1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計</p><p>　　處 理 量：60kmol/h</p><p>　　產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計）</p><p>　　進(jìn) 料：xf＝65％</p><p>　　塔頂產(chǎn)品：xD＝98％&l

2、t;/p><p>　　塔底產(chǎn)品: xw≤2％</p><p><b>　　安裝地點：</b></p><p><b>　　總板效率：0.6</b></p><p><b>　　塔板位置：塔底</b></p><p><b>　　塔板形式：篩板<

3、;/b></p><p><b>　　回 流 比：1.2</b></p><p>　　班 級： </p><p>　　姓 名： </p><p>　　學(xué) 號：

4、 </p><p>　　指導(dǎo)老師： </p><p>　　設(shè)計日期： </p><p>　　成 績： </p><p><b>　　前 言<

5、/b></p><p>　　本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。</p><p>　　說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。</p><p>　　鑒于本人經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正</p><p>　　感謝老師

6、的指導(dǎo)和參閱！</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一章 精餾過程工藝設(shè)計概述- 1 -</p><p>　　一、概述- 1 -</p><p>　　二、工藝設(shè)計基本內(nèi)容- 1 -</p><p>　　1、塔型選擇- 1 -</p><p&g

7、t;　　2、板型選擇- 1 -</p><p>　　3、進(jìn)料狀態(tài)- 2 -</p><p>　　4、回流比- 2 -</p><p>　　5、加熱劑和再沸器的選擇- 2 -</p><p>　　6、冷凝器和冷卻劑選擇- 3 -</p><p>　　三、工藝流程（見丙烯——丙烷工藝流程圖）- 3 -</

8、p><p>　　第二章 篩板塔的工藝設(shè)計- 4 -</p><p>　　一、物性數(shù)據(jù)的確定- 4 -</p><p>　　1、塔頂、塔底溫度確定- 4 -</p><p>　　2、回流比計算- 5 -</p><p>　　3、全塔物料衡算- 5 -</p><p>　　4、逐板計算塔板數(shù)

9、- 6 -</p><p>　　5、確定實際塔底壓力、板數(shù)：- 6 -</p><p>　　二、塔板設(shè)計- 7 -</p><p>　　1、塔高計算- 7 -</p><p>　　2、塔徑計算- 7 -</p><p>　　3、塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取- 8 -</p><p>　

10、　4、塔板校核- 9 -</p><p>　　5、負(fù)荷性能圖- 11 -</p><p>　　第三章 立式熱虹吸再沸器的工藝設(shè)計- 14 -</p><p>　　一、設(shè)計條件及物性參數(shù)- 14 -</p><p>　　二、工藝設(shè)計- 14 -</p><p>　　1、估算再沸器面積- 14 -</p&

11、gt;<p>　　2、傳熱系數(shù)校核- 15 -</p><p>　　3、循環(huán)流量校核- 18 -</p><p>　　第四章 管路設(shè)計- 22 -</p><p>　　一、物料參數(shù)- 22 -</p><p>　　二、設(shè)計- 22 -</p><p>　　第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計- 24 -&l

12、t;/p><p>　　一、儲罐設(shè)計- 24 -</p><p>　　二、傳熱設(shè)備- 25 -</p><p>　　三、泵的設(shè)計- 26 -</p><p>　　第六章 控 制 方 案- 30 -</p><p>　　附錄1.理論塔板數(shù)計算- 31 -</p><p>　　附錄2.過程工藝

13、與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書- 33 -</p><p>　　附錄3.主要說明符號- 37 -</p><p>　　參考資料：- 38 -</p><p>　　第一章 精餾過程工藝設(shè)計概述</p><p><b>　　一、概述</b></p><p>　　化學(xué)工程項目的建設(shè)過程就是將化學(xué)工業(yè)范疇的某

14、些設(shè)想，實現(xiàn)為一個序列化的、能夠達(dá)到預(yù)期目的的可安全穩(wěn)定生產(chǎn)的工業(yè)生產(chǎn)裝置?；瘜W(xué)工程項目建設(shè)過程大致可以分為四個階段：1）項目可行性研究階段2）工程設(shè)計階段3）項目的施工階段4）項目的開車、考核及驗收</p><p>　　單元設(shè)備及單元過程設(shè)計原則：1）技術(shù)的先進(jìn)性和可靠性2）過程的經(jīng)濟性3）過程的安全性4）清潔生產(chǎn)5）過程的可操作性和可控制性</p><p>　　蒸餾是分離液體混合物（含

15、可液化的氣體混合物）常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。其中，簡單蒸餾與平衡蒸餾只能將混合物進(jìn)行初步的分離。為了獲得較高純度的產(chǎn)品，應(yīng)使得混合物的氣、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，使之得到更高程度的分離，這一目標(biāo)可采用精餾的方法予以實現(xiàn)。</p><p>　　精餾過程在能量劑驅(qū)動下，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由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由`氣相向液相轉(zhuǎn)移，

16、實現(xiàn)原料中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行的傳質(zhì)、傳熱的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的存儲、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即所要設(shè)計的精餾裝置。</p><p>　　二、工藝設(shè)計基本內(nèi)容</p><p><b>　　1、塔型選擇</b></p><p>　　一個精餾塔的分離能力或分離

17、出的產(chǎn)品純度如何，與原料體系的性質(zhì)、操作條件以及塔的性能有關(guān)。實現(xiàn)精餾過程的氣、液傳質(zhì)設(shè)備，主要有兩大類，板式塔和填料塔。</p><p>　　本設(shè)計選取的是板式塔，相比較而言，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液氣比方面，板式塔適應(yīng)范圍較達(dá)，而填料塔則對液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對比較容易進(jìn)行；由于所設(shè)計的塔徑較大，所以在造價上，板式塔比填料塔更經(jīng)濟一些；而且，板式塔的重量較輕，所以，在本次設(shè)計

18、中，設(shè)計者選擇了板式塔。</p><p>　　在眾多類型的板式塔中，設(shè)計者選擇了溢流型篩板塔，相比較其它類型的板式塔，溢流型篩板塔價格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產(chǎn)能力大的分離要求，同時其操作彈性大、阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點也為之提供了廣闊的應(yīng)用市場，這些都是設(shè)計者選擇其作為分離設(shè)備的原因。</p><p><b&g

19、t;　　2、板型選擇</b></p><p>　　板式塔大致分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板等；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。</p><p>　　本設(shè)計為篩板塔，其優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接

20、近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘度性大的、臟的和帶固體粒子的料液。</p><p><b>　　操作壓力</b></p><p>　　精餾操作可以在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，操作壓力的大小應(yīng)根據(jù)經(jīng)濟上的合理性和物料的性質(zhì)來決定。提壓操作可以減少氣相體積流量，增加塔的生產(chǎn)能力，但也使物系的相對揮發(fā)度降低，不利分離，回流比增加或塔高增加，同時

21、還使再沸器所用的熱源品位增加，導(dǎo)致操作費用與設(shè)備費用的增加。對于我們所要處理的丙烯—丙烷物系來說，加壓操作是有利的。因為本次設(shè)計中，塔頂蒸汽要作為熱源，所以當(dāng)我們在1.6MPa的絕對壓力下進(jìn)行操作時，精餾塔內(nèi)塔頂溫度為42.99℃，塔底溫度為51.22℃，這使得我們在冷凝器中可以使用品位較低的冷劑，再沸器可以使用品位較低廉價的熱源，這樣反而降低了能耗，也就降低了操作費用。</p><p><b>　　3

22、、進(jìn)料狀態(tài)</b></p><p>　　進(jìn)料可以是過冷液體、飽和液體、飽和蒸汽、氣液混合物或過熱蒸汽。不同的進(jìn)料狀態(tài)對塔的熱流量、塔徑和所需的塔板數(shù)都有一定的影響，通常進(jìn)料的熱狀態(tài)由前一工序的原料的熱狀態(tài)決定。從設(shè)計的角度來看，如果進(jìn)料為過冷液體，則可以考慮加原料預(yù)熱器，將原料預(yù)熱至泡點，以飽和液態(tài)進(jìn)料。這樣，進(jìn)料為飽和液體，汽化每摩爾進(jìn)料所需熱量等于r。這時，精餾段和提餾段的氣相流率接近，兩段的塔徑

23、可以相同，便于設(shè)計和制造，另外，操作上也易于控制。對冷進(jìn)料的預(yù)熱器，可采用比再沸器熱源溫位低的其他熱源或工藝物流作為熱源，從而減少過冷液體進(jìn)料時再沸器熱流量，節(jié)省高品位的熱能，降低系統(tǒng)的有效能損失，使系統(tǒng)的用能趨于合理。但是，預(yù)熱進(jìn)料導(dǎo)致提餾段氣、液流量同時減少，從而引起提餾段液氣比的增加，為此削弱了提餾段各板的分離能力，使其所需的塔板數(shù)增加。</p><p><b>　　4、回流比</b>

24、</p><p>　　回流比是精餾塔的重要參數(shù)，它不僅影響塔的設(shè)備費還影響到其操作費。對總成本的不利和有利影響同時存在，只是看哪種影響占主導(dǎo)。根據(jù)物系的相對揮發(fā)度與進(jìn)料狀態(tài)及組成我們可以算出達(dá)到分離要求所需的最小回流比為 Rmin=11.02。由經(jīng)驗操作，回流比為最小回流比的1.2~2.0倍，根據(jù)任務(wù)書要求，取回流比系數(shù)為1.2，所以計算時所用的回流比為R=13.22。</p><p>　

25、　5、加熱劑和再沸器的選擇</p><p>　　再沸器的熱源一般采用飽和水蒸氣，因為其相對容易生產(chǎn)、輸送、控制，并且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。所以，設(shè)計者在本次設(shè)計中采用的是100℃下的飽和水蒸氣（1個標(biāo)準(zhǔn)大氣壓）。</p><p>　　我們所要分離的物系為丙烯—丙烷，加熱劑——熱水不能與塔內(nèi)物料混合，故采用間壁式換熱器。</p><p>　　本設(shè)計采

26、用立式熱虹吸式再沸器，該再沸器是利用塔底單相釜液與換熱管內(nèi)氣液混合物的密度差形成循環(huán)推動力，構(gòu)成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環(huán)。這種再沸器具有傳熱系數(shù)高，結(jié)構(gòu)緊湊，安裝方便，釜液在加熱段停留時間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設(shè)備及運行費用低等顯著優(yōu)點。但由于結(jié)構(gòu)上的原因，殼程不易清洗，因此不適宜用于高粘度的液體或較臟的加熱介質(zhì)。同時由于是立式安裝，因而，增加了塔的裙座高度。</p><p>　　6、

27、冷凝器和冷卻劑選擇</p><p>　　本設(shè)計用水作為冷卻劑。</p><p>　　冷凝器將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器</p><p>　　三、工藝流程（見丙烯——丙烷工藝流程圖）</p><p>

28、;　　由P-101A/B泵將要分離的丙烯—丙烷混合物從原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的熱量由再沸器E-102加入，驅(qū)動精餾過程后，其熱量由冷凝器E-102從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷凝。凝液一部分經(jīng)回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔頂作為回流，余下部分作為產(chǎn)品送入丙烯產(chǎn)品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷產(chǎn)品罐V-103中。</p><p>

29、　　第二章 篩板塔的工藝設(shè)計</p><p><b>　　設(shè)計條件</b></p><p>　　工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料量丙烯含量x=65%（摩爾百分?jǐn)?shù)）</p><p>　　塔頂丙烯含量=98%，釜液丙烯含量≤2%，總板效率為0.6。</p><p>　　操作條件：建議塔頂壓力1.62MPa（表壓）</p&g

30、t;<p><b>　　安裝地點：大連</b></p><p><b>　　設(shè)計方案：</b></p><p><b>　　一、物性數(shù)據(jù)的確定</b></p><p>　　1、塔頂、塔底溫度確定</p><p>　?、佟⑺攭毫t=1620+101.325=17

31、21.325KPa；</p><p>　　假設(shè)塔頂溫度Tto=316K 經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=316.145K</p><p>　　查P-T-K圖 得KA、KB 因為YA=0.98</p><p><b>　　結(jié)果小于10-3。</b></p><p>　　所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為316.145。用同樣

32、的計算，可以求出其他塔板溫度。</p><p>　　α1=KA/KB=1.15</p><p><b>　?、?、塔底溫度</b></p><p>　　設(shè)NT=128（含塔釜）則NP=(NT-1)/NT=213</p><p>　　按每塊阻力降100液柱計算 pL=470kg/m3</p><p>

33、　　則P底=P頂+NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000</p><p><b>　　=1885KPa</b></p><p>　　假設(shè)塔頂溫度Tto=324K 經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度T=324.37K</p><p>　　查P-T-K圖 得KA、KB 因為XA=0.02</p&

34、gt;<p><b>　　結(jié)果小于10-3。</b></p><p>　　所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。</p><p>　　α2=KA/KB=1.112</p><p>　　所以相對揮發(fā)度α=（α1+α2）/2=1.131</p><p><b>

35、　　2、回流比計算</b></p><p>　　泡點進(jìn)料：q=1 </p><p>　　q線：x=xf = 65% </p><p>　　代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.677;</p><p>　　R=1.2Rmin=13.2189;</p><p><b>　　3、全塔物料衡算

36、</b></p><p>　　qnDh+qnWh=qnFh </p><p>　　qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf</p><p>　　解得： qnDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h</p><p><b>　　塔內(nèi)氣、液相流量：</b>&

37、lt;/p><p>　　精餾段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh</p><p>　　提留段：qnLh’= qnLh+q×qnFh; qnVh’= qnVh-(1-q) × qnFh</p><p><b>　　代入回流比R得：</b></p><p><b>　

38、　精餾段：</b></p><p>　　qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h； </p><p><b>　　提餾段 ：</b></p><p>　　qnLh’=580.494 kmol/h ；qnVh’=559.869 kmol/h；</p><p>　　M=

39、xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×42＋0.35×44=42.7kg/kmol</p><p>　　MD=xd·MA+(1-xd)·MB=0.98×42＋0.02×44=42.04kg/kmol</p><p>　　MW=xw·MA+(1-xw)·MB=0.02×42＋0.

40、98×44=43.96kg/kmol</p><p>　　qmfs= qnfh×M/3600=0.7117kg/s</p><p>　　qmDs= qnDh×MD/3600=0.4598 kg/s</p><p>　　qnWs=qnWh×MW/3600=0.25 kg/s</p><p>　　qmLs=

41、R×qmDs =6.078 kg/s</p><p>　　qmVs=(R+1) qmDs =6.538 kg/s</p><p>　　qmLS’= qmLs +q× qmfs =6.7899 kg/s</p><p>　　qmVs’= qmVs -(1-q) × qmfs =6.538 kg/s</p><p>

42、<b>　　4、逐板計算塔板數(shù)</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　y1=xD=0.98</p><p>　　直至xi< xf 理論進(jìn)料位置：第51塊板</p><p><b>　　進(jìn)入提餾段：</b></p>

43、<p>　　直至xn< xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=128（含釜）</p><p>　　由excel計算的如表附錄1.</p><p>　　5、確定實際塔底壓力、板數(shù)：</p><p>　　進(jìn)料板Nf=i/0.6=101, 實際板數(shù)Np=[(Nt-1)/0.6]+1=213；</p><p>　　塔底壓力Pb

44、=Pt+0.47×9.81×0.1×213（Np）=1819KPa; （0.47為塔頂丙烯密度）</p><p><b>　　二、塔板設(shè)計</b></p><p><b>　　1、塔高計算</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.45m</p><p>　　塔的

45、有效高度Z=HT×(NP-1)=0.45×212=95.4</p><p><b>　　頂部高度取1.3m</b></p><p>　　釜液高度取2m，液面-板取0.6m</p><p>　　每20塊板設(shè)一人孔，則共有10個人孔，人孔高為0.6m 10*0.6=6m</p><p>　　進(jìn)料板與上一板

46、間距為2HT=0.9m</p><p>　　塔體高度=塔有效高度Z+頂部高度+底部高度+其他</p><p>　　=95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45)</p><p><b>　　=106</b></p><p><b>　　2、塔徑計算</b></p><

47、;p><b>　　物性參數(shù)確定</b></p><p>　　氣相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/ρv=0.25146m3/s</p><p>　　液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/ρL=0.0129m3/s</p><p>　　兩相流動參數(shù)：

48、 =0.219</p><p>　　初選塔板間距 HT=0.45m,查《化工原理》（下冊）P237篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.062</p><p>　　所以，氣體負(fù)荷因子： =0.0465</p><p>　　液泛氣速： ＝0.1923m/s</p><p

49、><b>　　取泛點率0.7</b></p><p>　　則操作氣速：u = 泛點率 ×uf=0.135 m/s</p><p>　　氣體流道截面積： =1.868 m2</p><p>　　選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.103;(查書164)</p><p>　　則A /

50、AT=1- Ad / AT =0.897</p><p>　　截面積: AT=A/0.88=2.0828 m2</p><p>　　塔徑： =1.628m</p><p>　　圓整后，取D=1.7m</p><p>　　符合化工原理書P237表10.2.6及P231表10.2.2的要求。</p><p&g

51、t;　　塔板實際結(jié)構(gòu)參數(shù)校正：</p><p>　　實際面積： =2.2698 m2</p><p>　　降液管截面積：Ad=AT×0.103= 0.233m2</p><p>　　氣體流道截面積：A=AT-Ad=2.036 m2</p><p>　　實際操作氣速： = 0.124 m/s <

52、;/p><p>　　實際泛點率：u / uf =0.6423（要求在0.6-0.8之間）</p><p>　　降液管流速ud=qvLs/Ad=0.55</p><p>　　3、塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取</p><p>　　取進(jìn)、出口安定區(qū)寬度；邊緣寬度</p><p>　　根據(jù)，由《化工原理》圖10.2.23可查得，&

53、lt;/p><p><b>　　故降液管寬度</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　故，有效傳質(zhì)區(qū)面積 </p><p>　　取篩孔直徑，篩孔中心距</p><p><b>　　則開孔率</b></p><

54、p><b>　　故，篩孔總截面積</b></p><p><b>　　篩孔氣速</b></p><p><b>　　篩孔個數(shù)（個）</b></p><p>　　選取塔板厚度（書241頁），取堰高（書234和238頁）</p><p>　　由，查《化工原理》圖6.10.24

55、得，</p><p><b>　　液流強度</b></p><p><b>　　由式</b></p><p>　　考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取底隙（書234）</p><p><b>　　降液管低隙液體流速</b></p><p><b&

56、gt;　　4、塔板校核</b></p><p><b>　　、液沫夾帶量</b></p><p>　　由和泛點率0.6243，查《化工原理》圖10.2.27得，</p><p>　　則＝kg液體/kg氣體</p><p>　　<0.1kg液體/kg氣體，符合要求。</p><p>

57、;<b>　　、塔板阻力</b></p><p>　　由式＝，式中，根據(jù)查《化工原理》圖10.2.28 得，</p><p><b>　　故，液柱</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　氣體動能因子</b><

58、;/p><p>　　查《化工原理》圖10.2.29得塔板上液層的充氣系數(shù)，</p><p><b>　　故，液柱</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　故，液柱</b></p><p><b>　　、降液管液

59、泛校核</b></p><p><b>　　由，取，</b></p><p><b>　　又液柱</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　取降液管中泡沫層的相對密度（書244）</p><p><b>　

60、　則</b></p><p><b>　　，故不會產(chǎn)生液泛</b></p><p>　　、液體在降液管中的停留時間</p><p><b>　　，滿足要求</b></p><p><b>　　、嚴(yán)重漏液校核</b></p><p><b

61、>　　，滿足穩(wěn)定性要求</b></p><p><b>　　并可求得漏液點氣速</b></p><p>　　各項校核均滿足要求，故所設(shè)計篩板塔可用。</p><p><b>　　5、負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　、過量液沫夾帶線</b><

62、;/p><p>　　令式＝中的＝0.1，并將有關(guān)變量與的關(guān)系帶入整理，可得：</p><p>　　將前面選取的塔板結(jié)構(gòu)尺寸及有關(guān)值代入，得：</p><p>　?。?①線、液相下限線</p><p><b>　　令，得：</b></p><p><b>　?、诰€</b>&l

63、t;/p><p><b>　　、嚴(yán)重漏液線</b></p><p>　　由式，近似取當(dāng)前計算值不變，并將式以及和關(guān)系代入上式整理之，可得：</p><p><b>　　③線</b></p><p><b>　　、液相上限線</b></p><p><b

64、>　　令，得：</b></p><p><b>　?、芫€</b></p><p><b>　　、降液管液相線</b></p><p>　　令，將，以及和，和，和，的關(guān)系全部代入前式整理之，可得：</p><p><b>　　，式中：</b></p>

65、<p><b>　　有： ⑤線</b></p><p>　　由所繪出的負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　　設(shè)計點qVVh=905.3; qVLh=45.56位于正常操作區(qū)內(nèi)，表明該塔板對氣液負(fù)荷的波動有較好的適應(yīng)能力，但是比較靠近液相上限線。在給定的氣液負(fù)荷比條件下，塔板的氣（液）相負(fù)荷的上下限，分別由降液管液泛線和嚴(yán)重漏液所限制。</p

66、><p><b>　　由圖查得</b></p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　所涉及篩板的主要結(jié)果匯總?cè)缦卤恚?lt;/p><p>　　第三章 立式熱虹吸再沸器的工藝設(shè)計</p><p>　　一、設(shè)計條件及物性參數(shù)</p><p&g

67、t;　　、再沸器殼程與管程的設(shè)計條件</p><p><b>　　、物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　管程流體在49.6℃下的物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　殼程凝液在定性溫度100℃下的物性數(shù)據(jù)：</p><p><b>　　二、工藝設(shè)計</b></p><p><

68、;b>　　1、估算再沸器面積</b></p><p><b>　?、僭俜衅鞯臒崃髁?lt;/b></p><p>　　再沸器的熱流量根據(jù)式，求得</p><p><b>　　熱流量W</b></p><p><b>　　計算傳熱溫差K</b></p>

69、<p>　　假定傳熱系數(shù)，則可用式估算傳熱面積為：</p><p>　　擬用單程傳熱管規(guī)格為，管長，則可得：</p><p><b>　　根</b></p><p>　　查表3-6取NT=169根</p><p>　　若將傳熱管按正三角形排列，則可得：</p><p><b>

70、　　，求得，</b></p><p><b>　　殼體內(nèi)徑，取焊接</b></p><p><b>　　，取</b></p><p>　　且查表3-16取管程進(jìn)口管直徑，管程出口管直徑</p><p><b>　　2、傳熱系數(shù)校核</b></p>&

71、lt;p><b>　?、佟@熱段傳熱系數(shù)</b></p><p>　　設(shè)傳熱管出口出氣含率，則用式</p><p>　　顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　　計算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速</p><p><b>　　計算雷諾數(shù)</b></p><p><b>

72、;　　計算普朗特數(shù)</b></p><p>　　計算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　　計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　　計算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量</p><p>　　計算傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質(zhì)量流量</p><p><b>　　計算冷凝液膜的</b>&l

73、t;/p><p>　　計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p><b>　　污垢熱阻及管壁熱阻</b></p><p>　　查表3-9至3-11得：</p><p><b>　　沸騰側(cè)，冷凝側(cè) ，</b></p><p><b>　　管壁熱阻</b><

74、/p><p><b>　　計算顯熱段傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　?、?、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)</b></p><p>　　計算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量</p><p>　　當(dāng)時，計算Lockhat-Martinell參數(shù)</p><p><b>　　計算</

75、b></p><p>　　由《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》圖3-29，根據(jù)</p><p><b>　　及，</b></p><p><b>　　得到：</b></p><p><b>　　當(dāng)，</b></p><p>　　得到：，再次查圖3-29

76、，得到：</p><p>　　計算泡核沸騰壓抑因數(shù)</p><p>　　計算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　　c、計算以液體單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　　計算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p><b>　　計算對流沸騰因子</b></p><p&g

77、t;　　計算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p><b>　　計算沸騰傳熱膜系數(shù)</b></p><p><b>　　計算沸騰傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　=1124.388</b></p><p>　　C、顯熱段和蒸發(fā)段的長度</p><p

78、>　　計算顯熱段的長度與傳熱管總長的比值</p><p>　　D、計算平均傳熱系數(shù)</p><p><b>　　實際需要傳熱面積</b></p><p><b>　　E、傳熱面積裕度</b></p><p><b>　　>30%</b></p><

79、;p>　　該再沸器的傳熱面積合適。</p><p><b>　　3、循環(huán)流量校核</b></p><p>　　A、循環(huán)系統(tǒng)的推動力</p><p>　　當(dāng)時，計算Lockhat-Martinell參數(shù)</p><p>　　計算兩相流的液相分率</p><p>　　當(dāng)時，計算Lockhat-M

80、artinell參數(shù)</p><p>　　計算兩相流的液相分率</p><p>　　計算兩相流的平均密度</p><p>　　根據(jù)公式，計算得出循環(huán)系統(tǒng)的推動力</p><p><b>　?。ú楸?-19）</b></p><p><b>　　B、循環(huán)阻力</b></p

81、><p>　　管程進(jìn)口管阻力的阻力</p><p>　　計算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速</p><p>　　計算釜液在進(jìn)口管內(nèi)的流動雷諾數(shù)</p><p>　　計算進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度</p><p>　　計算進(jìn)口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù)</p><p><b>　　=0.0496

82、</b></p><p><b>　　計算管程進(jìn)口管阻力</b></p><p><b>　　傳熱管顯熱段阻力</b></p><p>　　計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速</p><p>　　計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)</p><p>　　計算進(jìn)口管內(nèi)流體流動

83、的摩擦系數(shù)</p><p>　　計算傳熱管顯熱段阻力</p><p>　　傳熱管蒸發(fā)段阻力 汽相流動阻力的計算</p><p>　　計算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速</p><p>　　計算汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)</p><p>　　計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù)</p><p>　　計算傳熱

84、管內(nèi)汽相流動阻力</p><p><b>　　液相流動阻力的計算</b></p><p>　　計算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速</p><p>　　計算液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)</p><p>　　計算傳熱管內(nèi)液相流動的摩擦系數(shù)</p><p>　　計算傳熱管內(nèi)液相流動阻力</p>&

85、lt;p>　　計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力</p><p>　　蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力</p><p>　　計算蒸發(fā)段管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)</p><p>　　計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力</p><p>　　管程出口管阻力 氣相流動阻力的計算</p><p>　　計算管程出口管中汽、液相

86、總質(zhì)量流速</p><p>　　計算管程出口管中汽相質(zhì)量流速</p><p>　　計算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和</p><p>　　計算管程出口管中汽相質(zhì)量流動雷諾準(zhǔn)數(shù)</p><p>　　計算管程出口管汽相流動的摩擦系數(shù)</p><p>　　計算管程出口管汽相流動阻力</p><p

87、><b>　　液相流動阻力的計算</b></p><p>　　計算管程出口管中液相質(zhì)量流速</p><p>　　計算管程出口管中液相流動雷諾準(zhǔn)數(shù)</p><p>　　計算管程出口管中液相流動的摩擦系數(shù)</p><p>　　計算管程出口液相流動阻力</p><p>　　計算管程出口管中的兩相流

88、動阻力</p><p><b>　　計算系統(tǒng)阻力</b></p><p>　　循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值為</p><p>　　循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設(shè)的出口氣化率Xe=0.215基本正確，因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。</p><p><b>　　第四章 管路設(shè)計</b&

89、gt;</p><p><b>　　一、物料參數(shù)</b></p><p>　　查P-T-K圖，用求塔頂溫度的方法得進(jìn)料出溫度為45.9℃，第62快理論版為進(jìn)料板，第101塊為實際進(jìn)料板。</p><p>　　進(jìn)料出壓力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.</p><p>　　

90、此溫度下，丙烯的密度ΡLa=517kg/m3</p><p>　　丙烷的密度ΡLb=499 kg/m3</p><p>　　平均密度ρ=510.19 kg/m3</p><p><b>　　二、設(shè)計</b></p><p><b>　?、龠M(jìn)料管線</b></p><p>　　

91、取流體流速u=0.5</p><p>　　液體密度ρ=510.19 kg/m3</p><p>　　qVfs= qnfh×42.7/510.19/3600=0.001395m3/s</p><p>　　則管內(nèi)徑0.0596m</p><p>　　選取管規(guī)格Φ70×3.5</p><p>　　實際流速

92、0.4475m/s</p><p><b>　　塔頂蒸汽管線</b></p><p><b>　　取流體流速u=10</b></p><p>　　液體密度ρ=26 kg/m3</p><p>　　qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s</p><p>　　則管內(nèi)

93、徑0.1789m</p><p>　　選取管規(guī)格Φ197×6</p><p>　　實際流速9.66m/s</p><p><b>　　塔頂產(chǎn)品接管線</b></p><p>　　取流體流速u=0.5</p><p>　　液體密度ρ=470kg/m3</p><p>

94、;　　qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s</p><p>　　則管內(nèi)徑0.0497m</p><p>　　選取管規(guī)格Φ57×3</p><p>　　實際流速0.474m/s</p><p><b>　　回流管線</b></p><p>　　取流體

95、流速u=0.5</p><p>　　液體密度ρ=470kg/m3</p><p>　　qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s</p><p>　　則管內(nèi)徑0.1918m</p><p>　　選取管規(guī)格Φ219×8</p><p>　　實際流速0.446m/s</p><p

96、><b>　　釜液流出管線</b></p><p>　　取流體流速u=0.5</p><p>　　液體密度ρ=447kg/m3</p><p>　　qvWs= qmWs/447=4.5206/447=0.000563 m3/s</p><p>　　則管內(nèi)徑0.037878m</p><p>

97、　　選取管規(guī)格Φ45×2</p><p>　　實際流速0.42676m/s</p><p><b>　　塔底蒸汽回流管</b></p><p><b>　　取流體流速u=10</b></p><p>　　液體密度ρ=26kg/m3</p><p>　　qVVS’=

98、qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s</p><p>　　則管內(nèi)徑0.154m</p><p>　　選取管規(guī)格Φ194×6</p><p>　　實際流速7.11m/s</p><p><b>　　儀表接管</b></p><p>　　選取規(guī)格為Φ25×2.5

99、的管子</p><p><b>　　管路設(shè)計結(jié)果表</b></p><p>　　第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計</p><p><b>　　一、儲罐設(shè)計</b></p><p>　　容器填充系數(shù)取：k=0.7</p><p>　　1．進(jìn)料罐（常溫貯料）</p><

100、p>　　20℃丙稀 ρL1 =499kg/m3 </p><p>　　丙烷 ρL2 =517kg/m3 </p><p>　　壓力取p=1.819MPa</p><p>　　由上面的計算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.93% </p><p>　　則 =510.1

101、9 kg/m3</p><p>　　進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h</p><p>　　取 停留時間：x為2天，即x=48h</p><p>　　進(jìn)料罐容積： 344.34m3</p><p>　　圓整后 取V=345 m3</p><p>　　2．回流罐（43℃）&l

102、t;/p><p>　　質(zhì)量流量qmLh=3600R·qmDs =21881.52kg/h</p><p>　　設(shè)凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數(shù)φ=0.7</p><p>　　則回流罐的容積 16.627 m3</p><p><b>　　取V=17m3</b></p>

103、<p><b>　　3．塔頂產(chǎn)品罐</b></p><p>　　質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；</p><p>　　產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)φ=0.7</p><p>　　則產(chǎn)品罐的容積 340.88m3</p><p><b>

104、　　取V=340m3</b></p><p><b>　　4.釜液罐</b></p><p><b>　　取停留時間為72h</b></p><p>　　質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =906.67kg/h </p><p>　　則釜液罐的容積

105、 186.88 m3</p><p><b>　　取V=190m3</b></p><p><b>　　儲罐容積估算結(jié)果表</b></p><p><b>　　二、傳熱設(shè)備</b></p><p><b>　　1．進(jìn)料預(yù)熱器</b></

106、p><p>　　用90℃水為熱源，出口約為70℃走殼程</p><p>　　料液由20℃加熱至46℃，走管程傳熱溫差：</p><p>　　管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h</p><p>　　管程液體焓變：ΔH=370kj/kg</p><p>　　傳熱速率：Q= qmfsΔH=2562

107、15;370/3600=263.317kw</p><p>　　殼程水焓變：ΔH’=175kj/kg</p><p>　　殼程水流率：q=5416.8kg/h</p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600w/(m2?K)</p><p><b>　　則傳熱面積：</b></p><p>　　圓整后

108、取A=10m2 </p><p><b>　　2．塔頂冷凝器</b></p><p>　　擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為30℃。走殼程。</p><p><b>　　管程溫度為43℃</b></p><p>　　管程流率：qmVs=4.52kg/s</p><p>　　取潛

109、熱r=504kj/kg</p><p>　　傳熱速率：Q= qmVs?r=2278.371kw</p><p>　　殼程取焓變：ΔH=128kj/kg</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=64079.19kg/h</p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700 w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積

110、： </p><p>　　圓整后 取A=152m2</p><p>　　根據(jù)計算再沸器傳熱面積的相同方法，可獲得其他換熱設(shè)備的傳熱面積A，其結(jié)果列與表中：</p><p><b>　　三、泵的設(shè)計</b></p><p>　　1．進(jìn)料泵(兩臺，一用一備)</p><p>　　液體流

111、速：u=0.4475m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　選用Φ70×3.5 di=63mm</p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b></p><p&

112、gt;　　相對粗糙度：ε/d=0.003175</p><p>　　查得：λ=0.025</p><p>　　取管路長度：l=100m </p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個</p><p>　　取△Z=N*HT+2=83*0.45+2≈40</p><p>　　△P=0.06MPa<

113、;/p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =5.021m3/h</p><p>　　選取泵的型號：GL 揚程：10~1500m 流量：0.1~90m3 /h</p><p>　　參考(化工原理上冊400頁)</p><p>　　2．回流泵（兩臺，一開一用）</p>

114、;<p>　　取液體流速：u=0.48248m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　選用Φ159×4 di=151mm</p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b>

115、</p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.001325</p><p><b>　　查得：λ=0.02</b></p><p>　　取管路長度：l=100m </p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個</p><p><b>　　取</b><

116、;/p><p>　　△P=0.005MPa</p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =31.104m3/h</p><p>　　選取泵的型號：HY 揚程：1~200m 流量：15~220m3 /h</p><p>　　3.釜液泵（兩臺，一開一用）</p>

117、;<p>　　取液體流速：u=0.388741m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　選用Φ194×6 di=182mm</p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.02</b>

118、</p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.0011</p><p><b>　　查得：λ=0.02</b></p><p>　　取管路長度：l=40m </p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個</p><p>　　取=70*0.45+2≈35</p>

119、<p><b>　　△P=0.1MPa</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =36.407m3/h</p><p>　　選取泵的型號：HY 揚程：1~200m 流量：15~220m3 /h</p><p><b>　　4.塔頂產(chǎn)品

120、泵</b></p><p>　　取液體流速：u=0.474848m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　選用Φ57×3 di=51mm</p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　

121、　取ε=0.02</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.003922</p><p><b>　　查得：λ=0.25</b></p><p>　　取管路長度：l=100m </p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個</p><p><b&g

122、t;　　取</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =3.492m3/h</p><p>　　選取泵的型號：HY 揚程：1~200m 流量：15~220m3 /s</p><p><b>　　5. 塔底產(chǎn)品泵</b></p>&

123、lt;p>　　為了方便儲罐中的產(chǎn)品運輸出去，在兩個儲罐中還設(shè)置了兩個料液輸出泵。</p><p><b>　　泵設(shè)備及主要參數(shù)</b></p><p>　　第六章 控 制 方 案</p><p>　　精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品

124、純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。</p><p>　　將本設(shè)計的控制方案列于下表</p><p>　　附錄1.理論塔板數(shù)計算</p><p>　　附錄2.過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　(二)</b></p><p>　　丙烯——丙烷精餾裝置設(shè)計</p&g

125、t;<p>　　學(xué)生姓名 胡洪 班級 化機0802 學(xué)號 200642006 </p><p>　　表1中圈上序號的設(shè)計方案包括了個人本次課程設(shè)計的參數(shù)。</p><p><b>　　一、設(shè)計條件</b></p><p>　　工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量(摩爾百分?jǐn)?shù))</p><p&

126、gt;　　塔頂丙烯含量，釜液丙烯含量，總板效率為0.6。</p><p>　　操作條件：建議塔頂操作壓力1.62MPa(表壓)。</p><p><b>　　安裝地點：大連。</b></p><p><b>　　設(shè)計方案</b></p><p><b>　　二、工藝設(shè)計要求</b&g

127、t;</p><p>　　1 完成精餾塔的工藝設(shè)計計算；</p><p><b>　　(1) 塔高、塔徑</b></p><p>　　(2) 溢流裝置的設(shè)計</p><p><b>　　(3) 塔盤布置</b></p><p>　　(4) 塔盤流動性能的校核</p>

128、;<p><b>　　(5) 負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　2 完成塔底再沸器的設(shè)計計算；</p><p>　　3 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；</p><p>　　4 其余輔助設(shè)備的計算及選型；</p><p>　　5 控制儀表的選擇參數(shù)；</p><p>　

129、　6 用3#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖及主要設(shè)備(精餾塔和再沸器)的工藝條件圖各一張；</p><p>　　7 編寫設(shè)計說明書。</p><p><b>　　三、其它要求</b></p><p>　　本課程的設(shè)計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設(shè)計說明書，第二本為機械設(shè)計說明書。</p><p>　　1-2周完成工藝設(shè)計

130、后，將塔的計算結(jié)果表交由指導(dǎo)老師審核簽字合格后，方可進(jìn)行3-4周的機械設(shè)計。</p><p>　　圖紙一律用計算機（電子圖板）出圖。</p><p><b>　　四、參考資料</b></p><p>　　《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　《化學(xué)化工物性數(shù)

131、據(jù)手冊》（有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編,化學(xué)工業(yè)出版社，1982年。</p><p>　　《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》（續(xù)篇），馬沛生，化學(xué)工業(yè)出版社，199

132、3年。</p><p>　　《石油化工設(shè)計手冊》，王松漢，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p><b>　　時間安排</b></p><p>　　1. 6月20日上午8點上課，地點化工綜合B202</p><p>　　2. 6月21日上午8點上課，地點待定</p><p>　　答疑時間，見

133、化院通知</p><p>　　4. 7月1日下午提交報告，每人自行提交，在提交報告同時進(jìn)行面試，提交報告同時帶塔的計算結(jié)果表經(jīng)老師審核簽字，考試時間見附件。塔計算結(jié)果表</p><p>　?。?）操作條件及物性參數(shù)</p><p>　　操作壓力：塔頂 17213.25MPa（絕壓） 塔底 1819.4MPa（絕壓）</p><p

134、>　　操作溫度：塔頂 42.9 ℃ 塔底 51.22 ℃</p><p>　　(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果</p><p>　　再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表</p><p>　　附錄3.主要說明符號</p><p><b>　　參考資料：</b></p&

135、gt;<p>　　1.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　2.《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學(xué)化工出版社，2002年。</p><p>　　3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　4.《化工原理》（下冊）,大連理