塔计算
废氯吸收塔的计算
废氯吸收塔的计算1、吸收塔计算1.1 计算塔径设事故状态下氯气最长累计连续排放时间为10分钟,氯气排放速率为每小时2.0吨,瞬时质量流量wV=2000Kg/h。
22.4=631NM3/h?标准状态**积Vm=(2000/71)取30℃下进入吸收塔此温度(273+30)/273=700M3/h?**积流量V=631V=2000/700=2.86 Kg/M3ρ则入塔时Cl2的密度L=1190ρ设用20%的NaOH溶液吸收量150M3/h,密度150=178500Kg/h。
?Kg/M3(二院数据),则NaOH溶液吸收喷淋量wL=1190因为此吸收为化学吸收,主要反应:Cl2+2NaOH=NaClO+NaCl+H2O其反应为不可逆气膜控制的吸收反应,Cl2进入NaOH溶液后立即反应而消耗掉,界面Cl2分压极低,可以设塔内绝对压强为101.3kPa.(2.86/1190)0.5=4.36?L)0.5=(178500/2000)ρV/ρ(?(wL/wV)由埃克特通用关联式乱堆填料泛点线查得:横坐标为4.36时,纵坐标为0.0035L)=0.0035ρl0.2)/(gμVρψφ即(uF2=1000/1190=0.84ψ=103m2/m3,吸收液密度校正系数σ=82m-1 比表面积φ50塑料鲍尔环填料(乱堆方式)填料因子φ建议选用l=2.5mpa.sμ20%的NaOH溶液粘度则泛点气速l0.2)μVρψφL)/(ρuF2=(0.0035g2.50.2)=0.173?2.86?0.84?1190)/(82?9.81?=(0.0035解的泛点气速uF=0.42m/s0.42=0.167?因碱液与氯气反应易起泡沫,泛点率应小于45%后更低,取空塔气速为泛点气速的40%计算:u=0.4uF=0.4 m/s3600)=1.48?0.176?700/(3.14?u = 4πD2=4Vs/D=1.22 m因D大于1米,调整塔径1.4米π计算空塔气速u=4Vs/ 3600)?1.42?700/(3.14?D2=4=0.126 m/s安全系数u/uF=0.126/0.44=28%塔径与填料尺寸之比:1400/50=28 (大于8)计算最小喷淋密度Umin,因填料尺寸小于75mm, (Lw)min=0.08m3/(m.h)103=8.24 m3/(m2.h)?=0.08σ?Umin=(Lw)min操作条件下的喷淋密度1.42)=97.5 m3/(m2.h) 远远大于最小喷淋密度8.24m3/(m2.h)?150/(3.14?U=4因此吸收塔可取直径1.4米。
塔体总高度计算公式
塔体总高度计算公式哎呀，说起塔体总高度的计算公式，这可真是个技术活儿。
不过别担心，我尽量用大白话给你讲清楚，咱们就像聊天一样。
首先，咱们得知道塔体总高度是由几个部分组成的，对吧？就像你搭积木一样，一块一块加起来，最后的高度就是所有积木块的高度之和。
塔体也是这个道理，它的总高度就是各个部分高度的总和。
咱们先从塔底开始说。
塔底，就是塔的最下面那部分，它的厚度或者高度，这个得根据实际情况来定。
比如说，如果塔底是混凝土的，那可能得有个几米厚，这个数值你得从设计图纸上找，或者问问工程师。
接下来是塔身，这部分是塔的主体，也是计算总高度的关键。
塔身的高度，你可以通过测量塔身的节数来计算。
每一节的高度，加上节与节之间的连接部分，这些数据你也得从设计图纸上找，或者现场测量。
然后是塔顶，这部分包括了避雷针、天线之类的东西。
这些的高度，你也得根据实际情况来计算。
有时候，这些小部件虽然不起眼，但加起来也是有一定高度的。
好了，现在咱们有了塔底、塔身和塔顶的高度，把这些数值加起来，就是塔体的总高度了。
公式大概就是这样的：塔体总高度 = 塔底高度 + 塔身高度 + 塔顶高度听起来是不是挺简单的？但实际操作起来，你得注意很多细节。
比如，测量的时候要准确，数据要精确，这样才能保证计算出来的总高度是准确的。
最后，别忘了检查一下，看看有没有漏掉什么。
比如，有时候塔身上会有一些装饰性的部件，这些虽然不影响塔的使用，但也是塔体总高度的一部分。
总之，计算塔体总高度，就是把各个部分的高度加起来。
虽然听起来简单，但实际操作起来，还是需要细心和耐心的。
希望我说的这些，能帮你理解塔体总高度的计算公式。
如果还有什么不明白的，咱们再聊聊。
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
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？
塔基础计算(圆柱式)
按构筑物抗震设计规范（ＧＢ－５０１９１－９３）的经验
公式 当Ｈ２／Ｄ０＜７００时
Ｔ１＝０.４０＋０.９８Ｘ１０－３Ｈ２／Ｄ０
0.4784当Ｈຫໍສະໝຸດ ／Ｄ０＞７００时Ｈ２／Ｄ０
80
Ｔ１＝０.２９＋１.１４Ｘ１０－３Ｈ２／Ｄ０
0
四．风荷载计算
Ｗ=DbzmsmzW0(kN/m)
bz=1+zufz/mz
ms
mz
4.48
一．设计资料
塔设备直径D（米） 3.2
塔设备高度H
（米） 16
基本风压W0(kN/m2) 0.4
地基承载力特征值fak(kPa) 400
抗震设防烈度 6
场地类别 2
设计地震分组 2
a1 0.12
二．荷载
塔设备自重(kN)
385
操作时塔总重(kN) 1350
塔试验重(kN)
1350
三．塔型设备自振周期
2.24
1.10 1.42
( 14.2.6 - 1 ) ( 14.2.6 - 2 )
mzW0D2
H/D
z
5.81632
5
2.1
塔基础顶面剪力（Ｑ）
塔基础顶面弯矩(kN-m)
Q=W*H(kN)
M=W*H2/2(kN-m)
71.729152
573.833216
地基承载力特征值fa(kPa) 400
u 0.84
-0.73
0.53
14.4
2
rl
Pjmax
R
1.8
107.4
2
R 1.6
r1/R 0.90
底板厚度h0取 0.5 米
-209.12
-0.5944 -0.5944
塔效率计算公式
塔效率计算公式塔效率是化工原理中一个非常重要的概念，咱们今天就来好好聊聊塔效率的计算公式。
在化工生产中，塔设备是经常会用到的，比如精馏塔、吸收塔等等。
要想知道这些塔设备工作得好不好，就得靠塔效率这个指标来衡量。
塔效率的计算公式其实有好几种，咱先来说说总板效率。
总板效率ET 可以用实际所需的理论板数 NT 和实际板数 NP 来计算，公式就是ET = NT / NP 。
比如说有一个精馏塔，要分离两种混合物，经过计算发现，理论上需要 10 块板才能达到理想的分离效果，但实际上这个塔有 20 块板。
那通过公式一算，总板效率就是 0.5 。
这就意味着这个塔的效率还有很大的提升空间。
再来讲讲默弗里板效率。
默弗里板效率又分为单板效率和全塔效率。
单板效率有气相单板效率和液相单板效率。
气相单板效率 Emv 等于（yn - yn+1）/（yn* - yn+1），液相单板效率 EmL 等于（xn - xn-1）/（xn - xn-1*）。
这里的 yn 、yn+1 、xn 、xn-1 是塔内不同位置的气液相组成，yn* 、xn-1* 是与 yn+1 、xn 成平衡的气液相组成。
我给您举个例子吧。
有一次我去工厂实习，就碰到了一个关于塔效率计算的实际问题。
那是一个吸收塔，用来吸收废气中的有害物质。
工程师们正在为塔的效率不高而发愁，我跟着他们一起研究。
我们测量了塔内不同位置的气液相组成，然后按照默弗里板效率的公式进行计算。
发现有几块板的单板效率特别低，经过仔细排查，原来是塔板上的开孔不均匀，导致气液接触不充分。
找到问题所在后，进行了改进，塔的效率果然提高了不少。
全塔效率呢，则是各单板效率的某种平均值。
在实际应用中，选择哪种塔效率计算公式，得根据具体的情况来定。
而且，计算塔效率可不仅仅是为了得到一个数字，更重要的是通过这个数字来分析塔的运行状况，找出问题，进行优化改进，提高生产效率，降低成本。
总之，塔效率的计算公式虽然看起来有点复杂，但只要咱们掌握了基本原理，多结合实际情况去分析，就能够轻松应对啦。
化工原理吸收塔的计算
填料层高度＝传质单元高度×传质单元数
（1）传质单元数（以NOG为例）
•定义：NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
气相总传质单元数
NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
Y1 Y2 (Y Y *)m
气相组成变化 平均传质推动力
• 传质单元数的意义：
反映了取得一定吸收效果的难易程度。
当所要求的(Y1-Y2)为一定值时，平均吸收推动力(YY*)m越大，NOG就越小，所需的填料层高度就越小。
（2）传质单元高度
•定义：
H OG
G Kya
气相总传质单元高度，m。
•传质单元高度的意义:
完成一个传质单元分离效果所需的填料层高度，
反映了吸收设备效能的高低。
•传质单元高度影响因素：
填料性能、流动状况
四、吸收塔的操作计算 1.吸收过程的强化
Y1
Y*1
Y2
T △Y2
Y*2
O X2
B △Y1
X1
吸收推动力 NA 吸收阻力
目标：提高吸收过程的推动力； 降低吸收过程的阻力。
从L、G、m、X2、Y1、Y2着手。
其它因素： 1）降低吸收剂入口温度； 2）提高吸收的压力； 3）提高流体流动的湍动程度； 4）改善填料的性能。
Y1 dY Y2 Y
NOG
Y1 Y1
Y2 Y2
ln
Y1 Y2
X1
NOG
Y1 Y2 Ym
Ym （Y1 Y2）/ ln Y1 / Y2
注意： •平均推动力法适用于平衡线为直线，逆流、并流 吸收皆可。 •平衡线与操作线平行时，
Ym Y1 Y2 X m X1 X 2
塔总高度的计算
第七章 塔总高度的计算7.1.塔顶封头本设计采用椭圆形封头，公称直径1400DN =由附录得：12直边高度35040h mm h mm == 内表面及22.3005A m = 容积30.4204V m = 则封头高度 12135040390=+=+=H h h mm7.2.塔顶空间取塔顶空间 1.8 1.80.40.72T D H H m ==⨯=，考虑到需要安装除沫器，所以取塔顶空间为1.0m.7.3.塔底空间取釜液停留时间为5min ，取塔底页面至最下一层塔板之间的距离为1.0m,则： 塔釜储液量-封头容积50.004193600.4202= 1.5=+1.5塔横截面积 1.5394B H ⨯⨯-+ 所以 =2.04m B H7.4.人孔由于人孔D=1400mm>1000mm ，为安装检修需要，一般每隔6~~~8块塔板设置一个人孔，本塔有塔板28块，所以设置4个人孔，每个人孔直径 为450mm ，设置人孔处塔板间距为800Hp mm =。
7.5.进料板间距考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为H F =800mm 。
7.6.群座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座内径>800mm ，故裙座壁厚取16mm基础环内径：(1400216)0.410001032bi D mm =+⨯-⨯=基础环外径：(1400216)0.410001832bo D mm =+⨯-⨯=圆整后：bi D =1200mm bo D =2000mm考虑到再沸器：23H m =7.7.全塔总高塔体总高度：=---⨯+⨯+⨯++++=(28131)0.4010.8040.8 1.0 2.480.39318.87H m第八章 塔的接管8.1.进料管的计算与选择340.957%100.31-100780.3-792.5-792.5110-100---790.3F AF B B ωρρρ=A A 本实验采用直进料管，根据，依据公式：求得：o t =100.31C,采用插值法求解有：110-100=⇒=792.122kg /m (原料液相组成中苯的密度)ρ100.31100=⇒=789.9根据前已经求得的原料温度780.37907811x X =0.45m =92.13-14.02x330.40957792.122789.990ρρ90kg /m (原料液相组成中甲苯的密度)11-0.40957=+⇒=790.862kg /m (原料液体的密度)F d = 取 1.6/F u m s = 3790.862/L k g m ρ= 38582.100.003014/3600790.862s V m s ==⨯ 故：0.0489748.97F d m mm == 所以由附录得，输送液体用无缝钢管常用规格品种，选取574Φ⨯规格的热轧无缝钢管。
填料塔塔径计算
对于易气泡 的物系，空 塔气速取泛 点气速的 45%
D 4Vs u
初估塔径后 需要根据国 内压力容器 公称直径标 准 （JB115373)进行圆 整
直径1m一 下，间隔为 100mm;直径 1m以上，间 隔为200mm, 实际空塔气 速可 按圆整后的 塔径进行计 算
对于直径不 超过75mm的 拉西环及其 它填料，可 取最小润湿 率(Lw)min 为0.08m³ /(m.h) 对于直径大 于75mm的环 形填料，应 取最小润湿 率(Lw)min 为0.12m³ /(m.h)
输入： φ： μ L: ψ:
72 m-1 0.8 mpa.s 1.05
填料因子
液体粘度 液体校正密 度
ψ=ρ 水/ ρL
输入： u max:
1.770938393 m/s
取空塔气速 为为泛点气 速的40%， 即
泛点率：
0.4
u:
0.708375357 m/s
0 对于一般不 易发泡物 系，空塔气 速取泛点气 速的60%～ 80%
操作条件下
的喷淋密度
U:
56.7575637 m³/(㎡.h)
kg/m³ kg/m³ kg/h kg/h
a 3
g L
L0.2)
A
1.75(L)1/4 G
(g )1/8 L
m/s2 干填料因子 气相密度 kg/m³ 液相密度 kg/m³ 液相粘度CP 液相流量 kg/h 气相流量 kg/h
常数，见附 表
气相密度 液相质量流 量
取空塔气速 为为泛点气 速的75%， 即
BainHougen关联 式
输入： ρ L:
ρ v: w L: w v:
720 32
3500 8060
化工原理 吸收(或解析)塔计算
NOG仅与气体的进出口浓度、相平衡关系有关，与塔的结构、 操作条件(G、L)无关，反映分离任务的难易程度。
(2)传质单元高度
H
＝
OG
K
G y a
kmol 单位： m2 • s m
kmol m3 • s
HOG与操作条件G、L、物系的性质、填料几何特性有关，是吸收 设备性能高低的反映。其值由实验确定，一般为0.15~1.5米。
y4
•B
y3
E3
yN1
y2
y1 A
E1
E2
x0 x1
x2
x3
解析法求理论板数
x0
y1
平衡线方程：y=mx
y1
操作线方程：y=y1+L/G(x-x0)
由第一板下的截面到塔顶作物料衡算：
y2
y1
L G
x1
x0
y1 mx1
y2
y1
L G
y1 m
x0
(1
A) y1
Amx0
1
2
x1 y2
x2 y3
xN 2 y N 1
N 11 A A1
N－1
N xN 1 y N
yN 1
xN
y2
x2
吸收
y1
x1
y1
解吸
y2
六、塔板数
• 板式塔与填料塔的区别在于组成沿塔高是阶跃 式而不是连续变化的。
x0
y1
1
x1 y2
2
x2 y3
xN 2 y N 1
N－1
yN
N xN 1
xN
理论板：气液两相在塔板上充分接触， 传质、传热达平衡。
相平衡关系：yn f (xn )
塔和塔板主要工艺尺寸计算
塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺计算（一）、塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(45.1003993.0)(94.2.76580)2/1=0.0456查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2062.20)2.0=0.0724 u max =CVV L ρρρ-=0.072494.294.2.76580-=1.196 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.196=0.837 m/s所以 D=u 4V s π=378.014.345.14⨯⨯=1.485m 按标准，塔径圆整为D=1.6m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.345.1=0.72m/s（二）、溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。
各项计算如下。
1、溢流堰长l w取堰长l w 为0.7D ，即l w =0.7×1.6=1.12m2、出口堰高h wh w =h L -h ow由l w /D=1.12/1.6=0.7 h L / l w 5.2=14.37/1.125.2=10.8 查液体收缩系数计算图可知E=1.023h ow =3/2w h )l L (E 100084.2 =3/2)12.1.3741(023.1100084.2⨯⨯=0.016m h w =0.06-0.016=0.044m3、降液管的宽度W d 与降液管的面积A f由l w /D=1.12/1.6=0.7 查弓形降液管的宽度与面积图，可得W d /D=0.412 A f /A T=0.0834所以 W d =0.142D=0.142×1.6=0.227mA f =0.0834×2D 4π=0.1677 m 2 由式sTf L H A =τ计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 sT f L H A =τ=003993.04.01677.0⨯=16.80s (＞5s 符合要求) 4、降液管低隙高度h o取液体通过降液管低隙的流速o u '为0.08m/s ，即h o =ow su l L '⋅=0.0812.1003993.0⨯=0.045m （三）、塔板布置（1）取边缘区宽度W c =0.035m 、安定区宽度W s =0.065m (2)开孔区面积A a =2[x 22x R -+2R 180⨯πsin 1-Rx] =2[0.50822085.0657.0-+20.765180⨯πsin 1-0.7650.508]=1.431 m 2其中 x=D/2 – (W d +W C )=1.6/2 –(0.227+0.065)=0.508mR=D/2 - W C =1.6/2 -0.035=0.765m（四）、筛孔数n 与开孔率ϕ取筛孔的孔径d o 为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm ， 取t/ d o =3.0 所以孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm塔板上筛孔数n,即n=(23t 101158⨯) A a =2315101158⨯×1.431=7365 个 塔板上开孔率ϕ，即 ϕ=a 0A A ﹪=2o )d /t (907.0﹪=23907.0﹪=10.1﹪ （在5-15﹪范围内）每层塔板上的开孔面积A O 为，A O =ϕA a =0.101×1.431=0.1445 m 2 气体通过筛孔的气速 u o =V s / A O =1.45/0.1445=10.03 m/s （五）、塔的有效高度Z （精馏段） Z=（10-1）×0.4=3.6m提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(24.1004358.0)( 3.23790.98)2/1=0.0480查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2019.50)2.0=0.0716 u max =CVV L ρρρ-=0.0716 3.233.23790.98-=1.118 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.118=0.783 m/s所以 D=u 4V s π=783.014.324.14⨯⨯=1.52m 按标准，塔径圆整为D=1.2m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.342.1=0.71m/s(二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。
精馏塔的计算
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。
高塔基础计算书(手算)
基本计算资料：采用现行国家有关规范<<石油化工塔型设备基础设计规范>>,（SH 3030-1997）<<建筑结构荷载规范>>（GB50009-2001）<<建筑地基基础设计规范>>（GB50007-2002）<<建筑抗震设计规范>>（GB50011-2001）<<高耸结构设计规范>>（GBJ135-90）<<构筑物抗震设计规范>>（GB50191-93）<<化工设备基础设计规定>>参考手册：〈〈高塔基础设计手册〉〉以塔401为例：计算如下：一、塔设备内径：D1=2.2m, 外径：D2=2.224m塔设备高度：30m基本风压：0.5kN/ m2㎡㎡地震烈度：7度，设计地震基本加速度：0.15g。
基础置于砾石层上，地基承载力特征值:f a=400kPa。
二、荷载空塔自重：22吨，生产时操作重：31吨充水水重：110吨，平台梯子重：7吨(含管道、保温等)三、周期计算：δ1＜＝30，当h2/D2=302/2.224=404.7<700T1=0.35+0.85x10-3x h2/D2 =0.694s四、风荷载计算：w k=βz u s u z u r(1+u e)(D2+2δ2)w0u s=0.6, u r=1.1, u e=0.23, δ2=0.3w k=0.6x1.1x1.23βz u z w0 D2=0.812βz u z w0 (D2+2δ2)离地面高度H(m) 10 20 30u z 1.0 1.25 1.42u z w00.5 0.625 0.71βz 1.35 1.82 2.23w k 1.55 2.6 3.6注：βz是按高耸结构设计规范计算作用在基础顶面的剪力：Q=[1.55+(1.55+2.6)/2+(2.6+3.6)/2]x10=67kN作用在基础顶面的弯矩：M=[1.55x5+1.55x15+2.6x25+0.5x16.7x1.05+0.5x26.7x1]x10=1180kN.m五、地震作用计算：G eq=31x10=310kNa1=(T g/T1) 0.9xa max=(0.35/0.694) 0.9x0.12=0.065F EK=a1xG eq=0.065x310=20.15kN作用在基础顶面的剪力：Q=F EK=20.15kN作用在基础顶面的弯矩：M=Qx2h/3=20.15x2x30/3=806 kN.m六、基础设计〈一〉、正常操作情况下的荷载标准组合假设基础直径5.2m，基础埋深3.0m,基础高出地面0.3m。
铁塔尺寸计算
铁塔尺⼨计算酒杯型铁塔构造设计尺⼨计算（⼀）1、⾝腿部展开尺⼨计算此节不仅适⽤于酒杯塔，对于任何其他类似的铁塔⾝腿部尺⼨计算均适⽤。
1．1 ⾝腿部展开图，见图4-11．2 ⾝腿部展开尺⼨计算根据设计图纸给定的已知控制尺⼨a ——正⾯下⼝b ——正⾯上⼝c ——侧⾯下⼝d ——侧⾯上⼝H0——垂直中⼼⾼按下⾯公式计算出正⾯塔⾯⾼H 1，侧⾯塔⾯⾼H2，主材展开实际长Sb或Sx，如果是正⽅形断⾯，则a=c,b=d,Sb=Sx,H1=H2.Sb--正侧⾯不同时的实长SX--正侧⾯相同时的实长根据Sx,a,b 就可以获得正⽅形断⾯的四个相同的展开⾯。
正⾯（10-11-21-20），右侧⾯（10-12-22-20），左侧⾯（11-13-23-21），后⾯（12-13-23-22）。
如果是矩形断⾯就可以根据Sb,a ,b,c,d获得前后相同，左右相同的展开⾯。
酒杯型铁塔构造设计尺⼨计算(⼆)2、⾝腿部⼏何尺⼨计算此节不仅适⽤于酒杯塔，对于其他类似铁塔的⾝腿尺⼨计算均适⽤。
2．1⾝腿部⼏何尺⼨图，见图4-2。
2．2 ⾝腿部⼏何尺⼨计算当将塔的⾝腿某⼀段按每⼀节的⽅法计算展开以后，我们就可以在已展开的等腰梯形⾯上进⾏各杆件的⼏何尺⼨计算。
⼀，计算的已知条件是：a---下⼝b---上⼝s---腰长，实长（⼆次坡长）H1—塔⾯⾼（⼀次坡长）⼆，需要计算的各杆件的⼏何尺⼨可由下列式算出酒杯型铁塔构造设计尺⼨计算（三）3、同坡度塔⾝，腿接⼝尺⼨计算此节不公适⽤于酒杯塔，对其它类似的塔也适⽤。
3．1同坡度塔⾝，腿，接⼝尺⼨见图4-33．2同坡度塔⾝，腿，接⼝尺⼨计算了对于同坡度的⾼塔⾝和多接腿的接⼝尺⼨⼼须在⼏何尺⼨计算之前进⾏校核，以防⽌因接⼝尺⼨有误⾯影响整体坡度出现不⼀致。
同坡度接⼝尺⼨计算可以⽤H0（垂⾼），也可以有H1，H2（⼀次⾼），当然有时也可以⽤S1，S2（⼆次⾼）。
但是，在进塔⾝，塔腿的断⾯尺⼨计算时，必须⽤⼀次⾼计算出来的坡度系数进⾏翻⾯计算断⾯杆件⼏何尺⼨才算是正确合理的，其他算法的坡度系数都是近似的。
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三：塔型选择与依据最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。
作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。
此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：生产能力大；操作稳定，弹性大；流体流动阻力小;结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
板式塔与填料塔都是气－液传质过程的常用设备。
板式塔是与填料塔具有不同特点的气－液传质设备。
与填料塔相比较，具有效率较稳定，检修清理较易，液气比适应范围较大的优点。
但它也有结构比较复杂，压降较大并且耐腐性较差的特点。
表6.4 板式塔与填料塔比较项目塔型板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）空塔气速小空塔气速大塔效率效率稳定，大塔效率比小塔有所提高塔径在Φ1400mm以下效率较高，塔径增大，效率常下降液气比适应范围较大对液体喷林量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低直径小于Φ800mm，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻重因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。
因而本设计中选用板式塔。
板式塔大致可分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等。
另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等，工业应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。
工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：Ⅰ、浮阀塔：浮阀塔广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程。
其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上的液层进行两相接触。
浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀。
盘式浮阀的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，分离效率较高，塔板结构较泡罩塔简单。
在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。
Ⅱ、筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触到泡沫层（和喷射的液滴群）。
筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。
其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多。
Ⅲ、泡罩塔：泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。
泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。
泡罩塔的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，适用于多种介质，操作稳定可靠；但其结构复杂、造价高、安全维修不便，气相压降较大。
现虽已为其它新型塔板取代，但鉴于其某些优点，仍有沿用。
其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。
但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。
经过比较及结合本设计要求，选择筛板塔。
第二部分 产品精馏塔工艺计算 MTBE 精馏塔（1）塔径、塔板间距计算 通过PRO/II 简捷塔模拟得：MINIMUM REFLUX RATIO 0.28739 FEED CONDITION Q 1.21134 FENSKE MINIMUM TRAYS 12.22857总理论板数是30块，进料板是第19块。
精馏塔效率T E =65%，实际板数30460.65N ==，实际进料位置19290.65f N ==由严格精馏塔进行模拟计算可得塔径D=1219mm ，圆整到1400mm 。
根据《化学工程师手册》表15.32 筛板塔的塔板间距的选则，见下表：[2]根据塔径确定塔板间距取400mm ，总塔板高为0.44618.4H m =⨯=液泛速度f u =式中f u —液泛速度（m/s ）；C —气体符合因子（m/s ）；L ρ—液体密度（kg/3m ）；V ρ—气体密度（kg/3m ）；其中0.220()20C C δ=⨯，由PRO/II 物性查询知：我们对该精馏塔采用全塔统一塔径的原则，由软件计算精馏塔报告中得到相关数据：表6.6 各塔板有关数据气体体积流量液体体积流液相密度气相密度气体质量流液相质量流3m/s 3m/s （kg/3m）kg/3m量t/h 量t/h0.203 0.00255 537.091 13.44986 9.922 4.928 0.201 0.00255 536.512 13.54928 9.889 4.932 0.2 0.00256 535.947 13.65361 9.893 4.94 0.199 0.00256 535.415 13.75609 9.901 4.946 0.197 0.00257 536.974 13.85586 9.907 4.95 0.196 0.00257 534.908 13.95369 9.911 4.952 0.195 0.00257 534.415 14.05036 9.913 4.954 0.193 0.00258 533.93 14.14638 9.915 4.955 0.192 0.00258 533.452 14.24203 9.916 4.955 0.191 0.00258 532.982 14.33745 9.916 4.956 0.19 0.00258 532.528 14.4327 9.917 4.956 0.188 0.00259 532.115 14.52782 9.917 4.956 0.187 0.00259 531.803 14.62279 9.917 4.954 0.186 0.00259 531.756 14.71762 9.915 4.949 0.184 0.00258 532.397 14.81226 9.91 4.936 0.183 0.00255 534.786 14.90676 9.897 4.904 0.18 0.00248 541.291 15.00202 9.865 4.833 0.174 0.00612 555.427 15.10528 9.794 12.234 0.175 0.00609 555.757 15.1879 9.695 12.186 0.177 0.00607 555.874 15.28295 9.647 12.157 0.172 0.00606 555.947 15.38573 9.617 12.137 0.171 0.00605 556.32 15.49047 9.598 12.118 0.169 0.00602 597.2 15.59737 9.579 12.095 0.166 0.00596 563.23 15.72624 9.555 12.081 0.162 0.0059 576.88 15.9695 9.542 12.263 0.164 0.00619 594.264 16.6581 9.723 13.243 0.179 0.00701 599.769 18.1225 10.704 15.145 0.195 0.0078 598.308 19.56738 12.606 16.798平均值0.184607 0.004032 549.9028 15.00393 9.94575 8.086179 计算：两相流动参数0.004549.90.1310.18519S LLVS VLFVρρ=⨯=⨯=由图6.5，查得图6.5 筛板塔的泛点关联图算得液泛气速fu=()0.2549.9198.350.062()2019-⨯塔板总面积221.4 1.538644TDAππ==⨯=,20.088 1.53860.1354fA m=⨯=，21.4032n T fA A A m=-=，0.1850.1318/1.4032SnnVu m sA===堰长0.750.75 1.4 1.05Wl D m==⨯=，实际泛点百分数0.131842.4%0.311nfuu==（2）塔板详细设计选择平顶溢流堰，采用分块式塔板。
堰高的确定：对一般的液流量堰高可以取25~50mm，加压操作精馏塔堰高可以取40~80mm，此处精馏塔为加压操作，故堰高为mhw05.0=。
底隙0h的选定。
为了使溢流的液体能够顺利流入下层塔板，并防止沉淀物的062.020=fC堆积和堵塞，降液管与下层塔板间必须保持一定的高度，但为保证降液管的底缘有一定液封，底隙应稍小于堰高。
同时对于小塔径，底隙又不得小于25mm 。
此处采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取m h 04.00=。
安定区Ws 的选定。
对于筛板塔，安定区常取50~100mm 。
取m W W s s 07.0='=。
塔板边缘区Wc 的选定。
筛板塔一般取50~60mm ，取m W c 05.0=。
由前面计算知：0.750.75 1.4 1.05W l D m ==⨯=从图6.6，查得0.1450.203d W D m ==图6.6 弓形降液管的宽度与面积图可以算得：X=D/2-(d W +S W )=0.427， r=D/2-0W =0.7-0.05=0.65222122(sin ) 1.024a xA x r x r m r-=-=塔板上孔径d0的选择。
工业塔中筛板塔常用的筛孔直径为3~8mm 。
若孔太小，则加工困难，容易堵塞，而且由于加工的公差而影响开孔率的大小。
此处采用：d0=6mm 。
塔板厚度δ的选择。
一般碳钢塔板的δ取3~4mm ，合金钢板的δ取2~2.5mm 。
此取板厚δ=3mm 。
筛孔的排列选择。
在塔板上筛孔一般按等边三角形排列。
孔中心距t 的选择。
t/ d0 的选定直接决定了开孔率。
若t/ d0选得过小，气流相互干扰，使传质效率降低，且由于开孔率过大使干板压降小而漏液点高，塔板操作弹性下降；若t/ d0选得过大，则会鼓泡不均匀，也要使传质效率下降，且开孔率过大会使板阻力增大，雾沫夹带量大，易造成液泛，限制了塔的生产能力。
因次t/ d0的选择需要全面考虑，在一般情况下，可取t/ d0为2.5~5。
此处选择t/ d0=4。
由此算得开孔率：0567.04907.20===aAAϕ20.0567 1.0240.0581aA A mϕ==⨯=塔板的孔数：（3）板压降的校核板厚5.063,3===dmmδδ由图6.7，查出71.0=C图6.7 干板孔流系数可求出干板压降（以液柱表示），2.5 2.50.004360012.75,0.75,1.05h wwL ll D⨯===由图6.8，查得E=1.018.个孔205642==oodANπ()0458.0)1354.025386.1/(0581.02/=⨯-=-fTAAAmCUghLVd028.00581.071.0185.09.549.156.19121220=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=ρρ图6.8 液流收缩系数E 所以可求得堰上液高：2332332.841014.42.8410 1.0181.050.0163howwLh Elm--⎛⎫=⨯ ⎪⎝⎭⎛⎫=⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭=按面积（fTAA2-）计算的气体速度：相应的气体动能因子：.从图6.9，查得液层充气系数68.0=β图6.9 充气系数β和动能因子Fa间的关系求出液层阻力：板压降所以,满足要求。