化工原理课程设计4.0万吨乙醇连续精馏塔设计.doc

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1、化工原理课程设计任务书学院：化工学院 班级： 姓名： 学好：指导教师： 设计时间：12.261.6 一设计题目： 4.0万吨/年乙醇连续精馏塔设计 二 目的与意义：乙醇是重要的化工原料，对乙醇连续精馏塔的设计可以使学生充分利用化学工程原理课程中所学习到的知识来解决工业实际问题，同时训练学生一定的工程绘图能力。 三要求（包括原始数据，技术参数，设计要求，图纸量，工作量要求等） 设计条件：1. 原料液组成：乙醇50%；水50%（质量分率）； 2. 塔顶的乙醇含量不得低于90.0%；残液中乙醇含量不得高于 1.0%； 3. 操作条件 1) 塔顶压力0.5kpa（表压）2）进料热状态 自选3） 回流比

2、 自选4）加热蒸汽压力0.30.5Mpa（表压）5）单板压降0.5kpa 4踏板类型：筛板塔 5塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝 器，泡点回流。 6操作回流比R自选。 设计要求：1. 设计方案的确定及流程说明； 2塔的工艺计算； 3塔和塔板的工艺尺寸设计（1）塔高，塔经及塔板结构尺寸的确定；（2）踏板的流体力学演算；（3）塔板的负荷性能图； 4.涉及一览表 5. 辅助设备选型与计算； 6.主要接管尺寸计算 7.对本设计的评述或有关问题的分析讨论 8.编制设计说明书 图纸要求：1.踏板布置图; 2.工艺流程图摘 要本设计是以乙醇水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离乙醇和水

3、。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水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。通过逐板计算得出理论板数为9块，回流比为1.32,算出塔效率为0.51，实际板数为18块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，有效塔高5.95米，筛孔数5868。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键词：乙醇、水、二元精馏、筛板连续精馏精馏塔、精馏段第1章 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精

4、馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节

5、省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.3常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔

6、相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修2。因此，本设计采用筛板塔比较合适。乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计第二章流程的确定和说明2.1设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分

7、开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。2.2设计流程乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷

8、却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。第三章 筛板式精馏塔的工艺设计 3.1. 乙醇和水的汽液平衡组成相对挥发度的计算：塔顶产品浓度为90.0%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为1.0%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.5oC，塔底温度为水的沸点98.75oC查设计书附录二得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.3891

9、89.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡图，以及乙醇-水的x-y图3.2全塔物料衡算 原料液中：设 A组分乙醇; B组分水查和得: 乙醇的摩尔质量：M乙=46 kg/kmol水的摩尔质量： M水=18 kg/kmol因为入口的

10、原料液是上游为9596的饱和蒸汽冷却至90oC所得，因此，x F的液相组成就是95.5 oC的气相组成。经查表得，95.5 oC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为：x F = 0.2813根据产量和所定工作时间，即日产13.34kg,90.0%乙醇，每天24小时连续正常工作，则原料处理量：kmol/h求q值选泡点进料 q=1塔顶和塔釜温度的确定由t-x-y图可知: 塔顶温度t=78.5，塔底温度t= 98.75，t=1/2(tD+tw)=88.633.3回流比和理论塔板的确定图解法的回流比=0.8800 =1.5=1.323.3.1操作方程的确定 提镏段操作线方程：3.3.2理论板数确定：精馏段：2

11、.8 气液平衡方程： 操作线方程： 提留段：5.6 气液平衡方程： 操作线方程：理论板数：3.3.3板效率及实际塔板数的确定 （1） 精馏段： 提留段： 全塔： 不同温度下乙醇和水的粘度温度/ 乙醇/ 水/80.2 0.45 0.32 90.33 0.37 0.26 88.63 0.39 0.27 实际板数 3.4 操作参数的确定3.4.1精馏段参数的确定不同温度下乙醇和水的密度温度/乙醇/kg/水/kg/80.2742.3971.890.33716.0958.488.63731.2968.3(1) 平均组成2.5.1 平均组成据参考平衡数据，得出 第一块板的压强最后一块板的压强精馏段平均压强

12、3.4.2 精馏段气相体积流率及密度3.4.3 精馏段液相体积流率及密度 3.4.4 精馏段表面张力临界温度 3.4.5 提馏段参数的确定 2.6.1 组成3.4.6 提馏段气相体积流率及密度提馏段的第一块板的压强最后一块板的压强提馏段平均压强 3.4.7 提馏段液相体积流率及密度3.4.8 提馏段段表面张力参考溶剂手册得质量分数为的乙醇水溶液的表面张力为乙醇的临界温度为 243.1，水的临界温度为374.23.5塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1 塔板横截面的布置计算塔径D的计算H-=0.35-0.06=0.29m参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.35m 0.06m 两相流动参数计算

13、如下 = =0.02带入数据的：a=-3.45 b=-0.54 c=-0.078 exp 圆整D=1.4m 校正： 3.5.2塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4(1)溢流装置取堰长=0.645D=0.6451.4=0.903m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.05=2.84E 取E=1 =0.05-0.00756=0.05m取0.050是符合的。hL=hW+hOW=0.050+0.00756=0.05756m修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修

14、正.(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.645查化工原理课程设计书附录4得: （3）降液管底隙高度 (4)塔板布置 (3)筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 依下式计算塔板上的开孔率=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为： 2.6.2 筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=hc+hL+h(1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，,查化工原理下图10-45得: Co=0.84m/s hc=0.051=0.051=0.0172m液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.72 液柱(3)

15、克服液体表面张力压降相当的液柱高度h= 板压降 hp=hc+hL+h=0.0172+0.0368+0.00180=0.072 m本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。1 液沫夹带量的校核 ev=kg液/Kg汽0.0491.5表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 2.7 提馏段塔板负荷性能图注:以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.0 则=2/3 2.7.1 过量雾沫夹带线依下式计算: =3.2 (2-1)式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 17.1410, H=0.35代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范

16、围中，任取几个值，根据上式算出值列于表2-6中： 表260.0010.0020.0030.00353.113.022.932.89依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-2) 2.7.2溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）=（h+h）=故 =+0.0018 =+ 0.0338(2)=0.153（）=（）= 则： + 0.0338+0.05+0.714+ 整理得： =14.525-146.375-79281.125 任取几个值(2-18)式计算值，见表2-7，作出液泛线（3）(参见2-2图)表2-70.0010.0020.0030.00353.343.163.012.

17、892.7.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为8秒。则 =0.0035（）在=0.0035处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 无关的垂直线。(参见图2-2)2.7.4漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.05+0.714u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=1.437 代入上式并整理得：=11.11 据上式，取若干个值计算相应值,见表2-8，作漏液线(参见图2-2) 表280.0010.0020.0030.0035待添加的隐藏文字内容31.181.221.231.252.7.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度=7.56，作为液相负荷下限条件，

18、低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.00756=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线即为液相下限线。(见图2-2)2.7.6 操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知：精馏段的操作弹性= 3 精馏塔的附属设备及选型3.1 辅助设备的选型 本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等（由于原料由上游而来，且进料时温度为90,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产

19、中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。3.1.1间接接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用间接蒸汽加热方式，以提高传热效果。不同温度下水和乙醇的汽化潜热 乙醇 ： 水： 3.1.2冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。热量衡算 (1) 塔顶上升蒸汽的摩尔潜热 冷却水出口温度不宜超过50否则会使溶于水中的无机盐析出,破坏效果。在30时，KJ/KgK-1 设冷却水进口温度为20，出口温度为40，则水的冷却用量为：=4636.8设传热方式为逆流传

20、热选型 查书取=1000=换热器面积： A=34.789m查书可选G500-25-35型列管式换热器,主要设计参数如下:A=35m，管长L=3000，管程数4,公称直径DN=500mm，碳钢管3.1.3塔底再沸器的热负荷(1)塔底上升蒸汽的摩尔潜热 (2)由于加热蒸汽的压力为0.30.5MPa,操作压力为101.3KPa所以P=101.3+500=601.3KPa.该压力下水的汽化潜热水的比热 选型 查书取=1000=22.5换热器面积： A=m查书可选JB4714,4715-92型列管式换热器,主要设计参数如下:A=78.2m，管长L=6000，管程数4,公称直径DN=500mm，换热器规格

21、汇总表3.2 塔的主要接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管5。3.2.1加料管管径进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： ，查标准系列选取。3.2.2回流管管径 采用直管回流管，取，查表取。3.2.3排液排除管径取，直管出，查表取。3.2.4 塔顶蒸气出口管径直管出气，取出口气速，则，查表取。3.2.5 饱和水蒸汽管径采用直管，取气速，查表取。 接口管路汇总表 项目 尺寸或型号 （热扎无缝钢管）Di (mm) 加料管管径 35 回流管管径 27 排液排除管径 34 塔顶蒸气出口管径

22、299 饱和水蒸汽管径 1363.3输送泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。 (1)釜液泵的选型 釜液流量为：由塔高9.251m进料板高4.3m看出所需扬程，设输送对扬程的要求不高8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014503.751

23、.048.535%0.250.55(2) 馏出液冷却水泵的选型 馏出液冷却水流量为：由塔高9.251m进料板高4.3m看出所需扬程，设输送对扬程的要求不高12.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-20014506.31.7412.5420.510.75(3)进料液泵的选型 进料液流量为：由塔高9.251m进料板高4.3m看出所需扬程，设输送对扬程的要求不高12m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-20014507.52.0812440.560.754

24、塔高的确定及塔的其它工艺条件 板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。 4.1 塔高的设计计算 4.1.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1400mm。4.1.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取停留时间t=4min4.1.3 人孔取每隔7层塔板设一个人孔经计算共需要两个

25、人孔。取板间距4.1.4 进料板个数为.板间距4.1.5 塔立体高度4.1.2塔板结构的确定塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300-900mm时，一般采用整块式；塔径超过800-900mm时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采用分块式，将塔板分为四块。（本设计筛板板面及其工艺尺寸图可参见附图5）5 设计结果概要及汇总表全塔工艺设计结果总汇设计内容及符号单位精馏段理论塔板数NT块22 实际理论塔板数N块30理论板效率E%51实际取塔板效率E%70液体流量L98.328气体流量V138.828液体流量Ls 0.001气体流量Vs1.131定性温度0C84.15定性

26、压力PKPa101.325板间距HT0.45塔径D1空塔气速2.053塔板溢流形式单溢流-溢流管形式弓型-堰长0.7堰高0.0514降液管宽度0.149降液管面积0.0691边缘区宽度0.04安定区宽度0.08鼓泡区面积0.473筛孔数n个1674孔径d06.0孔间距t18塔板开孔率%10.1总开孔面积A00.0473 筛孔气速23.911板压降m液柱0.118降液管低隙高度h00.024堰上液层高度h8.59降液管停留时间16.60降液管内清液层高度H0.2403降液管内泡沫层高度H0.400板上充气液层阻力h0.0748雾沫夹带evKg液/Kg气0.0369负荷上限 -雾沫夹带控制负荷下限

27、 -漏液控制气相最大负荷 1.70气相最小负荷 0.39稳定系数k-2.612操作弹性-4.36设计内容及符号单位提馏段理论塔板数NT块8实际塔板数N块10液体流量223.387气体流量67.247理论板效率E%51实际取塔板效率E%70液体流量0.00125气体流量0.562定性温度0C93.00定性压力PKPa101.325板间距HT0.3塔径D1空塔气速0.746塔板溢流形式单溢流-溢流管形式弓型-堰长0.7堰高0.0499降液管宽度0.149降液管面积0.0691边缘区宽度0.04安定区宽度0.08鼓泡区面积0.468筛孔数n个1351孔径d05.0孔间距t20塔板开孔率%5.67总开

28、孔面积A00.0265筛孔气速21.208板压降m液柱0.0825降液管低隙高度h00.0255堰上液层高度h10.1降液管停留时间19.40降液管内清液层高度H0.211降液管内泡沫层高度H0.351板上充气液层阻力h0.0341雾沫夹带evKg液/Kg气0.0196负荷上限 -雾沫夹带控制负荷下限 -漏液控制气相最大负荷 0.88气相最小负荷 0.27稳定系数k-2.035操作弹性-3.26符号一览表 a-塔板开孔面积， w-液流堰高度，mf-降液管面积, -筛板稳定性系数,无因次o-筛孔面积， -塔内下降液体, Kmol/h-塔截面积, s-塔内下降液体的流量Kmol/so-流量系数，无

29、因次 w-液流堰长度, m -计算max时的负荷系数,无因次 -理论塔板数，块 -塔顶馏出液流量，m/s -塔板数D -塔径,m -实际塔板数，块o-筛孔直径，mm-筛孔数，个 -液留收缩系数，无因次 -操作压强，T-全塔效率（总板效率），无因次 -压强降，v-雾沫夹带量 -进料热状态参数 -进料流量，Kmol/hQ-热负荷kJ/ha-气相能动因数 -回流比T -板间距,m -筛孔中心距，mm-板上液层高度，m -空塔气速，m/sI-进D堰与降液管间的水平距离,m a-按开孔区流通面积计的气速，m/so-降液管底隙高度， mm -塔内上升蒸汽流量,Kmol/h ow-堰上液层高度，mm s-塔

30、内上升蒸汽流量， m /sp-与单板压降相当的液层高度，mm -釜残液流量，Kmol/hH-有效塔高，m c-无效区宽度，mH-降液管泡沫层高度,m d-弓形降液管宽度，mh-板压降,m s-安全区宽度，my-总相中易挥发组分的摩尔分率 x-液相中易挥发组分的摩尔 分率6 设计方案讨论本次课程设计不同于往常的作业，它具有多方案性，由同一思路可地多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高分析问题、解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。我通过仔细计算和校核，在老师和小组成员的帮助下，得出了以上设计步骤和结果。从设计结果看，本设计基

31、本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我将经验和不足总结如下：1. 经验：（1）本次设计的是乙醇-水精馏塔，由于该物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计选用画图法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）本设计计算中涉及到很多繁冗的公式，并且在不同书籍中对同一公式的表达有出入，这给计算带来了一定误差。（3）在计算中，有一些计算值和实际值是有一段差距的。如：计算得出的塔效率ET=51%,而实际中可达到60-70%.由此可知，设计计算只能帮助我们设计出大概规格，在实际操作中还有待修正。（4）在物性计算中，一定注意要取平均值，而不能直接应用某个温度下的物性。（5）回

32、流比与经济校核密切相关，回流比太大，使能耗增加；太小，则塔板数增多，塔的制造费用增加。所以，应该根据N-R关联图来选择最适合的回流比。（6）对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值。（7）塔的辅助设备设计主要是设计各换热器。在这里主要应抓住热量衡算这一点，求出Q值后即可求出换热面积，就能选型了。（8）从设计总体看，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。因此，在作设计时一定要统筹全局，不能顾此失彼。2、不足之处（1）本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实

33、际工作中应尽量查取精确值。（2）本设计中有些计算是为了方便计算或受实际情况的限制不能考察的，忽略或省略了某些因素，这对计算结果会造成一定影响。在实际工作中应尽量考虑周全。（3）从液体在降液管中的停留时间看，停留的时间较长，这会使塔的流动受影响。但若使降液管面积减小以减小停留时间，则可能发生气泡夹带现象。因此在本设计中没有特别调整，在实际工作中应给予重视。3、总结由于本人的能力有限，此次设计难免有些不足之处。但通过这次设计，我的“查阅”、“选择”、“计算”、“设计”及“表述”等能力有了很大提高，并且巩固所学化工原理知识以及其他知识，使得所学的理论知识和实际设计联系了起来。培养了扎实、严谨、求实、

34、创新的作风，这对于我以后的学习和工作都是大有益处的。更重要的是，我们应该将这些学习工作方法，以及优良的作风带到以后的实际工作中去。在实际工作中不断提高自己的周密设计能力，给工厂和企业带来实际效益。参考文献 本设计中所选的物性和参数若是从化工原理课本上选取的，均不列出参考文献。1化工设计，第1版，娄爱娟 吴志泉 吴叙美，华东理工大学出版社，上海，2002.2化工工艺设计手册，第三版上册，中国石化集团上海工程有限公司编.3化工原理课程设计，柴诚敬 李阿娜等编, 天津大学化工原理教研室， 天津科学技术出版社，天津,1994.4化工工艺设计手册 下册，第1版，国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版社，北京，1986.5化工工艺设计手册 上册，第1版，国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版社，北京，1986.6化学化工物性数据手册，有机卷，青岛化工学院 全国图算学培训中心组织编写，刘光启 马连湘 刘杰主编.7 化学化工物性数据手册，无机卷，青岛化工学院 全国图算学培训中心组织编写，刘光启 马连湘 刘杰主编.