化工原理课程设计精馏塔设计.doc

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1、目 录化工原理课程设计任务书1目录2一、设计概述2二、设计方案的确定及流程说明5（一） 塔板设计的要求5（二）装置的确定5（三）流程图6（四）操作条件6三、塔的工艺计算6（一）塔的物料衡算7（二）全塔物料衡算7（三）塔板数的确定7四、塔的工艺条件及物性数据计算9五、气液负荷计算12六、塔和塔板主要工艺尺寸计算13七、筛板流体力学验算17八、塔板负荷性能图19(一)精馏段19（二）提馏段22九、设计结果一览表25十、同组成员数据比较26十一、设计评述及讨论27十二、重要经验关联式28十三、参考文献28一、设计概述高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在

2、石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近20年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的DT塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆500万吨年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达p8400mm，由国内研制的p10000mm大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式

3、，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，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，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。板式塔是使用量大，应用范围广的重要气液传质设备。最早的板式塔有泡罩塔和筛板塔。到20世纪50年代出现了一些生产能力大和分离效果更好的板式塔，其中浮阀塔由于具有塔板效率搞，操作稳定等有点尔得到广泛应用。20世纪60年代初，机构简单的筛板塔克服了自身的某些缺点之后，应用又日益增多起来。为了有效实现气液两相之间的物质传递，要求塔板具

4、有一下两个作用：塔板是保持良好的气液接触条件，造成较大的接触面，而且气液接触表面不断更新，以增加传质速率。保证气液多次逆流接触，防止气液短路夹带与返混，使塔内各处能提供最大的传质推动力。（一）泡罩塔泡罩塔是应用最早的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便，且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，

5、仍有沿用。 （a） （b）图6 泡罩塔（二）浮阀塔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。 F-1型 V-4型 A型 十字架型 方形浮阀图7 浮阀

6、塔板（三）筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。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。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。垂直筛板斜台装置导向孔林德筛板图8 筛板塔板二、设计方案的确定及流程说

7、明 对塔板的要求 生产能力要大，即单位面积上气体和液体通量大。 板效率高。塔板效率高板数就少，对于板数一定的塔，板效率高可以提高产品质量后者减少回流比（或气液比），减少能耗，降低操作费用。 压降小。气体通过单板压降小，能耗低。对于精馏则可以降低釜压力和釜温，这对于处理高沸点和易发生自聚分解的物系尤其重要。 操作范围宽。当塔内操作的气液负荷波动使不至于影响塔的正常操作。结构简单，制造维修方便，造价低廉。 装置流程的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、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。

8、在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。苯甲苯饱和蒸汽（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如右图所示：操作条件操作压力：精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力

9、的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，本设计中已制定为塔顶压力为4kPa。进料热状态：进料状态有4种，可用进料状态参数q值来表示。本设计中已制定为饱和蒸汽进料：。加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。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，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即。三、塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F520

10、0kg/h；回流比R（自选）；进料热状况，；塔顶压强，；单板压降不大于。由石油化工基础数据手册，卢焕章等编著，化学工业出版社，可知：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A甲苯B78.11592.14180.100110.625288.94318.5748.3444.55由石油化工基础数据手册P457可知： 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度60708090100110120130140391.45550.80 757.621020.91350.42.3132.9643.7464.674138.95203.74291.21406.73556.3

11、1746.58984.701278.41653.7由石油化工基础数据手册可知：表3 液体的表面张力温度8090100110120苯，21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，21.6920.5919.4918.4117.34由石油化工基础数据手册可知：表4 苯与甲苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1甲苯,kg/829.3810.0790.3770.0748.8由石油化工基础数据手册可知：表5 液体粘度温度()8090100110120苯（）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（）0.3110.

12、2860.2640.2450.228由化工工艺设计手册（下册）国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版社表6常压吓苯甲苯溶液的平衡数据液相中苯的摩尔分数气相中苯的摩尔分数温度液相中苯的摩尔分数气相中苯的摩尔分数温度0.00.0110.659.278.989.48.821.2106.170.085.386.820.037.0102.280.391.484.430.050.098.690.395.782.339.761.895.295.097.981.248.971.092.1100.0100.080.2（一）塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 2）平均分子量 （二）全塔物料衡算

13、总物料衡算 （1） 易挥发组分物料衡算 （2）联立上式（1）、（2）解得： 则 （三）塔板数的确定 塔板数的计算在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：（1）根据苯甲苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图（如上一页所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表2，通过表在t -x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点； （2）求最小回流比及操作回流比。因饱和蒸汽进料即，所以其q线方程为一水平直线，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标

14、。依最小回流比计算式：取操作回流比：精馏段操作线方程：其截距为0.188即点，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为7层，提馏段为5层（不包括再沸器），第8层为加料板图如上一页所示2. 全塔效率依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t -x-y图，求得塔平均温度为：，温度下进料液相平均粘度为： 其中：104.9下的 则3. 实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：（层）四、塔的工艺条件及物性数据计算1. 操作压强塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：，塔底压强为：

15、，故精馏段平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为： 2. 温度根据操作压强，由下式试差计算操作温度：，经试差得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。3. 平均分子量塔顶：， 进料板：，塔底： , 则精馏段平均分子量：，提精馏段平均分子量： 4. 平均密度1）液相密度根据主要基础数据表4，由内插法得：塔顶：，塔底：，由（为质量分率）塔顶： 塔底: 故塔顶：，即；塔底：，即；进料板，由加料板液相组成，故故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：2） 气相密度 5. 液体表面张力根据主要基础数据表3，由内插法得：,，,，。 则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：

16、6. 液体粘度 根据主要基础数据表3，由内插法得：,，,， , 。 故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度五、气液负荷计算精馏段：提馏段： 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算1. 塔径塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得依式 校正物系表面张力为时可取安全系数为（安全系数），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔

17、气速: 提馏段： 查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为（安全系数），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速: 2. 溢流装置选用单溢流、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：精馏段：1)溢流堰长：单溢流取（）D，取堰长为0.66D，即2)出口堰高：由，查化工原理-天津出版社（下册）图求的列线图计算可知：提馏段：，查化工原理-天津出版社（下册）图求的列线图计算可知：故3)降液管的宽度与降液管的面积：由查（化工原理：图310弓形降液管的宽度与面积）得：，故，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（

18、，符合要求）4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 即：提馏段：1)溢流堰长：单溢流取（）D，取堰长为0.66D，即2)出口堰高：，查化工原理-天津出版社（下册）图求的列线图计算可知：故3)降液管的宽度与降液管的面积：由查（化工原理：图310弓形降液管的宽度与面积）得：，故，利用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：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 即：，圆整3. 塔板布置精馏段：；1)取边缘区宽度,安定区宽度2)由式：计算开空区面积，其中：， ； 所以 提馏段：1)取边缘区宽度,安定区宽度2)由式：计算开空区面积，其中：， ； 所以因此塔

19、板布置图如下页所示。4. 筛孔数与开孔率：精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。开孔率 （在515范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为： ， 由（精馏段塔板设计图）图（a）可知与理论相差296个提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。开孔率 （在515范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为： ， 由（提馏段塔板设计图）图(b)可知与理论数相差282个5.塔的有效高度精馏段：提馏段：七、筛板流体力学验算1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，由式

20、 2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：精馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数，所以 提馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数，所以 3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段 ，故 则单板压强： 提馏段 ，故 则单板压强 ： 2. 雾沫夹带量的验算精馏段： 提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3. 漏液的验算精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段： 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。4. 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算， 而精馏段：所以 取则 故在设计负荷下不会发生液泛。提馏段：所以 取，则 故在设计负

21、荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图(一)精馏段1. 雾沫夹带线（1） 式中 （a），近似取 , 故 （b）取雾沫夹带极限值为。 已知，并将代入得下式： 整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（1）2.06971.99491.93281.87701.82581.7778依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图3(a)中线（1）所示。2. 液泛线（2）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （） 由式前已算出）故 （） （）将，及（）、（）、（）代入（）得：整理得下式：在操作范围内取4个值，依

22、上式计算值列于附表中： 附表（2）3.63873.46043.29583.13342.96862.7988 依表中数据作出液泛线，如图3(a)中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图3(a)中线（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、 代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（3）0.46830.48220.49350.50340.51230.5205依表中数据作气相负荷下限线，如图3(a)中线（

23、4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则； 即整理上式得在VSLS图3（a）中作线（5），即为液相负荷下限线，如图3(a)所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性（二）提馏段1. 雾沫夹带线（1） （a）近似取.0, 故 （b）取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得下式：整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中： 附表（4）2.03441.96201.9

24、0131.84721.79741.7508依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图3(b)中线（1）所示。2. 液泛线（2）近似取，故。（前已算出）故 且 将，及以上数据代入 得：整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（5）1.84491.74861.68531.57311.48511.3948 依表中数据在VSLS图中作出液泛线，如图3(b)中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线，为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图3(b)中（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算

25、出），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4个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（6）0.33530.34550.35330.36040.36680.3729依表中数据作气相负荷下限线，如图3(b)中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件， 则： ；即整理上式得在VSLS图3(b)中作线（5），即为液相负荷下限线，如图3(b)所示。将以上5条线标绘于图3(b)中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相

26、负荷为。提馏段的操作弹性九、设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强110.225118.625各段平均温度91.985109.3平均流量气相VSm3/s1.07830.5983液相LSm3/s0.0032710.003625实际塔板数块1410板间距Tm0.450.45塔的有效高度m6.34.5塔径Dm1.21.2空塔气速m/s0.95340.5290塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长wm0.7920.792堰高wm0.0450.0435溢流堰宽度dm0.16560.1656管底与受液盘距离om0.0300.030板上清液层高度Lm0.050.05孔径d

27、omm4.04.0孔间距tmm12.012.8.0孔数N孔62874805开孔面积m20.079000.06038筛孔气速om/s13.64949.9089塔板压降P0.65170.5089液体在降液管中停留时间s44降液管内清液层高度dm0.13530.1195雾沫夹带Vkg液/kg气0.011580.001928负荷上限雾沫夹带控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s1.8021.3气相最小负荷m3/s0.4820.346操作弹性3.743.76十、同组成员数据比较及讨论项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强110.575120.025各段平均温度91.5109.45

28、平均流量VSVSm3/s0.7890.614LSLSm3/s0.002210.00374实际塔板数块1512板间距Tm0.450.45塔的有效高度m11.7塔径Dm1.21.2空塔气速m/s0.6980.543塔板液流形式单流型单流型溢流装置弓形弓形wm0.780.78whwm0.0460.041dWdm0.1490.149ohom0.03150.0320板上清液层高度Lm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.018.0孔数N孔39002668开孔面积m20.07650.0524筛孔气速om/s10.31411.718塔板压降P0.56090.6790液体在降液管中停留时间

29、s16.579.79降液管内清液层高度dm0.1330.529雾沫夹带Vkg液/kg气0.00540.0026负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s1.5880.998气相最小负荷m3/s0.4480.286操作弹性3.553.49讨论：由于我的设计方案是饱和蒸汽进料，所以气相流量比液相流量大的多，使得精馏段和提留段的单板压强降差的比较多，而且压强降不容易控制，很容易超过规定值，而气液混合进料这种现象就不容易出现，气体通过筛孔的速度相差不大，使得单板压降液容易控制，验算过程比较简单。而且饱和蒸汽进料，回流比较大，所以板效率比同组混合进料的要高些，这也就造成了我的板

30、数比他们要少，节省材料。但是能耗较大，热量消耗和能量消耗比其他人的要高，而且筛孔数比同塔净的要多好多，这也就造成了制作工艺有些难度。十一、设计评述及讨论本次课程设计比换热器的设计难度要大，主要是计算复杂、计算量大、考虑的细节较多，必要时还要通过经验选取数据，对于我们这些只在书本上学知识的学生来说有些盲目，所选数据总是不合适，通过多次选择才能达到要求。通过本次设计，使我认识到作为化工工艺专业的学生，不仅要学好化工原理、化工计算等专业课程，还要对设备等相关内容的课程要掌握好，并且要联系实际把理论与实践很好的结合起来，只有这样才能学以致用。在整个设计过程中要考虑很多问题，尤其是工艺尺寸的计算及流体力

31、学验算的有关内容，要考虑周到合理，否则会有“小毛病出大问题”的败笔出现。这就要求我考虑问题要全面详细，要多学各方面的知识并能充分利用，用知识更好地去解决问题。由于本次设计是工程方面的，因此在准确度上就没有纯理论的高，存在误差是在所难免的。如计算过程中数字的四舍五入逐渐积累了较大的计算误差等，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小；计算出的筛孔数与实际排列的筛孔数存在误差，这就要求我在下面的计算中应该用实际排出的孔数计算，以减小误差。在精馏段和提留段的计算上有一定的差别，这就要求我综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。并且通过此次试验我也使得化工原理上学的好多知识和实际得到

32、了有机结合，例如，回流比较大使得板效率增大，使得我们所设计的塔板数减少。但是回流比也不能太大，否则造成气体通过筛孔的速度过大，使得单板压强降过大，造成能量的不必要消耗;还有就时进料热状况对塔设计的影响，尤其时饱和蒸汽进料对单板压降要求的比较严格，需要严格选定，而且饱和蒸汽进料使得精馏段和提馏段的诧异较大，各种数据相差较多，使得控制比较困难，所以设计时我选择了提馏段和精馏段板设计略有不同来解决诧异较大的问题。试验中我还注意到单板压降和气体通过筛孔的气速有关，在流量一定的情况下就时和孔径有关，所以在当压降较大时可以适当增大孔径，但是也不能过大，否则由于气速太小会造成漏液现象的产生;而且当筛板的稳定

33、系数太小时我们可以通过降低开孔率来提高，这也应该算是经验吧。总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：我们在以后工作时必须要理论联系实际，否则纯理论的东西在一定的情况下会给我们造成误导。所以理论联系实际是我们应该具备的必要素质。十二、重要经验关联式 1.全塔效率： 2.Hunt的经验式： 3.漏液点气速： 十三、参考文献 1 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 1992 2 化工原理（化工分离过程） 蒋维钧 余立新 编著 清华大学出版社 2005 3 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 19924 石油化工基础数据手册 卢焕章等编著 化学工业出版社 5 化工工艺设计手册（下册） 国家医药管理局上海区药设计院编 化学工业出版社