塔设备设计

化

工 原 理 课 姓名：章乐霞

程 设 计 班级：09级应用化学（2）

目录

设计题目…………………………………………3 塔物料衡算………………………………………3 塔板数的确定……………………………………4 精馏塔的工艺条件及有关物性计算……………6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算……………………8 塔板主要工艺尺寸计算……………………… 10 浮阀塔数目、浮阀排列及塔板布置………… 11 塔板流体力学计算…………………………… 12 精馏段负荷性能图…………………………… 15 小结…………………………………………… 18 接管尺寸的计算……………………………… 20

一、设计题目

在常压下操作的连续精馏塔内分离苯—甲苯混合物。要求年处理量为5万吨，组成为本0.4（质量分数，下同），馏出液组成为0.998，塔釜组成为0.01 一、 操作条件：

操作压力：4KPa（表压） 进料状况：自选 回流比：自选 单板降压；< 0.7 圈塔效率：ET=52% 二、 塔板类型 F1型浮阀

三、 工作日

每年300天，每天24小时连续运行 四、 厂址

建厂地址：蚌埠地区 【设计计算】 1.塔物料衡算

（1）苯的摩尔质量：MA78kg/kmol

甲苯的摩尔质量：MB92kg/kmol

40/78xF0.44 40/7860/92 xD xW99.8/780.998

99.8/780.2/92

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： MF=0.44×78+(1-0.44)×92=85.8kg/kmol

MD=0.998×78+(1-0.998)×92=78.028kg/kmol MW=0.012×78+(1-0.0.12)×92=91.83kg/kmol （3）物料衡算

500000006944.44kg/h 原料液的处理量300246944.4480.94kmol/h F85.8总物料衡算FDW80.94kmol/h 苯物料衡算80.94×0.44=0.998D+0.012W

联立得D35.13kmol/h W45.81kmo/lh 2塔板数的确定] （1）挥发度的确定

苯的沸点为80.1 甲苯的沸点为110.6

1/780.012

1/7899/92

1206.352.006

80.1220.241343.941.593 ㏒PB°6.07880.1219.58解得PA°=101.39kPa PB°=39.17kPa

1206.32.337 当温度为110.6℃时：㏒PA°=6.023-80.1220.241343.942.008 ㏒PB°=6.078110.6219.58当温度为80.1℃时： ㏒PA°6.023解得PA°138.23kPa PB°101.86kPa

则有a1101.39/39.172.588 a2238.23/101.862.339

aa1a22.5882.3392.46

(2)回流比R的求取

由于是饱和液体进料得q=1，q线为一直线，故xq=xF=0.44

yqaxq1(a1)xq2.460.440.659

11.460.44xDyqyqxq0.9980.6591.55

0.6590.44最小回流比为Rmin取回流比为最小回流比的2倍 即RRmin21.553.1操作线方程的确定 L=RD=3.1×35.13=108.90 V=(1+R)D=144.03 L’=LqF =108.90+80.94=189.94 V=V’ 即精馏段操作线方程yn1 提

ym1xR3.10.998xnD0.756xn0.243 R1R14.14.1操

作

线

方

程

38馏段

WxL189.8445.81xmWxm0.0VV144.03144.031.31xm0.012′ 08气液相平衡公式yaxy则x

1(a1)x2.461.46y精馏段理论塔板数的确定

y1xD 0.998 x10.995 y20.995 x2=0.988 y30.990 x3=0.976

y40.981 x40.955 y50.965 x50.918 y60.937 x60.858 y70.892 x70.771 y80.826 x80.659 y90.741 x90.538 y100.650 x100.43<0.44 提馏段理论塔板数的确定

y110.563 x110.344 y120.449 x120.249 y130.324 x13 0.163 y140.212 x140.099 y150.127 x150.056 y160.07 x160.03 y170.036 x170.015 y18 0.016 x180.007<0.012 理论板（不包括再沸器）=18 实际精馏段板数 N精=

N918 ET0.52N714 ET0.52实际提馏段板数N提=

实际板数=18+14=32 进料位置为第十块板 （3）精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 1）精馏段

塔顶操作压力：PDP0P表101.34105.3kPa 每层塔板压降：P0.7kPa

进料板操作压力PF105.30.718117.9kPa

精馏段平均压力Pm(PDPF)/2(105.3117.9)/2111.6kPa 塔底压力Pw105.30.732127.7kPa

塔底平均压力Pm(105.3127.7)/2116.5kPa

2)操作温度的计算：

塔顶由查手册经内插法可得tD80.24℃ 进料温度tf94.09℃ 塔底温度tW109.9℃

精馏段平均温度：tm(80.2494.09)/287.17℃

提馏段平均温度：tm(94.09109.9)/2102℃

3)平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量xDy10.998

MVDM0.99878(10.998)9278.03kg/kmol MLDM0.99578(10.995)9278.07kg/kmol 进料板平均摩尔质量

MVFM0.6578(10.6509282.09kg/kmol MLFM0.4378910.43)9285.98kg/kmol

精馏段平均摩尔质量MVM(78.0382.9)/280.47kg/kmol MLM(78.0785.98)/282.03kg/kmol 塔底平均摩尔质量

MVWM0.01678(10.016)9291.78kg/kmol MLWM0.00778(10.007)9291.90kg/kmol

(82.991.78)/287.34kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVM  MLM(85.9891.78)/288.88kg/kmol

4)平均密度的计算 精馏段：

(1) 气相平均密度Vm计算

理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：提

留

VMPM1Mvm1111.680.472.998kg/m3

RTml8.314(87.17273.15)气

相

密

度

：

段

vm2Pm2Mvm2116.587.34 3..2kg/m36RTm28.314(102.05273.15)2(2) 液相平均密度Lm计算 由式 1LmiiAB 求相应的液相密度。 LALB当tD=80.24℃时,用内插法求得下列数据

A814.73kg/m3 B810.10kg/m3

LDMaAD1814.72kg/m3

0.998/814.730.002/810.10.998780.998

0.99878(10.998)92 对于进料板：tF94.09℃时用内插法求得下列数据 A799.15kg/m3 B795kg/m3

0.43780.0.39

0.43780.57921796.78kg/m3 LFM0.43/799.150.57/795aAF对于塔底：tw109.9℃

A780.2kg/m3 B780.15kg/m3

aAW0.012780.010

0.012780.988921LWM780.15kg/m3

0.012/780.20.988/780.15814.72796.78805.78kg/m3lm1精馏段平均密度： 2796.78780.15788.47kg/m3 lm2提馏段平均密度：25)液体的平均表面张力的计算

塔顶td80.24℃ 由查手册可知A21.73mN/m B21.65mN/m

LDM0.99821.1321.650.00221.13mN/m

进料位置tF94.09℃时 A19.51mN/m B20.25mN/m

LFM0.4319.510.5720.2519.93mN/m

精馏段液相平均表面张力LM921.2319.93)/220.53mN/m 同理可求的提馏段的平均表面张力LM218.005mN/m 6）液体平均粘度计算

塔顶tD80.24℃查手册得A0.310mPas B0.312mPas ㏒LDM0.998㏒0.310+0.002㏒0.312LDM0.312mPas 进料tF94.09℃查手册得A0.295mPas B0.247mPas ㏒LFM=0.43㏒0.295+0.57㏒0.247可得LFM0.296mPas 精馏段液相平均粘度为lm(0.3100.296)/20.303mPas 塔底tw109.9℃查手册A0.245mPas B0.247mPas

㏒LWM0.012㏒0.245+0.988㏒0.247可得LWM0.247mPas同理可求

的提馏段的液相平均密度:lm0.0.272mPas

4精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1）塔径的计算

精馏段的气、相体积流量为

VS2VMVm1144.0380.341.10m3/s

3600vm136002.998LMLM1108.982.030.00308m3/s

3600LM13600805.75的、VS21.10m3/s LS20.00308m3/s

LS1同理

umaxLVC（由式CC20(L)0.2） V 20

C20由手册查图的横坐标为

FLVLhL1/20.00308805.75()()VhV1.342.9981/20.038

取板间距HT=0.4m 板上液层高度Hl=0.06m

19.931/2)0.07 查图可知C20=0.07 可得C=0.07(20max0.07(805.752.998)/2.9981.145m/s

取安全系数为.7，则空塔气速为

max0.71.1450.8015m/s

塔径D=41.1/3.140.80151.322m 按标准塔径圆整后D=1.4m 同理可得提馏段塔径D’=1.4m

精馏塔的有效高度为Z精（N精1）HT（1810）0.457.65m 提馏段有效高度为为Z提（N提1）HT(141)0.455.85m 在进料板上方开一人孔，气高度为0.8m

故精馏塔的有效高度为：ZZ精Z提0.814.3m 5 塔板主要工艺尺寸的计算 1）溢流装置计算

因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。

各项计算如下： （1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.66D，即lw0.661.40.924m （2）溢流堰堰高hw

hwhLhow

查1－10[1]图得，取E=1.0，则

hOW2.84103E(Lh2/336000.003082/3)2.841031()0.015m lW0.924

取板液层高度 hL60mm

故 hWhLhOW0.060.0150.045m （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

AflwWd0.66由，查图得0.124,0.0722 DDAt故 Wd0.124D0.1241.40.1736m

Af0.0722AT0.07221.5390.1111m 计算液体在降液管中停留时间

13600AfHTLh1AfHTLS136000.11110.45 16.23s5s故降液管设计合理。

0.03083600（4）降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u'0为0.11m/s依式1－56计算降液管底隙高度h0，即：

h01LS1lw00.0030836000.0303m

0.9240.113600hW1h010.045-0.0303=0.0147m 故降液管底隙高度设计合理

'选用凹形受液盘，深度hW50mm

6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 （1）塔板的分块

本设计塔径为D1.4m，因800mmD，故塔板采用分块式。由文献（一）查表得，塔板分为4块。 （2）边缘区宽度确定

取 WsWs0.065m Wc0.035。m （3）开孔区面积计算

2xrsin1) Aa2(xr2x2180r

其中：

D1.4WdWS(0.17360.065)0.4614m22

D1.4rWC0.0350.665m22x3.140.66520.4614sin1()]1.12m2 故 Aa2[0.46140.6650.46141800.66522（4）浮阀数计算及其排列

预先选取阀孔动能因子F10,由F0=u0v可求阀孔气速u， 即u0F0v102.9985.78m/s

每层塔板上浮阀个数为

NVs1.10160

4d0u024(0.039)25.78浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t75mm、t'65mm的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为

VS1.105.794m/s 22(/4)(d0)01600.785(0.039)阀孔动能因数为

F00V5.7943.26210.46

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

d020.0392A0/ATN()160()0.124

D1.4此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的

7塔板流体力学验算

1计算气相通过浮阀塔板的静压头降

每层塔板静压头降可按式hPhchlh计算。 (1)计算干板静压头降hc

由式Uc1.82573.1v73.1可计算临界阀孔气速Uoc，即

Uoc1.825v1.82573.15.76m/s 2.998U0cv算干板静压头降，即 2gLU0U0c，可用hc5.34(5.76)22.998hc5.340.034m

29.8796.78(2)计算塔板上含气液层静压头降hf

由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数00.5，已知板上

液层高度 hL0.06,所以依式hl0hL

hl0.50.060.03m

(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为

hfhchlh0.0340.030.064m

换算成单板压降PfhfLg0.064796.789.8499.74Pa0.7Kpa （2）降液管中清夜层高度Hd 前式Hdhfhwhdhhow (1)计算气相通过一层塔板的静压头降hf 已计算hf0.064m

(2)计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw0.045m

(3)液体通过降液管的静压头降hd

Ls因不设进口堰，所以可用式hd0.153Lhw0 2式中Ls0.00357m,Lw0.924m,h00.0303m

0.00308hd0.1530.00185m

0.9240.03032

(4)塔板上液面落差h

由于浮阀塔板上液面落差h很小，所以可忽略。 (5)堰上液流高度how 前已求出how0.0164m

这样 Hdhfhwhdhhow0.0640.0450.001850.0150.126m 为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取校正系数0.5，选定板间距

HT0.45,

hw0.045m

(HThw)0.5(0.450.045)0.248m

从而可知Hd0.126m(HThw)0.248m，符合防止液泛的要求。 (6) 液体在降液管内停留时间校核

应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

AfHTLS0.11110.4516.23s>5 s

0.00308可见，所夹带气体可以释出。 （3）计算雾沫夹带量eV

（1）雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%

KcFAp0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZLD2Wd1.4020.17361.053m

塔板上液流面积

ApAT2Af1.53920.11111.317m2

苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.127,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

1.1F12.9981.360.003081.053796.782.998100%36.8%

10.1271.5392.998796.782.998100%44.3% 及F10.781.00.1271.5391.1为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

（2）严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F010.57，可见不会发生严重漏液。 8精馏段塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带上限线

对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率F1 (亦为上限值),利用式 eV0.1kg（液）/kg(干气）VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%便可作出此线。

KcFAp0.78KcFAT由于塔径较大，所以取泛点率F180，依上式有

Vs2.9981.36Ls1.053796.782.9980.8

1.00.1271.317整理后得0.0615Vs+1.432Ls=0.134

即Vs=2.179-23.28Ls 即为负荷性能图中的线(1) 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls值便可依式Vs=2.179-23.28Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

Ls 0.001 0.003

0.005 0.007

Vs 2.016 2.156 2.109 2.063

2)液泛线

由式Hd(HThw)，Hdhfhwhdhhow，hfhchlh 联立。即

(HThw)hfhwhdhhowhchlhhwhdhhow

vU02式中， 干板静压板静 可用hc5.34 ，板上液层静压头降hl0hL

2Lg从式hLhwhow知，hL表示板上液层高度，how2.998LsE1000lw23。所以

22.998LsE板上液层层静压头降hl0hL0(hwhow)0hw1000lw3 液体表面张力所造成的静压头h和液面落差h可忽略

LS液体经过降液管的静压头降可用式hd0.2lh

w02则(HThw)hc0hLhL＋hdhc＋hd（10）hL

LSU5.34v0.153lh2Lgw0202hw2.9983600LS（10）1000lwVS23 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 U04

2d0N式中各参数已知或已计算出，即

0.5;HT0.45m;hw0.045m;00.5;v2.998kg/m3;l796.78kg/m3;N160;U0=5.76m/s；h0=0.0303m；d00.039m代入上式。

22整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS26.4296971.07LS39.75LS3

此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干Ls值，依

VS26.4296971.07LS39.75LS223

Ls 0.001 0.003 Vs

0.005 0.007

2.454 2.354 2.257 2.152

用上述坐标点便可在LsVs负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。

3） 液相负荷上限线

为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。

由式AfHTLS3～5秒可知，液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。

取5s为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量Lsmax,即

Lsmax液

5相

负荷上限，于是可得

AfHTAfHT0.11110.450.01m3/s显然由式Lsmax所得到的液相

55上限线是一条

4）气体负荷下限线（漏液线）

(3)。

对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F05计算相应的气相流量

(Vs')min

(VS)min4d0N2F0V40.039216052.9980.552m3/s

5）液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该

线为与气相流量无关的竖直线。

22.843600LS3E0.006 取E1.0、代入lw的值则可求出Ls为 min1000lwLsmin0.00610002.998E32l0.0061000w36002.9981320.9240.000727m3/s 3600上式后得

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5). 所的负荷性能图如下：

9小结

1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。 2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax =2.003 m3/s,气相负荷下限 Vsmin≤0.52 m3/s，所以可得

操作弹性Vsmax2.0033.85 Vsmin0.52塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。

10接管尺寸计算 （1）进料管

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：

D4VS 取uF1.6m/s， uFVS0.00308m³/s D40.0030849.5mm

3.14161.6（2）回流管

采用直管回流管，取uR1.6m/s。

R3.1 LRD3.135.13108.90kmol/h

4dR108.90.00278.45.810.998923600796.780.0480m48.0mm 3.141.6（3）塔底出料管 取uW1.6m/s，直管出料

L802.08g/m3

4VSuW445.810.0027845.810.998923600796.780.0342m34.2mm3.141.6dW

（4）塔顶蒸气出料管

直管出气，取出口气速u20m/s。

D4V141.1265mm u3.1420（5）塔底进气管

采用直管取气速u23m/s，则

D4V2u 4V241.0710.243m24.3mm u3.1423D（6）筒体

1.05614000.24.12mm

212500.9壁厚选6mm，所用材质为A3

（7）封头

封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高h1450mm,直边高度h040mm，内表面积F封3.73m2，容积V封0.866m3。选用封头Dg18006，JB1154-73。 （8）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：

uk'LV且k'0.107V

796.782.9981.741m/s

2.9984VS41.10.9903m u3.141.7410.1074除沫器直径D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φ0.23。 （9）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

是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm。

基础环内径：

Dbi(1400216)(0.20.4)1031032mm 基础环外径：

Dbo(1400216)+(0.20.4)1031832mm

经圆整后裙座取Dbi1.2m，Dbo2.0m；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。 4.5人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10~20块板才设一个孔，本塔中共25块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 4.6塔总体高度的设计 4.6.1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，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 4.6.2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，釜液停留时间取5min。

HB(tL's60Rv)/AT(0.50.7)

=(50.00594600.142)/1.5390.61.274m 4.6.3塔立体高度

H1HTN5150450(251)515014700mm14.7m

HH1H顶HBH封H相14.72.21.270.491.219.86m

项目内容 塔径 D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速U/(m/s) 堰长(lw) 板上液层高度hW/m 降液管底隙高度h0/m 浮阀数N/个 阀孔气速U0/(m/s) 临界阀孔气速U0c(m/s) 阀孔动能因数F0 孔心距t/m 排间距h/m 单板压降ΔP/Pa 液体在降液管内停留时间τ/s 降液管内清液层高度Hd/m 泛点率(%) 气相负荷上限Vsmax/(m3/s) 气相负荷下限Vsmin/(m3/s) 操作弹性 数值或说明 1.40 0.45 单溢流弓形降液管 0714 0.792 0.06 0.03 160 6.16 5.97 10.30 0.075 0.065 499.74 16.23 0.126 36.8 1.58 0.46 3.85 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 同一横排的孔心距 相邻两横排中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制

结束语

经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。

在此，特别感谢化工原理教研室的秦音月老师及我的搭档，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！

参考文献

[1]夏青,陈常贵 姚玉英等 化工原理（上、下册第二版）天津大学出版社2005 [2贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002 [3]《化工工艺设计手册》化学工艺出版社1987版