合成氨脱碳工段工艺设计.doc

一、设计题目：年产（8+n）万吨合成氨工艺设计（工艺1班，n为学号最后1位数字，分精制、变换、合成等工段） 二、设计条件（变换工段）： 1、原料（半水煤气）规格：组成 H2 N2 CO CO2 CH4 O2 V%（干） 38.0 22.0 30.0 8.3 1.5 0.2 100.0半水煤气入系统（入饱和塔）温度为：50 2、产品规格 出变换工序气体中CO3.5%（干）；变换气出系统温度35 3、生产方式：加压变换 半水煤气进系统压力：0.8MPa；系统压差0.05MPa 4、地区条件：家乡所在地 5、催化剂型号：型号自选 6、其他条件：外加蒸汽1.0MPa饱和或过热蒸汽（过热温度为300） 7、年生产日：330天二吸收塔和解析塔的物料衡算和热量衡算通过Aspen plus运行可知：2.1物料衡算物质ABCDGHIMoleFlowkmol/hr2853.621763.506651090.113351205.3744130003558.13224879.083677MassFlow kg/hr54965.819135326.154519639.664612393.4957354397.8377330.45961219.2335由图表可知：A=B+C F+B=D+G G=H+I因此物料守恒2.2热量衡算物质ABCDGHIEnthalpy MMkcal/hr125.8445950.89252275.4381092.7740238491.03088539.1493396.994725由图表可知：A=B+C F+B=D+G G=H+I因此热量守恒三吸收塔和解吸塔的结构设计3.1确定吸收塔塔径及相关参数3.1.1求取泛点气速和操作气速已知量：入塔气： V1=213900 Nm3/h=192968kg/h，G1=22.45kg/m3 ， M1=20.208，30 出塔气： V2=151700 Nm3/h=74427 kg/h，G2=11.99 kg/m3，2=10.99，30 出塔液： L1=4459560+117552+1476=4578590kg/h，L1=1187kg/m3 ，Pt1=2.80MPa 入塔液： L2=4459560+1476=4461040kg/h，L2=1192 kg/m3 ，30，Pt2=2.80MPa黏度：由公式log=-0.822+185.5/（T-153.1）mPa.s得：L1=2.368mPas=8.525kg/（mh） L2=2.596 mPas=9.3445kg/（mh）选择d=50mm塑料鲍尔环（米字筋），其填料因子=120m-1，=0.90，比表面积at=106.4m2/ m3，Bain-Hougen关联式常数A=0.0942，K=1.75。泛点气速uF可由Eckert通用关联图或Bain-Hougen关联式求取，现按Bain-Hougen关联式计算泛点率关联式求解uF。混合气体的密度: =A-K得uF=0.279m/s取Vs=213900（）（）=8588.5 m3/h=2.386 m3/sD=3.8m。将入塔流量Vs=2.386 m3/s分为两股，分别进入两个塔内，则每个塔的入塔流量为Vs=0.795m3/s。此时每个塔的塔径1.715m，圆整后取塔径为1.8m. u=0.31m/s（鲍尔环的径比要求）。取最小润湿速率为： 所以L喷，min=（MWR）=0.05106.4=8.512 m3/（m2/h）L喷 =2289295kg/h=277.58.512 m3/（m2/h）经以上校核可知，填料塔直径选用D=1.8m合理。3.2填料层高度的计算选用填料层高度的计算公式H=采用近似简化的计算方法，即H= 由于其他气体的溶解度很小，故将其他气体看做是惰性气体并视为恒定不变，那么，惰性气体的摩尔流率GG=0.2662kmol/（m2s）又溶剂的蒸汽压很低，忽略溶剂的蒸发与夹带损失，并视作为恒定不变，那么有L=2229780/（102.0936006.92）=0.8768kmol/（m2s）y2=0.005，x2=0.000764吸收塔物量衡算的操作线方程为G()=L（）将上述已知数据带入操作线方程，整理得x=吸收塔内相平衡方程将相平衡关系中的气相分压p和液相中的浓度X转化为气也两相均以摩尔分率表示的对应关系，即：y=f(x)，其转化过程如下：lgXco2=lg0.1402+-4.112x= y=PCO2/Pt因塔内的压力分布和温度分布未知，现假定总压降与气相浓度差成正比，将气相浓度变化范围十等份成10个小区间，可求得各分点处的压强。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第n个小区间作热量衡算有：LCPL=(tn-tn-1)=L（xn-xn-1）HS得： tntn-1+（xn-xn-1）HS/CPL式中：L液相摩尔流率，HS：第n区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热； HS=14654kJ/kmol；CPL第n区间液体平均定压比热容，其表达式为：CPL= 1.39+0.0018(-10)102.09kJ/（kmol）；= tn-1+100.32（xn-xn-1）。依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表1.1。表4.1 传质推动力及其倒数计算结果项目012345678910y1020.53.256.008.7511.5014.2517.0019.7522.5025.2528.00x1020.0760.5230.9927.4842.0022.5473.1213.72684.3685.0465.766y*1020.2651.82953.5055.3037.2369.32111.57514.02016.68019.58222.761Ti，K303.15303.60304.07304.56305.05305.63306.20306.81307.45308.14308.8642.8470.4040.0829.0123.4520.2918.2317.4517.1817.6419.09在y2至y1之间做偶数等分，对每个y值算出对应的f（y）=，然后按化工原理13中公式（8-87）的Simpson法求积：=（f0+4f1+2f2+4f3+2f4+2fn-2+4fn-1+fn）式中的步长： = f0+ f10+ (2 f2+ f4+ f6+ f8) +4(f1+ f3+ f5+ f7+ f9)=（424.84+19.09）+299.14+4154.79 =8.563=0.162NOG=8.563+0.162=8.7253.2.4.1 PC吸CO2传质系数的计算采用PC吸CO2的专用公式对CO2传质系数进行计算14：气相：kG=1.195 kmol/（m2hatm）液相：kL=0.0153.2.4.2 CO2在两相中的扩散系数（1）CO2在气相中的扩散系数DG首先计算CO2在各组分中的扩散系数，然后再计算混合气体中的扩散系数。计算公式如下：DCO2 -i=（Pt的单位。kPa）DG=查各组分的摩尔质量Mi和分子扩散体积，计算参数为塔底：温度30，压力为2.8MPa；塔顶：温度30，压力2.75 MPa。将CO2在各组分中扩散系数按上式计算，结果见表4.2。表4.2 CO2在各组分中的扩散系数项目CO2COH2N2摩尔质量4428228扩散体积26.918.97.7017.9塔顶0.601310-62.384210-60.611610-6塔底0.162210-62.427510-60.622710-6平均0.606710-62.405710-60.617110-6 平均为平均温度30及平均压力2.775MPa下的数值。（2）CO2在液相中的扩散系数关于CO2在液相中的扩散系数，有下面的经验公式：=9.012306910-8T/ cm2 /s （的单位为） =7.7810-8T/ cm2 /s （的单位为） 为使得结果准确，取二者的算术平均值，即=8.39610-8 T/ ，塔底、塔顶温度分别为35和30。所以8.39610-8（308.15/2.368）=1.092610-5 cm2/s =3.93310-6m2/h8.39610-8（303.15/2.596）=0.980410-5 cm2/s =3.53010-6m2/h式中，2.368和2.596为PC在35和30时的黏度。3.2.4.3气液两相的黏度（1）气相的黏度G G=（气体混合物的黏度）（纯组分的黏度）为0、常压下纯气体组分的黏度，。其中m为关联指数见表4.3。表4.3 常压下气体纯组分的黏度组分 mCO21.3410-20.935CO1.6610-20.758H20.8410-20.771N21.6610-20.756在常压及操作温度下，气流中纯组分的黏度计算结果见表4.4。表4.4 气流中纯组分的黏度计算结果部 位CO2COH2N2塔顶1.477110-21.796410-20.910310-21.796110-2塔底1.477110-21.796410-20.910310-21.796110-2=1.487610-5 MPas =0.05355=1.492810-5 MPas =0.05374（2）液相的黏度根据log=-0.0822+ MPas得=2.368 MPas =8.525kg/（mh）=2.596 MPas =9.344kg/（mh）3.2.4.4吸收液与填料的表面张力吸收液：=43.617-0.114t mN/m则=39.627 mN/m=513565kg/h2=40.197 mN/m=520953 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h23.2.4.5惰性气体的对数平均分压塔底压力塔顶压力：取塔内压降为0.5kgf/cm2，（合49044Pa）Pt2=2800000-49044=2750956 Pa2.75 MPaPB1= Pt1(1-)=2.8(1-0.28)=2.016 MPaPB2= Pt2(1-)=2.75(1-0.005)=2.736 MPa。3.2.4.6气体的摩尔流率=415.1786kmol/（m2h）=296.4488 kmol/（m2h）3.2.4.7填料的当量直径dp=40.9=0.03383m3.2.4.8气体的质量流率VG1=kg/（m2h）VG2=kg/（m2h）3.2.4.9气相传质系数 4.2.4.10液相传质系数喷淋密度的计算（物料衡算中已经给出入塔液流量） 4.2.4.11总传质系数溶解度系数H在吸收后的溶液为稀溶液，故满足亨利定律。， 得：=得根据有：4.2.4.12有效传质比表面积按化工原理下册式1044的恩田等人提出的关联式计算，公式如下： = =4.2.4.13体积传质系数4.2.4.14气相总传质单元高度 =塔底：塔顶：全塔：=1.8262m填料层的有效传质高度：H= NOG HOG=1.82628.725=15.9335m，设计取填料层高度为16m 。液体沿填料层下流时，有逐渐向塔壁方向集中的趋势，形成壁流效应。壁流效应造成填料层气液分布不均匀，使传质效率降低。因此，设计中每隔一定的填料高度，需要设置液体再分布装置，即将填料层分段。根据塑料鲍尔环填料的分段要求，可将填料层分为2段设置，每段分8m，两段之间再设置一个液体再分布器。塔上部空间高度可取1.4m（1.2-1.5m），液体再分布器的空间高度1.0m（1-1.5m），塔底液停留时间按2min考虑，则塔釜也所占的空间高度H1为：H1=3.4239m底部空间高度可取3.5m，所以塔的附属总高度H为：4.2.6.1气体进出口压力降取气体进口接管管径为400mm，出口管径为374mm，经校核在允许气体流速范围之内。由公式得则气体进塔口压力将为：入塔口压力降为：4.2.6.2填料层压力降气体通过填料层的压力降采用Eckert通用关联图计算15。横坐标为：查表得：纵坐标为：查图得，填料层压降为：4.2.6.3其它塔内件的压力降其它塔内件的压力降比较小，在此可以忽略。于是得吸收塔的总压力降为：液体分布装置的种类多样，有喷头式、盘式、管式、槽式及槽盘式等。4.2.7.1液体分布器的选型选用管式液体分布器。管式液体分布器是由一个主管和若干个分管组成，结构见图。在主槽及分槽的底部分别开一些孔径不同的小孔。当分布器工作时，液体从主槽底部的小孔分流到各分槽，最后通过各分槽底部的小孔均匀地分布在填料上。（1）计算喷淋点数按Eckert建议值16，鲍尔环直径在50mm时，最小喷淋点密度为35点/m2。参照上述文献及该塔液相负荷较大、气相负荷较小等特点，最终设计取喷淋点密度SP=200点/m2 。则总布液点数为N=0.7852.752200=2344.142344点。按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。将2374个点对称地分为30排各管的孔数分配见表4.5。表4.5 布液管管数及孔数管数123456789101112131415孔数144144152152156156158158162162162162164164164管数161718192021222324252627282930水平和垂直主管内径计算：水平和垂直主管内径为入塔液管的内径，直列排管直径d1的计算：按液体流速为1.5m/s，共设计布置30排，得（2）确定孔间距设定分布器与塔内径距离为20mm，则每根直列排管下部排2排布液孔，孔径为5mm。直列排管式液体分布器的安装位置高于填料层表面150mm。4.2.7.1液体再分布器实践表明，当喷淋液体沿填料层向下流动时，不能保持喷淋装置所提供的原始均匀分布状态，液体有向塔壁流动的趋势。因而导致壁流增加、填料主体的流量减小，影响了流体沿塔横截面分布的均匀性，降低传质效率。所以，设置再分布装置是十分重要的。可选用多孔盘式再分布器。2.8.1设计气速选取：液泛气速：根据气体流速和流量选取丝网除沫器的规格：釜液从塔底出口管流出时在出口管中心形成一个向下的漩涡流，使塔釜液面不稳定，且带出气体，再有泵的情况下，气体进入泵内，影响泵的正常运转，故需在釜液出口应安装涡流挡板。根据出塔液管径为400mm，选取挡板宽度A=800mm，支架高度B=400mm，宽度t=4mm，重M1=21.3kg。填料支撑装置对于保证填料塔的操作性能具有重大作用。采用结构简单、自由截面较大、金属耗用量较小的栅板作为支撑板。（1）栅板外径=，当塔内径较大时，应减大值。故。由于本塔的直径大于800mm，所以采用分块式栅板。由于每块栅板宽度应小于400mm（便于通过450mm的人孔），设计栅板由6块组成，每块宽度为，且需要将其搁置在焊接于塔壁的支持圈或支持块上。（2）栅板间距t为填料环外径的0.6-0.8倍，t=0.8。栅板条宽度S一般取10mm，高度取4mm。查化工设备设计手册17，选用梁形气体喷射式限制器（HG/T21512-1995），公称直径DN800-4000mm的限制器，采用卡子K10B(K14B)(JB1119-1981)。采用金属床层限制器。设计位于塔底的进气管时，主要考虑两个要求：压力降要小和气体分布要均匀。本设计由于填料层压力降较大，减弱了压力波动的影响，从而建立了较好的气体分布；同时，本装置由于直径较小，可采用简单的进气分布装置。由于为了对碳丙液的合理回收利用，所以对排放的净化气体中的液相夹带要求较严格。可采用塑料丝编结而成的丝网除沫器除液沫装置。裙座的组成包括裙座筒体、基础环、地脚螺栓座、人孔、排气孔、排液孔、引出管通道、保温支撑圈等。本设计采用圆筒形裙座。表4.6 填料吸收塔计算一览表吸收塔类型：塑料鲍尔环吸收填料塔混合气处理量：213900Nm3/h工艺参数物料名称碳酸丙烯酯（PC）合成氨变换气操作压力，kPa28002800操作温度，3535流量，kg/h223052096484塔径，mm两个塔，每个塔塔径2100填料层高度，m16填料层压降，KPa5.86操作气液比56.944.3确定解吸塔塔径及相关参数解吸塔的设计条件：碳酸丙烯酯液（富液）处理量为吸收塔出塔液量L1=4578590kg/h，35，出塔液为吸收塔入塔液量已知条件：入塔液为吸收塔处塔液量：由PC密度公式得在25时，CO2在解析塔出口浓度为y1，CO2的解析率为98%。 由得解析塔出塔液为吸收塔入塔液量，密度在35为设出塔气G2，入塔气量G1，则由塔内CO2物量守恒得：得入塔气：选择d=50mm塑料鲍尔环（米字筋），其填料因子=120m-1，=0.90，比表面积at=106.4m2/ m3，Bain-Hougen关联式常数A=0.0942，K=1.75。泛点气速u2F=可由Eckert通用关联图或Bain-Hougen关联式求取，现选用Bain-Hougen关联式求解uF。查化工原理得温度为100，压力位101.3KPa时饱和水蒸气的密度。出塔液平均摩尔质量出塔气密度入塔液平均摩尔质量=A-K则uF=1.7m/s取Vs=119920m3/h=2.7724 m3/sD=3.76m将入塔流量Vs=2.7724 m3/s分为两股，分别进入两个塔内，则每个塔的入塔流量为Vs=1.387m3/s。此时每个塔的塔径，圆整后取塔径为2.4m。每个塔的截面积： u=D/d=2500/50=50（10-15）（鲍尔环的径比要求）取最小润湿速率为：所以L喷，min=（MWR）=0.05106.4=8.512 m3/（m2/h）L喷 =4578590kg/h=8.512 m3/（m2/h）经以上校核可知，填料塔直径选用合理。4.4填料层高度的计算选用填料层高度的计算公式H=采用近似简化的计算方法，即H= 由于其他气体的溶解度很小，故将其他气体看做是惰性气体并视为恒定不变，那么，入塔气体的摩尔流率GG=又溶剂的蒸汽压很低，忽略溶剂的蒸发与夹带损失，并视作为恒定不变，那么有L=y2=0.4595，x2=0.000764吸收塔物量衡算的操作线方程为G()=L（(）将上述已知数据带入操作线方程，整理得x=吸收塔内相平衡方程将相平衡关系中的气相分压p和液相中的浓度X转化为气也两相均以摩尔分率表示的对应关系，即：y=f(x)，其转化过程如下：lgXco2=lg0.1402+-4.112x= y=PCO2/Pt因塔内的压力分布和温度分布未知，现假定总压降与气相浓度差成正比（实际上与填料层高度成正比，因填料层高度待求），将气相浓度变化范围十等份成10个小区间，可求得各分点处的压强。温度分布可利用各区间的热量衡算求出。忽略气体因温升引起的焓变、溶剂挥发带走的热量及塔的热损失，则气体溶解所释放的热量完全被吸收液所吸收，对第n个小区间作热量衡算有：LCPL=(tn-tn-1)=L（xn-xn-1）HS得： tn=tn-1+（xn-xn-1）HS/CPL式中：L 液相摩尔流率，HS：第n区间内溶解气的平均微分摩尔熔解热， HS=14654kJ/kmol；CPL第n区间液体平均定压比热容，其表达式为：CPL= 1.39+0.0018(-10)102.09kJ/（kmol）；= tn-1+100.32（xn-xn-1）依据上述数据作出传质推动力及其倒数的计算结果如表4.7。表4.7 传质推动力及其倒数的计算结果项目012345678910y1020.53.256.008.7511.514.217.019.7522.525.228.0x1020.070.520.991.482.002.543.123.724.365.045.76y*1020.261.833.505.307.239.3211.514.0216.619.522.7Ti，K303.1303.6304.0304.5305.0305.6306.2306.8307.4308.1308.844.8470.4040.0829.0123.4520.2918.2317.4517.1817.6419.09在y2至y1之间做偶数等分，对每个y值算出对应的f（y）=，然后按Simpson法求积：=（f0+4f1+2f2+4f3+2f4+2fn-2+4fn-1+fn）式中的步长 102.4459.8= f0+ f10+ 2 (f2+ f4+ f6+ f8) +4(f1+ f3+ f5+ f7+ f9)=（135.67+9.09）+299.14+4154.79 =9.8562m=0.3466mNOG=9.8562+0.3466=10.20284.4. 4.1PC吸CO2传质系数的计算采用PC吸CO2的专用公式对CO2传质系数进行计算气相：kG=1.195 kmol/（m2hatm）液相：kL=0.015 kmol/（m2hatm）4.4.4.2 CO2在气液两相中的扩散系数（1）CO2在气相中的扩散系数塔顶：塔顶：（2）CO2在液相中的扩散系数关于CO2在液相PC中的扩散系数，有下面的经验公式：=9.012306910-8T/ cm2 /s （的单位为） =7.7810-8T/ cm2 /s （的单位为） 为提高结果的准确性，现取二者的算术平均值，得：=8.39610-8 T/ ，塔底、塔顶温度分别为25和30。所以8.39610-8（298.15/2.368）=1.092610-5 cm2/s =3.53010-6m2/h8.39610-8（303.15/2.596）=0.980410-5 cm2/s =3.83010-6m2/h式中， 和为PC在25和30时的黏度。4.4.4.3气液两相的黏度根据log=-0.0822+MPas得=2.368=8.525=2.596=9.3444.4.4.4解析液与填料的表面张力解析液：=43.617-0.114t mN/m则=32.217 mN/m=417532kg/h2=40.767 mN/m=528340 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h2（聚乙烯填料）4.4.4.5气体对数平均分压塔底压力Pt1=0.1013MPa塔顶压力：取塔内压降为0.5kgf/cm2，（合49044Pa）Pt2=101310-49044=52266Pa0.05226 MPa。PB1= Pt1 (1-)=0.1013(1-0)=0.1013 MPaPB2= Pt2 (1-)=2.75(1-0.05)=2.736 MPa4.4.4.6气体的摩尔流率M1=M2=4.4.4.7填料的当量直径dp=4.4.4.8气相传质系数 4.4.4.9液相传质系数喷淋密度的计算（物料衡算中已经给出入塔液流量）由得 4.4.4.10总传质系数溶解度系数H在吸收后的溶液为稀溶液，故满足亨利定律：， 得得：在常压下有：有：4.4.4.11有效传质比表面积 = =4.4.4.12体积传质系数4.4.4.13气相总传质单元高度 =m塔顶、塔底的气相质量流率：塔底： 塔顶：全塔： HOG=填料层的有效传质高度设计取填料层高度为16m。塔上部空间高度可取1.4m（1.2-1.5m），液体再分布器的空间高度1.4m（1-1.5m），塔底液停留时间按2min考虑，则塔釜也所占的空间高度H1为：H1=5.4239m底部空间高度可取5.5m，所以塔的附属高度H为4.4.6.1气体进出口压力降取气体进口接管管径为400mm，出口管径为374mm，经校核在允许气体流速范围之内。由公式得则气体进塔口压力将为：入塔口压力降为：4.4.6.2填料层压力降气体通过填料层的压力降采用Eckert通用关联图计算横坐标为：查表得：纵坐标为：查图得，填料层压降为：4.4.6.3其它塔内件的压力降其它塔内件的压力降比较小，在此可以忽略。于是得吸收塔的总压力降为：。4.4.7.1液体分布器的选型一个主管和若干个分管组成。在主管及分管的底部分别开一些孔径不同的管式液体分布器。当分布器工作时，液体从主管底部的小孔分流到各分管，最后通过各分管底部的小孔均匀地分布在填料上。（1）计算喷淋点数N参照上述两种文献及该塔液相负荷较大、气相负荷较小等特点，最终设计取喷淋点密度SP=200点/m2 。则总布液点数为N=0.7852.752200=2344.142344点。按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。将2374个点对称地分为30排各管的孔数分配见下表4.2。4.8 液体分布器管数和孔数分配管数123456789101112131415孔数144144152152156156158158162162162162164164164管数161718192021222324252627282930（2）水平和垂直主管内径计算：水平和垂直主管内径为入塔液管的内径， d=dL1=0.575m=575mm（3）直列排管直径d1的计算：按液体流速为1.5m/s，共设计布置30排，得（4）确定孔间距t设定分布器与塔内径距离为20mm，则t每根直列排管下部排2排布液孔，孔径为5mm。直列排管式液体分布器的安装位置高于填料层表面150mm。4.4.7.2液体再分布器实践表明，当喷淋液体沿填料层向下流动时，不能保持喷淋装置所提供的原始均匀分布状态，液体有向塔壁流动的趋势。因而导致壁流增加、填料主体的流量减小，影响了流体沿塔横截面分布的均匀性，降低传质效率。所以，设置再分布装置是十分重要的。可选用多孔盘式再分布器。4.4.7.3防涡流挡板的选取釜液从塔底出口管流出时在出口管中心形成一个向下的漩涡流，使塔釜液面不稳定，且带出气体，再有泵的情况下，气体进入泵内，影响泵的正常运转，故需在釜液出口应安装涡流挡板。根据出塔液管径为400mm，选取挡板宽度A=800mm，支架高度B=400mm，宽度t=10mm，重M1=21.3kg。4.4.7.4填料支撑装置填料支撑装置对于保证填料塔的操作性能具有重大作用。采用结构简单、自由截面较大、金属耗用量较小的栅板作为支撑板。（1）栅板外径=，当塔内径较大时，应减大值。故。由于本塔的直径大于800mm，所以采用分块式栅板。由于每块栅板宽度应小于400mm（便于通过450mm的人孔），设计栅板由6块组成，每块宽度为，且需要将其搁置在焊接于塔壁的支持圈或支持块上。（2）栅板间距t为填料环外径的0.6-0.8倍，t=0.8。栅板条厚度S一般取4mm，高度根据设计位于塔底的进气管时，主要考虑两个要求：压力降要小和气体分布要均匀。本设计由于填料层压力降较大，减弱了压力波动的影响，从而建立了较好的气体分布；同时，本装置由于直径较小，可采用简单的进气分布装置。由于为了对碳丙液的合理回收利用，所以对排放的净化气体中的液相夹带要求较严格，故可采用塑料丝编结而成的丝网除沫器除液沫装置。根据出塔气的流速和管径选取丝网除沫器的规格：H=150mm，H1=410mm，D=2000mm，G=242kg。4.9填料解吸塔计算一览表解吸塔类型：塑料鲍尔环解析填料塔物料名称富液（碳酸丙烯酯）解吸气（水蒸汽）操作压力，KPa101.3101.3操作温度，25100液体密度，kg/m311920.5970流量，kg/h223052096484塔径，mm（分为两个塔，每个塔塔径2400）填料层高度，mm22000填料层压降，KPa5.86黏度，kg/mh9.34455 塔内件机械强度设计及校核5.1吸收塔机械强度设计及校核选用16MnR钢板，查化工设备机械基础18表9-4得：焊接采用双面焊100%无损探伤检查，焊接接头系数，则由筒体的计算厚度为：查化工设备机械基础表9-10。得，取腐蚀裕量，则设计厚度圆整后取名义厚度5.1.2.1塔壳和裙座的质量圆筒质量塔体圆筒总高度7702.8kg5.1.2.2封头质量查文献19得：DN2100，壁厚12mm的椭圆形封头的质量为251kg，则5.1.2.3 裙座质量 裙座尺寸：。5.1.2.4塔内构件质量查文献17得聚丙烯鲍尔环填料的堆积密度为，则填料层重量5.1.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量5.1.2.6保温材料质量为封头保温层质量5.1.2.7平台、扶梯质量式中：扶梯高度，为36m；笼式扶梯的单位质量，为；n平台数量。5.1.2.8操作时塔内物料质量（1）全塔操作质量（2）塔设备最小质量（3）塔自振周期计算由塔设备19中查得：（设计地震烈度8级）。由文献19查得：（2类场地土，近震）。 图5-1 塔体和裙座机械计算简图地震影响系数结构综合影响系数 。，接近于15，且塔高大于20m，所以必须考虑高振型影响。确定危险界面。0-0截面为裙座基底截面，1-1截面为裙座人孔出截面，2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面。 0-0截面： 1-1截面： 2-2截面：5.1.4.1风力计算（1）风振系数 各计算塔段的风振系数由式 计算。计算结果列于表5.1。表5.1 各塔段的风振系数塔段号123456计算截面距地面高度158.51623.530脉动增大系数（B类）2.74脉动影响系数（B类）0.720.720.720.790.820.85振型系数0.0060.03750.1260.350.6911.00风压高度变化系数 （B类）0.640.801.01.231.391.521.0181.0891.2491.8152.1172.532（2）有效直径设笼式扶梯与塔顶管线成90角，取平台构建的投影面积，则Dei取下使计算值中的较大者。 式中，塔和管线的保温层厚度，塔顶管线外径。各塔段计算结果列于表5.2。表5.2 各塔段有效直径Dei塔段号123456塔段长度10004000350075007500750040000200111111111255622562393230423042304（3）水平风力计算 由下使计算各塔段的水平风力 各段有关参数及计算结果列于表5.3。表5.3 各塔段水平风力计算结果塔段号123456K10.7K2i1.0811.0921.2491.6162.1172.532400fi0.640.81.01.231.391.52i/mm100040003500750075007500mm255622562393230423042304Pi/