化工单元设备设计(最终版2).doc

丙酮水精馏装置设计学 院：材料与化工学院专业班级：10化工（2）班学生姓名：黄双 邵逊哲 王志强 王晨 林螺旋学生学号：062 083 093 089 073指导教师：张德拉 李进 孙中亮目录一、概述41.1 设计依据41.2 技术来源41.3 设计任务及要求41.3.2 设计任务41.3.2 设计要求4二、精馏塔计算过程52.1 设计方案52.2 塔型选择52.3工艺流程简介52.4 有关的工艺计算52.4.1 丙酮、水相关物性数据52.4.2 精馏塔的物料衡算82.4.3 物料衡算82.5 塔板数的确定92.5.1 图解法求理论板数92.5.2 实际板数的求取92.6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.6.1 操作压力的计算102.6.2 操作温度的计算102.6.3 平均摩尔质量的计算102.6.5 液相平均表面张力的计算122.6.6 液体平均粘度的计算122.7 精馏塔工艺尺寸计算132.7.1 塔径的计算132.7.2 精馏塔有效高度的计算142.8 塔板主要工艺尺寸的计算142.8.1 溢流装置的计算152.8.2 塔板布置162.9 筛板的流体力学验算172.9.1 塔板压降172.9.2 液面落差192.9.3 液沫夹带192.9.4 漏液192.9.5 液泛202.10 塔板负荷性能图212.10.1 液漏线212.10.2 液沫夹带线222.10.3 液相负荷下限线232.10.4 液相负荷上限线232.10.5 液泛线23三、冷却器计算253.1 估算传热面积初选型号253.1.1 基本物性数据的查取253.1.2 热负荷计算263.1.3 确定流体的流径263.1.4 计算平均温度差263.1.5 选K值，估算传热面积273.1.6 初选换热器型号 273.2 核算压力降283.2.1 管程压力降283.2.2 壳程压力降293.3 核算总传热系数293.3.1 管程对流传热系数303.3.2 壳程对流传热系数303.3.3 污垢热阻313.3.4 总传热系数K31四、辅助设备的计算及选型314.1 精馏塔31 4.1.1 塔顶封头314.1.2 塔顶空间31 4.1.3 塔底空间31 4.1.4 人孔31 4.1.5 进料板处板间距324.1.6 塔支座32 4.1.7 塔体总高度324.2 管径的选择324.2.1 塔顶蒸汽出口管的直径dV324.2.2 回流管的直径dR324.2.3 进料管的直径dF334.2.4 塔底出料管的直径dW334.3 泵的选型344.3.1 原料液进入精馏塔时的泵的选型344.4 储罐选择344.4.1 原料储槽344.4.2 塔顶产品储槽35五、结果汇总表35六、设计心得39主要符号说明40参 考 文 献41一、概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求1.3.1 设计任务试设计一座丙酮水连续精馏装置,要求年产纯度为98%(质量百分数)的丙酮26000吨,塔底馏出液中含丙酮不得高于5%(质量百分数),原料液含丙酮36%(摩尔百分数)。1.3.2 设计要求（1）精馏塔1）塔顶压力 4KPa（表）2）进料热状态 自选3) 回流比 自选4) 塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表）5) 单板压降 0.7KPa6）全塔效率 ET=52%7）塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）（2）换热器配置于精馏装置中的预热器、冷凝器、冷却器、再沸器等，选一个设计。1）加热介质饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；2）冷却介质冷却循环水，进口温度30，出温度40；3）换热器允许压降Pa；4）换热器类型标准型列管式或板式换热器。（3）工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。（4）生产厂址海南洋浦工业开发区。二、精馏塔的物料衡算2.1 设计方案本课程设计的任务是分离丙酮水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底废液直接排放。2.2 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。筛板塔结构简单，金属消耗量小，制造及安装方便，塔板具有良好的流体力学与传质性能。2.3 工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等。原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内。蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。2.4 有关的工艺计算2.4.1 丙酮、水相关物性数据温度/5060708090100水粘度/0.5490.4690.4060.3550.3150.282丙酮粘度/0.260.2310.2090.1990.1790.160表一 水和丙酮的粘度温度/5060708090100水表面张力/67.6766.2064.3362.5760.7158.84丙酮表面张力/19.518.817.716.315.214.3表二 水和丙酮表面张力温度/5060708090100相对密度/10.7680.7500.7350.7210.7100.699水/(Kg/m3)998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮/( Kg/m3)758.56737.4718.68700.67685.36669.92表三 水和丙酮密度分子量/(g/mol)沸点/临界温度/K临界压强/kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表四 水和丙酮的物理性质沸点t/丙酮摩尔数xy1000092.70.010.25386.50.020.42575.80.050.62466.50.100.75563.40.150.79862.10.200.81561.00.300.83060.40.400.83960.00.500.84959.70.600.85959.00.700.87458.20.800.89857.50.900.93557.00.950.96356.131.01.0表五 丙酮水系统txy数据图一 t-y（x）图图二 x-y相平衡图2.4.2 精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数丙酮（A）的摩尔质量： =58.08 Kg/kmol水(B)的摩尔质量： =18.02 Kg/kmol （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.3658.08+（1-0.36）18.02=32.44kg/kmolM= 0.93858.08+ (1-0.938) 18.02=55.60 kg/kmolM=0.01658.08+（1-0.016）18.02=18.66 kg/kmol2.4.3 物料衡算=64.95 Kmol/h 联立可得：F=174.08 kmol/hW=109.13 kmol/h2.5 塔板数的确定2.5.1 图解法求理论板数（1）最小回流比的确定由于丙酮-水系统为非理想物系，因此过a（0.938,0.938）作相平衡切线，则切线与y轴交点为b点。由相图得： 可取操作回流比： （2）塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算（3）求操作线方程精馏段操作线方程：必过点为a（0.938,0.938），b（0,0.517） 提馏段操作线方程：必过点为c（0.016,0.016），d（0.36,0.678）（4）利用图解法求理论板数由图三（图解法求理论塔板数图）可得：总理论板层数 块 进料板位置 块2.5.2 实际板数的求取精馏段实际板层数：块提馏段实际板层数：块 全塔所需实际板数： 块实际加料板位置： 第13块2.6 精馏塔工艺条件及有关物性的计算(以精馏段为例)2.6.1 操作压力的计算 塔顶操作压力: 每层塔板压降：进料板压力： 精馏段压力： 提馏段压力： 2.6.2 操作温度的计算 由t-y(x)图得：塔顶温度： 进料板温度： 塔釜温度： 88.8精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 2.6.3 平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算 ，由相平衡图得: （2）进料板平均摩尔质量的计算 由图解理论塔板，得，查平衡曲线得： （3）塔底平均摩尔质量计算（4）精馏段平均摩尔质量 （5）提馏段平均摩尔质量2.6.4 平均密度的计算（1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即： （2）液相平均密度的计算 液相平均密度由下式计算： 塔顶液相平均密度的计算由，查手册得：进料板液相平均密度的计算由，查手册得：塔底液相平均密度的计算由，查手册得：精馏段液相平均密度计算提馏段液相平均密度计算 2.6.5 液相平均表面张力的计算液体平均表面张力依下式计算：（1）塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册得： （2）进料板液相平均表面张力的计算由，查手册得： （3）精馏段液相平均表面张力 2.6.6 液相平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算,即：（1）塔顶液相平粘度的计算 由，查手册得： （2）进料板液相平均粘度的计算由，查手册得： （3）精馏段液相平均粘度 2.7 精馏塔工艺尺寸计算2.7.1 塔径的计算精馏段的气液相体积流率计算：提馏段的气液相体积流率计算：式中C由式计算，其中由图四查取图四 史密斯关联图史密斯关联图横坐标：取板间距，板上液层高度 查史密斯关联图： 表观空塔气速： 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 估算塔径：按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积：实际空塔气速： 2.7.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：进料板处板间距为0.8m，塔体开3个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 2.8 塔板主要工艺尺寸的计算2.8.1 溢流装置的计算 因塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：（1）堰长单溢流：可取=0.6D=0.61.0=0.6m（2）溢流堰高度由=，选用平直堰，堰上液层高度：（弗兰西斯公式）近似取E=1，则板上液层高度取液上清液层高度（3）弓形降液管宽度和截面积 由，由图五得 图五 弓形降液管的宽度与面积 用经验公式： 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 根据经验，一般取 ，取 则： 故降液管底隙设计合理。选用凹形受液盘，深度（当 时，取 ）2.8.2 塔板布置（1）塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表六得：塔板分块为3块。塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456表六 塔板分块数（2）边缘区宽度确定一般情况，溢流堰前的安全区宽度：进口堰后的安全区宽度：无效区宽度： （小塔）（大塔）本设计取（3）开孔区面积按式下计算，即 其中， （4）筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢筛孔直径板；取筛孔直径=5mm； 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=15mm（推荐值为：t/d0=34） 筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为： 2.9 筛板的流体力学验算2.9.1 塔板压降（1）干板阻力计算 ，由下式计算，即 图六 干筛孔的流量系数由查图六得：故液柱。（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由下式计算，即图七 充气系数关联图查图七，得=0.57 故（3）液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式5-23计算，即液柱.气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 液柱.气体通过每层塔板的压降为 (设计允许值)2.9.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.9.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 根据设计经验,一般取 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.9.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际孔速 稳定系数为故在本设计中无明显漏液。 2.9.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即 丙酮-水物系属一般物系，取0.5，则 而板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱 液柱故在本设计中不会发生液泛现象2.10 塔板负荷性能图2.10.1 漏液线 由得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045/(m3/s)0.3540.3680.3850.398由上表数据即可作出漏液线l。2.10.2 液沫夹带线以 0.1kg液/kg气为限，求 -关系如下： 由 得： 整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045/(m3/s)1.4251.3451.2421.156由上表数据即可作出液沫夹带线2。2.10.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。 取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。2.10.4 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间的下限。 故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。2.10.5 液泛线由 联立得：忽略，将与,与,与的关系式代入上式,整理得：式中: 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045/(m3/s)1.3381.2761.1500.969由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。00.20.40.60.811.21.41.61.8200.0010.0020.0030.0040.005系列1系列2系列3系列5系列6系列4AO图八 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图八查得 故操作弹性为： 三、冷却器设计3.1估算传热面积初选型号3.1.1 基本物性数据的查取98%丙酮的水溶液定性温度：由于该流体进入冷却器时的初始温度为57.1，为了便于储存将其冷却至40，故定性温度为： = 48.55在该温度下，此流体的相关物性数据有： =796.00kg/ =2.39kJ/（kg）=0.186w/(m) =0.33s根据设计经验选择冷却水的温升为10，则水的出口温度为t=（30+10）=40，由此确定水的定性温度为： = 35。在此温度下查得水的相关物性数据有：=994kg/ =4.174 kJ/（kg）=0.626 w/(m) =0.67s3.1.2 热负荷计算 忽略热损失，冷却水耗量为：3.1.3 确定流体的流径该设计任务的热流体为丙酮和水的混合物，冷流体为水。为使热流体通过壳壁向空气中散热以提高冷却效果，故令热流体走壳程，水走管程。3.1.4 计算平均温度差（暂按单壳程，双管程考虑求逆流时的平均温差） 热流体 57.140 冷却水 40 30 17.1 10 = 13.23计算R、P: 由R、P值，由图九得，故选用单壳程可行。图九 对数平均温度差校正系数值（单壳程） =0.8313.23=11.063.1.5 选K值，估算传热面积参照化工原理（上）附录，取 K=500w/()则： 3.1.6 初选换热器型号 由于两流体温差50，可选用管板式换热器，由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器型号为：主要参数如下：公称直径（DN） 325mm管子尺寸 管子中心距 25mm公称压力（PN） 1.6MPa管子数 68管程数（） 4公称面积 7.7管长 2000mm 管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0030实际换热面积： 采用此换热面积的换热系数为： w/()=481.4 w/()3.2 核算压力降3.2.1 管程压力降 式中：管程结垢后校正系数，对的管子，Ft=1.5=1=4管程流速： 对于碳钢管壁粗糙度 图十 管流摩擦系数与雷诺数Re及相对粗糙度e/d的关系由关系图（图十）查得 3.2.2 壳程压力降 式中： 由于管子为正三角形排列，所以有：F=0.5;，取=10；取折流板间距Z=0.065m 故取30壳程流通面积：壳程流速： 所以： 所以管程和壳程均能满足设计要求。3.3 核算总传热系数3.3.1 管程对流传热系数 =2169w/() w/()=2026 w/()3.3.2 壳程对流传热系数 管子为正三角形排列，则： 壳程中的流体被冷却，取 =970 w/()3.3.3 污垢热阻参考化工原理（上）附录十三，管内管外侧污垢热阻分别取： （）/w；（）/w3.3.4 总传热系数K =510.86 w/() 故所选择的换热器是合适的。设计结果为:选用固管板式换热器,型号为G325-1.6-7.7。四、辅助设备的计算及选型4.1 精馏塔4.1.1 塔顶封头本设计采用椭圆型封头，由公称直径DN=1000mm得：=2,50mm，=50mm，内表面积A=1.24，容积=0.17则封头高度：4.1.2 塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为: =（1.52.0）HT=1.80.4 = 0.72m4.1.3 塔底空间塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 塔底的密度为：=945.98 kg/ m3 V=(170.9518.665/60)/945.98 =0.28 m3 V=R2h 算出h=0.089m则 =0.089+1.5=1.60m 所以塔底高度设计为1.60m4.1.4 人孔对于D100mm的板式塔，需设置=3个人孔。每个人孔直径450mm，在设置人孔处板间距：=800mm4.1.5 进料板处板间距=800mm4.1.6 塔支座塔支座为: =2.5m4.1.7 塔体总高度 =(16-1-3-1)0.4+10.8+30.8+0.72+1.60+0.3+2.5 =12.72m4.2 管径的选择4.2.1 塔顶蒸汽出口管的直径操作压力为常压时，蒸汽导管中常用流速为1220 m/s，蒸汽管的直径为 =(4/)1/2，其中-塔顶蒸汽导管内径m -塔顶蒸汽量m3/s，则 =(40.83)/(3.1420.0)1/2 =0.23m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度规格250mm2738mm200mm4.2.2 回流管的直径 当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速取0.5 m/s=(4/)1/2=(40.00075/3.140.5)1/2=0.044m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度规格50mm573.5mm150mm4.2.3 进料管的直径若采用高位槽送料入塔，料液速度可取=0.40.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s本设计采用泵送料入塔，料液速度= 2.0 m/s=(0.3658.08)/(0.3658.080.6418.02)=0.645=1/(0.645/737.40.355/983.2)=809.22kg/ m3 =(F)/(3600)=(174.832.44)/(3600809.22)=0.0019m3/s=(4/)1/2 =(40.0019)/(3.142)1/2 =0.035m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度规格40mm453.5mm150mm4.2.4 塔底出料管的直径一般可取塔底出料管的料液流速为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s本设计取塔底出料管的料液流速为0.8 m/s=(4/)1/2 =(40.00115)/(3.140.8)1/2 =0.043m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度规格50mm573.5mm150mm4.3 泵的选型4.3.1 原料液进入精馏塔时的泵的选型在进料口加料时，本设计采用换热器加热原料进料口高度为：H=2.5+1.60+40.4 =5.7m 考虑到流体阻力等其他因素影响，故可取H=8m进料密度：=809.22 kg/m3由=/=MF/=(174.0832.44)/809.22=6.98 m3/h=0.0019 m3/s则离心泵的有效功率： =80.0019809.229.81=121w选择泵的型号为：IS65-50-1604.4 储罐选择4.4.1 原料储槽设计原料的储存利用时间为3天=174.0832.44 kg/h24h3=441t 则可知：= /=441000/809.22=544.97m3取其安全系数为：0.8 则有：=544.97/0.8=682m3原料储罐的选择规格为：名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格HG-21502.1-92-2207007701020010537Q235-A.F231604.4.2 塔顶产品储槽设计产品的储存时间为8小时=64.9555.608=29t则可知： = / =29000/741.11=40 m3设其安全系数为：0.8 则有： =40/0.8=50 m3选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92）产品储罐的选择规格为:名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格HG-21502.1-92-20210011052005754Q235-A.F6135五、结果汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段(C)平均温度59.074.8(kg/kmol)液相平均摩尔质量40.5741.74(g/kmol)气相平均摩尔质量53.2422.75lm (kg/m)液相平均密度794.35896.79vm (kg/m)气相平均密度2.112.81 (mN/m)液体平均表面张力38.76-(mpas)液体平均粘度0.321-(m/s)气相流量0.830.446(m/s)液相流量0.000750.00115N实际塔板数124Z( m)有效高度7.6D(m)塔径1.01.0(m)板间距0.40.4(m)板厚0.0030.003-溢流形式单溢流-降液管形式弓形-溢流堰平直堰-(m)堰长0.6-(m)堰高0.053-(m)板上液层高度0.06-(m)堰上液层高度0.007-(m)降液管底隙高度0.016-(m)弓形降液管宽度0.11-(m)安定区宽度0.07-(m)边缘区高度0.03-(m)有效传质面积0.55-(m)塔横截面积0.785-(m)降液区面积0.044-(m)筛孔面积0.056-(m)筛孔直径0.005-t(m)孔中心距0.015-n筛孔数目2823-(%)开孔率10.1-(m/s)实际空塔气速1.06-安全系数0.7-(m/s)筛孔气速14.94-K稳定系数2.34-(m液柱)干板阻力0.0507-(m液柱）液体有效阻力0.0342-(m液柱)液体表面张力的阻力0.004-(m液柱)总阻力0.0889-(Pa)每层塔板压降693-(s)停留时间23-(0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.018-液泛合格-漏液合格-E液流收缩系数1.00-孔流系数0.772-液层充气系数0.57-相对泡沫密度0.5-C操作物系的负荷因子0.08-气相动能因子1.63-( m3/s)液相负荷上限0.0044-( m3/s)液相负荷下限0.00051-( m3/s)汽相最大负荷1.328-( m3/s)汽相最小负荷0.357-操作弹性3.72-(m)进料管直径0.035(m)回流管直径0.044(m)塔顶蒸汽出料管直径0.23(m)塔底出料管直径0.043参数管程壳程流量/(kg/h)3528 3611 进（出）口温度/30（40）57.1（40）压力/MPa0.30.4物性定性温度/3548.55密度/(kg/m3)994796定压比热容/kJ/(kg4.1742.39黏度/Pas0.6710-30.3310-3热导率/W/(m0.6260.186设备结构参数型式管板式壳程数1壳体内径/mm325台数1管径/mm管心距/mm25管长/mm2000管子排列正三角形管数目/根68折流板数/个30传热面积/m27.7折流板间距/mm65管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/(m/s)0.330.144污垢热阻/(m2/W)1.7210-40.8610-4传热温差/11.06传热系数/W/(m2510.86六、设计心得紧张的化工单元设备设计在今天落下帷幕，逝去的四周是我们人生中最难忘的一段时光，在这期间我们学到很多东西。我们对化工知识的学习得到了进一步巩固，针对此次课程设计我们知道了很多，其中丙酮与氺的回流比的确定比较困难，数据的查询很多，很复杂，换热器换热面积的计算和型号的确定是根据理想状态得到的，与实际有很大的差距。在课程设计之前，化工理论知识掌握得比较零碎、不扎实，基本上没有成型的概念，而且章节之间也不能够很好的联系起来，但经过这四周的实