丙酮-水精馏分离板式塔设计.docx

河 西 学 院
Hexi University

化工原理课程设计

题 目: 丙酮-水精馏分离板式塔设计
学 院: 化学化工学院
专 业: 化学工程与工艺
学 号: 2014210029
姓 名: 徐庭国
指导教师: 李守博

2016年 11月 29日

化工原理课程设计任务书
一、 设计题目
丙酮－水精馏分离板式塔设计
二、 设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量）60000吨/年
操作周期7200小时/年
进料组成30%（丙酮）（质量分率，下同）
塔顶产品组成≥96%（丙酮）
塔底产品组成≤5%（丙酮）
回流比，自选
单板压降 ≤700Pa
冷却水温度30℃
2.操作条件
操作压力 塔顶为常压
进料热状态进料温度60℃
加热蒸汽 0.5MPa (表压)
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.绘制生产工艺流程图及精馏塔设计条件图
7.设计评述

河西学院化学化工学院化工课程设计

目录
1.设计背景与原理 1
1.1精馏塔的设计原理 1
1.2确定设计方案 1
1.3设计原则 2
1.3.1满足工艺和操作的要求 2
1.3.2满足经济的要求 2
1.3.3满足安全生产的要求 2
1.4板式塔的选择 3
1.4.1塔设备的分类 3
1.4.2筛板塔的优缺点 3
2.工艺设计计算 3
2.1设计方案的确定 3
2.2工艺流程图 4
2.3精馏塔的物料衡算 4
2.3.1.料液.塔顶及塔底产品含甲醇的摩尔分率 4
2.3.2.原料液，塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 4
2.3.3物料衡算原料处理量 4
2.4塔板数的确定 5
2.4.1理论塔板数的求取 5
2.4.2实际塔板数NT的求取 8
2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 9
2.5.1操作压强的计算 9
2.5.2平均摩尔质量计算 9
2.5.3平均密度计算 10
2.5.4液体平均表面张力的计算 11
2.5.5液体平均粘度μLm的计算 12
2.5.6精馏塔气液负荷计算 13
3．精馏塔工艺尺寸设计 13
3.1塔径的计算 13
3.1.3空塔流速 15
3.2精馏塔高度的计算 15
3.2.1.精馏塔的有效高度 15
3.2.2.精馏塔总高度 15
3.3塔板主要工艺尺寸的计算 17
3.3.1溢流装置计算 17
3.3.2塔板布置 19
3.4筛板的流体力学实验算 20
3.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度 20
3.4.2液面落差 22
3.4.3雾沫夹带量的验算 22
3.4.4漏液的验算 23
3.4.5液泛 23
3.5塔板负荷性能图 24
3.5.1精馏段 24
3.5.2提馏段 27
4 辅助设备选型与计算 30
4.1接头管设计 30
4.2热量衡算 31
4.2.1加热介质的选择 31
4.2.2冷凝剂的选择 31
4.2.3热量衡算 31
4.3冷凝器的选择 33
4.4再沸器的选择 33
4.5贮罐的计算 33
5操作说明 34
附录 34
参考文献 35
致谢 36
附图 37

III

丙酮-水混合液筛板精馏塔设计
徐庭国
摘 要：本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。
此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.117的丙酮—水溶液，使塔顶产品丙酮的摩尔含量达到96%，塔底釜液丙酮摩尔分数为5%。
综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对丙酮-水进行分离提纯，塔板为碳钢材料，求得理论板数为6。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为8，提馏段实际板数为11。根据经验式算得全塔效率为0.316实际加料位置在第9块板。塔径为2.0m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。
关键词：丙酮-水、精馏、图解理论板法、负荷性能图、精馏塔设备结构
1.设计背景与原理
1.1精馏塔的设计原理
精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸汽中转移，蒸汽中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸汽愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
精馏原理 (Principle of Rectify) 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。
1.2确定设计方案
本设计任务为分离丙酮——水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.3设计原则
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。
1.3.1满足工艺和操作的要求
（1）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。
（2）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。
1.3.2满足经济的要求
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。同样，回流比的大小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。
1.3.3满足安全生产的要求
例如丙酮属易燃有毒物料，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。
以上原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，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。
1.4板式塔的选择
1.4.1塔设备的分类
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。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。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。
1.4.2筛板塔的优缺点
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。
2.工艺设计计算
2.1设计方案的确定
本设计任务书为分离丙酮－水的混合液体。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，设计中采用进料温度60℃。将原料液通过预热器加热到60℃后送入精馏塔内，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 ，故回流比取最小回流比的两倍。
2.2工艺流程图

2.3精馏塔的物料衡算
2.3.1.料液.塔顶及塔底产品含甲醇的摩尔分率
xF=30÷5830÷58+70÷18=0.117
xD=96÷5896÷58+4÷18=0.882
xW=5÷585÷58+95÷18=0.016
2.3.2.原料液，塔顶及塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.117×58+0.883×18=22.68
MD=0.882×58+0.116×18=53.28
MW=0.016×58+0.984×18=18.64
表2-1 丙酮-水的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点℃
密度（kg/cm3）
丙酮
CH3COCH3
58.08
56.2
788.4
水
H2O
18`
100.00
983.2
2.3.3物料衡算原料处理量
每小时处理摩尔量F=60000000÷7200MF=60000000÷720022.68=367.43kmolh
总的物料衡算 D+W=F
xF=0.117 xD=0.882 xW=0.016
易挥发组分物料衡算 FxF=DxD+WxW
由以上公式得 D=324.61kmolh W=42.82kmolh
表2-2 常压下的丙酮－水的气液平衡数据
液相中甲醇摩尔分率x
气相中甲醇摩尔分率y
温度/℃
液相中甲醇摩尔分率x
气相中甲醇摩尔分率y
温度/℃
0
0
100.0
0.40
0.839
60.4
0.01
0.253
92.7
0.50
0.849
60.0
0.02
0.425
86.5
0.60
0.859
59.7
0.05
0.624
75.8
0.70
0.847
59.0
0.10
0.755
66.5
0.80
0.898
58.2
0.15
0.789
63.4
0.90
0.935
57.5
0.2
0.815
62.1
0.95
0.963
57.0
0.30
0.830
61.0
1
1
56.13

图2-1 丙酮－水的气液相图
由图可知
tb =65.3℃
2.4塔板数的确定
2.4.1理论塔板数的求取
1.全塔温度的求取
根据丙酮-水气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求全塔温度：
塔顶温度 57.0-57.50.95-0.9=tD-57.00.882-0.95 tD=57.68℃
进料温度 tF=60℃
塔釜温度 92.7-86.50.01-0.02=tW-92.70.016-0.01 tW=88.98℃
精馏段平均温度 tm=tD+tF2=57.68+60.002=58.84℃
提馏段平均温度 tm'=tW+tF2=88.98+60.002=74.49℃
2.气相组成的求取
根据丙酮-水气液平衡组成与温度关系数据表，用内插法求气相组成：
(1)塔顶处液相组成 0.898-0.93557.5-58.2=yD-0.89857.68-57.5 yD=0.91
(2)进料处液相组成 yF=0.894
(3)塔釜处液相组成 0.425-0.25386.5-92.7=yW-0.25388.98-92.7 yW=0.36
3.相对挥发度的求解
(1)塔顶处相对挥发度
xD=0.882 yD=0.91 αD=yx∙1-x1-y=0.910.882×1-0.8821-0.91=1.347
(2)进料处相对挥发度
xF=0.5 yF=0.894 αF=yx∙1-x1-y=0.8940.5×1-0.51-0.894=6.465
(3)塔釜处相对挥发度
xW=0.016 yW=0.36 αW=yx∙1-x1-y=0.360.016×1-0.0161-0.36=33.98
(4)精馏段平均相对挥发度
αm=αD+αF2=1.347+6.4652=3.906
(5)提馏段平均相对挥发度
αm'=αW+αF2=33.98+6.4652=19.98
(6)平均挥发度
α=3αD∙αF∙αW=31.347×6.465×33.98=6.67
4.直线方程的求解
(1)平衡线方程 y=αx1+(α-1)x=6.77x1+5.77x
(2) q的计算
查出65.3℃原料液的汽化热为：
丙酮=487.2KJKg
水=2343.4KJKg
rm=0.117×2.3410×58+0.823×1415.3×18=24272.4KJKg
查出进料组成=时溶液的泡点为，平均温度t=65.3+602=62.65℃
查出62.65℃下原料液的比热容为：
丙酮=2.34KJ(Kg∙℃)
水=4.182KJ(Kg∙℃)
cp=2.34×58×0.117+4.182×0.823×18=87.164KJ(Kmol∙℃)
q=cp∆t+rmrm=87.164×65.3+24272.424272.4 =1.019

图2-2 塔板数绘图
由图可知 xq=0.125 yq=0.754
(3)最小回流比Rmin及操作回流比R
依公式 Rmin=xD-yqyq-xq=0.882-0.7540.754-0.125=0.203
R=2×0.203=0.406
(4)精馏段操作线方程 y=RR+1x+xDR+1=0.4060.406+1x+0.8820.406+1
=0.288 x+0.627
(5)提馏段操作线方程 L=RD=0.406×324.61=131.79kmolh
y=L+qFL+qF-Wx-WL+qF-WxW
y=131.79+1.019×367.43131.79+1.019×367.43-42.82x-42.82131.79+1.019×367.43-42.82×0.016
y=1.09x-1.48
提馏段操作线过点c(xW,xw)和精馏段操作线方程与q线方程的交点链接即为提馏段操作线方程。
1.理论塔板数
表2-3 不同温度下丙酮－水的平衡曲线
操作线方程与相平衡方程对理论板数的计算即在平衡线上的点
x
y
x
y
精馏段

提馏段

0.754
0.88
0.075
0.69
0.598
0.864
0.02
0.38
0.22
0.8
0.001
0.05
求解结果为：精馏段3块 提馏段2块
总理论板层数NT=5，进料板位置为NF=4
2.4.2实际塔板数NT的求取
由奥康内尔经验公式可知：
ET=0.49(αμm)-0.245
塔顶和塔底的平均温度为：
t=tD+tW2=57.3+86.52=71.9℃
表2-4 液体粘度
温度/℃
60
丙酮液体粘度mpa∙s
0.231
水粘度mpa∙s
0.4688
此时的相对粘度可近似为进料口的温度下进料口的粘度：
lgμm=xF∙lgμL1+(1-xF)∙lgμL2=0.117×lg0.231+1-0.117lg0.4688
μm=0.329mpa∙s
精馏段
ET=0.49(αmμm)-0.245=0.49(6.642×0.329)-0.245=0.39
提馏段
ET'=0.49(αm'μL)-0.245=0.49(24.28×0.329)-0.245=0.29
实际塔板数：NT=5-1=4，精馏段3块，提馏段2块。
精馏段：N=3ET=7.69=8(层)
提馏段：N'=2ET'=6.89=7（层）
全塔效率:515=33.3%
2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.5.1操作压强的计算
取每层塔板压强∆P=0.7KPa（一般情况下，板式塔的每一个理论级压强约在0.4~1.1KPa），且塔顶操作表压为500kPa计算则：
塔顶操作压力：PD=101.33KPa
进料板压力：PF=101.33+8×0.7=106.93KPa
塔釜压力：PW=106.93+7×0.7=111.83KPa
精馏段平均操作压力：Pm=PD+PF2=101.33+106.932=104.13KPa
提馏段平均操作压力：Pm' =PF+PW2=106.33+111.832=109.08KPa
2.5.2平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算：由xD=y1=0.882查平衡曲线得：x1=0.91
MLDm=0.91×58+(1-0.91)×18=54.4kgkmol
MVDm=0.882×58+1-0.882×18=53.28kgkmol
进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：xq=0.5 yq=0.841
MLFm=0.5×58+1-0.5×18=38kgkmol
MVFm=0.841×58+1-0.841×18=51.64kgkmol
塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：xw=0.016 yw=0.431
MLWm=0.016×58+1-0.016×18=18.64kgkmol
MVWm=0.431×58+1-0.431×18=35.24kgkmol
精馏段平均摩尔质量：
MLm=54.4+382=46.2kgkmol
MVm=53.28+51.642=52.46kgkmol
提馏段平均摩尔质量:
MLm'=38+18.642=28.32kgkmol
MVm'=51.64+35.242=43.44kgkmol
2.5.3平均密度计算
1.气相平均密度
由 PV=nRT
推出
（1）精馏段平均气相密度：ρVm=PmMVmRT= 104.13×52.468.314×(273.15+58.84)=1.98 kgm3
提馏段平均气相密度：ρVm'=Pm'MVm'RT=110.48×43.448.314×(273.15+74.49)=1.64kgm3
2.液相密度
表2-5 不同温度下丙酮-水的密度列表
温度℃
57.68
60
88.98
丙酮液体密度ρ（kgm3）
743.11
737.4
699.14
水液体粘密ρ（kgm3）
987.22
983.2
967.57
1ρLm=xAρLA+xBρLB(x为质量分率)
（1）塔顶部分
其中 xD=0.96 xBD=0.04
即 1ρLDm=xDρLAD+xBDρLBD=0.96743.11+0.04987.22
ρLDm=750.53kgm3
(2)进料板处
其中 xF=0.3 xBF=0.7
1ρLFm=0.3737.4+0.7983.2
ρLFm=893.82kgm3
(3)塔釜处液相组成
其中 xW=0.05 xBW=0.95
1ρLWm=0.05699.14+0.95967.57
ρLWm=949.35kgm3
(4)精馏段平均液相密度
ρLm=ρLDm+ρLFm2=750.53+893.822=822.175kgm3
(5)提馏段的平均液相密度
ρLm'=ρLFm+ρLWm2=893.82+949.352=921.585kgm3
2.5.4液体平均表面张力的计算
表2-6 不同温度下丙酮-水的表面张力
温度/℃
57.68
60
88.98
丙酮/mNm
18.99
18.8
15.59
水/mNm
66.6
66.2
61.36
液相平均表面张力依下式计算
σLm=i-1nxiμi
（1）塔顶液相平均表面张力的计算
σLDm=0.882×18.99+(1-0.882)×66.53=24.61mNm
（2）进料液相平均表面张力的计算
σLFm=0.5×18.8+0.5×66.2=42.5mNm
（3）塔顶液相平均表面张力的计算
σLWm=0.016×15.59+(1-0.016)×61.36=60.63mNm
（4）精馏段液相平均表面张力的计算
σm=24.61+42.52=33.56mNm
（5）提馏段液相平均表面张力的计算
σm'=42.5+60.632=51.57mNm
2.5.5液体平均粘度μLm的计算
表2-7 不同温度下丙酮-水的粘度
温度℃
57.68
60
88.98
丙酮液体粘度mpa∙s
0.24
0.231
0.186
水液体粘度mpa∙s
0.4906
0.4688
0.3305
(1)塔顶液相平均粘度的计算
液相平均粘度依式计算 lgμm=xlgμL1+1-xlgμL2
由 tD=57.68 ℃查手册得:μA=0.24mpa∙s; μB=0.4906mpa∙s
lgμLDm=xDlgμA+1-xDlgμB
=0.882×lg0.24+1-0.882lg0.4906
μLDm=0.261pa∙s
(2)进料板液相平均粘度得计算
由 tb=60 ℃查手册得:μA=0.231mpa∙s; μB=0.4688mpa∙s
lgμLFm=xFlgμA+1-xFlgμB
=0.5×lg0.231+0.5lg0.4688
μLFm=0.329pa∙s
(3)塔釜液相平均粘度的计算
由 tW=88.98℃查手册得:μA=0.186mpa∙s; μB=0.3305mpa∙s
lgμLWm=xWlgμA+1-xWlgμB
=0.016×lg0.186+1-0.016×lg0.3305
μLWm=0.327pa∙s
(4)精馏段液相平均粘度μm=0.261+0.3292=0.295pa∙s
(5)提馏段液相平均粘度μm'=0.329+0.3272=0.328pa∙s
2.5.6精馏塔气液负荷计算
1.精馏段 V=(R+1)∙D=0.406+1×324.61=456.4kmolh
Vs=VMVm3600ρVm=456.4×52.463600×1.98=3.36m3s
L=R∙D=0.406×324.61=131.79kmolh
Ls=LMLm3600ρLm=131.79×46.23600×822.175=0.00206m3s
2.提馏段 V'=V=456.4kmolh
Vs'=V'MVm'3600ρVm'=456.4×43.443600×1.64=3.36m3s
L'=L+F=131.79+367.43=499.22kmolh
Ls'=L'MLm'3600ρLm'=499.22×28.323600×921.585=0.0043m3s
3．精馏塔工艺尺寸设计
3.1塔径的计算
取板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL上=0.07m
式中的C由 C=C20(σL20)20
1．精馏段
HT-hL上=0.45-0.07=0.38m
LhVh(ρLmρVm)12=0.00206×36003.36×3600 (822.1751.98)12 =0.0124
由图3-1的C20=0.069
0.2
0.7
0.45
0.3
0.15
0.4
0.3
0.2
1.0
0.7
0.1
0.04
0.03
0.02
0.07
0.01
0.04
0.03
0.02
0.07
0.01
0.1
0.09
0.06
0.05
图3-1 史密斯关联图

依公式（3-1） C=C20(σm20)0.20=0.072×(36.8820)0.2=0.081
由 umax=CρLm-ρVmρV=0.081×822.175-1.981.98
umax=1.65ms
取安全系数为0.7，则：u=0.7umax=0.7×1.65=1.15
故： D=4Vsπu=4×3.36π×1.15=1.93m
按化工机械标准，塔径圆整为2m
2.提馏段
Lh'Vh'(ρLm'ρVm')12=3600×0.00433600×3.36（921.5851.64）12=0.303
查图3-1得 C20'=0.081
依公式 C'=C20'(σm'20)0.2= 0.081×(54.9620)0.2=0.099
umax'=C'ρLm'-ρVm'ρVm'=0.099×952.455-1.641.64=2.384
取安全系数为0.7，则：u'=0.7×umax'=0.7×2.384=1.7ms
故 D'=4VS'πu'=4×3.363.14×1.7=1.573m
按化工机械标准，塔径圆整为1.6m
板间距取0.45m合适
为了使整体的美观及加工工艺的简单易化；在提馏段和精馏段的塔径选择相同的尺寸，故塔径取D=2m
3.1.3空塔流速
塔得横截面积：AT=π4D2=π4×22=3.14m2
则空塔气速为：um=VsAT=3.363.14=1.07ms
塔的横截面积：AT'=π4D'2=π4×1.62=2m2
则空塔气速为：um'=Vs'AT'=3.32=1.65ms
3.2精馏塔高度的计算
3.2.1.精馏塔的有效高度
精馏塔的有效高度为：Z=N-1HT=8-1×0.45=4.05m
提馏段的有效高度为:Z'=N'-1HT=7-1×0.45=2.7m
在进料板下方及中间开两人空，其高度为0.6m，设板间距HT等于450mm,根据化工设备机械要求D≤1000mm时此塔人空设2个。
故精馏塔的有效高度为:Z0=4.05+2.7+0.6×2=8.4m
3.2.2.精馏塔总高度
（1）筒体壁厚
所选材质为16MnR,采用单面焊对接接头局部无损检测∅=0.8
查得16MnR在100℃下的许用应力为170MPa,pc=1.1Pw==1.1×0.1118=0.122MPa
δ=PcDi2σt∅-Pc=0.122×20002×170×0.8-0.122=0.897mm
又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的δmin=3mm故δ=3mm δd=δ+C2=3+1=4mm
由δd=4mm查得C1=0.3mm，δd+C1=4.3mm,经圆整取δn=5mm
复验δn×6%=5×6%=0.3>0.25mm故最后取C1=0.3mm,该塔体可用5mm厚的16MnR钢板制作。
（2）封头
所取标准椭圆形封头，即K=1.0
所取材料为16MnR采用单面焊对接接头局部无损检测∅=0.8
δ=KPcDi2σt∅-0.5Pc=1×0.122×20002×170×0.8-0.5×0.122=0.897mm
又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的δmin=3mm故δ=3mm
δd=δ+C2=3+1=4mm
由δd=4mm查得C1=0.3mm，δd+C1=4.3mm,经圆整取δn=5mm
复验δn×6%=5×6%=0.3>0.25mm故最后取C1=0.3mm,该塔体可用5mm厚的16MnR钢板制作。
由公称直径2000mm，查得曲面高度hf=500mm,直边高度h0=40mm，故选用封头
(3)校核水压试验压强：σT=PT(Di++δε)2δϵ≤0.9∅δε
式中PT=1.25Pc=1.25×0.122=0.153MPa,δε=δn-C=5-1.3=3.7mm，δs=345MPa
则 δT=0.153×(2000+3.7)2×3.7=41.428MPa
0.9∅σs=0.9×2×345=621MPa
可见σT<0.9∅σS,故水压试验强度足够
（4）裙座
塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为2000mm，取裙座壁厚16mm。
则 基础环内径:Dib=2000+2×16-0.2~0.4×103=1832mm
基础环外径Dob=2000+2×16+0.2~0.4×103=2232mm
圆整：Dib=1900mm,Dob=2300mm,基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径取M30。
（5）除沫器
空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以较少液体夹带损失，确保气体纯度，确保后续设备的正常操作。
这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：u=k'ρL-ρVρV,系数k'=0.107
u=0.107×822.175-1.981.98=2.178ms
除沫直径: D=4Vsπu=4×3.363.14×2.178=1.402m
(6)塔的总体高度
(1)塔顶局部高度
塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔底封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，HB=0.789m
(2)塔总体高度
H=Z0+HB+H群+H封+H顶=8.4+0.789+2+0.54+1.2=12.929m
(7)吊柱
对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施。本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm,H=1000mm。材料为A3。
3.3塔板主要工艺尺寸的计算
3.3.1溢流装置计算
筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，液降管和受液盘等几部分，其尺寸和结构对塔的性能 有着重要的影响。根据经验并结合其他影响因素，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘，各项计算如下：
（1）溢流堰长lW
取堰长lW为（0.6~0.8）D
即 lW=0.6D=0.6×2=1.2m
（2）溢流堰高度hW计算如下：hW=hL上-how
依公式 how=2.841000E(LhLw)23

图3-2 液流收缩系数计算图
近似取E=1
则 how=2.841000E(LhLw)23=2.841000×1×（0.00206×36001.2）23=0.01m
how'=2.841000E(LhLw)23=2.841000×1×（0.0043×36000.36）23=0.0348m
取板上清液高度 hl=0.07m
hw=0.07-0.01=0.06m
hw'=0.07-0.0348=0.0352m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

图3-3 弓形降液管的宽度和面积
由lwD=0.6查图3-3知：AfAT=0.055, WdD=0.11
故 Af=0.055AT=0.055×3.14=0.173m2
Wd=0.11D=0.11×2=0.22m
液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600×Af×HTLh
θ=3600×0.173×0.450.00206×3600=37.8s>5s(合理)
θ'=3600×0.173×0.453600×0.0043=18.1>5s(合理)
(4)降液管底隙高度h0
降液管的底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示h0。h0应低于出口堰高度hw，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm，即