课程设计苯－甲苯连续精馏塔设计

1、设计任务书设计题目：苯甲苯连续精馏塔设计件：操作压力：p=1.0atm(绝压)处理量3260吨/年进料含苯0.415（质量分数）塔顶产品含苯0.976（质量分数）塔釜残液中苯浓度不大于0.01（质量分数）塔顶全凝器：泡点回流塔釜为饱和蒸汽间接加热塔板采用浮阀设计要求：(1) 完成该精馏塔及辅助设备工艺设计计算。(2) 绘制生产工艺流程图、精馏塔工艺条件图。(3) 撰写设计说明书。目录摘要1绪 论2设计方案的选择31 设计流程32 设计思路3第1章塔板的工艺设计51.1物料衡算51.2平衡线方程的确定51.3最小回流比的确定71.4求精馏塔的气液相负荷71.5操作线方程71.6用逐板法算理论板数

2、71.7实际板数的求取81.8全塔效率9第2章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算102.1物性数据的计算10进料温度的计算102.1.2 操作压强10平均摩尔质量的计算10平均密度计算11液体平均表面张力计算13液体平均粘度计算142.2精馏塔主要工艺尺寸的计算14塔径的计算14精馏塔有效高度的计算162.3溢流装置计算162.4浮阀数目、浮阀排列及塔板布置172.5塔板流体力学验算19计算气相通过浮阀塔板的静压头降192.5.2 淹塔20计算雾沫夹带量212.6精馏段塔板负荷性能图22雾沫夹带上限线22液泛线232.6.3 液相负荷上限线24漏液线24液相负荷下限线242.7小结25第3章热量衡算

3、273.1相关介质的选择27加热介质的选择27冷凝剂273.2蒸发潜热衡算273.2.1 塔顶热量273.2.2 塔底热量283.3焓值衡算28第4章辅助设备314.1冷凝器的选型31计算冷却水流量31冷凝器的计算与选型314.2接管324.3塔总体高度的设计32塔的顶部空间高度32塔的底部空间高度324.4人孔334.5裙座334.6塔立体高度33致谢34参考文献35主要符号说明36摘 要化工生产常需进行二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

4、生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，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。本次设计的浮阀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。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径0.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为12，提馏

5、段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：苯_甲苯、精馏、精馏塔设备结构绪 论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广泛应用的核心

6、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。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。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因

7、而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。 具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。设计方案的选择1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至

8、塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。连续精馏塔流程流程图图1-1 流程图2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自

9、塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来

10、的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。第1章 塔板

11、的工艺设计1.1物料衡算处理量：进料组成：馏出液组成： 釜液组成： （以上均为摩尔分率）（1）（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：（3）物料衡算总物料衡算 F=W+D即 （1）易挥发组分物料衡算： 即 （2）解得： F=4.7526 D=2.1592 W=2.5905 1.2平衡线方程的确定表1-1 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据【1】苯摩尔分数液相 气相温度苯摩尔分数液相 气相温度0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.5009

12、8.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2求得精馏段平均温度：提馏段平均温度：饱和蒸汽压P0 ：由表1-2 苯-甲苯 Antoine常数【2】组分ABC苯（以A表示）6.0231206.35220.24甲苯（以B表示）6.0781343.94219.58查表得A苯=6.023 A甲苯=6.078B苯=1206.35 B甲苯=1343.94 C苯=220.24 C甲苯=219.58苯 甲苯因为是泡点进料，所以所以平衡线方程1.3最小回流比的确定因为q=1取操作回流比1.4求精馏塔的气液相负荷1.5

13、操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：1.6用逐板法算理论板数塔顶为全凝器，所以从塔顶最上一层塔板上升的蒸汽全部冷凝成饱和温度下的液体，故馏出液和回流液的组成均为离开第一层理论板的气相组成y1.同理可算出如下值：所以总理论板数为NT=13块（不包括再沸器），第7块板上进料。精馏段6块，提馏段7块。1.7实际板数的求取由表中数据利用插值法求液体粘度：表1-3苯-甲苯的粘度【3】温度020406080100120苯-0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228已知精馏段平均温度86.5oC提馏段平均

14、温度95.1oC精馏段平均粘度：提馏段平均粘度：由经验式已知精馏段相对挥发度 粘度已知提馏段相对挥发度 粘度全塔所需实际板数NP=12+13=25-1=24块，实际加料板在第13块。精馏段实际板层数 12层提馏段实际板层数 12层1.8全塔效率第2章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算2.1物性数据的计算2.1.1进料温度的计算求得精馏段平均温度：提馏段平均温度： 操作压强塔顶压强PD=101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+13×0.7=110.4kPa塔底压强：PW=101.3+25×0.7=118.8 kPa 精馏段平均操作压力：提馏段平均

15、操作压力：2.1.3平均摩尔质量的计算气相组成：由插值法根据表1-1中数据求出气相组成：精馏段平均气相组成提馏段平均气相组成精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：平均密度计算(1) 气相平均密度计算：气相摩尔质量：理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。表2-1苯-甲苯的密度【4】温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0对于塔顶，当时,用插值法求得下列数据对于进料板，当时,用插值法求得下列数据对于塔

16、底，当时,用插值法求得下列数据精馏段平均密度：提馏段平均密度：液体平均表面张力计算液体表面张力M=表2-2 苯-甲苯的表面张力【5】温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34由插值法计算：由由精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 液体平均粘度计算插值法求液体粘度： 表2-3 苯-甲苯的粘度【6】温度020406080100120苯-0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.26

17、40.228已知精馏段平均温度86.495oC提馏段平均温度95.125oC精馏段平均粘度: 提馏段平均粘度：2.2精馏塔主要工艺尺寸的计算塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册【7】查图的横坐标为选板间距，取板上液层高度 =0.06m，故以横坐标查图【8】塔径 按标准塔径圆整为 空塔气速为0.5247m/s （2）提馏段塔径计算取板间距板上液层高度则 塔径 按标准塔径圆整为 空塔气速为0.5462m/s根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为2.2.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一

18、人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为2.3溢流装置计算（1）溢流堰长因塔径D=0.4 本设计采用单溢流、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：取堰长为0.65D，即（2）溢流堰堰高hw查图【9】得，取E=1.0，则精馏段：取板上清液层高度 故 提馏段：（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积由，查图【10】得故 （4）计算液体在降液管中停留时间精馏段：提馏段：故降液管设计合理。（5）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.1m/s依式计算降液管底隙高度h0，即：精馏段 提馏段 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2.4浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分

19、块本设计塔径为，故塔板采用整块式。（2）边缘区宽度确定 取破沫区宽度边缘区宽度。（3）开孔区面积计算 其中：故 （4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，精馏段即每层塔板上浮阀个数为则设计条件下的阀孔气速为即阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，估算排列间距阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。塔板开孔率 = 此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的提馏段每层塔板上浮阀个数为则设计条件下的阀孔气速为阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，估算排列间距 阀孔动能

20、因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。塔板开孔率此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。2.5塔板流体力学验算2.5.1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计算。1.精馏段：(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降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，已知板上液层高度所以依式(3) 计算液体表面张力所造成的静压头降(4) 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为换算成单板压降(

21、设计允许值)2.提馏段：(1)计算干板静压头降 所以 (2)计算塔板上含气液层静压头降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，已知板上液层高度(3)计算液体表面张力所造成的静压头降换算成单板压降(设计允许值)2.5.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度式1.精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式即：(5) 板上液层高度 则：为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止淹塔的要求。2提馏段(1) (2)液体通过降液管的静压头降(3)板上液层高度 则：取校正系数，选定板间距,从

22、而可知，符合防止淹塔的要求。2.5.3计算雾沫夹带量(1)雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积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【11】中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为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>5，可见不会发生严重漏液。2.6精馏段塔板负荷性能图

23、2.6.1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 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段整理后得提馏段整理后得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值便可依式算出相应的。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。LS0.0010.003 0.005VS.117LS0.0010.003 0.005 VS0.1040.0940.0842.6.2液泛线由式，,联立。即则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后

24、便可得与的关系，即同理提馏段与的关系 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 和 带入LS0.0010.003 0.005VS0.1140.0910.057LSVS0.1210.0862.6.3 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35s。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。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取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,即液相负荷上限，于是可得2.6.4漏液线对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量精馏段提

25、馏段2.6.5液相负荷下限线取堰上液层高度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。 ，代入的值则可求出为所的负荷性能图如下：精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图2.7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 =1.58 m3/s,气相负荷下限 0.46 m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是

26、合理的。第3章 热量衡算3.1相关介质的选择3.1.1加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140,工程大气压为3.69atm。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。3.1.2冷凝剂选冷却水，温度25，温升10。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15。3.2蒸发潜热衡算3.2.1 塔顶热量其中 则: 0C 3.2.2 塔底热量其中 则: 0C 3.3焓值衡算表1-4苯-甲苯的摩尔定比热容【11】温度050100150苯 72.789.7

27、104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度，塔底温度，进料温度。下:下：下：塔顶温度下的汽化潜热表3-1苯-甲苯的蒸发潜热与临界温度【12】物质沸点0C蒸发潜热kJ/kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57表3-2苯-甲苯的汽化潜热【13】温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.2下：利用插值法求出 (1)0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。(2)回流液的焓注：此为泡点回流，据

28、t-x-y图查得此时组成下的泡点tD,用内插法求得回流液组成下的tD，tD=80.5。得到此温度下：CP1=99.14 CP2=124.36注：回流液组成与塔顶组成相同。(3)塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD=-=198799.36kJ/h(5)进料口的焓下：CP1=103.80 CP2=129.79所以 (6)塔底残液的焓(7)再沸器(全塔范围内列衡算式)塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量Q损=0.1QB，QB+QF=QC+QW+Q损+QD加热器实际热负荷0.9QB=QC+QW+QD-QF=196214.07 kJ/h QB=

29、196214.07/0.9=218015.63kJ/h第4章 辅助设备4.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t1=20(夏季)冷却水可来自松花江，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。泡点回流温度tD=80.5.tD=81.25被冷凝的气体的平均温度，冷凝水的平均温度。在此前提下，表4-1各自对应的

30、相关物性数据【13】项目种类Cp(kJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-1K-1混合气体1.2772.809.07710-60.13冷却后的混合液体1.880813.20.30610-30.125冷凝水4.176103996.30.845310-30.62934.1.1计算冷却水流量4.1.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。K=550)=2302KJ/)按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表：壳径/mm600管子尺寸25mm2.5mm公称压力/Mpa25管长3m公称传热面积/m244.9m2管子总数198管程数2管子排列方式正方形斜转45°壳程数1折流挡

31、板形式圆缺形4.2接管进料管: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： 取， 4.3塔总体高度的设计4.3.1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，本设计取塔顶间距,取塔顶空间1.2m4.3.2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。取塔底液面至最下一层塔板间距为1.5m 则 =4.4人孔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1020块板才设一个孔，本塔中共25块板，需设置2个人孔，但是塔的直径太小所

32、以不设置人孔。4.5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，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。取裙座壁厚取800mm。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1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取1.0m。4.6塔立体高度致谢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