苯--甲苯板式精馏塔塔的设计.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流苯-甲苯板式精馏塔塔的设计.精品文档.化工原理课程设计-苯-甲苯板式精馏塔塔的设计 专 业：化学工程与工艺 班 级：1014101 学 号：101410122 姓 名： 陈延超 指导教师： 赵海鹏 日 期 2013-01-09 序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能

2、力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分

3、离。目录一、化工原理课程设计任书3二、设计计算41.设计方案的确定42.精馏塔的物料衡算73.塔板数的确定74.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 115.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 166.塔板主要工艺尺寸的计算177.筛板的流体力学验算218.塔板负荷性能图239.接管尺寸确定29三、个人总结31四、参考书目31一、设计任务书一、设计题目：设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、 设计任务：物料处理量： 5万吨年进料组成 ： 55 苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯 98 塔底产品组成苯 2% 2、 操作条件平均操作压力 ： 101.3 kPa

4、 平均操作温度： 94回流比： 自选 单板压降： =0.7kPa工时： 330天 三、设计方法和步骤：1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 （10）堰及降液管的设计 （11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数

5、（12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图（14）塔盘结构（15）塔高（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理上册，高等教育出版社，2006.1。天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.1。 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.12 。谭天恩，李伟等编著过程工程原理，化学工业出版社，2004.8 。大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程

6、设计。汤金石等著化工原理课程设计，化学工业出版社，1990.6。 化学工业物性数据手册，有机卷。（8）化工原理及设备课程设计，化学工业出版社，2011.8。（9）化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜编；（二）、设计计算1.设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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

7、回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 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，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔

8、板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压PC（kPa）苯AC6H67880.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.06

9、3.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度

10、（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.3

11、90.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量总物料衡算 74.89=DW苯物料衡算 74.890.59040.983D0.0235 W联立解得 D44.25 kmo

12、lhW=30.64 kmolh式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3 塔板数的确定 （1）理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0.5904,0.5904）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 0.7741 ,0.5904故最小回流比为依据实际生产中的经验取求精馏塔的气、液相负荷 (泡点进料：q=1)求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为逐板法求理论板对于精馏段=2.378 又由相平衡

13、方程 得 则 = 0.983 =0.9605 0.9022因为=0.5904 故精馏段理论板数 n=7对于提馏段=2.378 又由相平衡方程 得则 =0.0235 故提留段理论板数 n=7（2）实际板层数的确定全塔效率的计算（查表得各组分黏度=0.269，=0.277）实际板层数的确定精馏段实际板层数7/0.551=12.70413,提馏段实际板层数7/0.551=12.70413,进料板在第14块板4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 101.325 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa塔底操作压力=101.325+0.726=119.525 kPa进料

14、板压力101.3250.713110.425kPa精馏段平均压力 P m （101.325110.425）2105.875 kPa提馏段平均压力P m =（110.425+119.525）/2 =114.975 kPa（2）操作温度计算 用内插法由已知数据可算出塔内各点的工作温度。计算结果如下： 塔顶温度80.37进料板温度87.02 塔底温度=109.18则精馏段平均温度=（ 80.3787.02）/2 = 83.70提馏段平均温度=（87.02+109.18）/2 =98.10（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由=0.983,查平衡曲线图可知=0.972进料板平均摩尔质量计算

15、由上面理论板的算法，得0.7566， =0.5666 塔底平均摩尔质量计算由xw=0.0231,由相平衡方程，得yw=0.053精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量（4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD80.37，查手册用内插法可得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由87.025.3，查手册用内插法得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由tw109.18，查手册用内插法求得 塔底液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段液

16、相平均密度为(5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80.37，查手册用内插法可求得 A=21.2mN/m B=21.7 mN/mLDm=0.98321.2+(1-0.983)217=20.21 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF87.02，查手册用内插法可求得 A=20.4 m N/m B=20.9 m N/mLFm=0.566620.4+0.433420.9=20.62 mN/m塔底液相平均表面张力的计算 由 tD109.18，查手册用内插法可求得 A=17.6 mN/m B=18.5 mN/mLwm=0.023117.6

17、+(1-0.0231)18.5=18.48mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.21+20.62）/2=20.92 mN/m提馏段液相平均表面张力为 Lm=（20.62+18.48）/2=19.55 mN/m(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD80.37，查手册用内插法可求得 A=0.307 mPas B=0.310 mPaslgLDm=0.983lg(0.307)+ (1-0.983)lg(0.310)解出LDm=0.307 mPas进料板液相平均粘度的计算 由tF87.02，查手册用内插法可求得 A=0.288m

18、Pas B=0.293 mPaslg LFm=0.5666lg(0.288)+ (1-0.5666)lg(0.293)解出LFm=0.290 mPas塔底液相平均粘度的计算 由tw109.18，查手册得 A=0.235 mPas B=0.236 mPaslgLwm=0.0231lg(0.235)+ (1-0.0231)lg(0.236)解出Lwm=0.236 mPas精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.307+0.290)/2=0.299 mPas提馏段液相平均粘度为 Lm=(0.290+0.236)/2=0.263mPas（7） 气液负荷计算 精馏段： 提馏段：5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔

19、板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 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 对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.085；依式校正物系表面张力为时安全系数0.60.8可取安全系数为0.7，则故对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图得C20=0.082；依式校正物系表面张力为时安全系数0.60.8可取安全系数为0.7，则故

20、按标准,塔径圆整为1.200m则塔截面积,则空塔气速。6 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 因塔径D1.200m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长=0.7D=0.71.200=0.84mb)出口堰高：由，近似取E=1,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管参数图得，故，利用公式（3-5）计算液体在降液管中停留时间并检验降液管面积，即，符合要求d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：满足要求e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度

21、为60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长=0.7D=0.71.200=0.84mb)出口堰高：由近似取E=1,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管参数图得，故， 利用公式（3-5）计算液体在降液管中停留时间并检验降液管面积，即，符合要求d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）满足要求(2) 塔板布置 精馏段塔板的分块 因D=1200mm800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为3块。对精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.03m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依式计

22、算开空区面积b)c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛 孔数， 则（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 提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.03m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依式计算开空区面积c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个， 则（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7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作

23、出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.775由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度： 由与关联图查得板上液层充气系数=0.58，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：则单板压强：(2) 液面落差 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) 雾沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔

24、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。提馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度： 由与关联图查得板上液层充气系数=0.56，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式， 故则单板压强：(2) 液面落差 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) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.157m取，则

25、故在设计负荷下不会发生液泛。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。8 塔板负荷性能图 精馏段：(1) 漏液线 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3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0030.0050.008Vo /(m3/s)0.4410.4630.4790.499由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.00

26、10.0030. 0050.008Vs /(m3/s)2.1582.1341.8241.692由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (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 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。(5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。

27、 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0030.0050.008 Vs /(m3/s)1.7551.6741.5941.457由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。 提馏段(1) 漏液线 由 ，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列

28、于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0030.0050.008Vs /(m3/s)0.3910.4120.4280.448由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 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3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0030.0050.008Vs /(m3/s)1.20711341.0771.005由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-2

29、1得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (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 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0030.0050.008Vs /(m3/s)1.6841.6121.5411.421由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 所设计筛板的

30、主要结果汇总于表。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PmkPa105.875114.975各段平均温度tm83.7098.10平均流量气相VSm3/s1.051.004液相LSm3/s0.0025240.005092实际塔板数N块1313板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm1.2001.200空塔气速um/s1.0130.8946塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.840.84堰高hwm0.046110.03782溢流堰宽度Wdm0.1740.174管底与受业盘距离hom0.030050.03031板上清液层高度hLm0.

31、060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个38313831开孔面积m20.74430.7443筛孔气速uom/s13.9713.36塔板压降hPkPa0.6560.657液体在降液管中停留时间s18.1869.0147降液管内清液层高度Hdm0.1570.163雾沫夹带eVkg液/kg气0.01370.0128负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s气相最小负荷VSminm3/s操作弹性9. 各接管尺寸的确定1 进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故查GB 8163-87经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格

32、：实际管内流速：2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则查GB 8163-87经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：3 回流液管利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么查GB 8163-87经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：经验流速为10-20m/s,取适宜速度，那么查GB 8163-87经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：10.塔高取塔顶空间（包括人孔和封头）;塔底空间（包括一个人孔）；在提馏段中部开设一人孔，人孔处的板间距为；进料位置板间距（包括

33、一个人孔）；取裙座高度，所以塔高三、个人总结 在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期文档的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践相结合过程中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。从中也明白了学无止境的道理，在所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对化工行业的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。 在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在

34、后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。此后，我会在每章节后及时地列出数据表，方便自己计算也方便读者查找。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，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。我想如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认

35、真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。由于自己的水平有限，设计中难免有不足之处，恳请老师批评指正。四、参考书目 天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理上册，高等教育出版社，2006.1。天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.1。 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.12 。谭天恩，李伟等编著过程工程原理，化学工业出版社，2004.8 。大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计。汤金石等著化工原理课程设计，化学工业出版社，1990.6。 化学工业物性数据手册，有机卷。（8）化工原理及设备课程设计，化学工业出版社，2011.8。