二硫化碳和四氯化碳浮阀塔的精馏设计.doc

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1、化工原理课程设计 化工原理课程设计题 目 二硫化碳和四氯化碳浮阀 塔的精馏设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 材料化学 班 级 2009级1班 学生姓名 学 号 指导教师 刘元伟 职 称 讲师 2012年 5 月 15日前言化工生产中所处理的原料，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。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 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。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同

2、，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。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，逐步掌握了浮阀塔的性能，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，维修都较容易化工原理课程设计是培养学生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

3、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。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。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。目录第一章 流程的确定及说明41.1 加料方式41.2 进料状况41.3

4、塔顶冷凝方式51.4回流方式51.5加热器5第二章 精馏塔的设计计算62.1 设计对象62.2 工艺条件62.3设计内容62.4 参考数据72.4.1 二硫化碳和四氯化碳的平衡数据72.4.2二硫化碳和四氯化碳的物性72.4.3二硫化碳和四氯化碳的表面张力82.5 流程的设计及说明82.6 设计计算92.6.1精馏流程的确定92.6.2 塔的物料衡算92.6.3塔板数的确定102.6.4塔工艺条件及物性数据计算11第三章 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算153.1 物性参数的计算153.2 溢流装置173.3 塔板布置193.4 塔有效高度20第四章 浮阀塔的流体力学验算214.1气体通过浮阀塔压

5、降相当的液柱高度214.1.1干板压降相当的液柱高度214.1.2气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl214.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度224.2淹塔224.3雾沫夹带23第五章 塔板负荷性能图245.1 精馏段245.1.1雾沫夹带线245.1.2液泛线255.1.3液相负荷上限线255.1.4漏液线265.1.5液相负荷下限线26第六章 附属设备及主要选型的计算286.1进料管286.2 釜残液出料管286.3 回流液管286.4 塔顶上升蒸汽管296.5 水蒸汽进口管296.6 热量恒算306.6.1冷凝剂的选择306.6.2热量衡算306.7 泵的选择32第七章 设计结

6、果及总结评价347.1浮阀塔的工艺设计计算表347.2 自我总结与评价35第八章 附图37第一章 流程的确定及说明1.1 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。1.2 进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加

7、热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。对于沈阳地区来说，存在较大温差，综合考虑，设计上采用泡点进料。1.3塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。1.4回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、

8、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。 1.5加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。1.6加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔

9、的设计计算2.1 设计对象 精馏塔及其主要附属设备设计2.2 工艺条件生产能力:51000吨/年年工作日:300天原料组成:32%的二硫化碳和68%的四氯化碳产品组成:馏出液为96%的二硫化碳,釜液为2.4%的二硫化碳操作压力:塔顶压强为常压进料状况:泡点进料温度:泡点加热方式:直接蒸汽加热回流比:R/Rmin=1.82.3设计内容1 确定精馏装置流程;2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设

10、备设计计算2.4 参考数据2.4.1 二硫化碳和四氯化碳的平衡数据液相中二硫化碳的摩尔分率X气相中二硫化碳的摩尔分率Y液相中二硫化碳的摩尔分率X液相中二硫化碳的摩尔分率Y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06160.15550.06300.82900.11060.26600.75740.87900.14360.33250.86040.93200.25800.49501.01.02.4.2二硫化碳和四氯化碳的物性项目分子式分子量M沸点密度g/c二硫化碳cS27646.5四氯化碳Ccl415476.82.4.3二硫化碳和四氯化碳的表面张力温度46.56

11、1.576.8二硫化碳28.526.124.5四氯化碳23.621.420.22.5 流程的设计及说明 图1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采

12、取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。2.6 设计计算2.6.1精馏流程的确定 苯和甲苯的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。2.6.2 塔的物料衡算1料液及塔顶塔底产品含苯的摩尔分率2平均分子量3物料衡算每小时处理摩尔量总物料衡算：易挥发组分物料衡算：联立以上三式可得：图2 二硫化碳-四氯化碳的图解理论板2.6.3塔板数的确定1理论板NT的求法用图解法求理论板（1） 根据

13、苯和甲苯的气液平衡数据作出x-y图,如图2所示（2） 进料热状况参数 泡点进料 q=1 由x-y图知（xq，yq）=（0.488，0.718）（由图2查的）最小回流比 Rmin=回流比取最小回流比的1.8倍 R=1.8 Rmin=1.81.14=2.05（3） 精馏塔的汽液相负荷精馏段 ： 提馏段： （4） 操作线方程精馏段：提馏段：（5）图解法球理论板层数在二硫化碳和四氯化碳的x-y图上作理论板图解得：（不包括塔釜），其中精馏段为8层，提馏段为6.5层。由平衡曲线可得=2.677而L=0.278全塔效率： 精馏段实际板数： N=提留段实际板数： N=全塔实际板数 ： N=16+13=292.

14、6.4塔工艺条件及物性数据计算1 操作压强的计算Pm塔顶压强PD=101.33kPa取每层塔板压降P=1.0kPa 则：进料板压强：PF=101.33+161.0=117.33kPa塔釜压强：Pw=101.33+291.0=130.33kPa精馏段平均操作压强：Pm= kPa 提馏段平均操作压强：Pm = kPa.2 操作温度的计算 查t-x-y图可知：塔顶温度为=46.5 进料温度为 塔底温度为精馏段平均温度t精= 提馏段平均温度t提=3 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.979查平衡曲线,得x1=0.946 ；进料板摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.677 x

15、F=0.4439；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=y2=0.047 x2=0.018 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：m (1)液相密度：依下公式计算 （ 为质量分数） 查表可得到塔顶： 进料： 塔底： 塔顶部分 依下式： （a为质量分率）；其中=0.96, =0.04； 即：； 进料板处：由加料板液相组成： 得 ； 塔釜处液相组成： ； 故精馏段平均液相密度：； 提馏段的平均液相密度： ；(2)气相密度： 精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度 5液体平均表面张力 的计算 液相平均表面张力依下式计算，及 塔顶液相平均表面张力的计算 由=46.5内差

16、计算得： ； ； ； 进料液相平均表面张力的计算 由=61.5内差计算得： ； ； ； 塔釜液相平均表面张力的计算 由=76.8内差计算得： ； ； 则：精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为：m（T）=（20.4+23.46）/2=21.93mN/m 6 液体平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算，即； 塔顶液相平均粘度的计算，由=46.5内差计算得： ； ； LDM=0.979*0.33+（1-0.979）*0.71=0.338 进料板液相平均粘度的计算：由=61.5得到： ； ； LFM=0.439*.27+（1-0.4439）*0.63=0.472 塔釜液相平均粘度的计算

17、：由=76.8内差计算得： ； B=0.51mPa.s LWM=0.047*0.25+（1-0.047）*0.51=0.498精馏段的平均粘度：提馏段的平均粘度：第三章 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 3.1 物性参数的计算 精馏段： 提馏段：； ； ；精馏段：初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度hL=0.07m 故：HT-hL=0.40-0.07=0.33 查图表=0.071；依公式； 取安全系数为0.7，则： u=0.7=0.71.471=1.03m/s 故：； 按标准，塔径圆整为1.0m, 塔的横截面积则空塔气速为/s 提馏段： ；查图=0.064；依公式：； 取安全系数为0.70，

18、；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸;故:D取1.0m塔的横截面积:空塔气速为 3.2 溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：(1)精馏段： 1、溢流堰长 为0.66D，即：； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 取E值为1.03 依下式得堰上液高度：故：3、 降液管宽度与降液管面积有=0.66查手册得故：=0.14D=0.14 1.0=0.14m 故降液管尺寸可取。4、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度， 即：因此所设的降液管底隙高度合理取。

19、(2)提馏段：1、 溢流堰长为0.66，即：；2、 出口堰高 ；取E为1.03依下式得堰上液高度：。3、 降液管宽度与降液管面积有=0.66查手册得Wd/D=0.14，Af/AT=0.08故：=0.14D=0.14 1.00=0.14m 4、 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.14m/s 依式计算降液管底隙高度， 即：因此所设的降液管底隙高度合理取。3.3 塔板布置 取边缘区宽度=0.035m ,破沫区宽度=0.065m 依下式计算开孔区面积 其中 故: 取阀孔动能因数F0=10，依式求阀孔气速 求每层塔板上的浮阀数 个 浮阀排列方式采取等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75m

20、m=0.075mm, 则可按式3-17估算排间距t,即 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块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80mm,而应小于此值，故取 按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作图（见塔盘图），排得阀数98个。 按228重新核算孔速及动能因数： 经核算与初始设定值正好相符，采用此计算值。 塔板开孔率= 故: 取阀孔动能因数F0=10，依式3-14a求阀孔气速 依式3-15求每层塔板上的浮阀数个 浮阀排列方式采取等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075mm,则可 按式3-17估算排间距t,即 考虑到塔的直径较大，必

21、须采用分块式塔板，而各分块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80mm,而应小于此值，故取按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作图（见塔盘图），排得阀数103个。按228重新核算孔速及动能因数： 经核算与初始设定值正好相符，采用此计算值。塔板开孔率= 3.4 塔有效高度在进料板上方开一人孔，其高为hp=0.6m，一般每68层设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm。因为此精馏塔总共29块板，因此设人孔共np=4个：塔顶、底空间处各设一个人孔，进料板处设一人孔，进料板下方隔6块板处设一人孔，取塔顶空间

22、为hD=1.00m，塔底空间为hB=1.50m，标准封头为h1=0.25m，群座取h2=2m第四章 浮阀塔的流体力学验算4.1气体通过浮阀塔压降相当的液柱高度4.1.1干板压降相当的液柱高度精馏段由下式得：临界孔速所以=4.1.2气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 本设备分离苯和甲苯的混合物，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 精馏段由下式得 =提馏段由下式得 =4.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度此阻力很小忽略不故计 根据 计算精馏段 单板压降 （设计允许值）提馏段 单板压降 （设计允许值）4.2淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。可用计算 精馏段a) 与气体

23、通过塔板的压强降相当的液注高度 前已算出 =0.056mb) 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，按下式计算，c) 板上液层高度 前已选定板上液层高度=0.07m则 =0.056+0.07+0.0016=0.1276m取=0.5，又已选定=0.40m, =0.06m则 可见，符合防止淹塔的要求。提馏段a) 与气体通过塔板的压强降相当的液注高度 前已算出 =0.058mb) 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，按下式计算，c) 板上液层高度 前已选定板上液层高度=0.06m则 =0.058+0.06+0.00307=0.12107m取=0.5，又已选定=0.40m, =0.042m则 可

24、见，符合防止淹塔的要求。4.3雾沫夹带 计算泛点率，即泛点率及泛点率精馏段雾沫夹带的泛点率 取物性系数k=1.0,泛点负荷系数CF=0.097泛点率所以物沫夹带量能够满足0.1kg液/kg气。故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段雾沫夹带的泛点率泛点率所以物沫夹带量能够满足0.1kg液/kg气。故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带第五章 塔板负荷性能图5.1 精馏段5.1.1雾沫夹带线 按泛点率80%计算，取物性系数K=1.0,CF=0.097板上液体流经长度 板上液流面积 则化简得 由上式知道物沫夹带线为直线，在操作范围内任取两LS值算的VS值列于下表0.0020.0100.96260.80

25、25.1.2液泛线 以此确定液泛线。又代入数据有化简得在操作范围内任取若干个LS值，计算的VS值，列表如下0.0010.0050.0090.010.9880.8170.5220.3945.1.3液相负荷上限线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以5s时为停留时间下限，则5.1.4漏液线 对于F1型重阀，取F0=5作为最小负荷的标准，则5.1.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件代入数据得化简得根据上面五个条件画精馏段的塔板负荷性能图，见下图012345600.0010.0020.0030.0040.005LsVsVs,maxVs,minA图3

26、二硫化碳-四氯化碳塔板负荷性能图由附图查出气相负荷上线（Vs）max=1.562m3/s,气相负荷下限（Vs）min=0.514m3/s,所以：操作弹性=1.562/0.514=3.039第六章 附属设备及主要选型的计算6.1进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：6.2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速： 6.3 回流液管回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：6.

27、4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：6.5 水蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：6.6 热量恒算加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140，工程大气压力3.69atm原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。6.6.1冷凝剂的选择选冷却水，温度25，温升10原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面

28、积大，综合考虑选择106.6.2热量衡算由汽液平衡数据 tF=58 tD=46.54 tW=76.65 =46.54时：=74.76时：=58时：当时，=塔顶以0为基准，则0上升热量塔顶馏出液热量:回流液热量：进料热量 ：塔底残液热量：冷凝器消耗的热量:再沸器提供的热量 （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失再沸器实际热负荷计算得：6.7 泵的选择以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： 设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.4(11-2)+0.8+1.6+2=8m ,主加料管长20m.90O标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是：90O标

29、准弯头： =0.75截止阀： =6.0则总的局部阻力系数为：=0.75+62=13.5由上面设计可知：进料液密度为：,黏度为 则：在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：流量q=所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的查泵性能表, 油泵型号为 : 50Y-60B 表4-2：型号50Y-60B流量m3/h16.0扬程m38功率Kw机5.5轴2.93转速2950效率35%泵壳许用压力Kgf/cm316/26结构单级因所选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：故多消耗的轴功率为：第七章 设计结果及总结评价 7.1浮阀塔的工艺设计计算表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段的平均压强

30、PmkPa105.83117.83各段的平均温度tm5469.15平均流量 气相Vsm3/s0.630.59液相 Lsm3/s0.00120.0029实际板数N块915板间距HTm0.400.40塔径Dm1.01.0空塔气速Um/s08030.767塔板液流型式单溢流单溢流溢流装备溢流管型式堰长twm0.660.66堰高hwm0.060.042溢流堰宽度Wdm0.140.14管底与受液盘距离hom0.0180.031板上清液层的高度hLm0.060.08孔径domm3939空间距 Tmm7575开孔面积m20.6240.624阀孔气速uom/s5.384.37降液管内清液层高度Hdm0.035

31、0.04负荷上限液泛控制液相负荷上限负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs.maxm3/s1.562液相最小负荷Vs.minm3/s0.514操作弹性3.0397.2 自我总结与评价本次课程设计的要求为设计分离二硫化碳-四氯化碳混合液（混合气）的填料精馏塔，通过本次课程设计我学到了很多东西。本次课程设计需要大量的化工原理计算，这是我们学习化工原理的一次实践，不仅巩固了我们的学习成果，也使我们了解了各种计算在实际生产中的应用与方法。通过具体的填料精馏塔的设计，我熟悉了精馏塔的结构、反应过程、生产流程，还了解了生产过程中附属设备的设计选择。这不是一个单一设备的设计，而是一整套生产系统的设计。它使

32、我们学会了怎样从实际生产出发，周全的考虑问题，从宏观的角度统筹生产，从微观的角度设计好每一个细节。在本次的课程设计中，我查阅了很多资料，了解了许多课堂上学不到的东西。通过对学术期刊的查阅和网络信息的搜索，增强了我获取信息的本领，这对我以后的学习和生活都会起到莫大的帮助。本次课程设计基本上是成功的，但其中还有一些不足之处。比如。我们的设计都是基于理想状态的，而实际生产环境将更复杂，系统中还有不少地方需要改进和完善。还有设计过程中带来了一些误差，通过作图法完成的。通过本次课程设计我将理论与实践联系到了一起，知识和能力都得到了提高，这些知识与经验对自己以后的学习和工作来说都是一笔宝贵的财富。最后，我

33、要感谢我的指导老师，感谢他在本次课程设计中对我的指导和帮助7.3 参考文献（1）北京化工研究院“板式塔”专题组.浮阀塔.北京：燃料化学工业出版社，1972.12. （2） 王国胜化工原理课程设计大连：大连理工大学出版社，2006. （3） 王志魁.化工原理第三版.北京：化学工业出版社，2004.10. （4） 化学工程手册编辑委员会.化学工程手册(1).北京：化学工业出版社，1989.10. （5）化工设备设计手册编写组.金属设备.上海：人民出版社，1975.3. （6） 化学工程手册编辑委员会.化学工程手册（3）.北京：化学工业出版社，1989.10.第八章 附图图4 板式塔工艺流程图图5 板式塔的塔设备图37