篩板精餾塔課程設(shè)計(jì).doc

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化工原理 課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 篩板式精餾塔設(shè)計(jì) 系 別：化學(xué)工程系 班 級(jí)：水凈化1001 學(xué) 號(hào)：0903100108 姓 名：張 澤 于 指導(dǎo)老師；黃 秋 穎 目錄 第一部分 概述 4 一、設(shè)計(jì)目標(biāo) 4 二、設(shè)計(jì)任務(wù) 4 三、設(shè)計(jì)條件 4 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容 4 五、工藝流程圖 5 第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 6 一、設(shè)計(jì)方案的確定 6 二、精餾塔的物料衡算 6 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 6 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù) 6 3.物料衡算原料處理量 6 三、塔板數(shù)的確定 7 1.理論板層數(shù)的求取 7 2.全塔效率 8 3.實(shí)際板層數(shù)的求取 8 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8 1.操作壓強(qiáng)計(jì)算 9 2.操作溫度計(jì)算 9 3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 9 4.平均密度計(jì)算 9 5.液相平均表面張力計(jì)算 10 6.液相平均粘度計(jì)算 11 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 11 1.塔徑的計(jì)算 11 2.精餾塔的有效高度的計(jì)算 12 六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 13 1.溢流裝置計(jì)算 13 2.塔板布置 14 3.篩孔數(shù)與開(kāi)孔率 15 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 15 1.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?15 2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算 16 3.漏液的驗(yàn)算 17 4.液泛驗(yàn)算 17 八、塔板負(fù)荷性能圖 17 1.漏液線 17 2.霧沫夾帶線 18 3.液相負(fù)荷下限線 19 4.液相負(fù)荷上限線 19 5.液泛線 20 6. 操作線 21 九、設(shè)計(jì)一覽表 22 十、操作方案的說(shuō)明： 23 附表 24 總結(jié) 26 參考文獻(xiàn) 26 第一部分 概述 一、設(shè)計(jì)目標(biāo) 分離苯—甲苯混合液的篩板式精餾塔設(shè)計(jì) 二、設(shè)計(jì)任務(wù) 試設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合物的篩板精餾塔。已知原料液的處理量為9000kg/h，組成為0.49（苯的摩爾分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液的組成為0.93，塔底釜液的組成為0.02。 三、設(shè)計(jì)條件 操作壓力 進(jìn)料熱狀況 回流比與最小回流比比值 單板壓降 全塔效率 4kPa（塔頂表壓） 泡點(diǎn) 2 0.7kPa 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容 編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，主要內(nèi)容包括： 1、前言 2、流程的確定和說(shuō)明 3、生產(chǎn)條件的確定和說(shuō)明 4、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算： （1）工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 （2）精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算 （3）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 （4）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （5）塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）（選作） 5、設(shè)計(jì)結(jié)果列表 6、設(shè)計(jì)結(jié)果的討論和說(shuō)明 7、主要參考資料 8、結(jié)束語(yǔ) 五、工藝流程圖 精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。 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。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。 塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。 連續(xù)精餾操作流程圖 第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 一、設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。 二、精餾塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/mol 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù) =0.4978.11+ (1-0.49)92.14=85.26kg/mol =0.9378.11+ (1-0.93)92.14=79.09kg/mol =0.0278.11+ (1-0.02)92.14=91.85kg/mol 　 　　 　　 3.物料衡算原料處理量 總物料衡算 D＇+W＇＝9000 苯物料衡算 0.92Ｄ＇+ 0.02Ｗ＇＝0.459000 聯(lián)立解得 D＇= 4300 kｇ/h，W＇= 4700 kｇ/h，Ｆ＇＝ 9000kg/h F=9000/85.26= 105.56 kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/h,W=4700/91.85= 51.17kmol/h 三、塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)的求取 苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 ①由附表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖及t-x-y圖 ②求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.49, 0.49）做垂線，ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)F坐標(biāo)為： =0.70 =0.49 故最小回流比為：= ==1.095 取操作回流比為： ④求操作線方程 精餾段操作線方程： ⑤圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，由圖可知求解結(jié)果為： 總理論板層數(shù)層，精餾段4層，提餾段6層。進(jìn)料板是第五塊板 2.全塔效率 0.17-0.616，度 根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為86.5度，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為 故 3.實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù)： 提餾段實(shí)際板層數(shù)： 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算。 1.操作壓強(qiáng)計(jì)算 塔頂操作壓強(qiáng) kPa 每層塔板壓降 kPa 進(jìn)料板壓強(qiáng) kPa 提餾段平均壓強(qiáng) kPa 2.操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下: 塔頂溫度TD=81.5 ℃ 進(jìn)料板溫度TF=91.5℃ 平均溫度 ℃ 3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 ⑴塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 查表得：X1=O.83 ⑵進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 ⑶精餾段平均摩爾質(zhì)量 4.平均密度計(jì)算 ⑴氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 ⑵液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算： ①塔頂液相平均密度計(jì)算： 由TD=81.5℃，查附表得 ②進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算 由TF=91.5℃，查附表得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 ③精餾段液相平均密度為 5.液相平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 ⑴塔頂液相平均表面張力計(jì)算 由TD=81.5 ℃，查附表得 ⑵進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由TF=91.5℃，查附表得 精餾段液相平均表面張力為： 6.液相平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算： ⑴塔頂液相平均粘度計(jì)算 由TD=81.5 ℃，查附表得 ⑵進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由TF=91.5℃，查附表得 精餾段液相平均粘度為 ③求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1.塔徑的計(jì)算 取板間距，取板上液層高度， 則 查smith圖得=0.072,依式校正到物系表面張力為20.46mN/m時(shí)的 取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 2.精餾塔的有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.64m，故精餾塔的有效高度為 六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1.溢流裝置計(jì)算 篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對(duì)塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下： ⑴溢流堰長(zhǎng) 取堰長(zhǎng)為0.66D 即 ⑵溢流堰高度 計(jì)算如下： ， 由， 査下圖知E=1.03 依式 得 取板上清液層高度 ⑶弓形降液管寬度和降液管面積 由，査下圖得， 故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 (>5s,符合要求) 故降液管設(shè)計(jì)合理。 ⑷降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速 計(jì)算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度 ⑶開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算，得 3.篩孔數(shù)與開(kāi)孔率 本例所處理的物系無(wú)腐蝕性，取篩孔孔徑，正三角形排列，可選用碳鋼板，取，故 孔中心距 依式計(jì)算塔板上開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即 每層塔板上的開(kāi)孔面積為 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 依式 ⑴干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?jì)算如下 依，査圖得 ⑵氣體通過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?jì)算如下： 由圖查取板上液層充氣系數(shù) ⑶克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 依式 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： （設(shè)計(jì)允許值） 2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。 3.漏液的驗(yàn)算 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式（5-25）計(jì)算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。 4.液泛驗(yàn)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從如下關(guān)系： 依式計(jì)算，即 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生泛液。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)的驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負(fù)荷性能圖 1.漏液線 漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 代入原式得 已算出，代入整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。 0.0006 0.79 0.0015 0.85 0.0030 0.86 0.0045 0.88 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.霧沫夾帶線 當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，液沫夾帶量過(guò)大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制ev≤0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下: 由 近似取，， 取霧沫夾帶極限值，已知，，代入原式得： 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。 0.0006 0.15 0..0015 0.15 0.0030 0.14 0.0045 0.13 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 3.液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得 取E=1，則 整理上式得 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3。 4.液相負(fù)荷上限線 該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。 以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。 5.液泛線 若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd 聯(lián)立式得 近似取，，由式 故 （已算出） 故 將、、以及以上式代入得： 整理得下式： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表： 0.0006 2.85 0.0015 2.77 0.0030 2.68 0.0045 2.59 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 6. 操作線 由，，及與之間的關(guān)系可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖： 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 九、設(shè)計(jì)一覽表 將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表： 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 平均溫度 86.5 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.035 2 平均壓力 108.1 18 開(kāi)孔區(qū)面積 0.32 3 氣相流量 1.33 19 篩孔直徑，m 0.005 4 液相流量 0.0032 20 篩孔數(shù)目n 865 5 實(shí)際塔板數(shù) 10 21 孔中心距t，m 0.018 6 有效段高度Z，m 7.84 22 開(kāi)孔率，% 10.1 7 塔徑D，m 1.4 23 空塔氣速u，m/s 0.84 8 板間距，m 0.4 24 篩孔氣速，m/s 3.36 9 溢流形式 單溢流 25 穩(wěn)定系數(shù) 2.84 10 降液管形式 弓形 26 每層塔板壓降，kPa 0.7 11 堰長(zhǎng)，m 0.924 27 負(fù)荷上限 液泛控制 12 堰高，m 0.0504 28 負(fù)荷下限 漏液控制 13 板上液層高度，m 0.06 29 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.0168 14 堰上液層高度，m 0.011 30 氣相負(fù)荷上限， 0.00363 15 降液管底隙高度 0.0433 31 氣相負(fù)荷下限， 0.000453 16 安定區(qū)寬度，m 0.065 32 操作彈性 8.776 十、操作方案的說(shuō)明： 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，降原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的兩倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲(chǔ)罐。 附表 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 相對(duì)分子質(zhì)量Mr 沸點(diǎn)/℃ 臨界溫度tc/℃ 臨界壓強(qiáng)pc/kPa 苯 C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 C6H5-CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7 表 2 常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度t/℃ 液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x 氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.1 表3 Antoine 常數(shù)值 組分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 60.78 1343.94 219.58 表4 苯與甲苯的液相密度 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 ρL,苯/(kg/m3) 815 803.9 792.5 780.3 768.9 ρL，甲苯/(kg/m3) 810 800.2 790.3 780.3 770.9 表5 液體表面張力 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 σ,苯/(mN/m) 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 σ，甲苯/(mN/m) 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 表6 液體粘度 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 μL苯/（mPas） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 μL甲苯/（mPas） 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 7 液體汽化熱 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 γ苯/（kJ/kg） 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 γ苯/（kJ/kg） 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 總結(jié) 通過(guò)本次課程設(shè)計(jì)，培養(yǎng)學(xué)生多方位、綜合地分析考察工程問(wèn)題并獨(dú)立解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力，要科學(xué)、合理、有創(chuàng)新地完成一項(xiàng)工程設(shè)計(jì)，往往需要各種數(shù)據(jù)和相關(guān)資料。 因此，資料、文獻(xiàn)和數(shù)據(jù)的查找、收集是工程設(shè)計(jì)必不可少的基礎(chǔ)工作。工程的設(shè)計(jì)計(jì)算能力和綜合評(píng)價(jià)的能力。為了使設(shè)計(jì)合理要進(jìn)行大量的工藝計(jì)算和設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算。本設(shè)計(jì)包括塔板結(jié)構(gòu)和附屬設(shè)備的結(jié)構(gòu)計(jì)算。工程設(shè)計(jì)表達(dá)能力。工程設(shè)計(jì)完成后，往往要交付他人實(shí)施或與他人交流。 因此，在工程設(shè)計(jì)和完成過(guò)程中，都必須將設(shè)計(jì)理念、理想、設(shè)計(jì)過(guò)程和結(jié)果用文字、圖紙和表格的形式表達(dá)出來(lái)。 參考文獻(xiàn) [1]王國(guó)勝. 化工原理課程設(shè)計(jì)[M]. 大連：大連理工大學(xué)出版社，2005. 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