化工原理课程设计泡罩塔

专业班级10级应用化学实用文案苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计设计题目课程设、计主要内容一、根据苯和甲苯的温度组成图、平衡线方程和q线方程确由最小回流比可得出回流比，从而能够对理论塔板数、实际塔板数和全塔效率进行求取并得出相关数据；二、根据工艺条件和物性数据，结合处理任务要求，进行塔和塔板的工艺尺寸计算，包括塔径、溢流装置、塔板布置等，其中在确定塔板布置之后，要进行对筛板的流体力学验算；三、计算出雾沫夹带线、液泛线、液相负荷上限线、漏液线、液相负荷下限线方程，利用Origin软件绘制出精馏段和提馏段的负荷性能图；四、查阅相关资料，完成精馏塔强度计算，包括自振周期、风载荷、地震载荷以及裙座设计等；五、根据工艺条件、物性数据和塔的工艺尺寸，完成附属设备的选取；六、结合塔的结构和工艺尺寸，利用AutoCAD软件完成装配图和流程图的指导教师评语按期完成设计(论文)任务书规定的任务，综合运用所学知识独立分析和解决问题能力较好。立论正确，文算正确。符合规范化要求。设计图纸符合国家标准，图面整洁，布局合理，书写工整。答辩时能较简明、准确地表达论文2苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计3中文摘要 7英文摘要 8 91.1二元混合精馏概述 91.2泡罩塔简介 1.3设计方案的确定 1.4操作流程 1.5精馏塔的设计步骤 2塔的工艺参数计算 2.1主要基础数据 2.1.1苯和甲苯的物理性质 2.1.2常压下苯—甲苯的气液平衡数据 2.1.4苯与甲苯的液相密度 2.1.5液体表面张力 2.1.6液体黏度 2.1.7液体气化热 2.2精馏塔的物料衡算 2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.2.3物料衡算 2.3塔板数的确定 2.3.1理论塔板数的求取 2.3.1.2最小回流比及操作回流比 2.3.3实际塔板数N 苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计42.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.4.1操作压强 2.4.4.2液相平均密度计算 2.4.5液体平均表面张力 202.5气液负荷计算 213精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算 3.1泡罩数计算 223.2塔径的计算 223.3鼓泡面积 223.4溢流装置的计算 233.4.1.堰长1w 23 233.5降液管计算 243.6塔盘布置 244塔板的流体力学计算 244.1液面落差 25 264.3压降 264.4雾沫夹带验算 294.5排空时间 4.6塔板负荷性能曲线 4.6.1雾沫夹带线 4.6.2液泛线 54.6.3液体负荷上、下限线 4.6.4漏液线(气象脉动线) 4.6.5液相负荷下限线 5塔附件设计 5.1接管 5.1.1进料管的管径 5.1.2回流管 5.1.3塔釜出料管 5.1.4塔顶蒸汽出料管 5.1.5塔釜进气管 5.1.6法兰 5.2筒体封头 5.2.2封头 5.4裙座 6塔总体高度的设计 6.1塔的顶部空间高度 6.2塔的底部空间高度 6.3塔立体高度 7附属设备设计 40苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计67.1冷凝器的选择 407.1.1热负荷Q的计算 7.1.2冷却水用量9m2 407.1.3总传热系数K 7.1.4泡点回流时的平均温差△tm 407.1.5换热面积A 407.2再沸器的选择 407.2.1热负荷QB 407.2.2加热蒸汽用量Qm 7.2.3平均温差△tm 417.2.4换热系数K 418风载荷和风弯矩 41 418.2风弯矩 429地震载荷的计算 449.1塔的自震周期 9.2地震载荷计算 4410设计结果一览表 心得体会 48参考文献 49苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计7摘要：本设计采用泡罩精馏塔分离苯-甲苯溶液。通过对原料产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对苯-甲苯精馏工艺流程和主体备设计。苯-甲苯溶液为理想物系，利用作图法求出最小回流比为0.9753,理论板数为14块，计算出全塔效率为52%实际板数为27块，其中精馏段10块，提馏段17块，进料位置为第11块。得到精馏塔的塔径为2.6米，总高15.748米；精馏段操作弹性为2.59,提馏段操作弹性为3.77,通过泡罩塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。强度校核表明，该精馏塔满足强度、刚度及稳定性等要求。关键词：苯-甲苯溶液，精馏，泡罩塔设计，最小回流比苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计8Abstract:Ablisterdistillationtowerisdesignedtoseparrefluxratiothrougheconomicaccounting,calculationofthedthe11thplate.Thediameterofdistillationtstrength,stiffnessKeywords:BenzeneandToluenedistillat苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计9塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重根据板式精馏塔设计任务，我们选择用泡罩板精馏塔，运用化工设计的程序和方法，通过查阅资料、使用手册，选用数据和公式，合理确定工艺流程，正确进行工艺计算，并且用文字、数表、图纸表达了设计成果。具体设计内容如下：在化工实际生产中，精馏是最常用的单元操作，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。在化学工业中，总能耗的40%用于分离过程，而其中的95%是精馏过程消耗的，因此有必要开辟多种途径来降低能耗，实现精馏节能。因此，对二元混合物连续精馏的研究无论是对节省投资，还是降低能耗，都具有非常重双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶，其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部，进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸汽中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。近年来人们逐渐重视对于将化学反应和精馏过程结合起来的研究。这种伴有化学反应的精馏过程称为反应精馏。按照反应中是否使用催化剂可将反应精馏分为催化反应精馏过程和无催化剂的反应精馏过程。催化反应精馏过程按所用催化剂的相态又可分为均相催化反应精馏和非均相催化精馏过程，非均相催化精馏过程即为通常所讲的催化精馏。这种非均相催化精馏过程能避免均相反应精馏中存在的催化剂回收困难，以及随之带来的腐蚀、污染等一系列问题。板式精馏塔中溶液经过一块塔板即相当于一次相平衡，塔板的数目越多则分离效果越明显，但同时塔板费用也越高，故需要根据实际的费用及操作要求来确定塔板的数目。塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔是典型的板式塔，长期以来在蒸馏、吸收等单元操作所使用的塔设备中曾占有主要地位，近几十年来由于塔设备有很大进展，出现了许多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的应用范围和在塔设备中所占的比重都有所减少。但泡罩塔并不因此失去重要性，因为其具有以下优点：(1)塔板效率较高(2)操作弹性较大，在负荷变动范围较大时仍能保持较高的效率。(3)生产能力较大。(4)液气比的范围大。(5)不易堵塞，能适应多种介质。(6)操作稳定可靠。泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而泡罩塔经过长期的实践，积累的经验比其他任何塔型都丰富。常用的泡罩已经标准化。设计方案选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构型式和主要操作条件。所选方案必须：①能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；②操作平稳，易于调节；③经济合理；④生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。本设计选用泡罩塔，采用泡点进料，采用间接加热塔釜精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯-甲苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。(1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。(3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。(4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计(6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。(7)编写设计说明书。2塔的工艺参数计算2.1.1苯和甲苯的物理性质沸点(℃)临界温度tc(℃)临界压强Pc甲苯B温度t℃液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率y苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计2.1.3饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即ABC苯甲苯2.1.4苯与甲苯的液相密度温度(℃)苯，kg/m³甲苯，kg/m³2.1.5液体表面张力温度(℃)甲苯，Mn/m2.1.6液体黏度温度(℃)苯(mPa.s)甲苯(mPa.s)2.1.7液体气化热温度℃甲苯，kJ/kg2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲苯的摩尔质量苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mw=0.0118×78.11+(2.2.3物料衡算原料处理量总物料衡算D+W=492.86苯物料衡算0.542F=0.949D+0.012W联立解得D=278.78(kmoI/h)D--------W-------原料液流量塔顶产品量塔底产品量2.3塔板数的确定2.3.1理论塔板数的求取苯一甲苯属理想物系，可采M.T.图解法求理论塔板数。苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计图1苯、甲苯的y—x图及图解理论版图2苯、甲苯的t-x-y图2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。因泡点进料，在图2中作进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为=0.7475,=0.5412,此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算取回流比R=1.5Rmin=1.5×0.9753=1.462.3.1.3求理论板数精馏段操作线如图2所示，按常规M.T.作图法解得：层(不包括釜)。其中精馏段理论板数为5层，提馏段为8.5层(不包括釜)。根据塔顶、塔底液相组成查图3,求得塔平均温度为95.43℃,该温度下进料液Hm=0.5412+(1-0.5412甲苯=0.5412×0.267+(1-0.5412)×0.274=0.270mPa·s2.3.3精馏段N精=5/0.52=9.6≈10层提馏段N精=8.5/0.52=16.35≈17层苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压强塔顶操作压力Pb=101.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力P.=101.3+0.7×10=108.3kPa塔底操作压力Pw=101.3+27×0.7=120.2kPa精馏段平均压力Pm精=(101.3+108.3)/2=104.8kPa提馏段平均压力Pm提=(120.2+108.3)/2=114.25kPa2.4.2操作温度甲苯的饱和蒸依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：甲苯的饱和蒸塔顶温度tD=81.1℃,进料板温度tF=93.1℃塔底温度tw精馏段平均温度提馏段平均温度2.4.3平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算由XD=y₁=0.9487代入相平衡方程得x₁=0.877MyDm=0.9487×进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF=0.748,xF=0.5412苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计MFm=0.5412×78.11+(1塔底平均摩尔质量计算由,由相平衡方程，得MLwm=0.029×78.11精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量2.4.4平均密度由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计2.4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即质量分数)塔顶液相平均密度的计算由=81.1℃,查手册得塔顶液相的质量分率进料板液相平均密度的计算由℃,查手册得进料板液相的质量分率塔底液相平均密度的计算由℃,查手册得塔底液相的质量分率苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计求得精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为2.4.5液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算℃,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由℃,查手册得塔底液相平均表面张力的计算由℃,查手册得精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为2.4.6液体平均黏度液相平均黏度依下式计算，即塔顶液相平均黏度的计算由℃,查手册得进料板液相平均黏度的计算由℃,查手册得,塔底液相平均黏度的计算由℃,查手册得精馏段液相平均黏度为提馏段液相平均黏度为2.5气液负荷计算3精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计3.2塔径的计算塔板间距H的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。鼓泡面积a。=0.886t²=125²×0.886=13531.25mm根据t/D₁查图可得Aa——鼓泡总面积Ac——各泡罩的底面积之和Ac=mA=245×0.007所以取2.6m符合要求对提馏段：塔径D也为2.6m3.3鼓泡面积塔板总鼓泡面积：Aa=ma×10⁶=245×13531.25×10⁻⁶=3.3.4溢流装置的计算3.4.1.堰长1w本塔采用单溢流，常用弓形降液管的溢流堰长取值范围为h——泡罩下缘距塔板间距0.01m取0.081mh,——泡罩帽缘高度m0.041.JD苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计提馏段：停留时间θ>5s,故降液管可用。3.6塔盘布置塔盘面积分为鼓泡面积、降液面积、稳定区和无效区。由上面数据得：鼓泡区：4塔板的流体力学计算对精馏段：先按塔径计算液流强度，根据hw及h由下图求出未校正的每排泡罩的液面落差△:查表得△'=0.04247苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计D11下D332三显0.31能，E,yg5765对提馏段：查表得△'=1.6对精馏段：苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计屏保压降he由已知得，取Ke=0.25式中：Wb一按液流面积Ab计算的气速查图得β=0.57hp=h₁+hs+h=0.03447全塔总压降△p=10×0.1268=1.268m由已知得，取K=0.25液层阻力h₁查图得β=0.654.4雾沫夹带验算苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计所以不发生雾沫夹带所以不发生雾沫夹带。采用排空孔径do=10mm,取Aw=2.5cm²/m²孔数采用排空孔径d。=10mm取孔数4.6塔板负荷性能曲线精馏段苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计近似取E≈1.0,hw=0.08129mIw=1.716m已知σ=20.59×10³N/mH=0.45m整理得Vs=7.6803-36.1058Ls³提馏段与精馏段同理可得整理得4.6.2液泛线：令Unf=Un求出关系式精馏段将H=0.45,hw=0.08129m,带提馏段苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计4.6.3液体负荷上、下限线精馏段齿缝度计算：齿缝全开时气量Vm=5.8197m³/s负荷上限负荷上限为106.98%负荷下限：负荷下限负荷下限为67.66%提馏段齿缝度计算：齿缝全开时气量Vm=5.2695m³/s负荷上限负荷上限为100.56%负荷下限：负荷下限负荷下限为63.60%上限线：苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计精馏段提馏段4.6.4漏液线(气象脉动线):由精馏段将m=245,F₄=4.8×10⁻³等等参数代入得：提馏段将各种参数代入得：4.6.5液相负荷下限线精馏段提馏段由以上(1)～(5)做出塔板负荷性能图，按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限和下限：苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计图6精馏段塔板负荷性能图精馏段：Vs,max=1.5256m³/s,s,min=0.提馏段：Vsmax=2.01m³/s,Vsmin=0.5333m³/s苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计5塔附件设计塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人(手)孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10～15min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸汽，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。5.1.1进料管的管径计算进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：选取u=2.00m/s进料管料液体积流量10²m³/s冷凝器安装在塔顶，一般流速为0.20~0.50m/s,故取U=0.35ms,故(2)回流管法兰：HG20593法兰PL80-1.6RFQ235-A(4)釜液排出管法兰：HG20593法兰PL苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计5.2筒体和封头筒体厚度φ—塔体焊缝为双面对接焊，局部无损探伤，查表得φ=0.85;C₁—钢板厚度负偏差，估计筒体厚度在8—25mm范围内，查表得C₁=0.8mm;C₂—腐蚀裕量，根据已知工艺条件，C₂=4mm;按钢度要求，筒体所需最小厚度：故按钢度条件，筒体厚度仅需6mm考虑到此塔较高，风载荷较大，而塔的内径不太大，故适当增加厚度，现假设塔体厚度δn=27mm,则假设的塔体有效空塔气速较大，塔顶带液现象严重，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，以液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计除沫器直径故取不锈钢除沫器选取不锈钢除沫器。类型：标准型；规格：60;材料：不锈钢塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>300mm故裙座壁厚取12mm基础环内径：Di=(2600+2×16)-0.4×10³=2232mm圆整：Di=2200,Do=3000,基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，裙座高度取1.5m。地角螺栓直径取M30对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项实施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较大，因此设吊柱。本设计塔径D=2600mm可选用吊柱500kg。S=800mmL=3150mmH=900mm材料为A3.人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应变于进入任何一层塔板，由于设置人空处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计以达到要求，一般每隔6~8块板才设一个人孔，本设计每降7层板设置一个人孔，本塔中共27块板，塔上人孔数：在设置人孔处，板间距为700mm人孔直径为450mm裙座上开2个人孔，直径为450mm6塔总体高度的设计6.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm塔顶部空间高度为1200mm6.2塔的底部空间高度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，釜液停6.3塔立体高度塔的总高度：=1.2+(27-2-4)×0.45+4×0.45+0.8+2.4987附属设备设计7.1冷凝器的选择7.1.1、热负荷Q的计算苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计塔顶温度tp=81.1℃,该温度下苯的汽化潜热为393.27kJ/kg,甲苯的汽化潜热为379.21kJ/kg,平均汽化潜热为：r=0.9487×393.27×78+0.0513×379.21×92=30891.15kJ/kmol7.1.2、冷却水用量9m2取冷却水的进口温度为20℃,出口温度为45℃,水的比热容为qm₂=Q/(Cp△t)=4229.17/[4.18×(45-20)]=40.47kg/s塔底温度tw=116.0℃r=0.5412×366.50选用0.25MPa(表压)的饱和蒸汽加热，温度为T=1qm=QB/r'=1816.92/21考虑10%的热损失，qm=1.1×0.844=0.928kg/s考虑10%的热损失，A=1.1×88.54=97.39m²塔体各段风力：P₁=K₁K₂qof₁L₁De=0.7×1.75×300×1.00×7×2.132=5484.57NP₂=K₁K₂q₀f₂L₂De=0.7×1.75×300×1.2P₃=K₁K₂qof₃L₃De=0.7×1.75×300×1.42×10×2.132=11P4=K₁K₂qof4L₄De=0.7×1.75×300×1.56×P₅=K₁K₂qof₅L₅De=0.7×1.75×300×1.67×P₆=K₁K₂q₀f₆L₆De=0.7×1.75×300×1.77截面划分为0—0截面为裙座基座截面，1—1截面为裙座人孔处截面，2—2截面为裙座塔体焊缝处截面0—0截面弯矩：苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计M⁰=7908×5+97