联图得，依式 校正到物系表面张力为 时的，即 取安全系数为0.70，则 故 圆整为 5.2溢流装置 采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，计算尺寸如下。 5.2.1溢流堰长的计算 取堰长（一般取0.6-0.8D)，本设计取为，即 5.2.2出口堰高的计算 由 因为采用平直堰，可近似取 依

23、下式: 取板上清液层高度（一般取0.05-0.1m） 故5.2.3降液管的宽度与降液管面积的计算 由，查弓形降液管宽度与面积图弓形降液管参数图 可得：， 降液管的宽度 降液管面积 由式 符合要求 5.2.4降液管底隙高度计算 取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s 依式得： = 故降液管底隙高度设计合理。5.3塔板的布置 5.3.1塔板的分块 本设计塔径，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。查表得，塔板分为6块。 塔板分块数塔径/mm14001600180020002200240026002800塔板分块数4567 5.3.2 边缘区宽度的确定取边缘区宽度：，溢流堰前的安定区宽度： 5

24、.3.3开孔区面积的计算 开孔区面积按下式计算： 其中= = 开孔区面积= 5.3.4 筛板的筛孔和开孔率的计算 取筛孔的孔径，正三角形排列，用的碳素钢作为筛板，取，故孔中心距 依式 依式 （在515%范围内） 每层塔板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速 6塔板的流体力学验算6.1 气体通过塔板的压力降气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱 6.1.1 干板阻力的计算干板压降 =筛孔气速，孔流系数，分别为气液相密度，塔板孔流系数根据 查干筛孔的流量系数图 6.1.2 板

25、上充气液层阻力的计算板上液层阻力用下面的公式计算：板上清液层高度，反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积, 塔横截面积充气系数与动能因子Fa的关系 动能因子 查充气系数与Fa的关联图可得 =0.6 则 6.1.3 由表面张力引起的阻力的计算 液体表面张力的阻力 综上， 压降 6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响6.3 雾沫夹带板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，。 故在本设计中雾沫夹带常量在允许范围内，不会发生过量雾沫夹带。6.4 漏液 漏液验算 筛孔气速 漏液点气速 实际孔速 稳定

26、系数为 故在本设计中无明显漏液。6.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从的关系 组分为不易发泡体系 故取 又 板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象7塔板负荷性能图7.1漏液线 据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线。7.2液沫夹带线 以=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 近似取， ， 由， 代入 、 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于下表：0.0010.0020.0040.0064.814.7664.464.285 依表中数据在图中作出雾沫夹带线。 7.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准

27、，由 = E=1.0,则 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。7.4液相负荷上限线 以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线。7.5液泛线 令 ， ， 联立得 整理得： 列表计算如下 0.0010.0020.0040.0063.753.7153.6633.617 由此表数据即可做出液泛线。根据以上五条线可以作出塔板的负荷性能图下图塔板的负荷性能图8 冷凝器和再沸器热量衡算在化工原理课本上查取各种物质的物性参数如下表：组分苯甲苯已苯丙苯丁苯气化94.1368.0880.077669.890.41630.40790.41880.4210.31

28、1顶0.4710.4980.03100底00.0080.4080.380.204 其中和单位都为， 水蒸气的汽化潜热为。 由前面算得塔顶,8.1塔顶冷凝器热负荷 由以上数据及平均汽化潜热公式 求得 其中 平均摩尔质量 8.2塔顶换热器热负荷由8.3塔底在沸器热负荷 由前面算得塔底进料量，出料量， 气化量，塔底温度为155 8.4塔底换热气热负荷 塔底物料温度应有155变为40， 9塔及塔附属设备计算及选取9.1塔顶空间 塔顶空间为最上一层板与塔顶的空间。为了有利于出塔气体夹带的液滴沉降，取为1.5m。9.2塔底空间 塔底空间为塔内最下层板到塔底间距，因塔底液面至最下一层板之间要有的间距，所以取

29、塔底空间为2.0m。9.3人孔 为了便于检修安装和清洗设备，每隔5层板开设一个直径为450mm的人孔，在第6，12，18，24块板上设4个人孔。9.4除沫器 在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 除沫器直径选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝0.23。9.5裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它

30、是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内,故裙座壁厚取16mm。基础环内径： 基础环外径： 经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2mm；考虑到再沸器，裙座高度取1.5D=3.0m，地脚螺栓取8个。9.6筒体与封头 9.6.1筒体 精馏塔的操作温度为155，操作压力为0.9Mpa，设计温度为180，设计压力为0.99Mpa，由于温度不太高，因此选择Q235-A材料，该种材料在设计温度下的许用应力为110Mpa，精馏塔采用单面对接焊100%无损探伤，查表1焊接接头系数得：取流化床体焊接接头系数为=0.9，壁厚的腐蚀余量量取。筒体壁厚： 考虑到钢板负偏差，经圆整设

31、计厚度 9.6.2封头 封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2000mm，壁厚，可查得直边高度，曲面高。9.7塔高计算由下式计算精馏塔的塔高：式中 塔高（不包括封头，裙坐），m 实际塔板数进料板数进料板处板间距，m人孔数设人空处的板间距，m塔顶空间（不包括底盖部分），m塔底空间（不包括底盖部分），m 由前面计算得出：,，取进料板间距，人孔数，人孔板间距，。 计算出： 则塔总高：9.8各接管尺寸的计算 9.8.1进料管尺寸的计算进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：则其体积流量：取管内流速：则进料管

32、管径：则可由GB8163-87选择进料管热轧无缝钢管。 9.8.2塔顶蒸气出料管尺寸计算直管出气，取出口气速。，查GB8163-87选择进料管热轧无缝钢管。9.8.3釜液出口管尺寸计算 , ,，取，查GB8163-87选择进料管热轧无缝钢管。10 设计一览表项目符号单位数据及说明备注塔径m2.0板间距m0.45塔板形式筛板，单溢流降液管溢流堰高m0.062溢流堰长m1.40实际塔板数块25降液管底隙高度m0.055降液管宽度m0.30降液管截面积0.2826塔高Hm21.05塔顶温度K375.15塔底温度K248筛板区面积1.42塔截面积3.14筛孔个数个5609筛孔直径m0.05筛孔气速m/

33、s30.825空塔气速m/s0.08塔板压降2.27开孔率5.7%液体在降液管停留时间s20.52液相负荷上限0.025液相负荷下限0.012总结通过这次的分离课程设计使我对多组分精馏的生产工艺有了一个全面的了解，并更加熟悉了精馏塔的设计和计算。课程设计不同于书本理论知识的学习，有些问题是实际实践过程中的，无法用理论推导得到，因此不免过程中有很多困难，但通过与同学的交流和探讨，查阅文献资料，查阅互联网以及在尚老师的指导帮助下，问题都得到很好的解决。这让我深深意识到自己知识体系的漏洞，自己知识体系的不足，但同时也深刻体会到同学间的团结互助的精神。通过此次设计，使我查阅文献的能力和对数据的选择判断

34、能力得到了很好的锻炼，同时我也意识到自己应该把所学到的知识应用到设计中来。这次的设计让我对某些反应工程的理论有了更加深入的了解，同时在具体的设计过程中我发现现在书本上的知识与实际的应用存在着不小的差距，书本上的知识很多都是理想化后的结论，忽略了很多实际的因素，或者涉及的不全面，可在实际的应用时这些是不能被忽略的，我们不得不考虑这方的问题，这让我们无法根据书上的理论就轻易得到预想中的结果，有时结果甚至很差别很大。通过这次设计使我更深刻的体会到了理论联系实际的重要性，我们在今后的学习工作中会更加的注重实际。同时在设计中同学之间的相互帮助，相互交流，对设计中遇到的问题进行讨论，使彼此的设计更加完善，

35、对设计的认识更加深刻。参考资料1谭天恩, 窦梅, 周明华 .化工原理.上、下册.第三版.北京：化学工业出版社, 2009年4月第21次印刷.2张顺泽, 刘丽华 .分离工程.第一版.徐州：中国矿业大学出版社，2011年4月. 3马沛生，夏淑倩，夏清.化工物性数据简明手册.第二版.北京：化学 工业出版社，2013年7月. 4李芳.化工原理及设备课程设计.第一版. 北京: 化学工业出版社, 5贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.第一版.天津:天津大学出版社,1994. 6李功样，陈兰英,崔英德.常用化工单元设备设计.第一版. 广州:华南理工大学出版社,2003年4月. 7李春燕，陆辟疆.精细化工装备.第二版.北京：化学工业出版社 8刘光启,马连湘,刑志有.化工物性算图手册.第二版.北京：化学工业出版社9柴诚敬,刘国维,李阿娜.化工原理课程设计.第二版.天津:天津科技大学出版社. 10陈国桓. 化工机械基础.第二版.北京:化学业出版社.2006年1月 11张秋利，周军.化工AutoCAD应用基础.第二版.北京：化学业出版社.2008年6月 12赵惠清，蔡纪宁.化工制图.第二版.北京：化学业出版社.2001年6月