催化裂化装置设计工艺计算方法
第一章 再生系统工艺计算
1. 1再生空气量及烟气量计算
烧碳量及烧氢量
烧焦量=8000
10101603
4??×%=1700kg/h
H/C=7/93(已知)
烧碳量=17000×=15810kg/h=131705kmol/h 烧氢量=17000×=1190kg/h=595kmol/h
设两段烧碳比为85∶15且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I 段烟气中 CO 2% (O)= CO%(O)= Ⅱ段不存在CO 则Ⅰ段生成CO 2的C 为： ××
5
.78.128
.12+=h=h
Ⅰ段生成CO 的C 为××5
.78.125
.7+=h=h
Ⅰ段烧焦量=++595=h=h
Ⅱ生成CO 2的C 即为Ⅱ段烧焦量=×=h=h
理论干空气量的计算
Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O 2量×1=h Ⅰ段碳燃烧生成一氧化碳需O 2量×=h
Ⅰ段氢燃烧生成水需O 2量595×=h 理论需O 2量=++=h=38736kg/h 理论需N 2量=×79/21=h=h Ⅰ段理论干空气量=O 2+N 2 =h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需O 2量=h=h Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2=×79/21=h=h
Ⅱ段碳燃烧生成CO 2需N 2== O 2+ N 2=941kmol/h=h 实际干空气量
Ⅰ段再生烟气中过剩量为%, 则%=
8.455321
79
7.4131.70622(2+?O +O ++O （过剩）
（过剩）过剩）
过剩02量=h=h 过剩N 2量=×
21
79
=224kmol/h=h Ⅰ段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量
=h=h
Ⅱ段烟气中过剩02为%=（过剩）
（过剩）
）（2221
79
14.7436.197O +++O
过剩O 2量= kmol/h=h 过剩N 2量=×
21
79
=h=h Ⅱ段实际干空气量=1300 kmol/h=h
湿空气量（主风量）
由已知大气温度30℃相对温度70℃查空气湿焓图 空气的湿含量为(水)/kg(干空气) 则Ⅰ段空气中的水气量=h=h
Ⅱ段湿空气量=干空气量+水气量=3/h 主风单耗
Ⅰ段=Ⅰ段烧焦量
Ⅰ段湿空气量 =3湿空气/kg.焦
Ⅱ段=
Ⅱ段烧焦量
Ⅱ段湿空气量
=3湿空气/kg.焦
干烟气量
由以上计算可知干烟气中各组分的量如下：
湿烟气量及烟气组成
I段再生器结果如下：
按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量1050吨
Ⅱ段再生器结果如下
烟风比
Ⅰ段=3
.1779118
.195087=Ⅰ段主风量Ⅰ段湿烟气量=
Ⅱ段=
9
.381621
.41034=Ⅱ段主风量Ⅱ段湿烟气量=
主风机选型
根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选 轴流式主风机一台型号AV56—12 主要性能参数 入口压力
出口压力 MPa 人口温度 ℃ 主风机出口温度）（
入
出出P P =T k-1/k λ
×T 入==155℃ 取管线温降20℃，则主风入再生器出口温度为135℃
再生器热平衡及催化剂循环阀的计算
烧焦放热（按ESSO 法计算）
生成CO 2放热=生成CO 2的C 量×生成CO 2发热值
=（+）×33873=×10 4 KJ/h
生成CO 放热=生成CO 的C 量×生成CO 发热值
=4965×=×104KJ/h
生成H 2O 放热=生成H 2O 的H 量×生成H 2O 的发热值
=1190×119890=×104 KJ/h
合计（++）×104KJ/h=×104KJ/h
焦炭脱附热
解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的%, 则焦炭脱附热=×104×%=×104KJ/h
外取热器取热量
Ⅰ再外取热器取热量×104KJh（取三催的标定数据）
Ⅱ再内取热器取热量×104KJ/h （取三催的标定数据）Ⅰ段主风升温热
Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热
干空气升温需热 =干空气量×空气比热×温差
=××（671—135）=×104KJ/h
水汽升温需热量=水汽量×水汽比热×温差
=×104KJ/h
段主风升温热
干空气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h
水气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h
焦炭升温需热
全部焦炭在Ⅰ段再生器中升温所需热量
焦炭量×焦炭比热×（Ⅰ段再生温度—反应器出口温度）
=17000××（671—500）=×104KJ/h
Ⅱ段烧焦量在Ⅱ再升温需热量
=Ⅱ段烧焦量×焦炭比热×（Ⅱ段再生温度—Ⅰ段烧焦温度）=××（710—671）=×104KJ/h
焦炭升温总热量为×104KJ/h
待生剂带入水气升温需热
水汽量×水比热×温差(Ⅰ段)=1050××(671—500)=×104KJ/h
水汽量×水比热×温差（Ⅱ段）=1050××（710—671）=×104KJ/h
合计：待生剂带入水汽升温需热×104KJ/h
松动吹扫蒸汽升温需热
Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500×（3860—2812）=×104KJ/h
Ⅱ段蒸汽量×焓差=500×（—2812）=×104KJ/h
式中3860，2812分别为671℃。，过热蒸汽和183℃， Mpa的饱和蒸汽焓散热损失
582×烧碳量=582×15810=×104KJ/h
给催化剂的净热量
给催化剂的净热量=焦炭燃烧热—（2－9项之和）＝23276×104KJ/h
催化剂循环量
G×103××（710—500）=23276×104
解得G=1010t/h
再生器热平衡
再生器物料平衡
剂油比
剂油比=
总进料量催化剂循环量=76.4200
1010
=
待生剂含炭量
已知再生剂含炭为%, 则Ⅱ段待生剂含炭量=
103
%
1517000%2.0103??+??催化剂循环量催化剂循环量=%
Ⅰ段半再生催化剂含炭量P 为Ⅱ段待生剂催化剂的含炭量=%
再生催化剂藏量
W=2CBR/
Ⅰ段中烧碳量=17000××=h
催化剂含炭量=% 过剩O 2量为%
压力因数=
315.13
.3×08
.80.121
ln
/)121(-=
温度因数=858
.241.2=
∴Ⅰ段藏量W= 同理Ⅱ段藏量W=
烧焦强度
Ⅰ段=Ⅰ段藏量
Ⅰ段烧焦量=吨催化剂.h
Ⅱ段= Ⅱ段藏量
Ⅱ段烧焦量
kg 焦/吨催化剂.h
第Ⅰ再生器尺寸计算
I 再密相段气体（设1吨催化剂带1kg 烟气）
密相床直径
取密相床密度300kg/m 3稀相段平均密度25kg/m 3 密相段高度为9m 稀相段高度为12 m 密相段中点压力=
密相段温度=273+671=943k 气体体积流率=s 取密相段线速为s 密相段直径=
密相段的高度
再生器密相床体积=
密
Ⅰ
ρW =222cm 3
密相段高度=
2
2.7785.0222
?=
稀相段直径
稀相段中点压力==??+P -5105.0稀稀顶ρh 稀相段温度=675+273=946K 气体体积流率==?????273
36003315.04
.229481013.08.6899s
取稀相直径==?62
.0785.065
.46
稀相线速=s
稀相段高度
取稀相段高度为12m
过渡段高度
取过渡角为45度 过渡段高度为
催化剂的停留时间
θ =
=循环量Ⅰ段藏量1010
6
.66=
再生器体积烧焦强度
再生器体积烧焦量=33
.2155.14628=m 3
h
旋风分离器的选型和计算
选型
选国内开发的PV 型旋分器6组并联2级串联
1级入口面积 料腿直径Φ426×12 筒体直径Φ1410
2级入口面积 料腿直径Φ219×12 筒体直径Φ1410
计算级旋分器入口线速
湿烟气体积流速=×
3600
33.02734
.222736731013.0???+?）（=47m 3/s
线速=s (18~24m/s) 选6组合适
1.3.8.3 复核二级入口线速
二级入口线速=
s m /53.26724688
.176
.45==二级入口面积湿烟气流率
<35m/s 在允许范围内 核算料腿负荷
1级料腿负荷
Ⅰ再生烟气密度=体积流率
质量流率=m
3
催化剂的平均筛分组成 dp=
=++++=∑120117
.095112.060642.030122.010004.01i
i d x μ 密度ρp =
=?+
=+
T T
1000
24.0262012620
10001V
ρρ
查《FCC 工艺设计》图7－4得 气体饱和携带量Es=
旋分器入口固体浓度G=Es ×V=
一级料腿质量流率= 244-366kg/m 2s 范围内
旋分器压降计算
一级旋分器压降
()()
(
)
2210002
045
.0÷??÷?+÷?÷+=?P i g i io i i g u c c u C ρερ
1Re 54.8036.0161.0745.1833.0-=---D dr K A ε
μρ/Re D v i g =
由
g
ρ--气体密度
kg/m 3
3/10m kg c io 基准入口浓度-
s
pa ?-.气体粘度μ
筒体与入口截面积之比-A K
出口管与筒体直径之比-dr
3/m kg c i 入口气体中固体浓度- s m u i /入口气体线速- 系数-ε D-筒体直径
Re —雷诺数 410104Re ?==μ
ρD
u i g
()
()
()
48.1411010441.144.06/997964.141.1785.054.8036
.04
161
.0745
.1833
.02=-?????
??
?
????=---ε
Pa 5.50071=?P
410120Re ?==
μ
ρD
u i g ()()()54.1211012041.144.06/724688.141.1785.054.8036
.04161.0745.12=-?????
??? ????=--ε Pa 2.58892=?P 最小料腿长的计算
一级料腿长度密稀稀γγγγ2112111H +H +P =H +Z +?P
()()[]111211/γγγγ稀密稀H +-H +P -P =Z
=+（9-3）×（300-350）+12×25/350= 式中1γ为管内密度kg/m 3取350kg/m 3 入口中心线至灰斗底的距离为 净空高度大于+Z+1=
稀相段高度12m 小于12m 所以满足。 二级料腿高度
()[]()450
3
450300251292.58875.500/2231212+-+?++=
?P +-H +H +?P +?P =Z γγγγ阀密稀 =
322/450/35m kg m kg ==?P γ阀
二级入口中心线至灰斗底的距离为 净空高度应大于+Z 2+1=
净空高度12m 小于12m 所以满足要求。
II 再生器的计算
II 再密相段气体（设1公斤催化剂携带1kg 烟气）
段再密度直径
Ⅱ段密度段平均密度取170kg/m 3高度取6m 稀相密度20kg/m 3 高度8m 压力P=+（6×170×+8×20）×10-5= 温度=273+710=983K 气体体积流率=×
?
36004.22273983×32
.01013
.0=s 取Ⅱ再密相段气体线速s 则直径=
取现场数据 实际线速=s
Ⅱ再密相高度
密相段体积=
=?=170
1053.43密
Ⅱ
ρW
密相段高度=
2
8
.2785.06
.26?= 取6m
Ⅱ再稀相段直径
压力P=××8×20×10-5= V=×
36004.22×273983×32
.01013
.0=s 取稀相线速s 则直径=
=?55
.0785.096
.9 取
实际线速=84
.1868
.9=s
Ⅱ再稀相段高度
Ⅱ再稀相段高度为2m 过渡段高度
取过渡角45度 则 过渡段高度=×（—）=1m
催化剂的停留时间 =催化剂的循环量
藏量
=
Ⅱ再体积烧焦强度
烧焦量密相段体积=6
.265
.2371=
旋分器的选型和计算
选型
选用布埃尔型旋分器2组2级串联
1级选用46﹟ 入口面积 筒体直径ф 1193 料腿直径ф325×10
2级选用42﹟ 入口面积 筒体直径 ф1092 料腿直径 ф168×10
计算入口线速
湿烟气体积流率=×
36004.22×273983×31
.01013
.0=s u=
=?2
278.099
.9s u 在工艺允许的18-24m/s 之间
所选2组合适
复核2级入口线速
2级入口线速=2
2780.08
.1364?=s<35m/s 合适
复核料腿负荷
1级料腿：再生烟气密度=
=?=3600
99.9410341
体积流率质量流率m 3
d p =μ（前已计算） ρp =m 3
则32
1003.2-P
P ?=d u ρ
查《FCC 工艺设计》图得 气体饱和携带量Es=ρg =m 3 旋分器入口固体浓度G=Es ×V=s 一级料腿质量流率=
s m kg 2/7.28414
.086.39= 在244-366kg/m 2
s 范围内 二级料腿假定是1级旋分器效率的90% 则二级料腿固体流率=×10%=m 2s 二级料腿质量流率=03
.0986.3=m 2
s
旋分器压降计算
其中γ汽= K= γ混=m 3
一级旋分器压降=×10-5u 12/g ×(K γ混+γ汽)=cm 2
二级旋分压降=
=????-g u ρ6.1198.481
.9105
2
2cm 2
最小料腿长的计算
一级料腿长度 Z 1=
()()=?+-?-+?P 3502083501705.161350
160
)810(170+-+=
入口中心线至灰斗底的距离为 净空高度应大于Z 1+1+= 设计稀相段高度8m 满足要求。
二级料腿的长度=
450
3540170(208280170）
）—++?++=
二级料腿应大于Z 2+1+=
设计稀相段高度为8m 满足要求。
生产工艺流程图及说明
（1）电解 本项目电解铝生产采用熔盐电解法：其主要生产设备为预焙阳极电解槽,项目设计采用大面六点进电SY350型预焙阳极电解槽。铝电解生产所需的主要原材料为氧化铝、氟化铝和冰晶石，原料按工艺配料比例加入350KA 预焙阳极电解槽中，通入强大的直流电，在945－955℃温度下，将一定量砂状氧化铝及吸附了电解烟气中氟化物的载氟氧化铝原料溶解于电解质中，通过炭素材料电极导入直流电，使熔融状态的电解质中呈离子状态的冰晶石和氧化铝在两极上发生电化学反应，氧化铝不断分解还原出金属铝——在阴极(电解槽的底部)析出液态的金属铝。 电解槽中发生的电化学反应式如下： 2323497094032CO Al C O Al +?-+℃ ℃直流电 在阴极(电解槽的底部)析出液态的金属铝定期用真空抬包抽出送往铸造车间经混合炉除渣后由铸造机浇铸成铝锭。电解过程中析出的O 2同阳极炭素发生反应生成以CO 2为主的阳极气体，这些阳极气体与氟化盐水解产生的含氟废气、粉尘等含氟烟气经电解槽顶部的密闭集气罩收集后送到以Al 2O 3为吸附剂的干法净化系统处理，净化后烟气排入大气。被消耗的阳极定期进行更换，并将残极运回生产厂家进行回收处置。吸附了含氟气体的截氟氧化铝返回电解槽进行电解。 电解槽是在高温、强磁场条件下连续生产作业，项目设计采用大面六点进电SY350型预焙阳极电解槽，是目前我国较先进的生产设备。电解槽为6点下料，交叉工作，整个工艺过程均自动控制。电解槽阳极作业均由电解多功能机组完成。多功能机组的主要功能为更换阳极、吊运出铝抬包出铝、定期提升阳极母线、打壳加覆盖料等其它作业。 （2）氧化铝及氟化盐贮运供料系统 氧化铝及氟化盐贮运系统的主要任务是贮存由外购到厂的氧化铝和氟化盐 ，并按需要及时将其送到电解车间的电解槽上料箱内。
精馏塔设计流程
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。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，将原料液通过预料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器冷却后送至储罐。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，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 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 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(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
精馏塔工艺工艺设计方案计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
精馏塔的设计计算方法
各位尊敬的评委老师、领导、各位同学： 上午好！ 这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。 二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。 设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。 首先，我们看一下逐板计算法的原理。 该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。 从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。 根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。 从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。 按以上方法交替进行计算。 因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。 逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。 接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。 图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取
水厂工艺流程设计
水质工程学（一）课程设计说明书 学院：程学院系名： 专业：给水排水姓名： 学号：班级： 指导教师：指导教师： 2012年 6月 15 日
目录 第一章设计基本资料和设计任务 (2) 设计基本资料 (2) 设计任务 (3) 第二章水厂设计规模的确定 (4) 第三章水厂工艺方案的确定 (6) 第四章水厂各个构筑物的设计计算 (8) 一级泵站 (8) 混凝剂的选择和投加 (8) 管式静态混合器 (11) 机械搅拌澄清池 (11) V型滤池 (17) 消毒 (23) 清水池 (24) 二级泵站 (25) 附属构筑物 (26) 第五章水厂平面和高程布置 (27) 平面布置 (27) 高程布置 (27) 附：参考文献 (29)
第一章设计基本资料和设计任务 设计基本资料 设计水量 水厂设计流量根据本人学号确定： 一班同学的设计水量：（学号后两位数值）m3万/d 二班同学的设计水量：（学号后两位数值+）m3万/d 原水水质及水文地质资料 (1)原水水质情况 (2)水文地质及气象资料 a.河流水文特征 位于厂址北侧的河流作为取水水源，河流洪水位:,最河流枯水位: m,常年水位: m b.气象资料 最热月平均气温:°C，最冷月平均气温:°C 风向:冬季主导风向为西北风，夏季主导风向为西南风。
c.地形地质 水厂规划用地面积满足水厂用地指标要求，用地形状自定，地形图如下： 出厂水质、水压要求 出水达到国家生活饮用水卫生标准（GB5749-2006），二泵站出水扬程要求为28米。 设计任务 1.方案选择：根据原水水质水量和处理后水质要求选择并确定给水厂工艺流程。 2.通过经济技术比较选择并确定各水处理构筑物类型。 3.对水厂构筑物进行设计计算,并附有必要的单线草图。 4．确定辅助构筑物尺寸和位置，进行水厂平面布置并绘制水厂 平面布置图 5.计算各净水构筑物和连接管忠的水头损失，考虑水厂地形，确定各净水构筑物的标高，绘制水厂高程布置图。 第二章水厂设计规模的确定 1.近期规模 设计规模为 (29+=万m3 /d（ m3/s），制水能力Q=×=万m3 /d=13152m3 /h，其中水厂自用水5%～10%，取7%。 近期规模万m3 /d.水处理构筑物按照近期处理规模进行设计.水厂的主要构筑物分为8组，每组构筑物类型相同,每组处理规模为万m3 /d(1644m3 /h)。
精馏塔工艺设计
一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书 （一）设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2R 4.单板压降不大于0.7kPa min （三）设计内容 设备形式：筛板塔 设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行 厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区 设计要求 1.设计方案的确定及流程说明 2.塔的工艺计算 3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制 （4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表 5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据
1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3 ） 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 4.液体粘度μ（mPa ?s ）
5.Antoine常数 二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） （一）设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。 典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 （二）全塔的物料衡算 1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.6kg/kmol
制造流程及工艺方案设计
目录 摘要 (3) 引言 (4) 1．任务与分析 (5) 1.1确定生产纲领 (5) 1.2确定生产类型 (5) 2.设计的目的、要求和内容 (6) 2.1设计目的 (6) 2.2设计要求 (7) 2.3设计内容 (7) 3．工艺分析 (8) 3.1技术要求 (8) 3.2零件特点 (8) 4.毛坯的选择 (9) 4.1毛坯的选择 (9) 4.2轴类零件的毛坯和材料 (9) 4.3轴类零件加工工艺规程注意点 (10) 4.4轴类零件加工的技术要求 (10) 5.基准的选择 (11)
5.1粗基准的选择原则 (11) 5.2选择精基准 (11) 6.加工余量、工序尺寸和公差的确定 (12) 6.1加工余量概述 (12) 6.2影响加工余量的因素 (12) 6.3加工余量的确定 (12) 6.4零件图的加工余量、工序尺寸和公差的确定 (12) 7.切削用量的确定 (16) 7.1粗车 (16) 7.2半精车 (16) 7.3精车 (16) 8.机床及工艺装备的确定 (17) 8.1机床的选择 (17) 8.2工艺装备的确定 (17) 9.拟定机械加工工艺路线 (17) 9.1选择定位基准 (17) 9.2表面加工方法的选择 (17) 9.3拟定工艺路线 (18) 结论 (20) 致谢 (20) 参考文献 (20)
摘要 车削加工是在车床上利用工件相对于刀具旋转对工件进行切削加工的方法。车削是最基本、最常见的切削加工方法，在生产中占有十分重要的地位车削适于加工回转表面，大部分具有回转表面的工件都可以用车削方法加工，如加工轴类零件的内外圆柱面、内外圆锥面、端面、沟槽、螺纹和回转成形面等，所用刀具主要是车刀。 在各类金属切削机床中，车床是应用最广泛的一类，约占机床总数的50%。车床既可用车刀对工件进行车削加工，又可用钻头、铰刀、丝锥和滚花刀进行钻孔、铰孔、攻螺纹和滚花等操作。按工艺特点、布局形式和结构特性等的不同，车床可以分为卧式车床、落地车床、立式车床、转塔车床以及仿形车床等，其中大部分为卧式车床。 在各种机械产品中，带有螺纹的轴类零件应用很广泛。螺纹切削是加工螺纹件效率最高、经济性最好的加工方法，用车削方法加工螺纹是机械制造业目前常用的加工方法。 在车床上车削螺纹轴可采用成形车刀或螺纹梳刀（见螺纹加工工具）。用成形车刀车削螺纹，由于刀具结构简单，是单件和小批生产螺纹工件的常用方法；用螺纹梳刀车削螺纹，生产效率高，但刀具结构复杂，只适于中、大批量生产中车削细牙的短螺纹工件。普通车床车削梯形螺纹的螺距精度一般只能达到8～9级。在专门化的螺纹车床上加工螺纹，生产率或精度可显著提高。 关键词：车削加工卧式车床螺纹轴工艺
工艺专业塔器水力学计算设计导则
1 塔器设计概述 1.1 石油化工装置中塔器占有很大的比重。几乎每种工艺流程都存在蒸馏或吸收等分离单元过程，因此塔器设计至关重要。往往塔器设计的优劣，决定着装置的先进性和经济性，必须给予重视。 1.2 塔器设计与工艺流程设计有着非常密切的关系，亦即塔器的选型和水力学计算与工艺流程的设计计算是结合在一起的。有时塔器设计影响着分离流程和操作条件的选择。例如减小蒸馏塔的回流比，能降低能耗，但塔板数增加，对塔器讲就是减小塔径和增加塔高，其中必有一个最经济条件的选择。又如真空塔或对釜温有要求的蒸馏塔均对压降要求较严，需要选择压降低的板式塔或填料塔，在塔器水力学计算后，压降数据要返回工艺作釜温核算。 1.3 一般工艺流程基本确定后，进行塔器的选型、设计等工作。塔器设计涉及到工艺、化学工程、设备、仪表、配管等专业。化学工程专业的任务及与各专业间关系另有说明。见化学工程专业工作手册H-P0101-96、H-P0301-96。 1.4 随着石油化工和科技的迅猛发展，蒸馏塔从一般的一股进料、二股产品的常规塔发展为多股进料、多侧线，有中间换热的复杂塔。要求塔的生产能力大、效率高、塔板数多，即大塔径、多程数、高效、低压降等，对塔器设计提出了更高的要求，并推动了塔器设计工作的发展。 1.5 近年来电子计算机的普及和发展，为工艺与塔器设计提供了有力的工具。我们可应用PROCESS或PRO/Ⅱ等工艺流程模拟软件进行计算，得到塔的最大和最小汽液负荷、密度等数据，以便进行分段的塔的水力学计算，使工艺和塔的水力学计算能同步进行，并作多方案比较，求得最佳设计。 1.6 设计中主要考虑的问题 1.6.1 确定工艺流程（尤其是分离流程） 通过工艺流程模拟电算，选定最佳切割方案，其中包括多股进料、侧线采出、进料状态和位置等方面的选择。 1.6.2 塔压的设定
工艺设计的基本原则和程序
工艺设计的基本原则和程序 一、工艺设计的基本原则 水泥厂工艺设计的基本原则可归纳如下： (1)根据计划任务书规定的产品品种、质量、产量要求进行设计。 计划任务书规定的产品产量往往有一定范围，设计产量在该范围之内或略超出该范围，都应认为是合适的；但如限于设备选型，设计达到的产量略低干该范围，则应提出报告，说明原因，取得上级同意后，按此继续设计。 对于产品品种，如果设计考虑认为计划任务书的规定在技术上和经济上有不适当之处，也应提出报告，阐明理由，建议调整，并取得上级的同意。例如，某大型水泥厂计划任务书要求生产少量特种水泥，设计单位经过论证，认为大型窑改变生产品种，在技术上和经济上均不合理，建议将少量特种水泥安排给某中小型水泥厂生产，经上级批准后，改变了要求的品种。 窑、磨等主机的产量，除了参考设备说明和经验公式计算以外，还应根据国内同类型主机的生产数据并参考国内外近似规格的主机产量进行标定。在工厂建成后的较短时期内，主机应能达到标定的产量；同时，标定的主机产量应符合优质、高产、低消耗和设备长期安全运转的要求，既要发挥设备能力，但又不能过分追求强化操作。 (2)选择技术先进、经济合理的工艺流程和设备。 工厂的工艺流程和主要设备确定以后，整个工厂设计可谓大局已定。工厂建成后，再想改变其工艺流程和主要设备，将是十分困难的。例如，要把湿法厂改为干法厂，固然困难；要把旧干法厂改为新型干法厂，也非易事。例如，为了利用窑尾废气余热来烘干原料，生料磨系统也得迁移，输送设备等也得重新建设，诸如此类的情况，在某些条件下就不一定可行。 在选择生产工艺流程和设备时，应尽量考虑节省能源，采用国内较成熟的先进经验和先进技术；
印刷工艺课程设计说明书
题目：《2014-2015学年工作校历》手册的 印版制作工艺 学生姓名：尹秉政 学院：轻工与纺织学院 系别：印刷工程系 专业：印刷工程 班级：印刷2011级2班5组 指导教师：穆东明、郭丽娜 2014 年7 月10 日
目录 第一章课程设计的主要内容 (1) 第二章设计作品的印制工艺流程 (1) 2.1 原稿的设计流程 (1) 2.1.1 图像扫描 (1) 2.1.2印前图文制作处理 (2) 2.1.3 拼版，组版 (2) 2.1.4 打样输出 (2) 2.2 胶片输出流程 (2) 2.2.1 RIP处理 (2) 2.2.2 激光照排机曝光与冲洗机定影 (2) 2.3 印版的制作流程 (2) 2.4 印刷流程 (2) 2.4.1 印前准备 (2) 2.4.2 装版试印 (2) 2.4.3 正式印刷 (3) 2.4.4 印后处理 (3) 2.5 印后加工流程 (3) 第三章设计作品的印版制作工艺 (3) 3.1印版制作工艺要求 (3) 3.2 工艺内容 (3) 3.3 工艺过程 (4) 3.4 主要工艺参数 (4) 第四章印版制作工艺中的质量检测与故障排除 (4) 4.1 印版外观质量的检查 (4) 4.2 版式规格的检查 (5) 4.3 图文内容的检查 (5) 4.4 胶印印版色别的区别和检查 (5) 4.5 印版图文和非图文部分的检查 (5) 总结 (5) 参考文献 (6)
第一章课程设计的主要内容 本课程设计针对学生己经掌握的印刷工艺课程的专业理论知识和基本技能，进行 一次综合应用的训练。课程设计中学生要能够完成规定印刷活件的印前制作与处理过程，完成胶片的发排、冲洗显影，制作相应的胶印PS版，并使用该印版进行胶版印刷，完成印刷品的折页、装订及裁切等印后加工工序，最终获得印刷成品。在此过程中使学生更加深入地了解和掌握印前制作、输出、制版、印刷的工作内容、工艺特点和技术处理方法。 课程设计的主要内容的设计工作校历手册，工作校历的成品规格为185X260mm，大度8开单色双面印刷，正度16开骑马钉装钉。我的任务主要内容是印版的制作，总共26张胶片，所准备的印版至少26张未曝光，版面平整，没有折痕，大度8开，470X400mm的阳图光分解型预涂感光板，印版制作前的工艺为胶片输出，对此环节的要求是胶片平整，表面无折痕，如果不符合此要求的胶片将无法晒版在完成印版的制作后将是印刷过程。将印版交于印刷小组。事实上印版制作和印刷是分不开的，所以我们既要制作印版又要印刷，一旦印刷中出现印版损毁，那就重 新制作印版。 第二章设计作品的印制工艺流程 2.1 原稿的设计流程 2.1.1 图像扫描 图像扫描是通过平面扫描仪获取图像的方式。 平面扫描仪获取图像的方式是先将光线照射在扫描的材料上，光线反射回来后由CCD光敏元件接收并实现光电转换(图1). 为：放置原稿——预扫——参数设置——正式扫描。 滚筒扫描仪操作步骤：扫描操作步骤主要分为： 放置原稿——预扫——参数设置——正式扫描。 图1 扫描仪 2.1.2印前图文制作处理 数字印前图文图像制作处理以Photoshop图像处理软件为主。 Photoshop软件是印刷印前处理的主要软件，可以用于色彩管理进行颜色设置， 设置工作空间和色彩管理方案，也可以用于改变图像色彩模式便于印刷输出。 Photoshop是一个功能丰富、性能强大的软件，可以根据需要对图像进行处理。例如：改变色阶、调整明度饱和度、色彩平衡、亮度饱和度等。该软件自带了很多预设的滤
精馏塔工艺工艺设计计算
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据 [6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222s i n 1802π （3-11）
工艺流程说明书
工艺说明书 工艺流程说明 由空气压缩工序、反应工序、蒸汽发生工序和甲醛吸收工序组成。 1）压缩工序 新鲜空气通过空气过滤器进入罗茨鼓风机升压，风机出口气与吸收二塔(碱洗水洗2塔)顶部循环尾气混合后送到反应工序。 2）反应工序 从罐区来的原料甲醇先送到甲醇贮罐，再通过甲醇泵进入甲醇蒸发器，在此与甲醛循环泵送来的吸收二塔的甲醛循环溶液进行热交换，甲醇吸热而汽化，同时与风机来的气体相混合形成原料气体。原料气体再经过甲醇过热器过热后，进入主反应器。 原料气在这个固定床反应器的铁钼催化剂上发生反应后，生成甲醛反应气。该气体首先经过甲醇蒸发器管间，通过与原料混合气换热而自身冷却，然后进入吸收工序。 3）蒸汽发生工序 当甲醇、空气和水蒸气的原料混合进入反应器，在银催化剂上发生催化剂作用而生成甲醛时，其主要反应是氧化，脱氢反应。 甲醇氧化反应在200℃左右开始进行，因此经预热进入反应器的原料混合器，必须用电热器点火燃烧，当催化床温度升至200℃左右，反应开始缓慢进行，它是一个放热反应，放出的热量使催化床随着温度的升高至使氧化反应不断加快，所以，点火后催化床的温度升高非常迅速。甲醇脱氢反应在低温时几乎不进行，当催化床温度达600℃左右，反应成为生成醛的主要反应之一。脱氢反应是一个强吸热反应，故有反应的发生。对控制催化床的温度升高是有利的。脱氢反应是一个可逆反应，所谓可逆反应就是甲醇脱氢生成醛的同时，甲醛与氢也可向生成甲醇的方向进行，这类反应在化学反应中可用可逆符号来代替的。当原料混合气中的氧与脱氢反应生成的氢化合为水时，可使脱氢反应不断向生成甲醛的方向移动，从而提高了甲醇的转化率。
反应放出的热量，除抵消脱氢所需的热量，反应气体升温和反应器向周围环境的散去热量外，还有剩余。因此生产上不仅不需要外界供热，而且还必须在原料混合气中引进水蒸汽，利用水蒸汽的升温带热作用，将多余的热量从反应系统中移去，使反应能正常进行下去。此外，在反应器中还发生下列副反应。 4）甲醛吸收工序 来自甲醛蒸发器被冷凝的气进入吸收一塔，吸收一塔顶部出来的未被吸收气体进入吸收二塔。工艺水由管网供入，从吸收二塔顶部进入，与气相逆流接触进行甲醛吸收。吸收二塔底部出来的液体由甲醛循环泵经甲醛预热器和甲醛循环冷却器冷却后进入吸收一塔上段及中段，该甲醛液与甲醇蒸发器换热冷却后的甲醛反应气逆流接触得到甲醛溶液，并用甲醛循环泵在该塔下段循环，同时从甲醛循环泵采出一股甲醛溶液经冷却后作为产品送至甲醛装置的中间罐区甲醛溶液贮槽。 吸收二塔顶出来的尾气，一股返回风机入口，另一股进入尾气锅系统处理,处理过的尾气，完全能达到环境保护的要求，由烟囱在高处排放。
塔体工艺尺寸计算
塔体工艺尺寸计算 1 精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率计算为 3600Vm S Vm VM V ρ= ? （5.1） 3441.828.08 3.326/36003600 1.036 Vm S Vm VM V m s ρ?= ==?? 3600Lm Lm LM Ls ρ= （5.2） 3283.424.73 0.0019/36003600976.4 Lm Lm LM Ls m s ρ?= ==? 由： max μ= （5.3） 式中C 由上式计算，其中的20C 査取，图的横坐标为： 1/2 1/2 30.00193600976.40.018/3.3263600 1.036h L h V L m s V ρρ?????== ? ???? ?? 取板截距T H =450m m ，板上液层高度L h =80m m 则， 0.450.080.37T L H h m -=-= 由史密斯查图的， 20C =0.075 /m s max 2.585/m s μ=== 取安全系数为0.6，则空塔气速为 max 0.60.6 2.585 1.55μμ==?= D = （5.4）
1.653D m = == 按标准塔径圆整后为：D=1.8m 塔截面积为： 2 4 T A D π= （5.5） 2221.8 2.54344 T A D m ππ = =?= 实际空塔气速为： S T V A μ= （5.6） 3.326 1.3082.543 S T V A μ= ==/m s 5.1.2 精馏塔的有效高度 (1)T Z N H =- （5.8） (1)(81)0.45 3.15T Z N H m =-=-?=精精 第5.2节 提馏段的计算 5.2.1 提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相得体积流率为 '' '3' 441.822.62 3.2.61/360036000.8513Vm S Vm V M V m s ρ?===?? '''3' 844.319.30.004688/36003600965.5Lm s LM LM L m s ρ?===?
新生产工艺管理流程图与文字说明
生产工艺管理流程 生产技术部接到产品开发需求后，进行产品开发策划并起草设计开发任务书，经公司领导审批后，业务部门根据产品设计开发任务书准备纸、油墨、印版、烫金等生产材料及生产工艺设备的准备工作，材料、设备准备完成后，安排在印刷车间进行上机打样；打样过程中，由生产技术部组织业务、品质、车间等部门对打样结果进行评审，打样评审通过后，由生产技术部进行送样、签样工作（送中烟技术中心材料部），若签样不合格，需重新进行打样准备；签样完成后，生产技术部根据打样情况形成临时技术标准，品质部形成检验标准，印刷车间根据临时技术标准进生试机生产，生产产品由生产技术部送烟厂进行上机包装测试（若包装测试不通过，生产技术部需重新调整临时技术标准重新试机生产），包装测试通过后，生产技术部根据试机生产时情况形成技术标准。当月生产需求时，生产技术部按生产组织程序进行组织生产，并同时下达技术标准，印刷车间根据生产技术标准，进行工艺首检，确认各项工艺指标正确无误，进行材料及设备的准备工作，各项工作准备完成后按技术标准要求进行工艺控制，生产技术部对整个生产运行过程进行监督，当工艺运行不符合要求时，通知生产技术部进行工艺调整。生产结束后，进入剥盒、选盒工序，经过挑选的烟标合格的按成品入库程序进行入库，不合格的产品按不合格程序进行处理。
产品工艺管理流程图 业务部生产技术部印刷车间品质部输出记录 接到设计 更改需求 段 阶 } 改 更 计 设 { 发 开 吕 产 不通过 不通过 通过 接到设计 开发需求 产品开发策划 打样准备 送样、签样 通过 不通过 形成技术标 准（临时） 审批不通过 上机打样 形成检验标准 设计开发项目组成立 通知 产品开发任务书 段 阶 制 控 艺 工 产 生 送客户包装测试■试生产 ■ 形成技术标准 ＜接到生 产需求 组织生产 下达工艺标准工艺首检 材料准备设备准备 工艺监督过程质量监督 工艺改进不通过运行判定 成品质量监督 是合格 成品入库 结束 不合格 控制程序 过程检验记录 工艺检查记录表， 匚工艺记录表 工艺运行控制 剥盒、选盒 烟用材料试验评价 报告 印刷作业指导书 生产工作单 换版通知单 生产操作记录表 工艺更改通知单 成品检验记录
CASS工艺设计计算
沈阳化工大学 水污染控制工程 三级项目 题目：小区生活污水回用处理设计 院系：环境与安全工程学院 专业：环境工程 提交日期： 2020 年 5 月 26 日
摘要 本文主要介绍了小区生活污水回用处理设计的过程，其中包括工艺流程、以及流程中各个构筑物的设计计算、高程和平面布置。循环式活性污泥法（CASS）是序批式活性污泥法工艺（SBR）的一种变形。它综合了活性污泥法和SBR工艺特点，与生物选择器原理结合在一起，具有抗冲击负荷和脱氮除磷的功能。本次设计采用了CASS工艺进行设计计算。其中包括池体的计算和格栅等辅助物尺寸计算，处理后水质达到一级B标准。 关键词：小区生活污水回用循环式活性污泥法设计计算 Abstract This paper mainly introduces the design process of residential sew age reuse treatment, including the process flow, as well as the design of e ach structure in the process, elevation and plane layout. Circulating activa ted sludge process (CASS) is a variation of sequential batch activated slu dge process (SBR). It integrates the characteristics of activated sludge pro cess and SBR process, combines with the principle of biological selector, and has the functions of impact load resistance and denitrification and de phosphorization. This design adopts CASS technology to design and calc ulate. It includes the calculation of the pool body and the size calculation of the grid and other auxiliary objects. After treatment, the water quality r eaches the standard of grade a B.
面粉厂工艺流程设计说明书
武汉工业学院 课程设计 设 计 说 明 书 设计题目：日处理小麦200吨粉厂工艺流程设计 姓名曾令鹏 学院食品科学与工程学院 专业粮食工程 课程谷物加工工程 指导教师黄学林 2012年 5 月23 日
目录 一、前言 (3) （一）、设计目的 (3) （二）、设计依据 (3) 二、工艺流程分析 (3) （一）、麦路流程分析 (4) （二）、粉路流程分析 (5) 三、设备选型分析及参数确定 (5) （一）、原料接收的方法与设施 (5) （二）、麦路设备的计算选用 (5) （三）、粉路设备的计算选用 (6) （四）、仓的设计与计算 (11) 四、风网组合分析 (11) 五、参考文献 (12) 六、附图 (13) （一）、工艺设备明细表 (13) （二）、流量平衡表 (14) （三）、工艺流程图 (15)
一、前言 （一）、设计目的 1、目的： 通过课程设计的训练，使学生巩固所学到的理论知识，提高解决实际问题的能力，增强运算、绘图和使用技术资料等的技能；培养粮食加工的基本工程素质。 2、任务与内容： 粉厂工艺流程设计（图）、工艺设备明细表、粉厂工艺流程设计说明书。（二）、设计依据 1、生产规模：日处理小麦200吨； 2、原料主要特性：[产地]湖北；[品种]硬麦；[水分]：14%；[含杂总量]： 2.1%（其中：沙石含量0.15％，异种粮粒含量 3.8％）；［小麦容重］760克/升。 3、成品种类与规格：[产品类别]通用面粉；[加工精度]以国标高筋面粉为主，［出粉率］72％（通用面粉66％，次粉6％）。 4、物料垂直提升方式：麦间升运，粉间风运。 5、清理后的净麦质量要求： 含杂总量≤1.0%；其中含矿物质≤0.5%；不完善粒≤8.0%。 二、工艺流程分析 本设计采用三筛两打二去石一精选，两次润麦的麦路流程工艺；粉路采用轻研细分制粉法。 （一）、麦路流程分析 原料→下粮坑→初清筛→计量→毛麦仓→振动筛→头道去石机→精选机→磁选→头道打麦机→平面回转筛→头道着水机→润麦仓→二道去石机→磁选→二道打麦机→平面回转筛→二道着水机→净麦仓→计量秤→磁选→入磨【工艺说明】：考虑到原粮状况，来料含杂总量为 2.1%（其中：沙石含量0.15％，异种粮粒含量3.8％）。清理后的净麦要达到国标要求，含杂总量≤1.0%；其中含矿物质≤0.5%；不完善粒≤8.0%。
精馏塔的设计(毕业设计)讲义
精馏塔尺寸设计计算 初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。 由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。 4.2.1 操作理论板数和操作回流比 初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。 （1）最少理论板数N m 系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。 式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数； x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； N m——系统最少平衡级（理论板）数。 塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度： 由式（4－9）得最少理论板数： 初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。 （2）最小回流比 最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。 求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。
式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数； c——组分个数； αi——i组分的相对挥发度； θ——Underwood参数； ——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。 进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则 在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以 利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得 （3）操作回流比R和操作理论板数N0 操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。 取R/R m=1.2，得R=26.34，则有： 查Gilliland图得 解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数 （1）进料板位置的确定 对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。
精馏塔计算方法
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………