精馏塔(浮阀塔)设计说明书
第一章 物料衡算与操作线方程
1.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算
总物料衡算 F D W =+
易挥发组分的物料衡算 F D W Fx Dx Wx =+
式中：F ，D ,W —进料、馏出液和釜残液的流量，/kmol h
F x —进料中易挥发组分的组成，摩尔分率 D x —馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率 W x —釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率
苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92. 进料组成 35/35/65/A
F A B
M x M M =
+ 35/7835/7865/92=+ 0.3884= 釜残液组成 2/2/98/A
W A B
M x M M =
+ 2/782/7898/92=+ 0.02351=
馏出液组成 99.8/99.8/0.2/A
D A B M x M M =
+99.8/7899.8/780.2/92
=
+0.9983= 塔顶馏出液的平均摩尔质量 0.998780.0029278.023D M =?+?=
塔顶馏出液的流量 7
5.31094.34/3002478.0238
D kmol h ?=
=?? 全塔物料衡算 F D W =+ F D
W
F x D x W x =+ 代入相关数据得：252.47/F kmol h =，158.13/W kmol h =
1.2精馏段操作线方程
1.2.1最小回流比的确定
对理想物系或对理想物系偏离不大的情况，最小回流比可直接由下式求得
min D q q q
x y R y x -=
-
其中：由以下两式联立求解：1(1)x
y x
αα=
+-
11
F q q x q
y x q q =
+++ 选择饱和液体进料，故1q =，q F x x =
根据塔顶和塔底组成0.9983F x =，0.02351W x =在苯-甲苯混合液的t x y --附图1中分别查出塔顶和塔底温度为分别为80.15D T C =?, 109W T C =?;然后查表1,110.6C ?和
105C ?时苯和甲苯的饱和蒸汽压
表1 不同温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压
用内插法求得80.15D T C =?, 109W T C =?时苯和甲苯的饱和蒸汽压，计算塔顶和塔底的相对挥发度A α和B α
80.15D T C =?时
8580.158580.1116.9116.9101.33A P ο
--=-- 得 101.49A P kPa ο
= 8580.158580.1464640
B P ο
--=-- 得 96.95B P kPa ο
= 塔顶相对挥发度 101.49
2.5340.06
A D
B P P οοα===
109W T C =?时
110.6109110.6105240240204.2A P ο
--=-- 得 229.7A P kPa ο
= 110.6109110.6105101.33101.3386
B P ο
--=-- 得 96.95B P kPa ο
= 塔底相对挥发度 229.77
2.3796.95
A W
B P P οοα===
塔的平均相对挥发度
2.45m α===
表2 不同温度下苯和甲苯的组成
()2.450.3884
0.60871(1)1 2.4510.3884
q q q x y x αα?===+-+-?
最小回流比为 m i n 0.99830.6087
1.770.60870.3884
D q q q
x y R y x --=
=
=-- 1.2.2适宜回流比的确定
根据设计经验，一般物系的适宜回流比为 R = (1.1-2.0) min R 取min 22 1.77 3.54R R ==?= 1.2.3操作线方程 精馏段操作线方程10.77970.219911
D n n n x R
y x x R R +=
+=+++ 提馏段操作线方程''
''1''m m w m w L W L qF W
y x x x x L W L W L qF W L qF W ++=-=---+-+-
''1 1.36920.00868m m y x +=-
第二章 理论塔板数的确定
本次设计采用直角梯级图解（M.T.图解法）
将逐板计算过程在x y -相平衡图上进行，分别用平衡线和操作线代替平衡方程和操作线方程，用图解理论板的方法代替逐板计算法，则大大简化了求解理论板的过程。但准确性较差，一般二元精馏计算中常用此法。图解理论板的方法与步骤简述如下：
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器（1D x y =），泡点进料，如附图2 （1）
首先在y x -图上作平衡线和对角线。
（2）
作精馏段操作线 点(),D D a x x 至b 点（精馏段操作线在y 轴上的截距
()/1D x R +）连线ab 或自点a 作斜率为()/1R R +的直线ab ，即为精馏段操作线。 （3）
进料线（q 线）自点(),F F e x x 向上横标的直线ef 线（即为q 线）。q 线
ef 与精馏段操作线ab 的交点d ，就是精馏塔两操作线的交点。 （4）
作提馏段操作线 连接点d 与点(),W W c x x ,dc 线即为提馏段操作线，也
可自点c 开始作斜率为()()/L qF L qF W ++-的线段即为提馏段操作线，此线与ab 线交点为点d 。 （5）
图解理论板层数 自点(),D D a x x 开始，在精馏段操作线ab 与平衡线之
间绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点d 时，改在提馏段操作线dc 与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点(),W W c x x 为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点d 的梯级为进料板。
由于间接蒸汽加热，再沸器视为一层理论板。故由图知，共需14层理论板（不包括再沸器），其中精馏段7层，提馏段6层，第8层为进料板。
若塔顶采用分凝器，即塔顶蒸汽经分凝器部分分凝的气相与液相可视为相互平衡，故分凝器也相当于一层理论板。故此时，上述方法求得的理论板层数还应当减去一层。
第三章 实际板层数的确定
3.1 塔板总效率的估计
在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的他在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。由于影响因素很多，目前尚无适用范围和较精确的计算方法。一般用下面三种方法之一来确定：
1、 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。
2、 在生产现场对同类型，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。
3、 在没有可靠的经验数据作参考室，可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。
0.2450.49()T L E αμ-=
式中：T E 全塔效率，无因次；
α全塔平均温度m t 下的相对挥发度，无因次；
2
m T T t +=
顶底
T 顶—顶第一块板上的温度，
T 底—底最后一层板上的温度，
L μ—料液在塔顶和塔底清军温度下的粘度，2/mN s m ?
L i Li x μμ=∑
其中： i x —料中组分i 的摩尔分率；
Li μ—顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度；2/mN s m ? 必须注意此关联是的适用范围是： （1）0.1~0.7L αμ=
（2）液体的板长流程长度<1.0m ，超过1m 时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。
（3）次关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。
80.15109
94.5822
m T T t C ++=
==?顶底 查《化工原理（上册）》附表的苯和甲苯在94.58C ?时粘度分别为20.26/mN s m ?和
20.29/mN s m ?
故20.38840.260.61160.290.2783/L i Li x N s m μμ==?+?=?∑
查表 1得95C ?和90C ?时苯和甲苯的饱和蒸汽压，并用内插法求得94.58C ?时苯和甲苯的饱和蒸汽压
9594.589590155.7155.7135.5
A P ο
--=-- 得 153.98A P k P a ο
=
9594.58959063.363.354.0
B P ο
--=-- 得 62.51B P k P a ο
= 全塔平均温度94.58C ?下的相对挥发度 2.46A
B
P P ο
α==
全塔效率为0.2450.49(2.460.2783)0.5376T E -=??=
3.2层数的确定
实际板层数 14260.5376
T P T N N E =
==（块） 其中T N 应不包含在沸器的理论板层数板
第四章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计
4.1设计中所有参数的确定
4.1.1定性温度的确定
定性温度分为精馏段温度m t 精和提馏段温度m t 提，两个参数
80.1596.8
88.522
m T T t C ++=
==?顶进精； 96.8109102.922
m T T t C ++===?进底提
；
4.1.2精馏段参数
精馏段参数以精馏段的定性温度为依据确定
1. 平均组成：据m t 精参考平衡数据（一般为t x y --数据）即可确定出精馏段的平均气、液组成x ，y 。
查附图1得88.5C ?时0.635x =，0.818y =
2. 精馏段气相体积流率S V 及密度V ρ的确定
()300
88.5273
(1)22.4 3.54194.3422.4 3.53/273
m S T P V R D m s T P +=+??
?
=+???=精
m
V m PM RT ρ=
精
其中 ()(1)780.8189210.81880.55m A B A M M y M y =?+?-=?+?-=
()
3101.3380.55
2.7158/8.31488.5273V kg m ρ?=
=?+
3. 精馏段液相体积流率S L 及密度L ρ的确定
m
S L
LM L ρ=
；
其中 3.5494.34333.9636/L RD kmol h ==?=
()(1)780.6359210.63583.11A m A A B M M x M x =?+?-=?+?-= 1
1L A
A
A B
ρααρρ=
-+ A α为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系
()()11A
A A A
A A
A A
B A A A
A A
B A B A B
m m M M M x m m m m M M M M M M αααααα===
--+++ 得出460.672739
A
A A x x α=
=+
根据《化工原理课程设计书》差得82.1C ?时苯和甲苯的密度分别是3807.9/kg m 和
3812.7/kg m ，99.5C ?时苯和甲苯的密度分别是3790.8/kg m 和3793.1/kg m ，用内插法求得88.5C ?时苯和甲苯的密度分别是3801.6/kg m 和3805.5/kg m ，因此
311
802.9/10.67210.672
801.6805.5L A A A B
kg m ρααρρ=
==--++
33333.963683.11
34.57/0.009602/802.9
m
S L
LM L m h m s ρ?=
=
==
4. 精馏段液体表面张力的确定
L i i x σσ=∑
通过《化工原理课（上册）》附表查得80.15D T C =?时21.15/mN m σ=苯，
21.80/mN m σ=甲苯
塔顶液相表面张力 0.99821.150.00221.8021.1mD mN m σ=?+?= 同样可查得96.8F T C =?时19.05/mN m σ=苯，19.85/mN m σ=甲苯 进料板液相表面张力 0.388419.050.611619.8519.
mF mN m σ=?+?= 精馏段液相平均表面张力 21.151119.5395
20.3452/2
Lm mN m σ+==
4.1.3提馏段参数的确定
提馏端参数以提馏段的定性温度为依据确定
1.平均组成：据m t 精参考平衡数据（一般为t x y --数据）即可确定出精馏段的平均气、液组成x ，y 。
查附图1得102.9C ?时0.188x =，0.351y =
2.提馏段气相体积流率'S V 及密度'V ρ的确定
()'300
102.9273
(1)22.4 3.54194.3422.4 3.670/273
m S T P V R D m s T P +=+??
?
=+???=精 'm
V m PM RT ρ=
精
其中 ()(1)780.3519210.35187.086m A B A M M y M y =?+?-=?+?-=
()
'3101.3387.086
2.8236/8.314102.9273V kg m ρ?=
=?+
3.提馏段液相体积流率'S L 及密度'
L ρ的确定 ''m
S
L
LM L ρ=
；
其中 ' 3.5494.341252.47586.4336/L L qF RD qF kmol h =+=+=?+?=
()(1)780.1889210.18889.368A m A A B M M x M x =?+?-=?+?-=
'
1
1L A
A
A B
ρααρρ=
-+ A α为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系
()()11A
A A A
A A
A A
B A A A A A B A B A B
m m M M M x m m m m M M M M M M αααααα===
--+++ 得出460.215739
A
A A x x α=
=+
根据《化工原理课程设计书》差得82.1C ?时苯和甲苯的密度分别是3807.9/kg m 和
3812.7/kg m ，99.5C ?时苯和甲苯的密度分别是3790.8/kg m 和3793.1/kg m ，用内插法求得102.9C ?时苯和甲苯的密度分别是3787.5/kg m 和3789.3/kg m ，因此
311
788.9/10.21510.215
787.5789.3L A A A B
kg m ρααρρ=
==--++
'
33586.433689.386
66.4456/0.01846/788.9
m
S L
LM L m h m s ρ?=
=
==
4.精馏段液体表面张力的确定
L i i x σσ=∑
通过《化工原理课（上册）》附表查得102.9D T C =?时18.21/mN m σ=苯，
19.20/mN m σ=甲苯
塔顶液相表面张力 0.0235118.21
0.9764919.2019
mD mN m σ=?+?= 由精馏段计算的进料板液相表面张力 19.5395/mF mN m σ= 提馏相平均表面张力 19.1767
19.5393
19.358/2
Lm mN m σ+=
=
4.2初选塔板间距
塔板间距T H 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹
性以及塔德安装、检修等都有关，可参照下表所示经验关系选取。
表3 板间距与塔径关系
选定板间距时，应考虑各种不同的实际请况。例如，塔板层数很多时，可选用较小的板间距，适当加大塔径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的板间距以保持塔径一致；对易起泡沫的物系，板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对于生产负荷波动较大的场合，也需加大板间距以保持一定的操作弹性。
此外，考虑安装检修的需要，在塔体人孔处的板间距不应小于600-700mm ，以便有足够的工作空间，对只需开手孔的小型塔，开手孔处的板间距可取为450
mm 以下。
塔板间距初步选定之后，才能进行后续的计算空塔气速，估算塔径等工作。对于所选板间距尺寸是否合理，还需在对塔板布置进行设计后，进行流体力学验算。如不能满足流体力学要求，则还需适当地调整板间距或塔径，至满足为止。
本次设计板间距550T H mm =。
4.3塔径的计算：（以精馏段数据为准）
4.3.1初步计算塔径 根据流量公式有：D =
式中：Vs —塔内的气相流量，3/m s u —空塔气速，/m s
一般适宜的空塔气速u 为极限空塔气速max u 的0.6~0.8倍，即max (0.6~0.8)u u = 而max u =式中：max u —极限空塔气速，/m s
L ρ、V ρ—分别为液相和气相的密度，3/kg m
C —负荷系数，/m s
负荷系数C 可由Smith 关联图差得《化工原理课（下册）》，即下图
横坐标
12
h L h V L V ρρ??
???
是量纲为1的比值，称为液气动能参数，它反映液、气两相的流量与密度的影响，而T L H h -反映液滴沉降空间的高度对负荷参数的影响。
板上液层高度L h 应由设计者首先选定。对于常压塔一般取为0.05~0.1m （通常取0.05~0.08m ）；对于减压塔应取低些，可低至0.025~0.03m 。由于本次设计是在常压下操作，故取 0.05L h =。
Smith 关联图是按液体表面张力20/mN m σ=的物系绘制的，若所处理的物系表面张力为其他值，则须按下式校正查出的负荷系数，即
0.220(
)20
C C σ
=
式中：σ操作物系的液体表面张力，/mN m ； C 操作物系的负荷系数，/m s 。
1
12
2
0.00628802.90.0432.53 2.7158h L h V L V ρρ????
== ? ?????，0.550.050.50T L H h m -=-= 查图得 200.105C =
0.2
0.2
2020.3453(
)0.1050.0873
20
20C C σ
??
==?= ?
??
极限空塔气速
m a x 158
0.087 1.4985/
u m s === 空塔气速 m a x 0.70.7 1.4985 1.1988
/
u u m s ==?= 初算塔径
1.948
D m == 4.3.2塔径圆整
初步算出塔径D 后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。一般塔径在1m 以内时，按100mm 增值圆整。塔径超过1m 时，按200mm 增值圆整。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm 等。
塔径圆整后，2200D mm =， 计算圆整塔径D 下的空塔气速，即22
44 2.53
0.9291/1.8
S V u m s D ππ?=== 并校核安全系数
max
0.9291
0.621.4985
u u =
= ，在0.6~0.8的范围以内。
应予指出，前面所述算出的塔径仍为初估塔径。此后尚需进行流体力学验算合格后才能确定为实际塔径，否则应进行调整。
另外，若精馏段与提馏段负荷变化较大，则需分段计算塔径。
4.4溢流装置与流体流型
板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管及受液管。溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径。一般根据塔径与液体流量，本设计采用单流型，液体流径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2mm 以下的塔普遍采用此型。
一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类。本设计采用内弓形降液管，其在直径较小的塔板中均适用。 4.4.1溢流堰（出口堰）
为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰（出口堰）。 1. 堰长W l
依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长W l 一般为()0.6~0.8D ；双溢流型塔板，两侧堰长取为()0.5~0.7D ，其中D 为塔径。
堰长也可以由溢流强度计算。溢流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：
()3/100~130/h W L l m m h ≤? 式中： W l —溢流堰长，m h L —液体流量，3/m h
对于少数液气比较大的过程堰上溢流强度可允许超过此范围，有时为增加堰长也可增设辅助堰，
由于此次设计选用单溢流型塔板，故选取0.70.7 2.2 1.54W l D m ==?= 2. 堰高W h
堰高于板上液层高度及堰上液层高度的关系如下
l W OW h h h =+
式中：l h —板上液层高度，m OW h —堰上液层高度，m
板上液层高度l h 取0.07m ，0.070.02260.0474W h m =-= 3. 堰上液层高度OW h
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压降增大，雾沫夹带增加。对平直堰，设计时OW h 一般应大于0.006m ，若低于此值或液流强度
()3/3/h W L l m m h
平直堰OW h 按下式计算：
23
2.841000h OW W L h E l ??
=
???
式中：W l —堰长，m
h L —塔内液体流量，3/m h
E —液流收缩系数，可根据图查取。一般情况下可去E 值为1，所引起的误差不大。
因此 2
3
2.8434.56710.02261000 1.54OW h m ??
=
??= ???
一般筛板、浮阀塔板的板上液层高度在0.05~0.1m 范围内选取。故依以上关系计算堰上液层高度OW h 后，可依下式决定堰高W h ，即0.050.10OW W OW h h h -≤≤-。
将OW h 值代入上式得， 0.02930.0793W h ≤≤，0.0493W h m =，满足要求
在工业塔中，堰高一般为0.04~0.05m ，减压塔为0.015~0.025m ，高压塔0.04~0.08m ，一般不宜超过0.1m 。
堰高还要考虑降液管底端的液封，一般应使堰高在降液管底端0.006m 以上，大塔径相应增大此值。若堰高不能满足液封要求时，可设进口堰。 4.4.2降液管
1.降液管的宽度d W 与截面积f A
弓形降液管的宽度与截面积可根据堰长与塔径的比值()/W l D ，由下图查取。
/0.7W l D =，查得
f
T
A 0.09A =，0.15d W D =
查《化工原理课（下册）》塔板结构猜数系列化标准（单溢流型）得塔径为1800mm 时，塔截面积 2T A 3.8m =，因此 2f A 0.342m =，0.33d W m =
降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。
故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算在降液管内的停留时间，即：
f A =
T
S
H L θ 式中：θ—液体在降液管中的停留时间，m f A —降液管的截面积，3m
f A =
19.53T
S
H s L θ= 2. 降液管底隙高度O h
降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以O h 表示。为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为：()0.006~0.012o W h h m =-
o h 也可按下式计算：
'
s
OW W L h l u =
?
式中：'
0u 一液体通过降液管底隙O h 的流速，一般()'00.07~0.25u m =，不宜超过
0.4/m s 。O h 也不宜小于()0.02~0.025/m s ，以免引起堵塞。
取'00.15/u m s =，'
00.009602
0.0421.540.15
s OW W L h m l u =
==?? 3.受液盘及进口堰
一般情况多采用平行受液盘，有时为使液体进入塔板时平稳并防止塔板液流进口处头几排阀孔因冲击而漏液，对直径为800mm 以上的塔板，也推荐使用凹形受液盘，此种结构也便于液体侧线抽出，但不宜使用易聚合或有悬浮物的料液。
当大塔采用平行受液盘时，为保证降液管的液封并均布进入塔板的液流，也可设进口堰。
4.5塔板设计
4.5.1塔板布置
塔板的板面一般分为四部分即： 1. 开孔区
为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦称鼓泡区。其面积a A 可以在布置板面上的开孔后求得，也可直接计算。对垂直弓形降液管的单流型塔板可按下式计算，即：
212(sin )180a x A R R π-?
?=???
?
式中：a A 开孔区面积，2m
()2d s D
x W W =
-+，m 2c D
R W =-，m
参数计算： 2.2
(0.270.1)0.672x =-+= 2.20.05 1.052
R m =-=
开孔区面积：2120.6720.67 1.05(sin ) 2.5180 1.05a A m π-?
?=?=???
?
2. 溢流区
溢流区面积f A 为降液管面积，2f A 0.34209m = 3. 安定区
开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区（破沫区），其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管。其宽度d W 可参考下列经验值选定：
1.5D m <时 60~75s W m m = 1.5D m >时 80~110s W m m
= 直径小于1m 的塔s W 可适当减小。 在设计中 2.2D m =，故选100s W mm = 4. 无效区
在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，称为无效区。其宽度视需要选定，小塔为30~50mm ，大塔可达50~75mm 。为防止液体经边缘区流过而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置旁流挡板。
设计中选定50c W mm = 4.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列 1.阀孔孔径0d
孔径由所选定浮阀的型号决定。1F 型（即V-1型）浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。1F 型浮阀的孔径为39mm ，故00.039d m = 2.浮阀数目的确定
为确定浮阀数n ，先要求操作时阀孔气速0u 。
对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速()0c u 。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为：
()()
009~12c c F u = 由此关系可决定()0c u 。
式中：v ρ—气相密度，3/kg m
取()012c F =，得(
)07.28/c u m s =
=
=，
通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔速度。但在实际操作中，则视具体情况，可在等于、小于或大于阀孔临界气速下进行操作。如常压和加压操作时，取()00c u u =；负压操作时，取()000.8~0.85c u u =，在特殊情况下（如气体或蒸汽密度很小），0u 可取得更低一些，以满足塔板压强降严格限制的要求。
因为本次设计是在常压下操作，所以()007.28/c u u m s ==
浮阀数n 可根据上升蒸汽量S V ，阀孔气速0u 和孔径0d 用下式算出：
2200
3.53
407()0.0397.28
4
4
S V n d u π
π
=
=
=??块
3. 浮阀塔板的开孔率
浮阀塔板的开孔率φ是指阀孔面积与板截面积之比，即：
2
000P A d u n A D u φ??
=== ???
式中：P A — 塔板面积，2m 0A — 阀孔总面积，2m
u — 适宜的空塔气速，/m s ，其余符号同前。
在常压塔、减压塔中开孔率为10~14%；在加压塔中，开孔率小于10%，常见的为
6~9%；在小直径塔中开孔率较低；一般为6~10%。
开孔率的计算： 22
00.03940712.8%2.2d n D φ????
==?= ? ?????
，满足要求。
为了适应塔中的各板或各段汽（气）相负荷的不同要求，设计时往往改变各板或各段塔板的开孔率。 4. 阀孔的排列
阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。
在整块式塔板中，浮阀常以等边三角形排列，其空心距t 一般为75，100，125，150mm 等几种。
在分块式塔板中，为便于塔板分块，浮阀一般按等腰三角形排列，三角形排列，三角形得底边固定为75mm ，三角形高度h 为65，70，80，90，100，110mm 几种，必要时还可以调整。
塔板上浮阀得排列，在绘图布置前，还需要计算t 或h 来进行排列。先确定d W ，s
W （'s W ），和c W ，算出鼓泡区面积a A 和浮阀数n ，则h 可由下列两式之一确定：
11 2.54
0.08320.0750.075407
a A h m n =
?=?= 对于分块式塔板，由于塔板塔接要占用一部分鼓泡区面积，所以实际布置阀孔时h 值应比计算值小，因此取80h mm = 5. 核算阀孔动能因数0F 及开孔率φ
由于实际排得的孔数N 不一定相等，所以浮阀布置后，还应进行0F 及开孔率φ得核算：
阀孔气速：02
04S
V u d N
π=
浮阀动能因数：00F u =若0F 不在9~12范围内，则需调整布置至满足为止。
开孔率：2
0d N D φ??
= ??? 应在10~14%为宜。
根据作塔板布置图得291()N =块， 阀孔气速：022044 3.53
7.2819/0.039406
S V u m s d N ππ?=
==??
浮阀动能因数：007.281912F u = 在要求得范围内；
开孔率：22
00.03940612.8%2.2d N D φ????
==?= ? ?????
也在10~14%范围内。
4.6浮阀塔板得液体力学验算
塔板液体力学验算得目的是为了检验以上初算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下： 4.6.1气体通过浮阀塔板时的压强降为：
P c l P P P P σ?=?+?+?
式中：P P ?— 气体通过每一层浮阀塔板得压强降，pa c P ?— 气体克服干板阻力所产生得压强降，pa
l P ?— 气体克服板上充气液层得静压强所产生得压强降，pa P σ?— 气体克服液体表面张力所产生的压强降，pa
习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成：
P c l h h h h σ=++
式中：P h — 与P P ?相当得液柱高度，p
P L P h g
ρ?=，m
c h — 与c P ?相当得液柱高度，m l h — 与l P ?相当得液柱高度，m h σ— 与P σ?相当得液柱高度，m 1. 干板压降c h
由于浮阀全部开启前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降c h 前，首先需确定临界孔速。临界孔速是板上所有浮阀全部开启时，气体通过阀孔得速度，以oc u 表示。
对1F
型重阀：oc u =当o oc u u ≤ 0.175
1.99c L
u h ρ= （阀未全开）
当o oc u u ≥ 2
5.342v c L u h g
ρρ= （阀已全开）
苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计
设计任务书 设计题目： 苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件： 常压： 1p atm = 处理量： 100Kmol h 进料组成： 0.45f x = 馏出液组成： 98.0=d x 釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 加料状态： 0.96q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
目录 摘要 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)
丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
机械设计基础课程设计计算说明书模版.
机械设计基础课程设计 计算说明书 题目: 一级齿轮减速器设计 学院：生物科学与工程学院 班级：10级生物工程2班 设计者：詹舒瑶 学号：201030740755 指导教师：陈东 2013年 1 月16 日
目录 一、设计任务书……………………………………………………………………………… 1.1 机械课程设计的目的………………………………………………………………… 1.2 设计题目……………………………………………………………………………… 1.3 设计要求……………………………………………………………………………… 1.4 原始数据……………………………………………………………………………… 1.5 设计内容……………………………………………………………………………… 二、传动装置的总体设计…………………………………………………………………… 2.1 传动方案……………………………………………………………………………… 2.2 电动机选择类型、功率与转速……………………………………………………… 2.3 确定传动装置总传动比及其分配………………………………………………… 2.4 计算传动装置各级传动功率、转速与转矩……………………………………… 三、传动零件的设计计算…………………………………………………………………… 3.1 V带传动设计…………………………………………………………………………… 3.1.1计算功率…………………………………………………………………………… 3.1.2带型选择…………………………………………………………………………… 3.1.3带轮设计…………………………………………………………………………… 3.1.4验算带速…………………………………………………………………………… 3.1.5确定V带的传动中心距和基准长度……………………………………………… 3.1.6包角及其验算……………………………………………………………………… 3.1.7带根数……………………………………………………………………………… 3.1.8预紧力计算………………………………………………………………………… 3.1.9压轴力计算………………………………………………………………………… 3.1.10带轮的结构………………………………………………………………………… 3.2齿轮传动设计…………………………………………………………………………… 3.2.1选择齿轮类型、材料、精度及参数……………………………………………… 3.2.2按齿面接触疲劳强度或齿根弯曲疲劳强度设计………………………………… 3.2.3按齿根弯曲疲劳强度或齿面接触疲劳强度校核………………………………… 3.2.4齿轮传动的几何尺寸计算………………………………………………………… 四、铸造减速器箱体的主要结构尺寸……………………………………………………… 五、轴的设计………………………………………………………………………………… 5.1高速轴设计……………………………………………………………………………… 5.1.1选择轴的材料……………………………………………………………………… 5.1.2初步估算轴的最小直径…………………………………………………………… 5.1.3轴的机构设计，初定轴径及轴向尺寸…………………………………………… 5.2低速轴设计……………………………………………………………………………… 5.2.1选择轴的材料……………………………………………………………………… 5.2.2初步估算轴的最小直径…………………………………………………………… 5.2.3轴的机构设计，初定轴径及轴向尺寸…………………………………………… 5.3校核轴的强度…………………………………………………………………………… 5.3.1求支反力、弯矩、扭矩计算……………………………………………………… 5.3.2绘制弯矩、扭矩图………………………………………………………………… 5.3.3按弯扭合成校核高速轴的强度……………………………………………………
浮阀塔的设计示例
浮阀塔设计示例 设计条件 拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试按下述条件进行浮阀塔的设计计算。 气相流量V s = 1.27m3/s；液相流量L s = 0.01m3/s； 气相密度ρV = 3.62kg/m3；液相密度ρL = 734kg/m3； 混合液表面张力σ= 16.3mN/m，平均操作压强p = 1.013×105Pa。 设计计算过程 （一）塔径 欲求出塔径应先计算出适宜空塔速度。适宜空塔速度u一般为最大允许气速u F的0.6～0.8倍 即： u＝（0.6～0.8）u F 式中C可由史密斯关联图查得，液气动能参数为： 取板间距H T =0.6m，板上液层高度h L =0.083m，图中的参变量值H T-h L=0.6-0.083 =0.517m。根据以上数值由图可得液相表面张力为20mN/m时的负荷系数C20=0.1。由所给出的工艺条件校正得： 最大允许气速： 取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为：
由下式计算塔径： 按标准塔径尺寸圆整，取D = 1.4m； 实际塔截面积： 实际空塔速度： 安全系数：在0.6～0.8范围间，合适。 （二）溢流装置 选用单流型降液管，不设进口堰。 1）降液管尺寸 取溢流堰长l w=0.7D，即l w/D=0.7，由弓形降液管的结构参数图查得：A f/A T=0.09,W d/D=0.15 因此：弓形降液管所占面积:A f=0.09×1.54=0.139(m2) 弓形降液管宽度:W d=0.15×1.4=0.21(m2) 验算液体在降液管的停留时间θ， 由于停留时间θ＞5s，合适。 2）溢流堰尺寸 由以上设计数据可求出： 溢流堰长 l w=0.7×1.4=0.98m 采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E近似取1，即
乙醇-水精馏塔课程设计报告浮阀塔
-- - 目录 设计任务书 (4) 第一章前言 (5) 第二章精馏塔过程的确定 (6) 第三章精馏塔设计物料计算 (7) 3.1水和乙醇有关物性数据 (7) 3.2 塔的物料衡算 (8) 3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率 (8) 3.2.2平均分子量 (8) 3.2.3物料衡算 (8) 3.3塔板数的确定 (8) 3.3.1理论塔板数N T的求取 (8) 3.3.2求理论塔板数N T (9) 3.4塔的工艺条件及物性数据计算 (11) 3.4.1操作压强P m (12) 3.4.2温度t m (12) 3.4.3平均分子量M精 (12) 3.4.4平均密度ρM (13) 3.4.5液体表面X力σm (13) 3.4.6液体粘度μm L， (14) 3.4.7精馏段气液负荷计算 (14) 第四章精馏塔设计工艺计算 (15) 4.1塔径 (15) 4.2精馏塔的有效高度计算 (16) 4.3溢流装置 (16) 4.3.1堰长l W (16) 4.3.2出口堰高h W (16)
4.3.3降液管的宽度W d与降液管的面积A f (16) 4.3.4降液管底隙高度h o (17) 4.4塔板布置及浮阀数目排列 (17) 4.5塔板流体力学校核 (18) 4.5.1气相通过浮塔板的压力降 (18) 4.5.2淹塔 (18) 4.6雾沫夹带 (18) 4.7塔板负荷性能图 (19) 4.7.1雾沫夹带线 (19) 4.7.2液泛线 (20) 4.7.3液相负荷上限线 (20) 4.7.4漏液线（气相负荷下限线） (20) 4.7.5液相负荷下限线 (21) 4.8塔板负荷性能图 (22) 设计计算结果总表 (23) 符号说明 (24) 关键词 (25) 参考文献 (25) 课程设计心得 (26) 附录 (27) 附录一、水在不同温度下的黏度 (27) 附录二、饱和水蒸气表 (27) 附录三、乙醇在不同温度下的密度 (27)
设备选型-精馏塔设计说明书
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
汽车设计课程设计--计算说明书..
汽车设计课程设计说明书 题目：曲柄连杆机构受力分析 设计者：侯舟波 指导教师：刘忠民吕永桂 2010 年 1 月18 日
一、课程设计要求 根据转速、缸内压力、曲柄连杆机构结构参数，计算发动机运转过程中曲柄连杆机构受力，完成计算报告，绘制曲柄连杆机构零件图。 1.1 计算要求 掌握连杆往复惯性质量与旋转离心质量折算方法； 掌握曲轴旋转离心质量折算方法； 掌握活塞运动速度一阶、二阶分量计算方法； 分析活塞侧向受力与往复惯性力及相应设计方案； 分析连杆力及相应设计方案； 采用C语言编写曲柄连杆机构受力分析计算程序； 完成曲柄连杆机构受力计算说明书。 1.2 画图要求 活塞侧向力随曲轴转角变化 连杆对曲轴推力随曲轴转角变化 连杆轴承受力随曲轴转角变化 主轴承受力随曲轴转角变化 活塞、连杆、曲轴零件图（任选其中两个） 二、计算参数 2.1 曲轴转角及缸内压力参数 曲轴转速为7000 r/min，缸内压力曲线如图1所示。 图1 缸内压力曲线 2.2发动机参数 本计算过程中，对400汽油机进行运动和受力计算分析，发动机结构及运动参数如表1所示。
表1 发动机主要参数 参数 指标 发动机类型 汽油机 缸数 1 缸径D mm 91 冲程S mm 63 曲柄半径r mm 31.5 连杆长l mm 117 偏心距e mm 0 排量 mL 400 活塞组质量'm kg 0.425 连杆质量''m kg 0.46 曲轴旋转离心质量k m kg 0.231 标定功率及相应转速 kw/（r/min ） 17/7500 最高爆发压力 MPa 5～6MPa 三、计算内容和分析图 3.1 运动分析 3.1.1曲轴运动 近似认为曲轴作匀速转动，其转角，t t t n 3 7006070002602π ππα=?== s rad s rad dt d /04.733/3700≈== π αω 3.1.2活塞运动规律 图2 中心曲轴连杆机构简图
浮阀塔的设计方案(优秀)解析
滨州学院 课程设计任务书 一、课题名称 甲醇——水分离过程板式精馏塔设计 二、课题条件（原始数据） 原料：甲醇、水溶液 处理量：3200Kg/h 原料组成：33%（甲醇的质量分率） 料液初温：20℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度：98%（质量分率） 塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率） 塔顶：全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂址：滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 2、精馏塔的物料衡算 3、塔板数的确定 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算
滨州学院化工原理课程设计说明书 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书0.5天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天
精馏塔设计
精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)
§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应
机械课程设计计算说明书
机械课程设计 计算说明书 ——题目D4.机械厂装配车间输送带传动装置设计 机电工程学院机自11-8 班 设计者cqs 指导老师tdf 2014年1月15号 中国矿业大学
目录 第一章机械设计任务书 机械课程设计任务书 (2) 第二章机械课程设计第一阶段 2.1、确定传动技术方案 (3) 2.2、电动机选择 (4) 2.3、传动件的设计 (6) 第三章机械课程设计第二阶段 3.1装配草图设计第一阶段说明 (23) 3.2轴的设计及校核 (23) 3.3轴承的设计及校验 (28) 3.4键的设计及校验 (22) 第四章机械课程设计第三阶段 4.1、轴与齿轮的关系 (30) 4.2、端盖设计 (30) 4.3、箱体尺寸的设计 (32) 4.4、齿轮和轴承的润滑 (34) 第五章机械课程设计小结 机械课程设计小结 (34) 附1：参考文献
第一章机械设计课程设计任务书 题目D3.机械厂装配车间输送带传动装置设计 图1：设计带式运输机传动装置（简图如下） 一、设计要求 1、设计条件： 1）机器功用由输送带传送机器的零部件； 2）工作情况单向运输、轻度振动、环境温度不超过35℃； 3）运动要求输送带运动速度误差不超过5%； 4）使用寿命10年，每年350天，每天16小时； 5）检修周期一年小修；两年大修； 6）生产批量单件小批量生产； 7）生产厂型中型机械厂 2、设计任务 1）设计内容1、电动机选型；2、带传动设计；3、减速器设计；4、联轴器选型设计；5、其他。 2）设计工作量1、传动系统安装图1张；2、减速器装配图1张；3、零件图2张；4、设计计算说明书一份。 3、原始数据 主动滚筒扭矩（N·m）：800 主动滚筒速度（m/s）：0.9 主动滚筒直径（mm）：300
浮阀塔课程设计说明书
浮阀塔课程设计说明书
题目： 拟建一浮阀塔用以分离苯-氯苯混合物（不易气泡），决定采用F1型浮阀，试根据以下条件做出浮阀塔（精馏段）的设计计算。 （1）进行塔板工艺设计计算及验算 （2）绘制负荷性能图 （3）绘制塔板结构图 （4）给出设计结果列表 （5）进行分析和讨论 设计计算及验算 1.塔板工艺尺寸计算 （1）塔径 欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l c u ρρρ-=max 式中c 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0625.0)996 .29.841(61.1006.0)(5 .05.0==v l h h V L ρρ 取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则图中 参数值为 m h H L T 4.005.045.0=-=-
由图53-查得0825 .020 =c ，表面张力./9.20m mN =σ 0832 .0)20 ( 2.020=?=σ c c s m u /399.1996 .2996 .29.8410832.0max =-? = 取安全系数为0.6，则空塔气速为 m /s 84.0399.16.0u max =?=?=安全系数u 塔径m u V D s 562.184 .014.361 .144=??== π 按标准塔径圆整m D 6.1=，则 塔截面积 22201.2)6.1(4 14 .34 m D A T =?= = π 实际空塔气速 s m A V u T s /801.001 .261.1=== （2）溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： ①堰长W l ：取堰长D l W 66.0=，即 m l W 056.16.166.0=?= ②出口堰高W h ：OW L W h h h -= 采用平直堰，堰上液层高度OW h 可依下式计算： 3 2 )(100084.2W h OW l L E h = 近似取1=E ，则可由列线图查出OW h 值。 m 021.0h 056.1,/6.213600006.0OW 3===?=，查得m l h m L W h m h h h OW L W 029.0021.005.0=-=-=则
化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计
前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件
苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计
精馏塔设计 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器
化工原理课程设计(浮阀塔)
板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址
一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11
甲醇精馏塔设计说明书
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
年生产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计书
年产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计方案 第一部分工艺计算 设计方案 本设计任务为分离丙烯混合物，在常压操作的连续精馏塔分离丙-丙烯混合液：已知塔底的生产能力为丙烯3.6万吨/年，进料组成为0.50（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.98，塔底釜液的组成为0.02。 对于二元混合物分离采用连续精馏流程，设计中进料为冷夜进料，将原料液通过泵送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。 1.1原始数据 年产量：2.9万吨丙烯 料液初温：25~35℃ 料液浓度： 50%（丙质量分率） 塔底产品浓度： 98%（丙烯质量分率） 塔顶苯质量分率不低于 97% 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：浮阀塔 =45㎏/㎡，地质：地震烈度7级，土质为Ⅱ类场地土，气厂址：地区（基本风压：q 温：-20~40℃）
1.2选取塔基本参数 40.0=苯F x 60.0x F =甲苯 98.0y D =苯 02.0y F =甲苯 03.0x W =苯 97.0x W =甲苯 1.3确定最小回流比 1.3.1 汽液平衡关系及平衡数据 表1-1 常压下苯—甲苯的汽液平衡组成 1.3.2 求回流比 （1）M 苯=78.11 kg/mol, M 甲苯=92.13kg/mol 苯摩尔分率：XF=(50/78.11)/(50/78.11+50/92.13)=0.5412 XD=（97/78.11）/（97/78.11+3/92.13）=0.9744 XW=(2/78.11)/(2/78.11+98/92.13)=0.0235 表1-1 常压下丙烯的汽液平衡组成
浮阀塔课程设计报告书
化工原理课程设计 浮阀塔的设计 专业：化学工程与工艺 班级：化工1003 ：皓升 学号：1001010310 成绩： 指导教师：王晓宁
目录 设计任务书 (1) 一、塔板工艺尺寸计算 (2) （1）塔径 (2) （2）溢流装置 (3) （3）塔板布置及浮阀数目与排列 (4) 二、塔板部结构图 (6) 三、塔板流体力学验算 (7) （1）气相通过浮阀塔板的压强降 (7) （2）夜泛 (7) （3）雾沫夹带 (8) 四、塔板负荷性能图 (9) (1)雾沫夹带线 (9) ⑵液泛线 (10) ⑶液相负荷上限线 (10) ⑷漏液线 (11) ⑸液相负荷下限线 (11) 五、汇总表 (13)
设计任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 其中：n为学号 要求： 1.进行塔的工艺计算和验算 2.绘制负荷性能图 3.绘制塔板的结构图 4.将结果列成汇总表 5.分析并讨论
一 、塔板工艺尺寸计算 （1）塔径 欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l C u ρρρ-=m ax 式中C 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0963.0)01 .1819(89.10064.0)(5 .05.0==v l h h V L ρρ 取板间距m H T 5.0=，板上液层高度m h l 07.0= ，则图中参数值为 m h H L T 38.007.045.0=-=- 由图53-查得085.020=c ，表面力./38m mN =σ 0.2 0.2 2038() 0.085=0.096 20 20c c σ ?? =?=? ??? max 0.096 2.73/u m s =?= 取安全系数为0.6，则空塔气速为 max u=0.6u =0.6 2.73=1.63m/s ? 则塔径D 为： 1.22D m = == 按标准塔径圆整D=1.4m ，则 塔截面积： 2 22 54.1)4.1(4 14.34m D A T =?==π
【精品】浮阀塔课程设计
化工原理课程设计—浮阀塔塔板设计 专业:化学工程与工艺 班级:化工0701 姓名:曾超 学号：0701010101 成绩: 指导教师：张克铮
题目: 拟建一浮阀塔用以分离苯—氯苯混合物（不易气泡），决定采用F1型浮阀，试根据以下条件做出浮阀塔（精馏段）的设计计算。 已知条件见下表： （1）进行塔板工艺设计计算及验算 （2）绘制负荷性能图 （3）绘制塔板结构图 （4）给出设计结果列表 进行分析和讨论 设计计算及验算 1.塔板工艺尺寸计算 塔径欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l c u ρρρ-=max 式中c 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0625.0)996 .29.841(61.1006.0)(5.05.0==v l h h V L ρρ取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 05.0=,则图中参数值为 m h H L T 4.005.045.0=-=-由图53-查得0825.020=c ，表面张力./9.20m mN =σ
0832.0)20(2.020=?=σ c c s m u /399.1996 .2996.29.8410832.0max =-?= 取安全系数为0。6，则空塔气速为
m /s 84.0399.16.0u max =?=?=安全系数u 塔径m u V D s 562.184 .014.361.144=??==π 按标准塔径圆整m D 6.1=，则 塔截面积22201.2)6.1(4 14.34m D A T =?==π （1）实际空塔气速s m A V u T s /801.001.261.1=== 溢流装置选用单溢流弓形降液管,不设进口堰。各项计算如下： ①堰长W l :取堰长D l W 66.0=,即 m l W 056.16.166.0=?=②出口堰高W h ：OW L W h h h -= 采用平直堰，堰上液层高度OW h 可依下式计算： 32 )(100084.2W h OW l L E h =近似取1=E ，则可由列线图查出OW h 值。 m 021.0h 056.1,/6.213600006.0OW 3===?=，查得m l h m L W h m h h h OW L W 029.0021.005.0=-=-=则 ③弓形降液管宽度d W 和面积f A : 66.0=D l W 由图103-查得：124.0,0721.0==D W A A d T f ,则 2145.001.20721.0m A f =?=m W d 199.06.1124.0=?= 停留时间s L H A L H A s T f h T f 88.10006 .045.0145.03600=?===θ
乙醇-水精馏塔设计说明
符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜