精馏塔强度计算实例
精馏塔计算例题
精馏塔计算例题————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期：【例4-1】 在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。
进料为汽-液混合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进料平均组成x F =0.35，假定进料中汽、液相达到平衡。
要求塔顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的96%进入馏出液中。
取回流比为最小回流比的1.242倍。
试计算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出提馏段方程；（4）假定各板效率为0.5，从塔底数起的第一块板上，上升蒸汽的组成为多少？解题思路：()Wx 1 问要求的，此法不通）（第 3 1WL Wx x W L L y Wx Dx Fx F m m WD F -'--''=+=+ WFD W D F x Fx DxW D F Wx Dx Fx 联立解得只要通过 96.0 , =+=+=()11 21+++=+R x x R Ry D n n ()n n n x a ax y 11-+= ()F F F x x y 11-+=ααqq q D m x y y x R --=11---=q x x q qy F ()F F f Fy q qFx Fx -+=1 （3）提馏段方程可以简化或代入提馏段方程本身求，也可以用两点式方程求得，即点（x w ，x w ）和进料线与精馏线交点（4）5.0 1*2122=--=→→y y y y E y MV 逐板计算法解题过程：()0223.0361.0193.0361.035.01361.093.035.096.0, 96.0 1=-⨯-=--=--=-=⎩⎨⎧+=+==⨯=∴=FD x F Dx DF Dx Fx W Dx Fx x Wx Dx Fx WD F F D Fx Dx DF DF D F W W D F FD得：由()()()()()186.08.0 1493.014411 0.422.3242.1242.1 22.3272.0428.0428.093.0 428.0272.0 07.03.27.012 7.0 15.035.015.05.011 5.0 428.01272.035.0 1 1 12 2, 272.011272.0428.0 11 22+=+++=+++=∴=⨯===--=--=∴⎪⎩⎪⎨⎧==∴=-+⇒⎪⎩⎪⎨⎧+-=-=+-=---=---=∴=∴⨯-+⨯=-+=∴-'=-+=∴=∴⨯-+⨯=-+=n n n D n n m q q q D m q q f FF F n n n x y x R x x R R y R R x y y x R y x x x x y x x y x y x q x x q q y q q q y q F Fqx Fx FLL q qq xxy a a a x a ax y 即：精馏段方程为：线的交点联立求解平衡线与进料即，进料线方程为：气相所占分率为分率，则可视为进料中液相所占在汽、液混合进料中，：平衡线方程为Θ()()()0109.049.11361.05.0361.040223.01361.01361.05.0361.045.0361.04111 311-=-++⨯⨯-+-++⨯+⨯=-++⋅⎪⎭⎫ ⎝⎛-+-++⋅+⋅=-++-+-+++=-+--++=-'--''=++m m m W m W m W m W m m x y x FD q F D R x F D x F D q F D R qF DR FD qF RD x F D x F D qF RD qFRD WqF L Wx x W qF L qF L W L Wx x W L L y ()即提馏段方程由两点式直线方程有：解得：）的交点（又通过精馏线与进料线过点（又一解法：提馏段方程 0107.049.1 285.049.1414.0 285.00223.0285.0414.00223.0414.0 414.0285.0 7.0186.08.0 ,),, 12112111111111-=-=---=----=--⎩⎨⎧==⇒⎩⎨⎧+-=+=x y x y x y x x x x y y y y y x x y x y y x x x W W()0569.0 5.00436.00702.00436.0 0702.00364.010364.0212 0364.049.10107.00436.049.10107.0 0107.049.1 0436.00223.010223.0212 ?4221*21222*22*2122112112=∴=--=--==+⨯=+==+=+=∴-==+⨯=+==y y y y y y E x x y x y y x x y y x x x y x y y MV W W w 根据默弗里板效率公式成平衡关系与。
多组分精馏的简捷计算和逐板计算举例
0.59842 0.000984
w
lg 6.24
1
4.6
塔釜温度17℃，利用气相中的烷烃冷凝提供塔釜中需要的热 量，可以认为是塔顶部分冷凝，塔釜泵厢式循环。
最小回流比：
ibzi 1 q
ib
ib xdi
ib
Rm
1
其中需要注意的问题： zi是题面中的数据；1-q=0.36；采用牛顿迭代法；b组分选 取（i—C40挥发度最小）；采用全塔平均温度-39℃和压力
C10 : yn1 0.3026xn 0.5279
C2 : yn1 0.3026xn 0.1353
C20 : yn1 0.3026xn 0.0204
相 平 衡 方 程 中 的 ib 是 精 馏 段 平 均 温 度 下 的
值： 95 60 77.50C ，（进料温度与塔顶温度的平均值）
⑦逐板计算 相平衡方程与操作线方程交替运用。
精馏段相平衡方程：xi
yi ib yi ib
xi 1
手算 0.005，计算机计算 0.0001
精馏段操作线方程：yn1,i
R R
1
xn,i
1 R
1
xd
,i
R 0.434
yn1,i 0.3026xn,i 0.6974xd,i
H2 : yn1 0.3026xn 8.7175103
⑥确定进料位置 因为是气液相进料，可以采用芬斯克公式计算精馏段塔板数 塔顶温度：-95℃；进料温度：-60℃；塔釜温度：17℃ 从塔顶温度与进料温度相差不大，可以判断精馏段塔板数不 会太多，采用全塔的平均温度计算误差会很大。所以，采用 塔顶温度和进料温度的平均值 95 60 77.50C 来计算。
yi ib
精馏塔衡算——精选推荐
精馏塔设计精馏塔T1的设计计算精馏塔内气液两相流量和有关物性的平均值如下：ρL=960.414kg/m3，ρV=0.932kg/m3，L S=6.36×10−3m3/s，V S=8.48m3/s，σ=25dyne/cm一、塔径初选F LV=L SV S∙(ρLρV)0.5=6.36×10−38.48×(960.4140.932)0.5=0.024参考表4-10，取H T=0.5m（板间距）查图4-9得：C20=0.09液泛气速：u f=C20∙ρL−ρVρV 0.5=0.09×960.414−0.9320.9320.5=2.89m/s取泛点百分率为80%，可求出：设计气速：u n′=0.8×2.89=2.31m/s所需气体流通面积A n′=V Su n′=8.482.31=3.67m2参考表4-9选择单流型塔板，取堰长L W=0.7DA f′A T′=A T′−A n′A T′=0.088 A T′=A n′1−0.088=3.670.912=4.02m2D′=4A Tπ=4×4.023.14=2.26圆整到D=2.3mA T=πD24=4.15m2A f=0.088A T=0.365m2A n=A T−A f=3.785m2u n=V SA n=2.24m/s,L w=0.7D=0.7x2.3=1.61m实际泛点百分率为：u nu f =2.242.89=0.775二．塔板详细设计选择平顶溢流堰，参考表4-11，取堰高 w=0.05m采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取 0=0.04m取W s=W s’=0.07m,W c=0.05m,又从图4-21求出W d=0.145D=0.3335m 于是，可以算出：x=D2−（W d+W s）=0.7465mr=D2−W c=1.1mA a=2(x r2−x2+r2sin−1xr)=3.01m2取d0=6mm，t/d0=3.0,ϕ=A0A a =0.907(t/d0)2=0.1008A0=ϕA a=0.1008x3.01=0.303m2三．塔板校核(1).板压降的校核取板厚δ=3mm，δ/d0=3/6=0.5，A0/(A T−A f)=0.303/(4.15-2x0.365)=0.0886 查图4-14得，C0=0.74，则：d=12g ρVρL(u0C0)2=0.075m液柱由图4-11查得，E=1.025堰上液高： ow=2.84x10−3E(L HL w)2/3=0.017按面积（A T−2A f）计算的气体速度：u a=V sA T−2A f=1.31m/s 相应的气体动能因子：F a=u aρV0.5=1.26由图4-16查得液层充气系数β=0.63液层阻力： L=β( w+ ow)=0.63x(0.05+0.017)=0.042m液柱于是，板压降： f= d+ L=0.075+0.042=0.117m液柱(2).雾沫夹带量的校核按F LV=0.024和泛点百分率0.775，从图4-22查得：Ψ=0.11e V=Ψ1−ΨL sρLV sρv=0.095<0.1(kg液体kg干气体)(3).溢流液泛条件的校核w=0.05m， ow=0.017m，Δ=0， f=0.117mf=0153x(L sL w L0)2=0.0015m故降液管内的当量清液高度H d=0.05+0.017+0.117+0.0015+0=0.1855取φ=0.6，降液管内泡沫层高度：H fd=H dϕ=0.310<0.55不会发生溢流液泛。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
简单精馏塔严格计算
设计一脱丙烷塔。
已知进料量h kmol /100，原料压力MPa 0.1，温度50℃,组成如下表。
塔操作压力0.817()MPa A ，塔顶设全凝器，塔底设再沸器。
分离要求：塔顶异丁烷含量为0.06，塔底丙烷含量为0.06解：（一）、用简捷法得到如下基本参数（二）LM 法1、初步确定理论级数1）设8=S 、2=n 、6=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算，结果列表：2）设7=S 、2=n 、5=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算3）比较进料板液摩尔分数已经接近，可进入第一次循环。
2、第一次循环 1）塔顶塔底量调整1585.035.165.684977.05652.0=+-==∆A d 4004.062.538.42206.01871.0-=+-=∆B d4509.07076.122107.02924.22716.02716.02107.0-=+-=∆C d 0073.09972.4037.00028.00102.00102.00370.0=+-=∆D d归零化，使得∑=∆0d ，i iw d∆-=∆-2）根据调整后的数据进行塔的逐板计算，结果列表，各板的汽液流率和摩尔分数列表 3）温度分布 4）计算各板气液流率 5）计算换热器热负荷 6）计算各板汽体液体流率 7）核算各板气液组成（1）各板汽液流率和温度确定相对挥发度 （2）逐板计算3、采用同样的方法，经过4次循环，结果如下：基本达到要求。
故理论板数为7.。
精馏塔强度计算实例
第六部分 塔内件机械强度设计及校核6.1精馏塔筒体和裙座壁厚计算选用16MnR 钢板，查《化工设备机械基础》表9-4得：，MPa 170][t =δ焊接采用双面焊100%无损探伤检查，焊接接头系数00.1=ϕ，则由筒体的计算厚度为：[]0.111823000.76()2217010.1118c i p D c mm t p δσϕ⨯===-⨯⨯-查《化工设备机械基础》表9-10得mm C 8.01=，加上壁厚附加量C=2mm ，并圆整，还考虑刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体、封头和裙座的名义厚度Sn 为8mm ，则有效厚度 826mm e n C δδ=-=-=（）应力校核：采用水压试验，试验压力为[][]1701.25 1.250.11180.14170T tp pMPa σσ==⨯⨯=（） 压力试验时的薄膜应力()eT δδσ2D p e i T +=故()0.142300626.9()26T MPa σ⨯+==⨯查表9-4，16MnR 的MPa s 345=σ故0.90.91345310.5()26.9MP s T MPa a ϕσσ=⨯⨯==＞ 所以满足水压试验要求。
封头采用标准椭圆封头 6.2精馏塔塔的质量载荷计算 6.2.1塔壳和裙座的质量圆筒质量塔体圆筒总高度Z 8m =()1422iD -D Z m πρ=()2232.316 2.300137.85105916.554kg π=-⨯⨯⨯=6.2.2封头质量查的DN2300，壁厚8mm 的椭圆形封头的质量为251kg ，则kg 5022251m 2=⨯=6.2.3 裙座质量 圆筒裙座尺寸：23002316is os D mm D mm ==，。
()钢πρs 2is 2os 3H D -D 4m =2232.312 2.327.85106824kg π=-⨯⨯⨯=（） 011233640.955026824825m m m m kg =++=++=6.2.4塔内构件质量塔盘单位质量为175.59kg02175.59152633.9m kg =⨯=6.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量010.250.2548251206.3a m m kg ==⨯=6.2.6保温材料质量03m '为封头保温层质量，查《化工工艺设计手册》选用硅酸钙制品，厚度为150mm()2203000203224s m D D H m δρ⎡⎤'=+-+⎣⎦π ()()222.31620.15 2.3161330020.5870.3983004643.204π⎡⎤=⨯+⨯-⨯⨯+⨯-⨯=⎣⎦kg6.2.7平台、扶梯质量()()[]F F P 2s 02s 004H q nq 212D -B 22D 4m +⨯+++=δδπ()()2212.31620.120.9 2.31620.1221504012423376.1π⎡⎤=⨯+⨯+⨯-+⨯⨯⨯⨯⨯+⨯⎣⎦=kg式中：P q ------平台单位质量，为；2m /kg 150 F H -----扶梯高度，为12m ；F q ------笼式扶梯的单位质量，为；m /0kg 4 n------平台数量。
化工原理 精馏塔 公式计算
x3
x3
0.9082
y3
y4
0.9380
x4
x4
0.8721
y4
y5
0.9171
x5
x5
0.8332
y5
y6
0.8946
x6
x6
0.7930
y6
y7
0.8714
x7
x7
0.7535
y7
y8
0.8486
x8
x8
0.7166
y8
y9
0.8273
x9
x9
0.6837
y9
y10
0.8083
x10
x
y
x10
0.6554
精馏段
y1 0.9787 y5 0.9171 y9 0.8273 y13 0.7675
x1 0.9540 x5 0.8332 x9 0.6837 x13 0.5982
y2 0.9644 y6 0.8946 y10 0.8083 y14 0.7589
提馏段
x0 0.6002
x4 0.5900
x8 0.5117
23
0.7784
24
0.6131
25
0.7675
26
0.5982
27
0.7589
28
0.5868
29
0.7523
30
0.5781
31
0.747274669
32
33
1.1 30
1.1 15 16 30
最大汽相负荷线 最小汽相负荷线 降液管液泛线
1.2
1.3
1.4
1.5
26
24
塔精馏塔的计算1
一、塔精1.全的物料衡算由于水的沸点为100℃，正丁醇的沸点为117.7℃故水作为轻组分，正丁醇作为重组分，产品正丁醇从塔底出来。
%74.9874/05.018/95.018/95.0F =+=xM F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h总物料衡算 F=D+W=252 （1） 采用填料塔连续精馏由正丁醇-水平衡数据作图，画出正丁醇—水溶液y-x 图，求得mi n R 取min 5.1R R =过点（0.9994，0.9994）作平衡线的切线，则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192，故求得最小回流比为0.9248，所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数：T N （包括再沸器）=9块其中精馏段1N =4块，提留段（包括再沸器）=5块，第五块为进料板。
实际塔板数求取：由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946%892.574/985.018/015.018/015.0=+=W x由平衡线方程1(1)xy xαα=+-得顶α=8.99塔底：x x w m ==0.05892，y m =0.2234 同理得底α=4.56ααα==6.4塔顶温度100℃，塔底温度117.7℃ 定性温度为85.10827.117100=+℃查附录得s Pa ⋅=m 390.0μ1μ正丁醇=2.948求得()smPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ⋅αmμ=6.4×0.422=2.70查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板：%1000⨯=PT N N E8110=-=＋E N N T P ，取8块（包括再沸器）精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算有效高度：Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67mZ=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)实际填料高度：2.42×（1+0.2）=2.9m(精馏段) 2.25×（1+0.2）=2.7m(提留段) 设裙座为1m总塔高；H=2.9+2.7+1=6.6m4.泛点气速的计算影响泛点气速的因素很多，其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式（最新版）目录一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述二、精馏塔的计算方法和公式三、精馏塔的适用范围和示例四、结论正文一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述精馏塔是一种常用的分离技术，广泛应用于化工、石油、医药等领域。
在精馏过程中，需要对塔内流体进行严格的计算，以确保分离效果达到预期。
RadFrac 是精馏塔严格计算模块的一种，可以对两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系进行精确计算。
二、精馏塔的计算方法和公式精馏塔的计算方法主要包括物性数据库和计算模块两部分。
物性数据库包含了流体的热力学性质、相图和状态方程等数据，用于提供流体的基本特性。
计算模块则根据这些数据，运用精馏原理和数学模型进行计算。
精馏塔的计算公式主要包括以下几个方面：1.物料平衡：计算塔内各组分的摩尔流量和摩尔浓度。
2.热量平衡：计算塔内各组分的热量流入和流出，以及塔内热量分布。
3.动力学平衡：计算塔内各组分的速度和压力分布，以及液相和气相的流速。
4.相平衡：计算塔内各组分的相态变化，以及相图和状态方程。
三、精馏塔的适用范围和示例RadFrac 模块适用于各种精馏过程，包括普通精馏、吸收、汽提、萃取精馏、共沸精馏、反应精馏（包括平衡反应精馏、速率控制反应精馏、固定转化率反应精馏和电解质反应精馏）、三相（汽液液）精馏等。
下面以乙苯苯乙烯精馏塔为例，介绍 RadFrac 模块的应用。
进料条件：乙苯和苯乙烯的混合物，进料组成为乙苯 80%，苯乙烯 20%。
冷凝器形式：壳管式冷凝器。
冷凝器压力：0.1MPa。
再沸器压力：0.2MPa。
产品纯度要求：产品中乙苯纯度大于 99.5%。
根据以上条件，使用 RadFrac 模块进行严格计算，得到塔顶压力为0.05MPa，塔底压力为 0.01MPa。
通过调整塔内操作参数，可以实现乙苯和苯乙烯的分离。
四、结论精馏塔严格计算模块 RadFrac 是一种强大的工具，可以对各种精馏过程进行精确计算，为工程实践提供重要依据。
精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。
计算过程描述如下：第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500SiHCl3塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3．由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫 ，()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN N Y N -=+ 第四步 由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值，初始化汽液流量j V 和j L 。
精馏塔的计算.doc
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。
苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。
5.1 确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃平均压力：()=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯⨯-⨯333100.107519.75100.10100.30213103.015⨯pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=⨯Nm 3/h操作状况下的体积： V 1=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= m 3/s气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240= kg/m 3液体负荷： L n =9470.036003409.2240= m 3/s171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3（2）提馏段：图5-2 提馏段物料图平均温度：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐 5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
二元连续精馏塔的计算与分析汇总课件
连续精馏塔具有连续进料、连续出料的特点，适合大规模生产；间歇精馏塔则 适合小规模或试验生产。二元精馏塔主要针对两种主要成分的分离，操作较为 简单。
二元连续精馏塔的应用与发展
应用
二元连续精馏塔广泛应用于石油、化 工、制药等领域，用于分离两种沸点 相近的物质。
发展
随着分离技术的不断进步，二元连续 精馏塔在操作工艺、热力学、节能降 耗等方面不断优化，未来发展方向为 高效、节能、环保。
THANKS
感谢观看
03
通过热量衡算可以确定各组分的温度分布和热能利 用情况。
精馏塔的塔板数计算
01
02
03
根据操作条件和分离要 求，确定适宜的塔板数。
通过计算理论板数和实 际板数，确定适宜的操 作压力、温度和进料位置。
塔板数计算是精馏塔设 计和操作的重要参数， 直接影响分离效果和能耗。
PART 03
二元连续精馏塔的模拟与 分析
精馏塔的模拟方法
01
数学模型建立
02
数值求解方法
03
模拟软件应用
根据精馏塔的物理和化学性质， 建立数学模型来描述其操作过程。
采用数值求解方法，如有限差分 法、有限元法等，对数学模型进 行求解。
利用专业模拟软件，如Aspen、 Simulink等，进行精馏塔的模拟 分析。
精馏塔的操作参数分析
01
02
二元连续精馏塔的计 算与分析汇总课件
目录
PART 01
绪论
精馏塔的定义与重要性
精馏塔
是一种用于实现液体混合物分离 的设备，基于不同物质间沸点的 差异实现分离。
重要性
精馏塔是化工、石油、食品等工 业中常用的分离设备，对于提高 产品质量、降低能耗具有重要意义。
精馏塔机械强度校核 整理版
3 各段平台构件的投影面积 A A = Doi ×ph
其中 ph--------平台厚度，根据《塔设备设计》取厚度 20mm
4 操作平台当量宽度 K4
2 A
K4 = l0
其中
l0 --------操作平台所在计算段长度 5 各计算段的有效直径 Dei ，mm Dei = Doi 2si K4 do 2 ps
23.51269496
T1 T 2 T 3 16<0.9K (满足要求) T 2 T 3 36.06 []cr (满足要求)
裙座轴向应力校核 计算内容
裙座有效厚度 es ，mm
裙座筒体直径 Dis ，mm 0-0 截面积 Asb ， mm2 0-0 截面系数 Zsb mm3
KB，MPa
+2s
)2 - ( Di+2n )2 ] H0 +2 m'03
其中
Di---------塔体内直径，800mm
n ---------圆筒名义厚度，6mm
s ---------保温层厚度，30mm
H0 ---------筒体高度，14700mm
----------保温层密度，查过程装备设计基础知 =170 kg/ m3
12 最小质量 mmin
mmin = m01 + 0.2 m02 + m03 + m04 + ma + me
13 最大质量 mmax
mmax = m01 + m02 + m03 + m04 + ma + me + mw
14 塔设备的自振周期 T1
T1 =90.33H
精馏塔计算
则， 假设t(℃) 则， 82
x1 y1 PA0 PB0 x1 y1 PA0 PB0 0.23
则塔顶温度为t(℃)
则相对挥发度 2、塔进料处 假设t(℃) α x2
85.06190349 则，
90 则，
假设t(℃) 则，
91
PA0 PB0 x1 y1 PA0 PB0 x1 y1 PA0 PB0 0.01
93.97875314 0.057178571 0.12553484 228.2528547 96.72332829 0.034985846 0.078811933 110.1258575 234.9144457 99.88848369 2.351767061 2.450971388 2.492046986
2、提馏段液体的摩尔流量 提馏段气体的摩尔流量
L" V"
kmol/h kmol/h
501.8242979 304.8846583
Ln 10.12223
塔底物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 18.14 塔底气相密度 ρ g kg/m³ 0.576892967 塔底液相密度 ρ l kg/m³ 899.316916 查的 B58 温度下水的表面张力 σ N/m 0.0165 提馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 9586.887035 2.663024176 提馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.12223011 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.041687644 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.072169227 则最大允许速率 umax m/s 2.848534424 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.993974097 则提馏段塔径 D m 1.640844606 则D可取 m 1.8 由表可知，当塔径取1.8m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。 则塔有效段高为： Z m 12.4
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式(一)
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式(一)精馏塔严格计算模块 radfrac 公式1. 引言精馏塔是一种常用的化工设备，在化工工艺的应用中起着重要的作用。
为了准确计算和设计精馏塔，我们可以使用精馏塔严格计算模块 radfrac，该模块中包含了多个公式用于精确计算和模拟精馏塔的性能。
2. 相关公式以下是一些与精馏塔严格计算模块 radfrac 相关的公式：精馏塔传质计算公式•塔内液相总摩尔流率公式•塔内汽相总摩尔流率公式•传质系数计算公式精馏塔热力计算公式•塔顶液相温度计算公式•塔底汽相温度计算公式•塔内液相温度计算公式•塔内汽相温度计算公式•热效应计算公式精馏塔塔板计算公式•塔板上液相摩尔流率公式•塔板上汽相摩尔流率公式•塔板塔筐液相压强计算公式•塔板塔筐汽相压强计算公式3. 具体例子和解释精馏塔传质计算公式•塔内液相总摩尔流率公式：该公式用于计算精馏塔内液相的总摩尔流率。
例如，如果精馏塔内液相摩尔流率为10mol/s，可以使用下述公式计算：LiquidFlowrate = 10mol/s•传质系数计算公式：该公式用于计算精馏塔内的传质系数，以衡量液相和汽相之间的质量传递速度。
例如，传质系数为 mol/m^2s，可以使用下述公式计算：MassTransferCoefficient = mol/m^2s精馏塔热力计算公式•塔顶液相温度计算公式：该公式用于计算精馏塔顶部液相的温度。
例如，塔顶液相温度为80°C，可以使用下述公式计算：TopLiquidTemperature = 80°C•热效应计算公式：该公式用于计算精馏塔内的热效应，即液相和汽相之间的能量传递速率。
例如，热效应为500 kJ/mol，可以使用下述公式计算：HeatEffect = 500 kJ/mol精馏塔塔板计算公式•塔板上液相摩尔流率公式：该公式用于计算精馏塔塔板上液相的摩尔流率。
例如，塔板上液相摩尔流率为2 mol/s，可以使用下述公式计算：LiquidFlowrateOnTray = 2 mol/s •塔板塔筐汽相压强计算公式：该公式用于计算精馏塔塔板上塔筐内汽相的压强。
丙烯精馏塔计算示例
关键组分，由恩德伍德公示求得
∑ଷ୧ୀଵ
ୟൈXf=1-q
ୟି
ଵ.ହൈ.ଽଶହ+ଵൈ.ହ+.ଷହൈ.ଶ=0
ଵ.ଵହି
ଵି
.ଷହି
10692θଶ-14871.01θ 3861.26=0
θଵ=0.349(舍)
θଶ=1.0067
求最小回流比：
R୫୧୬=∑୧ୀଵ
ୟכXD-1=10.2
沈阳化工学院毕业设计说明书
题目：4.0 万吨丙烯精馏塔设计
4.0 万吨丙烯精馏塔设计
一． 设计任务
年产 4.0 万吨丙烯精馏塔设计（7200 小时/年）
1） 进料组成
丙烯 92.75%、丙烷 7.05%、丁烷 0.2%
2） 分离纯度
塔顶丙烯含量>=99.6%,塔釜丙烯含量<=15.2%
3) 塔内操作压力：1.74MPa（表压）
0.002×144.54=Xw3×11.734
所以 Xw3=0.25
Xw2=1-Xw1-Xw3=0.823
XDଶ=1-XDଵ=0.004 XDଷ=0 解得 F=144.54Kmol/h,D=132.806Kmol/h ,W=11.734 Kmol/h;
XDଵ=0.996, XDଶ=0.004, XDଷ=0; Xw1=0.152,Xw2=0.823,Xw3=0.025
体积流量：VSD
=ZNRT=.ଵൈଵଷଶ.଼ൈଵൈ଼.ଷଵହൈଵయ
P
ଵ.଼ସൈଵల
ൈଷଵଽ
=2.31ൈ 10ଷmଷ/h
=0.6419mଷ/s
精馏段气相负荷：
分子 量 M Mൈ % 42 38.96 44 3.102 58 0.116 42.178
精馏塔的简洁计算公式
精馏塔的简洁计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。
在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。
在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。
1. 精馏塔的传质效率公式。
精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。
传质效率通常用塔板数或高度来表示，其计算公式如下：N = HETP × (n-1)。
其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。
2. 精馏塔的塔板压降公式。
塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。
塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。
其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。
3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。
精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。
塔顶温度的计算公式如下：T = T0 + ΔT。
其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。
4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。
塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。
塔板液体高度的计算公式如下：H = H0 + ΔH。
其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。
5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。
塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。
塔板塔顶气体速度的计算公式如下：V = Q / A。
其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。
总结。
精馏塔是一种重要的分离设备，其性能和操作参数需要通过计算和分析来进行评估和控制。
本文介绍了精馏塔的传质效率、塔板压降、塔顶温度、塔板液体高度和塔板塔顶气体速度的计算公式，希望能对读者有所帮助。
当然，精馏塔的计算和分析涉及到更多的参数和复杂的情况，需要结合具体的工程实际情况进行综合分析和计算。
精馏塔塔径与塔高计算
y f x yn 1
y` f x` ym 1
R x xn D R 1 R 1
Wx L` xm W L`W L`W
y f qx y
q 1 x xF q 1 q 1
x y f x y 1 ( 1) x
对精馏段第一块板有 y1=xP ①点： 精馏段第一块板上发生的气液 相平衡关系： 气相组成y1 液相组成x1 ②点： 精馏段第一块板下降液与第二 块板上升气的操作组成关系： 气相组成y2 液相组成x1 ③点： 加料板（提馏段第1块板）上发 生的气液相平衡关系： 气相组成y4=y’1 液相组成x4 =x’1 ＜xq 饱和液进料时：xq=xF ④点： 提馏段第1块板下降液与第2块 板上升气的操作组成关系： 气相组成y’2 液相组成x’1 ⑤点： 提馏段第2块板发生的气液相平 衡关系： 气相组成y’2 液相组成x’2 ⑥ 点： 塔釜（提馏段最后1块板）里发 生的气液相平衡关系： 气相组成y’4=y’釜 液相组成x’4 ＜x釜
Z
NT HT ET
其中：Z —板式塔有效高度（传质段），m NT —理论塔板数（不包括塔釜） HT —塔板间距（经验值：见P344表源自—2） ET —全塔效率（＜1，实测）
应掌握：1. 全塔操作线绘制 2. 图解法求NT 3. Rmin（图解法、解析法） 4. Z的计算
附二：理论板 数的求解思路
y1 yq Rmin Rmin 1 xP xq
或
xP yq Rmin Rmin 1 xP xq
整理得： 其中 对饱和液进料（xq=xF）：
Rmin xP y F y F xF
Rmin
xP y q yq xq
精馏塔的计算
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
ld所以气体的摩尔分率为yapapvavxdybpbpvbv或yb1yafxf三物料衡算双组分对总物料衡算fdw对易挥发组分衡算fxfdxdwxw式中wf原料液塔顶产品馏出液塔底产品釜残液流量kmolhxwxfxdxw分别为原料液馏出液釜残液中易挥发组分的摩尔分率dfxfxwxdxwwfxdxfxdxw塔顶易挥发组分的回收率dxdfxf100回流比液体回流量kmol塔顶馏出液量kmolld例每小时将15000kg含苯为04的苯甲苯混合液在精馏塔中进行分离操作压力为1013kpa要求塔顶馏出液中含苯097塔底液中含苯002以上均为质量分率求塔顶馏出液塔底液的摩尔流量
对于同一种气体溶质，溶解度随温度的升高而减小。
随压力的增加而增大。
7．蒸馏与吸收的区别
蒸馏吸收
分离物液体混合物气体混合物
原理依据组分间挥发度的不同而分离依据组分间溶解度的不同而分离
传质方向双向传质气相→液相单向传质气相→液相
两相形成内部产生第二物相外界引入另一相（吸收剂）
产品获得直接获得需第二次分离（解吸）获得
在湍流主体中，由于分子运动而产生的分子扩散与涡流扩散同时发挥着传递作用。但由于构成流体的质点是大量的，所以在湍流主体中质点传递的规模远大于单个分子的，因此涡流扩散的效果占主要地位。
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第六部分 塔内件机械强度设计及校核6.1精馏塔筒体和裙座壁厚计算选用16MnR 钢板，查《化工设备机械基础》表9-4得：，MPa 170][t =δ焊接采用双面焊100%无损探伤检查，焊接接头系数00.1=ϕ，则由筒体的计算厚度为：[]0.111823000.76()2217010.1118c i p D c mm t p δσϕ⨯===-⨯⨯-查《化工设备机械基础》表9-10得mm C 8.01=，加上壁厚附加量C=2mm ，并圆整，还考虑刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体、封头和裙座的名义厚度Sn 为8mm ，则有效厚度 826mm e n C δδ=-=-=（）应力校核：采用水压试验，试验压力为[][]1701.25 1.250.11180.14170T tp pMPa σσ==⨯⨯=（） 压力试验时的薄膜应力()eT δδσ2D p e i T +=故()0.142300626.9()26T MPa σ⨯+==⨯查表9-4，16MnR 的MPa s 345=σ故0.90.91345310.5()26.9MP s T MPa a ϕσσ=⨯⨯==＞ 所以满足水压试验要求。
封头采用标准椭圆封头 6.2精馏塔塔的质量载荷计算 6.2.1塔壳和裙座的质量圆筒质量塔体圆筒总高度Z 8m =()1422iD -D Z m πρ=()2232.316 2.300137.85105916.554kg π=-⨯⨯⨯=6.2.2封头质量查的DN2300，壁厚8mm 的椭圆形封头的质量为251kg ，则kg 5022251m 2=⨯=6.2.3 裙座质量 圆筒裙座尺寸：23002316is os D mm D mm ==，。
()钢πρs 2is 2os 3H D -D 4m =2232.312 2.327.85106824kg π=-⨯⨯⨯=（） 011233640.955026824825m m m m kg =++=++=6.2.4塔内构件质量塔盘单位质量为175.59kg02175.59152633.9m kg =⨯=6.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量010.250.2548251206.3a m m kg ==⨯=6.2.6保温材料质量03m '为封头保温层质量，查《化工工艺设计手册》选用硅酸钙制品，厚度为150mm()2203000203224s m D D H m δρ⎡⎤'=+-+⎣⎦π ()()222.31620.15 2.3161330020.5870.3983004643.204π⎡⎤=⨯+⨯-⨯⨯+⨯-⨯=⎣⎦kg6.2.7平台、扶梯质量()()[]F F P 2s 02s 004H q nq 212D -B 22D 4m +⨯+++=δδπ()()2212.31620.120.9 2.31620.1221504012423376.1π⎡⎤=⨯+⨯+⨯-+⨯⨯⨯⨯⨯+⨯⎣⎦=kg式中：P q ------平台单位质量，为；2m /kg 150 F H -----扶梯高度，为12m ；F q ------笼式扶梯的单位质量，为；m /0kg 4 n------平台数量。
6.2.8操作时塔内物料质量2200544m i L L P i L f LD h N D h V ππρρρ=++222.30.068855.865 2.30.0326855.865 5.130.934441826.6kgππ=⨯⨯⨯⨯+⨯⨯⨯+⨯=6.2.9充水质量024W i W f Wm D H V πρρ=+全塔操作质量a 05040302010m m m m m m m +++++=48252633.94643.23376.11826.11206.318510.6kg=+++++=塔设备最小质量min ma 04030201min m m m m 2.0m m ++++= 48250.22633.94643.13376.11206.314577.28kg=+⨯+++=塔设备最小质量max mw m m m m m m m a 04030201max +++++= 48252633.94643.13376.11206.314577.28kg=+++++=塔自振周期计算31T 10-=90.330.1547s =⨯6.3地震载荷计算由表查得：45.0a max =（设计地震烈度8级）。
由表查得：3.0T g =（2类场地土，近震）。
地震影响系数0.90.9g 1max 1T 0.30.450.82T 0.1547αα⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭结构综合影响系数 0.5C Z =。
13000H/Di 5.652300==，确定危险界面，如附图。
0-0截面为裙座基底截面，1-1截面为裙座人孔出截面，2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面。
6.3.1计算危险截面的地震弯矩 0-0截面：gH 1m C 3516M 0Z 0-0E α=' 8160.50.8218510.69.8113000354.42510N mm=⨯⨯⨯⨯⨯=⨯⋅0-00-088E EM 1.25M 1.25 4.42510 5.53110N mm '==⨯⨯=⨯⋅ 1-1截面：()5.32.53.52.501Z 1-1E 4h h 14H -10H 175Hg m a 8C M +=' ()3.52.53.52.5780.50.1418510.69.8110130001413000100041000175130006.74110N mm⨯⨯⨯⨯=⨯⨯-⨯⨯+⨯⨯=⨯⋅1-11-177E E M 1.25M 1.25 6.741108.42610N mm '==⨯⨯=⨯⋅2-2截面：()5.32.53.52.501Z 2-2E 4h h 14H -10H 175Hg m a 8C M +=' ()3.5 2.5 3.52.5780.50.1418510.69.8110130001413000200042000175130005.93110N mm ⨯⨯⨯⨯=⨯⨯-⨯⨯+⨯⨯=⨯⋅2-22-277E EM 1.25M 1.25 5.931107.41410N mm '==⨯⨯=⨯⋅ 6.4风载荷计算 6.4.1风力计算 （1）风振系数各计算塔段的风振系数由式fiV 1K iZ i 2i Φ+=ζ计算。
计算结果列于表1.1。
表1.1 各塔段的风振系数塔段号1 2 3 4 5 计算截面距地面高度m /h it1471013（2）有效直径ei D设笼式扶梯与塔顶管线成90°角，取平台构建的投影面积∑=20.5mA ，则ei D 取下列计算值中的较大者。
43si oi ei K K 2D D +++=δps 04si oi ei 2d K 2D D δδ++++=式中，塔和管线的保温层厚度mm 100ps si ==δδ，塔顶管线外径034i2A d 862mm K 400mm K l ===∑，，。
各塔段ei D 计算结果列于表1.2。
表1.2 各塔段有效直径ei D塔段号 1 2 3 5 6 7 塔段长度i l1000100020003000 300030003K400i 4A 2=K ∑0 0 500 333 333 333 ei D407840784578441144114411由下使计算各塔段的水平风力 ）（N 10D l f q K K P 6ei i i 02i 1i -⨯= 各段有关参数及计算结果列于表1.3。
表1.3 各塔段水平风力计算结果塔段号123456脉动增大系数ζ（B 类） 1.47 脉动影响系数i v （B 类） 0.72 0.72 0.72 0.72 0.72 振型系数zi Φ0.016 0.0375 0.402 0.753 1 风压高度变化系数i f （B 类）0.160.640.881.001.08fiV 1K iZ i 2i Φ+=ζ 1.1058 1.062 1.4835 1.7970 1.98001K 0.72i K1.0811.0921.2491.6162.1172.532）（20N/m /q 300i f 0.64 0.8 1.0 1.23 1.39 1.52 mm /l i1000 1000 2000 3000 3000 3000 mm /D ei4078 4078 4578 4411 4411 4411 N /Pi592.5695.82401.55523.68177.410695.16.4.2风弯矩计算：风弯矩由下式计算：⎪⎭⎫ ⎝⎛+⋅⋅⋅++++⋅⋅⋅+⎪⎭⎫ ⎝⎛+++⎪⎭⎫ ⎝⎛++=+++++++2l l l l P 2l l l P 2l l P 2l P M n 2i 1i i n 2i 1i i 2i 1i i 1i i i1-1w 0-0截面：⎪⎭⎫ ⎝⎛++++++⋅⋅⋅+⎪⎭⎫ ⎝⎛+++⎪⎭⎫ ⎝⎛++=2l l l l l l P 2l l l P 2l l P 2l P M 6543216321321211-0w 810001000592.5695.810002401.5222000100010005523.6230001000100020008177.423000100010002000300010695.1230001000100020003000300022.3110N mm ⎛⎫=⨯+⨯++⨯ ⎪⎝⎭⎛⎫+++⨯⎪⎝⎭⎛⎫++++⨯⎪⎝⎭⎛⎫+++++⨯⎪⎝⎭⎛⎫+++++ ⎪⎝⎭=⨯⋅（）1-1截面：⎪⎭⎫ ⎝⎛++++++⋅⋅⋅+⎪⎭⎫ ⎝⎛++++⎪⎭⎫ ⎝⎛++=2l l l l l l P 2l l l l P 2l l P 2l P M 654321643214323221-1w810002000695.82401.510005523.62230003000100020008177.410002000300010695.1223000100020003000300024.2710N mm ⎛⎫=⨯+⨯++⨯ ⎪⎝⎭⎛⎫⎛⎫+++⨯++++⨯ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎛⎫++++ ⎪⎝⎭=⨯⋅（）2-2截面：⎪⎭⎫ ⎝⎛++++++⎪⎭⎫ ⎝⎛+++++⎪⎭⎫ ⎝⎛++=2l l l l l l P 2l l l l l P 2l l P 2l P M 6543216543215434332-2w ）（mm N 100507.1275007500750035005.2234527500750035001.170852750035006.11540235004.41849⋅⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛+++⨯+⎪⎭⎫ ⎝⎛++⨯+⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯+⨯=6.5各种载荷引起的轴向应力 6.5.1计算压力引起的轴向应力()10.1118230010.71446c i e P D MPa S σ⨯==⨯ 6.5.2操作质量引起的轴向压应力2σ 0-0截面：000000002sb is es m g m g 18510.69.81 4.19MPa A D S 3.1423006σ---⨯=-=-=-=-⨯⨯π 1-1截面：()111111002sm sm 18510.63419.81m g m g3.07MPa A A 57977σ----⨯=-=-=-=- 式中：sm A ------裙座人孔处截面的即积，由式得()222sm A 2316230057977mm 4π=-=2-2截面：()222222002sm i e 18510.63413419.81m g m g4.04MPa A D S 3.1423006σ-----⨯=-=-=-=-⨯⨯π 6.5.3最大弯矩引起的轴向应力3σ最大弯矩i-i max M取下式计算值中最大值：⎪⎩⎪⎨⎧+==i-i wi -i E i -i max i -i wi -i max M 25.0M M M M 计算结果如表1.4。