苯-甲苯分離精餾塔化工原理課程設(shè)計

材料科學與化學工程學院化工原理課程設(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：周艷麗指導教師：韓偉專業(yè)化學工程與工藝學號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；學會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學性質(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50年代起對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荷性能校核。關(guān)鍵詞：板式精餾塔篩板計算校核AbstractThepinciplesofchemicalengineeringcoursedesignistocultivatestudents’abilityofimportantchemicaldesignteaching，throughthecurriculumthatwetrytograspthebasicknowledgeofchemicalengineeringdesign，designprincipalsandmethods.Tolearnallkindsofmanualoperationandphysicalproperties，chemicalpropertiesofsearchingmethodsandtechniques.Grasptheresults，candrawprocesstowerstructure，etc.Inthedesignprocessshouldnotonlyconsiderthefeasibilityofthetheory，considerthesafetyinproductionandeconomicrationality.Platecolumnisanearlytower，sincethe1950stoplatecolumnonalargescale，industrialmastersieve-platetower，andformedacompletedesignmethod.Comparedwiththeblistertower,hasthefollowingadvantages:highboarddistillationproductioncapacity,highertowerefficiencyandsimplestructure,costreduce40%tray,installation,maintenanceiseasier.Butintheplatecolumn,sieve-platetowerstructurethanfloatvalvesismoresimple,easyprocessing,thecostisabout60%ofthetoweroftheblister,floatvalvesforabout80%oftheadvantagesoflargecapacityandprocessing,consideringthedesignconformstotherequirements.Themaincontentsofthiscoursedesignistheprocessofmaterial,craftcalculation,thestructuredesignandcheck.KEYWORDS:platerectifyingcolumn;sieve-platetower;design學號：2010101220課程設(shè)計任務書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（苯摩爾分數(shù)），要求塔頂餾出液組成為0.98（苯摩爾分數(shù)），塔底釜液組成0.045（苯摩爾分數(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）加料熱狀態(tài)q=0.93、設(shè)計任務：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：為使學生獨立完成課程設(shè)計，每個學生的原始數(shù)據(jù)均在產(chǎn)品產(chǎn)量上不同，即1～40號每上浮50kg/h為一個學號的加料量（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》，哈爾濱工程大學出版社，2005；（2）陳敏恒等.《化工原理》下冊第三版，化學工業(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》，天津大學出版社，2002；（4）申迎華.郝曉剛.《化工原理課程設(shè)計》，化學工業(yè)出版社，2009；（5）其它參考書。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，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，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3～8mm，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：(１)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。(２)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。篩板塔的缺點是：(１)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(２)操作彈性較小(約2～3)。（３)小孔篩板容易堵塞。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：=0.48×78.11+(1-0.48)×92.13=85.40kg/kmol=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39kg/kmol=0.045×78.11+(1-0.045)×92.13=91.50kg/kmol2.2.2二元精餾塔物料衡算加料量：F=145kmol/h總物料衡算：F=D+W即145=D+W（1）苯物料衡算：F=D+W即145×0.48=D×0.98+W×0.045（2）聯(lián)立（1）（2），解得D=67.46kmol/hW=77.54kmol/h式中，F(xiàn)------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）：苯摩爾分數(shù)溫度/℃苯摩爾分數(shù)溫度/℃液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2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)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（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=1.5×1.33=2.02.2.4理論塔板數(shù)的求取精餾塔的氣液相負荷L=RD=2.0×67.46=134.92kmol/hV=(R+1)D=(2.0+1)×67.46=202.38kmol/hL’=L+qF=134.92+0.9×145=265.42kmol/hV’=V-(1-q)F=232.62-(1-0.9)×145=218.12kmol/h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，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℃。 液體粘度μL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μLA=0.262mPa˙s，μLB=0.293mPa˙s。則塔頂、塔底平均溫度下的粘度為：μL=ΣxiμLi=0.48×0.262+0.52×0.293=0.278mPa˙s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=12.77≈13塊提餾段實際板層數(shù)N提=7/0.548=12.77≈13塊總板數(shù)N總=N精+N提=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ΔP=0.7kPa進料板壓力PF=98.68+0.7×13=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+0.7×26=116.88kPa提餾段平均壓力P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa2.3.2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=（80.6+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=0.98×78.11+（1-0.98）×92.13=78.39kg/kmolMLDm=0.952×78.11+（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=0.650×78.11+（1-0.650）×92.13=83.02kg/kmolMLFm=0.449×78.11+（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=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmolMLWm=0.025×78.11+（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）/2=87.40kg/kmol2.3.4平均密度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/ρm=Σai/ρi塔頂液相平均密度的計算由tD=80.6℃，查手冊得ρA=813.46kg/m3ρB=808.52kg/m3ρLDm=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ρA=801.64kg/m3ρB=789.60kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率aA=(0.449×78.11)/(0.449×78.11+0.551×92.13)=0.409ρLFm=1/(0.409/801.64+0.591/789.60)=794.48kg/m3精餾段液相平均密度ρ精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3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提餾段液相平均密度計算由tW=108.3℃，查手冊得ρA=780.21kg/m3ρB=781.87kg/m3ρLWm=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ρ提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m32.3.5液體平均粘度液相平均粘度依下式求取，即lgμLm=Σxilgμi。（1）塔頂液相平均粘度的計算由tD=80.6℃,查手冊得μA=0.306mPa˙sμB=0.310mPa˙slgμLDm=0.98lg(0.306)+0.02lg(0.310)解出μLDm=0.305mPa˙s（2）進料板液相平均粘度計算由tF=92.4℃，查手冊得μA=0.273mPa˙sμB=0.281mPa˙slgμLFm=0.449lg(0.273)+0.551lg(0.281)解出μLFm=0.277mPa˙s塔釜液相平均粘度計算由tW=108.3℃，查手冊得μA=0.237mPa˙sμB=0.256mPa˙slgμLWm=0.025lg(0.237)+0.975lg(0.256)解出μLWm=0.256mPa˙s精餾段液相平均粘度μ精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPa˙s提餾段液相平均粘度μ提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPa˙s2.3.6液體平均表面張力液相平均表面張力依下式計算，即σLm=Σxiσi塔頂液相平均表面張力計算由tD=80.6℃,查手冊得σA=21.13mN/mσA=21.63mN/mσLDm=0.98×21.13+0.02×21.63=21.14mN/m進料板液相平均表面張力計算由tF=92.4℃，查手冊得σA=19.71mN/mσA=20.34mN/mσLFm=0.449×19.71+0.551×20.34=20.06mN/m塔釜液相平均表面張力由tW=108.3℃，查手冊得σA=17.72mN/mσA=18.59mN/mσLWm=0.025×17.72+0.975×18.59=18.57mN/m精餾段液相平均表面張力Σσ精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m提餾段液相平均表面張力Σσ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由下圖（圖4）查取，圖4史密斯關(guān)聯(lián)圖圖4史密斯關(guān)聯(lián)圖圖的橫坐標=0.0401取板間距HT=0.50m，板上液層感度hL=0.06m，則HT—hL=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按標準塔徑圓整后為D精=1.4m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，則空塔氣速為u=0.7umax=1.068m/s=1.414m按標準塔徑圓整后為D提=1.6m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=（0.6~0.8）D取lW=0.7D=0.7×1.6=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=70mm故hW=hL-how=0.07-0.025=0.045m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)圖5弓形降液管的參數(shù)EMBEDEquation.KSEE3=0.0928，=0.15故Af=0.0928AT=0.0928×2.011=0.187Wd=0.15D=0.15×1.6=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hW—h0=0.045-0.032=0.013>0.006m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)塔徑，mm800─12001400─16001800─20002200─2400塔板分塊數(shù)3456邊緣區(qū)域?qū)挾却_定取WS=WS'=0.075m，WC=0.045m開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算，即EMBEDEquation.KSEE3其中EMBEDEquation.KSEE3

故3.1.4篩孔數(shù)n與開孔率Φ由于苯——甲苯物系無腐蝕性，可選用δ=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=3×5=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人孔，人孔高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+2×0.8=6.0+6.0+1.6=13.6m3.2篩板的流體力學計算3.2.1氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨人鍓航蹈砂遄枇τ蒬0/δ=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)圖圖6干篩孔的流量系數(shù)圖故氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力hl=βhLEMBEDEquation.KSEE3查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖（見圖7），得β=0.58。故F0F0圖7充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖圖7充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ由下式計算EMBEDEquation.KSEE3氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計算，即EMBEDEquation.KSEE3氣體通過每層塔板的壓降為EMBEDEquation.KSEE33.2.2霧沫夾帶量eV的計算液沫夾帶量由EMBEDEquation.KSEE3下式計算，即EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3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EMBEDEquation.KSEE3故實際孔速EMBEDEquation.KSEE3穩(wěn)定系數(shù)為EMBEDEquation.KSEE3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EMBEDEquation.KSEE3Hd應服從下式，即EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3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EMBEDEquation.KSEE3故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.3塔板負荷性能圖3.3.1液沫夾帶線以為限，求VS—LS關(guān)系如下：EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3故EMBEDEquation.KSEE3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3LLS0.0050.0150.025VVS3.6603.1092.679由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線1。3.3.2液泛線令EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3；；；聯(lián)立得忽略hσ,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EMBEDEquation.KSEE3=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。LLS0.0050.0150.025VVS10.1476.8732.577表4表4由上表數(shù)據(jù)即可做出液泛線2。3.3.3液相負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準。由EMBEDEquation.KSEE3=0.006取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。3.3.4漏液線EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3得故在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，結(jié)果列于表5中。表5LLS0.0050.0150.025VVS0.7570.7670.775由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線4。3.3.5液相負荷上限線以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由EMBEDEquation.KSEE3故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖（見圖8）。圖8塔板負荷性能圖圖8塔板負荷性能圖在負荷性能圖上，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EMBEDEquation.KSEE3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)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，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取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。①塔底駐液空間依貯存液量停留3~5min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。②塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距，大塔可大于此值。本塔取人孔一般每隔6~8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450~500mm，其伸出塔體得筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~1200mm。本塔設(shè)計每8塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即塔高EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3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，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應的法蘭。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