下限线液泛线雾沫夹带五浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段塔径，板间距，塔板型式实际塔板数空塔气速，堰长，堰高，板上液层高度，降液管底隙高度，浮阀数，个阀孔气速，阀孔动能因数临界阀孔气速，孔心距，排间距，单板压降，液体在降液管内停留时间，安定区宽度，单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管边缘固定区宽度，弓形降液管宽度，开孔率泛点率气相负荷上限，气相负荷下限，操作弹性六辅助设备及零件设计塔顶全凝器的计算及选型冷凝器的选择列管式冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为整体式自流式和强制循环式。整体式如图，所示。将冷凝器与精馏塔作成体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。自流式如图所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图，所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修安装，造价不高。冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为的的甲醇蒸汽，冷凝蒸汽量由于甲醇摩尔分数为，所以可以忽略水的冷凝热，冷凝水始温为，取全凝器出口水温为，在平均温度物性数据如下甲醇在膜温下，水在平均温度下甲醇水水设备的热参数水的流量平均温度差根据传热系数估计表取传热面积的估计值为安全系数取换热面积管子尺寸取水流速取管数根管长取管心距壳体直径取折流板采用弓形折流板，取折流板间距由上面计算数据，选型如下公称直径管子尺寸公称压力管子长管程数管数根壳程数管心距管子排列正三角排列核算管程壳程的流速及管程流通截面积管内水的流速水壳程流通截面积取壳内甲醇水流速当量直径计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度ε为，则ε，查得摩擦系数取污垢校正系数符合般要求壳程流体阻力，故管子排列为正三角形排列，取挡板数块代入得取污垢校正系数故管壳程压力损失均符合要求管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管壳程对流给热系数计算传热系数取污垢热阻以管外面积为基准则计计算传热面积需计所选换热器合适塔底再沸器面积的计算及选型再沸器的选择列管式蒸发器对直径较大的塔这样的设计让我从中获得了些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。设计帮助我更好的熟悉了的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。八致谢本次设计能完全结束，离不开老师得辛勤指导和同学们的热心帮助。由于个人知识水平有限，在老师和同学的耐心帮助下才得以完成本次设计。在此，特别感谢夏毅老师和王海燕老师，以及化工班的同学们。同时也感谢学校和老师给我们个锻炼自己学习知识的机会。九参考文献管国锋，赵汝溥化工原理第二版北京化学工业出版社，年毕诚敬化工原理课程设计天津天津科学出版社，年化学工程编委会化学工程手册第卷，北京化学工业出版社，年化工设备设计全书编委会塔设备设计上海上海科学技术出版社，年国家医药管理局上海医药设计院化工工艺设计手册上下第二版北京化学工业出版社，年刘佩茹化工过程与设备北京中国轻工业出版社，年潘国昌，郭庆丰化工过程设备与设计北京化学工业出版社，年葛婉华，陈鸣德化工计算北京化学工业出版社，年董大勤化工设备机械基础第二版北京化学工业出版社，年崔子筠，崔子伟计算机绘图教程上海同济大学出版社，年邱景宏，宁宇中文应用培训教程北京高等教育出版社，年，般将再沸器置于塔外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。换热面积换热量为提考虑到的热损失后传热面积蒸汽温度为，冷液进口温度为，出口温度为则取传热系数其他辅助设备的计算及选型进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管弯管进料管型进料管。本设计采用直管进料管。管径的计算，取，经圆整选取热轧无缝钢管，规格回流管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格实际管内流速塔釜出料管釜残液的体积流量取适宜的输送速度则计经圆整选取热轧无缝钢管，规格实际管内流速再沸器蒸汽进口管设蒸汽流速为，计经圆整选取热轧无缝钢管，规格实际管内流速冷凝水管冷凝水进口温度为，水的物性数据水的物性数据冷凝水质量流率，取流速为管径选取热轧无缝钢管实际流速为冷凝水泵雷诺数取ε，，查图摩擦系数各管件及阀门阻力系数如下名称水管入口进口阀弯头半开型球阀ξ设管长为米，塔有效高度加裙座加全凝器高度取扬程取流量选择型离心泵，参数为流量，扬程，转速，泵效率η，轴功率进料泵塔总高不包括群座由下式决定式中塔高塔顶空间塔板间距开有人孔的塔板间距进料段高度塔底空间实际塔板数人孔数不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数。已知实际塔板数为块，板间距，由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔块板设个人孔，则人孔的数目为个取，块，每块取个人孔，个。的计算塔釡料液最好能在塔底有分钟的存储，所以取分钟来计算。则，裙座高度取，所以总高度为。有效高度精馏段有效高度精提馏段有效高度提泵的选择料液罐的压强为常压，加料板的压强为进料口的高度为，进料段的表压为，管路阻力管路的高度为，所以要选个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表，使用重力回流从各个方面考虑下来，比较适合作进料泵，其有关参数为流量扬程转速气蚀余量泵效率轴功率配带功率预热器进料冷夜的温度为，经过加热器变成饱和液体温度为，用列管式加热器。原料加热采用压强为的饱和水蒸汽加热，温度为，冷凝温度至流体形式，采用逆流加热查表甲醇•水•摩尔分数根据上式可知，•设加热原料温度由到考虑到的热损失后选择传热系数•计算传热面积取安全系数为实际七设计感想进行了整整两周的化工原理课程设计终于告段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了些图书馆中的资料。刚开始的时候真的是完全没有方向，直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来，时，水，甲醇，精提馏段塔底时，水，甲醇，提塔的汽液相负荷，精馏段塔径塔板的实际计算精馏段汽液相体积流率为塔径塔板的计算塔径的计算欲求塔径应先求出，而安全系数精精精精式中液相密度，气相密度，负荷因子，横坐标的数值为参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔板间距与塔径的关系塔径，板间距，初选板间距，取板上液层高度，故分离空间根据以上数值，由史密斯关联图查得，由公式校正得取安全系数，则故，所以圆整取塔截面积空塔气速溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流弓形降液管。溢流堰长出口堰高查流体收缩系数图得，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算则，又降液管的宽度与降液管的面积，查得④降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，不应低于才能保证降液管底端有良好的液封工程上般取。本次设计中取。故降液管底隙高度设计合理。安定区与边缘区的确定取安定区宽度，边缘区宽度取弓形降液管宽度鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用型重阀，孔径为。取阀孔动能因子孔速，浮阀数，个有效传质区根据公式其中④塔板的布置因故塔板采用分块式，查表的塔块分为块，采