系数除沫器直径选取不锈钢除沫器。其他附件筒体与封头筒体封头由公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积封，容积封。群座塔底常用群座支撑，群座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，般采用圆筒形。群座壁厚取。基础换内径基础环外径圆整，基础环厚度取考虑再沸器，群座高取。入孔本塔共块板，需设置个孔，每个孔直径，在设置入孔处，板间距为，群座上应开两个孔，直径为，入孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。第六章精馏塔的主要附属设备热量衡算冷凝器的热负荷式中塔顶上升蒸汽的焓塔顶溜出液的焓操作回流比塔顶产品质量流量。又水乙式中乙乙醇的蒸发潜热水水的蒸发潜热。塔顶的温度是，因为塔顶的温度超过了乙醇能查图得温度范围，不能查图所得，采用下式计算式中对比温度表沸点下蒸发潜热列表沸点蒸发潜热乙醇水乙醇乙水水所以所以加热器热负荷乙醇理想气体的比热容计算上式理想气体定压比热容，温度由化工原理课程设计，王国胜，第二版查表得所以时同理时，时，时，时，乙醇不是理想气体，其可通过查表得。水的比热容通过查化工原理第二版附录八可得。如下表表乙醇水不同温度下混合物的比热容单位塔顶塔釜进料精馏段提馏段乙醇水精馏段乙醇水提馏段乙醇塔顶馏出液的比热容塔釜馏出液的比热容上式中的和是塔顶和塔釜乙醇的质量分数。塔顶产品质量流量塔釜产品质量流量对全塔进行热量衡算所以冷凝器本设计取。出料液温度饱和气饱和液冷却水温度逆流操作，传热面积冷却水消耗量注上式中是水在下的比热容。再沸器的选择选用饱和水蒸汽加热，传热系数取。料液温度，水蒸气温度逆流操作，换热面积第七章塔总体高度设计塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第块板的距离为，塔顶空间高度为。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取。塔总体高度顶封群设计结果览表项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段液相流量气相流量实际塔板数块塔的总高度塔径板间距踏板类型单溢流弓形降液管分块式塔空塔气速堰长堰高板上液层高度降液管底隙高度浮阀数等腰三角形叉排阀孔气速浮阀能动因子临界阀孔气速孔心距同横排孔心距排间距相邻横排中心距离单板压降降液管内清液层高度泛点率气相负荷上限物沫夹带和液泛线控制气相负荷下限漏液控制操作弹性参考文献王志魁化工原理第三版北京化学工业出版社，王国胜化工原理课程设计第二版大连大连理工大学出版社，刘雪暖汤景凝化工原理课程设计山东石油大学出版社，贾绍义柴诚敬化工原理课程设计天津天津大学出版社，夏清陈常贵化工原理下册天津天津大学出版社，化学工程手册编辑委员会化学工程手册气液传质设备。北京化学工业出版社，陈敏恒化工原理下北京化学工业出版社，姚玉英化工原理下天津天津科技出版社，谭天恩化工原理下北京化学工业出版社，王国胜化工原理课程设计第二版大连大连理工大学出版社，杨祖荣化工原理第二版北京化学工业出版社，联立方程组，，代入求得，塔底表面张力，连理方程组，，代入求得，精馏段表面的平均张力提馏段表面的平均张力混合物粘度通过查化工原理第二版附录六液体粘度共线图，得出精馏段和提馏段乙醇和水的粘度。，，，，在上式中角标，分别表示水和乙醇。精馏段粘度提馏段粘度相对挥发度由，得由，得由，得精馏段的平均相对挥发度提馏段的平均相对挥发度理论塔板的计算本设计采用泡点进料，回流比。采用解析法求出，根据表乙醇水气液平衡表作图。表乙醇水气液平衡表液相中乙醇摩尔分数气相中乙醇摩尔分数液相中乙醇摩尔分数气相中乙醇摩尔分数图中，由，点出发作平衡线的切线，此切线与线交与因为泡点进料，，在图中读出。所以精馏段操作线方程提馏段操作线方程根据表作出乙醇水的平衡图，在图作操作线，由点，在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于为止，由此得到的理论板块包括在沸器，加料板为第块理论板。图图板效率与塔板结构操作条件物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式其中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相粘度精馏段已知，所以，精块提馏段已知，所以提块全塔所需实际塔板数块提精全塔效率因为，所以加料板位置是第块塔径的初步设计气液相体积流量计算由理论塔板的计算中知精馏段已知，，所以质量流量体积流量提馏段本设计为泡点进料，所以。已知，，所以质量流量体积流量塔径的计算由安全系数，安全系数，，式中的可由斯密斯查得。斯密斯图精馏段横坐标数值取板间距，板上清液层高度，则分离空间高度查斯密斯图可知，的压头损失板上液层高度，则取，已选定，则可见，所以符合防止淹塔的要求。物沫夹带精馏段泛点率板上液体流经长度板上液流面积取物性系数，泛点负荷系数泛点率由以上计算可知，物沫夹带能够满足液气的要求。提馏段取物性系数，泛点负荷系数泛点率塔板负荷性能图物沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率计算。精馏段整理得，即物沫夹带线为直线，在操作线范围内任取两个值，可算出。提馏段整理得即物沫夹带线为直线，在操作线范围内任取两个值，可算出。计算如下表所示精馏段提馏段液泛线由此确定液泛线，忽略式中而精馏段整理得提馏段