乙酸乙酯乙酸丁酯筛板精馏塔的设计

题 目 系 （院） 专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称

乙酸乙酯-乙酸丁酯分离板式精馏塔

化学与化工系 化学工程与工艺 2009级1班 毋瑞仙 2009010825 贾冬梅 副教授

二〇一一年 十二 月 十 日

课程设计任务书

一、课题名称

乙酸乙酯—乙酸丁酯分离板式精馏塔设计 二、课题条件（原始数据）

原 料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液 处理量：5万t/a

原料组成：23%（乙酸乙酯的质量分率） 料液初温： 25℃

操作压力、回流比、单板压降：自选

进料状态：冷液体进料

塔顶产品浓度： 98%（质量分率）

塔底釜残液乙酸丁酯回收率为96%（质量分率） 塔 顶：全凝器

塔 釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板

生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂 址：滨州市

三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列

出大标题即可） 1 、设计方案的选定 2、精馏塔的物料衡算 3、塔板数的确定

4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计

10、馏塔接管尺寸计算

11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）

12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）

13、撰写课程设计说明书一份（设计说明书的基本内容：⑴课程

设计任务书；⑵课程设计成绩评定表；⑶中英文摘要；⑷目录；⑸设计计算与说明；⑹设计结果汇总；⑺小结；⑻参考文献）

14、 有关物性数据可查相关手册 15、 注意事项

 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源  每项设计结束后列出计算结果明细表  设计最终需装订成册上交

四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）

1.设计动员，下达设计任务书 0.5天 2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天 3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天 4.绘制总装置图 2-3天 5.整理设计资料，撰写设计说明书 2天 6.设计小结及答辩 1天

目 录

摘要 ......................................................................... 1

第一章 概述 ............................................. 1

1.1精馏操作对塔设备的要求 ........................... 1 1.2板式塔类型 ....................................... 2 第二章 设计方案的确定 .................................... 3

2.1操作条件的确定 ................................... 3 2.2确定设计方案的原则 ............................... 5 第三章塔的工艺尺寸得计算 ................................. 5

3.1精馏塔的物料衡算 ................................. 5 3.1.1摩尔分率 ....................................... 5 3.1.2平均摩尔质量 ................................... 5 3.1.3 物料衡算 ...................................... 5 3.1.4 回收率 ........................................ 5 3.2塔板数的确定 ..................................... 8 3.2.1理论板层数N的求取 ............................. 8 3.3 精馏塔有关物性数据的计算 ......................... 9 3.3.1 操作压力计算 ................................... 9 3.3.2 操作温度计算 .................................. 10 3.3.3 平均摩尔质量计算 .............................. 10 3.3.4 平均密度计算 .................................. 11 3.3.5 液体平均表面张力计算 .......................... 11

3.3.6 液体平均黏度计算 .............................. 12 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 ........................ 12 3.4.1 塔径的计算 .................................... 12 3.4.2 精馏塔有效高度的计算 .......................... 12 3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 ........... 错误!未定义书签。 3.5.1 溢流装置计算 .................................. 15 3.5.2 塔板布置 ..................................... 17 3.6 筛板的流体力学验算 .............................. 19 3.6.1 塔板压降 ..................................... 19 3.6.2液面落差 ...................................... 20 3.6.3 液沫夹带 ..................................... 21 3.6.4 漏液 ......................................... 21 3.6.5 液泛 ......................................... 22 3.7 塔板负荷性能图 .................................. 22 3.7.1 漏液线 ....................................... 22 3.7.2 液沫夹带线 .................................... 22 3.7.3 液相负荷下限线 ................................ 23 3.7.4 液相负荷上限线 ................................ 23 3.7.5 液泛线 ....................................... 24 第四章 塔附属设计 ...................................... 27

4.1 塔附件设计 ..................................... 27 4.2 筒体与封头 ..................................... 29

4.3 塔总体高度设计 .................................. 30 4.3.1 塔的顶部空间高度 .............................. 30 4.3.2 塔的底部空间高度 .............................. 30 4.3.3 塔体高度 ..................................... 30 4.4 附属设备设计 .................................... 30 4.4.1 冷凝器的选择 .................................. 30 4.4.2 泵的选择 ..................................... 31

设计小结 .................................................................... 32 附录 ........................................................................ 36 参考文献 .................................................................... 43

摘 要

化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精馏塔。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。

化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。

关键词：板式精馏塔 浮阀 计算 校核

第一章 概 述

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 1.1精馏操作对塔设备的要求

精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 （4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （6） 塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有

些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 1.2板式塔类型

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。

板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

（1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，

为浮阀塔的80％左右。

（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 （4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （2） 操作弹性较小(约2～3)。 （3）小孔筛板容易堵塞。

第二章 设计方案的确定

本设计任务为乙醇—水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的

物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.1.2 进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

2.1.3加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的

塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于本实验溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。

2.1.4冷却剂与出口温度

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 2.2确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。

2.2.1满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能

波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.2.2满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

2.2.3保证安全生产

例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

第三章 塔的工艺尺寸的计算

3.1精馏塔的物料衡算

摩尔分率、平均摩尔质量、物料衡算、回收率等的计算

乙酸乙酯的摩尔质量：MA88.11kg/kmol 水的摩尔质量：MB116.16kg/kmol 原料液：xF23/88.110.2479

23/88.1177/116.16原料液MF0.282588.11(10.2825)116.16108.2359kg/kmol

510410364.1603kmol/h 进料流量 F30024108.2359全塔物料衡算 FDW① 轻组分 FXFDXDWXW② 乙醇的回收率ADxD100%98%③ FxF水的回收率BW(1xW)100%96%④

F(1xF)式中：F—原料液流量，kmol/h

D—流出液流量，kmol/h W—釜残液流量，kmol/h

XF—原料液中易挥发组分的摩尔分数 XD—流出液中易挥发组分的摩尔分数 XW—釜残液中易挥发组分的摩尔分数

联立①②③④解得

馏出液流量 D19.6042kmol/h 釜液流量 W44.5561kmol/h 塔顶 xD0.9061

塔底产品 xW0.0081 所以有：

塔顶 MD0.906188.11(10.9061)116.1690.74kg/kmol 塔底产品 MW0008188.11100081116.16115.93kg/kmol

3.2塔板数的确定

3.2.1理论板层数N的求取

3.2.1.1 最小回流比及操作回流比计算

当XF0.2825时，由t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为T=103.3℃

泡

查得泡点温度下乙酸乙酯的汽化热32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化热36.79 KJ/Kmol

所以rmr1x1+r2(1x1)35502KJ/Kmol 平均温度：T=(103.3+25)/2℃=64.15℃ 原

料

液

的

比

热

容

：

CPCPAx1CpB(1x1)223.6485KJ/(KmolK)

所以q线方程为yqxxF q1q1即：y=3.0272x-0.5727

根据进料线方程确定最小回流比如下图所示：

由上图可以看出q线与平衡线的切点坐标为（0.452/0.797） 故RminxDyq0.90610.7970.316

yqxq0.7970.452取R2Rmin20.3160.632 故精馏段操作线方程y式中 R—回流比 提馏段操作线方程：

xRxDy0.387x0.555 R1R1ym1LqFLqFWxmWLqFWxw

故提馏段操作线方程：

ym11.7xm0.0057

3.2.1.3 逐板法求塔板数：

xny4.71213.7121ynn；y1xD；y0.387x0.555；

xq0.427q线方程和精馏段操作线方程交点求得：x1

0.6719 y20.8150

则精馏段N=2

提馏段： x30.3790 则提馏段N=6

3.2.2实际板层数的求取

y40.6386

取全塔效率为0.48, 则有

N12/0.485块 N28/0.4817块

3.3 精馏塔有关物性数据的计算

物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计算非常重要，精馏塔设计中主要的物性数据包括：密度、粘度、比热、汽化热和表面张力。

3.3.1 操作压力计算（影响气相密度，进而影响Vs、D、塔板结构参数）

取塔顶表压为0Kpa。

塔顶操作压力 PD101.325KPa

每层塔板压降 P0.7KPa ，一般0.4-0.7kPa，浮阀塔板的压降为0.265—0.53kPa，筛板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。 进料板压力 PF101.3250.75104.825KPa 塔底操作压力 PW104.8250.717113.225KPa

精馏段平均压力 Pm(101.325104.825)/2103.075KPa

'提馏段平均压力 Pm(104.825113.225)/2109.025KPa

3.3.2 操作温度计算

利用表3-1中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW。

t101.5104.6101.5 , tF=103.4375℃ F0.260.320.28250.32t78.579.878.5塔顶tD：， tD=79.45℃ D0.890.950.90610.95t120.6126.0120.6塔釜tW：， tW=125.13℃ W00.050.00810.05ttD精馏段平均温度 t1F91.44℃

2tt提馏段平均温度 t2FW114.28℃

2进料口tF：

3.3.3 平均摩尔质量计算 3.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量

精馏段平均温度t1=91.44℃ 液相组成x1：

91.789.791.4489.7,x10.5365

0.530.58x10.5891.789.791.4489.7,y10.8439

0.840.87y10.87气相组成y1：

所以 ML188.110.5365116.16(10.5365)101.11 kg/kmol MV188.110.8439116.11(10.8439)92.49 kg/kmol

3.3.3.2 提馏段平均摩尔质量

提馏段平均温度t2=114.28℃ 液相组成x2：

115.9111.7115.9114.28,x20.1293

0.110.160.11x2气相组成y2：

115.9111.7115.9114.28,y20.3824

0.340.450.34y2所以 ML288.110.1293116.16(10.1293)112.53 kg/kmol

MV288.110.3824116.16(10.3824)105.43 kg/kmol

3.3.4 平均密度计算

精馏段平均温度t1=91.44℃ A=810kg/m3 B=807kg/m3 同理 t2=114.28℃ A'=785 kg/m3 B'=980kg/m3 在精馏段，液相密度L1： 气相密度V1：

V1=Pm•MRT103.07592.493.15 kg/m3

8.314(91.44273.15)同理在提馏段，液相密度L2780.5kg/m3 气相密度V2=3.57 kg/m3

3.3.5 液体平均表面张力计算

表3-2乙酸乙酯和乙酸丁酯不同温度下的表面张力

温度/℃

乙酸乙酯表面张力/103N/m3

.5

温度/℃

乙酸丁酯面张力/103N/m3

.7

3.3.5.1 精馏段液体平均表面张力

0 26

.9 5 24

.3

20 23

75 17.4

20 23

100 14.9

精馏段平均温度t1=91.44℃ 乙酸乙酯表面张力：

752091.4475115.46103N/m

17.423.9117.4乙酸丁酯表面张力：

20591.4420215.7988103N/m

23.324.7223.3精馏段液体的平均表面张力：mx111x1215.62103N/m

3.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力

提馏段平均温度t2=114.28℃

'3同理：乙酸乙酯表面张力：112.7610N/m '3乙酸丁酯表面张力：213.400610N/m

提馏段液体平均表面张力：m'x21'1x22'13.32103N/m

3.3.6 液体平均黏度计算

精馏段平均温度t1=91.44℃ 查液体黏度共线图得： 提馏段平均温度t2=114.28℃ 查液体黏度共线图得：

）精馏段黏度：1Ax1（ B1x11x2）Ax2B（2提馏段黏度：

=0.236mPas3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计

3.4.1 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

式中 V—精馏段气相流量，kmol/h L—精馏段液相流量，kmol/h

MV1、ML1—分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmol

V1、L1—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3

同理，提馏段的气、液相体积流率为 VS0.262m/s，LS0.00049m/s

33由极限空塔气速计算式： umaxCL v3

式中 V、L—分别为气、液相平均密度，kg/m

C由式CC20(M20)0.2 计算

式中 C20—物系表面张力为20mN/m的负荷系数 σm—操作物系的液体平均表面张力，mN/m C—操作物系的负荷系数

其中的C20 由史密斯关联图（姚玉英《化工原理（下）》P158页图3-7史密斯关联图），

0.2 0.1 0.09 0.07 0.06 0.05 0.04 0.03 0.02 HT=0.6

0.45 0.3 0.15

C20ufVLV0.01 0.01

0.02 0.03 0.04 0.00.1 0.2 0.3 0.4 0.7 1.0

LhL11()2Vhv1 史密斯关联图

LhL110.00043808.412查取图的横坐标为 ()()20.0264

Vhv10.2613.15式中 Vh、Lh—分别为塔内气、液两相的体积流量，m/h V1、L1—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m

3

3

LhL21同理，提馏段的为 ()20.0277

VhV2取板间距 HT0.35m，板上液层高度hL0.1m ，则 同上，C200.051

同理，提馏段的板间距取 HT0.35m，板上液层高度 hL0.1m。C200.0515 同理，提馏段的为 C0.047

u0.60.8umax，u0.50.6umax。选取泛点率：一般液体，易起泡液体，

取安全系数0.6，则空塔气速为

同理，提馏段为 u0.416m/s D0.896m 按标准塔径圆整后为D1m 塔截面积为AT4D24120.785m2

式中 D—塔径，m

Vs—塔内气体流量，m/s

3

u—空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s 实际空塔气速u0.2610.332m/s 0.785同理，提馏段的为 AT0.785m2 u0.334m/s

3.4.2 精馏塔有效高度的计算 板间距选择：

塔板间距与塔径的关系

塔 径/D，m

0.3～0.5

板间距/HT，200～

250～350 300～450 350～600 400～600

300

化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。

精馏段有效高度为 提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m ，

0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0

mm

故精馏塔的有效高度为

3.5 塔板主要工艺尺寸的计算

3.5.1 溢流装置计算

溢流装置包括溢流堰和降液管。 降液管形式和底隙

降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。

表 溢流形式选择

小塔、液体流量

塔 径

小

溢流形式

U型流

塔径小于2.2m 单溢流

塔径大于2m 双溢流

塔径很大、液体流量很大 阶梯流

因塔径 D=0.6m ，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下：

3.5.1.1 堰长

堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取lw=0.6-0.8D，对双溢流，一般取lw=0.5-0.6D。

取lw0.6D0.610.6m

同理，提馏段的为lw0.6D0.610.6m

3.5.1.2溢流堰高度

由hwhLhow 式中 hw—堰高，m hL—板上液层高度，m how—堰上液层高度，m

溢流堰板的形状由how决定，how>0.6选平直堰；how<0.6选齿形堰 选用平直堰，堰上液层高度：

2.84Lh2howE()3，

1000lw近似取E=1（一般情况取1，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。） 式中 lw—堰长，m

Lh—塔内液体流量，m/h

E—液流收缩系数，

若how小于6mm,采用齿形堰，当溢流层不超过齿顶时how1.17(3

Lhn)；当溢流层超过齿lw顶时L0.735lw5/2[how(howhn)5/2]用试差法。 hn2.840.00043360021()30.0060m 则how10000.6同理，提馏段的为how0.0066m 取板上清液层高度hL100mm 故hw0.10.00600.094m 同理，提馏段的为hw0.0934m

3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积

降液管截面积：由Af/AT = 0.06- 0.12 确定； 由

lw0.6 D由弓形降液管的参数图（姚玉英《化工原理（下）》P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得

AfAT0.062，

Wd0.11 D2故Af0.060.7850.0432m

同理，提馏段的为 Af0.0432m，Wd0.11m

2为避免严重的气泡夹带，停留时间35s，其中AfHTLS。

验算液体在降液管中停留时间为： 式中 Lh—塔内液体流量，m/h HT—板间距，m

Af—弓形降液管截面积，m

2

3

同理，提馏段的为 30.86s5s 故降液管设计合理

3.5.1.4 降液管底隙高度

底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。

h0Lh'u0.07m/s ，取0'3600lwu03

式中 Lh—塔内液体流量，m/h lw—堰长，m

u0'—液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取u0'=0.07 m/s ~0.25 m/s 则h00.0004336000.0102m

36000.60.07hwh00.0940.01020.0838m0.006m降液管底隙高度比溢流堰高度低

0.006m。

'同理，提馏段的为u00.07m/s h00.0117m/s

故降液管底隙高度设计合理。

3.5.2 塔板布置 3.5.2.1 塔板的分块

塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。

因D900mm，故塔板采用分块式。

① 溢流区区（受液区和降液区） Wd一般两区面积相等。 ② 鼓泡区 气液传质有效区

③入口安定区和出口安定区 Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。

Wc Ws r x lW Wd

筛孔数的计算:nnAp1.158’'Apt2 n—每平方米鼓泡区的筛孔数。 3.5.2.2边缘区宽度确定 '取WSWS0.04m，WC0.03m 3.5.2.3 开孔区面积计算 开孔区面积：Aa2(xrs其中x22r2xsin1) 180r

D1(WdWs)(0.110.04)0.43m 22式中 WC—边缘区宽度，m Aa—开孔区面积，m

2

WD—弓形降液管宽度，m WS—破沫区宽度，m

同理，提馏段的为 x0.455m r0.47m 故Aa2(0.4550.470.43同理，提馏段的为 Aa0.341m

2220.472180sin10.43) 0.341m2 0.473.5.2.4 筛孔计算及其排列

本利所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板， 取筛孔直径d08mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 同理，取提馏段的为 t3d03824mm 筛孔数目n为：n1.158Aa1.1580.341686个 22t0.0242

式中 Aa—开孔区面积，m

t—孔间距，m

同理，提馏段的为 686个 开孔率为0.907(82)10.08% 24同理，提馏段的为 10.08% 气体通过筛孔的气速为u0VSV0.261S7.59m/s A0Aa0.10080.341同理，提馏段的为 u07.62m/s

3.6 筛板的流体力学验算

3.6.1 塔板压降 3.6.1.1 干板阻力计算

干板阻力：hc0.051(u02V1)() c0L1式中 u0—气体通过筛孔的气速，m/s

C0—干筛孔的流量系数

V1、L1—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3

由 d0/15/35，查查干筛孔的流量系数图得，C00.68

干筛孔流量系数图

故 hc0.051(7.5923.15)()0.0198m液柱 0.76808.4同理，提馏段的为 hc0.0235m液柱

3.6.1.2 气体通过液层的阻力计算

气体通过液层的阻力：h1hL

uaVS0.2610.352m/s式中 Vs—塔内气体流量，m3/s

ATAf0.7850.04322

AT—塔截面积，m

Af—弓形降液管截面积，m

2

同理，提馏段的为 ua0.353m/s，F00.667 查充气系数关联图，

得0.74，提馏段的0.70

故 h1hL(hwhow)0.74(0.0940.0060)0.074m液柱 式中 hL—板上液层高度，m

β—充气因数，无量纲。液相为水时，β=0.5，为油时，β=0.2~0.35，为碳氢化合物时，β=0.4~0.5 同理，提馏段的为 h10.07m

3.6.1.3 液体表面张力的阻力计算

液体表面张力所产生的阻力：

4m415062103h0.000985m液柱

L1gd0808.49.810.008式中 d0—孔直径，m

σm—操作物系的液体平均表面张力，mN/m 同理，提馏段的为 h0.00087m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即

hp0.08057m液柱

同理，提馏段的为 hp0.0775m

气体通过每层塔板的压降为

PhPL1g0.08057808.49.81638.95Pa0.7kPa（设计允许值） 同理，提馏段的为 P593.39Pa0.7kPa（设计允许值）

3.6.2液面落差

2液面落差Δ一般较小，可不计。当不可忽略时， 0.0476(b4Hf)LZLs(bHf)3(Lv)对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3.6.3 液沫夹带

雾沫夹带量：ev5.7106m(ua)3.2

HThf式中 hL—板上液层高度，m HT—板间距，m

σm—操作物系的液体平均表面张力，mN/m ua—气体通过筛孔时的速度，m/s 故ev0.02047kg/kg0.1kg/kg

同理，提馏段的为 ev0.0242kg/kg0.1kg/kg 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

3.6.4 漏液

对筛板塔，漏液点气速： 式中 hL—板上液层高度，m

C0—干筛孔的流量系数

V1、L1—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3

h—与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m 实际孔速u07.59m/su0,min

同理，提馏段的为 u0,min4.75m/s，u07.229m/su0,min 稳定系数为Ku0u0,min7.591.61.5 4.74同理，提馏段的为 K1.611.5 故在本设计中无明显漏液。

3.6.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd(HThw) 式中 HT—板间距，m hw—堰高，m

φ—系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系

0.30.4，不易起泡物系0.60.7，一般物系，取0.5。

乙醇—水物系属于一般物系，取0.5，则 同理，提馏段的为 (HThw)0.2217 而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由式5-30计算，即

'2hd0.153(u0)0.153(0.07)20.000750m液柱

Hd0.080570.0740.0007500.1553m液柱

同理，提馏段的为 hd0.00750m液柱

Hd0.1483m液柱

故在本设计中不会发生液泛现象。

3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 漏液线

由u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)L1/V1 得Vs,min2.84Lh24.4C0A0{0.00560.13[hwE()3]h}L1/V1 1000lw23同理，提馏段的为 Vs,min0.11493.68826.65LS 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-4。

表3-4漏液线计算结果

0.00009 0.2403 0.2223

0.0006 0.2446 0.2263

0.001 0.2471 0.2285

0.0015 0.2497 0.2309

由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线1。

3.7.2 液沫夹带线

以 ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下： 由 ev5.7106m(ua)3.2

HThf同理，提馏段的为 ua1.35Vs 同理，提馏段的为 how0.0058Ls

故 hf2.5hL2.5(0.0940.0053Ls)0.2350.0133Ls 同理，提馏段的为 hf0.2340.0333Ls 整理得 Vs0.49220.0569Ls

同理，提馏段的为 Vs0.47240.136Ls

在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表3-5。

表3-5雾沫夹带线计算结果

232323232323

0.00009 0.4921 0.4721

0.0006 0.4918 0.4714

0.001 0.4916 0.4710

0.0015 0.4914 0.4706

由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线2。

3.7.3 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。由式得

取 E=1，则 Ls,min0.006100030.6()20.000412m3/s

2.8436003同理，提馏段的为 Ls,min0.000412m/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

3.7.4 液相负荷上限线

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限：AfHT5

Ls故Ls,minAfHT0.04320.350.003024m3/s 553同理，提馏段的为 Ls,mim0.003024m/s

据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

3.7.5 液泛线

令 Hd(HThw)

由 HdhphLhd；hphch1h；h1hL；hLhwhow 联立得 HT(1)hw(1)howhchdh

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得 式中 a'0.0512(V1) (A0c0)L1将有关的数据代入，得a'0.0513.15()0.2912

(0.10080.3410.76)2808.4同理，提馏段的为 a0.3418 b0.06292 c3105 d1.594 故 0.2912Vs0.058444085Ls1.632Ls

同理，提馏段的为 0.3418Vs0.062923105Ls1.594Ls

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表3-6。

表3-6液泛线计算结果

22232223

0.00009 1.893 1.747

0.0006 1.558 1.710

0.001 1.306 1.284

0.0015 0.957 1.026

由以上数据可分别作出精馏段和提馏段的液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3-4、3-5所示。

图3-4精馏段塔板负荷性能图 图3-5提留段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：

（1） 该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。

（2） 在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区内的适宜位置。

（3） 按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限(VS)max=0.53，气相负荷下限(VS)min=0.23，所以：

操作弹性=

0.53=2.3 0.23同理提馏段塔板的气相负荷上限(VS)max=0.47，气相负荷下限

(VS)min=0.195，

操作弹性=

0.47=2.4 0.195所设计筛板的主要结果汇总于表3-7

表3-7筛板塔设计计算结果

项目 平均温度tm/℃ 平均压力pm/kPa 气相流量

Vs/(m/s)

3精馏段数值 91.44 103.075 0.261

提馏段数值 114.28 109.025 0.262

液相流量

Ls/(m3/s)

0.00043 0.00049

塔的有效高度

1.4

Z/m 实际塔板数 塔径/m 板间距 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度

0.1

/m 堰上液层高度

0.0060

/m 降液管底隙高

0.0102

度/m 安定区宽度/m 边缘区宽度/m 开孔区面积/m3 筛孔直径/m

0.04 0.03 0.341 0.008

0.04 0.03 0.341 0.008 0.0117 0.0066 0.1

5 1 0.35 单溢流 弓型 0.6 0.094

12 1 0.35 单溢流 弓型 0.6 0.0934 3.85

筛孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 筛孔气速/(m/s) 稳定系数 单板压降/Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带/（kg

686 0.024 10.08 0.332 7.59

1.6 638.95 雾沫夹带控制 漏液控制 0.02047

686 0.024 10.08 0.334 7.62 1.61 593.39 雾沫夹带控制 漏液控制 0.0242

液/kg） 液相负荷上限

0.003024

/(m/s)

30.003024

液相负荷下限

0.000412

/(m3/s)

0.000412 2.4

操作弹性 2.3

第四章 塔附属设计

4.1 塔附件设计

4.1.1 进料管

33查表，25℃进料乙醇密度 1876kg/m；2886kg/m

查姚玉英《化工原理（上）》P18页表1-1 取uF1.6m/s‹7›

查姚玉英《化工原理（上）》P369页附录二十五 选取进料管的规格为502.5。

4.1.2 回流管

回流时，温度tW79.45℃， 液相xD：

79.878.579.879.45xD0.9061 0.890.950.89xD取u1.8m/s

取回流管规格为323。

4.1.3塔顶蒸气出料管

塔顶的温度为78.3℃，此时 气相组成yD：

79.878.579.879.45yD0.9827

0.980.990.98yD塔顶蒸气密度D蒸气体积流量V取u25m/s

88.6273.153.06kg/m3

22.4(273.1579.45)1.63219.604288.60.257m3/s

3.063600取回流管规格为323。 4.1.4 釜液排出管 釜底w44.5561kmol/h 釜底温度为125.13℃， 液相组成xW：xW126120.6126120.6xW0.0081

00.050xW平均摩尔质量MW88.110.0081116.16(10.0081)115.93kg/kmol 取u1.5m/s

取此管的规格为452.5。

4.1.5 法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，（查熊洁羽《化工制图》P380页附录七）选用相应法兰。

进料管接管法兰：PL50—0.25 HG 20593 回流管接管法兰：PL32—0.25 HG 20593 塔顶蒸气管法兰：PL32—0.25 HG 20593 釜液排出管法兰：PL45—0.25 HG 20593

4.2 筒体与封头

4.2.1 筒体

壁厚选6mm，所用材质为A3。

4.2.2 封头

封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=600mm ，

2查得曲面高度h1150mm，直边高度h025mm，内表面积 F封3.73m，容积

V封0.866m3。选用封头DN600*6，JB 1154-73。 4.2.3 裙座

塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取6mm。

3基础环内径：Dbi(100026)0.3101932mm 3基础环外径：Dbo(3000216)0.3103332mm

圆整：Dbi2000mm，Dbo3500mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。

4.2.4 人孔

人孔，其安设是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部装置。根据生产要求及塔设备装置设置2个人孔，孔径为500㎜。

4.3 塔总体高度设计

4.3.1 塔的顶部空间高度

的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。

4.3.2 塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。

4.3.3 塔体高度

塔体总高HH1HBH1H顶H封H裙7.750.7620.1751.211.885m

4.4 附属设备设计

4.4.1 冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为290~1160W/(m.℃) 本设计取K=500 W/(m.℃)

出料液温度：79.45℃（饱和气）～79.45℃（饱和液） 冷却水温度：20℃～30℃

汽化潜热：r236.79kJ/mol r132.23kJmol 逆流操作：t159.45℃ ，t249.45℃

2

2

tmt1t259.4549.4554.30℃ t159.45lnln49.45t2平均摩尔质量：M90.74kg/kmol

蒸汽流量：V(R1)11.221.63219.604231.99kmol/h 蒸汽的平均汽化热：rmr1x1+r2(1x1)32.66kJ/mol

Q32.6631.99103传热面积：A10.69m2

Ktm50054.33.6因为两流体温差小于70℃，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英《化工原理（上）》P378页附录二十八）所选型号为G400Ⅰ—1.6—22.3。查得有关参数（查姚玉英《化工原理

（上）》P378页附录二十八）如下表3-8所示：

表3-8冷凝器相关参数

壳程/mm 公称压强/MPa 公称面积/m管程数

2

273 1.6 11.1 2

管子尺寸/mm 管长/m 管子总数 管子排列方法

4.5 32 三角形

4.4.2 再沸器的选择

水蒸气再沸器设计选用的总体传热系数一般范围为2000~4250W/(m.℃) 本设计取K=2000 W/(m.℃)

水蒸气温度：160℃（蒸汽）~160℃（水） 逆流操作：tm140125.1314.87℃

平均摩尔质量：MW0008188.11100081116.16115.93kg/kmol 蒸汽流量：V'V(q-1)F63.64kmol/h 蒸汽汽化热：rm36.75kJ/mol

2

2

Q36.7563.64106传热面积：A21.84m2

Ktm200014.873600由于塔底蒸汽压强为500Kpa˂600 Kpa，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英《化工原理（上）》P378页附录二十八）所选型号为G400Ⅰ—1.6—19.7。查得有关参数如表3-9下：

表3-9再沸器相关参数

壳程/mm 公称压强/MPa 公称面积/m管程数

2

400 1.6 22.3 1

管子尺寸/mm 管长/m 管子总数 管子排列方法

3 98 三角形

4.4.3 泵的选择

1.进料泵

原料液流量F64.1603kmol/h

进料液在25℃时乙醇的密度为1=876kg/m3

进料液的摩尔质量为MF108.235kg/kmol 所以 LFFM64.1603108.23597.93m3/h

876查姚玉英《化工原理（上）》P373页附录二十六选用型号为IS5032200的单机单吸离心泵 2．回流泵

3同理 回流液流量Ls2.031m/h

选用型号为IS5032125 的单机单吸离心泵

设计小结

本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的设计。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

在短短的两周内，从开始的一头雾水，到组内同学的相互商讨，再查资料对整个工艺流程的计算，再到对材料的选取论证和后期的电子版编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实际相结合的种种困难，也体会到了利用所学的有限知识去解决实际中各种问题的不易。

我们从中明白了学无止境的道理，在我们所查找的很多参考书中，很多知识是我们从来没有接触到的，我们对一些知识的了解还仅限于

皮毛，所学知识结构还很不完善，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。

在实际计算过程中，由于没有及时将所得结果进行总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对一些数据的选取，也只是根据范围自己选的，并不一定符合现实应用，因此，一些数据计算并不是十分准确，因而存在一定的的误差，影响后面具体设备的选型。

通过本次课程设计，让我对我自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们以后继续学习是个很好的指导方向，我了解了工程设计的主要内容，掌握了化工设计主要的程序和方法，增强了分析和解决工程问题的能力。

最后感谢我们的指导老师贾冬梅老师，刘元伟老师,李亚萍老师对我们的辛勤指导与帮助，同时也要感谢同学们的相互帮助和支持。限于我的水平，设计中难免有一些不足之处，恳请老师批评指正。

附录：物性图表

表1 乙酸乙酯与乙酸丁酯的基础物性

乙酸乙酯 乙酸丁酯

分子量(kg/kmol) 沸点(℃) 汽化潜热(kJ/mol)

88.11 116.16

77.06 126.11

32.23 36.79

表2 常压下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡

数据

温度(℃) 液相中乙酸乙酯的摩尔分率

气相中乙酸乙酯的摩尔分率

0 0.19 0.34 0.45 0.54 0.62 0.68 0.73 0.77 0.81

温度(℃) 液相中乙酸乙酯的摩尔分率

气相中乙酸乙酯的摩尔分率 0.84 0.87 0.89 0.91 0.93 0.95 0.96 0.98 0.99 1

126.0 120.6 115.9 111.7 107.9 104.6 101.5 98.7 96.2 93.9

0 0.05 0.11 0.16 0.21 0.26 0.32 0.37 0.42 0.47

91.7 89.7 87.8 86.0 84.3 82.8 81.3 79.8 78.5 77.2

0.53 0.58 0.63 0.68 0.74 0.79 0.84 0.89 0.95 1

图1 组分液体比热 图2 组分气体比热 图3 组分液体密度 图4 组分气体密度 图5 组分液体黏度 图6 组分气体黏度 图7 组分液体的导热系数 图8 组分气体的导热系

[1] 带控制点生产工艺流程图 [2] 板式精馏塔的总装置图

塔顶出料口进料口人孔塔釜出料口

[3] 塔板图

参考文献

[1]陈敏恒等《化工原理》第二版化.学工业出版社.1999

[2]谭天恩,麦本熙,丁惠华《化工原理(上、下册) 》第二版.北京：化学工业出版社,1998

[3]姚玉英《化工原理例题与习题》第三版.北京：化学工业出版社,1998 [4]贾绍义,柴诚敬主编《化工原理课程设计》天津:天津大学出版社,2002

[5]李功样,陈兰英,崔英德主编《常用化工单元设备设计》广州:华南理工大学出版社,2003

[6]涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编.《化工工程及设备设计》北京：化学工业出版社,2000

[7]钱颂文主编《换热器设计手册》北京：化学工业出版社,2002 [8]《化工过程及设备设计》.广州：华南工学院出版社，1986 [9]《化工设计手册》编辑委员会.化学工程手册，第1篇化工基础数据；第8篇传热设备及工业生产.北京：化学工业出版社，1986 [10]阮奇，叶长，黄诗煌《化工原理优化设计与解题指南》北京：化学工业出版社，2001

[11]姚玉英《化工原理（上、下册）》修订版.天津：天津科学技术出版社,2009

[12]熊洁羽《化工制图》.北京：化学工业出版社,2007.1