【正文】 得Se=SnC=8mm。以上各計算均滿足強度條件及穩(wěn)定性條件。 因為，所以此塔必須安裝地腳螺栓，取地腳螺栓個數(shù)n，地腳螺栓材料的許用應(yīng)力查文獻[19]，取地腳螺栓為。 按由筋板時，計算基礎(chǔ)環(huán)的厚度。，重力引起的軸向應(yīng)力軸向許用壓應(yīng)力 取其中最小值取因為 故滿足要求。 （2）由試驗壓力引起的軸向應(yīng)力水（3）水壓試驗時，重力引起的軸向應(yīng)力 最大組合軸向拉應(yīng)力校核許用應(yīng)力： 因為 故滿足要求。 裙座危險截面00及11處的最大組合軸向壓應(yīng)力由A查相應(yīng)的材料圖得： B則取因為 故滿足穩(wěn)定性條件。 筒體危險截面22處的最大組合軸向拉應(yīng)力：1軸向許用應(yīng)力：因為，故滿足強度條件。22截面：最大彎矩取下式計算值中最大值：。 各塔段有效直徑Dei塔段號123456塔段長度10004000350075007500750040000200111111111255622562393230423042304（3）水平風力計算 由下使計算各塔段的水平風力 。 式中，塔和管線的保溫層厚度，塔頂管線外徑。 各塔段的風振系數(shù)塔段號123456計算截面距地面高度151630脈動增大系數(shù)（B類）脈動影響系數(shù)（B類）振型系數(shù)風壓高度變化系數(shù) （B類）（2）有效直徑設(shè)籠式扶梯與塔頂管線成90176。00截面為裙座基底截面，11截面為裙座人孔出截面，22截面為裙座與塔體焊縫處截面。，接近于15，且塔高大于20m，所以必須考慮高振型影響。由文獻[19]查得：（2類場地土，近震）。查文獻[17]得聚丙烯鮑爾環(huán)填料的堆積密度為，則填料層重量、法蘭、接管與附屬物質(zhì)量為封頭保溫層質(zhì)量、扶梯質(zhì)量式中：—扶梯高度，為36m；—籠式扶梯的單位質(zhì)量，為；n—平臺數(shù)量。h5 塔內(nèi)件機械強度設(shè)計及校核選用16MnR鋼板，查《化工設(shè)備機械基礎(chǔ)》[18]表94得：焊接采用雙面焊100%無損探傷檢查，焊接接頭系數(shù)，則由筒體的計算厚度為：查《化工設(shè)備機械基礎(chǔ)》表910。根據(jù)出塔氣的流速和管徑選取絲網(wǎng)除沫器的規(guī)格：H=150mm，H1=410mm，D=2000mm，G=242kg。本設(shè)計由于填料層壓力降較大，減弱了壓力波動的影響，從而建立了較好的氣體分布；同時，本裝置由于直徑較小，可采用簡單的進氣分布裝置。（2），t=。由于本塔的直徑大于800mm，所以采用分塊式柵板。（1）柵板外徑=，當塔內(nèi)徑較大時，應(yīng)減大值。填料支撐裝置對于保證填料塔的操作性能具有重大作用。釜液從塔底出口管流出時在出口管中心形成一個向下的漩渦流，使塔釜液面不穩(wěn)定，且?guī)С鰵怏w，再有泵的情況下，氣體進入泵內(nèi)，影響泵的正常運轉(zhuǎn)，故需在釜液出口應(yīng)安裝渦流擋板。所以，設(shè)置再分布裝置是十分重要的。實踐表明，當噴淋液體沿填料層向下流動時，不能保持噴淋裝置所提供的原始均勻分布狀態(tài)，液體有向塔壁流動的趨勢。 液體分布器管數(shù)和孔數(shù)分配管數(shù)123456789101112131415孔數(shù)144144152152156156158158162162162162164164164管數(shù)161718192021222324252627282930（2）水平和垂直主管內(nèi)徑計算：水平和垂直主管內(nèi)徑為入塔液管的內(nèi)徑， d=dL1==575mm（3）直列排管直徑d1的計算：，共設(shè)計布置30排，得（4）確定孔間距t設(shè)定分布器與塔內(nèi)徑距離為20mm，則t每根直列排管下部排2排布液孔，孔徑為5mm。按分布點幾何均勻與流量均勻的原則，進行布點設(shè)計。（1）計算噴淋點數(shù)N參照上述兩種文獻及該塔液相負荷較大、氣相負荷較小等特點，最終設(shè)計取噴淋點密度SP=200點/m2 。在主管及分管的底部分別開一些孔徑不同的管式液體分布器。于是得吸收塔的總壓力降為：。 （），（），塔底液停留時間按2min考慮，則塔釜也所占的空間高度H1為：H1=＝，所以塔的附屬高度H為取氣體進口接管管徑為400mm，出口管徑為374mm，經(jīng)校核在允許氣體流速范圍之內(nèi)。s得====解析液：= mN/m則= mN/m=417532kg/h2= mN/m=528340 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h2（聚乙烯填料）塔底壓力Pt1= 塔頂壓力：，（合49044Pa）Pt2=10131049044=52266Pa≈ MPa。根據(jù)log=+MPatm） CO2在氣液兩相中的擴散系數(shù)（1）CO2在氣相中的擴散系數(shù)塔頂：塔頂：（2）CO2在液相中的擴散系數(shù)關(guān)于CO2在液相PC中的擴散系數(shù)，有下面的經(jīng)驗公式：=108T/ cm2 /s （的單位為） =108T/ cm2 /s （的單位為） 為提高結(jié)果的準確性，現(xiàn)取二者的算術(shù)平均值，得：=108 T/ ，塔底、塔頂溫度分別為25℃和30℃。atm）液相：kL= kmol/（m2 傳質(zhì)推動力及其倒數(shù)的計算結(jié)果項目012345678910y102x102y*102Ti，K在y2至y1之間做偶數(shù)等分，對每個y值算出對應(yīng)的f（y）=，然后按Simpson法求積：=（f0+4f1+2f2+4f3+2f4+…+2fn2+4fn1+fn）式中的步長 ＝ = [f0+ f10+ 2 (f2+ f4+ f6+ f8) +4(f1+ f3+ f5+ f7+ f9)]=[（+）+2+4] ==NOG=+=. 采用PC吸CO2的專用公式對CO2傳質(zhì)系數(shù)進行計算氣相：kG= kmol/（m2忽略氣體因溫升引起的焓變、溶劑揮發(fā)帶走的熱量及塔的熱損失，則氣體溶解所釋放的熱量完全被吸收液所吸收，對第n個小區(qū)間作熱量衡算有：LCPL=(tntn1)=L（xnxn1）△HS得： tn=tn1+（xnxn1）△HS/CPL 式中：L 液相摩爾流率，△HS：第n區(qū)間內(nèi)溶解氣的平均微分摩爾熔解熱，△ HS=14654kJ/kmol；CPL第n區(qū)間液體平均定壓比熱容，其表達式為：CPL= [+(10)]（kmol選用填料層高度的計算公式H=采用近似簡化的計算方法，即H=≈ 由于其他氣體的溶解度很小，故將其他氣體看做是惰性氣體并視為恒定不變，那么，入塔氣體的摩爾流率G′G′=又溶劑的蒸汽壓很低，忽略溶劑的蒸發(fā)與夾帶損失，并視作為恒定不變，那么有L′=y2=，x2=吸收塔物量衡算的操作線方程為G′()=L′（(）將上述已知數(shù)據(jù)帶入操作線方程，整理得x=吸收塔內(nèi)相平衡方程將相平衡關(guān)系中的氣相分壓p和液相中的濃度X轉(zhuǎn)化為氣也兩相均以摩爾分率表示的對應(yīng)關(guān)系，即：y=f(x)，其轉(zhuǎn)化過程如下：lgXco2=+x= y=PCO2/Pt因塔內(nèi)的壓力分布和溫度分布未知，現(xiàn)假定總壓降與氣相濃度差成正比（實際上與填料層高度成正比，因填料層高度待求），將氣相濃度變化范圍十等份成10個小區(qū)間，可求得各分點處的壓強。此時每個塔的塔徑。查化工原理得溫度為100℃。 由得解析塔出塔液為吸收塔入塔液量，密度在35℃為設(shè)出塔氣G2，入塔氣量G1，則由塔內(nèi)CO2物量守恒得：得入塔氣：選擇d=50mm塑料鮑爾環(huán)（米字筋），其填料因子φ=120m1，ε=，比表面積at=，BainHougen關(guān)聯(lián)式常數(shù)A=，K=。本設(shè)計采用圓筒形裙座?？刹捎盟芰辖z編結(jié)而成的絲網(wǎng)除沫器除液沫裝置。本設(shè)計由于填料層壓力降較大，減弱了壓力波動的影響，從而建立了較好的氣體分布；同時，本裝置由于直徑較小，可采用簡單的進氣分布裝置。采用金屬床層限制器。柵板條寬度S一般取10mm，高度取4mm。由于每塊柵板寬度應(yīng)小于400mm（便于通過450mm的人孔），設(shè)計柵板由6塊組成，每塊寬度為，且需要將其擱置在焊接于塔壁的支持圈或支持塊上。故。采用結(jié)構(gòu)簡單、自由截面較大、金屬耗用量較小的柵板作為支撐板。根據(jù)出塔液管徑為400mm，選取擋板寬度A=800mm，支架高度B=400mm，寬度t=4mm，重M1=?？蛇x用多孔盤式再分布器。因而導(dǎo)致壁流增加、填料主體的流量減小，影響了流體沿塔橫截面分布的均勻性，降低傳質(zhì)效率。直列排管式液體分布器的安裝位置高于填料層表面150mm。按分布點幾何均勻與流量均勻的原則，進行布點設(shè)計。參照上述文獻及該塔液相負荷較大、氣相負荷較小等特點，最終設(shè)計取噴淋點密度SP=200點/m2 。當分布器工作時，液體從主槽底部的小孔分流到各分槽，最后通過各分槽底部的小孔均勻地分布在填料上。管式液體分布器是由一個主管和若干個分管組成，結(jié)構(gòu)見圖。于是得吸收塔的總壓力降為：液體分布裝置的種類多樣，有噴頭式、盤式、管式、槽式及槽盤式等。由公式得則氣體進塔口壓力將為：入塔口壓力降為：氣體通過填料層的壓力降采用Eckert通用關(guān)聯(lián)圖計算[15]。根據(jù)塑料鮑爾環(huán)填料的分段要求，可將填料層分為2段設(shè)置分段依據(jù)？，每段分8m，兩段之間再設(shè)置一個液體再分布器。壁流效應(yīng)造成填料層氣液分布不均勻，使傳質(zhì)效率降低。， 得：=得根據(jù)有：按《化工原理》下冊式10－44的恩田等人提出的關(guān)聯(lián)式計算，公式如下： = = =塔底：塔頂：全塔：=填料層的有效傳質(zhì)高度：H= NOG HOG==，設(shè)計取填料層高度為16m 。h）VG2=kg/（m2h）= kmol/（m2h）吸收液：= mN/m則= mN/m=513565kg/h2= mN/m=520953 kg/h2填料：=33 mN/m=427680 kg/h2塔底壓力塔頂壓力：，（合49044Pa）Pt2=280000049044=2750956 Pa≈ MPaPB1= Pt1(1)=()= MPaPB2= Pt2(1)=()= MPa。h）= MPas得= MPas ==105 MPa 常壓下氣體純組分的黏度組分 mCO2102CO102H2102N2102在常壓及操作溫度下。（1）氣相的黏度μG μG=（氣體混合物的黏度）（純組分的黏度）為0℃、常壓下純氣體組分的黏度。（2）CO2在液相中的擴散系數(shù)關(guān)于CO2在液相中的擴散系數(shù)，有下面的經(jīng)驗公式：=108T/ cm2 /s （的單位為） =108T/ cm2 /s （的單位為） 為使得結(jié)果準確，取二者的算術(shù)平均值，即=108 T/ ，塔底、塔頂溫度分別為35℃和30℃。將CO2在各組分中擴散系數(shù)按上式計算。計算公式如下：DCO2 i=（Pt的單位。h。忽略氣體因溫升引起的焓變、溶劑揮發(fā)帶走的熱量及塔的熱損失，則氣體溶解所釋放的熱量完全被吸收液所吸收，對第n個小區(qū)間作熱量衡算有：LCPL=(tntn1)=L（xnxn1）△HS得： tn＝tn1+（xnxn1）△HS/CPL式中：L液相摩爾流率，△HS：第n區(qū)間內(nèi)溶解氣的平均微分摩爾熔解熱；△ HS=14654kJ/kmol；CPL第n區(qū)間液體平均定壓比熱容，其表達式為：CPL= [+(10)]（kmols）y2=，x2=吸收塔物量衡算的操作線方程為G′()=L′（）將上述已知數(shù)據(jù)帶入操作線方程，整理得x=吸收塔內(nèi)相平衡方程將相平衡關(guān)系中的氣相分壓p和液相中的濃度X轉(zhuǎn)化為氣也兩相均以摩爾分率表示的對應(yīng)關(guān)系，即：y=f(x)，其轉(zhuǎn)化過程如下：lgXco2=+x= y=PCO2/Pt因塔內(nèi)的壓力分布和溫度分布未知，現(xiàn)假定總壓降與氣相濃度差成正比，將氣相濃度變化范圍十等份成10個小區(qū)間，可求得各分點處的壓強。選用填料層高度的計算公式H=采用近似簡化的計算方法，即H=≈ 由于其他氣體的溶解度很小，故將其他氣體看做是惰性氣體并視為恒定不變，那么，惰性氣體的摩爾流率G′G′==（m2 u====（鮑爾環(huán)的徑比要求）。將入塔流量Vs= m3/s分為兩股，分別進入兩個塔內(nèi)，則每個塔的入塔流量為Vs=