62万吨年乙烯精馏塔设计生--毕业设计.doc

设计说明书

题　　目： 2.6万吨/年乙烯精馏塔设计
院　　系： 机械工程学院___ ____________
专　　业： 过程装备与控制工程专业_____

内容摘要
塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。塔设备主要应用在石油化工行业，其种类很多，比如有常压塔，加压塔及减压塔，还有按单元操作分有精馏塔，吸收塔，萃取塔，反应塔，填料塔，干燥塔等。
本次设计的是2.6万吨乙烯精馏塔，在本次设计中主要包括三大方面的内容：一是工艺计算，二是强度及稳定性的计算，三是专题部分。
第一部分主要进行了物料衡算，塔内物件尺寸的确定，各种管径的确定，附属设备的选择等等。
第二部分在强度及稳定性计算中，计算出塔器的各部分质量，对塔的三个危险截面进行校核，主要是质量载荷，风载荷和地震载荷的计算。还要进行补强的计算。
最后是专题部分，即吊柱的选用与校核。
关键词：板式塔 精馏设备 填料塔

Abstract
Tower equipment is the important production equipment that chemical industry , petroleum ,etc. used extensively in industry. The basic function of the tower equipment lies in offering the angry , chance in order to be fully contacted of two phase of liquid , make the quality , two kinds of hot transmittance process can go on promptly and efficiently ; Can is it exposed to gas , liquid two phase after separate in time , carry each other secretly to make also. The tower equipment is applied to the trade of petrochemical industry mainly, there is a lot of its kind , for example there are atmospheric pressure towers, pressurize in the tower and reduce pressure in the tower, operate and divide rectifying tower according to the unit , absorb the tower, lie between and suck the tower, extract the tower , the reaction tower, dry tower ,etc..
The one that designed is 2 this time. The rectifying tower of 60,000 tons of ethylene, design main content including three major respects in China this time: First, the craft is calculated, second, the calculation of the intensity and stability, third, thematic part. First part Be regarded as the weighing apparatus of the supplies mainly, the sureness of the size of the things in the tower, the sureness of different pipe diameters, choice of the accessory equipment ,etc..
Second part In the intensity and stability are calculated , calculate out every part of quality of the tower device , check three dangerous sections of the tower, mainly quality load, the calculation with loaded wind load and earthquake. Mend strong calculation. It is a thematic part finally, namely hang the exertion and check of the post.
Keywords: Tray Tower Distilling Equipment Packed tower

目录
塔设备概述 1
第一部分：工艺计算 3
第一节 物料衡算 3
1) 塔顶产品量 3
2)塔釜,塔顶流量及组成 3
第二节 确定塔温 4
1）塔釜温度的确定 4
2）塔顶温度的确定 5
3）进料温度 5
第三节 塔板数的计算 6
1） 确定最小回流比 6
2）确定最小理论板数 7
4）实际塔板数 7
5）确定进料板位置 8
第四节 塔径计算 8
1）精馏段塔径 8
2）提馏段塔径 12
第五节 塔内物件的工艺尺寸 12
第六节 流体力学验算 14
1）气体流过塔板的压降 14
2)液泛校核 15
3）沫夹夹带情况 15
第七节 安全操作范围和操作线 16
1）精馏段 16
2）提馏段 17
第八节 附属设备的选择 18
1）全凝器的选择 18
2) 再沸器的选择 19
3) 回流泵的选择 19
第九节 管径设计 19
第二部分 强度及稳定性计算 21
第一节 圆筒和封头的厚度和强度计算 21
第二节 载荷的计算 21
1) 质量载荷的计算: 21
2) 塔的自振周期 23
3）地震载荷及地震弯矩的计算 23
4）风载荷和风弯矩计算： 25
5) 最大弯矩 26
第三节 应力校核 27
1) 圆筒应力校核： 27
2) 裙座壳轴向应力校核： 28
第四节 基础环结构设计及校核 29
1） 基础环 29
2）地脚螺栓计算： 30
3）肋板计算： 31
4）盖板计算： 31
第五节 补强计算 32
1）塔顶蒸汽出孔 32
2)人孔的补强计算 33
3)进料管接管补强 34
第三部分 吊柱的强度计算 35
1）设计载荷 35
2)曲杆部分的校核 35
2）柱的校核 37
参考文献 37
附录 英文翻译 39
致 谢 44

塔设备概述
塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。因此，蒸馏和吸收操作可在同样的设备中进行。
　　根据塔内气液接触部件的结构型式，塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。
　　板式塔内沿塔高装有若干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。
　　填料塔内装有各种形式的固体填充物，即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下；气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续地变化。
目前在工业生产中，当处理量大时多采用板式塔，而当处理量较小时多采用填料塔。蒸馏操作的规
模往往较大，所需塔径常达一米以上，故采用板式塔较多；吸收操作的规模一般较小，故采用填料塔较多。
板式塔结构简图
1——气体出口
2——液体入口
3——塔壳
4——塔板
5——降液管
6——出口溢流偃
7——气体入口
8——液体出口

浮阀塔板的结构原理
浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转90°，以限制阀片升起的最大高度，并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，在一定程度上可防止阀片与板面的粘结。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，增加了气液接触时间，浮阀开度随气体负荷而变，在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，避免过多的漏液；在高气量时，阀片自动浮起，开度增大，使气速不致过大。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。
塔设备主要有三个参数作为其性能好坏的评价指标，即通量、分离效率和操作弹性。通量是指单位塔截面的生产能力，其表征塔设备的处理能力和允许的空塔气速。分离效率是指单位压力降的分离效果，板式塔以板效率表示，填料塔以等板高度表示。操作弹性即塔的适应能力，表现为对处理物料的适应性和对气液负荷波动的适应性。塔的通量大、分离效率高、操作弹性大，塔的性能就好。

第一部分：工艺计算
第一节 物料衡算
1) 塔顶产品量
按7200小时/年考虑，
摩尔流量(C2H4): =128.74kmol/h
2) 塔釜,塔顶流量及组成
表1 进料各组分组成及性质
组 分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
沸 点
-103.7
-88.6 oC
-47.7
-161.5
分子量
28.05
30.07
42.08
16.04
组成
0.88989
0.09843
0.00510
0.00658
选择乙烯为轻关键组分，乙烷为重关键组分，比乙烯沸点低的甲烷是轻组分，比乙烷
沸点高的丙烯是重组分，两关键组分挥发度相差较大，且两者是相邻组分，为清晰分割情况，比重关键组分还重的丙烯在塔顶不出现，比请关键组分还轻的甲烷在塔顶不出现。
这样塔顶馏出液由甲烷乙烯和少量乙烷组成。塔釜由丙烯乙烷和少量乙烯组成。
规定：塔顶乙烷含量，<0.01
塔釜乙烯含量〈0.03
即 xDC2H6=0.001, xwC2H4=0.003
表2
组分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
∑
进料量KMol/h
88．989
9．843
0．510
0．658
100
塔顶产品流量KMol/h
89-0．003w
0.001
0
0.6f58
D
塔釜产品流量KMol/h
0.003w
9.843-0.001w
0.510
0
W

在全塔内对乙烯进行物料衡算：
F=D+W……………………1） f×0.88989=129.78×0.992+w0.000303
FX=DXD+Ww ……2） f=129.78+w
解得 W=14.9424kmol/h F=144.72kmol/h
则塔顶塔釜摩尔分率及摩尔流量列于表3
表3 塔顶塔釜摩尔分率及摩尔流量
组分
C2H4

C2H6

C3H6
CH4
∑
塔顶
产品
摩尔流量

128.74
0.1296
0
0.9474
129.778
组成
0.992
0.000999
0
0.0073
1
塔底
产品
摩尔流量

0.04528
14.156
0.7402
0
14.9424
组成
0.00303
0.9474
0.04954
0
1
第二节 确定塔温
1）塔釜温度的确定
查P-T-K图，计算 y=KX=1
假设泡点温度为20℃则可查烃类P-T-K得C2H4、C2H6、C3H6、CH4得K依次为20.5, 16, 4.6, 7.6
代入得=0.00303×20.5+0.9474×16+0.04954×4.6+7.6=15.4>1
说明此泡点温度过高。
假定温度为-10OC
=1.34×0.00303+0.93×0.9474+0.28×0.04954=0.899<1
假定温度为-2OC
=1.54×0.00303+1.24×0.9474+0.33×0.4954=1.00003
所以：塔釜温度为-2OC
2）塔顶温度的确定
采用全凝器。
采用P-T-K图查出ki值计算 y=KX 塔顶温度=1
假设露点温度为-20℃
==++=0.913<1
说明此温度偏高
假设露点温度为-25℃：
==++=1.0364>1
试差法： -25℃+×1=-24.05℃
所以：塔顶温度为-24OC
3）进料温度
查P-T-K图，计算 y=KX=1
假设泡点进料且温度为-20℃
=1.34×0.88989+0.927×0.09843+0.267×0.0051+5.55×0.00658>1
说明此进料温度过高
假设进料温度为-23℃
=1.01×0.08989+0.682×0.09843+0.179×0.0051+5.05×0.00658=1.00006
所以：进料温度为-23OC
对塔的各部位温度列于下表中

表4 塔的温度列表
塔底
塔顶
进料
-2℃
-24℃
-23℃
第三节 塔板数的计算
1）确定最小回流比
假定塔内各组分的相对挥发度恒定，且为衡分子流，由恩德无德公式视差求。
++……+=1-q …………（1）
++……+=RM+1 …………（2）
式中：XFA,XFB,XFC——进料中A，B，C组分的分子分数；
XPA，XPB，XPC——塔顶组分A，B，C组分的分子分数；
q—— 进料热状态参数。泡点进料，q=1;
有关数据及 αi列表如下：
表5
组分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
∑
XF
0.884
0.09843
0.0051
0.00658
1
XP
0.992
0.000999
0
0.0073
1
KI
1.01
0.682
0.179
5.05

αi
1.48
1
0.26
7.4

将数据带入（1）式中：

试取θ计算： θ=1.533 (1)式=0.07530
θ=1.35 (2)式=-0.0374 0
内插法得θ=1。48，将θ带入（2）式，求的Rm,

解得： Rm=2.2664
取回流比R=1.5×Rm=3.4
2）确定最小理论板数
理论回流比可取为1.5 R=3.26
3）确定理论板数
理论板层数由芬斯克方程求N
N==31.256
=0.3469
查吉利兰图得=0.36
解得N=43.2 取44块（不包括再沸器）
所以：理论塔板数为44块。
4）实际塔板数
E=0.49（）
塔顶，塔釜的平均温度 T=-13℃
查烃类P-T-k图，得平衡常数： KC2H4=1.455, KC2H6=0.839
——相对挥发度为：=1.7432
==0。88989×0。07+0。09843×0.07+0.0051×0.0051+0.00658×0.02=0.06999
解得E=0.822
所以：实际板数N==44/0.882=53.5
取55块
5）确定进料板位置
精馏段板数 n= （1）
提留段板数 m= （2）
m+n=54 （3）
（注 为轻关键组分对重关键组分相对挥发度，取塔顶、进料、塔釜三处得几何平均值）
（）==1.642
（）==1.732
则n=21.87 取22块
则提留段板数为m=54-32=32
第四节 塔径计算
1）精馏段塔径
a) 气液相负合及重度
精馏段以塔顶为计算基准，
表6 塔顶各组分得临界性质列
组分
%（分子）
P（kg/cm）
P×%（分子）
T
T×%（分子）
分子量M
M×%（分子）
C2H4
0.992
50.48
30.076
282.9
280.6
28.05
27.8
C2H6
0.000999
48.29
0.0482
`305.3
305
30.07
0.07
CH4
0.0073
45.79
0.334
190.9
1.39
10.04
0.117
合计
1

50.46

282.3

27.947
对比压力：===0.42
对比温度：==0.882
查得压缩系数Z=0.75
塔顶上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=571kmol/h
体积流量：=416.4立方米/小时
塔顶上升蒸汽重度： Υv =38.32kg/m3
表7 进料各组分得临界性质
组分
%（分子）
P（kg/cm）
P×%（分子）
T
T×%（分子）
分子量M
M×%（分子）
C2H4
0．88989
30．48
44.922
282.9
251.75
28.05
24.96
C2H6
0.09843
48.29
4.75
305.3
30.05
30.07
2.96
C3H6
0.0051
45.37
0.23
364.9
1.86
44.09
0.215
CH4
0.00658
45.79
0.3
190.9
1.26
16.04
0.11
合计
——
——
50.2
——
284.92
——
28.25
对比压力：===0.418
对比温度：==0.872
查得压缩系数Z=0.691
体积流量：=0.107M3/S
精馏段气相负合：
=0.113M3/S

表8 塔底各组分得临界性质
组分
%（分子）
P（kg/cm）
P×%（分子）
T
T×%（分子）
分子量M
M×%（分子）
C2H4
0．00303
50．48
0．153
282．9
0．857
28．05
0．085
C2H6
0．9870
48．56
45．87
305．8
289．6
30．9
28．45
C3H6
0．04956
45．76
190．8
305.3
281.4255
30.07
27.7185
CH4
0
45.37
——
190．9
——
16．04
——
合计
1
——
45．79
——
308．3
——
30．76
对比压力：===0.436
对比温度：==0.879
查得压缩系数Z=0.70
上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=（3.26+1）×124.849=571公斤/小时
体积流量：=422.9立方米/小时
查《轻碳氢化合物数据手册》 图2-15、2-17 得各组分重度；
表9 塔顶各组分重度
组分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
重度
0．425
0．465
——
0

表10 进料各组分重度
组分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
重度
0．421
0．462
0．54
——
表11 塔釜各组分重度
组分
C2H4
C2H6
C3H6
CH4
重度
0．35
0．427
0．555
——
塔顶各组分质量流量百分比：
qDC2H4=0.928 qDC2H6=0.001 qDCH4=0.0042
解得 γlD =0.4575
塔底各组分质量流量百分比：
QwC2H4=0.00276 qwC2H6=0.9363 qwCH4=0.0712
解得γlWw=0.4339
则精馏段液相重度===445.5kg/m3
液相负荷 = 26.95m3/h
动能参数=0.2236取板间距H=0.4m 塔板上清液层高度为=0.07m
查史密斯关联图得C=0.05
查《轻碳化合物》图4-1、4-2得表面张力
表12 混合液的表面张力
甲烷
乙烯
乙烷
丙烯
0
3.48
6.21
13.6
=0.9916×3.6+0.001×6.2=3.46
由式=（）得==0.0352
塔顶最大空塔速度 Wmax=C=0.1136m/s
空塔气速W=0.7×W=0.7×0.1142=0.0795m/s
精馏段塔径D==1.335m
取精馏段塔径D=1.4m
精馏段实际空塔气W=0.072m/s
相应的空塔动能因数为F=0.072×=5.6
2）提馏段塔径
提馏段气象重度‘=V/Vs=43。52
提馏段液相重度==430。69
提馏段液相负荷=0。1121m3/s
则提馏段气相负荷：Ls’=RD+qF=38.12m3/h
查史密斯关联图得C=0.045
查《轻碳化合物》图4-1、4-2得表面张力
Ρc2h4=1.21 Pc2h6=3.59 Pc3h6=10.49
混合液的表面张力=3.925
==0.0325
最大空塔速度: Wmax=C=0。0969
空塔气速：W=0.7×W=0。0678m/s
提馏段塔径D==1.45; 取塔径1。4m
馏段实际空塔气W’=0.073m/s
第五节 塔内物件的工艺尺寸
1）、溢流程数的选择
根据塔径1.4米，液相负荷30～40m 3/h，查《有机化合物》表9-5可知选单流型即可满足要求。采用工型浆液板，分块式塔盘。
2）、校核溢流强度
堰长： lW=0.7×D=0.7×1.4=0.98m。
精馏段校核：i=ls/lw=27.5m 3/h;
提馏段校核：I’=ls’/lw’=38.9 m 3/h;
3)、塔堰高的确定
Hl=hw+how
hl——塔板上清液层高度; hww ——出口堰高度 how——堰上清液层高度
精馏段： how=0.03459
提留段： how’=0.037
4)降液管面积
查《浮阀塔》表3-3知=0.143 =0.0878
塔板面积A==0.785×1.4=1.54㎡
堰宽W=0.143×1.4=0.2m
溢流面积A=0.878× A=0.1385㎡
5）校核液体在降液管内停留时间
精馏段t==7.4s5s
提馏段t==5.2s5s
降液管出口处的流体流速：
精馏段： Ud=Ls/Af=0.054m/s;
提馏段： Ud’=ls’/Af=0.77m/s
6） 降液管下端距塔盘的距离h：
h=
w降液管下端出口处的流速一般取0.07~0.25m/s 可取0.2m/s
精馏段ho==0.0382m〈h=0.07m
提馏段ho==0.054〈h=0.07m
取距离为：h=0,05m
7）浮盘数
采用F-1重阀, 阀孔直径为39。
精馏段临界阀孔气速 ：==1.387m/s
提馏段临界阀孔气速: ’==1.326m/s
开孔率×100%=5。2%
阀孔总面积：
精馏段： A==0。08m2
提馏段: A==0.0847m2
精馏段阀数: N==67个
提馏段阀数: N==70个
精馏段与提馏段取相同的阀孔数：为68个。
8)塔盘的布置
安定区Wf=0.06m; 无效区Wc=0.05m
按照等边三角形叉排列 则中心距t=105mm.
第六节 流体力学验算
1）气体流过塔板的压降
正常操作，浮阀全开。
干板压力降:hp=hc+hl+h
全开前:hc=0.7=0.000685米液柱
全开后hc=5.34=0.046米水柱
hl=0.4hw+how=0.4×0.43+0.027=0.0442米水柱
克服表面张力压降h可忽略
hp=hl+ho=0.074米水柱
2) 液泛校核

逸流管内液成高度： Hd=hl+hp++hd+hv
hd=0.153=0.042米液柱
对hv可忽略不计，对浮阀塔可忽略不计
又因操作压力小于30大气压hv可以忽略，故溢流管内液层高度
Hd=hl+hp+hd=0.144米
取充气因子β=0.5，β（HT+hw）=0.5×(0.4+0.0374)=0.218>0.144
所以可以避免液泛。
3）雾沫夹夹带情况
精馏段V==0.033立方米/秒
提馏段V==0.0346立方米/秒
Z=d-2Wd=1.4-2×0.2=1.0m
Aa=AT-2Af=1.54-2×0.135=1.27立方米
K取0.85
CF查《基本有机化学工程》图9-28可知CF=0.107
则精馏段:F1==33.3<80%
提馏段F1=38.3%<80%
所以产生的雾沫夹带量不超过0.1公斤液体/公斤蒸汽，符合要求。
第七节 安全操作范围和操作线
1）精馏段
（1）液相负荷上限:
取t=3秒 ==0.985立方米/秒
液相负荷下限:
因采用平直堰=0.000854×0.98=0.000837立方米/秒
气相负荷下限::
==0.0632立方米/秒
气相负荷上限——液泛线
A==3.83
B==0.5×0.4+(0.5-1.4)×0.043=0.1685
C===99.57
D==1.265
所以液泛线为：3.83
雾沫夹带线为：
9.88
用计算机绘出个操作线如图1。

操作弹性为：v上/v下=2。55
2）提馏段
液相负荷上限:
取t=3秒 =0。0185立方米/秒
液相负荷下限:
因采用平直堰=0。00837立方米/秒
气相负荷下限::
==0.0615立方米/秒
气相负荷上限:
液泛线
A==4.3
B==0.1685
C===99.56
D==1.265
4.3
所以雾沫夹带线为
得10.46
用计算机绘出个操作线如图2。

操作弹性为：v上/v下=2.76

图2: 提馏段操作线

第八节 附属设备的选择
1）全凝器的选择
选用冷凝介质为-35℃液氨
塔顶温度为-24℃，混合蒸汽的汽化热对全凝器进行热量恒算，以单位时间为基准并忽略热损失，所需传递的热量。
表12
成分
甲烷
乙烯
乙烷
含量
0.0074
0.9916
0.001
焓差（千卡/公斤）
112-25
150-75
156-63
Qc=VIVD-（LILD-DICD），
∵V=L+D=（R+1）D，
所以：Qc=（R+1）D（IVD-ILD）=213761kj/h

2) 再沸器的选择
以再沸器为系统进行热量恒算，各成分的焓差
表13
成分
乙烯
乙烷
丙烯
含量
0.03
0.9474
0.04954
焓差（千卡/公斤）
150-75
158-80
160-68
QB=V/IVW+WILW-L/ILW+QL，
QL——为再沸器的热量损失，IVW——为再沸器中上升蒸汽的焓，ILW——为釜液的焓，提馏段底层板下降液的焓。
QB=V/IVW+WILW-L/ILW+QL=19396kj/h

3) 回流泵的选择
回流量L=RD=441 KMol/h，
所以体积流量：Vs=27 m3/h。
所以泵选择扬程为30m.
第九节 管径设计
1） 塔顶蒸汽管
查表得蒸汽气速12~20立方米/秒
蒸汽量立方米/秒
D=
取v=15m/s 则得D=0.0918m
取 Φ219×6的管。公称直径为Dg200。
2）回流管管径
因为回流泵所取2m/s
=0。0756
取=Φ108×4 公称直径为Dg100。
3）进料管管径
料液由高位大槽进入塔内WF取0。6m/s
=0。075
取 Φ108×6的管。公称直径为Dg100。
4）塔釜出料管
=0。0216
取 Φ76×4的管。公称直径为Dg65。
5）进再沸器管
=0。122m
取 Φ219×6的管。公称直径为Dg200。
6） 再沸器蒸汽入塔器
取速度为5m/s
=0.055m
取 Φ194×6的管。公称直径为Dg175。

第二部分 强度及稳定性计算
第一节 圆筒和封头的厚度和强度计算
圆筒和封头材料选用16MnDR,许用应力[б]=163mpa.
圆筒计算厚度:
б=PcDi/（2[б]tФ-Pc）
其中： Pc——计算压力， Pc=1.1P=1.3mpa；
Ф——焊接接头系数， 取1；
按GB709-65, 钢板厚度负偏差C1=1mm，腐蚀余量取1mm；
б=2.3×1.4/2×16381-0.3=9.95mm
取钢板名义厚度бn=12mm.
封头厚度计算:
标准椭圆封头K=1;
б= PcDi/（2[б]tФ-0.5Pc）=9.91mm
取钢板名义厚度бn=12mm.
实验压力校合：
（1） 液压实验校合：
Pt=1.25P[б]/[ бt]=1.25×163=203
第二节 载荷的计算
1) 质量载荷的计算:
H=53×0.4+4×0.3+1.6+2+1.5+3=30.1m
塔壳和裙座的质量
m01=π/4[（1.4+0.015×2）2-1.42]×（27.8+3）×7.85×103
=π/4（1.4302-1.42）×30.8×7.85×103=15721㎏。
人孔、法兰、接管等附件质量:
ma=0.25 m01=2873㎏。
内构件质量
m02=π/4×1.42×55×75=6235㎏。（单位面积重75㎏）
保温层质量
m03=π/4[(1.4+0.012×2+0.2) 2-(1.4+0.012×2)2]×27×45=582㎏.

平台、扶梯质量：
m04=40×30+π/4[(1.63+0.05×2+1.2×2) 2-(1.63+0.05×2)2]×150×6×1/2
=1200+49681.1=3924㎏.
操作时塔内物料质量m05=π/4×1.42×0.07×450×55=3670㎏.
充水质量mw=π/4×1.42×27×1000=38484㎏.
塔器的操作质量m0= m01+m02+m03+m04+ m05+ma= 32765㎏，
塔内的最大操作质量mmax= m01+m02+m03+m04 +ma+ mw=47592㎏
塔内的最小操作质量mmin= m01+0.2m02+m03+m04 +ma=24107㎏
将塔沿高度分成5段，每段高为6m，其质量列入表14中。
图3

表14
项目
段号
项目
段号

1
2
3
4
5
6
m01+ma
14364
14364
14364
14364
14364
14364
m02
450
1595
1595
1595
1595
1595
m03
366
879
880
880
880
880
m04
150
943
943
943
943
943
m05
150
880
880
880
880
880
mw
1500
9246
9246
9246
9246
9246
m0
1400
7841
7841
7841
7841
7841
mmax
2000
11398
11398
8063.9
11398
11398
mnin
1000
5777
5777
57775777
7841
5777
5777
5777
2) 塔的自振周期
T1=90.33H（m0H/EδeDi3）1/2×10-3 ,
其中δe=δn-c=15-0.25-1.2=13.55mm
T1=90.33×30000（36789.5×30000/2×105×13.55×14003）1/2×10-3
=1.4s
3）地震载荷及地震弯矩的计算
表15： 地震力和地震弯距
塔段号
项目
1
2
3
4
5
操作质量
mi kg
1400
7841
7841
7841
7841
集中质量距
地高度hi mm
3000
9000
15000
21000
27000
hi1.5

5．2
24．6
56．9
94
137
mihi1.5

727．5
2．07×105
4．468×105
7．37×105
10．74×105
mihi3

0．378×105
54．7×105
254×105
693×105
1410×105
10
A=∑mihi1.5
i=1
2．464×106
10
B=∑mihi3
i=1
2．4117×107
k1=
0.053
0.269
0.581
0.96
1.4
Cδ
0.5
塔段号
项目
1
2
3
4
5

α1=(Tg/T)αmax

0.146
Fk1= Cδα1yk1mkg
53.
1510
3262
5390
7860
αvmax=0.65αmax
0.2952
Meg=0.75Mo
24573.5
Fv=
gαvmaxMeg
70512.5
Mi×hi
4200
69549
1.16×10^5
1.62×10^5
2.08×10^5

5.603×10^8

527.