水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.docx

广东石油化工学院
化工单元操作课程设计说明书

课 题：水溶液三效并流加料蒸发装置的设计

专 业： 应用化学

班 级： 应化11-1班

学 号：

姓 名：

指导老师：

日 期： 2014.07.03

目 录
第一章 蒸发装置设计任务书 3
1.1设计题目 3
1.2设计任务及操作条件 3
1.3设计项目 3
第二章 设计方案简介 4
2.1 设计方案论证 4
2.2 蒸发器简介 5
第三章 设计任务 6
3.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 6
3.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差 6
3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 9
3.4 蒸发器传热面积的估算 11
3.5 有效温差的再分配 12
3.6 重复上述计算步骤 12
3.7 计算结果列表 17
第四章 蒸发器的主要结构尺寸的计算 17
4.1 加热管的选择和管数的初步估算 17
4.2 循环管的选择 18
4.3 加热室直径及加热管数目的确定 18
4.4 分离室直径和高度的确定 19
4.5 接管尺寸的确定 20
第五章 蒸发装置的辅助设备的选用计算 22
5.1 气液分离器 22
5.2 蒸汽冷凝器的选型设计 23
5.3 封头尺寸的确定 26
第六章 5设计结果汇总 27
6.1 多效蒸发的工艺计算 27
6.2 蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计 27
第七章 装置流程图及蒸发器设备条件图 29
第八章 设计评语 29
附录 30
参考文献 33

第一章 蒸发装置设计任务书
1.1 设计题目
KNO3 水溶液三效并流加料蒸发装置的设计。
1.2 设计任务及操作条件

（1）处理能力
5.20 ´104 t/a KNO3 水溶液
（2）设备形式 中央循环管式蒸发器。
（3）操作条件
①KNO3 水溶液的原料液质量分数为 0.15，完成液质量分数为 0.45，原料 液温度为 80oC、恒压比热容为 3.5kJ/(kg·oC)。
②加热蒸汽压力为 400kPa（绝压），冷凝器压力为 20kPa（绝压）。
③各效蒸发器的总传热系数为：K1=2000W/(m ·oC)，K2=1000W/(m ·oC)，K3=500W/(m ·oC)。
④各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效传热面积相等，并忽略溶液的浓缩热和蒸发器的热损失，不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响。
⑤每年按 300 天计，每天 24 小时连续运行。
⑥厂址：天津地区。
1.3 设计项目
（1）设计方案简介，对确定的工艺流程及蒸发器形式进行简要论述。

（2）蒸发器的工艺计算确定蒸发器的传热面积。

（3）蒸发器的主要结构尺寸设计。

（4）蒸发装置的辅助设备

（5）绘制 KNO3 水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简 图。
（6）对本设计进行评述。

第二章 设计方案简介
2.1 工艺流程
实际工业生产中，大多采用多效蒸发，其目的是降低蒸汽的消耗量，从而提高蒸发装置的经济性。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一效的温差不能小于 5～7oC。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液可采用3～53
效，由 《化工物性算图手册》[1]第304 页图 5.9 硝酸盐等水溶液的沸点可知，KNO3溶液沸点升高较大，所以本次设计取 3 效。
根据加热蒸汽与物料流向的不同，多次蒸发的操作流程可分为并流、逆流、平流、错流等流程。
并流流程也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过热状态，过料时有闪蒸出现。并流流程结构紧凑，操作简便，应用广泛。对于并流流程，后效温度低、组成高，料液的黏度逐效增加，传 热系数逐效下降，并导致有效温差在各效间的分配不均。因此，本流程只适用于处理黏度不大的料液。由《化工物性算图手册》[1]第 169 页图 2.50 硝酸盐水溶液的粘度可知，KNO3 溶液的黏度不大，所以适用本流程。
并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算示意图如图 1 所示。

2.2 蒸发器形式
随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与形式亦不断改进与创新，其种 类繁多、结构各异。
本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，其结构中，加热室由一垂直的加热 管束（沸腾管束）构成，在管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管。
中央循环管式蒸发器具有结构紧凑、制造方便、操作可靠等优点，故在工业 上应用较广，有“标准蒸发器”之称。但实际上，由于结构上的限制，其循环速 度较低（一般在 0.5m/s 以下）；而且由于溶液在加热管内不断循环，使其组成 始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温度差减小。此外，设备的清洗和检修也不够方便。

第三章 蒸发器的工艺计算确定蒸发器的传热面积
3.1 估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量

因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设

3.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差

设各效间压力降相等，则总压力差为

各效间的平均压力差为

由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即

由各效的二次蒸气压力，从《化工原理（上册）》第341页饱和水蒸气表可查得相应的二次蒸气的温度和汽化潜热,列于下表中
表1 各效二次蒸汽物化数据
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
二次蒸气压力，kPa
273.33
146.66
20
二次蒸气温度，℃
（即下一效加热蒸汽的温度）
130.05
110.47
60.1
二次蒸气的气化潜热，kJ/kg
(即下一效加热蒸汽的气化潜热)
2177.33
2231.00
2354.9

蒸发操作常常在加压或减压下进行，但从手册中很难直接查到非常压下溶液
的沸点。当缺乏实验数据时，由《化工单元操作课程设计》[3]第 87 页可知，可用下式估算。

a
式中 ——常压（101.3kPa）下由于溶质存在而引起的沸点升高，oC；
D ' ——操作压力下由于溶质存在而引起的沸点升高，oC;
f ——校正系数；
T ' ——操作压力下二次蒸气的温度，oC；
r ' ——操作压力下二次蒸气的汽化潜热，kJ/kg。
常压下水的沸点为 100 oC。
由《化工原理（上册）》[2]第 349页无机盐水溶液的沸点表知，常压下不同 质量分数的 KNO3 沸点如下表
表2 常压下不同质量分数的 KNO3 沸点
质量分数
18.8%
26.1%
45%
沸点℃
101.5
102.3
104.8
（1）各效由于溶液沸点升高而引起的温度差损失为
oC
oC
oC
由于不考虑液注静压和流动阻力对沸点的影响，所以蒸发装置的总的温度差
损失为

（2）各效料液的温度和有效总温差
根据已估算的各效二次蒸气压力 p 'i 及温度差损失 Di ，可根据下式估算各效
溶液的沸点 ti
ti = T 'i + Di

各效料液温度为

有效总温度差

由由《化工原理（上册）》[2]第 341页饱和水蒸气表可查得400kPa饱和蒸汽的温度为143.4℃ ,汽化潜热为2138.5kJ/kg，所以
℃
3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步估算
由《化工单元操作课程设计》[3]第 88 页可知第 i 效的热量衡算式为

由于忽略溶液的浓缩热及蒸发器的热损失，即可忽视热利用系数（ =1），所以

式中 ——第 i 效加热蒸汽量，t/a，当无额外蒸汽抽出时，Di = Wi -1 ；
——第 i 效加热蒸汽的汽化潜热，kJ/kg；
——第 i 效二次蒸气的汽化潜热，kJ/kg；
——原料液的比热容，kJ/(kg·oC)；
——水的比热容，kJ/(kg·oC)；
ti 、 ti -1 ——分别为第 i 效和第 i-1 效溶液的温度（沸点）oC。
第I 效的热量衡算式为

①
第II 效的热量衡算式为

②
第III 效的热量衡算式为
③
又
t/a ④
联立 ①②③④ ，计算得
W1=10517t/a
W2=11434 t/a
W3=12715 t/a
D1=15121 t/a
与第一次计算结果比较，其相对误差为

计算相对误差均在 0.05 以下，故各效蒸发量的计算结果合理。
3.4 蒸发器传热面积的估算
任一效的传热面积为

式中 Qi ——第 i 效的传热速率，W；
Ki ——第 i 效的总传热系数，W/(m2 ·)；
i
S ——第 i 效的传热面积，m2；
o
Dti ——第 i 效的传热温差， 。
所以

℃

℃

误差为，误差较大，应调整各效的有效温差，重复上述计算过程。
3.5 有效温差的再分配

重新分配有效温度差,得
℃
℃
℃
3.6 重复上述计算步骤
（1）计算各效料液浓度
由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

（2）计算各效料液的温度
因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为63.76℃，即

则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效二次蒸气温度）为
℃
由《化工原理（上册）》[2]第349页无机盐水溶液的沸点表知，常压下不同质量分数溶液的沸点如下表
表3 常压下不同 质量分数的 KNO3 沸点
质量分数
18.8%
26.1%
45%
沸点℃
101.5
102.3
104.8
由《化工原理（上册）》【2】第 341 页饱和水蒸气表可查得106.45℃水的二次蒸气的汽化潜热为2241.66 kJ/kg，所以
℃

℃
℃
同样也可由《化工原理（上册）》[2]第 341 页饱和水蒸气表可查得128.00℃的二次蒸气的汽化潜热列于表4
表4 温度差更新分配后各效二次蒸气的温度和汽化潜热
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
二次蒸气温度，℃
（即下一效加热蒸汽的温度）
128.00
106.45
60.1
二次蒸气的气化潜热，kJ/kg
(即下一效加热蒸汽的汽化潜热)
2183.13
2241.66
2354.9
各效由于溶质存在和大气压而引起的温度差损失 D '

各效料液的温度为
℃
℃
℃
温度差重新分配后各效温度情况列于下表。
表5 温度差更新分配后各效温度情况
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
加热蒸汽温度，/℃

有效温度差，/℃
13.61
19.16
42.69
料液温度（沸点），/℃
129.79
108.84
63.76
（3）各效的热量衡算
第I 效的热量衡算式为

⑤
第II 效的热量衡算式为

⑥
第III 效的热量衡算式为
⑦
又
W1+W2+W3=34667 ⑧
联解式⑤⑥⑦⑧，可得

与第一次计算结果比较，其相对误差为

计算相对误差均在 0.05 以下，故各效蒸发量的计算结果合理。各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。
(4)蒸发器传热面积的估算

误差为，迭代计算合理，取平均传热面积 。
由《化工原理（上册）》[2]第 294 页经济性的定义可知，各效经济性：

3.7计算结果列表
表6 计算结果
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
冷凝器
加热蒸汽温度
143.4
128.00
106.45
60.1
操作压力
256.56
128.30
20
20
溶液温度（沸点）
129.79
108.84
63.76

完成液浓度
18.8
26.0
45

蒸发量
1456.8
1598.1
1760.1

蒸汽消耗量
2075.7

传热面积
46.01
46.01
46.01

经济性
0.70
1.10
1.10

第四章 蒸发器的主要结构尺寸设计
中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度， 加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸的确定取 决于工艺计算结果，主要是传热面积。
4.1 加热管的选择和管数的初步估算
蒸发器的加热管通常选用F25 mm´ 2.5 mm、F38 mm´ 2.5 mm、F57 mm´ 3.5 mm等几种规格的无缝钢管。此次设计选用加热管型号为F57 mm´ 3.5 mm。根据实际情况选择加热管长度为 1.5m。
由《化工单元操作课程设计》[3]第91页可知，当加热管的规格与长度确定后，可由下式初步估算所需的管子数 ：
所需管子数
其中　S—蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定
d0—加热管外径，m
L—加热管长度，m,
所以
根
4.2 循环管的选择
由《化工单元操作课程设计》[3]第92页可知，循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%～100%。本次计算取 55% 。
则循环管的总截面积为

根据上述结果，在附录1无缝钢管规格型号表大全中，选取管径相近的标准管型号为F530 mm´10 mm。循环管的管长与加热管相等，为1.5m。
4.3 加热室直径及加热管数目的确定
加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。
加热管在管板上的排列方式有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。此次设计排列方式取正三角形。不同尺寸加热管的管心距如下表
表7 不同加热管尺寸的管心距

由上表查得型号为的管心距为F57 mm´ 3.5 mm为70mm
管子按正三角形排列时，管束中心在线管数
根
然后采用下式初步估算加热室内径，即

式中，，=1.4d0
所以

表8 壳体的标准尺寸

根据初估加热室内径值和容器的公称直径系列，选取加热室壳体内径11180mm，壁厚15mm。以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。如附图1，通过作图，求得加热管数
n=180 ，而初步估算 n ' = 184 ，其相对误差为

误差不大，计算合理，所以加热室的规格选定F1210 mm´15 mm。
4.4 分离室直径和高度的确定
分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸气的 体积流量及蒸发体积强度相关。
分类室体积的计算式为

其中 V——分离室的体积，m3；
W——为某效蒸发器的二次蒸气流量，kg/h，
ρ——为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3，
U——为蒸气体积强度，1.5m3/(m3·s)， 一般允许值为1.1—1.5m3/（m3·s）
取W=W3=1760.1kg/h，ρ=0.13068kg/m3 U=1.5m3/(m3·s)。所以

分离室体积确定后，分离室高度H与直径D符合下列关系：
V=D2H,
在利用此关系确定高度和直径时应考虑如下原则
①分离室的高度与直径之比
②在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使结构简单， 加工制造方便。
③高度和直径均应满足施工现场的安装要求。
所以有
D=Di=1210mm

4.5 接管尺寸的确定
流体进出口接管的内径按下式计算：

式中 ——流体的体积流量，m3/s；
u ——流体的适宜流速，m/s。
流体的适宜流速列于下表。
表9 流体的适宜流速
强制流动的液体，m/s
自然流动的液体，m/s
饱和蒸汽，m/s
空气及其他气体，m/s
0.8-15
0.08-0.15
20-30
15-20
估算出接管内径后，应从管子的标准系列中选用相近的标准管。
蒸发器有如下主要接管。
（1）溶液的进出口
对于并流加料的三效蒸发，第I效溶液的流量最大，若各效设备采用统一尺 寸，应根据第 I 效溶液流量来确定接管。溶液的适宜流速按强制流速考虑，取流体流速为 2.5m/s，由相关文献查得=1104。故

所以选取规格F39 mm´ 3.5 mm标准管。此时
在流速范围内，计算合理。
（2）加热蒸汽进口与二次蒸气出口
若各效尺寸一致，则二次蒸气体积流量应取各效中较大者。第III效体积流量最大，取流体的流速为25m/s，故

所以选取规格为 F480 mm´15mm 标准管。
此时
在流速范围内，计算合理。
（3）冷凝水出口
接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。流体的适宜流速按自然流动考虑，取流体的流速为0.1m/s。因为第一效加热蒸汽消耗量最大，故

所以选取规格为 F102mm´ 5mm 标准管。
此时
在流速范围内，计算合理。
第五章 蒸发装置的辅助设备结构尺寸设计
蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器和蒸汽冷凝器。
5.1 气液分离器
蒸发操作时，二次蒸气中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸气分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。为节省空间， 将除沫器设置在蒸发器分离室顶部，其类型有简易式、惯性式及网式除沫器等。

二次蒸汽气速为25m/s，所以此次选用惯性式除沫器。
惯性式除沫器是利用带有液滴的二次蒸气在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸气分离。
惯性式除沫器的主要尺寸可按下列关系确定：
D0D1
D1：D2：D3：=1：1.5：2.0
H=D3
H=（0.4～0.5）D1
其中 D0——二次蒸汽的管径，m
　 D1——除沫器内管的直径，m
　D2——除沫器外罩管的直径，m
　 D3——除沫器外壳的直径，m
H——除沫器的总高度，m
h——除沫器的内管顶部与器顶的距离，m
由二次蒸气的出口接管尺寸得

所以 D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06m
所以除沫器内管选用 F480 mm´15 mm
除沫器外罩管选用 F710 mm´ 20 mm
除沫器外壳选用 F960 mm´20 mm
5.2 蒸气冷凝器
蒸气冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸气冷凝。当二次蒸气为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器，二次蒸气与冷却水直接接触进行热交换，冷凝效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛采用。
表11 蒸气冷凝器的性能

由上表可知，单层多孔板式冷凝器水气接触面积较小，不适合；填充塔式冷凝器适用于腐蚀性蒸气的冷凝，不适合；水帘式和水喷射式冷凝器安装或加工有一定要求，较繁琐，不适合；多层多孔板式冷凝器虽孔易堵塞，但水气接触面积大，结构简单，通过水量大，较适合。
所以本次设计选用多层多孔板式冷凝器。
（1）冷却水量

式中 ——冷却水量，kg/h；
——进入冷凝器二次蒸气的流量，kg/h。
与实际数据相比，计算的值偏低，故设计时取

利用《化工单元操作课程设计》[3]第 98 页图 4-13 所示的多孔板式冷凝器的性能曲线，已知冷凝器进口蒸气压力 20kPa，取冷却水进口温度 20oC，故取

（2）冷凝器的直径
利用《化工单元操作课程设计》[3]第98 页图4-14 所示的冷凝器内径与蒸气流量的关系图，可得蒸汽压为20kPa，蒸气流量为1760.1kg/h 时，冷凝器直径
D=370mm
所以冷凝器选取F390 mm´10 mm
（3）淋水板的设计
淋水板的设计主要包括以下内容。
①淋水板数：
当D=370mm<500mm时，取4～6块，本次设计取5块；
②淋水板间距：
当取5 块板时，

所以，取

③弓形淋水板的宽度：
最上面一块 B ' = (0.8 ~ 0.9)D ，m；
其他各块淋水板 B = 0.5D + 0.05 m 。
所以，取

④淋水板堰高h：
当D=370mm<500mm时，h=40mm
⑤淋水板孔径：
冷却水循环使用，取d=10mm
⑥淋水板孔数：
淋水孔流速u0可采用下式计算：

其中 η-淋水孔的阻力系数，η=0.95～0.98
-水孔收缩系数，=0.80～0.82
h-淋水板堰高,m
取η=0.97 =0.81 则

孔数
个
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，最上层板的实际淋水孔数应加大10%～15%，其他各板孔数应加大5%，即
取最上层孔数为 个，
其它各板孔数应加大5%，即个
淋水孔采用正三角形排列。
5.3 封头尺寸的确定
（1）顶部封头
由《化工设备课程设计指导》[4]第21 页可知，中低压化工设备上经常使用的封头（或顶盖）大多为标准的椭圆形封头。
由《化工设备机械基础》[5]第214 页可知，标准椭圆形封头的曲面深度

封头的直边高度h0 与封头公称直径相关。当封头的公称直径≤2000mm 时

（2）底部封头
由《化工设备机械基础》[5]第 217 页可知，锥形封头广泛用于立式容器底部
以便于卸除物料。为解决边界应力，最好的办法是在圆柱形壳体与锥形壳体之间 加上一个过渡圆弧，这就是带直边和折边的锥形封头。折边半径 r 不能小于
0.1Di，则取

直边高度

半锥角最大可取 60o，则取

第六章 设计结果汇总
6.1 多效蒸发的工艺计算
表12 多效蒸发的工艺计算
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
冷凝器
加热蒸汽温度
143.4
128.00
106.45
60.1
操作压力
256.56
128.30
20
20
溶液温度（沸点）
129.79
108.84
63.76

完成液浓度
18.8
26.0
45

蒸发量
1456.8
1598.1
1760.1

蒸汽消耗量
2075.7

传热面积
46.01
46.01
46.01

经济性
0.70
1.10
1.10

6.2 蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计
表13 蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计
蒸发器
加热管长度
1.5m
加热管管径
F57 mm´ 3.5 mm
循环管管径
F530 mm´10 mm
加热室内径
F1210 mm´15 mm
加热管数目
180
分离室直径
1210mm
分离室高度
2278mm
接管
溶液进出口管
F39 mm´ 3.5 mm
加热蒸汽与二次蒸汽进出口管
F480 mm´10 mm
冷凝水出口管
F102mm´ 5 mm
气液分离器
二次蒸汽的管径
450mm
除沫器内管的直径
450mm
除沫器外罩管的直径
675mm
除沫器外壳直径
900mm

除沫器的总高度
900mm
除沫器的内管顶部与器顶的距离
225mm
蒸汽冷凝器
冷凝器类型
多层多孔式冷凝器
冷却水量
41.51m3/h
冷凝器的直径
370mm
淋水板数
5
淋水板间距 L1
0.399m
淋水板间距 L2
0.279m
淋水板间距 L3
0.195m
淋水板间距 L4
0.137m
弓形淋水板的宽度
314mm/235mm
淋水板堰高
40mm
淋水板孔径
10mm
最上层板的实际淋水孔数
231
其他各板的实际淋水孔数
221
封头
顶部封头曲面深度
295mm
顶部封头直边高度
25mm
底部封头折边半径
118mm
底部封头直边高度
25mm
底部封头半锥角
49o
第七章 装置流程图及蒸发器设备工艺图
见附图

第八章 设计评语
本次课程设计耗时两周，经过不断努力和奋斗，我们完成了硝酸钾水溶液 三效并流加料蒸发装置的设计。
通过本次课程设计，我们熟悉掌握了化工设计的程序和方法，学会了文献资料、手册的查阅和使用方法。资料繁多，这要求我们学会比较和分析，选用最合适的数据和公式，准确而迅速地进行过程计算。我们学会严谨地对待设计中的每一步，反复验算斟酌，确保步步有据。在确定工艺流程和设备选型时，要兼顾技 术的可行性和经济的合理性综合分析设计任务要求，保证设备运行安全。
同时，我们学会了灵活运用 Word 和公式编辑器等办公软件，也加深了工程制图的相关基本知识。
总体来说，这次课程设计不仅使我们加深了化工原理、工程制图等多方面的知识，还让我们体会到了团体合作的力量。感谢老师的指导，使我们及时发现了设计中的不足并加以完善。尽管设计过程繁杂，时间紧迫，最后的作品中也许还存在着些许瑕疵，但这是我们将学过的知识运用到实际生活中的难得机会，也会成为我们的宝贵经验。

附录
附录 1：
无缝钢管规格型号表大全

参考文献
[1]刘光启，马连湘，邢志有主编.化工物性算图手册.北京：化学工业出版社，2002.
[2]柴诚敬主编.化工原理第二版（上册）.北京：高等教育出版社，2010.
[3]贾绍义，柴诚敬主编.化工单元操作课程设计.天津：天津大学出版社，2011.
[4]方书起主编. 化工设备课程设计指导.北京：化学工业出版社，2010.
[5]董大勤，高炳军，董俊华编. 化工设备机械基础.北京：化学工业出版社，2011.
[6]黄振仁，魏新利主编.过程装备成套技术.北京：化学工业出版社，2008.
[7]中国石化集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册（下册）.北京：化学 工业出版社，2003.