毕业设计（论文）-年产3.6吨乙烯精馏浮阀塔设计（全套图纸）

沈 阳 化 工 大 学 科 亚 学 院 本 科 毕 业 设 计 全套图纸，加全套图纸，加 153893706 题 目： 年产 3.6 万吨乙烯精馏浮阀塔设计 专 业： 过程控制与装备工程 班 级： 过控 1201 学生姓名： 指导教师： 论文提交日期： 2016 年 5 月 27 日 论文答辩日期： 2016 年 6 月 6 日 毕业设计任务书毕业设计任务书 过程装备与控制工程专业 班级:1201 学生： 毕业设计题目： 年产 3.6 万吨乙烯精馏浮阀塔设计 毕业设计内容： 设计说明计算书一份 相关文献检索并翻译 A0装配图一张，A1零件图三张 毕业设计专题部分：吊柱的选用与校核 起止时间：2015 年 12 月 16 日2016 年 6 月 6 日 指导教师： 2016 年 3 月 1 日 摘要摘要 随着社会的发展与进步，我国乙烯的市场需求量急剧增加，乙烯进 口量逐年增加，国内产品市场占有率还不到百分之五十。乙烯工业是石 油化工产业的龙头，其发展水平早已成为衡量一个国家综合经济实力的 重要标志之一，在石油化工产业乃至国民经济发展中占有极其重要的地 位。 塔设备在化工、石油、医药、食品及环境保护等工业部门中广泛使 用的重要生产设备，是一种十分重要的单元操作设备。塔设备的作用在 于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速 有效地进行，从而达到相际间进行传质及传热的目的；还可以使接触后 的气、液两相能够及时分开，互不夹带。塔设备主要应用在石油化工行 业，其种类颇多，按操作压力分有加压塔，常压塔及减压塔；按内件结 构分有填料塔、板式塔；还有按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔， 萃取塔，反应塔，干燥塔等。 本次设计的是年产 3.6 万吨乙烯精馏浮阀塔。 浮阀塔是 20 世纪 50 年 代前后开发和应用的，并在石油、化工等工业部门代替了传统使用的泡 罩塔，成为当今应用最广泛的塔型之一，并因具有优异的综合性能，在 设计和选用塔型时常是被首选的板式塔。本次设计主要包括三大方面的 内容：一是工艺计算；二是强度及稳定性的计算；三是专题部分的补充。 第一部分主要进行了物料衡算，塔内物件尺寸的确定，塔温、塔板 数的计算以及各种管径的确定，附属设备的选择等等。 第二部分主要是在强度及稳定性计算中计算出塔器的各部分质量， 从而对塔的三个危险截面进行校核，主要是质量载荷，风载荷与地震载 荷的计算，另外还要进行补强的计算。 最后即是专题部分：吊柱的选用与校核。 关键词关键词: 板式塔; 精馏设备; 填料塔 Abstract With the social development and progress, Chinas ethylene market demand for a sharp increase in the amount of ethylene imports increased year by year, the domestic market share of less than 50 percent. Ethylene is the leading petrochemical industry, and its level of development has become the measure of a countrys comprehensive economic strength, an important sign, occupies an extremely important position in the petrochemical industry and the national economy. Important tower production equipment in the chemical, petroleum, pharmaceutical, food and environmental protection and other industrial sectors are widely used, it is a very important unit operation equipment. You can also post the contact; the role of the tower equipment to provide gas and liquid phases opportunity to full contact, so that quality, two kinds of heat transfer process can be carried out quickly and efficiently, so as to achieve the purpose of phase interpersonal conduct mass transfer and heat transfer the gas and liquid phases can be separated in time, and do not entrainment. Tower equipment mainly used in the petrochemical industry, and its many types, according to the operating pressure divided pressurized tower, atmospheric tower and vacuum tower; internals structure divided by the packed tower, plate tower; there are divided by unit operation fractionator, absorber, dielectric absorption towers, extraction column, reaction tower, drying tower. The design is an annual output of 36,000 tons of ethylene distillation tower float valve. Float valves before and after the 1950s, the development and application of, and in the petroleum, chemical and other industrial sectors instead of the traditional use of the bubble column, becoming the most widely used type of one of the towers, and because of excellent overall performance, in the design and selection of tower type it is often preferred plate column. The design mainly includes three aspects: First, the calculation process; the second is to calculate the strength and stability; third is to complement the thematic segment. The first part was the material balance, the tower object to determine the size, column temperature, the calculated number of plates of various diameters and determine the choice of ancillary equipment and so on. The second part is the quality of each part of the tower is calculated in the calculation of strength and stability, thus dangerous section of the three towers to be checked, mainly the mass load, calculate wind loads and seismic loads, but also for additional calculated reinforcement. That last part is thematic: davit Selection and Verification Key words: Tray Tower; Distilling Equipment; Packed towe 目 录 前言 . 1 第一章工艺计算 . 3 1.1 物料衡算 3 1.1.1 塔顶产品量 . 3 1.1.2 塔釜、塔顶流量及组成 . 3 1.2 确定塔温 4 1.2.1 塔釜温度的确定 . 4 1.2.2 塔顶温度的确定 . 5 1.2.3 进料温度 . 6 1.3 塔板数的计算 6 1.3.1 确定最小回流比 . 6 1.3.2 确定最小理论板数 . 7 1.3.3 确定理论板数 . 7 1.3.4 实际塔板数 . 8 1.3.5 确定进料板位置 . 8 1.4 塔径计算 9 1.4.1 精馏段塔径 . 9 1.4.2 提馏段塔径 . 12 1.5 塔内物件的工艺尺寸 13 1.5.1 溢流程数的选择 . 13 1.6 流体力学验算 15 1.6.1 气体流过塔板的压降 . 15 1.6.2 液泛校核 . 15 1.6.3 雾沫夹夹带情况 . 16 1.7 安全操作范围和操作线 16 1.7.1 精馏段 . 16 1.7.2 提馏段 . 17 1.8 附属设备的选择 19 1.8.1 全凝器的选择 . 19 1.8.2 再沸器的选择 . 19 1.8.3 回流泵的选择 . 19 1.9 管径设计 20 1.9.1 塔顶蒸汽管 . 20 1.9.2 回流管管径 . 20 1.9.3 进料管管径 . 20 1.9.4 塔釜出料管 . 20 1.9.5 进再沸器管 . 21 1.9.6 再沸器蒸汽入塔器 . 21 第二章强度及稳定性计算 . 22 2.1 圆筒和封头的厚度和强度计算 22 2.2 载荷的计算 22 2.2.1 质量载荷的计算 . 22 2.2.2 塔的自振周期 . 24 2.2.3 地震载荷及地震弯矩的计算 . 24 2.2.4 风载荷和风弯矩计算 . 26 2.2.5 最大弯矩 . 28 2.3 应力校核 28 2.3.1 圆筒应力校核 . 28 2.3.2 裙座壳轴向应力校核 . 30 2.4 基础环结构设计及校核 31 2.4.1 基础环 . 31 2.4.2 地脚螺栓计算 . 32 2.4.3 肋板计算 . 32 2.4.4 盖板计算 33 2.5 补强计算 34 2.5.1 塔顶蒸汽出孔 . 34 2.5.2 人孔的补强计算 . 35 2.5.3 进料管接管补强 . 36 第三章吊柱的强度计算 . 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 3.1 设计载荷 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 3.2 曲杆部分的校核 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 3.3 柱的校核 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 总结 . 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 参考文献 . 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 致谢 . 错误！未定义书签。错误！未定义书签。 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 前言 1 前言 塔设备是化工、石油、医药及环境保护等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设 备的基本功能是提供气、液两相充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有 效地进行；而且能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。因此，蒸馏和吸收 操作可在同一设备中进行。 根据塔内气、液两相接触部件的结构型式，塔设备又可分为填料塔和板式塔两大 类。填料塔和板式塔均可用于蒸馏、吸收等气-液传质过程，但在两者之间进行比较 及合理选择时，必须考虑多方面因素，如与被处理物料性质、操作条件和塔的加工、 维修等方面有关的因素等。填料塔内装有各式各样的固体填充物，即填料。填料是填 料塔的核心内件，它为气-液两相接触进行传质和换热提供了表面，与塔的其他内件 共同决定了填料塔的性能。液相由塔顶喷淋装置分布在填料层之上，靠重力的作用沿 填料表面流下；气相则在压强差的推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。 气、液两相在填料的润湿表面上进行充分接触，其组成沿塔高连续地变化。板式塔是 一种逐级接触的气-液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡 或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液两相密切接触而进行传质与传热，两相的 组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。 目前在工业生产当中，在分离程度要求高、具有腐蚀性的物料、容易发泡的物料 以及对于热敏性物料的蒸馏分离等情况下，宜选用填料塔。在塔内液体滞液量较大、 液相负荷较小以及含固体颗粒等情况下，宜选用板式塔。蒸馏操作的规模往往较大， 所需塔径常达一米以上，故采用板式塔居多；吸收操作的规模相对较小，故采用填料 塔居多。 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 前言 2 图 1-1 板式塔结构简图 浮阀塔板的结构特点：在塔板上有若干个阀孔，每个阀孔上装有一个可以上下浮 动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转 90，以限制阀片 升起的最大高度， 并且防止阀片被气体吹走。 阀片周边冲出几个略向下弯曲的定距片， 当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落于阀孔上，在一定程 度上可以防止阀片与板面的粘连。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水 平方向进入液层， 随即增加了气液接触时间， 浮阀开度随气体负荷而变， 在低气量时， 开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，避免过多的漏液；在高气量时，阀片自 动浮起，开度增大，使气速不致于过大。浮阀塔板有生产能力大，操作弹性大，塔板 效率高， 塔板结构及安装较为简单、 重量较轻、 制造费用低等优点。 然而其缺点就是： 在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死和吹脱 的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷 及真空塔中的应用。 1气体出口 2液体入口 3塔壳 4塔板 5降液管 6出口溢流偃 7气体入口 8液体出口 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 3 第一章第一章 工艺计算工艺计算 1.1 物料衡算物料衡算 1.1.1 塔顶产品量塔顶产品量 按 7200 小时/年考虑， 摩尔流量(C2H4): = 720005.28 10106.3 34 178.25kmol/h1 1.1.2 塔釜、塔顶流量及组成塔釜、塔顶流量及组成 表 1.1 进料各组分组成及性质 组 分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 沸 点 - 103.7 - 88.6 oC - 47.7 - 161.5 分子量 28.05 30.07 42.08 16.04 组成 0.88989 0.09843 0.00510 0.00658 选择乙烯为轻关键组分，乙烷为重关键组分，比乙烯沸点低的甲烷是轻组分，比 乙烷沸点高的丙烯是重组分，两关键组分挥发度相差较大，且两者是相邻组分，为清 晰分割情况，比重关键组分还重的丙烯在塔顶不出现，比轻关键组分还轻的甲烷在塔 顶不出现。这样塔顶馏出液由甲烷乙烯和少量乙烷组成。塔釜由丙烯乙烷和少量乙烯 组成。 规定：塔顶乙烷含量，1 说明此泡点温度过高。 假定温度为- 10 yi= xiki1.340.03+0.930.9218+0.280.04820=0.9111 说明此进料温度过高 假设进料温度为- 23 yi= xiki1.010.08989+0.6820.09843+0.1790.0051+ 5.050.00658=1.00006 所以：进料温度为- 23OC 对塔的各部位温度列于表 4 中 表 1.4 塔的温度列表 塔底 塔顶 进料 - 2 - 24 - 23 1.3 塔板数的计算塔板数的计算 1.3.1 确定最小回流比确定最小回流比 假定塔内各组分的相对挥发度恒定，且为衡分子流，由恩德无德公式视差求。 A FAAxX + B FBBxX + C FCCxX =1- q （1- 5） A pAAxX + B PBBxX + C PCCxX =RM+1 （1- 6） 式中：XFA,XFB,XFC进料中 A，B，C 组分的分子分数； XPA，XPB，XPC塔顶组分 A，B，C 组分的分子分数； q 进料热状态参数。泡点进料，q=1;3 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 7 有关数据及 i 列表 5 如下： 表 1.5 有关数据及 i 列表 组分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 XF 0.88989 0.09843 0.0051 0.00658 1 XP 0.99164 0.001 0 0.00736 1 KI 1.01 0.682 0.179 5.05 i 1.48 1 0.26 7.4 将数据带入（1）式中： 0 4.7 00658.04.7 26.0 0051.026.0 1 09843.01 48.1 889.048.1 = + + + 试取 计算： =1.533 (1)式=0.07530 =1.35 (2)式=- 0.0374 0 可求得 =1。48，将 带入（2）式，求的 Rm, 1 1484.7 0073.04.7 48.126.0 026.0 48.11 00099.01 48.148.1 992.048.1 += + + + Rm 解得： Rm=2.2664 取回流比 R=1.5Rm=3.4 1.3.2 确定最小理论板数确定最小理论板数 理论回流比可取为 1.5 Rmin=3.26 1.3.3 确定理论板数确定理论板数 理论板层数由芬斯克方程求 Nmin Nmin=1 lg )()lg( lh W l h D h i X X X X =31.256 (1- 7) 1 min + R RR =0.3469 (1- 8) 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 8 查吉利兰图1得 2 min + N NN =0.36 解得 N=43.2 取 44 块（不包括再沸器） 所以：理论塔板数为 44 块。 1.3.4 实际塔板数实际塔板数 ET=0.49（ L ） 245 . 0 塔顶，塔釜的平均温度 T=- 13 查烃类 P- T- k 图，得平衡常数： KC2H4=1.455, KC2H6=0.839 相对挥发度为：=1.7432 l = liXi =0.889890.07+0.098430.07+0.00510.0051+0.006580.02= 0.06999 解得 ET=0.898 所以：实际板数 N= T T E N =44/0.898=48.9 取 49 块 1.3.5 确定进料板位置确定进料板位置 精馏段板数 nm= ilh F lk hk D hh li X X X X )lg( )()lg( （1- 9） 提留段板数 mm= Tlh W lk hk hh li X X F X X )lg( )()lg( (1- 10) m+n=49 （注 ：其中 lh 为轻关键组分对重关键组分相对挥发度，取塔顶、进料、塔釜三 处得几何平均值）5 （ lh ）i= FD =1.642 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 9 （ lh ）T= WF =1.732 则 nm=26.63 取 27 块 则提留段板数为 mm=49- 27=22 1.4 塔径计算塔径计算 1.4.1 精馏段塔径精馏段塔径 （1） 气液相负合及重度 精馏段以塔顶为计算基准， 表 1.6 塔顶各组分得临界性质列 组分 %分子 Pc(kg/cm2) Pc% （分子） Tc Tc%分子 分子量 M%分子 C2H4 0.99164 50.48 30.076 282.9 280.6 28.05 27.8 C2H6 0.001 48.29 0.0482 305.3 305 30.07 0.07 CH4 0.00736 45.79 0.334 190.9 1.39 10.04 0.117 合计 1 50.46 282.3 27.947 对比压力： r p= c P P = 443.50 21 =0.42 对比温度： c p r T T T = 242.282 27324+ =0.882 查得压缩系数 Z=0.75 塔顶上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=571kmol/h 体积流量： P ZnRT VSD=416.4 立方米/小时 塔顶上升蒸汽重度： v =38.32kg/m3 表 1.7 进料各组分得临界性质 组分 % （分子） Pc（kg/cm2） Pc%分子 Tc Tc%分子 分子量 M%分子 C2H4 088989 3048 44.922 282.9 251.75 28.05 24.96 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 10 C2H6 0.09843 48.29 4.75 305.3 30.05 30.07 2.96 C3H6 0.0051 45.37 0.23 364.9 1.86 44.09 0.215 CH4 0.00658 45.79 0.3 190.9 1.26 16.04 0.11 合计 50.2 284.92 28.25 对比压力： r p= c P P = 2075.50 21 =0.418 对比温度： c p r T T T = 4995.284 27323+ =0.872 查得压缩系数 Z=0.691 体积流量： P ZnRT VSF=0.107M3/S 精馏段气相负合： FDS VVV=0.113M3/S 表 1.8 塔底各组分得临界性质 组分 % （分子） Pc(（kg/cm2） Pc%分子 Tc Tc%分子） 分子量 M%分子 C2H4 003 5048 0153 2829 0857 2805 0085 C2H6 09218 4856 4587 3058 2896 309 2845 C3H6 004820 4576 1908 305.3 281.4255 30.07 27.7185 CH4 0 45.37 1909 1604 合计 1 4579 3083 3076 对比压力： r p= c P P = 8538.46 21 =0.436 对比温度： c p r T T T = 0613.295 2732 + =0.879 查得压缩系数 Z=0.70 上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=（3.26+1）124.849=571 公斤/小时 体积流量： P ZnRT VSW=422.9 立方米/小时 查轻碳氢化合物数据手册 图 2- 15、2- 17 5 得各组分重度； 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 11 表 1.9 塔顶各组分重度 组分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 0425 0465 0 表 1.10 进料各组分重度 组分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 0421 0462 054 表 1.11 塔釜各组分重度 组分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 035 0427 0555 塔顶各组分质量流量百分比： qDC2H4=0.928 qDC2H6=0.001 qDCH4=0.0042 = lD 1 4 4 62 6242 LDCH DCH HLDC HDC LDA HDC qqq + 解得 lD =0.4575 塔底各组分质量流量百分比： QwC2H4=0.00276 qwC2H6=0.9363 qwCH4=0.0712 解得 lWw=0.4339 则精馏段液相重度 L = LFLD =429.0427.0=445.5kg/m3 液相负荷 S L = 26.95m3/h 动能参数 V L 2/1 v L =0.2236取板间距Ht=0.4m 塔板上清液层高度为 l h =0.07m 查史密斯关联图得 C20=0.05 查轻碳化合物图 4- 1、4- 26得表面张力 表 1.12 混合液的表面张力 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 0 3.48 6.21 13.6 mD =0.99163.6+0.0016.2=3.46 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 12 由式 C C20 = （ 20 ） 2 . 0 得C= 2 . 0 20 ) 20 ( C =0.0352 (1- 11) 塔顶最大空塔速度 Wmax=C 06.40 632.40428 =0.1136m/s 空塔气速 W=0.7W最大=0.70.1142=0.0795m/s 精馏段塔径 D= u Vs 4 =1.535m 取精馏段塔径 D=1.6m 精馏段实际空塔气 WK=0.072m/s 相应的空塔动能因数为 Fk=0.07206.40=5.6 1.4.2 提馏段塔径提馏段塔径 提馏段气象重度 v =V/Vs=43.52 提馏段液相重度 w = LWLF =430.69 提馏段液相负荷 SFSW SVVV= =0.1121m3/s 则提馏段气相负荷：Ls 、=RD+qF=38.12m3/h 查史密斯关联图得 C20=0.045 查轻碳化合物图 4- 1、4- 24得表面张力 c2h4=1.21 Pc2h6=3.59 Pc3h6=10.49 混合液的表面张力 m =3.925 C= 2 . 0 20 ) 20 ( C =0.0325 最大空塔速度: Wmax=C 06.40 632.40428 =0.0969 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 13 空塔气速：W=0.7W最大=0.0678m/s 提馏段塔径 D= u Vs 4 =1.62; 取塔径 1.6m 馏段实际空塔气 WK=0.073m/s 1.5 塔内物件的工艺尺寸塔内物件的工艺尺寸 1.5.1 溢流程数的选择溢流程数的选择 （1）根据塔径 1.6 米，液相负荷 3040m 3/h，查有机化合物表 9- 58可知选 单流型即可满足要求。采用工型浆液板，分块式塔盘。 （2）校核溢流强度 堰长： lW=0.7D=0.71.6=1.12m 精馏段校核：i=ls/lw=27.5m3/h; 提馏段校核：I 、=ls、/l w 、=38.9 m3/h; （3）塔堰高的确定 Hl=hw+how hl塔板上清液层高度; hww 出口堰高度 how堰上清液层高度 精馏段： how=0.03459 提留段： how 、=0.037 （4）降液管面积 查浮阀塔表 3- 39知 D Wd =0.143 T f A A =0.0878 塔板面积 AT= 2 4 D =0.7851.6 2 =1.54 堰宽 Wd=0.1431.6=0.2m 溢流面积 A f =0.878 AT=0.1385 （5）校核液体在降液管内停留时间 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 14 精馏段 t= L HA Tf =7.4s5s 提馏段 t = L HA Tf =5.2s5s 降液管出口处的流体流速： 精馏段： Ud=Ls/Af=0.054m/s; 提馏段： Ud=ls/Af=0.77m/s （6）降液管下端距塔盘的距离 h： h= olww l L (1- 12) wol降液管下端出口处的流速一般取 0.070.25m/s 可取 0.2m/s 精馏段 ho= 36002.098.0 95.26 =0.0382mhl=0.07m 提馏段 ho = 36002.098.0 12.35 =0.054hl=0.07m 取距离为：h=0.05m （7）浮盘数 采用 F- 1 重阀, 阀孔直径为 39。 精馏段临界阀孔气速 ： ok u= 548 . 0 ) 632.40 8 .72 (=1.387m/s 提馏段临界阀孔气速: ok u 、= 548 . 0 ) 632.40 8 .72 (=1.326m/s 开孔率 0 u u =100%=5.2% 阀孔总面积： 精馏段： A0 = 2 4 D=0.08m2 提馏段: A0 = 2 4 D=0.0847m2 精馏段阀数: N= 0 2 0 4 ud Vs =67 个 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 15 提馏段阀数: N = 0 2 0 4 ud Vs =70 个 精馏段与提馏段取相同的阀孔数：为 68 个。 （8）塔盘的布置 安定区 Wf=0.06m; 无效区 Wc=0.05m 按照等边三角形叉排列 则中心距 t=105mm. 1.6 流体力学验算流体力学验算 1.6.1 气体流过塔板的压降气体流过塔板的压降 正常操作，浮阀全开。 干板压力降:hp=hc+hl+h 全开前:hc=0.7 l u A G 1 175 . 0 0 0 0 =0.000685 米液柱 全开后 hc=5.34 l v g u 2 0 2 =0.046 米水柱 hl=0.4hw+how=0.40.43+0.027=0.0442 米水柱 克服表面张力压降 h可忽略 hp=hl+ho=0.074 米水柱 1.6.2 液泛校核液泛校核 逸流管内液成高度： Hd=hl+hp+hd+hv (1- 13) hd=0.153 2 0 hl l w s =0.042 米液柱 对 hv可忽略不计，对浮阀塔可忽略不计 又因操作压力小于 30 大气压 hv可以忽略，故溢流管内液层高度 Hd=hl+hp+hd=0.144 米 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算 16 取充气因子 =0.5，（HT+hw）=0.5(0.4+0.0374)=0.2180.144 所以可以避免液泛。 1.6.3 雾沫夹夹带情况雾沫夹夹带情况 精馏段 V负= ll v s V 632.40428 632.40 3600 395.367 =0.033mm3/s 6 (1- 14) 提馏段 V负 = ll v sV 75.41427 75.41 3600 395.378 =0.0346mm3/s Z=d- 2Wd=1.4- 20.2=1.0m Aa=AT- 2Af=1.54- 20.135=1.27 立方米 K 取 0.85 CF查基本有机化学工程图 9- 289可知 CF=0.107 则精馏段:F1=% 136100 AKC ZLV F s + 负 =33.380% 提馏段 F1 =38.3% 15 10须考虑高振型影响。 NmmMM EE 810*775. 425. 1 0000 1 = I- I 截面地震弯矩： ()mmNhhFM k kkE = 8 5 1 1 11 108 . 425. 1 II- II 截面地震弯矩： ()mmNjhFM k k kE = = 8 5 1 1 22 101 . 425. 1 2.2.4 风载荷和风弯矩计算：风载荷和风弯矩计算： 将塔沿高分成 6 段（如图 2- 2 所示） 图 2- 2 塔结构 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 27 表 2.3 塔段 塔段号 项目 1 2 3 4 5 6 塔段长度 m 05 510 1015 1520 2025 2530 2 0 /mNq 441N/m2 1 k 0.7 （B 类） 3.086 1 V（B 类） 0.72 0.7f2 0.79 0.79 0.85 0.85 ()8 . 0=v zi 0.0546 0.275 0.36 0.572 0.79 1 ()类Bfi 0.8 1 1.14 1.25 1.715 1.8 i zii zi f v k +=1 1.15 1.61 1.77 2.12 2.21 2.46 塔段号 项目 1 2 3 4 5 6 i l mm 5000 5000 5000 5000 5000 5100 3 k mm 400 4 k mm 500 ei D mm 2324 NDl fkkP eiii ii 6 021 10 = 3300 5775 7238 9505 13596 15884 0- 0 截面风弯矩: mmN l l P l PM i . 2 2 2 1 2 10 + + +=1.045065109Nmm I- I 截面风弯矩： 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 28 mmN l llP l lP l PMw.87282.9 2 1000 2 1000 2 1000 8.0 3 313 2 12 1 1 11 =+ + + = II- II 截面风弯距 ME=0.4P1（ 2 30001L ）+P2（L1- 3000+ 2 2L ）+P3（L1- 3000+L2+ 2 3L ） =8.8817108Nmm 2.2.5 最大弯矩最大弯矩 塔底部见面 00 处： + + = e wz ew MMM MM M 0000 00 00 max 25 . 0 11取其中较大值 （2- 4） mmNMw.10045.1 900 = mmNMM wE .100.525.0 80000 =+ I- I 截面: mNMM w .102162.1 91111 max = II- II 截面 mmNMM w .10882.8 82222 max = 2.3 应力校核应力校核 2.3.1 圆筒应力校核圆筒应力校核： 验算塔壳 II- II 截面处操作时和压力实验时的强度和稳定性如表 2.4 表 2.4 强度与稳定性表 计算截面 II- II 计算截面以上的塔操作质量 31300 计算截面的横截面积 ei DA= 48380 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 29 塔壳有效厚度 e 11mm 计算截面的截面系数 ei DZ 2 785. 0= 1.692107 最大弯矩 22 max M 8.82105 许用轴向压应力 = t cr K KB 9 . 0 取小值（k 取 1.2） 192Mpa 许用轴向拉应力 t 2 . 1 195.6Mpa 操作压力引起轴向拉应力 e i PD 4 1 = 66.8MPa 重力引起轴向应力 A m 22 0 2 = 6.34MPa 弯矩引起的轴向应力 Z M3 . 0 22 max 3 = 52.5Mpa 轴向压应力 cr+ 32 6.34+52.5192 组合拉应力 t k+ 321 66.8- 6.34+52.5192 + T P液柱静压力（ + = = MPaP P P t T 2 .12. 0 625. 211 . 225. 125. 1 26.88Mpa 液压试验时计算截面以上的塔的质量 22 T m 2975kg 许用轴向压应力 = s cr K KB 9 . 0 取小值 192 Mpa 许用轴向拉应力 s K9 . 0 340.2 许用周向应力 s 9 . 0 283.5 Mpa 周向应力 ()() s e eiT DP 9 . 0 2 + = 液柱静压力 压力引起的轴向应力 e iTD P 4 1 = 83.5 Mpa 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 30 重力引起的轴向应力 A mT 22 2 = 13.8 Mpa 弯矩引起的轴向应力 w MZ 22 3 3 . 0 = 15.75 Mpa 轴向压应力 cr+ 32 29.55168 组合拉应力 s K9 . 0 321 + 85.45176 2.3.2 裙裙座壳轴向座壳轴向应力校核应力校核： （1）00 截面 裙座壳为圆筒形材料为 16DRMn 计算系数：00188. 0 094. 0 = e i R A 查得 B=160Mpa bA Fm bZ M s vg s 1100 max + + 该塔由风弯矩控制所以 00 v F不计 （2- 5） 底部截面积： 2 61456mmDbA s si s = 底部截面系数： 3 2 710*198 . 2 cos4 mm D bZ s s i s = = = MPaK KB t s 6 .1951632 . 1 1921602 . 1 取 195.6Mpa MPa bA mg bZ M ss 6 . 19555 00 max =+ = = 6 .1951632 . 119 . 0 1921602 . 1 s K KB 取 19.56Mpa MPa bA gm bZ M ss w 1922 .22 3 . 0 max 00 =+ （2）管线因出口 I- I 截面处的组合应力： 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 31 mmh1000= mm es 75.10=,bm=450mm,14mm m =lm=110mm,Dim=1398mm kgm32650 11 0 Asm=IIDim es =54232mm2 （2- 6） 截面系数：zsm=1.675107 3 应力校核： smsm A m Z M 11 11 max0 + t s k kB 即： 263My 所以：Ms=Mx=11632Nmm 基础环的厚度： mm M b s b 3 .22 148 1163266 = = 取mm b 30= 沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度及稳定性计算 32 2.4.2 地脚螺栓计算：地脚螺栓计算： 地脚螺栓承受的最大拉应力： b = + + 00 0 0000 min 00 25 . 0 v b ewE bb ew Fgm Z MMM A gm Z MM （2- 7） 得 b =2.45Mpa. 地脚螺栓螺纹小径计算： mmc n A d bt bB 5 .32 4 21 =+= （2- 8） 腐蚀余粮取 3mm. 材料 Q235A. 选用螺栓 M364 则地脚螺栓 M364，共 16 个 2.4.3 肋肋板计算：板计算： L2=138mm; G =14mm; n1=2; 一个地脚螺栓所承受的最大拉力： N n A F bB5 1002. 2= 肋板细长比：1 .37 5 . 0 = l lk 临界细长比： 3 . 153 6 . 0 2 = G c E 故 c 肋板许用压应力： v G c c = 2 4 . 01 （2- 9） 沈阳化工