化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

大连民族学院化工原理课程设计——－-—－-－—-－－苯—甲苯连续精馏筛板塔的设计院系：环境与资源学院 　 姓名： 　　 班级：环境工程092班 　学号： 　 教师评阅：指导老师：ﻬ目录一 化工原理课程设计的目的与要求ﻩ3二 　化工原理课程设计的内容 4三 安排与要求 4四 　设计步骤 5（一） 收集基础数据ﻩ5(二） 设计方案的选定ﻩ６（三) 工艺设计计算ﻩ71 物料衡算与操作线方程 7２ 理论塔板数的求算与实际塔板数的确定ﻩ83 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 13(四) 塔和塔板主要尺寸的设计ﻩ1７1 塔高ﻩ172 塔径ﻩ1８3　溢流装置与液体流型 194　塔板设计 ２05　筛板的流体力学验算ﻩ２1６ 塔板负荷性能图ﻩ23（五） 板式塔的结构与附属设备ﻩ２６1 塔体结构 ２62精馏塔的附属设备 27（六） 设计结果一览表ﻩ3１五 参考文献ﻩ32六 附录ﻩ32七 　设计任务书 34一 、 化工原理课程设计的目的与要求通过理论课的学习和生产实习,学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识，对于一个未来的工程技术人员来说,如何运用所学的知识去分析和解决实际问题是至关重要的，本课程设计的目的也是如此。

　 化工原理是研究化工单元操作基本原理的一门专业技术基础课，化工原理课程设计是化工原理课程之后的一个实际教学环节,通过本次课程设计，使学生初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法,提高度查阅技术资料、国家技术标准的能力，能够正确的选用公式进行计算和设计，强化工程意识,进一步培养学生综合运用所学知识以及解决实际问题的能力. 化工原理课程设计是化工以及其他理工科专业的学生在校期间第一次进行的设计，要求每个同学独立完成一个实际装置(本次设计为精馏塔装置)的设计，设计中应应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面的考虑,最终以简洁的文字、表格及图纸把设计表达出来.本次设计是在老师的指导下，由学生独立进行的设计.因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会,是培养化工技术人员的一个重要环节通过设计，学生应培养和掌握：1、 正确的设计思想和认真负责的设计态度. 设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进 　 设计应对生产负责设计中的每一数据,每一笔一划都要准确可靠,负责到底2、 独立的工作能力及灵活运用所学知识和分析问题解决问题的能力 　 设计由学生独立完成，教师只起到指导作用,学生在设计中碰到问题和教师进行讨论。

教师只是做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师在原则上不负责检查结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性,可靠性. 学生可以在设计中可以相互讨论，但不能照抄，为了更好的了解和检查学生独立分析问题和解决问题的能力，设计的最后阶段安排有答辩环节，若答辩不通过,则设计不能通过3、 精馏装置设计的一般办法和步骤4、 正确运用各种参考资料.合理选用各种经验公式和数据　 由于所用的资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别设计者应尽可能了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确的运用 　 设计前，同学应该详细阅读设计指导书、任务书,明确设计目的、任务及内容设计中安排好自己的工作,提高工作效率.ﻬ二 化工原理课程设计的内容1、选择流程,画流程图２、做物料衡算，列出物料衡算表3、确定操作条件（压力、温度)4、选择合适回流比,计算理论板数5、做热量衡算，列出热量衡算表.６、选择换热器,计算冷却介质及加热介质用量7、完成塔板设计.8、编写设计计算说明书设计结束时，学生应交的作用有：工艺流程图一张，塔板结构图一张，设计说明书一份三　 安排与要求设计进行一周，大致可以分为以下几个阶段：1、 准备(一天）教师介绍有关课程设计的情况，下达设计任务书。

学生应详细阅读设计任务书，明确设计目的、设计任务、设计内容及设计步骤安排好今后两周的工作2、 设计计算阶段（四~五天)按设计任务及内容进行设计计算，有时甚至需要对几个不同的方案进行设计计算,并对设计结果进行分析比较，从中选择较好的方案.计算结束后编写出设计计算说明书.设计计算说明书应包含：目录、设计任务书、流程图、设计计算、计算结果及所引用的资料目录等.设计计算说明书除了有数字计算之外还应有分析,只有数字计算，而无论述分析，这样的设计是不完整的，也是不能通过的设计部分应列出计算式，代入数值，计算结果.计算结果应有单位.说明书一律用A4纸写,文字部分要简练，书写要清楚说明书要标上页码,加上封面，装订成册3、 答辩（一天)答辩安排在最后一天进行.答辩前学生应将设计计算说明书装订成册,连同计算机辅助计算一起交给教师答辩时学生先简要汇报一下自己的设计工作，然后回答教师提出的问题ﻬ四 　设计步骤（一）基础数据的搜集表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（℃)临界压强PC(ｋＰa）苯AＣ6H6781180１2８8.56833．４甲苯ＢＣ６H５-CＨ３９2.13１106318。

5７4107．7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度８01859０951００1０５1１0.6,kＰa１013３１１69１3５５１557１7９．220422400，kＰa40.04６.054３74．3８6．0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据 温度８0１8590９51001０5液相中苯的摩尔分率1.00０078005810．41２025８0130汽相中苯的摩尔分率100009０00.77７0630045６０．26２表4 　纯组分的表面张力 温度８09010０１１0１20苯，mN／m甲苯，Mｎ/m２1.22１7２0２０.6１8５1７．518.416３表５ 　组分的液相密度 温度（℃）８0９01001101２0苯,kg/81480５7９1778763甲苯，ｋg/80９８０179１78０768表６ 液体粘度µ 温度（℃)809０100110１20苯(mP.s）０３０8０.２790.25５０2３３0.215甲苯(ｍP．s)031１0.２860.2640.２540.２２8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。

7９3007.11107.６150011．21０5.051００2０.8１02.7９１5.０29.４10０.７520.0３78４25044.2９７１330．050７95.5835.0５6.6９40940.061．992．６945．06６.７９1．40５０071.3９０.1１55.0758０60．0７9.1876365.082.586.5270．０85.78５44７５.０88．5８４.4080２8３.338５.093２590．０95981．1195.098．08０.６697098.８80.21９9099.6180.01100０100０（二）设计方案的选定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，故操作回流比取最小回流比的1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３~8mｍ,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: 　 (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）　小孔筛板容易堵塞三）工艺设计计算1、精馏塔的物料衡算与操作线方程(1） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率　苯的摩尔质量 ﻫ甲苯的摩尔质量 282.011.78/25.013.92/75.011.78/25.0xF=+=966.011.78/96.013.92/03.0.78/96.0xD=+=11058.013.92/950.011.78/050.011.78/050.0xW=+=（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ﻫ)/(kg2.12883.192)282.01(11.78282.0kmolMF=´-+´=)/(kg978.53.192)966.01(11.78966.0kmolMD=´-+´=)/91.32(kg3.192)058.01(11.78058.0kmolMW=´-+´=(３）物料衡算 原料处理量 　 9总物料衡算 ﻫﻫ联立解得 式中 　Ｆ——-—－-原料液流量 　D—－－—-－塔顶产品量　 W－－－———塔底产品量2、理论板数的求算与实际板数的确定 （１)理论板层数的求取 ①相对挥发度的计算：气液相平衡数据t/℃8０。

1859095100105１１061０1．33１16９135５ 155.7１79.2２0422４0．０40.04６.05４.0 　63.374．38６．０101３3x/摩尔分数1.０000．78005810．４120.２580１３０0错误！未找到图形项目表ｙ/摩尔分数1０000.90００．777０633０４560．262０因此根据上图可知：塔顶：即当 　　 已知该图的曲线方程为： 　 　 　 　　 　 　所以有:　 所以查表可知：　　 　塔底; 　 同理得 　 所以查表可知 即 　　 平均相对挥发度：进料温度(泡点温度）:由上表内差法可知其压力②平衡线方程的求算　气液相平衡方程 ③q线方程 进料状态由五种,即过冷液体进料（）,饱和液体进料(），气液混合进料（）和过热蒸汽进料（），本设计选用的为泡点进料，故④ 最小回流比 　 　由以上两式可得 　 ⑤回流比的确定 　 　 　 　 因为 　所以确定回流比为 （2） 逐板法求理论板① 精馏段操作线方程精馏段液相质量流量：精馏段气相质量流量：　 精馏段操作方程: 　 　 即得: 　 　　 　 　 　 。

．．．．.．①式②提馏段操作线方程 提馏段气相质量流程:提馏段液相质量流程：提馏段操作线方程： 　 　 　　 即得： 　 　 　　　 　　　.....．.．．．．.．②式③相平衡方程　 　　　通过上述计算已知相平衡方程为： 　 　 .．．..．．③式④ 逐板计算利用精馏段的操作方程、提馏段操作方程以及相平衡方程,可自上而下逐板计算所需的理论板数因塔顶为全凝器，则由③式求得第一块下降液体组成　 　　利用精馏段操作线，即①式计算第二块板上升蒸汽组成为：　 　 交替使用 ③ 和①式　则计算过程如下：　 　　 　 　 　 　 　 　 　 当计算到时,即可得，故改用提馏段操作线方程，即式②， 　　　 　　　 　　 　 　 　 　 　 　当计算到时，即可得出，所以计算停止可知理论塔板数为17块3） 求实际板数有给定的条件可知全塔效率(）为５2%且 所以可知精馏段：提馏段：故综上所述 理论塔板数为1７块，实际塔板数为3４块,其中1５块为进料板,精馏段14块板，提馏段为２0块板。

3、 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P＝4＋1013 =10５3ｋPa每层塔板压降　△P=07　kPa进料板压力=105．3+0．7×14=1151 kPaﻫ塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力ﻫ（2)操作温度计算 ﻫ依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 ﻫ安托尼方程计算，计算过程略.计算结果如下： 塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度（３）平均摩尔质量计算 ﻫ塔顶平均摩尔质量计算 由，代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算 已知＝0.282，由上面理论板的算法,得=０.437ﻫ塔底平均摩尔质量计算由，由相平衡方程，得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 表５　　组分的液相密度（［1］：附录图8)温度（℃)8０９0１00110120苯，ｋg/甲苯,ｋｇ/8１480９8０58０1791７917７87807６３768ﻫ①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　　　 　 　 　 　　　②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即　ﻫ 　 ﻫ塔顶液相平均密度的计算 ﻫ由,根据内差法查手册得 　 　 　ﻫ 塔顶液相的质量分率　 　 　 　 　 　　 　进料板液相平均密度的计算 ﻫ由,查手册得 　 　 　 进料板液相的质量分率　　 　 　 　 　 塔底液相平均密度的计算 ﻫ由,查手册得　　 ﻫ 塔底液相的质量分率　　 　 　 　 　 　 　 　 　 ﻫ精馏段液相平均密度为 　　　 　 　提馏段液相平均密度为 　 　 （5） 液体平均表面张力计算 ﻫ依下式计算表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。

618.８1９517．518．4162１7．3（1） 对于塔顶: 　　故查上表可知　 　　 　 （2） 对于进料板： 　　故查上表可知 　　 　　 （3） 对于塔底： 　 ﻩ 　故查上表可知 　 　 (４)精馏段平均表面张力： 　 提馏段平均表面张力： （四） 塔和塔板主要尺寸的设计 1 塔径的计算（1）精馏段的气液体积流率为　 　 (由式)由史密斯关联图查取,图的横坐标为 　 　 取板间距ＨT＝0．４m 板上液层高度hL=0.06ｍ HＴ　－hL＝0．4 -0．06=０34m查得史密斯关联图到 　　　 　　　 　取安全系数为07，则空塔速度为 　 塔径 　 　 按标准塔径圆整为 （2)提馏段气液相体积流率计算 其中的查史密斯关联图，图的横坐标为取板间距ＨT=0.4m 　板上液层高度ｈＬ=006m　 HT —hL=0４ －0.０6=０．34m查史密斯关联图得到取安全系数为0.７，则空塔速度为塔径 　 　 按标准塔径圆整为 　 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为截面积 　 　 　 　　 　 　实际空塔气速 　　 2精馏塔有效高度的计算 　 　 在进料板上方开一个小孔，气高度为0。

８m故精馏塔的有效高度为　 3溢流装置计算 因，可采用单溢流弓型降液管,采用凹形受液盘,不设进口堰，各项计算如下：（4） 溢流堰长 　 　 　 　（２) 溢流堰高度　 　　 选平直堰，堰上液高度为，近似取Ｅ=1， 　 　取板上清液层高度 故 　 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查弓型降液管图 得 Wd/D＝０１48,Ａｆ/AT＝0.０85故 　 　 　 　　　 　计算液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理4)降液管底隙高度h０取液体通过降液管底隙的流速，依下式计算降液管底隙高度h0 　 　 　 　故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘 　 　　 深度4塔板设计塔板布置　（1)塔板的分块因，故塔板采用分块式.由文献查表得，塔板分为４块2）边缘区宽度确定　　　　 取3)开孔区面积计算　 　 其中:故 　 （４)筛孔数 n 与开孔率 φ本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 取筛孔的孔径 d0=５ｍm塔板上筛孔数目为 　 　　 　 塔板开孔区的开孔率φ 开孔率在5－１5%范围内，符合要求。

气体通过筛孔的气速　 　 5、筛板的流体力学验算 （1)塔板压降a)干板阻力计算：干板阻力,由查文献图得 　 液柱b）气流穿过板上液层的阻力hl计算查文献(1）中５—11,得 故 液柱c）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 　　 液柱气体通过每层塔板的液柱高度 　 　 　 气体通过每层塔板的压降为（设计允许值)d）液面落差 　对于筛板塔液面落差很小,但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略２）液沫夹带量ev的验算塔板上鼓泡层的高度液kg气<0１ kｇ液／kg气∴ev在本设计中在允许范围内,精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带.(3）漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为 实际孔速 　　　筛板的稳定性系数 　 　 该值大于15，符合设计要求故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液4）液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度苯－甲苯物系属一般物系，取，则而 　　　　 板上不设进口堰,则液柱<0.1９8ｍ故在本设计中不会发生液泛现象.6、 塔板负荷性能图　精馏段：ﻫ（1） 雾沫夹带线 ﻫ雾沫夹带量取，前面求得,代入,整理得:ﻫ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.　ﻫ表8Ls /(m3／ｓ）　０.0030。

０04000５0.00６Vs　/（m3／ｓ）４．5064．3７8４．2614．１５１由上表数据即可作出雾沫夹带线 （2） 液泛线 ﻫ由Ｅ=１.04,lW=12得:S232S20S20V10555.755.80200.30.18584.0V051.0V051.0051.0-´=÷øöçèæ´´=÷÷øöççèæ´÷÷øöççèæ´=÷÷øöççèæ÷÷øöççèæ=LvLvocccuhrrrr已算出，,,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—２0 ﻫ表１0Ls ／(m３/s） 0.0030.0040.００5000６Vs　／(ｍ3／s）4067３9８43.９０23821由上表数据即可作出液泛线２. ﻫ（３）　液相上限线 以θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限, ﻫ据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线０0163（ｍ3/s） ﻫ(４） 漏液线 由和,代入得：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—21 表1１Ｌs ／（ｍ3/s）　０.0０30．0０４00050．006Vs /(m３/ｓ）１.1921.2111.2２91。

２45由上表数据即可作出液泛线4 (5) 液相负荷下限线　对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准.E=1.0４ﻫ据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5ﻫﻫ根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示. ﻫ图1 精馏段筛板负荷性能图 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,下限为漏液控制五）　板式塔的结构与附属设备1、 塔体结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔(手孔)、基座、除沫器等附属装置除一般塔板按设计板间距安装外,其他处根据需要决定其间距.(1）塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距.为利于出塔气体夹带的液滴沉降,此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 　　　 (2）塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距其值由如下两个因素决定. ①塔底驻液空间依贮存液量停留３~５min或更长时间(易结焦物料可缩短停留时间）而定②塔底液面至最下层塔板之间要有1～2m的间距,大塔可大于此值.本塔取 　 　 　 (3）人孔 　一般每隔6~8层塔板设一人孔。

设人孔处的板间距等于或大于600ｍm,人孔直径一般为450~5０0mm,其伸出塔体得筒体长为２0０~2５０ｍｍ,人孔中心距操作平台约8０0~1200ｍm本塔设计每１7块板设一个人孔,共两个,即 　 　 　 　　 （4）塔高　 　 　 　　故全塔高为11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器,可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的１．5m.2、精馏塔的附属设备(1)再沸器塔底温度tw＝105.0℃ 用t0＝135℃的蒸汽，釜液出口温度t１=1１2℃则　 由tｗ=105．0℃　 　　查液体比汽化热共线图得又气体流量Vｈ=2．374m3/h 密度则取传热系数K=６00W/ｍ２ｋ，则传热面积加热蒸汽的质量流量（２）塔顶回流冷凝器塔顶温度tD=8０94℃ 冷凝水t1=２０℃　 t2=30℃ 则由tD=80.49℃ 　　 查液体比汽化热共线图得又气体流量Ｖh=2．１3４ｍ3／s塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=6００W/m２k，则传热面积冷凝水流量(3）塔主要接管尺寸计算1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管本设计采用直管进料管。

Ｆ=149Kg/h　， ＝80７９Kg/ 则体积流量 　 管内流速则管径取进料管规格Φ９５×25 则管内径d＝9０mｍ进料管实际流速2）回流管采用直管回流管,回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格Φ６5×２.5　 则管内直径d＝60mm回流管内实际流速３)塔顶蒸汽接管则整齐体积流量取管内蒸汽流速则可取回流管规格Φ430×12 则实际管径d=41６mm塔顶蒸汽接管实际流速4)釜液排出管塔底w=30ｋmol／h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格Φ5４×2．5 则实际管径d=49mm塔顶蒸汽接管实际流速5）塔顶产品出口管径D=１１９ｋoｍl/ｈ 相平均摩尔质量溜出产品密度则塔顶液体体积流量:取管内蒸汽流速则可取回流管规格Φ58×2５ 则实际管径d=53mｍ塔顶蒸汽接管实际流速（六）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ＰｍｋＰa110．2１22.1各段平均温度tｍ℃9０1510３71平均流量气相VSm3/s０.340.３64液相LSｍ3/ｓ0．001140.0０277实际塔板数N块1420板间距HTm0．400.4０塔的有效高度Zm５．２７.６塔径Ｄｍ11空塔气速ｕｍ/s０.4330。

4３3塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm０.681.2堰高hｗm0．04910044溢流堰宽度Ｗｄｍ0.14８0．２管底与受液盘距离hom0.０２06０.0７67板上清液层高度hLm0．0６0０6孔径domm５.05．0孔间距ｔmm1５1５孔数n个202０2020开孔面积m２03934０．393４筛孔气速uom/s１3３5 13.35塔板压降hPkPa0.095100951液体在降液管中停留时间τs19．３41９34降液管内清液层高度Ｈdｍ0.13701３７雾沫夹带eVkg液／kg气0.0０９470．00947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VＳ·maｘｍ3/s3．6气相最小负荷VS·minm３/s１2操作弹性3.1五　参考文献 [1]张新战，化工单元过程及操作•北京：化学工业出版社,１998［２］何潮洪，冯霄•化工原理•北京：科学出版社，2０01[３]柴诚敬，刘国维•化工原理课程设计•天津：天津科学技术出版社,１９94［４]贾绍义,柴敬诚•化工原理课程设计•天津:天津大学出版社,20０2［５]陈均志,李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2００8[6]马江权，冷一欣•化工原理课程设计•北京：中国石化出版社，2００９六 附录板孔分布形式图苯-—--甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图文中如有不足，请您指教！32 / 32。