板式精馏塔设计(共25页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上摘 要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各

2、种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：板式精馏塔，工艺设计，计算专心-专注-专业一、概述（一）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。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：1气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。2操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性

3、。3流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。4结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。5耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。6塔内的滞留量要小。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。（二）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。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

4、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，本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。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

5、左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。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23)。（3）小孔筛板容易堵塞。2浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。

6、塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。（2）操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。（5）液面梯度小。 （6）使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。（7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。（三）精馏塔的设计步骤本设计

7、按以下几个阶段进行：1设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。2蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。3塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。4管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。5抄写说明书。6绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。二、设计方案的确定（一）操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。

8、下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2进料状

9、态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。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

10、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0.40.7KPa（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

11、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。4冷却剂与出口温度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

12、垢附着在换热器的表面而影响传热。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

13、，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程1，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。 （二）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

14、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

15、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。但在毕业设计中，对第一个原则应作较

16、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。三、 板式精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。图1 板式精馏塔的工艺流程简图（一）工艺条件生产能力：10吨每小时（料液）年工作日：自定原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58进料状况：自定加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选（二）主要基础数据表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质项目分子式分子量沸点()密度二硫化碳7

17、646.51.2601.595四氯化碳15476.8表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)温度46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据液相中二硫化碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y液相中二硫化碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0（三）塔的物料衡算1料

18、液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 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：（四）塔板数的确定1理论板NT的求法用图解法求理论板（1）根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板（2）进料热状况参数 q （3）q线方程（4）最小回流比Rm及操作回流比R依公式取操作回流比精馏段操作线方程按常规M,T，在图上作图解得：（不包括塔釜），其中精馏段为5层，提馏段为3.5层.（5）全塔效率塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度故:2实际板数N精馏段:提馏段:（五）塔工艺条件及物性数据计算1操作压强的计算Pm塔顶

19、压强PD=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降P=1.0kPa 则：进料板压强：PF=105.3+101.0=113.7kPa塔釜压强：Pw=105.3+90.7=121.3kPa精馏段平均操作压强：Pm=109.5 kPa 提馏段平均操作压强：Pm = =116.8kPa.2操作温度的计算近似取塔顶温度为46.5,进料温度为58,塔釜温度为76精馏段平均温度 提馏段平均温度 3平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927 ；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.582 xF=0.388；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=

20、0.05 =0.127 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：塔顶部分依下式：（为质量分率）；其中=0.941,=0.059；即：；进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.34 得=0.203；塔釜处液相组成：由xW=0.05 得=0.0253；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=45.5查手册得： ； ； ； 进料液相平均表面张力的计算 由=58查手册得： ； ； ； 塔釜液相平均表面张力的计

21、算 由=97.33查手册得： ； ； 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：表4 塔工艺条件及物性数据统计表操作压强（kpa）操作温度()平均摩尔质量(kg/kmol)平均密度(kg/m3)液体平均张力(mN/m)液体平均粘度(mpa/s)液相气相液相气相塔顶105.346.575.0784.961275.228.350.414进料板113.758123.7498.981513.323.760.5176塔釜121.376144.1150.11636.320.420.497精馏段109.552.2599.40591.97810.73.7835.71提馏段116.867.25

22、133.92124.541574.85.1422.09（四）精馏塔气液负荷计算1精馏段：V=(R+1) = L=RD= Lh=36000.0023=8.28 2提馏段：； ； ；四、板式塔主要尺寸的设计计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，先选取某一塔板（例如进料或塔顶、塔底）条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整；或分段计算，以适应两段的气液相体积流量的变化，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。所

23、设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔板尺寸需根据经验来选取，而参数与尺寸之间又彼此互相影响和制约，因此设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化。基于以上原因，在设计过程中需要不断地调整、修正、和核算，直到设计出较为满意的板式塔。（一）塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔径D 参考下表 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.07m 故： 1精馏段：HT-hL=0.40-0.07=0.3 =0.078；依公式； 取安全系数为0.7，则： u=

24、0.7=0.72.14=1.047m/s 故：； 按标准，塔径圆整为1.m,则空塔气速为 塔的横截面积 2提馏段： ；=0.068；依公式：； 取安全系数为0.70，；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.m塔的横截面积:空塔气速为板间距取0.4m合适 3溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：（1）精馏段： 溢流堰长 为0.7D，即：； 出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.=0.7, 查手册知：E为1.03 依下式得堰上液高度：故： 降液管宽度与降液管面积有=

25、0.7查手册得故：=0.14D=0.14 1.3=0.182m 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：(2)提馏段：溢流堰长为0.7，即：； 出口堰高 ； 由 ，查手册知 E为1.04依下式得堰上液高度： 。降液管宽度与降液管面积 有=0.7查手册得 故：=0.14D=0.14 1.4=0.182m 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速=0.008m/s 依式计算降液管底隙高度 ：即4塔有效高度 精馏段； 提馏段有效高度；在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每68层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34层块塔板处设一人孔。

26、设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度5板间距的初选板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板

27、间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表1列出的塔板间距的经验数值选取。表5 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。表6 塔和塔板的主要工艺尺寸统计表塔径（m）溢流堰长(m)出口堰高(m

28、)降液管宽度(m)降液管面积()降液管底隙高度(m)塔有效高度(m)精馏段1.2650.910.0570.1820.10620.0254.4提馏段1.200.910.05540.1820.10620.03172.0五、板式塔的结构（一） 塔的总体结构塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同

29、的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有1015min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。 （二） 塔体总高度 板式塔的塔高如图2所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人

30、孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。1塔顶空间HD 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。塔高需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。2人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。3塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲

31、时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。 图3 板式塔的塔高（三） 塔板结构 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800900mm之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。小塔的塔板均做成整块式的，相应地，塔体则分成若干段塔节，塔

32、节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间用一段管子支承，并保持所需要的板间距。塔节内的板数与塔径和板间距有关。如以塔径Dg=600700mm的塔节为例，对应于不同的板间距，塔节内安装的塔板数NF塔板与下法兰端面的距离h1以及塔节高度L。表7 塔板的有关尺寸HT,mmNL,mmh1,mm300618002003505175025045041800350六、总结本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我调试出塔的工艺流程、生

33、产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。设计的过程就是一个知识不断积累的过程。在设计过程中，我们感到指导老师们的知识是那么的丰富，而我们与之比较真是相差甚远。这更加激励我们要不断的学习。只有不断学习才能不断的进步。参考文献1化工原理课程设计化工原理教研室室选编. 2009.2 谭蔚，聂清德化工设备设计基础 天津大学出版社. 2008.3 陈国桓化工机械基础 化学工业出版社 2006.4 夏清，陈常贵化工原理（上下) 天津大学出版社 2006.5 大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连:大连理工大学出版社,1994.6 中国石化 化工工艺设计手册（第三版） 化学工业出版社 2003.7 化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书塔设备设计.上海：上海科学技术出版社,1988.8 时鈞,汪家鼎等.化学工程手册,北京：化学工业出版社,1986.9 柴诚敬,刘国维，李阿娜.化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社,1995.致 谢本设计在选题及写作过程中得到孙老师的悉心指导，孙老师一丝不苟的作风、严谨求实的态度、踏踏实实的精神，深深地感染和激励着我，虽历时三载，却给以终身受益无穷之道。在此谨向孙老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。