處理量為250Ta的二硫化碳和四氯化碳精餾塔工藝設(shè)計(jì)1

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1、化工原理課程設(shè)計(jì) 課程設(shè)計(jì)報(bào)告 《處理量為250T/a的二硫化碳和四氯化碳精餾塔工藝設(shè)計(jì)》 專(zhuān) 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 單 位 河南科技學(xué)院 班 級(jí)： 化工103班 【精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)】 一 設(shè)計(jì)題目 精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 二 工藝條件 生產(chǎn)能力：7.5萬(wàn)噸每年（料液） 年工作日：7200小時(shí) 原料組成：

2、34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩爾分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳 操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料； 加熱方式：直接蒸汽加熱 回流比： 1.8 工作時(shí)間：每年工作300天，每天工作24小時(shí) 三 設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 確定精餾裝置流程; 2 工藝參數(shù)的確定 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過(guò)程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。 3 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算 板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤(pán)布置等。 4 流體力學(xué)計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。 5 主要附屬設(shè)備設(shè)

3、計(jì)計(jì)算及選型 四 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯 將精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算的結(jié)果列在精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表中。 五 參考文獻(xiàn) 列出在本次設(shè)計(jì)過(guò)程中所用到的文獻(xiàn)名稱(chēng)、作者、出版社、出版日期。 流程的設(shè)計(jì)及說(shuō)明 圖1 板式精餾塔的工藝流程簡(jiǎn)圖 工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的

4、穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。 【已知參數(shù)】: 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù): 表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 沸點(diǎn)(℃) 密度 二硫化碳 76 46.5 1.260 1.595 四氯化碳 154 76.8 表2 液體的表面加力 (單位:mN/m) 溫度℃ 46.5 58 76.5 二硫化碳 28.5 26.8 24.5 四氯化

5、碳 23.6 22.2 20.2 表3 常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù) 液相中二硫化碳摩爾分率x 氣相中二硫化碳摩爾分率y 液相中二硫化碳摩爾分率x 氣相中二硫化碳摩爾分率y 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0 【設(shè)計(jì)計(jì)算】 一、精餾流程的

6、確定 二硫化碳和四氯化碳的混合液體經(jīng)過(guò)預(yù)熱到一定的溫度時(shí)送入到精餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作為回流，其余的為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。 二、塔的物料衡算 (一)、料液及塔頂塔底產(chǎn)品含二硫化碳的質(zhì)量分率 （二）、平均分子量 （三）、物料衡算 每小時(shí)處理摩爾量 總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上三式可得： 三、塔板數(shù)的確定 （一）理論板NT的求法 用圖解法求理論板 （1） 根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)作出y-x圖,如圖2所示 （2） 進(jìn)

7、料熱狀況參數(shù) q =1 （3） q線(xiàn)方程 圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板 （4） 最小回流比及操作回流比R 依公式 取操作回流比 精餾段操作線(xiàn)方程 按常規(guī)M,T，在圖(1)上作圖解得： （不包括塔釜），其中精餾段為7層，提餾段為4層. (二) 全塔效率 塔內(nèi)的平均溫度為60℃,該溫度下的平均粘度 故: (三) 實(shí)際板數(shù)N 精餾段: 提餾段: 四：塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 (一) 操作壓強(qiáng)的計(jì)算Pm 塔頂壓強(qiáng)PD=101.3取每層塔板壓降△P=0.7kPa 則： 進(jìn)料板壓強(qiáng)：PF=101.3+170.7=113.2kPa 塔釜壓

8、強(qiáng)：Pw=101.3+100.7=108.3kPa 精餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm==109.5 kPa 提餾段平均操作壓強(qiáng)：P′m = =116.8kPa. (二) 操作溫度的計(jì)算 近似取塔頂溫度為47.5℃,進(jìn)料溫度為58℃,塔釜溫度為76℃ 精餾段平均溫度℃ 提餾段平均溫度℃ (三) 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由xD=y1=0.96查平衡曲線(xiàn),得x1=0.927 ； 進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線(xiàn)查的： yF=0.582 xF=0.32； ； ； 塔釜摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線(xiàn)查的：xW=0.0

9、24 =0.0796 精餾段平均摩爾質(zhì)量： ； ； 提餾段平均摩爾質(zhì)量： ； ； （四) 平均密度計(jì)算：m 1、液相密度： ①塔頂部分 依下式： （為質(zhì)量分率）；其中=0.941,=0.059； 即：； ②進(jìn)料板處：由加料板液相組成：由xF=0.32得=0.203； ； ③塔釜處液相組成：由xW=0.024 得=0.0253； ； 故 精餾段平均液相密度： ； 提餾段的平均液相密度：

10、 ； 2、氣相密度： ① 精餾段的平均氣相密度 ② 提餾段的平均氣相密度 （五）液體平均表面張力 的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，及 ①塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由=47.5℃查手冊(cè)得： ； ； ； ② 進(jìn)料液相平均表面張力的計(jì)算 由=58℃查手冊(cè)得： ； ； ； ③ 塔釜液相平均表面張力的計(jì)算 由=76.33℃查手冊(cè)得：

11、 ； ； 則： 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： （六）液體平均粘度的計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即； 塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由由=47℃查手冊(cè)得： ； ； ； 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算：由=58℃手冊(cè)得： ； ； ； 塔釜液相平均粘度的計(jì)算： 由=76℃查手冊(cè)得： ； ； ；

12、 五、精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：V=(R+1) = L=RD= Lh=36000.0027=9.72 提餾段：； ； ； ； ； 六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算 （一）塔徑D 參考下表 初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度HL=0.07m 故： ①精餾段： HT-hL=0.40-0.07=0.33

13、 查圖表 =0.078；依公式 ； 取安全系數(shù)為0.6，則： u=0.6=0.61.496=0.898m/s 故：； 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.8m, 則空塔氣速為 塔的橫截面積 ②提餾段： ；查圖 =0.068；依公式：； 取安全系數(shù)為0.60， ； ； 為了使得整體的美觀(guān)及加工工藝的簡(jiǎn)單易化,在提餾段與精餾段的塔徑相差不大的情況下選擇相同的尺寸; 故:D取1.４m 塔的橫截面積: 空塔氣速為 板間距取0.4m合適 （

14、二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤(pán)及平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各計(jì)算如下： ①精餾段： 1、溢流堰長(zhǎng) 為0.7D，即：； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=1.26/1.8=0.7, 查手冊(cè)知： E為1.03 依下式得堰上液高度： 故： 3、 降液管寬度與降液管面積 有=0.7查手冊(cè)得 故：=0.14D=0.14 1.8=0.252m 4、降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速=0.1m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度， 即： ②提餾段： 1、 溢流堰長(zhǎng)為0.7

15、，即：； 2、 出口堰高 ； 由 ，查手冊(cè)知 E為1.04依下式得堰上液高度： 。 3、 降液管寬度與降液管面積 有=0.7查手冊(cè)得 故：=0.14D=0.14 1.４=0.182m 降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速=0.008m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度 ：即 （三）塔板布置 1、取邊緣區(qū)寬度=0.035m ,安定區(qū)寬度=0.065m ①精餾段：依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 其中 故: ②提餾段：依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積

16、 =0.304 其中 （四）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率 取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為4mm,取 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm 依下式計(jì)算塔板上篩孔數(shù)n ,即 依下式計(jì)算塔板上開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即： （在5~15%范圍內(nèi)） 精餾段每層板上的開(kāi)孔面積為 氣孔通過(guò)篩孔的氣速 提

17、餾段每層板上的開(kāi)孔面積為 氣孔通過(guò)篩孔的氣速 （五）塔有效高度 精餾段； 提餾段有效高度； 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高為0.8m，一般每6~8層塔板設(shè)一 人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔3~4層塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600m。根據(jù)此塔人孔設(shè)3個(gè)。故：精餾塔有效高度 七．篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 (一) 氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 1、根據(jù) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 2、根據(jù)，查干篩孔的流量系數(shù)圖 ①精餾段由下式得= ②提餾段由下式得 3、①精餾段氣流穿過(guò)板上液層

18、壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 由圖充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.57 則== ②提餾段氣流穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 由圖充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.58 則== 3、①精餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 由 = ②提餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 由 = 故①精餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值） 故②提餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值） （二）①精餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= ==kg液/kg氣<0.1kg液/kg

19、氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶 ②提餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= ==kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶 （三）①精餾段漏液的驗(yàn)算 = =8.7 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液 ②提餾段漏液的驗(yàn)算 =7.89 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)

20、生過(guò)量漏液 （四）①精餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算 =0.082+0.06+0.00098=0.143m 取=0.5，則=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛 ②提餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算 取=0.5，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛 八．塔板負(fù)荷性能圖 ①

21、提餾段 (一) 霧沫夾帶線(xiàn)（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.1425+1.776 　 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1Kg液/Kg氣，已知=， =0.4m，并將（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表４中

22、 表 ４ Ls. Vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 （二）液泛線(xiàn) 令 聯(lián)立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c) 取,近似的有 故: (d) 由式 (e) 將,及(c),(d),(e)代入得 整理得: 此為液泛線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表５中

23、 表?。? Ls. Vs. 1.855 1.800 1.718 1.633 （三）液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限 (四)漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)） 由=4.4 = =- = 得 整理得: 此為液相負(fù)荷上限線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表６ 表?。? Ls. Vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 (五)液相負(fù)荷下限線(xiàn) 對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.00

24、6m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取E1.0。由 =即:0.006=則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn) 可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線(xiàn)控制，下限由漏夜線(xiàn)控制 精餾段操作彈性= ②提餾段 (一) 霧沫夾帶線(xiàn)（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.136+1.776 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1Kg液/Kg氣，已知=，

25、 =0.4m，并將（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表８中。 表 ８ Ls. Vs. 4.097 3.924 3.701 3.514 （二）液泛線(xiàn) 令 聯(lián)立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c) 取,近似的有 故:

26、(d) 由式 (e) 將,及(c),(d),(e)代入得 整理得: 此為液泛線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列表９ 表 ９ Ls. Vs. 1.604 1.537 1.385 1.151 （三）液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限 (四)漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)） 由=4.4 = =- = 得 整理得: 此為液相負(fù)荷

27、上限線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列表10中。 表　10 Ls. Vs. 0.516 0.528 0.543 0.555 (五)液相負(fù)荷下限線(xiàn) 對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.006m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取E1.0。 由= 即: 則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn) 可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線(xiàn)控制，下限由漏夜線(xiàn)控制 精餾段操作彈性= 九、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 表11　精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 項(xiàng)目 符號(hào) 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 精餾段 提餾段 各段平均

28、壓強(qiáng) 109.5 116.8 各段平均溫度 52.5 67 平均流量 氣相 1.12 0.617 液相 0.0023 0.0028 實(shí)際塔板數(shù) Ｎ 塊 12 9 板間距 0.4 0.4 塔的有效高度 4.4 3.2 塔徑 1.8 1.8 空塔氣速 0.45 0.409 塔板溢流形式 單流型 單流型 溢流裝置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長(zhǎng) 1.26 1.26 堰高 0.252 0.252 溢流堰寬度 0.9

29、83 0.182 管底與受液盤(pán)距離 0.025 0.030 板上清液層高度 0.07 0.07 孔徑 5.0 5.0 孔間距 17.5 17.5 孔數(shù) 個(gè) 3460 3460 開(kāi)孔面積 0.0686 0.0307 篩孔氣速 16.32 19.87 塔板壓降 0.997 0.805 液體在降液管中停留時(shí)間 18.5 18.5 降液管內(nèi)清液層高度 0.143 0.162 霧沫夾帶 0.0015 0.0239 負(fù)荷上限 霧沫夾帶控制

30、霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 1.326 1.324 氣相最小負(fù)荷 0.524 0.525 操作彈性 2.53 2.522 十、精餾塔的的附屬設(shè)備及接管尺寸 (一) 塔體結(jié)構(gòu) １、塔高 :根據(jù)實(shí)際的工作經(jīng)驗(yàn)，及相似條件下的精餾塔的相關(guān)參數(shù)的選擇。已知全塔板間距，可選擇塔頂空間。塔底空間。全塔共有21塊塔板，考慮清理和維修的需要，選擇全塔的人孔數(shù)為4個(gè)，在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，人孔的直徑選擇為500mm，其伸出勞動(dòng)塔體的長(zhǎng)度為220mm。 塔高 全塔的板間距相同，則上式可化為： ２、塔體壁厚 （二

31、） 塔板結(jié)構(gòu) :出于對(duì)勞動(dòng)塔安裝、維修、剛度等方面的考慮，將塔板分成多塊。由表塔板分塊數(shù)表查得，塔徑為1.4m時(shí)，塔板分為4塊。 （三）　精餾塔的附屬設(shè)備 １、再沸器（蒸餾釜） 該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之部分氣化提供蒸餾過(guò)程所需要的熱量的熱交換設(shè)備，常用的有以下幾種：內(nèi)置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，強(qiáng)制循環(huán)式再沸器。綜合考慮其生產(chǎn)的傳熱條件及經(jīng)濟(jì)效率選擇虹式再沸。 ２、塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常是采用管殼式換熱器,有臥式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器與塔的相對(duì)位置區(qū)分有這樣的兩類(lèi)：整體式及自流式、強(qiáng)制循環(huán)式。在這個(gè)設(shè)計(jì)的生產(chǎn)中，由于產(chǎn)量比較大，宜選用強(qiáng)制循環(huán)式。

32、 (四)　裙座的相關(guān)尺寸計(jì)算 １、基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)壞徑 其中 取基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)外徑與裙座截面內(nèi)徑的差為200mm ２、基礎(chǔ)環(huán)板厚度 ３、地腳螺栓 ４、裙座與塔體封頭的焊接結(jié)構(gòu) 根據(jù)實(shí)際情況，由于這個(gè)塔的塔身較大，宜選用對(duì)接焊接。 （五）接頭管設(shè)計(jì) 接管尺寸 :接管尺由管內(nèi)蒸氣速度及體積、流量決定。各接管允許的蒸氣速度查表得 1、塔頂蒸氣出口管徑 取u=15m/s, , 根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.30m。 2、回流管管徑: 取u=2.0m/s, , 根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.04m。 4、 加料管管徑

33、取u=0.6m/s, 根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.07m。 5、 料液排出管管徑 取u=0.8m/s, 根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.05m。 參考文獻(xiàn) [1]《化工原理課程設(shè)計(jì)》 化工原理教研室室選編 [2] 譚蔚，聶清德　化工設(shè)備設(shè)計(jì)基礎(chǔ)　天津大學(xué)出版社　2008.８　 [3] 陳國(guó)桓　化工機(jī)械基礎(chǔ)　化學(xué)工業(yè)出版社　2006.1 [4] 夏清　陳常貴　化工原理（上）天津大學(xué)出版社　2006.3 [5] 夏清　陳常貴　化工原理（下）天津大學(xué)出版社　2006.3 [6] 中國(guó)石化 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)(第三版) 化學(xué)工業(yè)出版社2003.7 - 26 -