1、目錄第一部分 設計方案的確定21.1塔的選擇21.2操作壓力的選擇31.3進料熱狀況的選擇41.4加熱及冷凝方式的選擇41.5回流比的選擇4第二部分 塔板的工藝設計52.1精餾段和提餾段的工藝條件及有關物性數據的計算52.1.1精餾塔全塔物料衡算52.1.3密度62.1.4 混合液體平均表面張力92.1.5 混合物的粘度102.1.7 氣、液相體積流量計算122.2理論塔板數的計算132.3 熱量衡算152.3.1.加熱介質的選擇152.3.2.冷卻劑的選擇152.3.3.比熱容及汽化潛熱的計算162.4 塔徑的初步計算222.5 溢流裝置232.5.1堰長232.5.2弓形降液管寬度和截面積

2、242.5.3 降液管底隙高度242.6 塔板分布、浮閥數目與排列252.6.1塔板分布252.6.2 浮閥數目與排列25第三部分 塔板的流體力學計算283.1通過浮閥塔板的壓降283.2淹塔293.2.1精餾段293.2.2提餾段303.3霧沫夾帶313.3.1精餾段313.3.2提餾段323.4塔板負荷性能圖323.4.1霧沫夾帶線323.4.2液泛線333.4.3液相負荷上限343.4.4漏液線343.4.5液相負荷下限353.5浮閥塔工藝設計計算結果37第四部分 塔附件的設計394.1接管394.1.2回流管394.1.3塔底出料管394.1.4塔頂蒸汽出料管404.1.5塔底進氣管4

3、04.1.6法蘭404.2筒體與封頭414.2.1筒體414.2.2封頭414.3除沫器414.4裙座424.5人孔43第五部分 塔總體高度的設計445.1塔的頂部空間高度445.3塔總體高度44第六部分 附屬設備的計算456.1 冷凝器的選擇456.2再沸器QB的選擇46第七部分 參考文獻48第八部分 對本設計的評述49附錄 乙醇正丙醇二元物系浮閥式精餾塔設計圖50 設計任務書 1.設計題目：分離乙醇正丙醇混合物系浮閥式精餾塔的設計2.原始數據及條件：進料：乙醇含量35%（質量分數，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01%生產能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25

4、000噸，年開工7200小時操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強1.03atm(絕壓)； 泡點進料； R=5 3.設計任務： 1、精餾塔的工藝設計； 2、附屬設備（如再沸器、冷凝冷卻器）進行簡單計算并選型（不必校核）； 3、繪制塔板負荷性能圖、精餾塔設備圖； 4、編寫設計說明書 第一部分 設計方案的確定精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的

5、分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。精餾廣泛應用于石油,化工,輕工等工業生產中,是液體混合物分離中首選分離方法。1.1塔的選擇 本次課程設計是分離乙醇正丙醇二元物系，在此我選用連續精餾浮閥塔。浮閥塔結構簡單，

6、有兩種結構型式，即條狀浮閥和盤式浮閥，它們的操作和性能基本是一致的，只是結構上有區別，其中以盤式浮閥應用最為普遍。盤式浮閥塔板結構，是在帶降液裝置的塔板上開有許多升氣孔，每個孔的上方裝有可浮動的盤式閥片。為了控制閥片的浮動范圍，在閥片的上方有一個十字型或依靠閥片的三條支腿。前者稱十字架型，后者稱V型。目前因V型結構簡單，因而被廣泛使用，當上升蒸汽量變化時，閥片隨之升降，使閥片的開度不同，所以塔的工作彈性較大。浮閥塔具有以下優點： （1）. 生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 （2）操作彈性大，由于閥片可以自由升降以

7、適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 （4）氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 5080，但是比篩板塔高 2030。1.2操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般，除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠實現分離要求，并能用江河水或循環水冷凝下來的物系，都應采用常壓蒸餾；對熱敏物系，則易采用減壓蒸餾。本設計選用塔頂壓強為

8、1.03atm（絕壓）。1.3進料熱狀況的選擇 蒸餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內各層塔板的氣、液相負荷。工業上多采用接近泡點的液體進料和飽和液體進料。本設計采用泡點進料。1.4加熱及冷凝方式的選擇 精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠的熱量供應，本裝置也采用此類塔底供熱；而塔頂采用冷凝器冷凝，冷凝劑采用自來水，在用分配器按一定比例塔頂回流。蒸餾多采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，本設計采用的是間接蒸汽加熱。1.5回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設備費用和操作費用之和最低。設計時，應根據實際需要

9、選定回流比，本設計中已經給出回流比R為5. 第二部分 塔板的工藝設計2.1精餾段和提餾段的工藝條件及有關物性數據的計算 2.1.1精餾塔全塔物料衡算F:進料量(kmol/h) : 原料組成D:塔頂產品流量(kmol/h): 塔頂組成W:塔底殘液流量(kmol/h): 塔底組成 原料乙醇組成: 塔頂組成: =92.15% 塔底組成: XW=0.013%平均摩爾質量：進料量: 物料衡算式:F=D+W F=D+W聯立代入求解:D=28.67kmol/h W=35.37kmol/h2.1.2 常壓下乙醇-正丙醇氣、液平衡組成（摩爾）與溫度的關系乙醇正丙醇氣液平衡（摩爾分數）與溫度的關系溫度t/97.6

10、093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38液相組成x00.1260.1880.2100.3580.4610.5460.6000.6630.8841氣相組成y00.2400.3180.3490.5500.6500.7710.7600.7990.9141 精餾段平均溫度:=83.51 提留段平均溫度:=92.412.1.3密度已知:混合液密度:（為質量分數）；混合氣密度:(1)精餾段 =83.51 (2)提餾段 不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度t/707580859095100乙醇kg/m3748.87739.87735.87731.87

11、728.87723.87715.87正丙醇kg/m3762.56755.86750.86745.87740.87735.87730.872.1.4 混合液體平均表面張力不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力溫度t/707580859095100乙醇mN/m18.217.917.417.016.416.115.7正丙醇mN/m19.819.518.918.518.117.617.2常壓下二元有機混合溶液表面張力計算公式2.1.5 混合物的粘度不同溫度下乙醇和正丙醇的粘度溫度t/707580859095100乙醇mPa.s0.5100.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙醇mPa

12、.s0.8490.7500.6850.6400.5650.4950.4602.1.6 相對揮發度 提餾段 2.1.7 氣、液相體積流量計算 D=28.67 kmol/h 2.2理論塔板數的計算理論板：指離開這種板的氣、液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。取操作回流比R=5精餾段操作線方程為精餾段氣液平衡方程 提餾段操作線方程為提餾段氣液平衡方程采用逐板計算法，運用Excel快捷、準確地計算出理論塔板數。其Excel表格設計原理如下：精餾段理論塔板數的計算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）：相平衡 操作線 相平衡 操作線xD=y1 x1 y2 x2 y3 xn 計算到xn< xF則

13、第n塊板即為進料板。提餾段理論塔板數的計算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）：相平衡 操作線 相平衡 操作線 xn yn xn+1 xN計算到xN< xW則理論塔板數為N塊。由Excel計算結果見表2.3：標號x值標號y值10.8507122350.921520.7530069080.86264329230.6342022940.78125475540.5104015350.68229051150.4005049620.57916447960.3172919250.48297898470.2356712960.38262406180.1649418310.28418958390.10

14、99372680.198889848100.0706534430.132554345110.0442720230.085178052120.0272797620.05336206130.016627560.032869393140.0100628550.020022838150.0060596490.012105804160.0036341540.007277937170.0021703140.00435279180.0012889390.002587399190.0007590190.00152446200.0004406820.000885377210.0002495470.0005014

15、63220.0001348210.000270954236.59717E-050.000132594采用逐板計算法求得理論板層數NT=23（包括再沸器）,加料板為第5塊理論板，其中精餾段有4塊，提留段有19塊。（1） 精餾段 (2)提餾段 全塔所需實際塔板數：全塔效率：加料板位置在第9塊。2.3 熱量衡算2.3.1.加熱介質的選擇常用的加熱介質有飽和水蒸汽和煙道氣。由于水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道的優點，本設計采用飽和水蒸汽作為加熱介質。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程數相應減少，但是壓力不宜過高。2.3.2.冷卻劑的選擇常用的冷卻劑式水和空氣，本設計考慮用冷凝水作為冷卻劑。2.

16、3.3.比熱容及汽化潛熱的計算乙醇-正丙醇比熱容溫度t/60708090100乙醇kj/(kg.)3.07 3.25 3.48 3.69 3.89 正丙醇kj/(kg.)2.86 3.00 3.13 3.26 3.34 (1)塔頂溫度tD下的比熱容 塔頂溫度tD=79.80 ，使用內插法求該溫度下乙醇和正丙醇的比熱容。 乙醇的比熱容： 正丙醇的比熱容： (2)進料溫度tF下的比熱容進料溫度：tF=87.21乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (3)塔底溫度tW下的比熱容塔釜溫度：tW=97.60 乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： 乙醇正丙醇汽化熱溫度t/708090100乙醇kj/kg810.182

17、0.5840.8860.9正丙醇kj/kg673.3690.5703.5745.5(4)塔頂溫度tD下的汽化潛熱 內插法計算出塔頂溫度下的汽化潛熱。乙醇的汽化潛熱：正丙醇的氣化潛熱： 2.3.4.熱量衡算(1)0時塔頂上升的熱量Qv 塔頂以0為基準 (2)回流液的熱量 根據t-x-y圖查得此時組成下的泡點tD=79.20此溫度下， 正丙醇的比熱容： (3)塔頂餾出液的熱量 因餾出口與回流口組成相同，所以 (4)進料的熱量(5)塔底殘液的熱量(6)冷凝器消耗的熱量(7)再沸器提供熱量(全塔范圍列熱量衡算式) 取塔釜熱量損失為10，則, 再沸器的實際熱負荷： 計算得： 計算結果見下表：熱量衡算計算

18、結果項目進料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容183.86162.64199.26熱量1026844.947640357.2372098.53687867.848526087.42.4 塔徑的初步計算（1）精餾段由u=(安全系數)* ,安全系數=0.6-0.8， 橫坐標數值：取板間距：Ht=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m查圖可知C20=0.082 , 橫截面積： （2）提餾段橫坐標數值：取板間距：Ht=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m查圖可知C20=0.082 , 橫截面積2.5 溢流裝置2.5.1堰長 取溢流堰高度 選擇平

19、直堰堰上層高度（1）精餾段 （2）提餾段 2.5.2弓形降液管寬度和截面積由 查得， 則，驗算降液管內停留時間 精餾段： 提留段：停留時間>5s，故降液管可使用2.5.3 降液管底隙高度（1）精餾段 取降液管底隙的流速=0.12m/s （2） 提餾段 取 故降液管設計合理2.6 塔板分布、浮閥數目與排列2.6.1塔板分布 本設計塔徑D=1.6m 采用分塊式塔板，共4塊2.6.2 浮閥數目與排列 (1)精餾段取閥孔動能因子F0=11,則孔速每層塔板浮閥數目為：取邊緣區寬度 安定區寬度計算塔板上的鼓泡區面積，即其中 所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距

20、：考慮到塔的直徑比較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排間距不宜采用124mm，而應小一些，故取，按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數128個按N=128 重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內塔板開孔率=(2)提餾段取閥孔動能因子F0=11. 則孔速每層塔板上浮閥數目為按t=75mm ,估算排間距考慮到塔體的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占據一部分鼓泡區面積，因此排間距不宜采用116mm，而應小一些，故取，按t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數128按N=128 重新核

21、算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內塔板開孔率=第三部分 塔板的流體力學計算3.1通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過塔板的壓降可由 和計算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當的液柱高度，m液柱； hl與氣體通過板上液層的壓降相當的液柱高度，m液柱； h與克服液體表面張力的壓降相當的液柱高度，m液柱。 1. 精餾段(1)干板阻力 (1) 板上充氣液層阻力取 則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為 2.提餾段（

22、1）干板阻力 ， （2）板上充氣液層阻力取 則（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為3.2淹塔為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液高度。3.2.1精餾段(1)單層氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度 (2)液體通過液體降液管的壓頭損失 (3)板上液層高度 則取，已選定 則可見符合防止淹塔的要求。 3.2.2提餾段(1)單層氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度 (2)液體通過液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求。 3.3霧沫夾帶3.3.1精餾段 板上液體流經長度：板上液流面積：取物性系數，泛點負荷系

23、數圖對于小塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足的要求。 3.3.2提餾段 取物性系數，泛點負荷系數圖由計算可知，符合要求。3.4塔板負荷性能圖3.4.1霧沫夾帶線 據此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算：精餾段 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值算出。提餾段 在操作范圍內任取兩個值算出 精餾段Ls (m3/s)0.0010.005Vs (m3/s)3.0792.953提餾段Ls (m3/s)0.0020.008Vs (m3/s)2.9952.8163.4.2液泛線 由此確定液泛線，忽略式中 而精餾段提餾段在操作范圍

24、內任取若干個值，算出相應得值： 精餾段Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)2.402.302.25 2.08 提餾段Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)2.32 2.24 2.21 2.113.4.3液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于35s 液體降液管內停留時間 以作為液體在降液管內停留時間的下限，則3.4.4漏液線對于F1型重閥，依作為規定氣體最小負荷的標準，則(1) 精餾段 (2)提餾段 3.4.5液相負荷下限取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關

25、的豎直線。 取E=1.0 則 精餾段塔板負荷性能圖 提餾段塔板負荷性能圖由以上15作出塔板負荷性能圖 由塔板負荷性能圖可看出：（1）在任務規定的氣液負荷下的操作點p（設計點）處在適宜的操作區內的適中位置；（2）塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液線控制;（3）按固定氣液比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限。所以：精餾段操作彈性= 提餾段操作彈性= 3.5浮閥塔工藝設計計算結果浮閥塔工藝設計計算結果 項目符號單位計算數據備注精餾段提餾段塔徑Dm1.61.6板間距m0.450.45塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s0.670.69堰長m1.121.12堰

26、高m0.0580.053板上液層高度m0.070.07降液板底隙高度m0.0210.033浮閥數N128128等腰三角形叉排閥孔氣速m/s8.869.08浮閥動能因子11.6512.54臨界閥孔氣速m/s7.777.36孔心距tm0.0750.075同一橫排孔心距排間距m0.100.10相鄰橫排中心距離單板壓降Pa615.67671.31降液管清液高度m0.120.137泛點率%37.1139.83氣相負荷上限2.952.80物沫夾帶控制氣相負荷下限0.580.56漏液控制操作彈性5.085.00第四部分 塔附件的設計4.1接管4.1.1進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T

27、型進料管。本設計采用直管進料管。管徑計算如下： 取 查標準系列選取4.1.2回流管采用直流回流管 取查標準系列選取4.1.3塔底出料管取 直管出料查標準系列選取4.1.4塔頂蒸汽出料管直管出氣 取出口氣速 查標準系列選取4.1.5塔底進氣管采用直管 取氣速 查標準系列選取4.1.6法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭。(1)進料管接管法蘭：(2)回流管接管法蘭：(3)塔釜出料管法蘭：(4)塔頂蒸氣管法蘭：(5)塔釜蒸氣進氣法蘭： 4.2筒體與封頭4.2.1筒體 由D=1600mm,焊縫系數取得 由于一般直徑超過400mm時，常采用鋼板卷制筒體，其

28、公秤直徑是指筒體的內徑。查內壓圓筒體器壁厚表可知筒體壁厚度為6mm。4.2.2封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1600mm，查得曲面高度，直邊高度，內表面積，容積。選用封頭N1400×6,JB1205-80。4.3除沫器 當空塔氣速較大，塔頂帶液現象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網除沫器以及程流除沫器。本設計采用絲網除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優點。 設計氣速選取： 系數 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲

29、網除沫器；類型：規格：40100.材料：不銹鋼絲（1Gr8Ni9），絲網尺寸：圓絲。4.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。選取裙座壁厚為16mm。基礎環內徑：基礎環外徑：圓整：；考慮到再沸器，所以本設計選擇裙座高度為3m。由于塔不大，所以采用搭接形式將裙座圈焊在塔底封頭上。基礎環將裙座圈傳來的載荷均勻地傳到基礎環地面上去。由裙座的名義直徑為1280mm（即為塔的內徑）查基礎環尺寸表可查得基礎環外徑為1730mm，基礎環內徑為1200mm，螺栓的定位圓直徑為1600mm。由塔徑為1400mm查裙座的結構尺

30、寸表可得：排氣管數量為4，排氣管公秤直徑為50，人孔數為2，直徑為450mm，引出管通道直徑為300mm，裙座壁厚為6mm，螺栓座筋板高為300mm，蓋板厚度為28mm，筋板厚度為8mm，基礎環厚度為21mm。4.5人孔對D1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔1020塊塔板才設一個人孔，本塔中共48塊板，需設置5個人孔，每個孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為600mm，裙座上應開2個人孔，直徑為450mm,人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此第五部分 塔總體高度的設計5.1塔的頂部空間高度

31、5.2塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。5.3塔總體高度 第六部分 附屬設備的計算6.1 冷凝器的選擇乙醇-正丙醇汽化熱溫度t/708090100乙醇kj/kg810.1820.5840.8860.9正丙醇kj/kg673.3690.5703.5745.5（1） 熱負荷 （2）冷卻水用量取冷卻水進口溫度為25，出口溫度為40，水的比熱容為4.18（3） 總傳熱系數K 查表，取 (4)泡點回流時的平均年溫差（5） 換熱面積A 選取設備型號G500I-16-406.2再沸器QB的選擇(1) 熱負荷 （2） 加熱蒸汽用量（3） 平均

32、溫度 （4） 換熱系數K 查手冊得，取K=900（5） 換熱面積 查表選型儲槽、加料泵、高位槽、產品冷卻器設計從略。第七部分 參考文獻（1） 賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計M.天津大學出版社,2002（2） 吳俊，宋孝勇. 化工原理課程設計M.華東理工大學出版社，2011（3） 柴誠敬等.化工原理M.高等教育出版社，2006（4） 劉玉蘭等. 常用化工單元設備的設計M. 華東理工大學出版社, 2005 （5） 劉光啟，劉杰.化學化工物性數據手冊(無機卷).化學工業出版社,2002（6） 王國勝，化工原理課程設計M.大連理工大學出版社，2005（7） 王衛東，化工原理課程設計M. 華東理工大學出版社,2011第八部分 對本設計的評述本次設計分離乙醇-正丙醇物系的浮閥式精餾塔，經過兩周的學習和研究，終于在自己的努力，還有老師和同學們的幫助下完成了本設計。在開始設計之前，我在圖書館借了一些參考資料和設計手冊，并且在網上查了一些這方面的資料。然后我將化工原理書以及化工原理課程設計書，以及借到的資料認認真真地看了一遍。這對于我后來的