化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏塔的设计解读

1、苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- - -化工原理课程设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计专业班级姓名学号指导老师设计地点09级化学工程与工艺2班吴凡平06109240姚刚东南大学成贤学院2011年9月目录TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark4 o Current Document 一序言-4- HYPERLINK l bookmark6 o Current Document 板式精馏塔设计任务书-5- HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 设计计算-6- HYPERLINK l bookmark10 o Current Do

2、cument 3.1设计方案的选定及基础数据的搜集-6-3.2精馏塔的物料衡算-9-原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率-9-原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量-9-物料衡算-9-塔板数的确定-9-理论塔板数的确定-9-全塔效率的计算-13-求实际板数-14- HYPERLINK l bookmark36 o Current Document 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-14-操作压力的计算-14-操作温度的计算-15-平均摩尔质量的计算-16-平均密度的计算-17-液体平均表面张力的计算-20-液体平均黏度的计算-21-气液负荷计算-22- HYPERLINK l bookmark1

3、12 o Current Document 精馏塔的塔体工艺尺寸计算-23-塔径的计算-23-有效塔高的计算-25- HYPERLINK l bookmark122 o Current Document 塔板主要工艺尺寸的计算-25-溢流装置计算-25-塔板布置-28- HYPERLINK l bookmark166 o Current Document 筛板的流体力学验算-29-塔板阻力-29-漏液点-30-3.7.3雾沫夹带-31-3.7.4液面落差-31-3.7.5液泛的校核-32- HYPERLINK l bookmark259 o Current Document 塔板负荷性能图-3

4、3-设计结果一览表-41- HYPERLINK l bookmark335 o Current Document 板式塔得结构与附属设备-42-5.1附件的计算-42-5.1.1配管-42-5.1.2冷凝器-44-5.1.3再沸器-45-5.2板式塔结构-46-参考书目-47-七设计心得体会-47-49-八附录：苯甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元

5、操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易

6、挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务原料液中苯含量：质量分率=50%(质量)，其余为甲苯。塔顶产品中苯含量不得低于95(质量)。残液中苯含量不得高于5%(质量)。生产能力：40000t/y苯产品，年开工300天。三、操作条件精馏塔顶压强：常压进料热状态：泡点进料回流比：自选单板压降压：0.7kPa四、设计内容及要求设计方案的确定及流程说明塔的工艺计算塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图编制设计结果概要或设计一览表辅助设备选型与计算

7、绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排时间：2011.8.152011.9.9(第1周第4周)地点：东南大学成贤学院六、参考书目夏清，陈常贵化工原理下册天津：天津大学出版社，2005任晓光化工原理课程设计指导北京：化学工业出版社，2009设计计算3.1设计方案的选定及基础数据的搜集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入精馏塔内。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

8、回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.91388倍。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38mm,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：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。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10

9、15%。塔板效率咼，比泡罩塔咼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咼，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。下图是板式塔的简略图：苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- - -表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（C）临界温度tc（C）临界压强PC（kPa）苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BCHCH-53192.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0C80.1859095100105110.6P0,kPa101.33116

10、.9135.5155.7179.2204.2240.0P0,kPaB40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（2：p例11附表2）温度oC80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力（1：P附录图7）378温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5组分的液相密度（1：P附录图8）382温度（C）8090

11、100110120苯,kg/m3814805791778763甲苯,kg/m3809801791780768表6液体粘度Al（：5）温度（C）8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）a0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.2

12、97.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:D+W二FDx+Wx二FxDWF苯的摩尔质量匹!=血1比g/心归甲苯的摩尔质

13、量MB=92.13焙/kmol0.5/78.11x=0.541f0.5/78.11+0.5/92.130.95/78.11x=0.957D0.95/78.11+0.05/92.130.05/78.11x=0.0584W0.05/78.11+0.95/原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M卩=0.541x78.11+(1-0.541)x92.13=84.55kg/kmolMd=0.957x78.11+(-0.957)x92.13=78.71kg/kmolMW=.584x78-11+(-.584)x92-13二91-31kg/kmol3.2.3物料衡算原料处理量4000000084.55x300

14、x24二65.7kmol/h总物料衡算D+W二65.7苯物料衡算0.541F二0.957D+0.0584W联立解得D二0.353kmol/hW=0.304kmol/h式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的确定(1)相对挥发度的计算苯的沸点:80.1C甲苯的沸点：110.6C由安托因方程lgP。二A-Bt+C及网络上关于苯和甲苯的安托因系数安托因方程1求助编辑|爾编辑词条安托尼Antoine）方程是一个最简单的三参数蒸汽压方程，其一般形式为logP=A-B/t+C式中P温度T时的蒸汽压，Kpat温度,CABC為常数有关物性数据可在各种手册中查到O如：组分

15、ABC苯6.0231206.35220.4甲苯6.0781343.94219.58苯:1強兔*=S.023-7+220.41Tli*1.343.甲丰isloPb6.087-r.219.5S图2：苯和甲苯的安托因系数（来自百度网络）T=80.11C时苯：lgP。二6.023-1206.35二2.0085a80.1+220.41343.94甲苯：lgP。二6.078-二1.5934b80.1+219.58解得：P。二101.98KPaAP。=39.21KPaBT=110.6C时苯：lgP。=6.023一A1206.35二2.3784110.6+220.41343.94甲苯：lgP。二6.078一二

16、2.00767b110.6+219.58解得：P。二239.02KPaAP。二101.78KPaBP。10198则80.1C时二十二一二2.600P。39.21BP。23902110.6C时a二二二二2.348P。101.78B.a=jaa=、2600 x2.348=2.471V12（2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1,q线为一条垂直线.x=x=0.541qFax2.471x0.541y=q=0.744q1+Ox-1JX1+0471-1丿x0.541即R=（1.12）R，则取minq1xa（1-x）DD1-0.9572.471G0.957）a-1x1xFF2.4711

17、_0.54110.541_=1.045通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，RminR=1.9138R8=2min3）求精馏塔的气液相负荷L=RD=2x35.3=70.6kmol/hV=OR+1JxD=O2+1Jx35.3=105.9kmol/hL=RD+qF=2x35.3+1x65.7=136.3kmol/h（泡点进料q=l）V,=（R+1）DG-q）F=（2+1）x35.3-（1-1）x65.7=105.9kmol/h（4）求操作线方程精馏段操作线方程：y=Rx+Xd=2x+0.957=0.67x+0.319n+1R+1nR+12+1n2+1n提馏段操作线方程：苯-甲苯连续精馏筛板塔的

18、设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- - -7- -WxL+qF-WWL+qFy=xm+1L+qF-Wm70.6+65.730.4X0.058470.6+65.7x70.6+65.7-30.4m二1.287x0.0168m5）逐板法求理论板数相平衡方程oxy=1+0-1)x2.471x1+1.471x变形得：x2.4711.471y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：y二x二0.9571Dy=0.67x+0.319=0.92221y二0.67x+0.319二0.87332y二0.67x+0.319二0.81243=f)=0.900y+o1y丿11=0.8272.4

19、711.471y2x=3=0.73632.4711.471y3x4=2.4711.471歹4=0.636y5=0.67x4+0.319=0.745x=5=0.54152.4711.471y5x=0.541x=0.5415F故精馏段理论板数n=4用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算y=1.287x0.0168=0.67965y=1.287x0.0168=0.57876y=1.287x0.0168=0.44187x6=2.4711.471y=。彳62x=7=0.35672.4711.471yx8=2.4711.471y=0.242y二1.287x-0.0168二0.29598y二1.287x-0

20、.0168二0.1709y二1.287x-0.0168二0.08110_2.471-1.471y9_x=人=0.076102.471-1.471y10 xn_2.471-1.471y_。曲x=0.0340.245=0.49x(2.471x0.270245=0.541TL求实际板数精馏段实际板层数4N=7.39q8(块)精0.541提馏段实际板层数N=6=11.09沁11(块)提0.541全塔共有塔板19块,进料板在第9块板。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P=101.3kPa每层塔板压降P=0.7kPa进料板压力P=101.3+0.7X8=106.9kP

21、aF塔底操作压力P=101.3+0.7X19=114.6kPaw精馏段平均压力P=(101.3+106.9)2=104.1kPam1提馏段平均压力P=(106.9+114.6)/2=110.75kPam23.4.2操作温度的计算根据上式计算出的压力，经过chemCAD拟合计算得塔顶温度tD=81.126C7亠-77*-LUJ.au-lUUUi-lUUU0.006mwo满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提馏段因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a）溢流堰长I:单溢流区l=（0.60.8）D,取堰长

22、l为0.60D=0.60X1.20=0.72mwWwb）出口堰高h:h=h-hWWLOWl/D=0.60，wL0.0043x360035.19l2.50.722.5w查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.058,则hOW2.84(L丫/3Eh1000Il丿w284x1.058xp043X3600F31000I0.72丿=0.0232故h=h-h=0.06-0.0232=0.0368mwLOWc）降液管的宽度W与降液管的面积A:df由l/D=0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得wW/D=0.11，A/A=0.056dfT故W=0.11D=0.11x1.2=0.132m，d兀3

23、14A=0.056xD2=0.056xx1.22=0.0633m2f44利用0=3600A计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,Lh即03600AHLh3600 x0.0633x0.40=5.88s0.0043x3600（大于5s,符合要求）降液管底隙高度h:o取液体通过降液管底隙的流速u，=0.10m/s(0.070.25m/s)o依式h=oLh36001xuwoLh3600lxuwo0.0043x36003600 x0.72x0.1=0.0597mh-h=0.0597-0.0368=0.0229m0.006mwo满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深

24、度为60mm塔板布置塔板的分块因D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取3050mm,所以这里取W=0.04mc安定区宽度由于D=1.2mv1.5m故W=6075mm取W=0.06mss开孔区面积用A=2xVR2-x2十空!sin-1计算开空区面积aL180RR=DW=120.04=0.56m,x=D-(W+W)=12-(0.132+0.06)=0.408m2c22ds2解得，A=2xa0408xE祗+wx0.562arcsin00408=0.82m52b)筛孔数n与开孔率申:本例所处理是物系无腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛板直径d=5m

25、m，筛孔按正二角形排列取孔中心距t为t=3.5x5=17.5mm0筛孔数1158x103n=xAa=1158x103t217.52x0.825=3120个开孔率申=A/A=0.907/(t/d)2=0.907/(L7.5/5)2=10.1%oa0则每层板上的开孔面积A为A=财二10.1%x0.82殳0.0830a筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。3.7.1塔板阻力hp塔板阻力依下式计算h=h+huoCo)2丿pCL(h=0.051C式中：h-干板阻力，m液柱;ChL-板上清液

26、层阻力，课根据图查出。L精馏段V0.85hu=-=10.24m/sCoA0.083od5o=1.67查干板孔的流量系数图得C=0.8453o图13：干板孔的流量系数图苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- - -1)精馏段u- -h=0.051C2二0.051xF=uoo(u)IC丿o2(2.79)x800.39丿=0.026m液柱丁=10.24x.；279=17.10Vh=8h=0.5x0.06=0.03m液柱LoL所以h=h+h=0.03+0.026=0.056m液柱pCL单板压降APPAP=hpg=0.056x800.39x9.81=439

27、.70Pa700PaPPL提馏段u=Vs=0.83=10m/soA0.083od5-=3=167查干板孔的流量系数图得co=84h=0.051C(u丫(o-cICo八二0.051x2xd784.62丿=0.028m液柱F=uoop=10 x、3.05=17.46Vh=8h=0.5x0.06=0.03m液柱LoL所以h=h+h=0.03+0.028=0.058m液柱pCL单板压降APPAP=hpg=0.058x784.62x9.81=446.43Pa1.5，故在设计负荷下不会产生过量漏液。o=uom2)提馏段uom4X18.98二1.97x10-39810 x784.62x0.005u=4.4x

28、0.84xomi1(0.0056+0.13x0.06-1.97x10-3)x800.39_I6.34m/s3.05稳定系数K=-uomo=故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.7.3雾沫夹带0.0057e-VuGHh丿Tf3.2其中uV=sGA-ATo6.660.85精馏段1.1304-0.083812m/S0.0057eV0.8123.220.5210.40-2.5x0.06丿二0.012kg/kg0.1kg/kg气气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段0.83叮1.1304-0.083二刖场/S0.0057(0.792V218.9810.40-2.5x0.06丿二0.012kg/kg气

29、0.1kg/kg气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.7.5液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（H）不得超过0.40.6倍的（H+h）即dTWH（H+h）(L)sLWh丿WodTWH=h+h+h其中液体在降液管出口阻力：h=0.153dPLdd精馏段h=0.153xd(0.002010.72x0.0278丿2=1.53x10-3H=0.056+0.06+1.53x10-3=0.1175d取=0.5则Q(H+h)=0.5x(0.40+0.0463)=0.223TW贝VH=0.11750(H+h

30、)=0.223dTW故在设计负荷下不会发生液泛提馏段(000432h=0.153x=1.53x10-3d10.72x0.0597丿H=0.058+0.06+1.53x10-3=0.1195d取=0.5贝UQ(H+h)=0.5x(0.40+0.0368)=0.218TW则H=0.11950(H+h)=0.218dTW故在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。塔板负荷性能图1精馏段雾沫夹带线雾沫夹带量eV0.00573.2其中uGVsA-AToVs1.1304-0.083二0.955Vsh二2.5(h+h)=2.5fWOW(h+0.00284

31、EW3600Lslw=2.50.0463+0.00284x1.039(3600Ls0.72、23丿二0.12+2.16L2/3s取e=0.1kg/kg，前面求得o二20.52mN/m,V气m,精代入e=0.0057(一Ug|，整理得：V二1.84-14.23L2/3VoH-hssTf在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于表9。sS表9L/(m3/s)s0.0020.0030.0040.0050.006V/(m3/s)s1.611.541.481.421.37由上表数据即可作出雾沫夹带线1。液泛线由E=1.039,l=0.72得：w2.84f3600L2/32.84f3600

32、L)E=x1.039xs100011J1000I0.72丿w2h=OW2/3=0.863L2/3suCJo=0.0366V2sh=0.051C=0.051x=0.051xV)IAC丿oo10.083x0.84丿22.79x800.39h=(h+h)=0.66x().0463+0.86333)=0.030+0.5751WOWss已算出h=2.09x10-3m液柱,b=h+hC1+h=0.0366V2+0.030+0.57S+2.09x10-3bss=0.0366V2+0.57Lm+0.03209ssfL)2fh=0.153s=0.153xd、L,h丿VWot=0.4m，hw=0.0463m，=0

33、.5Ls0.72x0.0278丿2=381.889L2s代入0(H+h)=h+h+h+h，整理得:TWPWOWdV2=3.955-39.153L2/3-1.0434x104L2sss在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于表10。sS表10L/(m3/s)s0.0020.0030.0040.0050.006V/(m3/s)s1.8371.7451.6741.5971.512由上表数据即可作出液泛线2。液相负荷上限线以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,Ls,maxHAT00.4x0.06334=0.00633从而做出液相负荷上限线3V=4,Ao漏液线由h二h+h二0.0

34、463+0.863L2/3和uTOC o 1-5 h zLWOWsom HYPERLINK l bookmark271 o Current Document 代入u二4.4C：(.56+3hL二叮Pl得:omopYrvVsAo二4.4x0.84x*(.56+3X4L/36004x3.54/3600八八“d=w=0.050WKU3.14x0.5yw(4)塔顶蒸汽管V二0.85m3/ss取管内流速u=15m/s则进料管直径0.27m(5)加热蒸汽管V，=0.83m3/ss取管内流速u=13m/s则进料管直径4x0.83V3.14x13=0.29苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设

35、计- - -5.1.2冷凝器塔顶温度tD=81.126C冷凝水t=20Ct2=30C则At=t1-1=81.126-20=61.126CD1At2=t-1=81.126-30=51.126CD2Atm=r(61.12651.126)=55.97C2由tD=81.126C查液体比汽化热共线图g三壬*一主lJ-r40知20十2000-2500-3(M3O-154X1:-400Q图16：液体比汽化热共线图得：丫二390.5J/kg苯又气体流量V二0.85m3/ss塔顶被冷凝量q二Vp=0.85x2.79二2.37kg/ss冷凝的热量Q二q二2.37x390.5二926.07J/s苯取传热系数K二60

36、0W/m2KQ926.07x103贝M专热面积A二二二27.58m2KAt600 x55.97冷凝水流量w=_22.14kg/sQ_926.07x103CT)_4.83x10P125.1.3再沸器塔底温度t=112.43C用t0=135C的蒸汽，釜液出口温度-=112Cw01贝VAt_T-T_135-112.43_22.57C1o1AT_T-T_135-112_23C2o2ATmAT-AT_Ind/A；)_1222.57-23ln(22.57/23)_22.78C由tW=112.43C查液体比汽化热共线图得：丫卄_362J/kgW苯又气体流量V_0.83m3/ss塔顶被冷凝量q_Vp_0.83

37、x3.05_2.53kg/ss冷凝的热量Q_qy_2.53x362_915.86KJ/s苯取传热系数K_600W/m2KQ915.86x103则传热面积A_67.00m2KAT600 x22.78m加热蒸汽的质量流量W_18.29kg/sQ_915.86x103C(/-T)_2177.6x23Po1储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- - -5.2板式塔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

38、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H=1.2mD（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。塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取HB=1.5（m）（3）人孔一般每隔68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450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即n二2（个）p（4）塔高H=（n-n-n-1）H+nH+nH+H+HFPTFFPPDB=（19-1-2-1）x0.4+1x0.6+2x0.6+1.2+1.5=10.5m故全塔高为105m,另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的1.5m。六参考书目夏清，陈常贵化工原理下册天津：天津大学出版社，2005任晓光化工原理课程设计指导北京：化学工业出版社，2009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贾绍义，柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，200