1、材料科學(xué)與化學(xué)工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目：苯甲苯二元物系板式精餾塔設(shè)計者姓名：周艷麗指導(dǎo)教師：韓偉專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 學(xué)號 2010101220 說明書 共 頁 圖紙 張設(shè)計時間 2013年 5 月 28 日至2013年 6月 18日摘要化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種數(shù)據(jù)的計算方法，能畫出精餾塔、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。板式精餾塔也是很早就出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對

2、板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有以下優(yōu)點：生產(chǎn)能力大、塔板效率較高，而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價較低，安裝、維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右，處理能力大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設(shè)計的要求。本課程世紀(jì)的主要內(nèi)容為過程的物料衡算，工藝設(shè)計計算以及篩板的負(fù)荷性能校核。關(guān)鍵詞：板式精餾塔 篩板 計算 校核Abstract The pinciples of chemical engineering course design is to culti

3、vate studentsability of important chemical design teaching，through the curriculum that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design，design principals and methods.To learn all kinds of manual operation and physical properties，chemical properties of searching methods and techniqu

4、es.Grasp the results，can draw process tower structure，etc.In the design process should not only consider the feasibility of the theory，consider the safety in production and economic rationality. Plate column is an early tower，since the 1950s to plate column on a large scale，industrial master sieve-p

5、late tower，and formed a complete design method.Compared with the blister tower,has the following advantages:high board distillation production capacity,higher tower efficiency and simple structure,cost reduce 40% tray,installation,maintenance is easier.But in the plate column,sieve-plate tower struc

6、ture than float valves is more simple,easy processing,the cost is about 60% of the tower of the blister,float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing,considering the design conforms to the requirements.The main contents of this course design is the process of material

7、,craft calculation,the structure design and check.KEYWORDS:plate rectifying column;sieve-plate tower;design 學(xué)號：2010101220課程設(shè)計任務(wù)書1、設(shè)計題目：苯甲苯二元物系板式精餾塔；試設(shè)計一座板式精餾塔，用于苯甲苯二元物系的分離。加料量為145kmol/h，其組成為0.48（苯摩爾分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液組成為0.98（苯摩爾分?jǐn)?shù)），塔底釜液組成0.045（苯摩爾分?jǐn)?shù)），回流比為最小回流比的1.5倍。2、工藝操作條件：（1）塔頂壓力 P=750mmHg（2）操作溫度 常溫（3）加料熱

8、狀態(tài) q=0.93、設(shè)計任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計計算，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型，繪制精餾系統(tǒng)的工藝流程圖，編寫設(shè)計說明書。4、說明：為使學(xué)生獨立完成課程設(shè)計，每個學(xué)生的原始數(shù)據(jù)均在產(chǎn)品產(chǎn)量上不同，即140號每上浮50 kg/h為一個學(xué)號的加料量（例如1號加料量為50kmol/h；2號產(chǎn)品產(chǎn)量為55kmol/h等）；5、參考書目：（1）唐倫成編著.化工原理課程設(shè)計簡明教程，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005；（2）陳敏恒等.化工原理下冊第三版，化學(xué)工業(yè)出版社出版；（3）賈紹義，柴誠敬主編. 化工原理課程設(shè)計化工傳遞與單元操作課程設(shè)計，天津大學(xué)出版社，2002；（4）申迎華.郝曉剛.化工原理課程設(shè)計

9、，化學(xué)工業(yè)出版社，2009；（5）其它參考書。第一章 緒論第二章 精餾塔工藝尺寸的設(shè)計計算 2.1精餾流程的確定 本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用氣液混合進料。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用

10、于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。 （) 小孔篩板容易堵

11、塞。 下圖是板式塔的簡略圖（圖1）： 2.2精餾塔的物料衡算 2.2.1 摩爾質(zhì)量苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/kmol已知：進料組成 ：Xf=0.48 ； 餾出液組成 ：Xd=0.98； 釜液組成 ： Xw=0.045。故，原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量為： =0.4878.11+(1-0.48)92.13=85.40kg/kmol =0.9878.11+(1-0.98)92.13=78.39kg/kmol =0.04578.11+(1-0.045)92.13=91.50kg/kmol 2.2.2 二元精餾塔物料衡算 加料量 ： F=145kmo

12、l/h總物料衡算：F=D+W 即145=D+W （1）苯物料衡算： F=D+W 即1450.48=D0.98+W0.045 （2）聯(lián)立（1）（2），解得 D=67.46kmol/h W=77.54kmol/h 式中， F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量 2.2.3 回流比的計算(1)q線方程： 已知加料熱狀態(tài)q=0.9，故q線方程為： （2）相平衡曲線：由手冊查得苯甲苯二元物系的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表（表1）： 苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相氣相液相氣相0.0 0.0 110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.700 0.85386.80.200 0

13、.370 102.20.8030.91484.40.300 0.500 98.60.9030.95782.30.3970.61895.20.950 0.97981.20.4890.710 92.11.00 1.00 80.2 表1 本甲苯二元物系氣液平衡數(shù)據(jù)表 由q線方程及上表數(shù)據(jù)繪制x-y圖，見圖2。 圖2 圖解法求理論板數(shù) 由圖中相平衡線與q線交點坐標(biāo)（0.4576，0.6818）求得最小回流比，最小回流比為： 取操作回流比為最小回流比的1.5倍，所以，R=1.5Rmin=1.51.33=2.0 2.2.4理論塔板數(shù)的求?。?） 精餾塔的氣液相負(fù)荷 L=RD=2.067.46=134.92

14、kmol/h V=(R+1)D=(2.0+1)67.46=202.38kmol/h L=L+qF=134.92+0.9145=265.42kmol/h V=V-(1-q)F=232.62-(1-0.9)145=218.12kmol/h （2） 操作線方程 精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：（3）圖解法求理論板數(shù)NT苯甲苯屬理想物系，故可采用圖解法求理論板數(shù)，如圖2所示。求解結(jié)果為：總理論板數(shù)NT=14塊。其中NT,精=7，NT,提=7（不包括再沸器），加料位置為第8塊板。2.2.5全塔效率 （1）溫度的計算 已知xD=0.98，xF=0.48,xW=0.045,由苯甲苯二元物系氣液平衡數(shù)據(jù)表

15、，根據(jù)內(nèi)插法【計算公式為：】求得塔頂溫度tD=80.6，進料溫度tF=92.4，塔釜溫度tW=108.3。 （2） 液體粘度L的求取 已知進料組成為xF=0.48，溫度為92.4。查液體粘度共線圖得LA=0.262mPas，LB=0.293mPas。則塔頂、塔底平均溫度下的粘度為：L=xiLi=0.480.262+0.520.293=0.278mPas查精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖（見圖3），得全塔效率ET=54.8%。圖3 精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖 2.2.6實際塔板數(shù)精餾段實際板層數(shù) N精=7/0.548=12.7713塊提餾段實際板層數(shù) N提=7/0.548=12.7713塊總板數(shù) N總=N精+N提

16、=13+13=26塊2.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 2.3.1操作壓強 塔頂壓力 PD=750mmHg=98.68kPa 每層塔板壓降 P=0.7kPa 進料板壓力 PF=98.68+0.713=107.78kPa 精餾段平均壓力 P精，m=（98.68+107.78）/2=103.23kPa 塔釜壓力 PW=98.68+0.726=116.88kPa 提餾段平均壓力 P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa 2.3.2 溫度 由2.2.5中（1）計算結(jié)果知塔頂溫度tD=80.6，進料溫度tF=92.4，塔釜溫度tW=108.3。那么 精餾段平均溫度t精，m=（80.

17、6+92.4）/2=86.5 提餾段平均溫度t提，m=（92.4+108.3）/2=100.35。2.2.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.98，查平衡曲線圖（見圖2），得 x1=0.952MVDm=0.9878.11+（1-0.98）92.13=78.39kg/kmolMLDm=0.95278.11+（1-0.952）92.13=78.78kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板（見圖2），得yF=0.650,查平衡曲線（見圖2），得xF=0.449MVFm=0.65078.11+（1-0.650）92.13=83.02kg/kmolMLFm=0.44978.1

18、1+（1-0.449）92.13=85.84kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量為MVm=（78.39+83.02）/2=80.71kg/kmolMLm=（78.78+85.84）/2=82.31kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板（見圖2），得xW=0.025，查平衡曲線（見圖2），yW=0.025，MVWm=0.02578.11+（1-0.025）92.13=91.78kg/kmolMLWm=0.02578.11+（1-0.025）92.13=91.78kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（83.02+91.78）/2=87.40kg/kmolMLm=（85.84+91.78）/

19、2=87.40kg/kmol 2.3.4平均密度（1） 精餾段氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即=2.79kg/m3 (2)精餾段液相平均密度計算液相平均密度由下式計算，即1/m=ai/i塔頂液相平均密度的計算由tD=80.6，查手冊得A=813.46kg/m3 B=808.52kg/m3LDm=1/(0.98/813.46+0.02/808.52)=813.36kg/m3進料板液相平均密度計算由tF=92.4,查手冊得A=801.64kg/m3 B=789.60kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率aA=(0.44978.11)/(0.44978.11+0.55192.13)=0.409LF

20、m=1/(0.409/801.64+0.591/789.60)=794.48kg/m3精餾段液相平均密度 精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3(3) 提餾段氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即=3.16kg/m3（4） 提餾段液相平均密度計算由tW=108.3，查手冊得A=780.21kg/m3 B=781.87kg/m3LWm=1/(0.048/780.21+0.952/781.87)=781.79kg/m3由（2）步驟中計算的進料板液相平均密度，計算提餾段液相平均密度提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m32.3.5液體平均

21、粘度液相平均粘度依下式求取，即lgLm=xilgi。（1）塔頂液相平均粘度的計算由tD=80.6,查手冊得A=0.306mPas B=0.310mPaslgLDm=0.98lg(0.306)+0.02lg(0.310)解出LDm=0.305mPas（2）進料板液相平均粘度計算由tF=92.4，查手冊得A=0.273mPas B=0.281mPaslgLFm=0.449lg(0.273)+0.551lg(0.281)解出LFm=0.277mPas（3） 塔釜液相平均粘度計算由tW=108.3，查手冊得A=0.237mPas B=0.256mPaslgLWm=0.025lg(0.237)+0.97

22、5lg(0.256)解出LWm=0.256mPas（4） 精餾段液相平均粘度精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPas（5） 提餾段液相平均粘度提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPas2.3.6液體平均表面張力液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii（1） 塔頂液相平均表面張力計算由tD=80.6,查手冊得A=21.13mN/m A=21.63mN/mLDm=0.9821.13+0.0221.63=21.14mN/m(2) 進料板液相平均表面張力計算由tF=92.4，查手冊得A=19.71mN/m A=20.34mN/mLFm=0.44919.71+0.

23、55120.34=20.06mN/m（3） 塔釜液相平均表面張力由tW=108.3，查手冊得A=17.72mN/m A=18.59mN/mLWm=0.02517.72+0.97518.59=18.57mN/m（4） 精餾段液相平均表面張力精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m（5） 提餾段液相平均表面張力提，Lm=（20.06+18.57）/2=19.32mN/m第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.1塔和塔板主要工藝尺寸計算3.1.1 塔徑D（1）精餾段塔徑D精的計算精餾段的氣、液相體積流率為Vs=1.626m3/sLs=0.00384m3/s由，式中，其中C20由下

24、圖（圖4）查取，圖4 史密斯關(guān)聯(lián)圖 圖的橫坐標(biāo)=0.0401取板間距HT=0.50m，板上液層感度hL=0.06m，則HThL =0.50-0.06=0.44m查圖4得，C20=0.0930則，=0.0930（20.65/20）0.2=0.0936m/s取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=1.110m/s=1.372m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D精=1.4m（2） 提餾段塔徑D提的計算提餾段的氣、液相體積流率為Vs=1.676m3/sLs=0.00818m3/s=0.0771查圖4得，C20=0.0975則，=0.0975（19.32/20）0.2=0.0968m/s取安全系數(shù)0.7，

25、則空塔氣速為u=0.7umax=1.068m/s=1.414m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D提=1.6m（3） 精餾塔塔徑的選擇由3.1.1中（1）、（2）計算結(jié)果，選擇精餾段和提餾段其中較大者，即塔徑D=1.6m所以，塔截面積AT=2.011m2實際空塔氣速 m/s3.1.2溢流裝置因塔徑D=1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長lW對于常用的弓形降液管有：單溢流時，lW=（0.60.8）D取lW=0.7D=0.71.6=1.12m（2）溢流堰高度由選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即近似取E=1，所引起的誤差能滿足工程實際要求，則取板上清液層高度 hL=70m

26、m故 hW=hL-how=0.07-0.025=0.045m（3） 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由，查弓形降液管的參數(shù)圖（見圖5），得圖5 弓形降液管的參數(shù) =0.0928，=0.15故 Af=0.0928AT=0.09282.011=0.187 Wd=0.15D=0.151.6=0.24m依式驗算液體在降液管中停留時間，即=故降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度h0取 =0.23m/s則 hWh0=0.045-0.032=0.0130.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度3.1.3 塔板布置（1） 塔板的分塊由于D=1.6m，查表2得，塔板分塊為4塊。 表2 塔板分塊數(shù)

27、塔徑，mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456 （2） 邊緣區(qū)域?qū)挾却_定取WS=WS=0.075m，WC=0.045m（3） 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算，即 其中 故 3.1.4 篩孔數(shù)n與開孔率由于苯甲苯物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d0=35=15mm篩孔數(shù)目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為3.1.5塔的有效高度Z精餾段有效高度Z精=（N精-1）HT=（13-1）0.5=6.0m提餾段有效高度Z提=（N提-1）HT=（13-1）0.5=6.0m在進料板上、下方的兩段塔中部各開一

28、人孔，人孔高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+20.8=6.0+6.0+1.6=13.6m3.2篩板的流體力學(xué)計算3.2.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?） 塔板壓降干板阻力由d0/=5/3=1.67，查干篩孔的流量系數(shù)圖（見圖6），得 c0=0.772圖6 干篩孔的流量系數(shù)圖 故 （2） 氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力 hl=hL 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖（見圖7），得=0.58。故 F0 圖7 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖（3） 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算 氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 3.2.

29、2 霧沫夾帶量eV的計算液沫夾帶量由下式計算，即 故 故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。3.2.3 漏液的驗算對篩板塔，漏液點氣速u0,min可有下式求取 故 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。3.2.4液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式，即 苯甲苯物系屬一般物系，取，則 而 板上不設(shè)進口堰，hd可由下式計算，即 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.3塔板負(fù)荷性能圖3.3.1液沫夾帶線以為限，求VSLS關(guān)系如下：由 故 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，結(jié)果列于表3中。 表3 LS 0.0050.0150.025VS3.660 3.

30、1092.679 由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線1。 3.3.2 液泛線令 由 ； 聯(lián)立得 忽略h,將hOW與LS，hd與LS，hc與VS的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 =0.0167 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，結(jié)果列于表4中。LS 0.0050.0150.025VS10.147 6.8732.577表4 由上表數(shù)據(jù)即可做出液泛線2。 3.3.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)。由 =0.006取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。3.3.4漏液線 由 得 故 在操作范圍內(nèi)

31、，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，結(jié)果列于表5中。 表5LS 0.0050.0150.025VS0.757 0.7670.775 由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線4。3.3.5液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由 故 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖（見圖8）。圖8 塔板負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。有圖可以看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖8查得 故操作彈性為3.4 板式塔的結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬

32、裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。3.4.1塔體結(jié)構(gòu)（1） 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 （2） 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距

33、操作平臺約8001200mm。本塔設(shè)計每8塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即 （4） 塔高 故全塔高為17.8m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。3.4.2 塔板結(jié)構(gòu) 塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。由于本設(shè)計采用的塔徑為1.6米，根據(jù)剛度、安裝、檢修等要求，將塔板分成4塊通過人孔送入塔內(nèi)（如圖9所示）。圖9 塔板分塊示意圖第四章 塔附件設(shè)計4.1接管進料管 本設(shè)計采用直管進料管，觀景的計算如下： 取，得取的進料管。4.2法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應(yīng)的法蘭。4.3筒體與封頭4.3.1筒體 用鋼板卷制而成的筒體，其公稱直徑等于內(nèi)徑。當(dāng)通體直徑較小時可直接采用無縫鋼管制作，此時公稱直徑的值等于外徑。根據(jù)所設(shè)計的塔徑，先按內(nèi)壓容器設(shè)計厚度，厚度計算公式見下式： 由上式計算出的計算厚度加上腐蝕裕量C2得到設(shè)計厚度d。4.3.2封頭 本設(shè)計采用半球形封頭，其厚度與筒體取相同厚度。第五章 設(shè)計結(jié)果一覽表序號項目符號單位計算數(shù)據(jù)1產(chǎn)品摩爾質(zhì)量塔頂MD kg/kmol78.39塔底MW kg/kmol91.5原料液MFkg/kmol85.40 2塔頂產(chǎn)品量Dkmol/h 67.46 3塔底