化工原理课程设计苯甲苯.doc

化工原理课程设计

绪 论
化工原理课程设计的目的和要求
课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。
课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。
通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：
1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；
2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；
3. 迅速准确的进行工程计算的能力；
4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。
5. 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图
6. 学会编写设计说明书。

第一节 概述
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。塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
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。
1.2.1筛板塔
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。
1.3 原始数据
年处理量：60000吨/年
进料温度：泡点
进料状况：泡点
料液浓度：18%（苯质量分率）82%（甲苯质量分率）
产品组成：塔顶产品浓度≥99.5% （苯质量分率）
塔底釜液含甲苯量不低于 99.9%(质量百分比)
每年实际生产天数：8000小时（剩下的时间为设备检修）
操作压力：塔顶为全凝器常压操作
加热方式：间接蒸汽加热
设备型式：筛板塔
回 流 比：R=（1.2~2）Rmin

第二节 设计方案的确定
2.1流程示意图
冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯
↑ ↓回流
原料→ 原料罐→ 原料预热器→精馏塔
↑回流↓
再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯
2.1.1 流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。
2.2操作条件的确定
本精馏方案适用于工业生产中分离苯-甲苯溶液二元液体混合物。精馏塔的产品要求纯度很高，达99.5％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度相同，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故采用温差控制。
2.2.1操作压力
精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。
2.2.2 进料状态
进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。
泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。
2.2.3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。对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。
饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。
当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。
2.2.4冷却方式
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。
2.2.5热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。
若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。
2.3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。为此，必须具体考虑如下几点：
(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) 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。
降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。
(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。

第三节 板式精馏塔的工艺计算
3.1 物料衡算
苯—甲苯的物性常数如下表3--1
物质
摩尔质量
(Kg/mol)
进口质量组成(%)
塔底出口组成(%)
塔顶出口组成
(%)
苯
78.11
18
0.1
99.5
甲苯
92.14
82
99.9
0.5
表3—1
已知: D=60000吨/年
（1） 进料量F 塔顶馏出液D 塔底残留液W的计算

则:
（2）计算、、
根据公式

（3）原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量
=78.11×0.18＋92.14×0.82=89.614 kg/kmol
=0.995×78.11＋0.005×92.14=78.1805
=0.001×78.11+0.999×92.14=92.12597
摩尔流率：

同理：

同理：

3.2相对挥发度的计算：
Antoine蒸汽压方程
lnP°=A-
式中 P°——在T时的饱和蒸汽压，mmHg；
T——温度，K；
A、B、C——安托因（Antoine）常数
Tmax、Tmin——应用安托因方程的最低和最高温度限，
查《化工原理》附录常用物质的物性和热力学数据表得

A
B
C
苯
6.03055
1211.033
220.79
甲苯
6.07954
1344.8
219.482
①、 各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表：1mmHg=133.3Pa
温度℃
50
60
70
80
90
100
苯
1.5583
1.7176
1.8659
2.0044
2.1339
2.2553
甲苯
1.0891
1.2677
1.4339
1.5890
1.7341
1.8701
②、 计算各温度下的苯对甲苯的相对挥发度：
计算公式为：α=
温度℃
50
60
70
80
90
100
α
1.4308
1.3549
1.3013
1.2614
1.2306
2.5920
③计算平均相对挥发度：
=1.5285
3.3回流比的确定
精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的，适宜回流比的数值在全回流与最小回流比的数值之间，一般取R=（1.1~2）Rmin，在此取R=1.6Rmin
泡点进料，

最小回流比：

3.4操作线方程
Ⅰ精馏段操作线方程

式中χn —— 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；
Уn+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。

以第一块塔板作为计算依据
因为
所以
Ⅱ提留段操作线方程

式中：χ’m—— 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；
У’m+1——提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
泡点进料

以塔釜作为计算依据
因为 ：
所以 ：

3.5理论塔板数的确定
先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：
Y= X =0.9957 相平衡 X=0.9934 y=X+
操作线
Y=0.994 X=0.991
Y=0.992 X=0.988
Y=0.990 X=0.985
Y=0.919 X=0.881 ＜
所以本设计共有五块精馏板，第六块为进料板。
精馏段液相质量流量：L=R×D=2.854×2.083=5.946kg/s
精馏段气相质量流量：V=(R+1)×D=3.854×2.083=8.028kg/s
提馏段液相质量流量：L’=L+q×F=5.946+1×11.568=17.515kg/s
提馏段气相质量流量：V’=V－(1－q) ×F=8.028kg/s
则提馏段的操作线方程为：y=x－

以下交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：
Y=0.864 X=0.753
Y=0.765 X=0.645
Y=0.694 X=0.584
Y=0.602 X=0.512
Y=0.586 X=0.488
Y=0.499 X=0.379
Y=0.389 X=0.309
Y=0.290 X=0.299
Y=0.201 X=0.101
Y=0.191 X=0.0102
Y16=0.132 X16=0.00996
Y17=0.099 X17=0.00912
Y18=0.023 X18=0.00869
Y19=0.0097 X19=0.00963＜0.001179

所以共需十九块塔板，其中精馏段五块，提馏段十四块。
3.6精馏塔塔效率的计算
查化工原理附录常用物质的物性和热力学数据表得
苯的沸点是353.25K 甲苯的沸点是383.78K
塔的平均温度为Tm=368.515K
苯的粘度系数：
甲苯的粘度系数：
粘度计算公式：
lg =-
则液相在此温度下的平均粘度为：

则精馏段的效率为：

3.6.1实际塔板数计算
精馏段：N精=6/0.4=15 取15块
提馏段：N提=7/0.4=27.5 取28块
3.7精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算
因纯苯塔操作属于常压操作，两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。
相平衡常数：
Ki=
式中p—系统的压力，mmHg
pi0组分的饱和蒸气压，mmHg
已知：塔顶操作绝对压强：P顶=763mmHg
塔釜操作绝对压强：P釜=933mmHg
查常压下两组分的沸点，苯：TA=80.10℃； 甲苯：TB=110.63℃。
（1）塔顶温度的求取
已知： ，塔顶采用全凝器，
P顶=763mmHg； P底=933mmHg
根据
InPi0=Ai-Antoine公式
查得：苯和甲苯的基础物性数据见表2-2

表2-2苯和甲苯的基础物性数据

A
B
C
苯
15.9008
2788.51
-52.36
甲苯
16.0173
3096.52
-53.67
采用试差法求塔顶温度：
ⅰ设塔顶温度为80.10℃（353.25K）试差：

PAS=759.96mmHg

PBS=293.27mmHg
KA=PAS/P=759.96/763=0.9960
KB=PBS/P=293.27/763=0.3844
与塔顶气相相平衡的液相组成：

则：
该温度不符合要求，，>1所设温度偏低。
ⅱ设塔顶温度为81.4℃（354.55K）根据式差法得

该温度不符合要求，，>1所设温度偏高。
ⅲ设塔顶温度为80.65℃（353.8K）根据试差：
得：
该温度符合要求，。
因此，塔顶温度
（2）塔釜温度的求取
已知：
根据
InPio=Ai- Antoine公式
ⅰ设塔釜温度为117.00℃（390.15K）试差
PAS=2091.51mmHg PBS=911.0642mmHg
KA= PAS /P=2091.51/933=2.2417
KB= PBS /P=911.0642/933=0.9765
与塔釜液相相平衡的气相组成：

则：
该温度不符合要求，∑yi〈1所设温度偏低。ⅱ设塔釜温度为117.77℃（390.92K）同理
得：
该温度符合要求。
所以塔釜温度390.92K
（3）进料板温度的确定
已知：P顶=763mmHg ； P底=933mmHg
P进料=（P顶+P底）/2=（763+933）/2=848mmHg

根椐
InPio=Ai-Antoine公式
设进料板温度为89.63℃（362.78K）试差：
PAS=1010.0721mmHg PBS=403.3343mmHg
KA=PAS/P=1010.0721/848=1.1911228
KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563
泡点进料，与液相相平衡的气相组成：

则：
该温度符合要求。
所以进料板温度

第四节 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算
4.1塔径计算
这里取
精馏段

则塔径
根据标准塔径圆整为：D=0.8m=800mm
查表得，当塔径为0.8m时，所设可用，塔横截面积

空塔气速：
提馏段

则塔径
根据标准塔径圆整为：D=1.2m=1200mm
查表得，当塔径为1.2m时，板间距可取400mm，则所设可用。
塔横截面积
空塔气速：
4.2精馏塔高度计算
已知:进料板温度为

查图吉利兰关联图
查得: N=7.70

第16块板进料
HD—1.0~2.0m取1.5m NP取4个

取

4.3塔板结构尺寸的设计计算
Ⅰ精馏段
堰高
筛孔数目与排列
规定塔板上筛孔为正三角形排列
取孔径
孔间距
开孔率：
开孔数：
Ⅱ提留段
堰高
筛孔数目与排列
规定塔板上筛孔为正三角形排列
取孔径
孔间距
开孔率：
开孔数：
4.4热量衡算
① 塔顶苯蒸汽带出热量

② 塔底残液带出热量（以甲苯为计算依据）

③ 塔体散热量

则
④ 总输出热量

⑤ 原料带入热量

⑥ 回流带入热量

⑦ 塔底再沸器供热量

间接蒸汽压力取（绝对压强），查得相应饱和水蒸汽温度为
饱和蒸气的比汽化焓为

第五节 辅助设备选型计算
5.1换热器的确定
ⅰ换热面积的计算

则：
换热面积

按20％的裕量考虑，实际需换热面积：

选用再沸器规格为：
其型号为：
即 FA-500-80-16-2

ⅱ换热面积的计算
（1）冷凝段换热面积
取冷凝段总传热系数

（2）冷却段换热面积
冷却器选用单壳程，温度修正系数

换热面积

则总传热面积：
按25％的裕量考虑，实际需换热面积：
选用冷凝却器的规格为：
其型号为：
即 FB-600-95-16-2
5.2管道尺寸的确定
5.2.1 原料入口管
取
5.2.2 塔顶蒸汽管
取
5.2.3 再沸器升气管
取
5.3加热蒸气鼓泡管
加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为5～10mm，孔距为孔径的5～10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2～1.5倍，管内蒸气速度为20～25m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。
5.4离心泵的选择
离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：
（1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。
（2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。
（3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按核算泵的轴功率。

第六节 设计结果汇总
项目
符号
单位
数据
实 际 塔 板 数
N
块
43
塔 的 高 度
Z
m
19.85
塔顶进料温度
T
K
353.8
塔釜进料温度
T
K
390.92
塔板进料温度
T
K
362.78
塔 径
D
m
0.79
孔 径
Do
m
0.005
孔 间 距
t
m
0.014

附录1

参考资料

1.《化工原理》 第三版 王志魁 化学工业出版社 2004.10
2.《华工原理课程设计指导书》. 包丕琴. 北京化工大学化工原理教研室.1997.4
3.《化工分离过程》 第一版 陈洪钫 化学工业出版社 1995.5
4.《化工热力学》. 第1版 陈钟秀. 化学工业出版社 .1993.11
5.《石油加工单元过程原理》 第1版 上下册. 沈复等.中国石化出版社.2004.8
6.《化工设备》 第1版 田顾慧 .中国石化出版社. 1996.6
7.《石油加工单元过程原理》 第1版 沈复.李阳初.中国石化出版社.2004.8

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