化工原理课程设计正文

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。（一）装置设备：蒸馏装置包括精馏塔、原料预热塔、塔釜再沸器、塔顶汽相冷凝器、塔釜采出产品和塔顶馏出产品冷却器、原料液和产品贮罐、物料输送机等设备。（二）进料热状况：进料有五种热状况：过热蒸汽、饱和蒸汽、气液混合物、饱和液体和过冷液体。从原理上讲，要使回流充分发挥作用，全部冷量应由塔顶加入，全部热量应由塔底加入。原料不应该作任何预热。在实际设计过程中，较多的是将料液预热到泡点或接近泡点才送入精馏塔。这样，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。而且，精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径可以相同，设计制造也比较方便。有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用饱和蒸汽进料。必须注意的是，在实际设计中进料状态与总费用、操作调解方便与否有关，还与整个车间的流程安排有关，需从整体上综合考虑。（三）加热方式：精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式，把蒸汽直接通入塔釜以汽化釜液。这样，只需在塔釜内安装鼓泡管，就可以省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸

汽来进行加热，操作费用和设备费用均可降低。若釜液粘度很大，用间壁式换热器加热困难，此时用直接蒸汽可取得很好的效果。（四）回流比：回流比是精馏操作的重要工艺参数，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。回流比去最小回流比的1.2〜2倍，为了节能，倾向于较小的值，也可以取最小回流比的1.1〜1.5倍。先求最少理论版数N，再选用若干个R值，利用吉利兰图求出对应理论板数N，并作出N-R曲线，从中找出适宜的操作回流比R。也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜的回流比。（五）筛孔塔板：筛孔塔板简称筛板，筛板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径和大孔径筛板两类。工业中以小孔径筛板为主。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、黏度大的物料。必须指出的是，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏夜，使得操作弹性减小，传质效率下降。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补上述不足，故应用日益广泛。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。=0.72865/78.11+35/112.6198/78.11=0.98698/78.11+2/112.610.006/78.1165/78.11七-0.006/78.11+0.994/112.61-0.00863（二）平均摩尔质量=0.72865/78.11+35/112.6198/78.11=0.98698/78.11+2/112.610.006/78.11M=78.11x0.728+G-0.728)x112.61=87.49kg/kmolFMD=78.11x0.986+G-0.986)x112.61=78.59kg/kmolMw=78.11x0.00863+G-0.00863)x112.61=112.3kg/kmol料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：W'=46500t/a=5871kg/h，全塔物料衡算：F=D'+W'0.35F'=0.02D'+0.994W'nF'=17328kg/hF=17328/87.49=198.06D=11457kg/hD=11457/78.59=145.78W'=5871kg/hW=5871/112.3=52.28三、塔板数的确定（一）理论塔板数nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M-T法）求取Nt，步骤如下:根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y依据x=^p—p。）Q—po），y=px/p，将所得计算结果列表如下：tBABAt温度，（°C）808387909396100103p。i苯760839.5945.510251122.51252.513501473氯苯148165.1187.9205231.4266.6293325.1两相摩尔分率x10.8820.7550.6770.5930.5000.4420.379y10.9740.9390.9130.8760.8240.7850.735温度，（C）107110113117120123127130131.8p。i苯163717601907210322502427266328402900氯苯367.9400442.9500.1543595.8666.2719760两相摩尔分率x0.3090.2650.2170.1620.1270.0900.0470.0190y0.6660.6140.5440.4480.3760.2870.1650.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得x~y曲线及t—x~y曲线。在x~y图上，因q=1，查得=0.935，而x=Xf=0.728,xD=0.986。故有:0.986-0.935=0.2460.935-0.728R=2R=2x0.246=0.4923.求理论塔板数(两种方法)方法一：图解法精馏段操作线：y=Rx+:。=0.33x+0.66R+1R+1提馏段操作线为过(0.00863,0.00863)和(0.728,0.900)两点的直线。苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

苯-氯苯物系的温度组成图解得N=10—1=9块（不含釜）。T其中，精馏段*=3.3块，提馏段%2=5.7块，第4块为加料板位置。方法二：吉利兰图法lgN.=—

min（〔1—或Y1-七、苯-氯苯物系的温度组成图解得N=10—1=9块（不含釜）。T其中，精馏段*=3.3块，提馏段%2=5.7块，第4块为加料板位置。方法二：吉利兰图法lgN.=—

min（〔1—或Y1-七、lgalg（0.986丫"1—0.986人lg4.731—0.00863、0.00863/」一1=4.79N+2其中，Y=0.545827—0.591422x+0.002743x=0.4649N=11精馏段aM,=VaDaF=5.038Nmin=i「,0.986、,1—0.728、］妙1-0.986）（0.728）］lg5.038Y=N^mn=旦Nmin=N+2N+2N=3.6提馏段N=7.4求得，N=11综合两种方法，第二种方法塔板数最大为11。（二）实际塔板数NP全塔效率et选用ET=0.17-0.616log匕公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa-s的烃类物系，式中的“为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。m塔的平均温度为0.5（80+131.8）=106°C（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：匕=0.24mPa-s,^B=0.34mPa-s。旦=旦刊工尸+旦BG-工尸）=0.24X0.728+0.34xG-0.728）=0.267Et=0.17-0.616log〃=0.17-0.616log0.267=0.52实际塔板数N^（近似取两段效率相同）精馏段：N1=3.6/0.52=6.92块，取N广7块提馏段：N=7.4/0.52=14.2块，取N=15块2p2总塔板数N=N1+N2=22块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：PD=101.3+4=105.3kPa加料板：PF=105.3+0.7x7=110.2kPa平均压强：P=（105.3+110.2）/2=107.8kPa（二）平均温度tm查温度组成图得：塔顶为80C，加料板为88C。t=（80+88）/2=84C（三）平均分子量Mm塔顶：七=XD=0.986%=0.940（查相平衡图）MD=0.986x78.11+G—0.986）x112.61=78.59kg/kmol

MD=0.940x78.11+(1-0.940)x112.61=80.18kg/kmol加料板：＞F=0.935,XF=0.728（查相平衡图）M=0.935x78.11+G—0.935)VF,mx112.61=80.35kg/kmolMld=0.728xMD=0.940x78.11+(1-0.940)x112.61=80.18kg/kmol加料板：＞F=0.935,XF=0.728（查相平衡图）M=0.935x78.11+G—0.935)VF,mx112.61=80.35kg/kmolMld=0.728x78.11+G-0.728)x112.61=87.49kg/kmol精馏段：Mv=(78.59+80.35)/2=79.47kg/kmolMl=(80.18+87.49)/2=83.84kg/kmol（四）平均密度pm1.液相平均密度P

L,m塔顶:Plda,2*1=912.13-1.1886/=912.13-1.1886x80=817.0kg/m3=1124.4-1.0657/=1124.4-1.0657x80=1039.1kg/m3PLD,maa0.980.02a+b=+np=820.5kg/m3PLD,APLD,B,•=912.13-1.1886/=912.13-1.1886x88=807.5kg/m3=1124.4-1.0657/=1124.4-1.0657x88=1030.6kg/m3aa0.650.35—A—+B—=+=^PPlfPlfaPlfb807.51030.6精馏段：pl=(820.5+873.7)/2=847.1kg/m3=873.7kg/m32.汽相平均密度PV,mp=PmMv,m=107.8x79.47=2.886kg/m3V,mRT8.314x(273+84)m（五）液体的平均表面张力om塔顶：b=21.2mN/m；b=26.1mN/m(80°C)D,B=21.26mN/m20.20x25.34=21.38mN/m进料板：oA=20.20mN/m；o=25.34mN/m(88°C)120.20x0.272+25.3420.20x25.34=21.38mN/m精馏段：G=(21.26+21.38)/2=21.32mN/m(六)液体的平均粘度,L,m塔顶：查化工原理附录11,在80C下有：〃=。x)+。x)=0.315x0.986+0.445x0.014=0.317mPa-sLD,mAADBBD加料板：Rlf=0.28x0.728+0.41x0.272=0.315mPa-s精馏段：匕=0317+0.315)/2=0.316mPa-s五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V=(R+1)D=1.492x145.78=217.50kmol/h汽相体积流量V=地」=217.50x泡47=1.664s3600PVm3600x2.886汽相体积流量V=1.664m3/s=5990m3/hh液相回流摩尔流率L=RD=0.492x145.78=71.72kmol/h液相体积流量L厂LMLm—3600PL,m71.72x83.843600液相体积流量L厂LMLm—3600PL,m71.72x83.843600x847.1=0.00197冷凝器的热负荷Q=Vr=(217.50x78.59)310)/3600=1472kW六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径初选塔板间距Ht=500mm及板上液层高度h^=60mm，则:Ht-、=0.5-0.06=0.44m按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）(0.00197Y847.1(0.00197Y847.1M5I1.664火2.886/=0.0203查Smith通用关联图得C20=0.0925负荷因子C=C201负荷因子C=C20120；、0.2=0.09250.2=0.0937泛点气速:=0.0937\,：'(847.1—2.886)/2.886=1.603m/s操作气速取u=0.7umax=1.12m/s精馏段的塔径D=任匕/兀u=、4x1.664/3.14x1.12=1.376圆整取D=1600mm，此时的操作气速u=0.782m/s。（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）lw取l=0.7D=0.7x1.6=1.12mw堰上溢流强度Lh/1=7.092/1.12=6.332m3/(m-h)<100〜130m3/(m-h)，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高hwhw=hL-how对平直堰h对平直堰how=0.00284E(L/1如hw由l/D=1.12/1.6=0.7及Lh"2.5=7.092/1.122.5=5.342，查化工原理图11-11得E=1，于是:h=0.00284x1x(7.092/1.12)2/3=0.00972m>0.006m(满足要求)h=匕-h=0.06-0.00972=0.0503（3）降液管的宽度气和降液管的面积Af由lw/D=0.7，查化原下P147图11-16得七/D=0.14,AJAt=0.09，即:W=0.224m，At=0.785D2=2.01m2，Af=0.181m2。液体在降液管内的停留时间t=AHt/L=0.181X0.5/0.00197=45.94s>5s（满足要求）（4）降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.07〜0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速u'=0.08m/s，则有:oh=A'=L。008=0.0220m（h不宜小于0.02〜0.025m，本结果满足要求）wo塔板布置（1）边缘区宽度W与安定区宽度*边缘区宽度W:一般为50〜75mm，D>2m时，W可达100mm。安定区宽度W:规定D<1.5m时W=75mm；D>1.5m时W=100mm；本设计取W=60mm，W=100mm。（2）开孔区面积aaA=2x^R2—x2+-^-R2sin-1R「，n0-4761=20.476w'0.742—0.4762+x0.742sin-1_1800.740_=1.304m2式中：x=D/2-Wd+W)=0.8-(0.224+0.100)=0.476mR=D/2-W=0.8-0.060=0.740m开孔数n和开孔率u取筛孔的孔径d。=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度3=3mm，且取t/d=3.0。故孔心距t=3x5=15mm。o1158x103）4（1158x103'每层塔板的开孔数n=A=—-一x1.304=6711（孔）[t2Ja[152j每层塔板的开孔率=*„=°；?7=0.101（应在5〜15%，故满足要求）o每层塔板的开孔面积气=Aa=0.101x1.304=0.132m2气体通过筛孔的孔速u=VIA=1.664/0.132=12.61m/s4.精馏段的塔高Z1彳=（N1—1）H=（7-1）x0.5=3m七、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降七和』pp的验算h=h+h+hpcia气体通过干板的压降hch=0.051]"ofPy=0.051[12.61T2.886=0.0432mcICJpI0.8J847.1'o,L式中孔流系数C。由d。/d=5/3=1.67查图11-10得出，C。=0.8。气体通过板上液层的压降hih=$（h+h）=phL=0.6x（0.0503+0.00972）=0.036m式中充气系数月的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速u，对单流型塔板有:au=—=―1664=0.910m/saA^t-Af2.01—0.181动能因子F=u叵=0.910/2.886=1.546查化原图11-12得&=0.60（一般可近似取&=0.5〜0.6）。

3.气体克服液体表面张力产生的压降ha4b_4x21.32x10-3b—pgd—847.1x9.81x0.005—"°Lo气体通过筛板的压降（单板压降）h和Jppph=h+h+h=0.0432+0.036+0.00205=0.081mpclbAp=pLgh=847.1x9.81x0.081=673Pa=0.673kPav0.7kPa(满足工艺要求)。5.7x10-63.2_5.7x10-6-0.910一baH-hLTf」21.32x10-3_0.5—2.5x0.06_3.2=0.00569kg液/kg气v0.1kg液/kg气(满足要求)eV式中〜广2叫，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（二）雾沫夹带量七的验算（三）漏液的验算漏液点的气速〃omu=4.4CJ(0.0056+0.13h—h:p/pomo'LbLV=4.4x0.8J(0.0056+0.13x0.06—0.00205)847.1/2.886=6.425m/s筛板的稳定性系数K=孔=兰*=1.96>1.5（不会产生过量液漏）u6.425（四）液泛的验算h=0.153[土T

dlh\\noJ为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度七<①S’+h=0.153[土T

dlh\\noJ11.12x0.0220JHd=0.077+0.06+0.00098=0.138m①H+h)=0.5(0.5+0.0503)=0.275mHd<①h+\)成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选七及匕，进行优化设计。八、塔板负荷性能图(一)雾沫夹带线（1）5.7x10-6u

a

Ht-2.5七3.2（1）式中：u=(一)雾沫夹带线（1）5.7x10-6u

a

Ht-2.5七3.2（1）式中：u=^s.=SaAt—Af2.01-0.181=0.5467Fs气=2.5hL=2.5(h+h)2/3=2.50.0503+0.00284E=2.50.0503+0.00284x1f3600L12/31.12)=0.126+1.546L2/3s将已知数据代入式（1）5.7x10-5.7x10-60.5467Vs21.32x10-30.5-0.126-1.546L2/33.2=0.1V=4.043-18.01L2/3(1-1)在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的匕值列于下表:L,m3/s0.0009270.0050.010.0150.0181V,m3/s3.8723.5163.2072.9482.810依据表中数据作出雾沫夹带线（1）①H+h)=h+①H+h)=h+h+h+hd(3600L12/3f3600L1h=0.00284Es=0.00284x1owlklwJk1.12J（2）2/3=0.6185L2/3s

h=0.051[―2件:=0.051"v:2代1cCkCoJIplJ"aJooIplJ=0.051kV

=0.051kV

s

0.8x0.132\2J(2.886)

k847.1j=0.01558V2s=p(h+h)=0.6.0503+0.6185L2/3=0.0302+0.3711L2/3sh=0.00205arl12(L12h=0.153s=0.153sdihklwhoJk1.12x0.0220J=252L2s0.5(0.5+0.0503TOC\o"1-5"\h\zh=h+h+h=0.01558V2+0.3711L2/3+0.0323pcibss.1558V2+0.3711L2/3=252L2s0.5(0.5+0.0503+0.6185L2/3+252L2ss(2-2)V2=12.36-63.52L2/3-16174.6Lsss在操作范围内，任取几个L值，依式（2-2）算出对应的匕(2-2)L,m3/s0.0009270.0050.010.0150.0181V,m3/s3.4273.1782.7922.2041.638依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3）TOC\o"1-5"\h\zL=HrAf=0.5x0.181=0.0181m3/s(3-3)s,maxT5(四)漏液线(气相负荷下限线)(4)、=h+h=0.0503+0.6185L2/3漏液点气速f-————Au=4.4x0.8J0.0056+0.13虹0503+0.6185W)-0.00205」x847.1/2.886omsVs,min=Au^，整理得：V2s,min=5.095L2/3+0.639s（4-4）

在操作范围内，任取几个七值’依式（4-4）算出对应的七值列于下表:L,m3/s0.0009270.0050.010.0150.0181V,m3/s0.8290.8880.9360.9740.995依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度h=0.006m，E=1。ow2/3h=0.00284E0.002842/3h=0.00284E0.00284x1(3600Lsk1.12、2/3J=0.0065.04.54.0-5.04.54.0-3.53.02.5-2.0-1.5-1.0-0.5-L=9.27x10-4m3/s(5-5)操作气液比VIL=1.664/0.00197=844.70.0--I.I.I.I.I.I.I.I.I.0.0000.0020.0040.0060.0080.0100.0120.0140.0160.0180.020Ls/(m3/s)操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷匕max与气相允许最小负荷V.之比，即:操作弹性=匕皿=3250=5.80V0.560s,min

九、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（一）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q，然后估算预热器的换热面积A，最后按换热器的设计计算程序执行。（二）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为1391般采用循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。（三）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故T'=V-G-q）F=V。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的5〜10%）。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。（四）精馏塔的管口直径塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12〜20m/s。计算：流速取15m/s145.78x78.59V；4x1.1015兀V==1.10m3/s；d=s=,i=0.306m=306mm15兀s3600x2.886'回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2〜0.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取1〜2.5m/s。计算：流速取2m/sL=RD=0.492x145.78=71.72kmol/h；V=孔72乂80.18=0.00195m3/s；4V；3600x820.5；兰，4x。.00195=0.035m=35mm兀旦4V加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.4〜0.8m/s；泵送时流速可取1.5〜2.5m/s。计算：流速取2m/sV=198V=198.06x87.49=0.0055m3/s；d=

s3600x873.7‘:叫==0.059m=59mm兀旦2兀料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.5〜1.0m/s。兰4xO.0014=0.050m=50mm兀旦七0.7兀52.28x83.84=0.0014m兰4xO.0014=0.050m=50mm兀旦七0.7兀52.28x83.84=0.0014m3/s；d=3600x847.1；饱和蒸汽管径蒸汽流速：<295kPa：20~40m/s；<785kPa：40~60m/s；>2950kPa：80m/s。计算：流速取40m/s=1.664m3/s；d-J—^=^~~4^^~=0.230m=230mm

十、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位精馏段平均压强PkPa107.8平均温度mT°C84平均流量Vmm3/s1.664SLm3/s0.00197B实际塔板数N块7板间距PHTm0.5塔段的有效高度TZm3.0塔径Dm1.6空塔气速um/s0.782塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长lm1.12堰高Whm0.0503溢流堰宽度WWm0.224底隙高度dhm0.0220板上清液层高度0hTm0.060孔径Ldmm5孔间距0tmm15孔数n个6711开孔面积Am20.132筛孔气速0um/s12.61塔板压降0APkPa0.673液体在降液管中的停留时间pTs45.94降液管内清液层高度Hm0.138雾沫夹带dekg液/kg气0.00569负荷上限VL雾沫夹带控制负荷下限s,maxL漏液控制气相最大负何s,minVm3/s3.250气相最小负荷s,maxVm3/s0.560操作弹性s,min5.80十一、设计评述我选择筛板塔的理由：（1）结构简单，易于加工，因此造价低，约为泡罩塔的60%，浮阀塔的80%；（2）处理能力大，比同直径泡罩塔增加20%-40%；（3）塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；（4）板压降低，比泡罩塔低30%左右；（5）安装容易，清理检修方便；（6）若液体较脏、筛板孔径较小而容易阻塞时，可采用大孔径筛板。十二、设计总结与分析讨论学习了化工原理我才真真认识到原来我一直摈弃的化学专业里还有这样一门有意思的课。记得中学时期对于刚刚接触化学的我一直觉得它很有魅力。我到现在仍记得初中化学老师说的：化学就是第二门外语。但命运总是向着意料之外的方向发展，自从我上了高中选择了理工科之后，我突然觉得化学对于我来说没有从前那么亲切了。大量繁琐的化学计算让我逐渐对其失去了兴趣，或许真的是命运弄人。化学这一门在所有老师和同学们看来都是最好拿分的考试，在高考中却拖了我的后腿。即使我早有预感，高考的失利让我对化学几乎没了感觉，甚至恨之入骨。当我拿到大学录取通知书的时候，顿时傻了眼。本来一直庆幸可以永远摆脱化学的我却被分到了化学化工学院环境工程专业。当时的我只产生了这样一种想法，既然命运将我和化学紧密相连是一定有它的道理的，自那以后我一直期待着这大学的化学学习能够给我带来惊喜，令人扫兴的是两年的学习也没能让我回到从前——对化学充满向往的时代！不过，三十年河东三十年河西，人既然会遇到烦心事就一定会遇到开心事。这不，一接触到化工原理，给人一种化学中穿插物理的感觉，要知道，敝人对物理可是情有独钟。记得大二下学期听上一届的学生说，化工原理特别难。当时就在想，又是化学，又特别难，这下该怎么办？结果的确出乎意料！正因为有这样一门能够让我提起兴趣的化学专业课，我突然觉得大三一年过得飞快，一转眼就到了学期末，即将告别化工原理的时候了。但上帝似乎总是眷顾着对某种事物有思念的人，当我听到我们学期末还有一门化工原理课程设计的时候，我很开心。并没有被它的“难”所吓倒一一事实证明，确实很难！我只是觉得自己终于有了一次大显身手的机会，我一直满怀期望的等待这一刻的到来，我想看看自己所掌握的知识究竟全不全面或者深不深。因为之前忙着各种考试，没有时间翻一翻化工原理课程设计这本书，结果上课那天听老师一说傻了眼，感觉好难啊！报告、制图还有心得体会，反正听得我是一头雾水，突然感觉没了方向。我心想是先看看书呢还是和大家一起讨论讨论呢？不过仅凭我糊里糊涂听来的那种难度，靠我自己去看书也许几个星期也不懂，看来只能走走捷径了。一开始，大家的确没一个懂的，后来同学们分工查资料然后汇总起来一起讨论，最