《乙醇---丙醇二元物系筛板精馏塔设计课程设计(28页).doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙醇---丙醇二元物系筛板精馏塔设计课程设计(28页).doc（27页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、-乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计课程设计-第 23 页吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计 教 学 院 化学与制药工程学院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 计海峰 2013年6月 21日 课程设计任务书1、设计题目：乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计2、工艺操作条件(1) 加料量为: 100kmol/h (2) 加料状态： 泡点进料 (3) 分离要求： 进 料 组 成x=0.429 馏出液组成xd=0.929 釜 液 组 成xw=0.019 （以上均为摩尔分率） 加料热状况 q=1.0(4) 操作压力： 常压（绝压），单板压降0.7KPa(5
2、) 回流比 3、设计任务：（1） 完成该精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算。（2） 画出带控制点的工艺流程图(2号图纸)、精馏塔工艺条件图(2号图纸)。（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。目录摘 要.3 第一章 前言.61.1 精馏原理及其在工业生产中应用.61.2 精馏操作对塔设备的要求.61.3 常用板式塔类型及本设计的选型 .61.4 本设计所选塔的特性；.6第二章 流程的确定和说明.72.1 设计思路.7 2.1.1精馏方式的选定.7 2.1.2 操作压力的选取.7 2.1.3 加料状态的选择.7 2.1.4 加热方式.7 2.1.5
3、回流比的选择.7 2.1.6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.72.2 流程说明图 .7第三章 精馏塔的设计计算.83.1 物料衡算.8 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量.9 3.1.2 温度计算.9 3.1.3 密度计算.10 3.1.4 表面张力计算.12 3.1.5 黏度的求取.13 3.1.6 相对挥发度的求取：.133.2 塔板数的确定.14 3.2.1 回流比的确定 .14 3.2.2 汽液负荷计算：.14 3.2.3 理论塔层数NT的求取.14 3.2.4 实际板数的求取 .153.3 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.16 3.3.1 气液相体积流量记算.16 3
4、.3.2 塔径计算与选择.17 3.3.3 溢流装置的计算.19 3.3.4 塔板布置.20 3.3.5 筛孔计算及其开孔率.20 3.3.6 塔总体高度计算.213.4 筛板的流体力学计算.22 3.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度.22 3.4.2 液面落差.23 3.4.3 液沫夹带量的验算.23 3.4.4 漏液的盐验算.24 3.4.5 液泛的验算.24 3.5 塔板负荷性能图.24 3.5.1 液沫夹带线.24 3.5.2 液泛线：.27 3.5.3 液体负荷上限线.28 3.5.4 液相负荷下限线.29 3.5.5 漏液线.293.6 塔的接管.30 3.6.1 进料管.3
5、0 3.6.2 回流管.31 3.6.3 塔底出料罐.31参考文献.33附录（一）.33附录（二）程序.36结束语.37化工原理课程设计教师评分表.38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。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问
6、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，该设计方法被工程技术人员广的采用。 精馏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xF=0.429 xD=0.929 xW=0.019 实际塔板数精馏段16块，提馏段17块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的计计算塔高为20.94m,筛孔数目为7643个，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，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，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。 关键词：乙醇；丙醇；精馏段
7、；提馏段；筛板塔。绪 论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管
8、，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆
9、孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板
10、和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。第 1 章 设 计 方 案1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料
11、预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位
12、槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2 操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过
13、低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4 加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是丙醇，故省略加热装置
14、。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较困难。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不易安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷
15、回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的2倍。第 2 章 工 艺 计 算2.1 物料衡算已知 F=100kmol/h, xF=0.429, xD=0.929, xW=0.019乙醇的摩尔质量 MA=46kgkmol丙醇的摩尔质量 MB=60kgkmol2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.1.2物料衡算原料处理量原料液 ：总物料流量衡算：易挥发组分：联立求解得 ：表21物料衡算结果表进料塔顶出料塔底出料平均摩尔质量/(kg/kmol)53.994 46.99459.734 摩尔分数/ %0.4290.9290.019摩
16、尔流量/(kmol/h)10045.0554.95温度（露点）-气相组成关系式： (1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： (2)丙醇： (3)各层塔板压力计算公式： (4)塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.929，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.019，操作压力经初步计算为。通过联立（2）、（3）、(4)并进行迭代可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。（计算过程使用excel软件进行迭代计算）结果如下：塔顶： 塔底： 进料： 2.1.3 平均相对挥发度，根据上文求出的数据可得：塔顶： 塔底：进料板：平均相对挥发
17、度： 2.1.4 回流比的确定 最小回流比 (5) (7)（6），（7）联立得： 代入式（5）可以求得： 取操作回流比2.2热量衡算2.2.1 加热介质的选择常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温可达1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计采用300kPa(温度133.3)的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。2.2.2 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因
18、地制宜地加以选用。本设计建厂吉林地区，吉林夏季最热月份日平均气温为25。故选用25的冷凝水，选温升10，即冷却水的出口温度为35。2.2.3 比热容及汽化潜热的计算乙醇丙醇比热容及汽化潜热与温度关系表温度60708090100乙醇汽化热879.17859.32828.05815.79792.52比热容2.762.883.013.143.29丙醇汽化热757.6741.78725.34708.20690.30比热容2.692.792.892.922.96(1)、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算）塔顶温度tD下的比热容（79.58） 求得Cp乙醇 =3.005kj/(kg.k)=138.23
19、KJ/(Kmol.k)同理求得Cp丙醇=173.65KJ/(Kmol.k)KJ/(Kmol.k)同理分别求得进料温度tF=86.89 Cp乙醇=142.58KJ/Kmol.k Cp丙醇=174.64 KJ/(Kmol.k) 塔底温度tW=96.66 Cp乙醇=149.04(KJ/Kmol.k) Cp丙醇=176.80(KJ/Kmol.k) KJ/(Kmol.k)(2)、汽化潜热的计算（方法与比热熔的算法相同）2.2.4热量衡算0时塔顶上升的热量：Qv，塔顶以0为基准回流液的热量：Qr ,tD=79.58此温度下 QR=L tR=161.549140.74479.58=1809414.634KJ
20、/h塔顶流出液的热量： 因为塔顶流出液与回流液组成相同=140.744 KJ/（Kmol） 进料的热量：QF 塔底残液的热量： 冷凝器消耗的热量： 再沸器提供的热量： （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为10%，则=0.1再沸器的实际热负荷：计算得QB=8984197.16kJ/h热量衡算计算结果：项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器平均比热容KJ/Kmol.k160886_140.744176.273_热量Q/(KJ/h)1397938.4548042869.317504578.3588936268.22258984197.162.3 理论塔板数的计算2.3.1精馏塔的气、液相负荷2.3.2
21、求操作线方程精馏段操作线方程 ，代入数据得： （8）精馏段操作线方程，代入数据得： （9）=2.067，则相平衡方程为 （10）2.3.3用逐板法计算理论层板数联立（8）、（9）、（10）yn-1 xn-1 yn xn yn+1 xn+1在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算，运用操作线方程表2-2塔板物料数据层数y值x值备注10.9290.8636塔顶20.87780.766330.80180.6618 40.72010.554550.63620.4583 60.5609 0.3875进料板70.48550.313480.39170.237590.29560.1688 100.2
22、086 0.1131110.13810.0719120.085970.0435130.0500 0.0248底层塔板140.02630.0129塔釜（4） 实际板层数的求取表2-3乙醇、正丙醇黏度表物质t/6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444精馏段平均温度t1=83.235 提馏段平均温度t1=93.69精馏段粘度：提馏段粘度：板效率：精馏段：提馏段： 精馏段实际板层数 ： 提馏段实际板层数 ：全塔所需总板数： (不包括塔底再沸器) 全塔效率： 加料板位置在第 3 章 板式塔主要工艺尺寸的计算3.1 塔的工艺条件及物性数据计算乙醇和丙醇物性数据表
23、3-1液相密度温度t,708090100110A,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,kg/m3759.6748.7737.5726.1714.2表3-2液体的表面张力温度t,6080100A,mN/m20.2518.2816.29B,mN/m21.2719.4017.50表3-3液体的粘度L温度t,6080100LA mPa0.8990.6190.444LB mPa0.6010.4950.3613.1.1平均摩尔质量计算 塔顶进料板塔釜精馏段提馏段3.1.2平均密度计算：液相平均密度塔顶 ，通过内差法：进料板 进料板 精馏段液相平均密度提馏段液相平均密度气相平均密
24、度塔顶压强：精馏段：提镏段：有理想状态方程计算，即3.1.3液相表面张力计算塔顶,用内差法有：进料板 :进料板 :精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力3.1.4精馏塔负荷计算摩尔流量 精馏段液相流量:提馏段液相流量:3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.2.1.塔径的计算取板间距HT=0.40m, 板上液层高度hL=0.05m, 则查史密斯关联图得C20=0.074取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后D=1.5m 。精馏段塔截面积为实际空塔气速为0.92m/s提镏段：取板间距HT=0.40m, 板上液层高度hL=0.05m, 则查史密斯关联图得C20=0.070取安全系数为0.7，则
25、空塔气速为按标准塔径圆整后D=1.5m 。精馏段塔截面积为实际空塔气速为0.89m/s3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8米故精馏塔的有效高度为3.3.塔板的工艺尺寸计算3.3.1.溢流装置计算塔径 D=1.5米可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（1）堰长 lW 5（2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW ,选用平直堰，堰上液层高度 由弗朗西斯公式计算，近似取E=1则则取板上清液层高度hL=50mm ,故 hW=hL-hOW=0.05-0.0137=0.363m 同理：提镏段 （1）堰长 lW 5（2）溢流堰高度hW由
26、hW=hL-hOW ,选用平直堰，堰上液层高度 由弗朗西斯公式计算，近似取E=1则则取板上清液层高度hL=50mm ,故 hW=hL-hOW=0.05-0.02036=0.2964m （3）弓形降液管宽度 和截面积由故依式 验算液体在降液管中的停留时间,故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取u0=0.1 m/s 则同理：提镏段 =0.0533m3.3.2.塔板布置（1）塔的分块因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块 表3-4塔径,mm 8001200140016001800200022002400塔板分块数 3456(2)边缘区宽度确定 ，WC=0.04m （3）开孔区面积计算故（3
27、）筛孔计算及其排列本设计选用碳钢板，取筛孔直径取空中心t为 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速 同理提镏段：3.4.筛板的流体力学验算3.4.1.塔板压降（1）干板阻力计算筛板开孔率% ， 干板阻力由式计算由，查干筛孔的流量系数图得 故 同理提镏段：（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力可由式 ： 计算查充气系数关联图得故同理求得 =0.031（3）液体表面张力的阻力计算提镏：气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）提镏段：3.4.2.液面落差对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的,故液面落差可忽略不计。3.4.3.液
28、沫夹带液沫夹带量由式计算故故本设计液沫夹带量在允许范围内3.4.4.漏液对于筛板,漏液点气速 可由式：计算实际孔速 稳定系数为 提镏段：对于筛板,漏液点气速 可由式：计算实际孔速 稳定系数为 3.4.5.液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度 应服从式 的关系苯-甲苯物系属一般物系,取 则而故在本设计中不会发生液泛现象.同理测得提镏段故在本设计中不会发生液泛现象.3.5.塔板负荷性能图3.5.1.漏液线由得 ： 整理得 提镏段：在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中0.00010.0100.00100.0400.9331.1180.9691.3610.8050.9890.84
29、51.22由上表数据即可作出漏液线13.5.2.液沫夹带线以 为限,求 关系如下:由 故整理得提镏段：在操作范围内,任取几个 值, 依上式计算 值结果列于表中0.00300.0100.00100.0202.7092.3032.88 1.8701.8061.5691.9061.317由上表数据即可作出液沫夹带线2 3.5.3.液相负荷下限对于平直堰,取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准.由式取E=1,则由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.3.5.4.液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限,由式 故由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限43.5.5.液泛线令由;联立得忽略,
30、将 与 , 与, 与 的关系带入上式,并整理得式中， 及有关的数据代入得：故 同理提镏段：在操作范围内,任取几个值,依上式计算结果列于表中0.00010.00100.00300.004018.73317.74716.41615.58716.56415.74014.57314.079由上表数据即可作出液泛线53.5.6.负荷性能图及操作弹性根据以上各线方程,可做出筛板塔的负荷性能图如图所示在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知故操作弹性为：同理可算出提镏段：3.6 板式塔的结构 3.6.1 塔体结构(1)塔顶空间 指塔内最上层塔极与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降
31、，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.52.0)HT。若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。 (2)塔底空间 指塔内最下层培板到塔底间距。其值由如下因素决定： 塔底储液空间依储存液量停留 38 min(易结焦物料可缩短停留时间)而定；再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。 (3)人孔 对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450 mm600mm，其伸出塔体的筒体长为200250 mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。设人孔处的板间距应等于或大于600mm。 (4)塔高
32、板式塔的塔高如图所示。可按下式计算，即 H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n实际塔板数； nF进料板数； HF进料板处板间距，m； np人孔数； HB塔底空间高度，m； HP设人孔处的板间距，m； HD塔顶空间高度，m； H1封头高度，m； H2裙座高度m。 3.6.2 塔总体高度计算塔体总高度利用下式计算：（1）塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头。由公称直径DN=1500mm，查化工原理课程设计附录2得，曲面高度h1=400mm直边高度h2=40mm内表面积,容积。则封头高度H1=h1+h2=440+40=0.44m（2）塔顶空间 设计中取塔顶间距考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。（3）塔底空间塔底空间高度HB是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板间距离为1.5m。则：HB=(tl*60)/AT+1.5=（5*60*0.0056）/1.77+1.5m=2.1007m(4) 人孔