精馏塔的设计

第1章工艺综述 ............................................................................................................ 1

1.1 催化裂化的工艺流程 ............................................................................................ 1

1.2分馏塔顶冷却系统工艺 ......................................................................................... 3

1.3 工艺流程图 ............................................................................................................ 3

第2章塔的工艺设计 .................................................................................................... 4

2.1浮阀塔的工艺设计 ................................................................................................. 4

2.2 塔板的流体力学计算 .......................................................................................... 18

第3章结构设计 .......................................................................................................... 24

3.1 塔总体高度计算 .................................................................................................. 24

3.2 塔的接管 .............................................................................................................. 25

第4章塔的强度校核 .................................................................................................. 27

4.1筒体和封头厚度计算 ........................................................................................... 27

4.2 质量计算 .............................................................................................................. 28

4.3 塔的自振周期计算 .............................................................................................. 33

4.4 风载荷计算 .......................................................................................................... 33

4.5 地震载荷计算 ...................................................................................................... 34

4.6 截面的最大弯矩 .................................................................................................. 36

4.7 圆筒轴向应力校核 .............................................................................................. 36

4.8 容器液压试验时的应力校核 .............................................................................. 37

4.9 裙座厚度 .............................................................................................................. 39

4.10 基础环设计 ........................................................................................................ 42

4.11地脚螺栓 ............................................................................................................. 43

4.12裙座与壳体的对接焊缝验算 ............................................................................. 44

第5章全塔工艺设计结果 .......................................................................................... 45

参考文献 ........................................................................................................................ 47

第1章工艺综述

1.1 催化裂化的工艺流程

催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。现以提升管催化裂化为例，对三大系统分述如下。

1.1.1 反应再生部分

新鲜原料(减压馏分油)经换热后与回炼油混合，进入加热炉预热至300～380℃（温度过高会发生热裂解)，借助于雾化水蒸气，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部(回炼油浆不经加热直接进入提升管)，与来自再生器的高温催化剂（650～700℃）接触并立即气化，油气与雾化蒸汽及预提升水蒸气一起以7～8m/s的线速携带催化剂沿提升管向上流动、边流动边进行化学反应，在470～510℃的温度下停留2～4s，以13～20m/s的高速通过提升管出口，经过快速分离器，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，气体（油气和蒸汽)携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入集气室，通过沉降器顶部出口进入分馏系统。

积有焦炭的催化剂(待生剂)自沉降器下部进入汽提段，用过热水蒸气汽提吸附在催化剂表面的油气。经汽提后的待生剂通过待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度。再生器密相段温度约6550～700℃顶部压力维持在 0.15～0.25MPa(表)，床层线速约为0.7～1.0m/s。再生后的催化剂(再生剂)含碳量小于0.2%，经淹流管、再生斜管及再生单动滑阀进入提升管反应器，构成催化剂的循环。烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气通过集气室和双动滑阀排入烟囱(或去能量回收系统)。回收的催化剂经旋风分离器的料腿返回床层。

1.1.2 分馏部分

由沉降器顶部出来的高温反应油气进人催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过

热段后进入分馏段，经分馏得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油(也可以不出)、回炼油和油浆。塔顶的富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油分别经汽提、换热、冷却后出装置，轻柴油有一部分经冷却后送至再吸收塔作为吸收剂，然后返回分馏塔；回炼油返回提升管反应器进行回炼；塔底抽、出的油浆即为带有催化剂细粉的渣油，一部分可送去回炼，另一部分作为塔底循环回流经换热后返回分馏塔脱过热段上方(也可将其中一部分冷却后送出装置)。

1.1.3 吸收稳定部分

吸收稳定系统包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔及相应的冷换设备，其中吸收和解吸两塔，在有些装置中是叠置起来的，而在有些装置中分开放置。其作用是利用吸收和精馏的原理将富气和粗汽油分成干气、液化气和蒸汽压合格的稳定汽油。

吸收塔和解吸塔的操作压力为1.0～2.0MPa。从分馏系统油气分离器出来的富气经气压机压缩、冷却并分出凝缩油后从底部进入吸收塔。稳定汽油和粗汽油作为吸收剂由塔顶部进入，吸收了C3，C4(同时也会吸收部分C2)的富吸收油从塔底

抽出送至解吸塔顶部。因为吸收是放热过程，故在吸收塔设有1～2个中段循环回流，以维持塔内较低温度。从吸收塔顶出来的贫气中夹带有汽油，经再吸收塔用轻柴油回收其中的汽油组分后成为干气送至瓦斯管网，轻柴油返回分馏塔。

富吸收油中含有C2组分不利于稳定塔的操作，解吸塔的作用是将富吸收油中的C2解吸出来。从压缩富气中分出的凝缩油(C3，C4和轻汽油组分)和富吸收油由顶部进入解吸塔。解吸是吸热过程，操作温度比吸收塔高，塔底有再沸器供热。塔顶出来的解吸气中除含有C2外，还有相当数量的C3，C4所以经冷凝冷却后进入中间罐，重新平衡后气相混入压缩富气进吸收塔，液相混入凝缩油进解吸塔。解吸塔底为脱乙烷汽油，该汽油的C2含量应严格控制，否则会影响稳定塔顶冷凝冷却器的工作效率，并且会由于需要排出不凝气而损失。

1.1.4 能量回收部分

从再生器出来的高温烟气进入三级旋风分离器，除去烟气中绝大部分催化剂微粒后，通过调节蝶阀进入烟气轮机(又叫烟气透平)膨胀作功，使再生烟气的动能转化为机械能，驱动主风机(轴流风机〕转动，提供再生所需空气。开工时无高温烟气，主风机由电动机(或汽轮机，又称蒸气透平)带动。正常操作时如烟气轮机功率带动主风机尚有剩余时，电动机可以作为发电机，向配电系统输出电功率。烟气经过烟气轮机后，温度、压力都有所降低(温度约降低100～150℃ ,但仍含有

大量的显热能(如不是完全再生，还有化学能)，故排出的烟气可进入废热锅炉(或ca锅炉)回收能量，产生的水蒸气可供汽轮机或装置内外其它部分使用。为了操作灵活，安全，流程中另设有一条辅线，使从三级旋风分离器出来的烟气可根据需要直接从锅炉进入烟囱。

1.2分馏塔顶冷却系统工艺

1.0MPag蒸汽自系统管网来，压强为1.01MPag，温度为250C，质量流量为9385kgh，最大质量流量为20035kgh进入1.0MPa蒸汽分水罐,由蒸汽分水罐出来分两路管线，上方走气进入塔底重沸器进行轻重油气分离通过直通薄膜调节阀进入3.5疏水扩容器进行蒸汽和疏水分离，气体由疏水扩容器上方经蒸汽系统管网排出。凝结水从蒸汽分水罐底部排出。3.5MPa高压蒸汽，压强为3.5MPa，温度为430C，质量流量为3560kgh，最大重量流量为44196kgh进入管道分为两路，一路质量流量为35600kgh的蒸汽进入富气压缩机转变为压强为1.2MPa，温度为312C，质量流量为35600kgh的蒸汽再进入减温器经1.0MPag蒸汽系统管网排出。另一路经减温器变为温度为280C质量流量为069638596 kgh液体进入换热器变为压强为3.25MPag，温度为155/244C,质量流量为5963-8596kgh蒸汽进入3.5疏水扩容器分离出蒸汽和疏水，蒸汽由上方排出，凝结水从疏水扩容器下方经直通薄膜调节阀排出。

1.3 工艺流程图

见附图1。

第2章塔的工艺设计

2.1浮阀塔的工艺设计

2.1.1 设计方案的确定

选用甲醇—水浮阀精馏塔，自定义进料量为100吨每天。

2.1.2 精馏塔全塔物料衡算

xF45%（摩尔分率） xF0.5（质量分率）9 xD78%（摩尔分率） xD0.8（质量分率）6 xW2.5%（摩尔分率） xW0.0（质量分率）4 F10吨/小时=100103

（0.45320.5518）2436000.1143kmol/s

全塔物料衡算式： FDW FxFDxDWxW

得：D=0.0643kmols W=0.05ko ls

2.1.3 物性参数计算

2.1.3.1 温度的确定

利用甲醇-水溶液的平衡数据表中数据：

利用数值插值法确定进料温度tF，塔顶温度tD，塔底温度tW。进料温度：75.373.1

.400.50tF75.3

00.450.40 得：tF74.2C

塔顶温度：69.367.6t

0.700.80D69.3

0.780.70 得：tD67.9C

塔底温度：96.493.5

0.020.04tW96.4

0.0250.02 得：tW95.7C

2-1）2-2）（（

tFtD74.267.971.05C 22

tt74.295.784.95C 提馏段平均温度：t2FW22

2.1.3.2 密度的计算精馏段平均温度：t1

利用式 1

LaAAaBBa为质量分数）（2-3） VTPM（M平均相对分子量）（2-4） 22.4TP

计算混合液体密度和混合气体密度。

塔顶温度：tD67.9C

汽相组成：yD：69.3-67.667.967.6 得：yD0.907 0.87-0.915yD0.915

塔底温度：tW95.7C

汽相组成：yW：96.4-93.595.793.5 得：yW0.158 0.134-0.234yW0.234

进料温度：tF74.2C

汽相组成：yF：75.3-73.174.273.1 得：yF0.754 0.729-0.779yF0.779

xDxF0.780.450.615 22

yyF0.9070.7540.831 精馏段平均汽相组成y1：y1D

22精馏段平均液相组成x1：x1精馏段液相平均分子量ML1：ML1320.61518（10.615）26.61kg/kmol 精馏段汽相平均分子量MV1：MV1320.83118（10.831）29.63kg/kmol

xWxF0.0250.450.2375 22

yyF0.1580.7540.456 提馏段平均汽相组成y2：y2W

22提馏段平均液相组成x2：x2提馏段液相平均分子量ML2：

ML2320.23818（10.238）21.32kg/kmol

提馏段汽相平均分子量MV2：

MV2320.45618（10.456）24.384kg/kmol

表1 不同温度下甲醇和水的密度

利用表1中数据数值插值法确定进料温度tF，塔顶温度tD，塔底温度tW下甲醇（CH3OH）和水（H2O）的密度。

进料tF74.2C 80-708074.23 /mCHF739.22kg3OH734-743734CH3OHF

80-708074.2H2OF975.28kg/m3 971.8-977.8971.8H2OF

10.5910.59F820.66kg/m3 739.22975.28 F

塔顶tD67.9C 70-607067.93 /mCHD744.68kgOH3743-751743CH3OHD

70-607067.9H2OD978.93kg/m3 977.8-983.2977.8H2OD

10.8610.86D770.49kg/m3 744.68978.93 D

塔底tW95.7C 100-9010095.7CH3OHW719.87kg/m3 716-725716CH3OHW

100-9010095.7H2OW961.37kg/m3 958.4-965.3958.4H2OW

所以 L11W0.0410.04W948.64kg/m3 719.87961.37

L2820.66770.49795.58kg/m3 22W820.66948.64F884.65kg/m3 22FD

MLDxD32（1-xD）18

0.78320.221828.92kg/kmol

MLFxF32（1xF）18

0.45320.551824.3kg/kmol

MLWxW32（1xW）18

0.025320.9751818.35kg/kmol ML1MLDMLF28.9224.326.61kg/kmol 22

ML2MLWMLF18.3524.321.325kg/kmol 22

MVDyD32（1yD）18

0.90732（1-0.907）1830.698kg/kmol

MVFyF32（1yF）18

0.75432（1-0.754）1828.556kg/kmol

MVWyW32（1yW）18

0.15832（1-0.158）1820.212kg/kmol MV1MVDMVF30.69828.55629.63kg/kmol 22

MVWMVF20.21228.55624.384kg/kmol 22 MV228.556273.151.002kg/m3 22.4（273.1574.2）

30.698273.15VD1.098kg/m3

22.4（273.1567.9）

20.212273.15VW0.668kg/m3 22.4（273.1595.7）VF

1.0981.0021.05kg/m3 22

VF0.6681.002V2VW0.835kg/m3 22

2.1.3.3 混合液体表面张力计算 V1VDVF

表2 不同温度下甲醇和水的表面张力

进料tF74.2C 80708074.2CHF17.4 43OH16.9117.8216.91CH3OHF

80708074.2H2OF63.5 962.664.362.6H2OF

70607067.9CHD18.0 23OH17.8278.7617.82CH3OHD

70607067.9H2OD64.7 064.366.264.3H2OD

1009010095.7CHW15.0 93OH14.8915.8214.89CH3OHW

1009010095.7H2OW59.6 258.860.758.8H2OW 塔顶tD67.9C 塔底tW95.7C

FxFCHOHF（1xF）HOF

0.4517.440.5563.5942.82 32

DxDCHOHD（1xD）HOD

0.7818.020.2264.7028.29 32

WxWCHOHW（1xW）HOW

0.02515.090.97559.6258.51

28.2942.8235.56 22

F58.5142.8250.67 提馏段平均表面张力 2W

2.1.3.4混合物的黏度精馏段平均表面张力 1DF

表3 不同温度下甲醇和水的黏度

进料 tF74.2C 80708074.2CHF0.279MP as3OH0.2770.3060.277CH3OHF

80708074.2H2OF0.392MP as0.3620.4140.362H2OF

70607067.9CH3OHD0.315MPas 0.3060.3500.306CH3OHD

70607067.9H2OD0.428MPas 0.4140.4790.414H2OD

1009010095.7CH3OHW0.236MPas 0.2250.2510.225CH2OHW

1009010095.7H2OW0.302MP as0.2880.3210.288H2OW

32 塔顶 tD67.9C 塔底 tW95.7C FxFCHOHF（1xF）HOF

0.450.2790.550.3920.341MPas

DxDCHOHD（1xD）HOD

0.780.3150.220.4280.340MPas 32

WxWCHOHW（1xW）HOW

0.0250.2360.9750.3020.300MPas 32

精馏段平均黏度 L1提馏段平均黏度 L2

0.3400.341

0.341MP as

22F0.3000.341W0.321MP as



DF

2.1.3.5 相对挥发度

由 x0.45，y0.754

FF0.754 得 0.754

F

0.4510.453.75

x10.907

D0.7，

8y0.907 得 0.907

DD0.7810.782.75

x5y0.158

10.158

W0.02，W0.158 得 W

0.025

10.025

7.32

2.1.4 理论塔板数及实际塔板数的计算

2.1.4.1 理论塔板数的确定

已知操作回流比为R1.8，露点进料q0

精馏段操作线方程：yR

n1

R1xxDnR10.643xn0.279 提馏段操作线方程：yLqF

WxWm1LqFWxm

LqFW

其中 RLRD1.80.0268

0.048 k

y0.048m1

0.0480.0208x0.02080.025

m0.0480.0208

1.76xm0.019采用图解法计算理论板层数。

图2.1

理论板层数

2-5）2-6）（（

由图可得：全塔理论塔板数 NT4块精馏段理论板数 NT11块提馏段理论板数 NT23块加料板为第2块板。

2.1.4.2 实际塔板数确定

自选塔板效率为50% 精馏段塔板数 NP精提馏段塔板数 NP提

2块 50%36块 50%

全塔板所需的实际塔板数 NP8块

2.1.5 塔径的初步计算

2.1.5.1 汽液相体积流量的计算（1）精馏段

LRD1.80.0643s V(R1)D(1.81)0.0643s

已知 ML126.61kgkmol MV129.62kgk mol L1795.58kgm3 V11.05g3 m

液相质量流量 L1ML1L26.610.11573.08kg 汽相质量流量 V1MV1V29.6270.185.33kgs 液相体积流量 Ls1

L



3.08

3.87103m3

795.58

5.33

5.08m3 1.05

汽相体积流量 Vs1

V

（2）提馏段饱和蒸汽进料q0

L'LqD

V'V(q1)F0.180.1143

已知 ML221.325kgkmol MV224.38kgk mol

884.6kg3

L2 m V20.835g3 m

液相质量流量 L‘

2ML2L21.3250.11572.47kg 汽相质量流量 LM‘2L2L21.3250.11572.47kg

液相体积流量 Ls2



2.47

884.652.79103m3

汽相体积流量 VV2

s2

1.6

0.835

1.92m3 2.1.5.2 塔径的计算与选择

(1)精馏段

u0.6~0.um8a x

umaxC 式中：C可由史密斯关联图查出

L横坐标数值 s1(L1)1.61103V795.58

1.050.021

S1V12.11

取板间距 HT0.4m

hHThL0.32m

L0.08m查图得 C200.065

0.2

CC1

2020



0.058(

35.5620

)0.2

0.073 umax0.073s

u10.7umax0.72

塔径

D1

2.15m

塔径圆整 D12.2m 塔横截面积 AT



D222

0.7852.2=m3 .82-7) 2-8) ( (

V5.08

空塔气速 us11A

3.8

1.34s

(2)提馏段

Ls13

1横坐标数值 2L22.7910884.65

V()2()20.047

s2V21.920.835

取极间距 HT0.4m

HThL0.32m

hL0.08m查图得 C200.070



0.2

CC20220



0.07(

50.6720

)0.2

0.084 umax0.0842.73ms

u20.7umax0.72.73

塔径

D

111

.1m3

塔径圆整 D21.2m 塔横截面积 A

2T4

D21.13m2

空塔气速 uVs2

2'

A1.92

1.13

1.7m

sT2.1.6 溢流装置

2.1.6.1 堰长lw

取lw0.6D

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液层高度how按下式计算

h2.482

ow1000

ELhw3 式中：E——为液体收缩系数，一般取为1

(1)精馏段

2-9）

2-10）（（

lw10.6D10.62.21.32m

Lh13600Ls136003.8710313.93m3

how

2.4813.93

0.012m 10001.32

00.m

溢流堰高 hwhLhow0.080.012(2)提馏段

lw20.6D20.61.20.72m

Lh23600Ls236002.79103=10.04m3h

how

2.8410.042

()30.016m 10000.72

‘‘’

溢流堰高 h0.080.016whLhow

00.m

2.1.6.2 降液管底隙高度

(1) 精馏段取降液管底隙的流速00.10ms

3.87103

h00.029mh00.03m

lw1uo1.320.10

(2) 提馏段取降液管底隙的流速00.10ms

LS1

2.79103

h00.039mh00.04m

lw2u0'0.720.10

2.1.6.3 进口堰和受液盘

(1) 精馏段 hwho，则hwhw0.06m

进口堰与降液管间水平距离h1ho，设h10.03m，受液盘深度设为0.6m (2) 提馏段 hwho，则hwhw0.058m

进口堰与降液管间水平距离h2ho，设h20.03m，受液盘深度设为0.6m 2.1.6.4 弓形降液管的宽度Wd

本设计采用弓形降液管

LS2

(1) 精馏段

lw10.84==0.6 D11.4

AW查图得

fA0.056 7

0.12 4Af0.05671.540.087m2 WD0.1241.40.174m

(2) 提馏段

lw2D=

0.48

0.8

=0.6 查图得

AfWD

A0.056 7

0.12 4Af0.05670.500.028m2 WD0.1240.80.099m

验算降液管内停留时间 (1)精馏段 =

AfHT0.0870.L

1.6113

=315

8.91s5降液管可用s (2)提馏段 =AfHTL

0.0280.s2

1.1513

38.5

525s5降液管可用s2.1.7 塔板分布，浮阀数目与排列

2.1.7.1 塔板分布

(1)精馏段 D12.2m900mm，选用分板式塔板 (2)提馏段 D21.2m>900mm,选用分块式塔板 2.1.7.2 浮阀数目与排列

(1) 精馏段取阀孔动能因子F012 孔速

u01

 2-11）（

每层塔板上浮阀数目 N

Vs1d0u01



2.11

151 个（2-12）

0.03911.71

取边缘区宽度 Wc0.05；取破沫区宽度 Ws0.10 mm

2x

计算塔板上的鼓泡面积

Aa2Rarcsin

180R

其中 R

D11.4

Wc0.050.65m 22

D1.4x1WDWs0.1470.100.426m

则计算得 Aa1.02m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一个横排的孔心距:t0.075m 估算排列间距 t

Aa1.02

0.09 mNt1510.075

考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块板的支承和衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因此排间距不宜采用90mm,而应小于此值,故取

t65mm0.065m

按t75mm,t65mm以等腰三角形叉排方式作图,排得浮阀数188个

图2.2 精馏段浮阀排列图

按N

188个重新核算孔速与阀孔动能因子

u01

2.11

9.40m

0.7850.0392

188F019.409.63

阀孔动能因子变化不大,仍在9~13范围之内塔板开孔率=

uu01



1.37

0.14714.7% 9.30

(2)提馏段取阀孔动能因子F012 孔速

uo2

 Vs2



0.79

51 个

每层塔盘上浮阀数目 N

d02u02

0.039213.13

取边缘区宽度 Wc0.03；取破沫区宽度 Ws0.05 mm

x

计算塔板上的鼓泡面积

Aa2 R2arcn180R

其中 R

D20.8

Wc0.030.3 7m22

D0.8x2WDWs0.0990.050.251m

则计算得 Aa0.34m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一个横排的孔心距:t0.075m 以t75mm等边三角形叉排方式作图,排得阀数67个

图

2.3 提馏段浮阀排列图

按N67个重新核算孔速与阀孔动能因子

0.79

u029.88ms

0.7850.0392

F029.889.03

阀孔动能因子变化不大,仍在913范围之内塔板开孔率=

uu02



1.526

0.15415.4% 9.88

2.2 塔板的流体力学计算

2.2.1 汽相通过浮阀塔极的压降

依据hphch1h5，pphpLg来计算。 (1)精馏段

①干板阻力

u0c1因u01u0c1，故

 （2-13）

v1u0121.0511.712

hc15.345.340.05m

2Lg2795.589.8

②板上充气液层阻力取0=0.5，hL0.07m,则hL10hL0.50.070.035m ③液体表面张力所造成的阻力,此阻力很小,通常可忽略不计与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为

hp10.050.0350.085m

pp1hp1L1g0.085795.589.8662.72Pa

(2)提馏段

①干板阻力

u0c2因u02u0c2，故

s

v2u0220.83513.132

hc25.345.340.044m

2L2g2884.659.8

②板上充气液层阻力取0=0.5，hL0.07m,则hL20hL0.50.070.035m 液体表面张力所造成的阻力,此阻力很小,通常可忽略不计与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为

hp20.0440.0350.079m

pp2hp2L2g0.079884.659.8684.90Pa

2.2.2 淹塔

为防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中的清液层高度为

HdHThw

Hd=hphLhd （2-14）

(1)精馏段

①单层气体通过塔极的压降相当的液柱 hp10.085 m②液体通过塔极的压降相当的液柱高度

Ls11.61103

hd10.1530.1530.0014m

0.840.02lw1h0

③板上液层高度 HL0.0m7，则

Hd1=0.085+0.0014+0.07=0.1564m

取=0.5，已选定HT0.35m，hw0.06m，则

hwHT0.50.060.350.205m

可见Hd1=0.1564mhwHT0.205m，所以符合防止淹塔的要求 (2)提馏段

①单层气体通过塔极的压降相当的液柱 hp20.079 m②液体通过塔极的压降相当的液柱高度

Ls21.15103

Hd2=0.1530.1530.0010m 'lh0.840.03w20

③板上液层高度 HL0.07，则mHd2=0.079+0.0010+0.07=0.15m 取=0.5，已选定HT0.35m，hw0.058m，则

hw'HT'0.50.0580.350.204m

可见Hd2=0.15mhwHT0.204m，所以符合防止淹塔的要求



2.2.3 雾沫夹带

(1)精馏段

泛点率100% （2-15）

01.

366m1.

板上液体流经的长度 ZLD2WD1.420.174板上液流面积 AbAT2Af1.5420.087取物性系数K1.0，泛点负荷系数CF

0.103

泛点率

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知雾沫夹带能够满足ev0.11kg液/kg汽要求。

(2) 提馏段

板上液体流经的长度 ZLD2WD0.820.099

60.

板上液流面积 AbAT2Af0.5020.0280.444m 取物性系数K1.0，泛点负荷系数CF

0.103

泛点率

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知雾沫夹带能够满足ev0.11kg液/kg汽要求。

2.2.4 塔板负荷性能图

2.2.4.1 雾沫夹带线

泛点率Fb

100%

据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算 (1) 精馏段

泛点率Vs3.0939.31Ls

(2) 提馏段

泛点率=Vs1.19226.67Ls

2.2.4.2 液泛线

=（HThw)hphLhdhch1hhLhd （2-16）

由此确定液泛线，忽略式中h

3Vu0Ls23600L2.84s =（HThw)5.340.153()(10)hwE2Lglwh01000lw

而 u0(1)精馏段

Vsd02N

1.05Vs21

0.2055.34

0.780.039429.81882795.58

2 23Ls13600L2.84s10.15310.50.06

10000.840.840.02



整理得：V

20.5396767.58L133.70Ls1

2s1

(2)提馏段

0.835Vs22

0.2045.344

0.780.03929.8672884.65

2 23Ls23600L2.84s20.15310.50.058

10000.480.480.03



整理得：Vs23.71423423.71Ls234.54Ls2 2.2.4.3 液相负荷上限线

液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于35s，液体在降液管内停留时间

AfHT

3~5s （2-17） Ls

=

以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

Lsmax

(1)精馏段 Ls1max(2)提馏段 Ls2max

2.2.4.4 漏液线

AfHT

0.0870.35

=0.006m3 5

0.0280.35=0.002m3

对于F1型重阀。以F05作为规定气体最小负荷标准，则



Vsd02Nu0 （2-18）

4(1)精馏段 

Vs1min(2)提馏段 

Vs2min2.2.4.5 液相负荷下限线



0.03921883 3 

0.039267

取堰上液层高度how0.006m作为液相下限线条件，作出液相负荷下限线，该线为与汽相流量无关的直线。

2.843600Lsmin

E0.006 （2-19） 1000lw



(1)精馏段 Ls1min0.0007s

(2)提馏段 Ls2min0.0004 s2

由以上作出塔板负荷性能图

图2.4 精馏段塔板负荷性能图图2.5 提馏段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出

①在任务规定的汽液负荷下的操作点P(设计点)处在适宜操作区内的适中位置；

②塔板的汽液相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制； ③按固定的汽液比，由图可查出塔板的汽液相负荷上限

Vsmax3.06(1.18)m3s，Vsmin1.10(0.44)m3s

精馏段操作弹性

Vs1max3.06

2.7 8

Vs1min1.10 Vs2maxV

s2min



1.18

2.680.44

提馏段操作弹性

第3章结构设计

3.1 塔总体高度计算

塔总体高度利用下式计算

H=nnFnp1HTnFHFnpHpHDHBH1H2

（3-1）

3.1.1 塔顶封头

本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN2200mm，查得曲面高度

h1550mm，直边高度h240mm，内表面积A5.5229m2，容积V1.5459m3，则封头高度Hh1h255040590mm。

3.1.2 塔顶空间

设计中取塔顶间距Ha2HT20.40.8m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.0m

3.1.3 塔底封头

本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN1200mm，查得曲面高度

h1300mm，直边高度h225mm，内表面积A1.6552m2，容积V0.25451m3，则封头高度Hh1h230025325mm。

3.1.4 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之间距离为1m，则

tLs260V塔釜贮液量-封头容积52.79103600.2545

HB+1.51.51.52.02m

塔横截面积AT1.13

3.1.5 人孔

对D1000mm的板式塔，为安装，检修的需求，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔共有7块塔板，需设置一个人孔，每个人孔直径为550mm，在设置人孔处板间距Hp600mm。

3.1.6 进料板处板间距

考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距HF800mm。

3.1.7 裙座

塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取10mm。考虑到再沸器，取裙座高H23m

塔体总高度：

H=nnFnp1HTnFHFnpHpHDHBH1H2

=81110.410.810.61.02.020.9310.32m （3-2）

3.2 塔的接管

3.2.1进料管

本设计采用直管进料管。管径计算如下：

dF

（3-3）

取uFs，F820.66kgm2，则

10103

Vs0.0034m3s

3600

820.66

dF

0.052m52mm

查标准系列选取383规格的热轨无缝钢管。

3.2.2 回流管

本设计采用直管回流管，取uR

1.6m

dR

0.036m36mm 查标准系列选取382规格的热轨无缝钢管。

3.2.3 塔底出料管

本设计采用直管出料，取uw

1.6m

dw

0.018m18mm 查标准系列选取253规格的热轨无缝钢管。

3.2.4 塔顶蒸汽出料管

本设计采用直管出气，取uv

dv

0.367m367mm

查标准系列选取42620规格的热轨无缝钢管。

3.2.5 塔底蒸汽进气管

本设计采用直管进气，取uv

20m

dv

0.224m224mm

查标准系列选取24510规格的热轨无缝钢管。

第4章塔的强度校核

4.1筒体和封头厚度计算

4.1.1 筒体厚度计算

本设计设计压力为0.1MPa，因物料无腐蚀性，故选材为Q245R碳钢板，设计温度为150C。

筒体壁厚按GB150-2011式（3-1）计算：

PcDi

（4-1）

2[]tpc



式中：pc —— 计算压力；

计算时应考虑下部筒体承受液体静压力，由于液体重度小于水，故设计时以水的重度来考虑该塔釜内的液体高度为760mmH2O。

pc(0.17609.8106)MPa0.107MPa

 —— 焊缝系数，双面焊局部无损探伤，0.85；

[]t —— 设计温度下Q245R材料的许用应力；[]t140MPa

Di —— 设备内直径；Di精=2200mm,Di提=1200mm；

C —— 壁厚附加量CC1C2C2.3mm

C1 —— 钢板负偏差C10.3mm C2 —— 介质腐蚀裕量C22mm

CC1C22.3mm （4-2）

(1)精馏段



PcDi0.2082200

1.92mm

2[]tpc21400.850.208

设计厚度 d1.922.34.22mm (2)提馏段



PcDi0.2081200

1.05mm

2[]tpc21400.850.208

设计厚度 d1.052.33.35mm (3)锥壳

本设计锥壳的角度45

c

PcDi10.20822001

2.72mm

2[]tpccos21400.850.208cos45

设计厚度 d2.722.35.02mm

考虑到塔具有振动，运输，刚度等问题取n12mm。

4.1.2 封头厚度计算

封头壁厚按GB150-2011式（5-1）计算

kPcDi

2[]t0.5pc （4-3）



式中：k —— 椭圆形封头形状系数，对标准椭圆形封头k1；

 —— 焊缝系数，1；其他符号意义与数值同前。

(1)精馏段



kPcDi10.2082200

1.63mm

2[]t0.5pc214010.50.208

设计厚度 d1.632.33.93mm (2)提馏段



kPcDi10.2081200

0.89mm

2[]t0.5pc214010.50.208

设计厚度 d0.892.33.19mm

为了保证封头与筒体能很好的满足焊接要求，取封头壁厚n12mm。

4.2 质量计算

4.2.1塔体圆筒、封头、裙座质量

(1)精馏段

由上述结果查表得知DN=2200mm，厚度为12mm的圆筒质量为655kgm，将锥壳部分按圆筒来算，封头质量为510.79kg。

筒体质量 m1=1.66550.5655=1375.5kg 封头质量 m2=510.1 7kg(2)提馏段

由上述结果查表得知DN=1200mm，厚度为12mm的圆筒质量为358kgm，封头质量159.97kg。

筒体质量 m'14.32358封头质量 m'2159.kg 97(3)裙座

裙座厚度为12mm，高度为3m。裙座质量 m33358总质量

m01m1m2m1'm2'm31375.5510.171546.56159.953592.18kg

5615kg46.

10kg7 4

4.2.2 塔内构件质量

塔体内件质量包括塔盘质量、浮阀质量、塔盘支架质量等，采用F-1型浮阀。 (1)精馏段

塔盘内径Di2200mm，每块塔板排布浮阀188个，查《SH-T3098-2011石油化工塔器设计规范》，得浮阀塔盘为75kgm3，初步计算精馏段内径质量为



m=Di27520.7852.22752569.91kg

(2)提馏段

塔盘内径Di1200mm，每块塔板排布浮阀67个，查《SH-T3098-2011石油化工塔器设计规范》，得浮阀塔盘为75kgm3，初步计算提馏段内径质量为



m=Di27560.7851.22756508.68kg

m02mm'1078.59kg

4.2.3保温层质量

塔体采用外保温层设计，材料选用保温棉，密度295kgm3，保温层厚度

取100mm，覆盖整个塔体。

(1)精馏段

封头展开面积 A15.4193 m

封头保温层质量 mA5.41930.01295kg11d 5.99保温层质量

m1 



[(Di2n2)2(Di2n)2]Hm

[(2.220.01220.1)2(2.220.012)2]2.129515.99



468.26kg

(2)提馏段

封头展开面积 A21.665 m

封头保温层质量 mA1.6650.012952d保温层质量

m2 

912kg4.



[(Di2n2)2(Di2n)2]Hm

[(1.220.01220.1)2(1.220.012)2]4.322951.665



= 531.88kg

保温层总质量m03m1m2468.26531.88531.88kg

4.2.4 设备附加物（平台、扶梯）质量

采用笼式扶梯，质量qf40kgm，扶梯总高度Hf10m，扶梯宽度

B900mm，在一个人孔设操作平台，平台选用半圆形，查得平台质量为

。 qp150kgm2（每一人孔中心线以800mm分段）

m04=



[(Di2n22B)2(Di2n2)2]nqpqfHf 42 （4-4）

(1)精馏段

m041=

[(2.220.01220.120.9)2(2.220.01220.1)2]1150401.542 =764.38kg



(2)提馏段

m042=408.5340kg

m04=m041+m042764.383401104.38kg

4.2.5 操作时容器内物料质量

4.2.5.1 塔盘上物料质量



m05Di2hwN （4-5）

式中：hw —— 塔板上平均液层高度

 —— 物料平均密度 (1)精馏段

m051



2.220.0682846.60437.45kg

(2)提馏段

m052



1.220.0642846.60367.49kg

m05'm051m052804.9kg

4.2.5.2 塔釜物料质量

(1)塔釜封头内物料质量，按物料填满封头计算，即

m51Vf0.2545948.64241.43kg

(2)塔釜圆筒部分物料质量



m52Di2h00.7851.221.5948.641608.5kg

4所以，操作时物料质量m05m05'm51m522654.87kg

4.2.6 附件质量

塔体附件质量包括人孔质量、接管质量、法兰质量等，按经验取附件质量为塔体质量的25%。

则 ma0.25m010.253592.18898.05kg

4.2.7 充水质量

塔体在水压试验时，全充水状态下的质量为上下封头体积 V10.25451.5459筒体体积： (1)精馏段

2.22

V2.17.979m3

8035m1.

(2)提馏段

1.22

V4.324.883m3

充水后质量 mw(V1V2)100012862kg

4.2.8 偏心质量

me0

4.2.9 在计算压力时，不同情况下组合变量

4.2.9.1 操作质量

m0m01m02m03m04m05mame

3592.181078.591000.141104.38804.94898.05 8478.28kg

4.2.9.2 水压试验时最大质量

mmaxm01m02m03m04mwmame =8478.2812862 =21340.28kg

4.2.9.3 停工检查时最小质量

mminm01m02m03m04mame 7673.34kg

4.3 塔的自振周期计算

设该塔为等直径，等厚度的，Di1200mm，故按JB4710-2005式（8-5）计算。

T190.33103 （4-6）式中：E —— 设计温度下的弹性模量。E1.94105MPa； H —— 塔高。H

7.71m

T190.3310.32101030.144s 3

4.4 风载荷计算

已知设备地区的基本风压值q0m2)，塔高10.32m，将塔分为一段。

4.4.1 水平风力

按JB4710-2005式（8-17）计算

6

P1k1k2iq0filiDei10N （4-7）

式中：k1 —— 体型系数，取k1=0.7；

k2i —— 风振系数，k2i1

rizi

，当塔高H20m时取k2i1.7；

 —— 脉动增大系数；

ri —— 第i段脉动影响系数；

2i—— 第i段振型系数；

q0 —— 基本风压；q0400Nm2

fi —— 风压高度变化系数；fi0.74（C类场土地） li —— 计算段长度；li7.71m

Dei —— 容器各段有效直径；DeiDoi2sik3k4do2ps

k3 —— 笼式扶梯当量宽度；k3400mm k4 —— 操作平台当量宽度；k4600mm

si —— 塔壳保温层厚度；si100mm ps—— 管线保温层厚度；ps50mm

d0 —— 塔顶管线外直径；do426mm

D0i —— 容器各段外直径；DoiDi+2n=800+210=1224mm 则 De1=12242100400600426250=2950mm

6

水平风力Pi=0.71.74000.7410320295010=10723.6N

4.4.2 各危险截面风弯矩计算

0—0截面：Mw00=P1

（截面：Mw=P1

L110.32

=10723.6=55333.78N 22 （4-8）

L110.32-0.95）=10723.6（-0.95）=45146.36N 22L110.32

IIII截面：MwII-II=P（-2）=10723.6（-2）=33886.58N 1

4.5 地震载荷计算

设该塔等直径、等壁厚

MEi-i

81m0g3.52.53.5

10H-14Hh4h） (4-9) 2.5

175H

式中：1 —— 对于容器基本自振周期下的地震影响系数值；

 —— 地震影响系数；

前面已计算得T1=0.157s，而Tg=0.55s（选III类场地土，第二组）。则



=（g）2max (4-10)

式中：max —— 地震影响系数的最大值；已知地震烈度为7度，则max0.08

Tg—— 各类场地土的特征周期，取0.5s；

 —— 曲线下降段的衰减指数，根据塔式容器的阻尼比按下式计算

=0.9

0.05i

(4-11)

0.55i

式中：i —— 第i阶振型阻尼比，通常应根据实测值确定，i=0.01。所以

=0.9

0.05i0.050.01

=0.9=0.97

0.55i0.550.01

2 —— 阻尼调整系数，按下式计算

2=1

0.05i0.050.01

=1=1.52

0.061.7i0.061.70.01

0.55

所以 1=（）2max=

T10.144式中： —— 计算截面距地面的高度。

0.97

1.520.08=0.446

0—0截面：h=0m，则

161600

ME=1m0gH=0.4468478.289.810.32=1.75105Nm

3535

截面：h0.95m，则

81m0g3.52.53.5

10H-14Hh+4h）2.5

175H

80.4468478.283.52.53.5

=1010.32-1410.320.95+40.95） 2.5

17510.32

=1.52105NmM

I-IE

IIII截面：h=2m，则

II-IIME=

1616

1m0gH=0.4468478.289.810.32=1.75105Nm 3535

4.6 截面的最大弯矩

iiMwMeii

ii 取较大值 (4-12) M0.25MMii

Mmax

Ewe

即

Me=0

M00M0055333.78=1.89105N>M00

E0.25W=1.751050.25WMI-II-I5I-IE0.25MW=1.52100.2545145.36=1.63105N>MW MII-II0.25MII-II=1.511050.2533886.58=1.59105N>MII-II

EWW

由此可得 M00

max

1.89150；N MI-I

max1.63105N MII-IImax1.59105N

4.7 圆筒轴向应力校核

4.7.1 圆筒轴向应力计算

由内压力引起的轴向应按JB4710-2005式（8-26）计算：

II-II1

PcDi0.20841200

6.43MPa ei4(122.3)

操作时重力引起的轴向应力按JB-4710-2005式（8-27）计算

ⅡⅡ

Ⅱ-Ⅱ

mg

D (4-13) iei

式中：mⅡⅡ —— 计算截面以上筒体承受操作质量载荷，

即mⅡⅡ=操作时质量—裙座质量

mⅡⅡm01m02m03m04m05mam37404.28kg

(4-12)

7404.289.8

Ⅱ-Ⅱ2

0.7851200122.37.94MPa

弯矩在筒体中引起的轴向应力按JB-4710-2005式（8-28）计算



Ⅱ-ⅡMⅡ-Ⅱ21340.283

max

0.785D2

1012009.7

22.89MPa iei0.7854.7.2 圆筒稳定校核

圆筒许用轴向压应力[]cr按JB-4710-2005式（8-29）计算

[]KBcr=

K[]t

取较小值 B值按外压容器图解法计算

A

0.0940.0949.7400

2.28103 ie

查图A值落在设计温度下材料线的左方，圆筒弹性失稳 B23AE2

31.941051.81103234MPa (而[]t=140MPa，故[]cr140MPa，K1.2

圆筒最大组合压应力，对内压时按JB-4710-2005式（8-30）计算Ⅱ-Ⅱ-Ⅱ

2+Ⅱ3

7.9422.8930.83MPa[]cr 4.7.3 圆桶拉应力校核

对内压时按JB-4710-2005式（8-32）计算

12t36.437.9422.8921.38MPaK[]

4.8 容器液压试验时的应力校核

4.8.1 壳体应力校核

对IIII截面

(4-14) (4-15) 4-16)

(1)由试验压力引起的环向应力按JB-4710-2005式（5-8）计算



PT静液柱压力Diei (4-17)

2ei

[]

1.250.1070.133MPa t

[]

其中 PT1.25Pc

静液柱压力59109.81060.058MPa 则 

0.260.05812009.719.83MPa

29.7

(2)由试验压力引起的轴向应力按JB-4710-2005式（8-40）计算

1

P0.2081200TDi

6.43MPa (4-18) 4ei49.7

(3)由液压试验时引起的轴向应力按JB-4710-2005式（8-41）计算

-Ⅱ

mⅡgT

(4-19) 2

Diei

-Ⅱ

其中 mⅡ= 最大质量—裙座质量 T

-Ⅱ

mⅡ9419.244009019.24kg T

2

20266.289.8

5.43MPa

3.1412009.7

(4)弯矩引起的轴向应力按JB-4710-2005式（8-42）计算

3

-40.3MⅠⅠEMe

Di2ei

40.31.521050

4.16MPa 2

3.1412009.7

4.8.2 应力校核

液压试验时圆筒材料的许用轴向应力按JB-4710-2005式（8-43）计算

K0.9s

取较小值 (4-20) []cr=

KB

式中：K —— 载荷组合系数；取K1.2，B234MPa，ReL245MPa

故 []cr0.9Ks0.91.2245264.6MPa

0.9ReL0.90.85245187.4MPa

10.02MPa187.4MPa

1232.784.574.62.81MPa

234.574.69.17MPa

4.9 裙座厚度

裙座选用Q245R，ReL245MPa

当t150C时，[]t140MPa，E1.94105MPa 裙座厚度n12mm（包括壁厚附加量C2.3mm）有效厚度e9.7mm

裙座内外直径为Di1200mm，Do1224mm 取 B0.1E2

e

D

0.121.95

49.7Mi

1200



18 8.180.8ReL0.8245196MPa

则 []cr196M

P4.9.1 操作时裙座应力计算

(1)0-0截面操作时：

1M00

2maxcosZm0gKBcos 取较小值sbAsbK[]t

(因为圆筒形支座，故0，K1.2,则有K[]t1.2140168MPaKBcos2268.9MPa，取168MPa

Z2sb0.785Die0.7851.220.00971.096102m3

4-21) Pa

Asb3.14Die3.141.20.00970.037m2

代入上式即

00Mmaxm0g1.891058478.289.8

19.49MPa168MPa 2

ZA1.096100.037sbsb

(2)截面

操作时：

cos

2-ⅠⅠ-Ⅰ

KBcosMⅠmgmax0

 取较小者 t

AsmZsmK[]s

同上 =0。

式中：Asm —— 人孔处裙座壳的截面积，mm2

Asm3.14Dimes-bm2mes-Am (4-22)

Dim —— 手孔处裙座截面的内直径；Dim=800mm

bm —— 手孔水平方向最大宽度；bm=300mm

m —— 手孔管有效壁厚；m=7.7mm

lm —— 手孔管有效壁厚； lm=100mm

Am=2lmm=21009.7=1940mm2

所以 Asm3.1412009.（300）29.79.7-19402 31323.24m7-2

Zsm —— 手孔截面处裙座壳的截面系数，mm2

2

Zsm0.785DimesbmDimesZm

(4-23)

2

Zm2esl3

27.7100571047mm 9.7

Zsm=0.785120029.724501200571047=5737067mm3

2

Ⅰ-Ⅰ

m=操作时总质量-裙座下半部质量=5108.13-2000.95=4918.13kg 0

裙座材料为Q245R，其中s=140MPa，ks168MPa，kBcos=268.9MPa

故取最小值168MPa

-ⅠⅠ-ⅠMⅠMg6.491074918.139.8max0

+=+=128.5MPa＜168MPa，满足强度所以ZsmAsm[1**********]3.24

及稳定性要求。

(3)IIII截面

ⅡⅡ

MⅡmⅡgtmax0

+0.8kw (4-24) 操作时 w=ZwAw

其中： Zw=0.55Dotes

Dot=1224mm

Zw=0.55122429.7=7.99106mm3 Aw=2.2Dotes=2.212249.7=26120mm2

-Ⅱ-Ⅱ

MⅡmⅡg4.951074708.319.8tmax0

+=+=7.96MPa＜0.8k=0.81.2140=134.4MPaw

ZwAw7.991062.612104

4.9.2 水压试验时裙座应力验算

(1)0-0截面

00

kBcos2=1.2234=280.8MPa0.3Mwmmaxg1

+） (4-25) cosZsbAsb0.9Rel=0.9245=220.5MPa

0.32.61079419.249.8

+=6.88MPa＜220.5MPa 64

3.86101.910

(2)截面

--Bcos2234MPamⅠⅠ10.3MⅠⅠwmaxg cosZsbAsm0.9ReL220.5MPa

ⅠⅠ

4其中 mmax9419.2

2000.9592 29.24kg

0.32.011079229.249.88.78MPa

[1**********]5.24

(3)IIII截面

ⅡⅡ

0.3MⅡmⅡ0.31.281079419.244009.8wmaxgw=7.71MPa (4-26) 64

ZwAw2.84101.3910

m0.72KReL0.721.2245211.7MPa

以上截面在操作水平试验时都满足要求。

4.10 基础环设计

4.10.1基础环内外径

DobDis160~40012002001400mm DibDis160400800200600mm

4.10.2 基础环厚度

4.10.2.1 混凝土基础上的最大压应力

00

Mmaxm0g

bmax

Zb

Ab0.3M00

Mmg 取较大值 we



Zmax

bAb式中：Ab —— 基础环的面积；

A22

b0.785DobDib0.7851.020.620.502m2Zb —— 基础环的抗弯截面系数；

Z3.14D44

obDib3.141.040.6432D=b1.0

=0.08m2 ob327.91405108.13所以 0.080.502

19.0.8

9MPabmax0.32.674



0.08109419.0.502=204.298.M8Pa取 bmax1.9MP a

4.10.2.2 塔底裙座采用有筋板的基础环基础环厚度

b

(4-27) (4-28)

(4-29)

|X，|M|Y |M其中 MSmax

MXCXbmaxb2 MYCYbmaxl2

基础环材料取Q245R，则[]b400MPa

bDobDos）（14001224）88mm

b180

1.5。设n=12每两个地脚螺栓间设两块筋板，则Dob2nl，

l120

由1.5查表得 l

MX0.05501.090.1821061942Nm MY0.12301.090.1221061931Nm

|1942N m取 Ms|MX故

b m=5.4m考虑壁厚附加量C2.3mm，所以b5.42.37.7mm。实际基础板厚取为12mm。

4.11地脚螺栓

基础环中螺栓承受的最大拉应力按下式计算

00

MwMemTng



ZAb

B00b 取最大值 (4-30) 00

ME0.25MWMem0gZbAb

2.671044269.249.86

100.42MPa

0.5020.08

B

7.9100.252.67105108.139.81060.97MP

a0.080.502

因B0，则容器必须设置地脚螺栓,取B=0.97MPa作为计算地脚螺栓尺寸及个数，计算时考虑用4倍地脚螺栓数量n，求地脚螺栓根部直径。

d1

C2 (4-31)

式中：C2 —— 腐蚀余量； C22mm

bt—— 地脚螺栓的许用应力；选用Q245R，bt140MPa n —— 地脚螺栓个数；取n12

则

d1

0.002

0.020m= 20mm

现采用M243的地脚螺栓。

4.12裙座与壳体的对接焊缝验算

对接焊缝的拉应力按JB4710-2005式（8-69）校核。

-Ⅱ-Ⅱ

4MⅡMⅡgtmaxg0

0.6k0.61.2140100.8MPa (4-32) 2w

3.14Dites3.14Dites

其中 Dit800m m

式中： w —— 设计温度下焊缝材料的许用应力； w140MPa

kw1.2140168MPa (4-33)

44.951044708.319.8则10610.41MPa100.8MPa 2-333.140.87.7103.140.87.710满足强度要求。

第5章全塔工艺设计结果

全塔工艺设计结果一览表

设计内容质量流量质量流量体积流量体积流量塔径塔板间距理论塔板数实际所需塔板数实际塔板效率空塔气速堰长溢流堰高降液管底隙高板上液层高度浮阀数浮阀孔径阀孔气速浮阀动能因子临界阀孔气速孔心距开孔率单板压降负荷上限负荷下限气相负荷上限气相负荷下限操作弹性

符号及单位 L,kmol/h

精馏段

中间段

提馏段

247.68 371.52

3.2110

3

350.28 371.52

371.52 371.52

V,kmol/h LS,m3/s

3.45103

3.00 1.6

2.41103

3.05 1.6

VS,m3/s

D,m

2.98 1.6

HT,m

0.45 5 10

0.45 0.45

NT,块 NF,块

2 4

1 2

ET,%

u,m3/s lw , m

hw , m h0 , m Hd , m n , 个 d0 , m

1.48 1.04 0.056 0.023

1.49 1.04 0.055 0.025

1.52 1.04 0.058 0.018

0.208 288

0.208 0.208

222

0.039

222

0.039

u0,m3/s

F0 u0c,m3/s

8.57 10 8.87

0.075

10.93 11.35

10.64

10.87

t,m ,%

P, Pa

—— ——

0.075 13.16 665.79

雾沫夹带控制漏液线控制

0.075 13.21 637.21

雾沫夹带控制漏液线控制

17.07 545.59

雾沫夹带控制漏液线控制

VSmax,m3/s VSmin,m3/s

——

3.48 3.55 4.25

1.12 3.1

1.02 3.5

1.28 3.3

全塔结构设计结果汇总

设计内容塔高封头厚度筒体厚度保温层厚度基础环内径基础环外径基础环厚度容器的操作质量容器的最大质量容器的最小质量塔的自振周期裙座厚度裙座高度地脚螺栓个数地脚螺栓规格进料管回流管塔底出料管塔顶蒸汽出料管塔底进气管

符号及单位

Z/m

设计结果 9.89 5.7 5.7 100 100 140 18 6489.72 13459.62 4974.232 0.156 8 3.0 8 M243 383 382.5 253 32510 32510

e/mm e/mm /mm Dob/m

Dib/m St/mm m0/kg mmax/kg mmin/kg T1/s

es/mm

h/m

n/个 mm

Dob/mm Dob/m Dob/m Dob/m Dob/m

参考文献

[1]GB150-2011，压力容器 [S] .

[2]郑津洋，董其伍，桑芝富.过程设备设计 [M] .北京：化学工业出版社,2010. [3]JB 4710－2005，钢制塔式容器 [S] . [4]SH3098-2011，石油化工塔器设计规范[S].

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