化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计.doc

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1、成 绩大连民族学院化工原理课程设计说明书题 目： 乙醇水连续精馏塔的设计 设 计 人： 1104 系 别： 生物工程 班 级： 生物工程121班 指导教师： 老师 设计日期：2014 年 10 月21 日 11月3日温馨提示：本设计有一小部分计算存在错误，但步骤应该没问题化工原理课程设计任务书一、设计题目乙醇水精馏塔的设计。二、设计任务及操作条件1.进精馏塔的料液含乙醇30%（质量），其余为水。2.产品的乙醇含量不得低于92.5%（质量）。3.残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）。4.处理量为17500t/a，年生产时间为7200h。5.操作条件（1）精馏塔顶端压强 4kPa（表压）。（2）

2、进料热状态 泡点进料。（3）回流比 R=2Rmin。（4）加热蒸汽 低压蒸汽。（5）单板压降 0.7kPa。三、设备型式设备型式为筛板塔。四、厂址厂址为大连地区。五、设计内容1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。（2）塔板的流体力学验算。（3）塔板的负荷性能图。4.设计结果概要或设计一览表5.辅助设备选型与计算6.生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图7.对本设计的评述或有关问题的分析讨论目录前言1第一章 概述11.1塔型选择11.2操作压强选择11.3进料热状态选择11.4加热方式21.5回流比的选择21.6精馏流程的确定

3、2第二章 主要基础数据22.1水和乙醇的物理性质22.2常压下乙醇水的气液平衡数据32.3 A,B,CAntoine常数4第三章 设计计算43.1塔的物料衡算43.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率43.1.2 平均分子量43.1.3 物料衡算43.2塔板数的确定43.2.1 理论塔板数NT的求取43.2.2 全塔效率ET的求取53.2.3 实际塔板数N63.3塔的工艺条件及物性数据计算63.3.1操作压强Pm63.3.2温度tm63.3.3平均摩尔质量Mm63.3.4平均密度m73.3.5液体表面张力m83.3.6液体粘度Lm83.4气液负荷计算93.5塔和塔板主要工艺尺寸计算93.

4、5.1塔径D93.5.2溢流装置113.5.3塔板布置123.5.4筛孔数n与开孔率133.5.5塔有效高度Z133.5.6塔高计算133.6筛板的流体力学验算143.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度hp143.6.2雾沫夹带量eV的验算153.6.3漏液的验算153.6.4液泛的验算153.7塔板负荷性能图163.7.1雾沫夹带线（1）163.7.2液泛线（2）173.7.3液相负荷上限线（3）183.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）183.7.5液相负荷下限线（5）183.8筛板塔的工艺设计计算结果总表203.9精馏塔附属设备选型与计算203.9.1冷凝器计算203.9.2预热器计算

5、213.9.3各接管尺寸计算21第四章 设计评述与心得234.1设计中存在的问题及分析234.2设计心得23参考文献24前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，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。精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。精馏是同时进行传热和传质的过程，为实现精馏过程，需要为该过程提供物料的贮存、输送、传热、分离、控制等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。乙醇在工业、医药、民

6、用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在很多不同的方面，要求乙醇有不同的纯度，甚至是无水乙醇。而因为乙醇极具挥发性，想得到高纯度的乙醇很困难。要把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，可以用连续精馏的方法。精馏是同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。此次化工原理设计是乙醇水精馏塔的设计。第一章 概述精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高；（3）气

7、流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1塔型选择任何塔设备都难以满足上述所有要求，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。1筛板塔具有结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔的优点。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇水料液完全可以避免这一缺点，故本设计塔型选择筛板塔。1.2操

8、作压强选择精馏操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。故本设计操作压强为常压。1.3进料热状态选择原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料，需增设原料预热器。本设计即采用泡点进料。 1.4加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水，且在低浓度下轻

9、组分的相对挥发度较大时可采用直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本设计采用应用更广泛的间接蒸汽加热。1.5回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值R =（1.12.0）Rmin 式R 为操作回流比；Rmin为最小回流比。对特殊物系与场合，则应根据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的R 经验值选定，确定回流比R = 2Rmin。1.6精馏流程的确定乙醇、水混合料经原

10、料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程简图如图1所示。图1 连续精馏装置流程简图第二章 主要基础数据2.1水和乙醇的物理性质乙醇和水的基本参数见表1，液相密度见表2，液体表面张力见表3。表1 水和乙醇的基本参数名称分子式分子量沸点/临界温度/临界压强/kPa水H2O18.02100373.9122.05乙醇C2H5OH46.0778.3240.776.148表2 乙醇和水液相密度温度/2030405060708090100110乙醇密度kg/m379578

11、5777765755746735730716703水密度kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表3 乙醇和水液体表面张力温度/2030405060708090100110乙醇表面张力103/N/m22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水表面张力103/N/m72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.92.2常压下乙醇水的气液平衡数据常压下乙醇水的气液平衡数据如表4所示表4乙醇水系统txy数据沸点t，乙醇分子，%液相乙醇分子，%液相沸点t，乙醇分

12、子，%液相乙醇分子，%液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.

13、8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.412.3 A,B,CAntoine常数A,B,CAntoine常数，其值见表5。表5 A,B,CAntoine常数组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228第三章 设计计算3.1塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率3.1.2 平均分子量3.1.3 物料衡算年处理量 F=17500t/a总物料衡算 F=D+W易挥发组分物料衡算 FXF = DXD

14、 + WXW联立总物料衡算和易挥发组分物料衡算解得：W=91.18 kmol/hD=19.14 kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1 理论塔板数NT的求取乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求NT。根据乙醇水的气液平衡数据（表4）作y-x图，如图2。（1）求最小回流比Rmin及操作回流比R。乙醇水体系的平衡曲线有下凹部分，自a（xD，yD）作平衡线的切线切于其下凹部分，并延长与y轴相交，截距 ，即取操作回流比 R=2Rmin=2*1.486=2.972（2）求理论板NT 。精馏段操作线方程： 图2 乙醇、水的y-x图及图解理论板如图2所示，按M.T.图解法求得：NT=（15-1）层（不

15、包括再沸器）。其中精馏段理论板数为11层，提馏段为3层（不包括再沸器），第12层为加料板。3.2.2 全塔效率ET的求取根据塔顶、塔底液相组成查表4，用内插法求温度得： ，同理89.05 时，乙醇和水的粘度分别为：0.410 mPas和0.325 mPas 2，该温度下进料液相平均粘度为：故 3.2.3 实际塔板数N精馏段 ，取26层提馏段 ，取7层3.3塔的工艺条件及物性数据计算3.3.1操作压强Pm塔顶压强，取每层塔板压强降，则进料板压强和塔底压强分别为 ；精馏段和提馏段平均操作压强为 ；3.3.2温度tm依据操作压强，依下式试差计算操作温度： 式中：x溶液中组分的摩尔分数；P溶液上方的总

16、压，Pa；p0同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa（下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分）。其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。安托因方程：式中：p0在温度为T时的饱和蒸汽压，mmHg；T温度，；A,B,CAntoine常数，其值表5。计算结果如下：塔顶温度解得tD = 81.98 同理得：tF = 104.02 ，tW = 110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为： ；3.3.3平均摩尔质量Mm塔顶 (由气液平衡曲线得)进料板 同理得 ；塔底 同理得 ；则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为：3.3.4平均密度m（1）液相密度Lm塔顶温度tD = 81.98 ，根据表2由内插法得8

17、1.98时水和乙醇的密度 依下式 （为质量分数） 同理求得进料板和塔底液相密度 ；故精馏段和提馏段的平均密度分别为 ；(2) 精馏段和提馏段的气相密度mV3.3.5液体表面张力m塔顶温度tD = 81.98 ，根据表3由内插法得81.98时水和乙醇的表面张力 同理得进料板和塔底乙醇与水表面张力 则精馏段和提馏段平均表面张力分别为3.3.6液体粘度Lm塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为2 塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为2 则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为 3.4气液负荷计算精馏段气液负荷计算如下：同理得提馏段 3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1塔径D表6 板

18、间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300250350300450350600400600参考表6，初选板间距HT=0.30m ,取板上液层高度hL=0.06m，故 图3 Sminth关联图查图3可知，依照下式校正C 取安全系数为0.7，则 故 按标准，塔径圆整为1.0m，则空塔气速塔内各段负荷差别不大，各段塔径保持一致。则提馏段空塔气速 3.5.2溢流装置根据塔径和液体流量采用单流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰。不设进口堰。各项计算如下。（1）溢流堰长lw取lw =0.6D，即 （2）出口堰高hw 由 ，查图4，

19、知E =1.03。图4 液流收缩系数计算图则 故 同理求得提馏段hw，提 = 0.056m（3）降液管管宽度Wd与降液管面积Af由查图5得，故 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （符合要求）（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0 = 0.04m/s，依下式计算降液管底隙高度： 图5 弓形降液管的宽度和面积3.5.3塔板布置（1）取边缘区宽度Wc = 0.035m ，安定区宽度Ws = 0.065m （2）依下式计算开孔区面积Aa 其中 图6中 hW出口堰高 hOW堰上液层高度 h0降液管底隙高度h1进口堰与降液管的水平距离 hW进口堰高 Hd降液管中清液层高

20、度HT板间距 lW堰长 Wd弓形降液管高度 WC无效周边高度 WS安定区宽度 D塔径 R鼓泡区半径 x鼓泡区宽度的1/2 t同一横排的阀孔中心距 (单位均为m)图6 塔板结构参数以上各参数及塔板布置图见图6。3.5.4筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0 = 5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/d0 = 3.0，故孔中心距依下式计算塔板上的筛孔数n依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即每层塔板上的开孔面积A0为气体通过筛孔的气速 ；3.5.5塔有效高度Z 3.5.6塔高计算实际塔板数为33，选取每8层塔板建立一个人孔，故人孔数为5个，设人孔处板间距为600mm，进料段高度为500mm

21、，塔顶空间HD =1.8 HT =1.8*300=540mm，取塔底停留时间为3min，则塔底空间高度取1000mm。由下式计算塔高得式中：塔高H(不包括封头、裙坐)n实际塔板数； nF进料板数HF进料板处板间距，mnP板间人孔数Hp设人孔处的板间距，mHD塔顶空间，m（不包括头盖部分）HB塔底空间，m（不包括底盖部分）3.6筛板的流体力学验算3.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度hp依式 （1）干板压强降相当的液柱高度hc依，查图7，图7 干筛孔的流量系数图8 充气系数关系图(2)气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度 hl由图8查取板上液层充气系数为0.68。依式 （3）克服液体表面张力压强

22、降相当的液柱高度h依式 故 m单板压强降 (设计允许值)同理得提馏段塔板压降3.6.2雾沫夹带量eV的验算依式 式中， hf塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即 同理得故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.6.3漏液的验算依式 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下可能会产生过量漏液。3.6.4液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度。 取，则同理Hd提 = 0.109m，故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸基本是合适的。3.7塔板负荷性能图3.7.1雾沫夹带线（1） （a）近似取 ，故 （b）取雾沫夹带极限值

23、为0.1kg液/kg气，已知，并将式（a）、（b）代入,得下式：整理得 （1）在操作范围内，任取几个值，依（1）式算出相应的值列于表7中。并依表中数据在图中做出雾沫夹带线（1），如图9所示。表7，0.8840.7380.6400.5593.7.2液泛线（2）近似取 ， （c） (已算出)故 （d） （e）将为0.3m，为0.053m，及式（c）、（d）、（e）代入式和得：整理得： （2）在操作范围内取若干值，依式（2）计算值，列于表8中，并依表中数据在 图9中做出雾沫夹带线（2），如图9中线（2）所示。表8，2.0231.7621.5061.1733.7.3液相负荷上限线（3） 取液体在降液管

24、中停留时间为4s，则 液泛负荷上限线（3）在坐标图上为与气体流量无关得垂直线，如图9线（3）所示。3.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）由 、代人漏液点气速式： A0前已算出为0.082m2，代入上式并整理，得 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个值，依（4）式计算相应值,列于表9中，依表9中数据作气相负荷下限线（4），如图9中线（4）所示。表9，0.6830.7330.7640.7893.7.5液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取,依下式计算，则整理上式得 依此值在图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图9所示。 图9 精馏段负荷性能图将以上5条线标绘于

25、图9（图）中，即为精馏段负荷性能图。P为操作点，OP为操作线。OP线与线(1)的交点相应气相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。可知本设计精馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。 同理求得提馏段负荷性能图如图10图10 提馏段负荷性能图可知提馏段塔板上限由液泛控制，下限由雾沫夹带控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。3.8筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa114.40125.95各段平均温度tm93.0107.1平均流量气相Vsm3/s0.560.53液相

26、Lsm3/s0.000600.00032实际塔板数N块267板间距HTm0.30.3塔的有效高度Zm7.51.8塔径Dm1.01.0空塔气速Um/s0.7130.675塔板液流型式-单流型单流型溢流装置溢流管型式-弓型弓型堰长lwm0.60.6堰高hwm0.0530.056溢流堰宽度Wdm0.0980.098管底与受液盘距离hOm0.0250.015板上清液层高度hLm孔径dOmm55孔间距Tmm1515孔数N个41844184开孔面积m20.0820.082筛孔气速uOm/s6.836046塔板压降PPkPa0.400.44液体在降液管中停留时间s44降液管内清夜层高度Hdm0.1110.1

27、09雾沫夹带evkg液/kg气0.030.02负荷上限-雾沫夹带控制液泛控制负荷下限-漏液控制雾沫夹带控制气相最大负荷Vs,maxm3/s0.8-气相最小负荷Vs,minm3/s0.7-操作弹性-1.14-3.9精馏塔附属设备选型与计算选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷却器，热虹吸式再沸器。 3.9.1冷凝器计算设原料液初始温度为43，由汽液平衡数据查得组成XF = 0.144的乙醇水溶液泡点温度为99.46，在平均温度（94.66+43）/2 =71.23 下：乙醇的汽化潜热r乙=1000kJ/kg水的汽化潜热r水=2499kJ/kg。2 则可得平均汽化潜热 取

28、水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20和30则平均温度下的比热2，于是冷凝水用量可求得： 3.9.2预热器计算 （1）加热蒸汽量以釜残液预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量为， tFm = 64，在进出预热器的平均温度以及tFm = 64的情况下查得比热2，则釜残液放出的热量： ，若将釜残液温度降至tw2 = 55，那么平均温度twm = (99.8+55) / 2 =77.4，查其比热为2，则 可知，QW Q F，于是理论上不可以直接用釜残液加热原料液至泡点。加热蒸汽理论用量为： （2）传热面积 根据经验值，总传热系数K=290870W/m2，取K=650 W/m2，则传热面积 3.

29、9.3各接管尺寸计算（1）进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：325mm实际管内流速： （2）釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：325mm实际管内流速： （3）回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：452.5mm实际管内流速： （4）塔顶上升蒸汽管已算出塔顶上升蒸汽的体积流量为0.56 m3/s取适宜速度uV= 20 m/s，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：2036mm实

30、际管内流速： （5）水蒸汽进口管已算出通入塔的水蒸气体积流量0.53 m3/s，取适宜速度uV= 25 m/s，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：1805mm实际管内流速： 第四章 设计评述与心得4.1设计中存在的问题及分析设计中降液管底隙高度ho过小，可能会引起堵塞；在漏液的验算中，筛板稳定系数K值过小，在设计负荷下可能会产生过量漏液；在精馏段和提馏段负荷性能图中，操作点P均不在有效范围内。以上各项问题均与LS，VS相关，可能是因为LS值过小导致上述问题。4.2设计心得这份化工原理课程设计让我收获颇多。首先让我熟悉了精馏塔的设计，学习了一般化工设计的流程。我在这份设计上

31、花了比别人多很多的时间来修改说明书、画CAD图。在这一遍一遍的修改中，我总结了以下几点心得。细心是设计成功的前提。一遍遍的修改是因为有错误，而每一点小错误都将影响到整个设计的计算，这样的修改很浪费时间。容易发现的错误还好，如果是不容易发现的问题，设计完成后，投入生产制造，可能会造成很大的损失。设计过程中必须足够细心，避免错误出现。不仅仅是化工原理课程设计，我们对待其他学习工作也都应该注意这一点。学足以致用。以前总是觉得学这么多理论知识没什么用，可通过本次化工原理课程设计，我明白了学足以致用。以前虽然学习了化工原理课程，但仅仅限于会做题，我甚至都不知道也都没想过可以运用自己所学知识完成一个精馏塔

32、的设计。虽然这次设计还有很多问题，还存在一些未完成的内容，但通过这个设计我学会了一种看待理论知识的视角，即它在实际生产中的运用。我想这是我这次设计最大的收获。不要对未知的东西畏难，也不要太高估自己。我和很多同学一样，不能很好地运用CAD画出设计图。刚开始我们就感觉CAD难，觉得自己学不会，就通过在网上找别人设计好的图纸，想糊弄过去算了。即时现在我还不熟悉这个软件，但我知道只要我们真想学、认真去学没什么是难的，当你学会了再回头看时，或许就觉得它像office软件一样简单了。这次设计也激发了我对CAD画图的兴趣，但是临近期末，这学期后面一段时间比较紧，没有足够的时间来学习它，但在这次设计之后，我一

33、定要将CAD好好学一学。现在想起老师在上个暑假之前就督促我们学习CAD，当时我们还满口答应，可到现在还没有学会，应该说还没有认真去学，感觉非常羞愧。或许是我太高估自己了，我以前甚至认为一天就可以把它学了，把图画了，然而当真正接触的时候，才明白自己的自大和之前想法的可笑。感谢老师宽容我，让这份设计拖到了期末，但设计还存在很多不足，和我预期的设计成果还差的很远。尽管化工原理课程设计这门课程要结束了，然而对于我，关于这门课程的学习远远还没有结束，我会利用寒假来弥补现在的不足和缺憾。参考文献1柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计M.天津：天津科学技术出版社，1994.75-111.2杨祖荣，刘丽英，刘伟.化工原理 M.北京：化学工业出版社，2009.376-391.