511苯甲苯浮阀塔

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1、1目录目录目录目录.2一前言一前言.21.1 概述.21.2 设计任务及要求.31.3 设计方案.3二塔的工艺计算二塔的工艺计算.42.1 物料衡算.42.2 理论板数的确定.42.3 塔径及塔高的确定.72.3.1操作参数及物性参数的确定.7(1) 压强.7(2)平均温度.8(3)平均分子量.8(4)平均密度.8(5)表面张力.9(6)液体黏度.10(7)气液负荷计算.102.3.2塔板工艺尺寸计算.11(1)塔径.11（2）塔的有效高度.12(3)溢流装置计算.12(4)塔板布置与浮阀数目及排列.152.3.3塔板流体动力学验算.17精馏段计算.17提留段计算.172.3.4塔板的负荷性能

2、图.20(1)雾沫夹带线.20(2)液泛线.20（3）液体负荷上限线.21(4)漏夜线.21(5) 液相负荷下限线.22三设计结果一览表三设计结果一览表.24四四.个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.25五五.参考文献参考文献.262一前言一前言化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基

3、本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。1.1 概述概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备

4、的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（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。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据

5、气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F1 型（V1 型）、V4 型、十字架型、和 A 型，其中 F1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单31.2 设计任务及要求设计任务及要求设计题目：浮阀式间接加热精馏设计原料：甲苯苯溶液，处理能力：6800kg/h 甲苯含

6、量：41%(质量分数)，苯 59%(质量分数)设计要求：馏出液甲苯含量不小于 90%(质量分数) 釜液甲苯含量不大于 3%(质量分数) 操作压力：自选 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热1.3 设计方案设计方案总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一

7、定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。4二塔的工艺计算二塔的工艺计算2.1 物料衡算物料衡算 (1)原料液及塔顶、塔底摩尔分率苯:MA=78kg/kmol 甲苯:MB=92 kg/kmol进料液中轻组分质量分数为 41的摩尔分率XF= 0.41/0.41/780.450.41/(1 0.41)/0.41/780.59/92AABMMM塔顶轻组分质量分数为 90的摩尔分率XD= 0.90/0

8、.90/780.910.90/(1 0.90)/0.90/780.1/92AABMMM塔底轻组分质量分数为 3的摩尔分率XW= 0.03/0.03/780.0350.03/(1 0.03)/0.03/780.97/92AABMMM(2)原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液:MF=xFMA+(1-xF)MB=0.4578+(1-0.45)92=85.70kg/kmol塔 顶: MD=xDMA+(1-xD)MB=0.9178+(1-0.91)92=79.26kg/kmol塔底: MW=xWMA+(1-xW)MB=0.03578+(1-0.035)92=91.51kg/kmol(3)物料衡算原

9、料液处理量 F= 6800680079.35/FFkmol hMM总物料衡算 F=D+W 轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw 79.35=D+W 79.350.45=0.91D+0.035W D=37.63kmol/h W=41.72kmol/h2.2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。5 精馏塔的理论板数可通过”逐板计算法”或”图解法”求得最小回流比最小回流比: min1.119DeqxyRyxe由吉利兰图解，将优化，如下图：minR取拐点有=1.44，为最优回流比在（1.22）之间，符合要求。minRminR相平衡

10、图00.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.95100.050.1 0.150.2 0.250.3 0.350.4 0.450.5 0.550.6 0.650.7 0.750.8 0.850.9 0.951液相（X）气相(Y)60 0. .0 00 01 1. .0 00 02 2. .0 00 03 3. .0 00 04 4. .0 00 05 5. .0 00 06 6. .0 00 07 7. .0 00 08 8. .0 00 09 9. .0 00 01 10 0. .0 00 01 11 1

11、. .0 00 01 12 2. .0 00 01 13 3. .0 00 01 14 4. .0 00 01 15 5. .0 00 01 16 6. .0 00 01 17 7. .0 00 01 18 8. .0 00 01 19 9. .0 00 02 20 0. .0 00 02 21 1. .0 00 00 0. .0 00 00 0. .5 50 01 1. .0 00 01 1. .5 50 02 2. .0 00 02 2. .5 50 03 3. .0 00 03 3. .5 50 04 4. .0 00 04 4. .5 50 05 5. .0 00 05 5. .5 5

12、0 06 6. .0 00 06 6. .5 50 07 7. .0 00 07 7. .5 50 08 8. .0 00 08 8. .5 50 0 (3) 逐板计算法求理论板数精馏段操作线方程: 10.590.37511DnnnxRyxxRR相平衡方程: 2.471 (1)1 1.47xxyxx提馏段操作线方程：1001.4540.0159mmwmWWyxxxVVx1=0.80y1=Xd=0.91x2=0.7y2=0.85x3=0.6y3=0.79x4=0.53y4=0.73x5=0.47y5=0.68x6=0.43y6=0.65x7=0.387y7=0.609x8=0.328y8=0.5

13、47x9=0.257y9=0.4617x10=0.184y10=0.358x11=0.118y11=0.248x12=0.069y12=0.155x13=0.036y13=0.085x14=0.0153y14=0.037由 x6=0.435s，故降液管尺寸可用0.071 0.4=18.20.00156s降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速00swLhl u取 则 合理0.1/oum s00.022hmwohh选用凹形受液盘，深度为 50mm提留段计算提留段计算堰长 lw=（0.60.8）D取堰长 lw=0.7D=0.71=0.7m出口堰高 hw336003600 0.0041715.012

14、/hsLLmh hl=hw+how故 hw=hl-how 采用平直堰，堰上液层高度高可按 232.84()1000howwLhEl近似取 E=1.02，则可由列线图查出 how=0.022m hw=0.06-0.022=0.038 m弓型降液管宽度 Wd和面积 Af，由弓型降液管的宽度与面积图查得0.7wlD， 0.09fTAA0.15dWD则 Af=0.09AT=0.071m2 Wd=0.15D=0.15m按验算降液管内液体停留时间fA=TsHL 停留时间5s，故降液管尺寸可用0.071 0.4=6.80.00417s降液管底隙高度15 可取降液管底隙处液体流速00swLhl u取 则 合理

15、0.2/oum s00.0298hmwohh选用凹形受液盘，深度为 50mm(4)塔板布置与浮阀数目及排列塔板布置与浮阀数目及排列选用 F1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子 F0=11孔速00116.428/2.928vmFum s提每层塔板上浮阀数22000.70793(0.039)6.42844SVNd u取边缘区域宽度 Wc=0.04m Ws=0.07m塔板上的鼓泡面积2222arcsin180axAx RxRR 0.462cDRWm()0.282dsDxWWm22220.282 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arc

16、sin0.4811800.46aAm浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距0.4816993 0.075aTAtmmN考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 87 个按 N=87 重新核算孔速及阀孔动能因数020.7136.86/(0.039)874um s 阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 912 范围内06.862.92811.712F 16塔板开孔率

17、20(/)13.2%N dD提留段计算提留段计算取阀孔动能因子 F0=11孔速00116.087/3.266vmFum s提每层塔板上浮阀数22000.70794(0.039)6.08744SVNd u取边缘区域宽度 Wc=0.04m Ws=0.07m塔板上的鼓泡面积2222arcsin180axAx RxRR 0.462cDRWm()0.282dsDxWWm22220.282 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arcsin0.4811800.46aAm浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距0.4816993 0.075aTAtm

18、mN考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 87 个按 N=87 重新核算孔速及阀孔动能因数020.6786.50/(0.039)874um s 阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 912 范围内06.53.26611.712F 塔板开孔率20(/)13.2%N dD172.3.3 塔板流体动力学验算塔板流体动力学验算精馏段计算精馏段计算（1）气相通过浮阀塔板的压强降pCIHhhh干板阻力 u0=6.428

19、m/suoc1.8251.82573.173.15.83/2.928ocvmum s提故205.340.04132vmclmuhmg提提板上充气液层阻力取充气系数 0=0.45 hI=0hL=0.450.06=0.027m 液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.0413+0.027=0.0683m 液柱则单板压降=0.0683798.5289.81=535.03Pa700PappLmPh精故设计合理提留段计算提留段计算同理有=5.491， =0.0417m， hI=0.027m hp=0.0687m，ocuouch=0.

20、0687*789.455*9.81=532.05Pa700PappLmPh提故设计合理(2)淹塔精馏段计算精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0683m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故2200.01570.153()0.153 ()0.001590.7 0.022sdwLhmL h板上液层高度，前已选定 hl=0.06m18则 Hd=0.0683+0.06+0.00159=0.130m取 =0.5 又已选定 HT=0.4m，hw=0.048m，则(HT+hw)

21、=0.5（0.4+0.048）=0.224m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提留段计算提留段计算Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0687m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故2200.004170.153()0.153 ()0.006110.7 0.0298sdwLhmL h板上液层高度，前已选定 hl=0.06m则 Hd=0.0687+0.06+0.00611=0.1348m取 =0.5 又已选定 HT=0.4m，hw=0.038m，则(HT+hw)=0.5（0.4+0.038）=0.219m可见Hd(HT

22、+hw),符合防止淹塔的要求 (3)雾沫夹带精馏段计算精馏段计算泛点率001.36100vmssLLmvmFbVL ZKC A精精精板上液体流经长度 ZL=D-2Wd=1-2*0.15=0.7m板上液体面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0071=0.634m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 K=1.0，由泛点负荷系数图查得 CF=0.113泛点率=0.610.82.9280.7071.36 0.00157 0.7798.5282.9281.0 0.113 0.634泛点率均在 80以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg 液/kg 气的要求提留段计算提留段计算19泛点率001.3

23、6100vmssLLmvmFbVL ZKC A提提提板上液体流经长度 ZL=D-2Wd=1-2*0.15=0.7m板上液体面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0071=0.634m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 K=1.0，由泛点负荷系数图查得 CF=0.113泛点率003.2660.6781.36 0.00417 0.7789.4553.26610063.0%1.0 0.113 0.634泛点率均在 80以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg 液/kg 气的要求（4）漏液验算）漏液验算精馏段计算精馏段计算动能因数，相应的气相最小负荷为：05F minSV2min00min4S

24、Vd Nu其中0min5/2.9282.922/VuFm s=0.3245m3/s2min00min4SVd Nu31.103/ms可见不会产生过量漏液。提留段计算提留段计算动能因数，相应的气相最小负荷为：05F minSV0min5/3.2669.036/VuFm s=0.9386m3/s2min00min4SVd Nu31.103/ms可见不会产生过量漏液。202.3.4 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图精馏段计算精馏段计算(1)雾沫夹带线雾沫夹带线依据泛点率001.36100vmssLLmvmFbVL ZKC A精精精按泛点率002.9281.360.7798.5282.92810080

25、%1.00.1130.643ssVL整理得ssV =0.968-15.867L提留段计算提留段计算依据泛点率001.36100vmssLLmvmFbVL ZKC A提提提按泛点率002.9281.360.7798.5282.92810080%1.00.1130.643ssVL整理得ssV =0.969-15.867L(2)液泛线液泛线精馏段计算精馏段计算联立：hp=hc+hI+h Hd=hp+hL+hd Hd(HT+hw)得：(HT+hw)= 由上式确定液泛线，忽略 h项，pLdcILdhhhhhhhh液泛线方程为222/3SSSaVbcLdL其中，55222.9281.91 101.91 1

26、00.093798.528*87VLaN210(1)0.5 0.4(0.5 1 0.45) 0.0120.189TbH 222200.1530.153645.130.70.022wcl h 02/32/311(1) (0.667)(10.45) 1.020.6671.250.7wdEl整理得：222/3sss0.093V =0.189-645.13L1.25L提留段计算提留段计算液泛线方程为222/3SSSaVbcLdL其中，55223.2661.91 101.91 100.104789.455*87VLaNw0(1)h0.5 0.4 (0.5 1 0.45) 0.0380.164TbH 22

27、2200.1530.153347.40.70.0298wcl h 02/32/311(1) (0.667)(10.45) 1.02 0.6671.250.7wdEl整理得：222/3sss0.104V =0.164-347.4L1.25L（3）液体负荷上限线）液体负荷上限线精馏段计算和提留段计算相同精馏段计算和提留段计算相同液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 35s，液体在降液管内停留时间3600fThA HL以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则3fsmaxA0.071 0.4(L ) =0.0071/44THms (4)漏夜线漏夜线精馏段计算精馏段计算22对于 F1 型

28、重阀，依据 计算005VFu则又知05Vu提22000544sVVdNudN精式中 d0，N，v 提均为已知数，故可由此式求出气相负荷 Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线以 F0=5 作为规定气体最小负荷的标准，则0230s min5V=0 0394870.304/442.928VmFd Nms2精（）（.）提留段计算提留段计算同理有0230s min5V=0 0394870.288/443.266VmFd Nms2提（）（.）(5) 液相负荷下限线液相负荷下限线精馏段计算和提留段计算相同精馏段计算和提留段计算相同取堰上液层上高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件依计算

29、出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖232.84()1000howwLhElsL直线 取 E=1.0223min3600()2.840.0061000swLEl则233min0.006 10000.7()()0.000316/1.02*2.843600sLms由上述 5 条线作图；如下：精馏段精馏段ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.00650.0075雾沫夹带线vs0.9601 0.9442 0.9363 0.9204 0.9125 0.8966 0.8887 0.8649 0.8490 液泛线ls0.00050.0015

30、0.0020.0030.00350.00450.0050.00650.0075vs1.3949 1.3566 1.3383 1.3000 1.2796 1.2350 1.2106 1.1273 1.0616 液体负荷上限线ls0.00710.00710.00710.00710.00710.00710.00710.00710.0071vs0.20.40.50.70.811.11.41.623漏夜线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.00650.0075vs0.3040.3040.3040.3040.3040.3040.3040.3040.304液

31、相负荷下限线ls0.0003160.000320.0003160.000320.000320.000320.000320.000320.00032vs0.20.40.50.70.811.11.41.6oals00.001570.0032vs00.7071.4140.00000.10000.20000.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.00001.10001.20001.30001.40001.50001.60001.700000.002 0.004 0.006 0.008lsvs雾沫夹带线液泛线液体负荷上限线漏夜线液相负荷下限线oa3.207精

32、0. 975塔的操作弹性=0. 304ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.00650.008雾沫夹带线vs0.961070.94520.93730.92140.913470.89760.88970.87380.86590.85液泛线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.00650.008vs1.224931.18831.17171.13881.122071.08711.06871.02951.00860.964液体负荷上限线ls0.00710.00710.00710.00710

33、.00710.00710.00710.00710.00710.007vs0.20.40.50.70.811.11.31.41.6漏夜线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.00650.008vs0.2880.2880.2880.2880.2880.2880.2880.2880.2880.288液相负荷下限线ls0.000320.00030.00030.00030.000320.00030.00030.00030.00033E-04vs0.20.40.50.70.811.11.31.41.6oals00.00420.0084vs00.67

34、81.3562400.10.20.30.40.50.60.70.80.911.11.21.31.41.51.61.700.002 0.004 0.006 0.0080.01lsvs雾沫夹带线液泛线液体负荷上限线漏夜线液相负荷下限线oa3.212提0. 925塔的操作弹性=0. 288三设计结果一览表三设计结果一览表计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段1平均温度tm89.68102.962平均压力Pmkpa108.8117.553气相Vsm3/s0.7070.6784平均流量液相Lsm3/s0.001570.004175实际塔板数Np块10156塔的有效高度Zm3.60 5.60 7塔径Dm1.

35、00 1.00 8板间距Hm0.40.49塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s0.8680.83911溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.70.713溢流装置溢流堰高度hwm0.0480.0382514板上液层高度hLm0.060.0615堰上液层高度howm0.0120.02216安定区宽度Wsm0.070.0717开孔区到塔壁距离Wcm0.040.0418开孔区面积Aam20.4810.48119阀孔直径dm0.0390.03920浮阀数个n个878721阀孔气速u0m/s6.4286.08722阀孔动能因数F0111123开孔率%13.213.224孔心距tm0.0750.

36、07525排间距tm0.0650.06526塔板压降Pkpa0.5530.53227液体在降液管内的停留时间ts18.26.828底隙高度hom0.0220.029830泛点率，%616331液相负荷上限Ls maxm3/s0.00710.007132液相负荷下限Ls minm3/s0.0003160.00031633气相负荷下限Vs minm3/s0.3040.28834操作弹性3.2073.212四四.个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述这次化工原理课程设计，可以说是成功的，没有很大的错误。经过这次的课程设计，让我知道这次化工原理课程设计，可以说是成功的，没有很大的错误。经过这

37、次的课程设计，让我知道了，浮阀塔和筛板塔的各自优点，从这次实验中，我更深入理解了精馏塔个个阶段的不同，理了，浮阀塔和筛板塔的各自优点，从这次实验中，我更深入理解了精馏塔个个阶段的不同，理解了精馏段方程，提留段方程，解了精馏段方程，提留段方程，q 线，知道了最小回流比及其优化和它们对理论塔板数的影响。线，知道了最小回流比及其优化和它们对理论塔板数的影响。此次设计的心得有以下几点：此次设计的心得有以下几点：1 1、 数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。2 2、 对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。对各公式的单位必须清楚，否则必然导致

38、严重错误。3 3、 对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。4 4、 出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。26五五.参考文献参考文献1.华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.022. 天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，19943. 化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第 13 篇）汽液传质设备. 化学工业出版社，19874. 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20025. 路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，20046. 陈敏恒，化工原理上下册，化学工业出版社，19987. 成都科技大学化工原理编写组，化工原理下册，成都科技大学出版社，19918. E.E.路德维希，化工装着的工艺设计，化学工业出版社，19839. 詹天福，化工设备机械基础课程设计指导书，机械工业出版社，1991