乙烯-乙烷体系对浮阀塔底精馏塔的设计（处理量：140回流比系数：1.3）

化工原理课程设计说明书姓名：高宁宁班级：化机0404学号：200442089指导教师：董宏光 韩志忠2007年7月16日前言 设计就是根据生产任务的要求，综合各方面知识而设计的满足生产要求的工程技术方案。化工项目设计的基本过程是，可行性研究、工程设计、详细设计、项目施工、开车验收等。我们这次课程设计主要是初步设计即方案设计和设备设计。 本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！目录第一章 概述4 第二章 1.1精馏塔51.2再沸器51.3冷凝器5第三章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第四章 精馏塔工艺设计93.1设计条件93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计133.5溢流装置的设计153.6塔板布置和其余结构尺寸的选取163.7塔板流动性能校核173.8负荷性能图19第五章 再沸器的设计224.1设计任务与设计条件224.2估算设备尺寸234.3传热系数的校核244.4循环流量校核27第六章 辅助设备的设计32第七章 管路设计38第八章 控制方案39附录一 主要符号说明40附录二 参考文献44 附件一 C程序附件二 matlab程序附表三 塔板负荷性能图 第一章 概述 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。精馏塔 精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本设计为板式精馏塔。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的优点，塔板上的孔较大，每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。1 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，但考虑到我们所要处理的情况，再沸器中需要加热的塔釜液温度为5，所以我们可以用廉价的40左右的的热水加热即可。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。2 冷凝器 （设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章 方案流程简介1 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2 工艺流程1） 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2） 必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3） 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 140kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计 第一节 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂热水 加热方法间壁换热3）冷却剂：制冷剂4）回流比系数：R/Rmin=1.3 3塔板形式：浮阀 4处理量：qnfh=140kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔底 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1.求摩尔流量 FXf=DXd+WXwF=D+W解得： D = 91.4286kmol/h ; W= 48.5714kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热热水的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三节 塔板数的计算1 泡点计算： 泡点计算流程图如下：P,x,TKi=f(T,P)yi=Ki*xifn(T)=yi-1|fn(T)|?T=Tb 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=256K 经代计算得塔顶温度Tt=255K塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa； 由P-T-K图读得：KA=1.00 ; KB=0.69;BAKK=a1 1.449；预设塔板数为75（含釜），则塔底压力Pt=Pt+1000*9.8*100*0.001*74*0.001=2673.87KPa假设塔顶温度Tto=257K 经代计算得塔顶温度Tt=257K 由P-T-K图读得：KA=1.48 ; KB=0.995;a2= KA /KB=1.487a=(a1+a2)/2=1.468计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.7325; =3.165; R=1.3Rmin=4.1145;为逐板计算过程：逐板计算流程图如下：输入：qnF , zF , R , xD , xwqnD , qnW , xq , yq y1=xd j=1平衡关系求，xjxjxwxjxq精馏操作线yj+1提馏操作线yj+1NF=j+1j=j+1结束xj , yj , NF , NTy1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第23块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 1.10502n -0.00105 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=45（含釜）用C语言程序(见附件)进行逐板计算得，该精馏过程需理论塔板数Nt为45,进料位置Nf=23，总板效率为Et=0.6,则实际塔板数为Np=75,与假设相符，进料位置为第37块塔板。 塔内气、液相流量：精馏段：L=376.18256 kmol/h；V=467.611 kmol/h； 提馏段 ： L=516.183kmol/h =15521.623kg/h=39.789 m3/h=0.011 m3/s；V=467.11 kmol/h=14061.06kg/h=281.109 m3/h=0.078 m3/s； 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据气相密度：V =50.2kg/ m3液相密度：L =390.1kg/ m3液相表面张力：=2.846mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=0.078kg/s 液相流量：qmLs=0.011kg/s 两相流动参数： =0.393初选塔板间距 HT=0.4m,查化工原理（下册）P107泛点关联图，得：C20=0.05所以，气体负荷因子： =0.03385 液泛气速： 0.088m/s 取泛点率为0.8 操作气速：u = 泛点率 uf=0.0704 m/s 气体流道截面积： =1.108m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.10; 则A / AT=1- Ad / AT =0.90 截面积: AT=A/0.90=1.231 m2 塔径： =1.252m 圆整后，取D=1.4m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =1.539 m2 降液管截面积：Ad=AT0.10= 0.1539 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.358 m2实际操作气速： = 0.0563m/s 实际泛点率：u / uf =0.6403 塔高的估算 Np=75 有效高度：Z= HT Np=30m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.6m设置4个人孔，人孔所在板间距增至0.6m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时间为20min釜液高度：Z=4*Vh/(3*3.14*D*D)=8.616m 所以，总塔高h=Z+0.5*5+5+1.5+1.5+8.616=47.616m第五节 溢流装置的设计1 降液管（弓形）Lh=39.789 m3/h;由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.10= 0.1539 m2由Ad/AT=0.10,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.724所以，堰长lw=0.724D=1.013m2 溢流堰 取E近似为1.08则堰上液头高： =0.03544m取堰高hw=0.06m,底隙hb=0.03m液体流经底隙的流速：ub =0.365m/sub Hd 所以不会发生液泛 4 液体在降液管中的停留时间 =5.596s5s 满足要求 5 严重漏液校核取F0=5；=0.7057;=2.1961.52.0；故不会发生严重漏夜第八节 负荷性能图1 过量液沫夹带线取 F1 = 0.8Ab0.78AT时用第一式（多见）Ab=AT-2Ad=1.06880.78 AT =0.782.011=1.5686Ab 0.78 AT得qvvs=0.2947-3.4186qvls qvvh=-3.4186qvlh+1060.92 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=2.77 m3/h 与y轴平行 由上述关系可作得线3 严重漏液线取F0=5;qvvh=127.44m3/h;由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得：qVLh=44.28 m3/h ;由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =0以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： qVLh =82.66m3/s 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图（见附件四）有图可以看出：设计点位于正常操作区的中部，表明该气液负荷的波动有较好的适应能力。有图查得qVVhmax =1060.92 m3/h,qVVhmin=127.44 m3/h故操作弹性：qVVhmax / qVVhmin8.325 所以基本满足要求。第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2601.35MPa 塔底压力=2673.8kpa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）404压力（MPa绝压）0.10132.67387蒸发量：Db= q,mVs =14051.71kg/h3 物性数据1） 壳程凝液在温度（70）下的物性数据：潜热：rc=2334kJ/(kg.k)热导率：c =0.618w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32） 管程流体在（4 2.674MPa）下的物性数据：潜热：rb=9.0373kJ/kg液相热导率：b =100.5715mw/(m*K)液相粘度：b =0.0602mPa*s液相密度：b =390.1kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.471kJ/(kg*k) 表面张力：b0.002846N/m气相粘度：v =0.008855mPa*s气相密度：v =50.2kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000157 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1173.08kw 传热温差： =40-5=35K 假设传热系数：K=800W/( m2 K) 估算传热面积Ap =58.65 m2 拟用传热管规格为：25*2.5mm,管长L=3000mm 则传热管数： =249 若将传热管按正三角形排列，按式 NT = 3a*(a+1) +1 得：a=8.6,b=2a+1=18.2 管心距：t=0.035m 则 壳径： =0.705m 取 D= 700mm L/D=5.12 取 管程进口直径：Di=0.114m 管程出口直径：Do=0.303m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.0.3则循环气量： =13.01kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=25-22.5=20mm =0.078 = 166.81kg/( m2 s) 雷诺数： = 55417.17 普朗特数： =2.078 显热段传热管内表面系数： = 2427.43w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： =14.039kg/s 折流板间距B=0.2D=0.2*0.705=0.141mSo=BD(1-d/t)=0.028管外冷凝表面传热系数： 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.000264 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.00004789m2 K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2= 0.0355m = 719.67w/( m2 K) 2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws =420516kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： =0.931 则1/Xtt=0.1.074 查设计书P96图329 得：E=0.2 在Xe=0.3 X0.2Xe=0.06的情况下 =0.193 再查图329，=1 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.6 泡核沸腾表面传热系数: =60212.97w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 919.71w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.54两相对流表面传热系数: =1414.16 w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 37541.942w/( m2 K) =1101.46w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 = 0.0097LBC = 0.00971L= 0.029mLCD =L- LBC = 2.97m4传热系数 = 1097.74 实际需要传热面积： = 42.75m25传热面积裕度： = 0.370.30所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.1时=3.139 两相流的液相分率： = 0.358 两相流平均密度： =0.358kg/m3 2）当X=Xe=0.3 = 0.931两相流的液相分率： = 0.201 两相流平均密度： = 118.51kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.02m,则循环系统的推动力： = 5174.16pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 1274.61kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2413715.5进口管内流体流动摩擦系数： = 0.151进口管长度与局部阻力当量长度： =13.68m管程进出口阻力: =3491.8Pa 传热管显热段阻力P2 =116.31kg/(m2s) =55253.7 =0.0242 = 1.25Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =33.262kg/(m2s) =75125.9 =0.02286 =4.918Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=133.05kg/(m2s) = 442026.6 = 0.01767 = 59.54Pa = 331.5Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.458 = 103.38pa;管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 =180.43kg/(m2s) = 54.13kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 35.39m = 1852218.0 = 0.0154 =52.49Pa;b. 液相流动阻力PL5 =126.3kg/(m2s) = 635696.0 = 0.0169 = 40.36Pa = 738Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 4947.3 Pa 又因PD=4119.12Pa 所以 =1.046(PD-Pf)/PD=0.0267,在0.010.05范围内. 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =280.2kg/m3 乙烷 L2 =342.5kg/m3 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 则平均密度为300.2 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=4026.4kg/h 取 停留时间：x为3天，即x=72h 进料罐容积： 1379.56m3 圆整后 取V=1380m3 2回流罐（-18）质量流量qmLh=3600RqmDs =10553.6kg/h设凝液在回流罐中停留时间为20min，填充系数=0.7则回流罐的容积 17.918取V=183塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =2576.2 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 945.68取V=9464 釜液罐取停留时间为4天，即x=96h质量流量qmWh=3600qmWs =1460.5 kg/h 则釜液罐的容积 1460.5 取V=1461二 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=2.0m/s 液相密度：300.2kg/ m3qVfs = qmfs / =0.00373 m3/sd=0.0487m 取1147规格的管，d=50mm液体粘度=0.071mPa.S取=0.2相对粗糙度：/d=0.004Re=ud/= (300.21.90.05)/0.000071=401676.0查得：=0.028取管路长度：l=50m 取90度弯管1个(=0.75)，截止阀2个(每个=6.0)，文氏管流量计1个hf=(le/d)+)uu/2/g=7.50m取则qVLh =13.14m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=2.0m/s液体密度：280.2 kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0105m3/s 取893.5规格的管，d=82mm液体粘度=0.0000357Pa.S取=0.2相对粗糙度：/d=0.00244Re=du/=825005.3查得：=0.02取管路长度：l=100m 取90度弯管3个，截止阀2个，文氏管流量计1个取Z=50m则qVLh =38.02m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度：390.1kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00104m/s 取603规格的,d=54mm实际速度为u=0.454m/s管液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00323 Re=du/=170819.6查得：=0.028取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =3.743m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格893.5。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.51004.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594第七章 控制方案 精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。 将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=300.22FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=390.13PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜温控制020乙烷L=450总结经过次课程设计，我的知识和认识都有有了提高。这次课程设计完成后，我对化工原理这门课程的认识上升到了一个新的层面，对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。从这次设计过程中认识到化工原理知识在实际应用中的重要地位，这也让我明确了将来的努力方向。在这次课程设计中我初步了解了化工设计的步骤和方法，为以后的课程设计指了方向。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如C语言，EXCEL，MATLAB，CAXA等。总之，在这次课程设计中我受益匪浅，希望各位老师帮我之处设计中的不足，使我能不断提高和进步。附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2Z塔高 mAa塔板上有效传质区面积 m2相对挥发度Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo浮阀孔直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率液流收缩系数qVLh液相体积流量 m3 /hqVLs液相体积流量 m3 /sh克服液体表面张力的阻力 mqVVh气相体积流量 m3 /hhow堰上方液头高度 mqVVs气相体积流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热 kj/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度 Klw堰长 mt摄氏温度 M摩尔质量 kg/kmolFLV两相流动参数密度 kg/m3 hd液体流过降液管底隙的阻力m液体表面张力 mN/mHd气相摩尔焓 kj/kmol时间 sHd降液管内清液层高度 m降液管中泡沫层的相对密度 Hf降液管内泡沫层高度 m浮阀的开孔率HT塔板间距 mhb降液管底隙 mhf塔板阻力（以清液层高度表示 m）u设计或操作气速 m/sht塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）mua通过有效传质区的气速 m/sho干板阻力 （以清液层高度表示）muf液泛气速 m/sho严重漏液时的干板阻力muo阀孔气速 m/suo严重漏液时相应的筛孔气速 m/szf进料的摩尔分数x液相摩尔分数y气相摩尔分数下标A.B组分名称min最小c冷却水max最大D馏出液n塔板序号e平衡opt适宜F进料q精馏段、提馏段交点h小时R再沸器i组分名称s秒j组分名称V气相l液相w釜液提馏段饱和附录二 参考文献：1.化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2.化学化工物性数据手册刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002年。3.化工物性算图手册，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4.石油化工基础数据手册，卢焕章，化学工业出版社，1982年。5.石油化工基础数据手册，（续篇），马沛生，化学工业出版社，1982年。6.石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版书，2002年。7.化工原理（下册）附件一：计算塔板数得C程序：#include #inclu