碳酸丙烯酯脱碳填料塔工艺方案

1、设计说明书有些工程没完成如第九点
2、说明书里的参考文献格式要处理一下。

3、图的边框要画出来。

4、塔的尺寸标注有问题要改一下。

武夷学院
课程设计说明书
课程名称：化工原理课程设计
题目：碳酸丙烯酯脱碳填料塔设计
学生姓名：缪思思学号：20092061047
系别：环境与建筑工程系
专业班级：2009级应用化工技术
指导老师：刘俊劭
2018年11月
30000标准Nm3/合成氨碳酸丙烯酯<PC）脱碳填料塔设计
目录
碳酸丙烯酯<PC）脱碳填料塔设计工艺设计任务书3
一、设计题目3
二、操作条件3
三、设计内容3
四、基础数据4
设计依据：5
一、计算前的准备5
1.CO2在PC中的溶解度关系5
2.PC密度与温度的关系6
3.PC蒸汽压的影响7
4.PC的粘度7
二、物料衡算7
1.各组分在PC中的溶解量7
2.溶剂夹带量Nm3/m3PC8
3.溶液带出的气量Nm3/m3PC8
4.出脱碳塔净化气量9
5.计算PC循环量9
6.验算吸收液中CO2残量为0.15 Nm3/m3PC时净化气中CO2的含量10
7.出塔气体的组成10
三、热量衡算11
1.混合气体的定压比热容11
2.液体的比热容12
3.CO2的溶解热13
4.出塔溶液的温度13
5.最终的衡算结果汇总14
四、设备的工艺与结构尺寸的设计计算15
<一）确定塔径及相关参数15
五、填料层高度的计算17
六、填料层的压降25
七、附属设备及主要附件的选型25
1.塔壁厚25
2．液体分布器25
3．除沫器25
4．液体再分布器26
5．填料支撑板26
6．塔的顶部空间高度26
八、设计概要表 27
九、对本设计的评价 28参考文献28
化工原理课程设计任务书
碳酸丙烯酯<PC）脱碳填料塔的工艺设计一、设计题目
设计一座碳酸丙烯酯<PC）脱碳填料塔
二、操作条件
1.变换气组成为：CO
2：28.0；CO：2.5；H
2
：47.2；N
2
：22.3。

<均为体积%，下同。

其它
组分被忽略）；
2.要求出塔净化气中CO
2
的浓度不超过0.5%；
3.PC吸收剂的入塔浓度根据操作情况自选；
4.气液两相的入塔温度均选定为30℃；
5.操作压强为1.6MPa；
三、设计内容
1.设计方案的简介及对设备形式进行论述优缺点。

2.填料吸收塔的工艺计算
3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算
4.填料吸收塔附属结构的选型与设计
5.塔的工艺计算结果汇总一览表
6.填料吸收塔与液体再分布器的工艺条件图
7.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

四、基础数据
1.碳酸丙烯酯<PC）的物理性质
2.比热计算式
3.CO
2
在碳酸丙烯酯<PC）中的溶解度
4.CO
2
在碳酸丙烯酯<PC）中的溶解热
5.其他物性数据可查化工原理附录。

设计依据
一、计算前的准备
吸收是利用各组分溶解度的不同而分离气体混合物的操作。

混合气体与适当的液体接触，气体中的一个或几个组分便溶解于液体中而形成溶液，于是原组分的一分离。

对与此题中的易溶气体是CO
2 。

变换气：30000Nm/h。

变换气组成及分压如下表
进塔变换气CO
2 CO H
2
N
2
合计
体积百分数，% 28.0 2.5 47.2 22.3 100
组分分压，MPa 0.448 0.040 0.755 0.357 1.600
组分分压，kgf/cm2 4.568 0.408 7.701 3.638 16.32
组分分压，atm 4.390 0.392 7.401 3.946 16.129
注：1 kgf/cm2=98.0665kpa,1Mpa=9.8 atm
CO2 在pc中的溶解度关系因为是高浓度气体吸收，故吸收塔内的溶解热映予考虑。

现假设出塔气得温度与入塔液的温度相同，喂T=30C.出塔液的温度为T=40C，并取吸收饱和度<定义为出塔溶液浓度对其平衡浓度的百分数）为80%，然后利用物料衡算结合热量衡算验证上述温度假设的正确性。

有人关联出了CO在PC中的溶解的相平衡关系，因数据来源不同，关联式略有差异，如经验公式物理量单位
此处采用表中的关联式<a），计算出塔溶液中的CO
2
浓度有
式中，102.09
为PC 的摩尔质量，kg/kmol 。

1184为出塔液的密度<近似取纯PC 的密度），kg/m 。

② PC 密度与温度的关系 PC 密度与温度的关系为：
30℃：。

40℃:
③PC 的蒸汽压 查PC 理化数据4，PC 蒸汽压与操作总压及CO 2的气相分压比均很小，故可认为PC 不挥发。

④PC 的粘度
mPa ·s<T 为热力学温度，K ）
⑤其他物性将在后续计算中相继给出。

二、物料衡算
⑴.各组分在PC 中的溶解量
查各组分在操作压力为1.6MPa 、操作温度为40℃下在PC 中的溶解度数据，并取其相对吸收饱和度均为80%，将计算所得结果列于下表<亦可将除CO 2以外的组分视为惰气而忽略不计，而只考虑CO 2的溶解）：CO 2溶解量的计算如下：式中：1184为PC 在40℃时的密度，102.09为PC 的相对摩尔质量。

组分溶解度与溶解气体组成的体积分数
组分
CO 2 CO H 2 N 2 合计 组分分压，MPa 0.448 0.040 0.755 0.357 1.60 PC 3/m 3Nm 溶解度， 10.44 0.016 0.223 0.223 10.90 PC 3/m 3Nm 溶解量， 8.202 0.0128 0.1784 0.1784 8.5216 溶解气所占的百分数%
95.66
0.15 2.0935 2.0935 100
因为溶解气中CO2中占到了95.66%，其他气体在pc 中的溶解度很小，故可将除
CO 2
以外的组分视为惰性气体而忽略不计，而只考虑CO2的溶解吸收，即将多组分的
吸收简化为单组分的吸收问题。

说明：进塔吸收液中CO 2的残值取0.15 Nm 3/m 3PC ，故计算溶解量时应将其扣除。

其他组分溶解度就微小，经解吸后的残值可被忽略。

为例）
各个溶质溶解量的计算如下：<以CO
2
在40℃的平衡溶解度：
通过第一部分已知CO
2
Nm3/m3PC
PC对的实际溶解能力为
⑵.溶剂夹带量Nm3/m3PC
以0.2Nm3/m3PC计，各组分被夹带的量如下：
CO2：0.2×0.28=0.056 Nm3/m3PCCO：0.2×0.025=0.005 Nm3/m3PC
H2：0.2×0.472=0.0944 Nm3/m3PCN2：0.2×0.223=0.0446 Nm3/m3PC
⑶.溶液带出的气量Nm3/m3PC
为夹带量与溶解量之和：
CO2： 0.056+8.202=8.258Nm3/m3PC 94.14%
CO：0.005+0.0138=0.0178Nm3/m3PC0.20%
H2：0.0944+0.1784=0.2728Nm3/m3PC3.11%
N2：0.0446+0.1784=0.223Nm3/m3PC2.54%
8.7716 Nm3/m3PC 100%
⑷.出脱碳塔净化气量
以分别代表进塔、出塔及溶液带出的总气量，以分别代表CO2相应的体积分率，对CO2作物料衡算有：
V1=30000Nm3/h
联立两式解之得
V3=V1(y1-y2>/(y3-y2>=30000(0.28－0.005>/(0.9414－0.005>=8810.34Nm3/h
V2= V1- V3=21189.66Nm3/h
⑸.计算PC循环量
因每1 m3PC 带出CO2为8.258 Nm3，故有：
L=V3y3/8.258=8810.34×0.9414/8.258=1004.37m3/h=1004.37×1184=1189169.29kg/h
操作的气液比为V1/L=30000/1004.37=29.87Nm3/m3
⑹.带出气体的质量流量
夹带气量：1004.37×0.2=200.87Nm3/h
夹带气的平均分子量：
夹带气的质量流量：200.87÷22.4×20.208=181.22kg/h
溶解气量：8810.34－200.87=8609.47Nm3/h
溶解气的平均分子量
溶解气的质量流量：8609.47÷22.4×42.76=16434.86kg/h
带出气体的总质量流量：181.22＋16434.86=16616.08kg/h
的残量为0.15 Nm3/m3PC PC时净化量中的含量
⑺.验算吸收液中CO
2
取脱碳塔阻力降为0.3kgf/cm2，则塔顶压强为16.315-0.3=16.015kgf/cm2，此时CO2的分压为
kgf/cm2，与此分压呈平衡的CO2液相浓度为：
式中：1192为吸收液在塔顶30℃时的密度，近似取纯PC液体的密度值。

计算结果表明，当出塔净化气中CO2的浓度不超过0.5%，那入塔吸收液中CO2的极限浓度不可超过0.216Nm3/m3PC，本设计取值正好在其所要求的范围之内，故选取值满足要求。

入塔循环液相
CO2：1004.37×0.15
⑻.出塔气体的组成
出塔气体的体积流量应为入塔气体的体积流量与PC带走气体的体积流量之差。

CO2：30000×0.28－8.258×1004.37=105.91Nm3/h 0.50%
CO： 30000×0.025－0.0178×1004.37=732.12Nm3/h 3.46%
H2：30000×0.472－0.2728×1004.37=13886Nm3/h 65.53%
N2：30000×0.223－0.223×1004.37=6466.03Nm3/h 30.51%
21190.06Nm3/h 100%
出塔气的平均分子量：＋28×0.0346＋2×0.6553＋28×
0.3051=11.0422kg/mol
出塔气的质量流量：
三、热量衡算
在物料衡算中曾假设出塔溶液的温度为40℃，出塔气相的温度为30℃，现通过热量衡算对出塔溶液的温度进行校核，看其是否在40℃之内。

否则，应调整出塔液相得温度、溶剂吸收饱和度和溶解循环量，以使热量横算得到的结果与物料横算所作的假设大致相等或完全一致。

具体步骤如下：
⑴.混合气体的定压比热容
因未查到真实气体的定压比热容，故借助理想气体的定压比热容公式近似计算。

理想气体的定压比热容：，其温度系数如下表：
系
a b c d C pi<30℃）
数
CO2 4.728 1.754×10-2 -1.338×10-5 4.097×10-98.929/37.39
CO 7.373 -0.307×10-2 6.662×10-6-3.037×10-9 6.969/29.18
H2 6.483 2.215×10-3 -3.298×10-6 1.826×10-9 6.902/28.90
N2 7.440 -0.324×10-2 6.4×10-6-2.79×10-9 6.968/29.18 表中C p的单位为<kcal/kmol·℃）/<kJ/kmol·℃）
进出塔气体的摩尔比热容
C pv2=∑C pi y i
=37.39×0.0050+29.18×0.0346+28.90×0.6553+29.18×0.3051
=29.04 KJ/Kmol·℃
⑵.液体的比热容
溶解气体占溶液的质量分数：﹙1184为40℃纯PC的密度﹚
其量很少，因此可用纯PC的密度替代溶液的密度﹙其他物性亦如此﹚。

文献差得纯PC的定压比热容
kJ/kg·℃
据此可得：
的溶解热
⑶.CO
2
文献查得 kJ/kmolCO2<实验测定值），CO2在PC中的溶解量为
10.44×1004.37=10485.62Nm3/h=468.11kmol/h
故Qs=14654×468.11=6859655.2kJ/h
⑷.出塔溶液的温度
设出塔气体温度为40℃，全塔热量衡算有：
带入的热量<Q V1+Q L2）+ 溶解热量<Q s）= 带出的热量<Q V2+Q L1）+
Q v1=V1C pv1(T v1－T0>=30000×31.35×30/22.4=1259598 kJ/h
Q L2=L2C pL2(T L2－T0>=1189169.29×1.426×30=50872662kJ/h
Qs=6859655.2kJ/h
Q v2=V2C pv2(T v2－T0>=21190.06×29.04×30/22.4=824142kJ/h
Q L1=L1C pL1(T L1－T0>=(16434.86+1189169.29>×1.444×T L1=1740892.4T L1kJ/h ﹙200.87/22.4﹚×29.04T L1=260.41T L1
式中1259598+50872662+6859655=824142+﹙1740892.4＋260.41﹚T L1
T L1=33.4℃
现均按文献值作热量衡算，即取C pL1=0.3894 kJ/kg·℃；C pL2=0.3795kJ/kg·℃Q v1=V1C pv1(T v1－T0>=30000×31.35×30/22.4=1259598 kJ/h
Q L2=L2C pL2(T L2－T0>=1189169.29×0.3795×30=13538692.4kJ/h
Qs=6859655.2kJ/h
Q v2=V2C pv2(T v2－T0>=21190.06×29.04×30/22.4=824142kJ/h
Q L1=L1C pL1(T L1－T0>=(16434.86+1189169.29>×0.3894×T L1=469462.2T L1kJ/h
1259598+13538692.4+6859655=824142+469462.3T L1
T L1=44.3℃ Q v夹=11536kJ/hQ L1 =1259598+13538692.4+6859655—824142⑸.最终的衡算结果汇总
四、确定塔径及相关参数
计算公式：
由物料横算知，塔内气相负荷变化大，故考虑采用变径塔。

塔底气负荷最大，塔顶气液负荷最小，依塔顶、塔底气液负荷条件分别求取上、下两段径D、D。

入塔气：
出塔气：
出塔液：
入塔液：
选用DN50mm塑料鲍尔环<M字筋），其填料因子=120空隙率，比表面积，Bain-Hougen关联式常数A=0.0942，K=1.75。

泛点气速采用Bain-Hougen关联图法求取，并确定操作气速。

⑴对塔下段
①求取泛点气速，并确定操作气速
②求取塔径
Vs=30000(0.1013/1.6>(303.15/273.15>=2107.98m3/h=0.5856m3/s
D=(4×0.5856/3.14×0.10>0.5=2.73m
本次设计取D=2800mm 此时塔的截面积=0.785=5.851
③核算操作气速
=Vs/=0.5856/5.851=0.10m/s
则操作气体速度取u=0.10m/s合适
④核算径比
D/d=2800/50=56>10~15<满足鲍尔环的径比要求）
⑤校核喷淋密度
U min=<L W）ɑ =0.08×106.4=8.512m3/(m2.h>
=<满足要求）U
1
⑵对塔上段
①求取泛点气速，并确定操作气速
②求取塔径
Vs=21190.06(0.1013/1.55>(303.15/273.15>=1536.97m3/h=0.4269m3/s
D=(4×0.4269/3.14×0.10>0.5=2.33m
取D=2400m此时塔的截面积=0.785=4.2617
③核算操作气速
=Vs/ =0.4269/4.2617=0.10m/s
则操作气体速度取u2=0.10m/s合适
④核算径比
D/d=2400/50=48>10~15<满足鲍尔环的径比要求）
⑤校核喷淋密度
U min=<L W）ɑ =0.08×106.4=8.512m3/(m2.h>
=<满足要求）
U
2
故塔德直径分别为D=2800mm，D=2400mm。

又考虑到粗细两段的喷淋密度均远远大于最小喷淋密度，且变径幅度较小，故在粗细段不设侧线，也不考虑吸收液的部分在循环吸收问题。

五、填料层高度的计算
1.CO
在气相和液相中的扩散系数
2
①CO2在气相中的扩散系数D首先计算CO2在各组分中的扩散系数，然后在计算
其在混合气体中的扩散系数。

计算公式如下：
<的单位为kPa）
查各组分的摩尔质量M和分子扩散体积，计算参数为塔底：温度30，压力为1.6MPa；塔顶：温度30，压力为1.55MPa.并将在各组分中扩散系数按上式计算，其结果一并填入下表中。

工程CO2CO H2N2
摩尔质量M44 28 2 28
扩散体积26.9 18.9 7.07 17.9
塔底 1.0523 4.1726 1.0705
塔顶 1.0864 4.3077 1.1050
平均 1.0694 4.2402 1.0878 =2.0858 m2/s=0.0075 m2/h，=2.1532m2/s=0.0078 m2/h
平均为平均温度30及平均压力1.575MPa下的数值。

从、数值可以看出，塔顶、塔底的扩散系数并无明显差异，若差异太大，应在塔中插入若干分点后计算其平均值，这样做势必将增大物热衡算的工作量。

①在液相中的扩散系数关于在液相中的扩散系数，有下面的经验公式
c m2/s<—mPa·s）
不知哪一个计算式较可靠，现取二者进行算术平均，即
计算，塔底温度为40，塔顶温度为30。

故
=8.396﹙313.15／2.173﹚=1.2061c m2/s=4.3418m2/h
=8.396(303.15/2.596>=0.9804c m2/s=3.530m2/h
2.173mPa·s和2.596mPa·s分别为PC为40和30时的黏度。

2.气液两相黏度
（1）气象黏度
<气体混合物的黏度）<纯组分的粘度）为0℃、常压下纯气体组分的粘度，mPas 。

m为关联指数<见下表）
m m
CO2 1.34×10-2 0.935 H2 0.84×10-20.771
CO 1.66×10-20.758 N2 1.66×10-20.756 在常压下及操作温度下，气相中单组分及混合物的黏度计算结果见表
工程部位CO2CO H2N2 / mPa·s塔顶30 1.4771 1.79640.9103 1.7961塔底30 1.4771 1.79640.9103 1.7961 =1.4876Pa·s=0.05355 kg/(m . h>
=1.4928Pa·s=0.05374 kg/(m.h>
亦可利用对比态原理根据对比压力、对比温度和对比黏度的关系从图中查处各组分的黏度值，其值与利用公式所得到的结果基本相同。

（2）液相黏度根据 mPa·s得
=7.8230kg/
（3）气液两相的密度
进出塔气体的平均摩尔质量：，
气相密度：,同样可算出
液相密度：,
（4）气液两相的数
（5）吸收液与填料的表面张力
吸收液：
（6）惰性气体的对数平均分压
塔底压力
塔顶压力：取塔内压降为0.5<含49044pa），
MPa （7）气相的摩尔流率
（8）填料的当量直径
（9）气相质量流率G
（10）气相传质系数
=1.195
=1.195
（11）液相传质流率(喷淋密度>。

（12）液相传质系数
=0.015
=0.015
（13）总传质系数
溶解度系数H,吸收后的溶液为稀溶液,且近似满足亨利定理(见船只单元数计算>.
,
从计算结果得出,PC吸收的过程为液膜控制,并且气膜阻力不可忽略(约占总阻力的20%>,液膜阻力与气膜阻力之比约为4:1。

因吸收后的溶液仍为稀溶液，固,有：
,（14）有效传质比表面积
=
=
（15）计算塔顶、塔底二截面处的
塔顶、塔底液相的平衡组成与实际组成x塔底：
因吸收饱和度为80%；故
塔顶：塔顶压力为1.55MPa，合15.8056，于是出塔净化气中CO2的分压为
（16）有效体积但愿传质系数
，
（17）液相总传质单元高度
根据：
塔底：
塔顶：
全塔：
实际上可将全塔按气相浓度分为两段<塔顶、塔底和塔中部）或更多，然后求取各段所对应的传质单元高度的平均值，这样的做法可能更为合理，但计算的工作量很大，此处分段，一律按全塔计算。

2.传质单元数的计算
⑴pc吸收的操作线方程和相平衡方程
因其他气体的溶解度很小，故将其他气体看作是惰性气体并视作恒定段，那么惰性气体的摩尔流率
又因为溶剂的蒸汽压很低，忽略溶剂的蒸发与夹带损失，并视作恒定不变，那么有：
吸收塔物料衡算的操作线方程为：
因与塔截面积无关，将已知数据代入上式，整理得塔粗细两段的操作线
均为：
吸收塔内的相平衡方程
将相平衡关系中的气相分压P和液相中的浓度x转化为气液两相均以摩尔分
数表示对应关系，即y=f<x），其转换过程如下：
Pco=yP
⑵.利用两线方程求取传质推动力<x-x）
因塔内的压力分布和温度分布未知，现假定总压降与气相浓度差成正比<实际
上与填料层高度成正比，因填料层高度待求），将气相浓度变化范围等分成10
个小区间，可求得各分点处的压力。

温度分布可利用各区间的热量衡算求出。

忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第n个小区间作热量衡算有：
式中，L为液相的摩尔流率；为第n区间内溶解气得平均微分摩尔溶解
热，；为第n区间的平均定压比热容，其表达式为。

因液相温度变化很小，故取平均温度32.5下得值计算，避免试差的麻烦。

于是有:
依据上述假设在计算机上作出传质推动力及其倒数的计算结果，见下表。

工程0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
0.5 3.25 6.00 8.75 11.50 14.25 17.00 19.75 22.50 25.25 28.00
0.0573 0.336 0.586 0.850 1.116 1.423 1.735 2.027 2.380 2.756 3.160
15.80 15.85 15.90 15.95 16.00 16.05 16.10 16.15 16.20 16.25 16.30
0.079 0.515 0.954 1.396 1.840 2.280 2.737 3.189 3.645 4.103 4.564
303.15 304.15 305.15 306.15 307.15 308.15 309.15 310.15 311.15 312.15 313.15
0.081 0.522 0.952 1.372 1.780 2.170 2.566 2.944 3.311 3.673 4.024
4219.4 537.6 273.2 191.57 150.6 133.87 120.34 109.05 107.41 109.05 115.74
⑶求取传质单元数
方法一因每一小区间的宽度并不等分，故不能用Simpson公式求取上述
积分项，现采用中值矩形求和，即
3、填料层的有效船只高度及分段数
计算结果：m
考虑到公式的误差，取安全系数1.2，得填料层总高Z
Z=1.2H=1.2×21.946=26.336m
实际取25m，平均分成5段，其中粗塔段2层，细塔3，每段填料层高度为
5.0m。

七、计算填料层压降
近似以塔顶、塔底的数据的数据采用Eckert通用关联图计算填料层压降。

横坐标
得塔顶X=8.73,塔底X=4.64；
查资料的。

得塔顶Y=0.00076,塔底Y=0.0014。

查图可知，他下段的压降约为20mmH2O/m，塔上段压降也为75mmH2O/m
七：附属设备及主要附件的选型
1.塔壁厚
操作压力为1.6Mpa
壁厚：
圆整后取25mm
选用 22R钢板
2．液体分布器
液体分布器是保持任一横截面上保证气液均匀分布。

本次使用分布较好的槽盘式分布器。

它具有集液、分液和分气三个功能，结构紧凑，操作弹性高，应用广泛。

3．除沫器
除沫器用于分离塔顶端中所夹带的液滴，以降低有价值的产品损失，改善塔后动力设备的操作。

此次设计采用网丝除沫器。

U=
除沫器直径
4．液体再分布器
液体向下流动时，有偏向塔壁流动现象，造成塔中心的填料不被润湿，故使用液体再分布器，对鲍尔环而言，不超过6m。

故在填料3m处装一个再分布器。

本次使用截锥式再分布器。

5．填料支撑板
填料织成板是用来支撑填料的重量，本次设计使用最为常用的栅板。

本次塔径为2800〉1400mm，使用四块栅板叠加，直径为700mm
6．塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度指顶第一层塔盘到塔顶封头的切线距离。

为减少雾沫夹带的液体量，一般取
1.2~1.5m，本次设计取1.2m
八设计概要表
入塔混合气体的质量流量V’30000 kg/h
塔底吸收液的质量流量L’1189169kg/h
入塔混合气的密度p12.83Kg/m3
吸收液的粘度 2.173mPa·s
填料因子120m-1
空隙率0.9
比表面积106.4m2/m3
Bain-Hougen关联式常数A0.0942
Bain-Hougen关联式常数K 1.75
u f0.14m/s
u0.1m/s
塔径2800mm
喷淋密度L116.64m3/m2h
塔截面积A 5.307m2
溶剂的摩尔流率L0.5487kmol/(m2·s>
惰气的摩尔流率G 0.04578kmol/(m2·s>
九对本设计评价
本人通过对这次的课程设计学到了很多，使我重新复习了一下以前学过的知识，温故而知新，重新了解了有关塔设备的计算，CAD的画法，塔的选择，塔径的计算，壁厚的计算等内容，真的让我受益非浅啊。

很感谢这次借着毕业课程的设计重新了解化工设备及相关化学累内容的重要性。

参考文献
1.化工原理课程设计<天大教材）
2.化学工程手册<第三版，上）
3.现代填料塔技术指南
4.小氮肥工艺设计手册·理化数据
5.合成氨
6.小型合成氨厂生产工艺与操作
7．化工设备机械基础<第二版）华东理工出版社——塔设备的机械设计
8．化工原理课程设计<第二版）大连理工大学出版社——塔设备的设计
9．化工过程及设备设计华南理工大学化学工业出版社——填料吸收塔装置的设计10．《化工原理》<下册）夏清陈常贵主编天津大学出版社。