二硫化碳-四氯化碳精馏塔工艺设计.

1、化工原理课程设计任务书设计题目： 分离9万吨/年CS2与CCI4混合液的精馏塔工艺设计学号： 1503140122 姓名： 雷艺璇 专业:制药工程1401班指导教师： 焦飞鹏 系主任：摘要：精馏的本质是利用不同物质的挥发度不同，通过多次汽化、多 次冷凝的精馏过程而达到物质分离的单元操作过程，而多次汽化所需的能 量即通过再沸器提供的，这就是再沸器的作用。再沸器是一种换热器，通 常采用热虹吸式换热器，也是一种列管式换热器，在生产企业中占有较重 要的地位，它直接影响产品的质量和产量。本设计针对苯-乙苯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。通过对精馏塔的运算，可以得出

2、精馏塔的各种 设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过 程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔底再沸器进行选型设计。 主要介绍了再沸器的设计工作以及它在生产过程中处于的地位和作用，它 是精馏塔不可或缺的一部分，它提供给精馏塔多次汽化所需的能量，它与 冷凝器等都是换热设备。设计任务书设计题目：二硫化碳一四氯化碳精馏塔及主要附属设备选型设计一、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）9 万 吨/年操作周期7200 小时/年进料组成34%的二硫化碳和66%勺四氯化碳（摩尔分率，下同）塔顶产品组成塔馏出液 95%勺二硫化碳，塔底产品组成釜液 5%勺二硫 化碳2、操

3、作条件操作压力塔顶压强为4Kpa （表压）进料热状态泡点进料3、设备型式二、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（ 1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核 （ 3）塔板的负荷性能图（ 4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计评述目录1 前 言 12 精馏塔的物料衡算 212.1 主要基础数据 212.2 物料衡算 222.3 最小回流比及操作回流比的确定 222.4 精馏塔的气液相负荷 232.5 操作线方程 232.6 逐板计算法确定理论塔板数 232.7 实际板

4、层数的确定 242.7.1.3 精馏段和提馏段相对挥发度 252.7.1.4 全塔效率ET和实际塔板数 25263. 1操作压力的计算263.2 平均摩尔质量计算263.3 平均密度的计算263精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算273.3 液体表面张力的计算（部分数据见表 3-2）4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 285塔板的主要工艺尺寸的计算 295.1 溢流装置的计算295.1.1 溢流堰长 295.1.2 溢流堰高 hw 295.1.3降液管宽度Wd与降液管面积Af 3031325.1.4 降液管底隙高度 h. 315.2 塔板布置 315.2.1 边缘区宽和安定区宽315.3 浮阀数 n

5、与开孔率 ?错误！未定义书签。5.2.2 开孔区面积6塔板的流体力学的验算6.1 塔板压降错误！未定义书签。6.1.1 干板阻力错误！未定义书签。6.1.2 淹塔错误！未定义书签。6.2 泛点率错误！未定义书签。35357. 塔板负荷性能图7.1 雾沫夹带线7.2 液泛线 367.3 液相负荷上限线 367.4 漏液线 367.5 液相负荷下限线 367.6 负荷性能图 368. 热量衡算 错 误！未定义书签。8.1 相关介质的选择 错误！未定义书签。8.2 蒸发潜热衡算 错误！未定义书签。2.2.2 塔底热量 错误！未定义书签。8.3 焓值衡算 错误！未定义书签。9. 辅助设备选型 错 误！

6、未定义书签。9.1 冷凝器的选型 错误！未定义书签。9.1.1 计算冷却水流量 错误！未定义书签。9.1.2 冷凝器的计算与选型 错误！未定义书签。9.2 冷凝器的核算 错误！未定义书签。9.2.1 管程对流传热系数 错误！未定义书签。错误！未定义书签。9.2.2 壳程流体对流传热系数化学工程系毕业设计i9.2.3 污垢热阻 错误！未定义书签。9.2.4 核算传热面积 错误！未定义书签。9.2.5 核算压力降 错误！未定义书签。9.3 泵的选型与计算 错误！未定义书签。9.4 再沸器的选型与计算 . 错误！未定义书签。9.4.1 加热介质的流量. 错误！未定义书签。9.4.2 再沸器的计算与选

7、型 . 错误！未定义书签。10. 塔附件设计 3710.1 接管 3710.1.1 进料 3710.1.2 回流管 3710.1.3 塔底出料管 3810.1.4 塔顶蒸气出料管 3810.2 筒体与封头 3810.2.1 筒体 3810.2.2 封头 3810.3 除沫器 3810.4 裙座 3910.5 人孔 3910.6 塔总体高度的设计 3911 精馏塔计算结果汇总表 40总 结 42参考文献 43致 谢 44附 录 45符号说明 451冃I言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

8、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。流程的设计及说明Vn-1Vn培顶产品（我席臘対审岀潑J回流罐5.-T-1-1-1加热水蒸汽图1-1 板式精馏塔

9、的工艺流程简图工艺流程：如图1-1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作 时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化， 产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后 进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部 分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考 虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况 及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。如流量计、 温度计和压表等，以测量物流的各项参数。化学

10、工程系毕业设计2精馏塔的物料衡算2.1主要基础数据表2-1二硫化碳四氯化碳的物理性质（表一）项目分子式分子量沸点（C）密度（g/cm3）硫化碳的粘度CS27646.51.260四氯化碳的粘度CCI415476.81.595表2-2二硫化碳一四氯化碳的粘度（表二）温度（C）30405060708090二硫化碳的粘度 mpa.s0.3430.3210.3010.2840.2690.2550.243四氯化碳的粘度mpa.s0.8470.7410.6530.5800.5190.4670.422表2-3二硫化碳一四氯化碳的表面张力（表二）（单位：mN/m ）温度（C）30405060708090四氯化碳

11、的表面张力24.5323.3522.1821.0219.8818.7417.62硫化碳的表面张力30.8129.3327.8726.4124.9723.5422.13表2-4二硫化碳一四氯化碳的密度（表四）温度（C）30405060708090四氯化碳的密度（3kg/m )1574155615361517149814781457二硫化碳的密度（3kg/m )1248123412191203118811721156表2-5常压下二硫化碳-四氯化碳的汽液平衡数据（表五）T,Kxiy1348.050.02960.0823346.250.06150.1555343.450.11060.2660341.

12、750.14350.3325336.950.25850.4950332.450.39080.6340328.450.53180.7470325.450.66300.8290323.550.75740.8790321.650.86040.9320319.4511表2-6二硫化碳一四氯化碳的导热系数（表六）温度（C）30405060708090四氯化碳的导热系数5（X 10 Cal/cm.s. C）25.625.324.924.524.223.823.5二硫化碳的导热系数-5（X 10 Cal/cm.s. C）32.431.731.030.329.628.828.12.2物料衡算二硫化碳的摩尔质量

13、：76kg/kmol四氯化碳的摩尔质量：154kg/kmol已知；Xf =0.34 XD =0.95 XW =0.05原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=76X).34+( 1-0.34) X154=127.48kg/kmolMd=0.95 ：76+ (1-0.95) 154=79.9kg/kmolMw=0.05 76+ (1-0.05) 154=150.1kg/kmol 原料处理量：F=9X 107/ (300X 127.48X 24) =98.05kmol/h总物料衡算：D + W=98.05 kmol/h二硫化碳物料衡算：DX0.95+WX0.05=0.34 X8.05联立得：d=

14、31.59 kmol/hW=66.46 kmol/h物料衡算结果如表2-6所示。表2-6物料衡算结果塔顶D塔底W进料F摩尔流量(kmol / h )31.5966.4698.05摩尔分数（%）0.950.050.34虹D =册，再根据表2-5数据可得到不同温度下的挥发度见表2-7表2-7不同温度下的挥发度温度,K挥发度温度,K挥发度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.33336.952.81321.652.22则m=10123lll1O =2.662.3最小回流比及操作回流比的确

15、定泡点进料 Xq=X f=0.34 ;由 yX266_0340.57811 +(a 1+1.66 934Xd_yqRmin -丫4刘0.95-0.57810.5781 0.34= 1.562即 R=1.5Rmin =2.3432.4精馏塔的气液相负荷L=RD=2.343X31.59=74.02kmol/hV=(1+R)D=(1+2.343) 31.59=105.61 kmol/hL =L+F=4.02+98.05=172.07kmol/hV =V=05.61 kmol/h2.5操作线方程精馏段操作线方程：2.343 0.95x3.343 3.343= 0.70x 0.2842提馏段操作线方程：

16、LW172.0766.46y xxwx0.05 = 1.63x - 0.0315VV105.61105.612.6逐板计算法确定理论塔板数2.6.1精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：y1=XD=0.95X1=0.877（用平衡关系）；y2=0.898（用物料衡算，即操作线）X2=0.768（用平衡关系）；y3=0.822（用操作线）X3=0.635（用平衡关系）;y4=0.728（用操作线）X4=0.502（用平衡关系）;y5=0.636 （用操作线）X5=0.396（用平衡关系）;y6=0.561（用操作线）X6=0.325（用平衡关系）X6=0.3251=113.02

17、5Kpa精馏段平均压强 Pm=(113.025+105.325)/2=109.175Kpa3.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由 XD=yi=0.95 由 得 xi=0.877MVDm=.95 761-0.95 154 = 79.9kg/kmolM LDm =0.877 761 -0.877 154 = 85.59kg/kmol进料摩尔质量的计算：xf=0.34由平衡曲线查的：yF=0.578;M VFm =0.578x76 + (1-0.578 卜 154= 108.92kg/kmolM LFm =0.34 761-0.34 15 115.94kg/kmol精馏段平均摩尔质量:M Vm 精

18、=79.9 108.92 2 = 94.41kg/kmolM Lm 精=85.59 115.94 2 = 100.76kg /kmol3.3平均密度的计算3.3.1气相平均密度PmM Vm(精)由理想气态方程Vm（精）泪RT得3二 3.806kg / m109.175 94.418.31452.625 273.153.2.2液相平均密度（部分数据见表3-1） 塔顶部分依下式：厂Lm二严玉（为质量分率）LALB 塔顶处：a =0.95, B =0.05;0.951222.4680.05+n1541.4333 LDm =1235.2kg/m进料板处：加料板液相组成由xf=0.34 得 Sf =0.

19、32；0.341-0.34+n 1205.921 1520.5093LFm=13966kg/m精馏段的平均液相密度：p Lm（精）=（1235.2+1396.6） /2=1324.9kg/m3表3-1液相平均密度位置温度C）P1 (CS 2 )(kg / m3)P1 (CCl 4)(kg / m3)（CS2）蛍(CCl 4)塔顶47.251222.4681541.4330.9410.059进料口 581205.9211520.5090.2030.797塔釜73.921181.4151489.5220.02010.97993.3液体表面张力的计算（部分数据见表3-2）n液相表面平均张力由式 二L

20、m二Xjj计算i =1 塔顶液相平均表面张力的计算-LDm =0.95 28.28 0.05 22.51 = 27.99mN/m 进料液相平均表面张力的计算二LFm =0.34 26.731 -0.3421.27 = 23.13mN/m表3-2液体表面张力位置温度（C）bgNmN / m)a(CCl4)(mN /m)塔顶47.2528.2822.51进料口 5826.7321.27塔釜73.9223.4219.44 精馏段液相平均表面张力为：-Lm（精）= （27.99+23.13） /2=25.56 mN/m4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为Ls =LM

21、 Lm（精）360 5 （精）74.02 100.763600 1324.9= 0.001564m3/sVsVM vm（精）3600 Vm（精）105.61 94.413600 3.806=0.728 m3/s初选板间距Ht=0.35m取板上液层高度 hL=0.05m 故：HT-hL=0.35-0.05=0.31 1= 0.04/Ls、/ 让、2 /0.001564、/132492（VS）（亍珂市2厂）（扇） 查下面史密斯关系图得C20=0.062；公式C 0 2（JP _PUmax L；-V V/ 25.56 02-0.062（ ）20“3249-3.806= 0.065 = 0.065 ；

22、3.806= 1.211取安全系数为0.7,则:u=0.7 Umax =0.7 1.211=0.848m/s4Vs _4 0.728.二u 一 3.14 0.848=1.045m由于 1.045m1m故塔径采用标准塔径D=1.2m;则塔的横截面积：A D21.21.131 tf44空塔气速为u 二0728 = 0.644m/sA 1.1310.644 m/s 0.872 m/s板间距取0.35m合适。5.塔板的主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置的计算因塔径D=1.2可采用单溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下:5.1.1溢流堰长溢流堰长Lw取标准化LW=0.66D=0.79m5.

23、1.2溢流堰高hwhw=hL-howhow由h owff 32.84Lh r3E 1000lw 丿1.3甘L2 二uIIII算得，近似取E=1则誥E（”型!（。皿564 3600）10000.79= 0.0105取上清液层高度 hL=0.05m 则 hw=0.05-0.0105=0.0395m5.1.3降液管宽度Wd与降液管面积Af有 lw/D=0.66 查图得 Wd/D=0.13Af/Ar =0.07故：Wd =0.13D=0.156m ; Af =0.0792 m2 Ar =1.131 m2AfHT0.0792 0.350.001564= 17.72s（5s,所以符合要求）EmffiIFi

24、1 能 2 * JI iL- F.* I图示 弓形降液管的宽度与面积I5.1.4降液管底隙高度h取液体通过降液管底隙的流速 uo=0.1m/s （般uo取0.070.25m/S依式计h。= Ls算降液管底隙高度h。，即：h。二Ls = 0.001564 = 0.0198ml wU0IwUo 0.79 汉 0.1hw-ho=0.0395-0.0198=0.0197mV 0.006m故降液管底隙高度设计合理，采用平形受液盘5.2塔板布置5.2.1边缘区宽和 安定 区宽因D1.5故采用整块式塔板；边缘区宽度 Wc =0.035m （小塔为3050mm）,安定区宽度W.=0.065m5.2.2开孔区面

25、积开孔取面积按式A 2 i x R2 - x2R2 sin 一1仝I180R 丿D1 2其中 x(Wd Ws)(0.156 0.065) =0.3792 2R = D -Wc 二1 -0.035 =0.5652 20.5652 0.3792 + 厶 0.5652sin1 )=0.787 m2 1800.5655.3筛孔计算及其排列化学工程系毕业设计由于所处理的物系，可选用= 0.0023m 碳钢板，取筛孔直径 d0=：O.OO5m(孔径 常用46mm),筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为t =3d0 = 0.015m1.158A.筛孔数目n为= 1991.761.158 0.38720.01

26、5开孔率为 = 0.907 d0Jt-10.1%气体通过阀孔的气速为Vs0.728U0 一 A - 0.101 0.787=9.16m/ s6.塔板的流体力学的验算6.1塔板压降(1) 干板阻力hc计算干板阻力hc由式hc二0.051化学工程系毕业设计得 C。=0.77故 hc =0.051(也)2()=0.0207 mPL0.771324.9Co(2) 、气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力h|由式h| = ；0hL计算旦 0.692m/s-Ar-Af 1.131 -0.0792Fa；，V = 0.692，：”3.806 = 1.35查下图0.8图3 22充气系数o与pa的关耳得；0

27、 =0.62故 h 二航=0.62 0.05=0.031m(3) 、液体表面张力的阻力h；计算液体表面张力产生的阻力h二由下式计算得34 25.56 104。L m（精） .-h 0.0016mPLgd01324.9沢 9.8仆 0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算hhc hl h：严0.0207 0.031 0.0016 = 0.0533m气体通过每层塔板的压降为Pp = hp ；?L g =0.0533 1324.9 9.81 =692.75pa 5.343.36 81.VS0.153(Ls)2 (1 0.5)0.049 284 1 (360CLs)2/32x9.8x131

28、5.20.07x0.01610000.7整理得 VS2 = 2.234 - 21626 Ls 22.5 Ls2/3在操作范围内取若干个Ls值，依上式算出相应的V s值列于下表:Ls. m3/ s0.0010.004Vs. m3/ s1.9871.3217.3液相负荷上限线Af H t 0.0710.353依(L s) min -0.00497 m / s(3)廿57.4漏液线2：:.2 Fo2103 .(Vs)mindo2uoN二do2N0.0392 70 ： 0.456 m/s (4)44.匚 4. 3.367.5液相负荷下限线jjE(3600( Ls)min)2/3 = o.oo6；取 E

29、=1，则1000lw(Ls)min丨w36000.006 10002.841)2/30.7 (0.0061000 ) 2/33600 (2.8413二 0.000597 m / s(5)根据本题附表1、2及式(3)( 4)( 5)可分别做出塔板液相负荷性能图上的五条线7.6负荷性能图负荷性能图由上图查的(V) max= 1.826；(V) min = 0.329 所以操作弹性=1826 = 5.550.32910.塔附件设计10.1接管10.1.1进料进料管的结构类型很多，有直管进料管、 管进料管，管径计算如下：D = J4取 UF=1.6m/sY叫T型进料管、弯管进料管。本设计采用直F=6.

30、82kmolh， XF =0.3456.82 127.483600 1396.123=0.00144m / s4 0.00144兀勺.6=33.85mm10.1.2回流管 采用直管回流管，取 uR =1.6m/s，R=2.47，L =44.22kmol / h，X。=0.97=44.22 78.54 = 0.00078m3/s 3600 1234.2D _0.00078=,3.14 1.6= 12.65mm10.1.3塔底出料管取 uW =1.6m/s ,直管出料101.325 82.248.31473.92 273.15=2.89kg/m3Xw = 0.05 ,W =38.91kmol hM

31、W =150.1kg/kmol38.91 150.13600 1466.963=0.0011m /s0.0011.3.14 1.6=14.83mm10.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出 口气速 u =20m/s , yD =0.95 , M LD =82.24kg/kmolVs62.1477 82.243600 2.893=0.50m / s0.50D88.43mmV3.12010.2筒体与封头10.2.1筒体查文献可知:PDi2 bl: - P1.0728 14002 0.65 112-1.07282 =12.4mm10.2.2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

32、头，由公称直径D=1200mm，可查得曲面高 g =350mm ,直边高度h0 = 40mm，内表面积FM = 2.306m2， 容积 V封 = 0.421m3。10.3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 匚一 “且k =0.107Pv= 0.1073.361315.2f2.11m/s除沫器直径10.4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

33、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 =(1200 2 16)-0.2 10 1032mm基础环外径：Db=(1200 2 16)+0.4 103 = 1432mm经圆整后裙座取D w = 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。10.5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24块板，需设置2个人

34、孔，每个人孔 直径为450mm。10.6塔总体高度的设计（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。（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 =(tLs 60-Rv)/AT (0.50.7) = (5 0.0043 60 - 0.142)/1.13 0.6 =1.62m(3) 塔立体高度已=14.3口H 二 H,+H顶 +Hb+H封 +H裙=14.3 1.2 1.62 0.39 2.2 =19.71m11精馏塔计算结果汇

35、总表项目精馏段数值及说明备注塔径D，m1.0板间距Ht , m0.35塔板形式单溢流弓形降液管整板空塔气速u,( m/s)0.575堰长Iw ，m0.7堰咼hw， m0.049板上液层咼度hL , m0.06降液管底隙高度ho , m0.013浮阀数N，个70等边三角形叉排阀孔气速u o ,(m/s)5.37阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速u ,(m/s)5.46孔心距t /m0.075指同一横排的孔心距单板压降厶Pp /Pa643.81化学工程系毕业设计液体在液降管内停留时间9 /s15液降管内清液层咼度Hd /m0.1995泛点率%43.933气相负荷上限(Vs)max/ ( m /S)1

36、.826雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/ ( m3/S)0.329漏液控制操作弹性5.551:40tnm.8車匸10n9 8 71IJfA5精馏段1:20提馏段1:20m1,m2,m3人孔3愴00f1,f2液位调节孔e塔顶蒸汽出400C管口方位图1:40全塔板上筛孔布置2:1技术要求1. 焊接采用电弧焊2. 接口及接口形式按AG-47-893. 设备制造完毕后进行水压测试4. 管口方位见本图技术特性表名称指标工作介质CS2-CCI4化学工程系毕业设计总结经过一个月的努力，我查阅文献、计算数据，本毕业设计已经基本完成并设计出可 行的方案。毕业设计是对以往学过的知识的检验，能够培养理论联系

37、实际的能力，尤其是这次 精馏塔设计更加深入了我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。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多问题都需要查阅文献。通过自学及 老师的指导，同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识，更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毕业设计过程中，我的收获很大，感触也很深，更觉得学好基础知识的重要 性。在此，特别感谢老师的指导，使得我的设计得以圆满完成。此外，还得感谢我们小 组四个人共同的协作和为此付出的努力！参考文献2003.8.1 中国国石化集团上海工程有限公司著化学工艺手册，上册北京化学工艺出版社,2 卢焕章等著.石油化工基本手册.北京：化学工艺出版社.198223 卢焕章等.石油化工基