脱丙烷精馏塔设计毕业设计说明书.doc

摘 要化工生产中做处理的原料、中间产物有若干组分组成的混合物，在化工、炼油、医药、食品即环境保护等工业部门，精馏过程在能量计的驱动下，气液两相多次直接接触和分离，利用气液两相各相份挥发度不同时挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分同时进行传质传热过程。塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中的比例都相当高。例如，在化纤装置中，塔设备投资比例为44.9%；而在年产4.5万吨丁二烯装置中，塔设备重量的比例高达54%之多。随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型及设计将越来越受到关注和重视。化工生产常需要进行液体混合物的分离已达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体的分离有多种方法，精馏就是其中最常用的一种。精馏塔是一种利用两组分的挥发度差异实现连续的高纯度分离的设备。其中，回流是构成气、液两相接触传质的必要条件，也是精馏之区别于蒸馏所在。本文设计的是脱丙烷精馏塔。首先，根据已知的产品回收率进行了工艺计算，包括流程的确定、物料衡算、最小回流比的确定、最小理论塔板数的确定、塔板效率和实际塔板数的确定等。然后对其结构进行了设计并得出流体力学计算结果。综合以上设计及计算又得到塔的负荷性能图，以便对其性能有一个直观的了解。本文最后对塔的附件进行设计并按照有关标准对其主要的部件进行强度和稳定性校核。在完整地确定出结构和尺寸后，利用pore绘制了塔的主要零件图和塔的整体结构图。关键词：精馏塔；工艺; 校核AbstractTower is an important unit operation equipment in industries such as chemical engineering, oil refining, medicine, food and environmental protection. It is used widely. According to statistics, tower equipment, regardless of their investment costs or the amount of steel or the weight of equipment in the process, accounts for very high proportion. For example, in the fiber installations, the tower facility investment ratio is 44.9%. In an annual output of 45,000 tons of butadiene units, the ratio of the weight of tower equipment is as much as 54%.With the development of the petroleum, chemical industry is developing rapidly, reasonable design of the power will become more and more concerned.Chemical production often requires the separation of liquid mixtures that have reached useful component purification or recovery purposes. There are many ways of liquid separating. Distillation is one of the most commonly used. The use of distillation column is a two-point difference in the achievement of continuous volatility of the separation of high-purity equipment. Among them, the return constitutes a gas, liquid two-phase mass transfer contact with the necessary conditions for the distillation is distilled from the host.Propane from distillation is designed in this article. First of all, the basis of known products of the process is used to calculate the recovery rate. Including the identification process, material balance, the determination of the minimum reflux ratio, the minimum theoretical plate number of the identified tray efficiency and the actual determination of the number plate. And then calculation of bear fruit designing have been carried out and reaching hydromechanics on structure. The function designing and calculating the load getting a tower above synthesis is pursued. Finally, the tower accessories are designed and proofread according to carrying out the intensity and the stability on those main components in connection with the standard the main body of a book. Overall structural drawing in the picture and tower ascertaining out structure and the dimension queen have been drawn by making use of pore.Key Words： distillation; technology;check毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作 者 签 名： 日 期： 指导教师签名： 日期： 使用授权说明本人完全了解 大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名： 日 期： 目 录摘 要IAbstractII第1章 绪 论1第二章 工艺计算32.1流程的确定32.2 物料衡算32.2.1 进料组成32.2.2 进料速度42.2.3 进料温度及压力的确定42.2.4 各组分在塔顶和塔底的分配52.2.5 计算各组分相对挥发度52.2.6 各组分在塔顶和塔底的分配52.3 塔顶、塔底压力和温度的确定62.3.1塔顶压力和温度的确定62.3.2塔底压力和温度的确定62.3.3 回流和温度的确定72.4 最小回流比计算72.5 最小理论塔板数计算82.6 适宜回流比和理论塔板数确定82.7 塔板效率和实际塔板数的确定92.8 进料板位置确定92.9 关于物料性质数据计算102.9.1 提馏段气相粘度102.9.2 精馏段气相粘度102.9.3 精馏段气相重度112.9.4 提留段气相重度112.9.5 塔底液相重度122.9.6 塔顶液相重度122.9.7 表面张力132.10工艺计算数据汇总表14第3章 结构设计153.1 已知数据153.1.1 精馏段153.1.2 提留段153.2塔颈、板间距的确定153.2.1 精馏段空塔速度计算153.2.2 精馏段塔径初选163.2.3 提馏段空塔速度计算163.2.4 提馏段塔径初选163.3塔板结构计算163.3.1 精馏段溢流装置163.3.2 精馏段溢流装置173.3.3 浮阀布置18第4章 流体力学计算204.1塔板压降204.1.1 精馏段204.1.2 提馏段204.2泄漏214.3降液管的负荷214.3.1 精馏段214.3.2提馏段21第5章 负荷性能图225.1 过量雾沫夹带器225.2液泛线225.3液相负荷上限线235.4液相负荷下限线235.5气相负荷下限线245.6弹性操作24第6章 机械设计256.1选择塔体材料256.2.按设计压力计算筒体和封头的壁厚256.2.1 筒体壁厚的计算256.2.2 封头壁厚256.3载荷计算256.3.1 自身载荷计算256.3.2 风载荷计算266.3.3 地震载荷计算276.4计算各种载荷产生的轴向应力286.4.1 设计压力在筒体中引起的轴向应力286.4.2 操作产生的轴向应力286.4.3 弯矩在筒体中引起的轴向应力286.5 按组合应力验算塔体和裙座的壁厚286.5.1 座体壁厚的计算286.5.2 组合压应力的验算296.5.3 筒体的组合轴向拉应力验算最大组合轴向拉应力计算306.5.4 压试验时的应力验算306.6 焊缝结构设计306.7基础环设计306.7.1 取基础环直径306.7.2 础环厚度计算316.8地脚螺栓直径的计算316.8.1 地脚螺栓最大拉应力计算316.8.2 计算地脚螺栓的根径316.9 螺栓座的结构32第7章 主要技术要求33结 论34参考文献34致 谢36第1章 绪 论 精馏塔在化工设备随处可见，是必不可少的工艺设备之一。因此精馏塔设备的研究备受世界各国政府及研究机构的高度重视。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。是化工生产中不可或缺的重要利用设备，其性能的优越对能源的产生重大的影响。在现代石油化工企业中，精馏塔的投资约占总投资的30%-40%左右。随着工业的迅速发展，能源消耗量不断增加，能源紧张已经成为了一个世界性的难题。为了缓解能源紧张的状况，世界各国竞相采取节能措施，大力发展节能技术，已经成为当前工业生产和人民生活中的一个重要课题。 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，使混合液得到分离。在精馏塔的塔板上的液层和填料的表面都是汽液两相进行热交换和质交换。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 精馏塔的控制方式:精馏塔的控制方式很多,其中有:1.提留段温度控制2.精馏段温度控制3.精馏塔温差控制4.恒流控制5.双温差控制6.压差控制7.在线仪表监测控制压差控制比较好蒸汽压力突然变化时，将直接影响塔釜难挥发组分的蒸发量，使当时塔内热量存在不平衡，导致气-液不平衡，为此如何将塔釜热量根据蒸汽进料量自动调节达到相对稳定，从而保证塔内热量平衡是问题的关键。在生产过程中，各精馏塔设备已确定，塔釜蒸发量与气体流速成正比关系，而流速与塔压差也成正比关系，所以控制好塔顶、塔釜压力就能保证一定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调节系统进行稳定调节或大部分为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。于是在蒸汽进料量不变情况下，我们对蒸汽压力变化情况与塔釜压力的变化进行对比，发现两者成正比关系，而且滞后时间极小。于是将蒸汽进料量与塔釜压力进行串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调节阀，蒸汽流量调节阀根据塔釜压力进行自动调节，通过蒸汽进料量自动增大或减少，确保塔釜压力稳定，从而保证了精馏操作不受外界蒸汽波动的影响。第二章 工艺计算2.1流程的确定脱丙烷塔的单位操作物料：C3、C4产品：丙烯腐蚀情况：一般现场收集数据：吉化炼油厂异丙醇车间流程示意图（图2-1）图2-1流程说明：一定状态的原料进入脱丙烷塔进行多组分的分离。在塔顶的组分中比丙烷烃的组分及少量重组分分离出来（气相）经冷凝器冷却到液相，经回流罐一部分打回流，一部分出产品。在塔体产品中，主要是一些重组分及少量的轻组分，产物（液相）出塔后，一部分作为产品，一部分进入作为产品，一部分进入再沸器使之成为气相，返回塔内。2.2 物料衡算2.2.1 进料组成进料组成的平均分子量：各组分分子量及体积分率（进料状况）表2-1组分iin反分子量30.742.08144.09758.12456.10856.10858.12456.108%组成1.055.08.515.84.8表2-2组分分子量30.742.08144.09758.12456.10856.10858.12456.108%组成1.055.08.515.84.8 =47.47092.2.2 进料速度 2.2.3 进料温度及压力的确定进料压力：进料压力为18.5kg/进料温度：进料为饱和蒸汽，其温度为露点温度，可用试差法计算至满足下式为止： 设，查图得列下表表2-3组分iin反%1.055.08.515.84.813.61.521.340.6750.630.60.520.510.002780.36180.063430.2340.077620.1750.03270.0541，所以进料温度为。2.2.4 各组分在塔顶和塔底的分配 轻关键组分 在塔顶和塔底的分配：塔顶：塔底： 重关键组分i在塔顶和塔底的分配：塔顶：塔底：2.2.5 计算各组分相对挥发度 据进料温度为，压力为18.5kg/ (绝压)，则组分在此条件下的和值见下表（以i为基准）。表 2-4组分iin反3.61.521.340.6750.630.60.520.55.3332.2521.98510.93330.88880.770.7412.2.6 各组分在塔顶和塔底的分配用清晰分割法计算各组分在在塔顶和塔底的分配，得出各组分在塔顶和塔底的分配如下表：表2-5组分进料塔顶塔底流量流量流量5.333.370.013.3700.011115002.252185.37700.55185.40.837935001.98528.6490.08528.220.134350.42920.0018883i153.250.1582.660.01660550.60.4395465i0.93316.1780.0480016.18010.13567640.88835.390.1050035.393930.2967921n0.775.7300.0175.730.0497786反0.7419.10.0279.1012950.076318219.797117.292282.3 塔顶、塔底压力和温度的确定2.3.1塔顶压力和温度的确定塔顶压力为18.4，设塔顶温度为46，利用，列表计算如下：表2-6组分iin反0.0111150.837930.134340.016600012.821.030.920.410.370.340.30.270.0039410.81350.146020.0405001所以确定塔顶温度为46。2.3.2塔底压力和温度的确定塔顶压力为18.6，设塔顶温度为100，利用，列表计算如下表2-7组分iin反000.001890.439550.1351680.296790.049780.076391.0910.950.90.85000.008750.47910.135680.28190.04480.0649所以确定塔顶温度为100。2.3.3 回流和温度的确定自塔顶至回流罐的管路压力降为0.5 ，=19.9.设：回流罐的温度为42，用列表如下：表2-8组分ii0.0111150.83790.13430.01660012.7710.870.380.360.340.04250.83790.11680.006300所以确定回流罐的温度为42。2.4 最小回流比计算因饱和气相进料，利用 计算最小回流比（以重关键组分为基准的相对挥发度）。因在重关键组分=1和轻关键组分=1.985之间，故用试差法计算，计算结果列表如下：表2-9组分K5.330.013.60.05333.93880.01532.2570.551.521.23850.856851.44541.9850.0851.340.168740.59020.28591i10.1580.6750.1580.39-0.4i0.9330.0480.630.044799-0.46167-0.0970.8880.1050.60.093333-1.5602-0.18437n0.770.0170.520.013097-0.6246-0.02097反0.7410.0270.50.019999-0.6543-0.0305671.01189因为,所以=1.395，那么。计算结果列表如下：表2-10组分5.330.0111150.00592433.9350.0015062.2570.83791.8912180.8622.193991.9850.134340.266670.590.45198i10.0166060.016606-0.395-0.04204i0.93300.-0.46200.88800-0.507012.605所以2.5 最小理论塔板数计算 由于采用了轻重关键组分，相当于将原来的多组分变为二组系统；同时塔顶蒸汽全部冷凝，所以最小理论塔板数，可用芬斯克求得：=10.99（块，不含塔釜）2.6 适宜回流比和理论塔板数确定 用化工原理（下）计算适宜回流比与理论塔板数，因为回流比一般为R=（1.22），此范围内取R值算出N值，计算如下：可近似的表示为取回流比R=1.5时，理论塔板数N=20.439最为合适。则=0.23553 则=0.42，所以 N=20.6872.7 塔板效率和实际塔板数的确定 塔底、塔顶几何平均温度=,进料平均分子粘度用公式：计算，计算结果如下页列表：进料液相分子平均粘度（67.8）表2-11组分iin反0.063430.36180.2340.032690.07620.1750.05410.07850.0230.1510.00240.1920.1980.26170.002980.0083210.035330.000080.014630.034650.014130.112从图中查得塔板效率为0.69，考虑其它因素取实际塔板效率为0.5，则实际所需塔板数N=20.6870.5=41.374块（实际取42块）2.8 进料板位置确定仿全塔最小理论塔板数的计算，可确定精馏段最小理论塔板数=3.9（不含加料板）。同理精馏段实际塔板数N=16.7块，取16块，则提馏段位26块。因此进料板位置从塔底上数第26块塔板上（实际上为第25块）。为了适应各种操作情况，取两个加料口，即在23、25板上各开一进料口。2.9 关于物料性质数据计算2.9.1 提馏段气相粘度利用计算，计算结果列表如下：表2-12组分i反00.003760.002450.4370.135740.28490.04420.0663100.024390.016253.60611.01642.1340.33670.49667.630.1160.01070.010.00960.010230.00980.00920.009530.0742.08144.09758.12456.10856.10858.12456.10800.0260.0160.03470.01040.02090.00310.00470.0972.9.2 精馏段气相粘度利用计算计算结果列表如下：塔底：表2-13组分ii0.015330.83990.0120.00170.00200.1287130.0742.08144.09758.12456.10856.1088.395.442885.430.010.0091690.08250.0880.00840.00878.44.9967.551.09061.2587.412.9.3 精馏段气相重度利用计算：计算结果如下页列表：表2-14组分0.015330.0748.16305.280.3281.0450.8624.030.3670.83942.08145.5364.60.40440.87490.7727.5631.540.1284244.0941.94369.670.43870.86220.7341.525.314i0.012158.12436407.980.51110.78190.6957.900.695i0.0018356.10839.48417.740.4660.76360.7154.310.09020.002456.10839.7149.40.46340.76060.7154.30.111138.125故精馏段气相重度为38.125。2.9.4 提留段气相重度利用计算，计算结果列表如下：表2-15组分0.006342.08145.5346.60.04091.0230.8329.7540.05210.003744.09742369.690.4431.0090.8231.550.03880.431658.124364080.5170.9140.7247.3330.54i0.134556.10839.48417.740.4170.8930.7245.736.0270.297456.10839.2419.40.4680.8890.7444.58913.3570.048958.12437.474250.4960.877.0.7148.033.357反0.077656.10840.5428.460.4590.8710.7445.733.56746.135故提馏段气相重度为46.135。2.9.5 塔底液相重度 计算结果列于下表：表2-16组分I反0.430.470.470.4680.5%0.43160.13450.29740.04890.077610.18560.06320.13980.0230.0390.4506故塔底液相重度为453.2。2.9.6 塔顶液相重度计算结果列于下表：表2-17组分iin反00.46570.460.5280.5650.5650.550.591%01.5384.012.841.210.1830.6024010000.390.0680.00640.0010.0014000.4668故塔顶液相重度为466.8。2.9.7 表面张力 塔底液气密度差为。塔底平均分子量为56.89，故塔底表面张力为3.25达因/厘米。塔底液气密度差为。塔底平均分子量为42.77。故塔顶表面张力为5.3达因/厘米。2.10工艺计算数据汇总表表2-18名称提馏段精馏段操作压力18.618.4操作温度10046回流比2.4081542.408154气相重度46.13538.125表面张力3.255.5122液相重度450.6466. 8进料压力18.518.5进料温度7171气相粘度cpcp气相流量420.28757.3734518.25575849.5370.143950.23598液相流量536.873536.87367.378649.2820.0187160.013689第3章 结构设计3.1 已知数据3.1.1 精馏段气相密度 =38.125液相密度 =466.8液体表面张力 =5.3气体粘度 =气相流量 =0.23598液相流量 L=0.0136893.1.2 提留段气相密度 =46.135液相密度 =450.6液体表面张力 =3.25气体粘度 =气相流量 =0.14395液相流量 L=0.0187163.2塔颈、板间距的确定3.2.1 精馏段空塔速度计算液泛速度；取=600；，则-=510，动能参数，故查得，则：C=0.0664，故=0.222，适宜空塔流速取0.75=0.750.222=0.1668。3.2.2 精馏段塔径初选；故圆整=1400（实际空塔速度为0.153）。3.2.3 提馏段空塔速度计算液泛速度；取=600；，则-=505，动能参数，故查得，则：C=0.0452，故=0.1343，适宜空塔流速取0.75=0.750.1343=0.103。3.2.4 提馏段塔径初选；故圆整=1400（实际空塔速度为0.0935）。3.3塔板结构计算3.3.1 精馏段溢流装置溢流量为49.282 ，则选单流型塔板，弓型堰：（1）、堰长：取堰长：，溢流强度：在30100 范围内。（2）、堰高：； ；据，查图表得E=1.05，则： =0.0388，故取=0.035.故=0.09-0.035=0.055m。（3）溢流管底与塔板之间的距离取，则m（4）、液体在溢流管中停留的时间及速度由 查图得 ，则：故可以。降液管流速 。3.3.2 精馏段溢流装置溢流量为67.3786 ，则选单流型塔板，弓型堰：（1）、堰长：取堰长：，溢流强度： 在30100 范围内。（2）、堰高：； ；据，查图表得E=1.03，则： =0.042，故取=0.042.故=0.09-0.042=0.053m。（3）、溢流管底与塔板之间的距离取，则m（取50mm）。（4）、液体在溢流管中停留的时间及速度由 查图得 ，则：故可以。降液管流速 。3.3.3 浮阀布置（1）精馏段浮阀数的初算选标准F1型浮阀，计算阀孔气速，取=11，浮阀数(个)（2）精馏段浮阀数的确定 取无效区宽度为50mm，破沫区宽度为70mm，在塔板有效区取孔距为75mm和排间距80mm，按等腰三角形叉排得，实际浮阀数为120个故实际阀孔气速为：1.6.实际阀孔动能因数： =（满足条件），开孔率：（符合）（1）提馏段浮阀数的初算选标准F1型浮阀，计算阀孔气速，取=11，浮阀数(个)（2）提馏段浮阀数的确定 取无效区宽度为50mm，破沫区宽度为70mm，在塔板有效区取孔距为75mm和排间距80mm，按等腰三角形叉排得，实际浮阀数为84个故实际阀孔气速为：1.474.实际阀孔动能因数： =（满足条件），开孔率：（符合）第4章 流体力学计算4.1塔板压降4.1.1 精馏段（1）、干板压降：m液柱（2）、液层阻力降： m液柱（3）、克服液体表面张力的压力降：m（4）、每层塔板压力降：=0.057+0.057+=0.1168m液柱4.1.2 提馏段（1）、干板压降：m液柱（2）、液层阻力降： m液柱（3）、克服液体表面张力的压力降：m（4）、每层塔板压力降：，% ，K取1，查图得=0.128，故56.5%, ，因此小于（符合要求）。4.2泄漏 精馏段：取泄漏时阀孔动能因数为5，小于设计的阀孔动能因数。 提馏段：取泄漏时阀孔动能因数为5，小于设计的阀孔动能因数。4.3降液管的负荷4.3.1 精馏段计算降液管内允许最大流速：，取为降液管内允许的最大流速，现设计的降液管流速为，故降液管没有超过负荷。4.3.2提馏段计算降液管内允许最大流速：，取为降液管内允许的最大流速，现设计的降液管流速为，故降液管没有超过负荷。第5章 负荷性能图5.1 过量雾沫夹带器 精馏段 取泛点率为， 则，简化并整理上式得：+2.72=0.401，当=0时，=0.401，当=0.01时，=0.401-0.04374=0.35726.。根据以上两点可作出泛点率为的雾沫夹带上限线。 提馏段取泛点率为， 则，简化并整理上式得：+2.72=0.2755，当=0时，=0.2755，当=0.01时，=0.2755-0.0272=0.2583。根据以上两点可作出泛点率为的雾沫夹带上限线。5.2液泛线精馏段：，计算与的关系，计算结果列表如下：表5-1序 次12340.001370.00160.0020.00240.38590.370.3380.314根据表中数据即可作出液泛线提馏段：，计算与的关系，计算结果列表如下：表5-2序 次123450.00200.00240.00280.00320.00360.2290.2130.1960.1760.153根据表中数据即可作出液泛线5.3液相负荷上限线 精馏段： 提馏段：5.4液相负荷下限线精馏段：，故提馏段：，故5.5气相负荷下限线 精馏段：， 取=5，则：0.81，故=0.116提馏段：， 取=5，则：0.736，故=0.0745.6弹性操作精馏段：操作弹性= 提馏段：操作弹性= 第6章 机械设计已知：1、塔板为1400mm，塔高为33500mm；2、工作压力18.6 ，工作温度为100 ，工作介质腐蚀性轻微；3、设备所在区域的基本风压为50;4、不计偏心载荷。设计过程如下：6.1选择塔体材料 塔顶装有安全阀，故设计压力为，所以取设计压力为20； 工作温度为100 ，工作安全介质腐蚀性轻微，故选用常用的16MnR钢作为塔体材料。6.2.按设计压力计算筒体和封头的壁厚6.2.1 筒体壁厚的计算 ，取负偏差mm，腐蚀余量，则=1+0.8=1.8mm；mm，考虑实际其他问题故取壁厚为18mm。6.2.2 封头壁厚采用标准椭圆形封头，取其壁厚与筒体壁厚相同，即18mm，其直边高度为40mm。6.3载荷计算6.3.1 自身载荷计算（1）、塔体重量 一米高筒节重630kg，塔体实际长度为29.1米；每个封头重334kg，共2个；取裙座材料为钢，并设裙座实际壁厚为18mm，3.5米高。故：设备自重载荷为（2）、内构件重量 取浮阀塔盘重为75kg，由工艺条件知其有42个塔盘，所以内构件重量为：（3）、保温层重量 取保温层厚度为0.1米，保温层密度为300，所以塔体保温层重量为：，封头保温层重量为kg，故保温层重量为1213+138=4351kg（4）、平台重量 由工艺条件知，共开设5个人孔，所以相应在人孔处设置平台，共5个，每个平台成半圆形。取平台宽度为0.9米，查得平台单位重量为150,所以设备平台总重量为：（5）、物料重量塔盘充液重约为70，取塔釜液面高为1.8米，物料密度是453.3，故物料重量为：。（6）、附件重量各接管、法兰重约为1696.7kg；取笼式扶梯，其单位重量为40，其长度为24米，共重为：960kg，故附件重为：1696.7+960=2656.7kg。（7）、充水重量 筒节为44773kg，封头为842kg，故充水重量为45195kg。操作时重量：41533kg；水压实验时重量：80946kg，安装时重量：31872kg。6.3.2 风载荷计算风压沿塔分若干段，各段高如图00为裙座底部的计算截面，11为裙座人孔的计算截面，22为同体的危险计算截面。（1）、各段风载荷计算各计算风段风载荷如表所示：表6-1计算段011223344551.63071.63071.63071.63071.6171.5995050505050500.780.780.811.151.331.4312.56.510103.51.6362.0362.0612.0682.0522.0827322762213591545567（2）、各计算截面风弯矩的计算 各计算00、11、22截面的风弯矩可按下式计算： 计算截面00风弯矩： 计算截面11风弯矩：计算截面22风弯矩：6.3.3 地震载荷计算 对于等直径、等壁厚的塔设备，可按以下各式计算各截面的地震弯矩：（1）、截面00的地震矩按下式计算（2）、截面11的地震矩按下式计算（3）、截面22的地震矩按下式计算6.4计算各种载荷产生的轴向应力6.4.1 设计压力在筒体中引起的轴向应力：6.4.2 操作产生的轴向应力：6.4.3 弯矩在筒体中引起的轴向应力：用下式计算；（1）、对00截面（2）、对11截面（3）、对22截面6.5 按组合应力验算塔体和裙座的壁厚6.5.1 座体壁厚的计算 取筒体壁厚的计算，验算在危险界面上的应力。危险截面的位子，一般在裙座基底截面或人孔以及较大管线引出孔处。（1）、如基底截面00为危险截面时应满足以下条件： 操作时：（取其中较小值） 水压试验时：（取其中较小值），；取则：擦作时： 水压试验时： ，以上二式满足条件故00截面安全。（2）、裙座人孔处截面11为危险截面时应满足以下条件：操作时：（取其中较小值） 水压试验时：（取其中较小值），；取则：擦作时： 水压试验时：，以上二式满足条件故00截面安全。6.5.2 组合压应力的验算 对于内压筒体，最大压应力出现在背风侧。筒体的最大压应力满足下式：，故00、11、22三截面满足上式条件。6.5.3 筒体的组合轴向拉应力验算最大组合轴向拉应力计算00截面：11截面：22截面：6.5.4 压试验时的应力验算水压实验时筒体危险截面22上的一次薄膜应力应满足下列条件： ，因此满足强度条件。6.6 焊缝结构设计 由于对接焊缝受压可承受较大的轴向载荷，故选用对接焊缝结构，不须验算 。6.7基础环设计6.7.1 取基础环直径基础环外径： cm,取cm圆整后取174