精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書.doc

1、引 言塔設(shè)備是化學(xué)工業(yè),石油化工,生物化工，制藥等生產(chǎn)過(guò)程中廣泛采用的傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔為逐級(jí)接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡形式或噴射形式通過(guò)塔板上的液層，正常條件下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相,氣相組成呈階梯變化,它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便，壓降低，操作彈性大，持液量小等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛的使用.本設(shè)計(jì)的目的是分離苯甲苯的混合液，故選用板式塔。設(shè)計(jì)方案的確定和流程說(shuō)明1. 塔板類型精餾塔的塔板類型共有三種：泡罩塔板，篩孔塔板,浮閥塔板。浮閥塔板具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便,造價(jià)低等優(yōu)點(diǎn),且開孔率大，生產(chǎn)能力大，閥片可隨氣流量

2、大小而上下浮動(dòng),故操作彈性大，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，因此塔板效率較高.本設(shè)計(jì)采用浮閥塔板。2. 加料方式加料方式共有兩種:高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便等優(yōu)點(diǎn)，而且可以引入自動(dòng)控制系統(tǒng)來(lái)實(shí)時(shí)調(diào)節(jié)流量及流速.故本設(shè)計(jì)采用泵直接加料.3。 進(jìn)料狀況進(jìn)料方式一般有兩種：冷液進(jìn)料及泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)進(jìn)料組成一定時(shí)，流量也一定，但受環(huán)境影響較大；而采用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅較為方便，而且不受環(huán)境溫度的影響，同時(shí)又能保證精餾段與提餾段塔徑基本相等，制造方便。故本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。4. 塔頂冷凝方式苯與甲苯不反應(yīng),且容易冷凝，故塔頂采用全凝器，用水冷凝。塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝

3、后的回流液和產(chǎn)品無(wú)需進(jìn)一步冷卻，選用全凝器符合要求.5。 回流方式回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。本設(shè)計(jì)所需塔板數(shù)較多，塔較高，為便于檢修和清理，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，故采用強(qiáng)制回流.6。 加熱方式加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱在一定回流比條件下,塔底蒸氣對(duì)回流液有稀釋作用，從而會(huì)使理論塔板數(shù)增加，設(shè)備費(fèi)用上升。故本設(shè)計(jì)采用間接蒸氣加熱方式。7。 操作壓力苯和甲苯在常壓下相對(duì)揮發(fā)度相差比較大，因此在常壓下也能比較容易分離，故本設(shè)計(jì)采用常壓精餾.綜上所述,本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物，對(duì)于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，由于苯和甲苯屬于易分離的體系，所以采用常壓精

4、餾。由于冷液進(jìn)料加大提餾段的回流液流量,從而增大其負(fù)荷，所以設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi),塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐.第一章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算1已知苯摩爾質(zhì)量78.11kg/kmol；甲苯摩爾質(zhì)量92.13kg/kmol原料液組成(摩爾分?jǐn)?shù)，下同）:=0。3884=38.84塔頂組成：=0.9573=95。73%塔底組成：=0.0294=2.94原料液的平均摩爾質(zhì)量:=0.3884×78。11+（1-0.3

5、884)×92.13=86。68kg/kmol進(jìn)料量：=6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22 kmol/h物料衡算式：=+，= 其中為塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h；為塔釜?dú)堃毫髁?kmol/h聯(lián)立解得:=26.78kmol/h，=42。44kmol/h第二節(jié) 基本數(shù)據(jù)1. 常壓下苯-甲苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系表1-1常壓下甲苯間甲苯酚氣液平衡組成（摩爾)與溫度關(guān)系3苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相（%）氣相(）液相(%）氣相（）0.00.0475。3523。4860419.252.527。3462。1525.387.0418。355.846。6

6、454。1527.888。5415.357。853。5448。9533。090。9410.759。758。8446.9549。395。1400。9510。3608446.0552.895。8398。9511。967.4440.8566。597。2393.9512.569.4438.9576.598.2390。1515.075。6432。951。01。0383.8517。378。2430。25利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值法求得下列溫度 :， =95.50 :， =81.05 ：, =109。10 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 氣體溫度： ，=82。3； :， =110。02 密度表12 液態(tài)

7、芳烴的密度（kg/m3)4溫度406080100120140苯857。3836.6815.0792.5768。9744。1甲苯848。2829。3810.0790。3770。0748.8已知：混合液密度: 3 （1。1）混合氣密度： (1。2）其中a為質(zhì)量分率，為平均相對(duì)分子質(zhì)量。(1) 精餾段： 求， =805.7kg/m3 ， =801.8kg/m3 求平均組成液相組成:， =0.638氣相組成:， =0.816 求平均摩爾質(zhì)量=78。11×0.63892.13×（10.638)=83。2 kg/kmol=78。11×0。81692.13×（10。8

8、16)=80.7 kg/kmol 求 求， kg/m3(2） 提餾段：102.3 求， , kg/m3 ， kg/m3 求平均組成液相組成：， =0.197氣相組成：， =0.366 求平均摩爾質(zhì)量=78。11×0。19792。13×(10.197)=89.4 kg/kmol=78。11×0.36692.13×（10.366)=87。0 kg/kmol 求 求, ， kg/m3 kg/m33 混合物的粘度表1-3 液態(tài)芳烴的粘度 （mPa·s)4溫度406080100120140苯0。4850。3810。3080。2550。2150.184甲苯

9、0。4590。3730.3110.2640。2280.200利用內(nèi)差法求得精餾段與提餾段平均溫度下苯與甲苯的粘度 （1) 精餾段:88。3， 0.286mPa·s， =0。291mPa·s 則精餾段粘度:=0.286×0。638+0.291×（1-0。638)=0.288mPa·s（2) 提餾段:102.3， 0。250mPa·s， =0.260mPa·s則提餾段粘度：0。250×0.1970.260×（10.197)=0.258mPa·s4混合液體表面張力7計(jì)算非水溶液混合物表面張力用Macl

10、eadSugden法.公式： （1。3）式中:混合物的表面張力；I組份的等張比容；，-液相,氣相的摩爾分率;，-混合物液相，氣相的密度，mol/cm3.計(jì)算等張比容：P苯C6H5-+H=189。6+15。5=205。1P甲苯C6H5-+CH3-=189。6+55。5=245.1低壓時(shí)蒸氣密度和濃度一項(xiàng)可以略去不計(jì),即氣相表面張力略去不計(jì)，則：(1) 精餾段：205。1×+=2.1222（2) 提餾段：205.1×245。1× =2.09175。 相對(duì)揮發(fā)度4(1)精餾段：=0。638 =1=0。362=0。816 =1=0.184 則1=2.516（2)提餾段：=

11、0.197 =1-=0.803=0.366 =0。634則2=2。3536。 實(shí)際回流比的確定（1）最小回流比4根據(jù)苯和甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)用Excel畫出平衡曲線,即xy圖,如圖1-1所示: 圖1-1苯和甲苯的平衡曲線圖用Excel對(duì)曲線進(jìn)行六次方擬合得曲線方程為：y = -14.578x6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35。508x3 - 11.33x2 + 3。1174x + 0.001從點(diǎn)（，)做垂線，即為進(jìn)料線q線（因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料,所以q線是x= ），該線與平衡線即曲線y = 14.578x6 + 47.557x5 59.277x4 + 35。508x3 11。33

12、x2 + 3。1174x + 0。001的交點(diǎn)坐標(biāo)為=0.6044 =0。3884（2） 實(shí)際回流比4在實(shí)際操作中，常取最小回流比的（1.12。0）倍作為實(shí)際回流比，在本設(shè)計(jì)系統(tǒng)中，當(dāng)回流比最小時(shí)，塔板數(shù)為無(wú)窮大，故設(shè)備費(fèi)為無(wú)窮大。當(dāng)R稍大于時(shí)，塔板數(shù)便從無(wú)窮多銳減到某一值,塔的設(shè)備費(fèi)隨之銳減。當(dāng)R繼續(xù)增加時(shí),塔板數(shù)固然仍隨之減少,但已較緩慢.另一方面，由于R的增加,上升蒸汽量隨之增加，從而使塔徑、蒸餾釜、冷凝器等尺寸相應(yīng)增大，故R增加到某一數(shù)值以后，設(shè)備費(fèi)又回升。精餾過(guò)程的操作費(fèi)用主要包括再沸器加熱介質(zhì)和冷凝器冷卻介質(zhì)的費(fèi)用。當(dāng)回流比增加時(shí),加熱介質(zhì)和冷卻介質(zhì)消耗量隨之增加，使操作費(fèi)用相應(yīng)增

13、加?？傎M(fèi)用是設(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用之和,在設(shè)計(jì)時(shí),當(dāng)總費(fèi)用最小時(shí)的R即為適宜的回流比。所以在本次設(shè)計(jì)中，回流比的確定是一個(gè)非常重要的環(huán)節(jié)，故采取下述方法來(lái)確定回流比。圖1-2 最小理論板數(shù)的求取令R/=，其中稱為回流剩余系數(shù)。給定不同的回流剩余系數(shù)，從而求出相應(yīng)的回流比。然后求出（R- ）與（R+1）的比值，即得到吉利蘭關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo),然后用圖解法算出最小理論板數(shù)為7塊（包括再沸器）此時(shí)即可用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求出理論板數(shù)N，并計(jì)算N（R+1）。在本設(shè)計(jì)系統(tǒng)中，取=（1。12.0),對(duì)設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用進(jìn)行計(jì)算結(jié)果如表1-4、圖13所示。表14 實(shí)際回流比費(fèi)用數(shù)據(jù)R/Rmin1.11.21。3141。5

14、1。6171。81.92。0R1。801。962。122292.452。612.782.943.103。27N18.5115.7814122811.5610。7010.319。7610.319.27N（R+1）51.7946。7143.74403939.8938。6738。9438。4842。3139。55 由圖13可知,當(dāng)R/=1.8時(shí),設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的和最小，故本課程設(shè)計(jì)中取R/=1.8。7. 氣液相體積流量（1）精餾段液相流量:氣相流量：液相體積流量:氣相體積流量：（2)提餾段由前言中所述，本系統(tǒng)為泡點(diǎn)進(jìn)料，則：液相流量：=氣相流量:液相體積流量：氣相體積流量：表15 精餾段提餾段數(shù)

15、據(jù)總匯精餾段提餾段平均溫度t/88.3102。3平均液相摩爾質(zhì)量ML/kgkmol183。289。4平均氣相摩爾質(zhì)量MV/kgkmol180.787平均液相密度L/kgm3804。1788。3平均氣相密度V/kgm32.72.8粘度/mPas0.2880.258表面張力/dyncm120.28419.142平均氣相組成y0。8160。366平均液相組成x0.6380.197液相摩爾流量L/kmolh1787314795液相體積流量L/m3h-181461678氣相摩爾流量V/kmolh-11055110551氣相體積流量V/m3h35相對(duì)揮發(fā)度2。5162。353第三

16、節(jié) 理論塔板的計(jì)算1. 理論塔板數(shù)5理論板：指離開這種板的氣、液兩相互成平衡，而且塔板上的液相組成也可視為均勻的.本系統(tǒng)平衡線已經(jīng)畫出，故采用圖解法求理論塔板數(shù)如圖14所示精餾段操作線方程:提餾段操作線方程：圖14 理論塔板數(shù)分別在圖中做出兩條操作線，在平衡線與操作線之間畫階梯，從圖中可看出，共得到理論板數(shù)=11(包括再沸器），加料板在第6塊板。即=5塊,=6塊（包括再沸器）2 實(shí)際塔板數(shù)【5】已知Oconnell公式塔板效率ET=0。49 （1.4）其中為平均相對(duì)揮發(fā)度，為平均粘度(1)精餾段塊(2）提餾段塊則實(shí)際塔板數(shù)=10+10=20塊，加料板在第11塊板。第四節(jié) 塔徑的初步設(shè)計(jì)8塔徑計(jì)

17、算可依據(jù)流量公式: （1.5）式中 -塔徑，m -氣體體積流量，m3/s 空塔氣速，m/s。表觀空塔氣相速度(按全塔截面計(jì)）按下式進(jìn)行計(jì)算： （1.6）安全系數(shù)(0。60。8）。安全系數(shù)的選取與分離物系的發(fā)泡程度密切相關(guān)。對(duì)于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對(duì)于直徑較小及減壓操作的以及嚴(yán)重起泡的物系,應(yīng)取較低的安全系數(shù)。本設(shè)計(jì)中取0.7。其中， （1.7) 其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3 C為負(fù)荷因子，為極限空塔氣速，m/s).C值可由Smith關(guān)聯(lián)圖查得:在關(guān)聯(lián)圖中，橫坐標(biāo)為；參數(shù)反映了液滴沉降空間高度對(duì)負(fù)荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度）設(shè)計(jì)中，板上液層高度由設(shè)計(jì)者選定,

18、對(duì)常壓塔一般取為0。050.08m，對(duì)減壓塔一般取為0.0250。03m.本設(shè)計(jì)取0.07m。本設(shè)計(jì)塔板數(shù)較多，而且生產(chǎn)負(fù)荷波動(dòng)不大，故板間距取較小值即可,根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)，HT取0。45m.表1-6 板間距的確定8塔徑D，m0。30。50。50。80。81.61。62.02。02。42。4板間距，mm200300300350350450450600500800800（1）精餾段= =0.45-0。07=0。38m查圖得：=0.0750對(duì)作修正：則 經(jīng)過(guò)圓整,=1200mm 空塔氣速=0。9072m/s由表16可知，當(dāng)塔徑為1.2m時(shí)板間距可取0。45m,符合假設(shè).塔截面積 實(shí)際的空塔氣速 (2）提餾

19、段= =0。450.07=0。38m查圖得：=0.074對(duì)作修正:則 經(jīng)過(guò)圓整，=1200mm空塔氣速=0.861m/s由表16可知,當(dāng)塔徑為1.2m時(shí)板間距可取0。45m,符合假設(shè)。塔截面積 實(shí)際的空塔氣速 第五節(jié) 溢流裝置3溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個(gè)部分，它們都是液體的通道,其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設(shè)計(jì)就顯得極為重要.(1） 降液管降液管是液體自上層塔板流到本層塔板的通道。塔內(nèi)液體從上一層塔板的降液管進(jìn)入該塔板的受液盤上，在上層塔板降液管內(nèi)清液層靜壓作用下，液體穿過(guò)降液管底隙，越過(guò)入口堰,進(jìn)入塔板傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，液體橫向流過(guò)塔板,經(jīng)溢流堰溢流至降液管，進(jìn)入

20、下一層塔板.可見，降液管是塔板間液體的通道，也是溢流液體夾帶氣體得以分離的場(chǎng)所。降液管類型有圓形和弓形兩種，前者制造比較方便,但流通截面積較小，沒(méi)有足夠的空間分離液體中的氣泡，氣相夾帶較為嚴(yán)重，從而降低塔板效率。同時(shí),溢流周邊的利用也不充分，影響塔的生產(chǎn)能力.所以，除了小塔外,一般不采用圓形降液管。弓形降液管具有較大的容積又能充分利用塔板面積，應(yīng)用較為普遍，故一般都采用弓形。在本課程設(shè)計(jì)中選用弓形降液管。塔板的溢流類型有U形流，單溢流，雙溢流，和階梯式雙溢流。單溢流又稱直徑流，液體橫過(guò)整個(gè)塔板,自受液盤流向溢流堰。液體流徑長(zhǎng)，塔板效率較高。塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛應(yīng)用于直徑為2.2米以下的塔中。在上

21、一節(jié)塔徑的初步設(shè)計(jì)中已經(jīng)算出塔徑取1.2米，所以采用單流形的弓形降液管。降液管截面積是塔板的重要參數(shù)，它與塔截面積之比與（/）有關(guān)。過(guò)大,氣體的通道截面積A和塔板上氣、液兩相接觸傳質(zhì)的區(qū)域都相對(duì)較小，單位塔截面的生產(chǎn)能力和塔板效率將較低；但過(guò)小,則不僅容易產(chǎn)生氣泡夾帶,而且液體流動(dòng)也會(huì)不流暢,甚至可能引起降液管的液泛。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對(duì)于單流形的降液管，一般取=0.060。12；對(duì)于小塔徑塔有時(shí)可低于0。06,本課程設(shè)計(jì)中可取=0.098。（2) 溢流堰溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設(shè)置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動(dòng)，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這

22、一高度稱為堰高,以表示。弓形降液管的弦長(zhǎng)稱為堰長(zhǎng),以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進(jìn)入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進(jìn)入口處設(shè)置內(nèi)堰，當(dāng)降液管為圓形時(shí)，應(yīng)有內(nèi)堰，當(dāng)采用弓形降液管時(shí)可不必設(shè)置內(nèi)堰。堰長(zhǎng)根據(jù)液體負(fù)荷和溢流型式而定。對(duì)單溢流，一般取為（0。60。8）D，其中D為塔徑.板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即： =+式中-板上液層高度，m堰高,m堰上液層高度,m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過(guò)小,液層過(guò)低使相際傳質(zhì)面積過(guò)小不利于傳質(zhì)；但過(guò)大，液層過(guò)高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率,且塔板阻力也增大.根據(jù)經(jīng)驗(yàn),對(duì)常壓

23、和加壓塔,一般采取=5080mm。對(duì)減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長(zhǎng)的大小對(duì)溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對(duì)塔板上液層高度也有明顯影響。對(duì)于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結(jié)構(gòu),但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時(shí)比較適宜用平直堰結(jié)構(gòu)。在這次課程設(shè)計(jì)中，我們選擇了平直堰結(jié)構(gòu)，其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯(Francis）式計(jì)算： （m） (1。8）式中,為液體流量，m3/h；為堰長(zhǎng),m;E為液流收縮系數(shù).E體現(xiàn)塔壁對(duì)液流收縮的影響，若不是過(guò)大,一般可近似取E=1，所引起的誤差不大。一般設(shè)計(jì)時(shí)，不宜超過(guò)6070mm，過(guò)大時(shí)宜改用雙流型或多

24、流型布置。液量小時(shí)，應(yīng)不小于6mm，以免造成板上液相分布不均勻，如果達(dá)不到時(shí)，可采用齒形堰。取堰長(zhǎng)=0.73D=0。731.2=0.876m對(duì)于精餾段，近似取E=1，對(duì)于提餾段，近似取E=1，（3） 受液盤塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，最為常用。為使液體更均勻地橫過(guò)塔板流動(dòng)，也可考慮在其外側(cè)加設(shè)進(jìn)口堰.凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用,但結(jié)構(gòu)稍復(fù)雜,多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場(chǎng)合，它不適用于易聚合或含有固體雜質(zhì)的物系,容易造成死角而堵塞。對(duì)于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深

25、度一般在50mm以上.本課程設(shè)計(jì)中,選取凹形受液盤.(4）降液管底隙高度降液管下端與受液盤之間的距離稱為底隙，以表示.降液管中的液體是經(jīng)底隙和堰長(zhǎng)構(gòu)成的長(zhǎng)方形截面流至下塊塔板的,為減小液體阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過(guò)小.但若過(guò)大，氣體又可能通過(guò)底隙竄入降液管，故一般底隙應(yīng)小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應(yīng)低于6mm，即.按下式計(jì)算： （1。9)式中，液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速，m/s.根據(jù)經(jīng)驗(yàn),一般取.降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。為簡(jiǎn)便起見,有時(shí)運(yùn)用式子= -0.006 來(lái)確定對(duì)于精餾段，取，降液管底隙高度,因?yàn)?，且，所以滿足要求。對(duì)于提餾段,取，降液

26、管底隙高度 ，因?yàn)?，?所以滿足要求。(5） 弓形降液管的寬度和橫截面積10 弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長(zhǎng)與塔徑之比查圖來(lái)求算。實(shí)際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長(zhǎng)，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來(lái)得及分離。為此液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不應(yīng)小于35s，對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。 因此，在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即:根據(jù)單溢流型的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)當(dāng)時(shí)，查得:降液管寬度，降液管的橫截面積 12驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間精餾段：提餾段：停留

27、時(shí)間5，故降液管可用.3第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列8由于結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制作方便，節(jié)省材料，本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板。根據(jù)機(jī)械部標(biāo)準(zhǔn)JB1118-68，選用F1型33g重閥，孔徑=39mm。8（1)塔盤及其布置塔板有整塊式和分塊式兩種，整塊式即塔板為一個(gè)整體,多用于直徑小于0.80。9m的塔.當(dāng)塔徑較大時(shí),整塊式的剛性差,安裝檢修不方便,為便于通過(guò)人孔裝拆塔板，故多采用由幾塊板并裝而成的分塊式塔板?？克诘膬蓧K為弓形板，其余為矩形板，相鄰兩板間距可取0。1m。在本次設(shè)計(jì)中，初選的塔徑為1.2m,故選用分塊式塔板,并且當(dāng)塔徑為1。2m時(shí)，塔盤分塊數(shù)可取為三塊。單流型塔板的面積通?？梢苑譃橐韵聨讉€(gè)區(qū)

28、域:（a）受液區(qū)和降液區(qū) 即受液盤和降液管所占的區(qū)域，一般這兩個(gè)區(qū)域的面積相等，均可按降液管截面積計(jì)算。（b）入口安定區(qū)和出口安定區(qū) 為防止氣體竄入上一塔板的降液管或因降液管流出的液體沖擊而漏夜過(guò)多，在液體入口處塔板上寬度為的狹長(zhǎng)帶是不開孔的，稱為入口安定區(qū)。為減輕氣泡夾帶，在靠近溢流堰處塔板上寬度為的狹長(zhǎng)帶也是不開孔的，稱為出口安定區(qū).通常取和相等，且一般為50100mm.（c）邊緣區(qū) 在塔壁邊緣需留出寬度為的環(huán)行區(qū)域供固定塔板之用。一般取為5075mm左右。對(duì)于2。5m以下的塔徑，可取為50mm，大于2.5m的塔徑則為60mm,或更大些.在本課程設(shè)計(jì)中,取邊緣區(qū)寬度為0.05m，安定區(qū)寬度

29、可取為0.07m。10(2）浮閥數(shù)及其排列浮閥的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型,A型,V-O型,目前應(yīng)用最廣泛的是F1型和V4型，國(guó)內(nèi)確定為部頒標(biāo)準(zhǔn).F1型又分為重閥（代號(hào)為Z)和輕閥（代號(hào)為Q）兩種,分別由不同厚度薄板沖壓制成，前者重約為33g，最為常用;后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也稍差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔.V4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外,其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔的阻力,主要用于減壓塔。兩種形式浮閥孔的直徑均為39mm.所以，在本課程設(shè)計(jì)中，采用F1型的重閥,重為33g,型號(hào)為F1Z-3C。 當(dāng)氣相體積流量V已知

30、時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N，即閥孔數(shù)，就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得 N= （1.10）閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子來(lái)確定。反映密度為的氣體以速度通過(guò)閥孔時(shí)的動(dòng)能的大小.綜合考慮了對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響,根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取=812.即閥孔剛?cè)_時(shí)比較適宜,由此可知適宜的閥孔氣速為 （1。11） 求得浮閥個(gè)數(shù)后，應(yīng)在草圖上進(jìn)行試排列。閥孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm）等幾種，它又分順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)的接觸情況較好,采用較多.對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，但本課程設(shè)計(jì)的塔徑為1.2m,相對(duì)較小，所以選用

31、錯(cuò)排。選用閥孔也可按等腰三角形排列,此時(shí)多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110(mm）等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍較大，可采用-排輕浮閥一排重浮閥相間排列，以提高塔的操作彈性。對(duì)于整塊式塔板,多采用正三角形錯(cuò)排，孔心距t為75125mm。對(duì)于分塊式塔板，宜采用等腰三角形錯(cuò)排,此時(shí)常把同一橫排的閥孔中心距，定為75mm，而相鄰兩排間的閥孔中心距可取為65mm,80mm,100mm等幾種尺寸。故在本次課程設(shè)計(jì)中，采用等腰三角形錯(cuò)排。經(jīng)排列后的實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N和前面所求得的直可能稍有不同，應(yīng)按實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N重新計(jì)算實(shí)際的閥孔氣速和實(shí)際的閥孔動(dòng)能因子。浮閥塔板的開孔率是指閥孔總

32、截面積與塔的截面積之比，即 （1.12） 目前工業(yè)生產(chǎn)中，開孔率一般在415%之間。精餾段: 取浮閥動(dòng)能因子=11，則孔速=6。694m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目N為：鼓泡區(qū)為氣液接觸有效區(qū)，其面積（單流型）按下式計(jì)算：5 （1.13）式中，；，則；。浮閥排列采用等腰三角形錯(cuò)排，取同一個(gè)橫排的孔心距，則排間距由于塔徑較大,必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積,因此，排間距應(yīng)比計(jì)算的要小一些，故取為：.按， ，用AutoCAD畫圖,得閥數(shù)107個(gè)。圖1-5 精餾段閥孔分布圖按個(gè)重新核算孔速及閥孔功能因數(shù) 在812之間開孔率 在415之間8對(duì)于提餾段：取浮閥動(dòng)能因子=11

33、,則=每層塔板上的浮閥數(shù)目N為:；開孔區(qū)面積：浮閥排列采用等腰三角形錯(cuò)排，取同一個(gè)橫排的孔心距，則排間距由于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應(yīng)比計(jì)算的要小一些,故取為：。按， ，用AutoCAD畫圖，得閥數(shù)107個(gè)。圖16 提餾段閥孔分布圖按個(gè)重新核算孔速及閥孔功能因數(shù) 在812之間 在415之間第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算3第一節(jié) 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降8氣體通過(guò)每層浮閥塔板的壓降應(yīng)為：其中為氣體通過(guò)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降，Pa；為氣體通過(guò)干板阻力所產(chǎn)生的壓強(qiáng)降,Pa；為氣體克服板上充氣液層的靜壓強(qiáng)所產(chǎn)生的壓強(qiáng)降，Pa；為氣體克服液體表面張

34、力所產(chǎn)生的壓強(qiáng)，Pa.習(xí)慣上，常把這些壓強(qiáng)降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示，故上式又可寫成 （2.1)式中，是與相當(dāng)?shù)囊褐叨?=，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨? =，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?,m1精餾段（1) 干板阻力 氣體通過(guò)浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開啟前后有著不同的規(guī)律。板上所有浮閥剛好全部開啟時(shí)，氣體通過(guò)閥孔的速度稱為臨界速度，以表示。 閥全開前（） =19.9 (2。2）閥全開后（) =5.34 （2.3）式中 閥孔氣速，m/s; -液體密度，kg/ 氣體密度，kg/計(jì)算時(shí)，可先將上二式聯(lián)立而解出臨界孔速，即令： 19。9 =5.34將g=9.81m/代入,解

35、得： = （2。4)所以=m/s所以6.694m/s所以選用式（2.3），=5.34 (2） 板上充氣液層阻力 一般用下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算= （2.5）式中,板上液層高度，m； 反映板上液層充氣程度的因數(shù),稱為充氣因數(shù)，無(wú)量綱，液相為水時(shí)，=0。5;為油時(shí)，=0.20.35;為碳?xì)浠衔飼r(shí)，=0。40.5。取0。5， (3) 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì).因此2提餾段(1) 干板阻力 所以=m/s所以6.574m/s所以選用第二個(gè)公式,=5.34 （2） 板上充氣液層阻力取0.5， (3） 液面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì).因此第二節(jié) 液泛8為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地

36、流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液層高度用來(lái)克服相鄰兩層塔板間的壓強(qiáng)降，板上液層阻力和液體流過(guò)降液管的阻力。因此12 （2。6) 式中,上升氣體通過(guò)一層塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m; 板上液層高度,m，此處忽略了板上液面落差，并認(rèn)為降液管出口液體中不含氣泡;- 與液體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m.其中在前面已經(jīng)算出，而是已知的，所以流體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降 ，主要是由降液管底隙處的局部阻力造成的，可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算： 塔板上不設(shè)進(jìn)口堰 =0。153（）=0.153 （2.7）塔板上裝有進(jìn)口堰 =0。2=0.2 (2。8)式中，為液體流量,；為堰長(zhǎng),亦即降

37、液管底隙長(zhǎng)度,m；為降液管底隙高度,m；為液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速,m/s.按上式可以算出降液管中當(dāng)量清液層高度.實(shí)際降液管中液體和泡沫的總高度大于此值。為了防止發(fā)生液泛現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度,式中是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù),對(duì)于一般的物系，取0。30。5，對(duì)不易發(fā)泡的物系，取0.60.7,本課程設(shè)計(jì)中，取=0。5。1精餾段（1） 單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?=0.076m（2） 液體通過(guò)降液管的壓頭損失(3） 板上液層高度 則=因?yàn)?.5，所以0.5×(0.450.0574）0。2573m可見，所以符合防止液泛的要求.2提餾段（1) 單層氣

38、體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?=0.077m（2） 液體通過(guò)降液管的壓頭損失（3） 板上液層高度 則=0。1496m因?yàn)?。5,所以0.5×(0。450。05）0。25m可見，所以符合防止液泛的要求.第三節(jié) 霧沫夾帶3，8通常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)。此比值稱為泛點(diǎn)百分?jǐn)?shù)，或稱泛點(diǎn)率。在下列泛點(diǎn)率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，即0.1kg液/kg氣： 大塔 泛點(diǎn)率80 直徑0.9m以下的塔 泛點(diǎn)率70% 減壓塔 泛點(diǎn)率75泛點(diǎn)率可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算,即：泛點(diǎn)率 （2。9）或泛點(diǎn)率 （2。10）式中，分別為塔內(nèi)氣、液負(fù)

39、荷，;，分別為塔內(nèi)氣、液密度,kg/；-板上液體流徑長(zhǎng)度，m，對(duì)單溢流塔板,=，其中為塔徑，為弓形降液管寬度；板上液流面積，對(duì)單溢流塔板，其中為塔截面積，為弓形降液管截面積;泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及板間距查圖而得；K物性系數(shù)，其值見表表2-1 物性系數(shù)參考表12系統(tǒng)物性系數(shù)系統(tǒng)物性系數(shù)無(wú)泡沫，正常系統(tǒng)1.0多泡沫系統(tǒng)（如胺）0。73氟化物（如氟里昂）0.9嚴(yán)重起泡系統(tǒng)0.6中等起泡系統(tǒng)（如油吸收塔、乙二醇再生塔）0。85形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）0.3一般按式（2。9）和式(2.10）分別計(jì)算泛點(diǎn)率,而取其中大者為驗(yàn)算的依據(jù)。若上二式之一算得的泛點(diǎn)率不在規(guī)定的范圍以內(nèi)，則應(yīng)適當(dāng)調(diào)整

40、有關(guān)參數(shù)，如板間距、塔徑等，并重新計(jì)算。本系統(tǒng)為無(wú)泡沫正常體系，取為1。1精餾段泛點(diǎn)率或泛點(diǎn)率其中,令 =2=物性系數(shù)1.0，查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖得=0。125%對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80，由以上計(jì)算可知，霧沫夾帶能夠滿足要求。2提餾段物性系數(shù)1.0，查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖得=0.126%對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%，由以上計(jì)算可知,霧沫夾帶能夠滿足要求。表2-2 精餾段提餾段塔板數(shù)據(jù)總匯精餾段提餾段浮閥數(shù)（單板）/個(gè)110116開孔率/%11.311。3孔速/m。s-166946574單板壓降/Pa599559546出口堰高/m0.05740.0

41、5堰上液層高度/m0。01260。020弓形面積/m20。1150115弓形寬度/m01900190停留時(shí)間/s22871110降液管底隙高度/m0。0290。041堰長(zhǎng)/m0.8760.876霧沫夾帶率%47。355250第四節(jié) 漏液校核 氣體通過(guò)閥孔的氣速較小時(shí)，板上部分液體就會(huì)從孔口直接落下，這種現(xiàn)象稱為漏液.上層板上的液體未與氣相進(jìn)行傳質(zhì)就落到濃度較低的下層板上，降低了傳質(zhì)效果。嚴(yán)重的漏液將時(shí)塔板上不能積液而無(wú)法操作。故正常操作時(shí)漏液量一般不允許超過(guò)某一規(guī)定值。 一般取閥孔動(dòng)能因數(shù)=56作為控制漏液量的操作下限，此時(shí)，漏液量接近10%。 取漏液點(diǎn)氣速為閥孔動(dòng)能因子時(shí)相應(yīng)的值來(lái)進(jìn)行驗(yàn)算。

42、（1） 精餾段 穩(wěn)定系數(shù) 故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。(2) 提餾段 穩(wěn)定系數(shù) 故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。第五節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖11、霧沫夾帶線12已知泛點(diǎn)率，取=0.1kg液/kg氣為霧沫夾帶底限，即泛點(diǎn)率為80% 對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu),式中均為已知值，相應(yīng)于=0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定,將各已知數(shù)代入上式,便得出的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。(1) 精餾段 按泛點(diǎn)率=80計(jì)算如下： 整理得: （2） 提餾段整理得： 表23 霧沫夾帶線取點(diǎn)精餾段0.00050。0010.0020。0040.0080.0121.54281.53321。51401.47551。39871.3218

43、提餾段0。00050。0010。0020.0040。0080。0121。51201。50261。48391。44661。37191.29712液泛線12因?yàn)椋纱舜_定液泛線，忽略式中因?yàn)?， ，其中 將上式分別代入，得到：因物系一定塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則及等均為定值,而與又有如下關(guān)系，即 （2。11）式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將式簡(jiǎn)化為與的關(guān)系式(1） 精餾段整理可得, (2) 提餾段整理可得， 在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)LS值，算出相對(duì)應(yīng)得VS值：表24 液泛線取點(diǎn)精餾段0.00050。0010。0020.0040。0080。0122.93632。86082。73332.50022。0

44、0761。4260提餾段0.00050。0010.0020.0040.0080.0122.83932.76952。65502.45882.08941.69993液相負(fù)荷上限線關(guān)系式12液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中液體的停留時(shí)間不小于35。液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間：求出上限液體流量值（常數(shù)）,在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則對(duì)于精餾段 同理，對(duì)于提餾段:4 液相負(fù)荷下限線關(guān)系式12取堰上液層高度m作為液相負(fù)荷下限條件，先計(jì)算出的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線,該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。對(duì)于精餾段，取,則 所以同理，對(duì)于提餾段，5漏液線關(guān)系

45、式12對(duì)于 型33g重閥，可取閥孔動(dòng)能因數(shù)=56，則可得氣相負(fù)荷下限的閥孔氣速。在本課程設(shè)計(jì)中，取=5，則:又因?yàn)?(2。12）式中,均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。以=5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 （1) 精餾段（2） 提餾段 6塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)上述關(guān)系式:對(duì)于精餾段,漏液線;霧沫夾帶線；液相負(fù)荷下限線；液相負(fù)荷上限線;降液管液泛線，作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖:(1)嚴(yán)重漏夜線；（2）降液管液泛線；（3)液相負(fù)荷下限線（4)-液相負(fù)荷上限線；(5）-霧沫夾帶線從圖2-1精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以得出： 在精餾段，在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作

46、點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi);塔板的氣相負(fù)荷上限由物沫夾帶線控制，塔板的氣相下限由漏液線控制，所以，精餾段操作彈性根據(jù)上述關(guān)系式：漏液線；霧沫夾帶線；液相負(fù)荷下限線;液相負(fù)荷上限線;降液管液泛線，作出提餾段塔板負(fù)荷性能圖: (1)嚴(yán)重漏夜線;（2）-降液管液泛線;（3）液相負(fù)荷下限線（4)液相負(fù)荷上限線；(5）霧沫夾帶線從圖22提餾段塔板負(fù)荷性能圖可以得出: 在提餾段，在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P(設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)；塔板的氣相負(fù)荷上限由物沫夾帶線控制，塔板的氣相下限由漏液線控制， 所以，精餾段操作彈性第三章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)第一節(jié) 筒體與封頭131. 筒體【12，15】精餾塔可視

47、為內(nèi)壓容器。其各種設(shè)計(jì)參數(shù)如下：a. 設(shè)計(jì)壓力該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計(jì)壓力取為0.5MPab. 設(shè)計(jì)溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過(guò)150，因此設(shè)計(jì)溫度定為150。c。 許用應(yīng)力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235A，根據(jù)GB3274，查得： d。 焊縫系數(shù)按照GB150規(guī)定，焊縫系數(shù)主要考慮焊縫形式與對(duì)焊縫進(jìn)行無(wú)損檢驗(yàn)長(zhǎng)度兩個(gè)因素，本設(shè)計(jì)采用全焊透對(duì)接焊，對(duì)焊縫作局部無(wú)損探傷，則=0。85表31 筒體的設(shè)計(jì)參數(shù)設(shè)計(jì)壓力/MPa設(shè)計(jì)溫度/許用應(yīng)力/MPa焊縫系數(shù)0。51501130。85壁厚的確定：計(jì)算厚度由計(jì)算厚度查得，鋼板負(fù)偏差=0。5mm該系統(tǒng)中苯和甲苯對(duì)筒體腐

48、蝕較小，腐蝕裕量取2mm則筒體的設(shè)計(jì)厚度。則筒體的名義厚度取圓整值=0.37，則筒體壁厚則筒體的有效厚度=根據(jù)JB/T4737-95查得，筒體的公稱直徑為1200mm時(shí)，1m高的容積為1.131，1m高的內(nèi)表面積為3.77，1m高筒節(jié)鋼板的質(zhì)量為178kg。2。 封頭12，15本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，材料選用Q235-A,除封頭的拼接焊縫需100%探傷外，其余均為對(duì)接焊縫局部探傷，則=0。85封頭的名義厚度取圓整值=0.27,則封頭壁厚則封頭的有效厚度=以內(nèi)徑為公稱直徑,，選用封頭為 查得封頭曲面高度=300mm，直邊高度=25mm,內(nèi)表面積 ，容積為0。255，質(zhì)量77kg。第二節(jié) 裙座1

49、3,14對(duì)于較高的立式容器，為抵抗風(fēng)載荷及地震載荷，同時(shí)為了安裝方便,一般安裝性能較好的裙式支座。裙座較其他的支座的結(jié)構(gòu)性能好,連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支撐形式。為了制作方便，一般采用圓筒形。由于塔徑較大，所以座圈與塔體間采取對(duì)接焊縫。由于裙座對(duì)整個(gè)塔器而言是個(gè)至關(guān)重要的元件,支撐整個(gè)塔器,如它破壞將直接影響塔器的正常使用，并且裙座所耗費(fèi)材料對(duì)整個(gè)塔而言不多,所以裙座材料選為Q235A。裙座結(jié)構(gòu)主要有座圈,基礎(chǔ)環(huán)，螺栓座及人孔。座圈是裙式支座的基本構(gòu)件，通常為一用鋼板卷制的圓筒，其上端與塔的底封頭相焊，下端焊在基礎(chǔ)環(huán)上。座圈承受著塔的各種外載荷,并把它全部傳給基礎(chǔ)環(huán)?；A(chǔ)環(huán)的作用是承受塔的全部載荷.螺栓座的作用是用來(lái)安裝地腳螺栓。為了便于檢修和安裝，在裙座上應(yīng)開設(shè)2個(gè)不帶蓋板的長(zhǎng)圓形人孔。人孔的高度取為900mm,直徑為180mm.尺寸確定：裙座名義厚度：裙座筒體的內(nèi)徑：裙座筒體的外徑：基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：塔高，考慮到腐蝕余量，基礎(chǔ)環(huán)厚度(Z-地腳螺栓個(gè)數(shù)，地腳螺栓直徑) ，地角螺栓的取用規(guī)格為30×3.5.考慮到再沸器，裙座高度取3m，螺紋小徑為26。211mm,六角螺母的對(duì)邊距S為46mm。第三節(jié) 人孔12，16人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔體的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于工作人員進(jìn)入任何一層