分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计..pdf

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1、 - 1 - 题目：分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 第一章：前言 1.1 文献综述 1.2 中英文摘要及关键词 1.3 相关符号说明 第二章：工艺条件的确定和说明 2.1 设计参数 2.2 操作压力 2.3 进料状况 2.4 加热剂及加热方式 2.5 冷却剂及进出口温度 第三章：流程的确定和说明 3.1 流程的说明 3.2 设置各设备的原因 第四章：精馏塔的设计计算 4.1 物料衡算 4.2 回流比的确定 4.3 板块数的确定 4.4 相关物性参数 4.5 汽液负荷的计算 46 精馏塔工艺尺寸的计算 4.7 塔板流动性能校核 4.8 塔板负荷性能图 4.9 主要工艺接管尺寸的选取 4

2、.10 塔顶冷凝器的热负荷 4.11 塔底再沸器的负荷 4.12 原料预热器的热负荷 第五章：主要计算结果列表 5.1 精馏段 - 2 - 5.2 提留段 3 1.4 相关物性参数 1）苯和甲苯的物理参数 (2) 饱和蒸汽压 苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine 方程计算： （3）苯、甲苯的相对密度 （4）液体表面张力 (5) 苯甲苯液体粘度 分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa 苯（ A）C6H678.11g/mol 80.1 288.95 4,898 甲苯（ B）C7H892.13g/mol 110.6 318.57 4.109 A B C 苯6.9419 2769.42 -53

3、.26 甲苯7.0580 3076.65 -54.65 温度（）80 90 100 110 120 苯815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.3 温度 （）80 90 100 110 120 苯21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 mPa 80 90 100 110 120 苯0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 4 第二章工艺条件的确定和说明 2.1

4、设计参数 （1）设计规模：苯 - 甲苯混合液年产量为12000ta （2）生产制度：年开工300天，每天 24 小时连续生产 （3）原料组成：苯含量为40% （质量分数，下同） （4）进料状况： 15时进料，常压精馏 （5）分离要求：塔顶苯含量不低于99% ，塔底苯含量不大于2% （6）建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15平均 温度 m t 2.2 确定进料状态 2.2.1 平均分子量 对进料板： xF=0.440，yF=0.660 MVmF=yFMA+（1-yF）MB=82.88kg/mol MLmF=xFMA+（1-xF）MB=85.96kg/mol 对塔底： xW=0

5、.023，yW=0.055 MVmW=yWMA+（1-yW）MB=91.36kg/mol MLmW=xWMA+（1-xW）MB=91.81kg/mol 对塔顶： xD=0.991 yD=0.996 MVmD=yDMA+（1-yD）MB=78.17kg/mol MLmD=xDMA+（1-xD）MB=78.24kg/mol 气相平均摩尔分子量 MVm=（MVmD+MVmF）/2=80.53kg/mol 5 MVm=（MVmW+M VmF）/2=87.12kg/mol 液相平均摩尔分子量 MLm=（MLmD+MLmF）/2=82.1kg/mol MLm=（MLmW+MLmF）/2=88.89kg/m

6、ol 2.2.2 平均密度m lmblmam aa1 （a 为质量分数） （1） 对塔底：46.109 m t时， 由内插法 3 /67.780mkg A 3 /84.780mkg B 塔底液相平均密度 3 /08.780 1 mkg aa LmF B B A A LmF （2） 对进料：97.92 F t， 由内插法 3 /05780mkg A ， 3 /26.797mkg B 进料液相平均密度 3 /51.789 1 mkg aa LmF B B A A LmF （3） 对塔顶：09.80 D t时， 由内插法 3 /9 .814mkg A ， 3 /91.809mkg B 塔顶液相平均密

7、度 3 /87.814 1 mkg aa LmD B B A A LmD 精馏段液相平均密度 3D /72.806 2 mkg LmFLm Lm 提馏段液相平均密度 3 /33.789 2 mkg LmFLmW lm 精馏段气相平均密度 3V V /01.3 MP mkg RT mm m 提馏段气相平均密度 3vw m /42.3 MP mkg RT vm 全塔气相平均密度 3 /22.3 2 mkg lmvm m 6 全塔液相平均密度 3 /03.798 2 mkg lmlm vm 2.2.3 表面张力m 由公式： n i iimx 1 对塔顶，由内插法，mmNmmNt m bmaD /68

8、.21,/26.2109.80， 对进料，由内插法，mmNmmNt mbmaF /40.20,/70.1997.92， 对塔底，由内插法，mmNmmNt mbmaw /49.18,/78.1746.109， 进料板表面张力mF=0.4419.70+0.5620.40=20.09mN/m 塔顶表面张力 mD=0.99121.26+0.00921.68=21.26mN/m 塔底表面张力mW=0.02317.78+0.97718.49=18.47mN/m 提馏段表面张力平均值m提=19.29 mN/m 精馏段表面张力平均值m精=20.68 mN/m 2.2.4液体黏度 lm 由公式： n i iim

9、 x 1 对塔顶，由内插法，smPasmPat bDaDD 318.0,308. 009.80， 对进料，由内插法，smPasmPat bFaFF 280.0,272. 09792， 对塔底，由内插法，smPasmPat bWaWW 255.0,234.046.109， 进料处平均黏度mF=0.276 smPa 塔顶处平均黏度mD=0.307 smPa 塔底处平均黏度mW=0.253smPa 提馏段液体黏度平均值m=（mF+mW）/2=0.265smPa 精馏段液体黏度平均值m=（mF+mD）/2=0.292smPa 7 2.5 冷却剂及进出口温度 精馏段平均温度 m t=（tF+tD）/2=

10、86.53oC 提馏段平均温度 m t=（tW+tD）/2=101.22 oC 全塔平均温度 t=（86.53+101.22）/2=93.88 第四章流程的确定和说明 4.1 物料衡算 原料液处理量 hkgGF /67.1666 24300 1012000 3 1666.67/18.123/ F FMkmol h 总物料衡算F=D+W （1） 苯的物料衡算F F x=D D x+W W x（2） 由 1、2 两式联合解得： () FW DW F xx D xx WFD D=7.883kmol/h W=10.240kmol/h 4.2 回流比的确定 对于 q=1 的饱和液体进料，有如下公式（参考

11、文献6,公式 10-45） 1 )1( 1 1 )( 1min F D F D q x x x x R 由（参考文献 6）图 10-1及表 10-2，可知， 当440.0 F x时，; 当991.0 D x时，Ct 0 2 2.80; 8 由（参考文献 6）表 10-3，可知， 2.602.35 2 =2.475 则 min 2.475 1 0.99610.996 2.475 1 0.44010.440 R=1.523 取操作回流比 min 1.51.5 1.5232.285 opt RR 4.3 板块数的确定 （1） 理论板数的计算 精馏段操作线方程： 1 0.6960.303 11 D n

12、nn xR yxx RR 相平衡方程 : 2.475 1(1)1 1.475 axx y axx 提 馏 段 操 作 线 方 程 ：2.2857.88318.12336.136LRDFkmol/h (1 )( 2 . 2 8 51 )7 . 8 8 3VRDkmoi/h 故 1 3 6. 1 3 61 0. 2 4 0 0. 0 1 21. 3 9 50. 0 0 5 2 5. 8 9 62 5. 8 9 6 mmWmm LW yxxxx VV 、 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以有 n y= D x, 然后可以根据平衡方程可得 1 x,从第二块板开始应用精馏段操作线方 程求 n

13、 y,用平衡方程求 n x,直到 n x F x,共需 n-1 块精馏板，第n 块板 为进料板。 联立相平衡方程及精馏段操作线，逐板计算, 2.4751.475 y x y 1 0.6960.303 nn yx 1D yx=0.995 1 0.988x 2 0.991y 2 0.977x 3 0.983y 3 0.959x 4 0.970y 4 0.929x 9 5 0.949y 5 0.883x 6 0.918y 6 0.819x 7 0.873y 7 0.737x 8 0.816y 8 0.642x 9 0.750y 9 0.548x 10 0.684y 10 0.499x 11 0.65

14、1y 11 0.430x 11 0.4300.44 F xx，本设计中共需 10 块精馏板，即 1 11N,第 11 块板 后为提馏段，由 1 1.3950.005 mmWm LW yxxx VV 、 ， 2.4751.475 y x y 。 12 y0. 5 9 5 12 0.372x 13 0.514y 13 0.299x 14 0.413y 13 0.221x 15 0.304y 15 0.150x 16 0.203y 15 0.093x 17 0.125y 17 0.054x 18 0.071y 18 0.029x 19 0.030y 19 0.011x 19 0.0110.012 W

15、 xx 则需使用 8 块提馏板。 (2) 实际塔板数的计算 由以下 t-x-y 图，得全塔平均温度t=(109.5+80.5)/2=95 10 苯- 甲苯分率与温度的关系图（t-x-y图） 全塔平均温度t=95下苯、甲苯黏度如下： 组分苯(A)甲苯(B) 黏度.mpa s0.267 0.275 所以：平均黏度 smPa smPaxx FBFAm 69.6071.207.42 271.056. 0275. 044.0267. 0)1( 故 查（参考文献 6）图 11-21,得总板效率5.50 总E 全塔效率 : 由（参考文献 6）表 11-3，浮阀塔总效率相对值为1.11.2，取 1.2 则 0

16、 1.2 0.550.66E 理论塔板数 N=19，实际塔板数 0 / ENNe=28.8 实际精馏段塔板数为 110 16.67 e NNE取 17 块 实际提馏段塔板数为 220 13.6 e NNE取 14 块 设计时，在精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证 产品质量，并便于操作及调节。 11 故 1 18 e N层， 2 15 e N层，181533 e N层 4.3 液汽负荷的计算 L=RD=2.285 7.88318.013kmol/h V=(R+1)D=2.2851（） 7.883=25.896kmol/h L =L+qF=18.0131 18.12336.136k

17、mol/h V =V-（1-q)F=25.896kmol/h 对精馏段： 25.89680.53 0.1982 360036003.01 Vm s Vm VM V 3 /ms 318.01382.1 0.0005 36003600806.72 Lm s Lm LM Lms 对提留段： 3 25.89687.12 0.183 360036003.42 Vm s Vm V M Vms 3 36.13688.89 0.00113 36003600789.33 Lm s Lm L M Lms 4.4 确定操作压力 m P 塔顶压强 P=101.3kPa 塔顶表压 0 P4kPa 操作压强 PD=101

18、.3+4=105.3kPa 取每层塔板压降为0.7，则 进料板压强 PF=PD+7 .0 1e N=105.3+18 0.7=117.9kpa 塔釜压强降 PW=PF+7.0 2e N=116.5+15 0.7=127kpa 精馏段平均操作压强 m P=（PF+PD）/2=112.5kpa 提馏段平均操作压强 m P=（PW+PF）/2=122.1kpa 全塔平均压强 P=（112.3+122.1）/2=117.2kpa 12 4.4.1 塔径 预计所设计的塔为中型，暂定采用单流型整块式塔板。 取板距mH T 3.0 0.50.5 0.0005806.72 ()()()()0.042 0.19

19、823.01 sLm sVm L FP V 由史密斯关联图查得066.0 20 C,则066.0) 20 68.20 (12.0) 20 ( 2 . 02 . 0 20 m CC 空塔气速 u=（安全系数） F u 精馏段液泛速度 1 m m 078.1 01.3 01. 372.806 066.0smCu V VLm F 取安全系数为 0.7，则空塔气速 u=0.7 1.078=0.75m/s 由（参考文献 6）表 11-1，取12.0/ AAd 塔的有效截面 20.198 0.264 0.75 s n V Am u 塔的总截面 20.264 0.30 10.120.88 n A Am 则

20、44 0.30 0.62 A Dm，圆整为标准直径为0.7m 同理，类似求得提馏段D=0.66m，圆整为标准直径为0.7m 故塔实际总截面 222 385.07.0 44 mDA 由于 D=0.7m1m.则采用整块式塔板，板距为0.3m合适。 4.4.2 塔高塔体总高度（不包括裙座） D=0.7m 在进料板上方开设一人孔，高度取为0.6m 塔的有效高度 Z 可根据经验公式 Z=NTHT/ET=19 0.35/0.55=12.0m F H TBD HHHZH 13 进料段高度开有人孔高度，塔板间距，塔顶空间， FTT HHH D H 塔底空间，塔高， B HH 一般 D H, B H为 1.01

21、.5m, .1.0H,0.72HH,35.0,0. 1 BTF mmmHmH TD 取 H=12.0+1.0+1.0+0.7+0.6=15.5m 圆整后，塔高可设计为16m. 4.4.3 溢流装置计算 采用单流型弓行降液管，平型受液盘，不设进口堰 （1）溢流堰长 w l 由弓形降液管的结构参数图查得：7. 0/,12. 0/DlAA wd ，则 w l=0.49m. 弓形降液管所占面积 2 0.120.12 0.300.036 d AAm （2）出口堰高 w h 14 平型堰上清液层高度 32 )(0028.0 W L Wow l V Fh， 32 0 ) (0028.0 W L Ww l V

22、 Fh 其中， W F为弓形堰校正系数， 圆筒堰取 W F=1.0。堰长液流量:;/: 3 ws lhmL mhow009.0) 49.0 9.2 (10028.0 32 ,mhow0098.0) 49.0 21.3 (10028.0 32 根据标准规定， w h在 2550mm, l h上层清液层高度50100mm. 取mmhl60=0.06m. 则mhhh owlW 051. 0009.006.0,mhhh owlW 0502.00098.006.0 （3）降液管宽度 d W Wd=0.13 0.7=0.091 m 2 液体在降液管的停留时间 0.0360.3 21.55 0.0005 d

23、T s A H ss L 0.0360.3 9.565 0.00113 dT s A H ss L 合理。 取液体通过降液管低隙的流速smuol/1 .0，smu/2 .0 0 降液管底隙高度 0 0 0.0005 0.011 0.490.1 s wl L hm l u 0 0 0.00113 0.012 0.490.2 s w w L hmh l u 合理 4.4.4 塔板布置与浮阀数目及排列 （1）选用 F1 型重阀，阀孔直径d0=39mm （2）初算阀孔数 n 取阀孔动能因数F0 = 10 阀孔气速为： m/s76. 5 01. 3 10 0 0 vm F u 15 m/s65.5 42

24、. 3 100 0 vm F u 每层塔板上浮阀数 22 00 0.198 28.8 0.0395.76 44 s V n d u （个） 22 00 0.183 28.1 0.0395.65 44 s V n d u （个） 取 n=29 个，n=29 个。 (3)阀孔的排列等腰三角形叉排法 取边缘区域宽度在6070mm,取 Wc=0.055m， 安定区宽度 Ws=0.06m 塔板上的鼓泡面积 R x RxRxAaarcsin 180 2 222 R=D/2-Wc=0.3-0.055=0.245m mWW D x sd 15.0)06.0098.0(35.0)( 2 2222 146.0 2

25、45.0 15.0 arcsin)245.0( 180 )15.0()245.0(15.02mAa 浮 阀 排 列 方 式 采 用 等 腰 三 角 形 叉 排 ， 取 同 一 排 的 孔 心 距 t=75mm=0.075m,取一个阀孔的鼓泡面积tt n Aa 则估算排间距 0.146 0.067 290.075 a A tm nt 按标准圆整，取 t=70mm 规格。 4.6 塔板流动性能校核 4.6.1 液沫夹带量校核 16 为了维持合理的塔板效率，正常操作时的液沫夹带量 v e应不大于 0.1kg 液体/kg 气体，通常是间接地用泛点率 1 F作为估算液沫夹带量大 小的依据。泛点率 1 F

26、是指操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速 之比。 D=0.7m0.9m,则 1 F70%时符合要求。 泛点率 Fb s KCA V F 78.0 vmlm vm 1 Fb s KCA V F 78.0 vmlm vm 1 板上液体面积 Ab=AT-2Af=0.34-2 0.034=0.27m 2 苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，mH T 3.0由以上泛点负荷系 数图查得 CF=0.1 泛点率 7.062.0 1 .0127.078.0 01.372.806 01.3 212.0 1 F 7.063.0 1 .0127.078.0 42.333.789 42.3 202.0 1 F 泛

27、点率均在 70以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1 kg 液/kg 气体的要求。 17 4.6.2塔板压降校核 塔板压降 f h=干板压降 d h+液层压降 l h，)( owwl hhh 对碳氢化合物，充气系数=0.4，mhmh oww 009. 0,051.0 则mhhh owwl 024.0)009. 0051. 0(4 . 0)( 阀孔临界气速m/s63.5 01.3 5 .105 .10 825. 1 1 825.1 1 s oc u 孔速smusmu oc /63.5/86.5 0 则按阀全开后 oc uu0计算 mhd 034.0 1072.8062 86.501.3 34.5

28、2 则mhhh ldf 058. 0024.0034.0 已知单板压降OmmHhf 2 56,换为苯 -甲苯溶液mhf07.0 810 1000 056.0液 柱，0.060.07，故塔板压降在允许范围内。 4.6.3 降液管液泛的校核 保证降液管中泡沫液层高度 wT d d hH H H （：泡沫层相对密度，一般物系取0.5） 与 dH相当的清液层hhhhH fowwd 忽略液面落差，mhmhmh foww 06.0,009.0,051.0 液体经过降液管的阻力损失（不设进堰口） 22 153.0)(153.0 ol ow s u hl V h，smuol/1.0 则mh0015. 0，mH

29、 d 1215. 00015. 006.0009.0051.0 mhH wT 401.0051.035.0 wT d hH H 243.0 5.0 1215.0 ，则不会发生溢流液泛。 18 4.6.4 液柱在降液管内停留时间校核 为使气体能从液体中分离出来，液体在降液管内应有足够的停留时 间。 0.0360.1215 8.713 0.0005 dd s A H ss L 故停留时间符合要求。 4.7 塔板负荷性能图 液体负荷下限线 OA 漏液线 液体负荷上限线 雾沫夹带线 液泛线 4.7.1 操作线 根据液气比： L/V=18.013/25.896=0.70，定出点 G，过原点 O 和 G

30、作 直线，即操作线 AB。 4.7.2 漏液线（气相负荷下线）线1（水平线） 对 1 F型重阀取阀孔动能因子5 0 F，由阀孔气速大小作为判据。 sm F u v /88. 2 01.3 50 0 与之对应的气体负荷 smVs/085.0 4 25039.014.388.2 3 2 19 4.7.3 过量液沫夹带（气相负荷上限线）线2 线 2 为控制液沫夹带量 v e不大于最大允许值的气体负荷上限，由 气体液体 kgkgev/1. 0，相对应的泛点率 1 F代入 %100 36.1 1 bF ll sl s s AKC ZVV F，D0.8m,取 1 F=0.6，代入 mWDZ dl 61.0

31、09.07 .0，取 K=1.0,1.0 F C 则 %100 034.01.00 .1 61.036.1 01.372.806 01.3 6.0 ls VV ls VV3 .1103.0 4.7.4 液相负荷上限线线 3 线 3 保证塔板上液体流动时能均匀分布所需的最小液量。 取平堰上液层高度mmhow006. 0作为液相负荷下限标准。 由 3/2 3/2 ) 45. 0 (0. 11 1000 84.2 008.0 )( 1000 84. 2 008.0 l w l ow V l V Eh ，hmVl/37.1 3 4.7.5 液相负荷上限线（气泡夹带线）线4 由液体在降液管中所需的最小停

32、留时间决定 dT l AH V，对不易起泡物系s3。 333 0.30.036 3.6 10/12.96/ 3 l Vmsmh 4.7.6 溢流液泛线线 5 降液管中泡沫层高度达到最大允许值时气液量关系 hhhhH fowwd ，mhw051.0， 3/2 ) 3600 (0.11 1000 84.2 w l ow l V h 20 3/2 14.1 low Vh， 22 2 2 12.1) 4 ( 2 34.5 2 34.5 s o s l v l os d V nd V gg u h 3232 456.00204.0)14.1051.0(4.0)( llowwl VVhhh 222 8.7

33、37) 032.045.0 (153.0)(153.0 l l ow l V V hl V h 则08 .737456.00216.008. 114.1054.0 23/223/2 llsLd VVVVH mhH VVVH wT lsLd 177.0354.05. 0)( 8.73708.1596.10756. 0 223/2 23/22 223/2 68348. 109.0 10.08.73708. 1596.1 lls lsL VVV VVV 塔的操作弹性 =9 .2 03.0 087. 0 V min max s s V负荷下线 负荷上限 4.9 塔顶冷凝器热负荷的计算 对全凝器作热量衡

34、算，忽略热损失 )() 1()( lvlvc IIDRIIVQ 其中， c Q全凝器热负荷 lv IskJI,/、为塔顶上升蒸汽的焓和馏出液焓 molkJ / 由于塔顶0.996 D x,几乎为纯苯，焓可按纯苯计算 塔顶为泡点回流， Alv II,苯摩尔气化潜热kmolkJ A /30370 则hkJQc/1080.63037093.6) 123.2( 5 冷却水消耗量 )( 12 ttC Q W PC c c 其中， pc C冷却水比热容，）kgkJ /(， 21,t t冷却水进出口温度， pc C=4.187）kgkJ /( 21 进口温度 1 t为当地气温，15 1 t由经济核算取出口温

35、度 40 2t hkg ttC Q W PC c c /1050.6 )1540(187. 4 1080. 6 )( 3 5 12 4.10 塔底再沸器热负荷 再沸器热量衡算QILWIIVQ iwvB 其中， i I提馏段塔底下降液体摩尔焓， v I再沸器上升蒸汽摩尔焓 w I再沸器残液摩尔焓，Q再沸器热损失 取 wl II，则QIIVQILWIIVQ wviwvB ) ( 再沸器残液几乎为纯甲苯，按纯甲苯计算焓，则 Bwv II 甲苯汽化潜热0,/33400QkmolkJ B hkJVQ BB /1084.133400 29.87 8.784360017.0 5 aam kpkpP11.09

36、5.114，此时，查得水汽化潜热kgkJ /2250 则加热蒸汽消耗量hkg Q G B /8.81 2250 1084.1 5 4.11 原料预热器的热负荷 取 40%苯甲苯进料温度81.3， 1 )(4.12CkkgkJC 甲苯苯 Kt5.33915.273)153 .81( tQtQ.6F0C,.4F0C 甲苯甲苯苯苯 kgkJQQA/10.01.5339.91388.604.12.5339.91388.404.12Q 6 甲苯苯 水的汽化潜热 kgkJ /2308 22 第六章塔的结构机械设计 6.1 设计条件： 塔体与裙座的机械设计条件如下： 1、塔体内径mmDi 700, 塔高近似

37、取 H=16000mm。 2、计算压力MPapc15.0，设计温度 t=150。 3、设计地区：基本风压值 2 0 /400mNq，地震设防烈度为6 度， 4、塔内装有N=33 层浮阀塔，每块塔盘上存留介质层高度为 mmhw60，介质密度为 3 1 /.03.798mkg。 5、手孔数为 3 个，相应在手孔处安装半圆形平台3 个，平台宽度 为 B=800mm，高度为 1000mm 。 6、塔外保温层的厚度为mm s 100， 保温材料密度为 3 2 /300mkg。 7、塔体与裙座间悬挂一台再沸器，其操作质量为./2000 3 mkgme。 偏心距 e=600mm 8、塔体与封头材料选用16M

38、nR ，其中 MPa109.1E345MPa170170 5 ，MPaMPa s t 。 9、裙座材料选用 Q235-B 。 10、塔体与裙座对接焊接，塔体焊接接头系数 85.0。 11、塔体与封头厚度附加量C=2mm，裙座厚度附加量C=2mm。 6.2 塔壳和封头厚度计算 塔体材料选用 16MnR 、设计条件下的许用应力为：MPa t 170。 23 圆筒厚度为： P DP t i 2 15.082.01702 70015.0 =0.377mm4mm 取 =4mm，取厚度附加量 C=2mm，所以圆整后 mmn6mm e 4 封头厚度为： 选用标准椭圆形封头，所以K=1, P KDP t i

39、5 .02 15.05 .085.01702 170015.0 =0.363 mm4mm 取 =4mm， 取厚度附加量 C=2mm， 所以圆整后mmn6 mm e 4 因为钢板最小厚度不得小于4mm ，所以取圆筒和封头的厚度为 4mm 加上厚度附加量2mm 等于 6mm 。 最后取厚度为 7mm 的标准钢板。 6.3 质量载荷计算 6.3.1 塔设备质量载荷计算 每 平 方 米 钢 板 质 量G= n ， 查 得16MnR 的 密 度 33 /1085. 7mkg， 233 /1.471085. 7106mkgG HDDm i 22 001 4 22 0.7140.7167850 4 24 =

40、1951.8kg 6.3.2 人孔、法兰和接管附件等的质量 01 0.250.25 1951.8487.95 a mmkg 6.3.3 塔内构件的质量 22 02 31750.731 75894.3 44 i mDkg 6.3.4 保温层质量 kg DDvm nisni 37.31 300)007.027.0( 24 14.3 )1.02007.027.0( 24 14.3 2 300)2( 24 )22( 24 222 33 23 2 03 22 030203 2 2 2222 4 0.7850.72 0.0072 0.10.72 0.00716 3002 31.37 1287 inin m

41、DDHm kg 6.3.5 平台、扶梯质量 由表 8-1 查得，平台质量 2 /150mkgqp；笼式扶梯质量mkgqF/40； 笼式扶梯总高mH F 12；平台数量 n=3。 kg HqnqDBDm FFpnini 75.1448 134015035.01.02007.027. 08.021.02007. 027. 0785.0 2 1 22222 4 2 2 22 04 6.3.6 操作时物料质量 28 4 05nci hDm 2803.79806.07.0 4 =736.71kg 6.3.7 充水质量 25 封头容积 333 045.07 .0 24 14.3 24 mDV if 取 3

42、 /1000mkg w 22 20.7850.716 100020.045 10006244.4 4 wiwwfw mD HVkg 6.3.8 各种质量载荷汇总 如下表所示，将全塔分成 5 段，计算下列各质量载荷 （计算中有近似） 塔段01 12 23 34 4顶合计 塔段长度 /mm 1000 1000 4000 5000 5000 16000 手孔与平台数0 0 1 1 1 3 塔板数0 0 9 10 10 33 kgm i / 01 122 122 488 610 610 1952 kgm i /02 - - 260 316 316 894 kgm i / 03 - 168 333 39

43、3 393 1287 kgm i /04 66 66 263 527 527 1449 kgm i / 05 - 131 182 212 212 737 kgma i / 31 31 90 122 122 396 kgm w i / - 755 1545 1972 1972 6244 kgme i / - 800 1200 - - 2000 kgm i /0 219 1318 2846 2230 2230 8714 各塔段最小质量/kg 219 1187 2426 1715 1715 7262 全塔操作质量 /kg 00102030405 9202 ae mmmmmmmm 全塔最小质量 /kg

44、 min01020304 0.27262 ae mmmmmmm 水 压 试 验 时 最 大 质 量 /kg max01020304 15050.6 awe mmmmmmmm 6.4 风载荷与风弯矩计算 26 1 K体型系数，对圆筒形容器为0.7 0 q10m高处基本风压值为400 2 /mN 1 f风压高度变化系数，查表8-5 得 1.00 1 l计算段长度为1000mm 1脉动影响系数，由表 8-7 查得为 0.72 1 T塔的基本自振周期，对等直径、等厚度园截面塔： 30 13 3 53 90.3310 920216000 90.33 16000100.97 1.9 105700 ei m

45、 H TH ED s 脉动增大系数，根据自振周期 1 T，由表 8-6 内插法查得为 2.21 1z 振型系数，由表8-8 内插法查 21 K风振系数 1e D塔有效直径。 设笼式扶梯与塔顶管线成90，取以下 a，b 式 中较大者 a. 113 2 eois DDKK b. 1140 22 eoisps DDKd 01 段风载荷 1 P式中： NDlfqKKP e 6 11100111 10 1 K=0.7 0 q=400 2 /mN 1 f=1.00 1 l=1000mm 1=0.72 1 T=0.97s =2.21 1z =0.01 0 4 K 3 K=400mm， 0 d=400mm，

46、27 3s = ps=100mm 01 1.7K a. mmDe13144001002714 1 b. mmDe1514200400200714 1 取 1e D=1514mm 6 110101 11 6 10 0.7 1.7400 1.00 1000 1514 10 720.66 e PK K q f l DN N 12 段风载荷 1 P NDlfqKKP e 6 22201212 10 1 K=0.7 0 q=400 2 / mN 2 f=1.00 2 l=1000mm 2 =0.72 1 T=0.97s =2.21 2z=0.03 0 4 K 3 K=400mm， 0 d=400mm，

47、3s = ps=100mm 12 1.7K a. mmDe13144001002714 2 b. mmDe1514200400200714 2 取 2e D=1514mm 6 211202 22 6 10 0.7 1.7400 1.00 1000 1514 10 720.6 e PK K q f l DN N 23 段风载荷 3 P NDlfqKKP e 6 33302313 10 3 K=400mm， 0 d取 400mm， 3s = ps=100mm 28 4 2 22 1 8001000 400 4000 A Kmm l a. 3 7142004004001714 e Dmm b. 3

48、7142004004002001914 e Dmm 取 3e D=1914mm 6 312303 33 6 10 0.7 1.7400 1.00 4000 1834 10 3492 e PK K q f l DN N 34 段风载荷 3 P NDlfqKKP e 6 33303413 10 1 K=0.7 0 q=400 2 / mN 4 f=1.00 4 l=5000mm 4=0.72 1 T=0.97s =2.17 4z=0.3 3 K=400mm， 0 d=400mm， 3s=ps=100mm 4 4 22 1 8001000 320 5000 A K l 34 1.7K a. 4 71

49、42 1004003201634 e Dmm b. 4 7142003204002001834 e Dmm 取 4e D=1834mm 6 413404 44 6 10 0.7 1.7400 1.00 5000 1834 10 4364.9 e PK K q f l DN N 4顶段风载荷 5 P NDlfqKKP e 6 55504515 10 29 1 K=0.7 0 q=400 2 / mN 5 f=1.284 5 l=5000mm 5=0.74 1 T=0.97s =2.17 5z=0.822 3 K=400mm ， 0 d=400mm ， 3s=ps=100mm 5 5 22 1 8001000 320 5000 A K l 45 1.7K a. 5 7142 1003204001634 e D