化工原理课程设计管壳式换热器的设计

化工原理课程设计管壳式换热器的设计
化工原理课程设计管壳式换热器的设计

西北大学化工学院

列管式换热器的工艺设计

说明书

题目: 列管式换热器的工艺设计和选用

课程名称: 化工原理课程设计

专业: 化学工程与工艺

班级: 09级

学生姓名: 李哲

学号: 2009115057

指导教师: 吴峰

设计起止时间:2012 年1月1日至2012 年 1月13日

设计题目:列管式换热器的工艺设计和选用

一、设计条件

炼油厂用循环水将煤油油从230℃冷却到120℃。柴油流量位28700kg/h;循环水初温为22℃,经换热后升温到46℃。换热器的热损失可忽略。管、壳程阻力压降不大于100kPa。试设计能完成上述任务的列管式换换热器。

二、设计说明书的内容

1、设计题目及原始数据;

2、目录;

3、设计方案的确定;

4、工艺计算及主体设备设计;

5、辅助设备的计算及选型;(主要设备尺寸、衡算结果等);

6、设计结果概要或设计结果汇总表;

7、参考资料、参考文献;

目录

一.设计任务及设计条件 (3)

二.设计方案 (3)

1.换热器类型选择 (3)

2.流程选择 (3)

3.流向选择 (3)

三.确定物性数据 (3)

四.估算传热面积 (3)

五.工艺结构尺寸计算 (3)

1.管径及管内流速选择 (3)

2.传热管数和传热管程数 (4)

3.平均传热温差校正及壳程数 (5)

4.传热管排列和分程方法 (5)

5.壳体内径 (5)

6.折流板 (5)

7.其他主要附件 (6)

8.接管 (6)

9.壁厚的确定、封头 (7)

六.换热器核算 (7)

(一).热流量核算 (7)

1.壳程表面传热系数核算 (8)

2.管程表面传热系数核算 (8)

3.污垢热阻 (9)

4.传热面裕度 (9)

(二)传热管壁温及壳体壁温计算 (9)

(三)阻力计算 (10)

1.管程流体阻力计算 (10)

2.壳程流体阻力计算 (10)

七.换热器主要计算结果汇表 (11)

八.主要符号说明 (11)

九.换热器主要结构尺寸图和管子布置图 (12)

十.参考文献 (15)

一.设计任务及设计条件:

用循环冷却水将流量为28700Kg/h 的煤油从230℃降至120℃,冷却水为清净河水,进口温度22℃,选定冷却水出口温度46℃,设计一台列管换热器完成冷却任务。

二.设计方案:

1. 确定换热器类型:

两流体温度变化情况:热流体230℃—120℃;冷流体22℃—46℃.估计该换热器管壁温和壳壁温相差较大,因此初步确定选定浮头管板式换热器。

2. 流程安排:

河水容易结垢,应走管程,煤油为被冷却介质,为便于散热应走壳程。 3. 流向选择:一次交叉流,即管程流体横向流动,壳程流体垂直管子流动。

三.确定物性数据:

定性温度:壳程流体定性温度为230120

1752

+=℃; 管程流体定性温度:

2246

342

+=℃ 壳程流体在定性温度下数据:

密度:o ρ= 710Kg/3m

定压比热容:O P C =2.60Kj/(Kg.℃) 热导率: o λ=0.13w/(m.k ) 黏度:o μ=0.32m a p .s 管程流体在定性温度下数据:

密度:i ρ=994.3 Kg/3m

定压比热容:i P C =4.174 Kj/(Kg.℃) 热导率: i λ=0.624 w/(m.k ) 黏度:i μ=0.742 m a p .s

四.估算传热面积

热流量Q= mo po o q c t ?=28700X2.60X (230-120)=2280.1Kw

平均传热温差(23046)(12022)

23046ln

12022

m t ---?=

--=136.5K

假设K

取2480()w k m ?则估算的传热面积为

Ap=

22280.11000

34.8480136.5

m Q m K t ?==??

总传热系数的经验值见表3-4,有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值,可供设计时参考。选择时,除要考虑流体的物性和操作条件外,还应考虑换热器的类型。

冷却水用量: 312280.11

0.0234.174(4622)994.3

mi

v i

pi i i q Q q s m c t ρρ=

=

?=?=??- 五.工艺结构尺寸

1.管径及管内流速:选取Φ=25X

2.5mm 碳钢管;管内水流速u=2m/S; 2.传热管数和传热管程数: 220.023

36.6373.14/4 3.1442

0.02i v q n d u =

==≈?÷??根

按单管程计算管长34.8

11.983.14 3.140.02537

o Ap L m d n =

==??

按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构,根据本设计实际情况,现取传

热管管长l=6m,则该换热器的管程数11.98

26

Np =

≈(管程)

;传热管总管数37274T N =?=(根)

3.平均传热温差校正及壳程数

1221230120

4.64622T T R t t --===--

21114622

0.11523022

t t P T t ---===-

按双管程,单壳程结构查得0.98ψ=

平均传热温差0.98136.5133.77m t K ?=?= 由于平均传热温差较大,故采用单壳程合适

4.传热管排列和分程方法:采用组合排列法,即每程内按正三角形排列,隔板两侧采用矩形排列。取管心距t=1.25do=1.25X2.5 ≈32mm ;隔板中心到离其最近

一排管中心距离按式62t s =+计算 32

662222

t s mm =+=+= 各管

程相邻管管心距为44mm 5.壳体内径

采用多管程结构,壳体内径可按式 1.05D =η=0.75

则壳体内径为 1.05 1.0532333.75()D mm ==?=

按卷制壳体的进档级,圆整取400mm 6.折流板

采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为

h=0.25X400mm=100mm 折流板间距按我国系列标准取B=300mm 折流板数B N =传热管长/折流板间距=6000/300-1=19块

常见折流板示意图

折流板厚度与壳体内径及折流板间距有关见表5.5.1所列数据。

7.其他主要附件

在壳程入口处设置防冲挡板,本换热器换热管外径为25mm ,拉杆直径16mm ,共4根拉杆 分程隔板

8.接管

管程流体出口接管:取接管内流速u1=2 m/s 则接管内径为

10.121121D m mm =

==圆整取130mm

壳程流体出口接管:取接管内流速u2=1.8 m/s 则接管内径为

20.08989D m mm =

==圆整取90mm

9.壁厚的确定、封头

查GB151-99P21表8得圆筒厚度为:6 mm

查JB/T4737-95,椭圆形封头与圆筒厚度相等,即6mm 椭圆形封头示意图如下:

六.换热器核算 (一).热流量核算 1.壳程表面传热系数

采用弓形折流板时壳程表面传热系数的计算式e 0.14

1/30.55

0.36R (/)

o

o o

o w e

pr d λαμμ=

0 2.600.3210001000

Pr 6.40.13

po C o o μλ?÷?=

==

当量直径

2

2 3.14)2420.23.14o o d de mm d -=

==

20.025

(1)0.30.4(1)0.026250.032

do So BD m t =-

=??-=

328700/3600

0.01123/710

mo

o

q Vo s m ρ=

=

=则

0.011230.428/0.02625

Vo Uo m s So =

== e 7100.42820.21000

R 19173.890.321000

o o e o o U d ρμ??÷=

==÷ 0.14

()1o w

μμ≈ 则0.551/320.13

0.36975.24/()19173.89 6.40.0202

o w k m α?=?

??= 2.管程表面传热系数0.80.4

0.023Re Pr i

i i

d λα=

管内实际流速220.023

1.983.14 3.14

370.0244

v i i

q u m s n d =

==??

994.30.02 1.98

Re 53605.070.7421000i i i i d u ρμ??=

==÷ 4.1740.742

Pr 4.960.624pi i

i C μλ?=

=

=

0.80.420.624

0.0238268.75/()53605.07 4.960.02i w k m α?=???=

3.污垢热阻

Ri=0.00021 2()/k w m ?;Ro=0.000176 2()/k w m ?

Rw =3

62.510 5.661044.19

w δλ--?==?2()/k w m ? 则:传热系数Kc 2111

ln 21

125250.025251

0.00021ln 0.0001768268.75202044.19220975.24

574.28/()

o o o i i i i w i o

Kc do d d d R Ro d d d w k m αλα?=

++++=?+?+++

?=

4. 传热面裕度

计算传热面积22280.11000

29.68574.28133.77

m Q Ac m Kc t ?=

==??

实际传热面积23.1474 3.140.025634.854T o A lN d m ==???=

该换热器面积裕度计算式为

34.84529.68100%100%17.4%29.68

A Ac H Ac --=?=?=

传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务。

(二)传热管和壳体壁温计算

因为管壁很薄,管壁热阻很小,可以忽略,管内外侧温差很小。管内侧污垢热阻比管外侧污垢热阻大,会使传热管壁温升高,降低了壳体和传热管壁温之差,但在操作初期,污垢热阻较小,壳体和传热管壁温之差可能相差较大,计算中应按最不利操作条件考虑,因此取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。又考虑到冬季操作时,循环水进口温度会降低,为确保可靠,取循环水进口温度为17℃,出口温度为46℃计算传热管壁温。

传热管壁温平均温差计算式11m m

i o o i

T t t αααα+

=+

120.40.60.42300.6120164m T T T =+=?+?=℃ 210.40.60.4460.61728.6m t t t =+=?+?=℃

2975.24/()o w k m α?=,28268.75/()i w k m α?=

则16428.6

8268.75975.2442.8811

975.248268.75

t +

==+

壳体内壁温近似取壳体流体平均温度T=Tm=164℃

则壳体内壁温与传热管平均壁温之差为t ?=164-42.88=121.12℃该温差很大,需加温度补偿装置,选浮头式换热器为宜。 (三)换热器内流体阻力计算 1.管程流体阻力计算公式

r (P )t i s p s P P N N F ?=?+? 2

2i i i l u P d ρλ?=?

r 2

P 2

u ρζ?=?

本换热器设计中 1,2,1.5s p s N N F ===,3ζ=由Re 53605.07=,传热管相对

粗糙度

0.2

0.0120

=,查莫迪图得0.038i λ=,u=1.98m/s ,994.3ρ= Kg/3m 所以2

6994.3 1.980.03822218.90.022

i P Pa ??=??=

r 2

994.3 1.98P 358472

Pa ??=?=

(22218.95847)12 1.584197.7t P Pa ?=+???=管程流体阻力在允许范围之内。 2.壳程流体阻力

()s o h s s P P P F N ?=?+?

m i n

2

(1)2

o o o o T C B u

P F f

N N ρ?=+

m i n

22(3.5)2

o o h B B u P N D ρ?=- 0.51.1T TC N N =,e 0.2285.0R o o f -=

正三角形排列时,F=0.5 本换热器设计中,e R 19173.89o =,74T N =,

19B N =

B=300mm,D=400mm , 则

0.50.51.1 1.19.46

74T TC N N ==?=min 0.01123

0.229/()0.3(0.49.460.025)

TC o o o V u m s B D N d =

==-?-?

e 0.2280.2285.0 5.00.527919173.89R o fo --==?=

min

2

7100.2290.229

(1)

0.50.52799.4620929.72

2

o o o o TC B u

P Ff N N Pa ρ???=+=????

=

min 2220.37100.2290.229

(3.5)19(3.5)707.520.42o o h B B u P N Pa D ρ????=-=?-?=

()(929.7707.5)1.1511s o h s s P P P F N P a ?=?+?=+??=

小于工程允许值,阻力适宜

Kg/

九.换热器主要结构尺寸图和管子布置图

换热器主要结构尺寸示意图

管子布置示意图

组合排列方法

S1=32mm,S2=27.713mm,S=22mm

十.参考文献

1.《化工单元过程及设备课程设计》第二版匡国柱史启才主编化学工业出版社

2.《化工原理》上第三版陈敏恒方图南等编化学工业出版社

3.《化工设备机械基础课程设计指导书》蔡纪宁张秋翔编化学工业出版社

4.《传热学》第四版杨世铭陶文铨编高等教育出版社

化工原理课程设计任务书 zong (修复的)共32页

2012年 06月 工业背景及工艺流程 乙醛是无色、有刺激性气味的液体,密度比水小,沸点20.8℃,易挥

发、易燃烧且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶,因其分子中具有羰基,反应能力很强,容易发生氧化,缩合,环化,聚合及许多类型加成反应。乙醛也是一种重要的烃类衍生物在合成工业有机化工产品上也是一种重要的中间体。其本身几乎没有直接的用途,完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择,主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品,也用于制备丁醇、异丁醇、季戊四醇等产品。这些产品广泛应用于纺织、医药、塑料、化纤、染料、香料和食品等工业。 国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。工业上生产乙醛的原料最初采用乙炔,以后又先后发展了乙醇和乙烯路线。乙炔水化法成本高,因其催化剂——汞盐的污染难以处理等致命缺点,现以基本被淘汰。乙醇氧化或脱氢法制乙醛虽有技术成熟,不需要特殊设备,投资省,上马快等优点,但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯来源丰富而价廉,加之反应条件温和,选择性好,收率高,工艺流程简单及“三废”处理容易等突出优点,深受世界各国重视,发展非常迅速,现以成为许多国家生产乙醛的主要方法。 精馏方案的确定: 精馏塔流程的确定; 塔型的选择; 操作压力的选定; 进料状态选定; 加热方式等

所选方案必须: (1)满足工艺要求; (2)操作平稳、易于调节; (3)经济合理; (4)生产安全。 包括:流程的确定;塔型的选择;操作压力的选定;进料状态选定;加热方式等 操作压力选择 ●精馏可在常压、加压或减压下进行。 ●沸点低、常压下为气态的物料必须选用加压精馏;热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。 进料状态的选择 ●一般将料液预热到泡点或接近泡点后送入塔内。这样可使: ● (1)塔的操作比较容易控制; ● (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近,塔径相似,设计制造比 较方便。 加热方式: ●(1)间接蒸汽加热 ●(2)直接蒸汽加热 ●适用场合:待分离物系为某轻组分和水的混合物。 ●优点:可省去再沸器;并可利用压力较低的蒸汽进行加热。操作 费用和设备费用均可降低。

化工原理课程设计水吸收氨填料吸收塔设计正式版分解

《化工原理》课程设计 水吸收氨气过程填料塔的设计学院 专业制药工程 班级 姓名 学号 指导教师 2013 年 1 月 15 日 目录 设计任务书 (4)

参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15)

附表:附表附表

设计任务书 (一)、设计题目:水吸收氨气过程填料吸收塔的设计 试设计一座填料吸收塔,用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h,其中含氨气为5%(体积分数),要求塔顶排放气体中含氨低于%(体积分数)。采用清水进行吸收,吸收剂的用量为最小用量的倍。 (二)、操作条件 (1)操作压力常压 (2)操作温度 20℃. (三)填料类型 选用聚丙烯阶梯环填料,填料规格自选。 (四)工作日 每年300天,每天24小时连续进行。 (五)厂址 厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算; 2.吸收塔的工艺尺寸计算;

3.填料层压降的计算; 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算; 6.绘制吸收塔设计条件图; 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H=(m3kPa)。 第一节前言 填料塔的有关介绍 填料塔洗涤吸收净化工艺不单应用在化工领域 ,在低浓度工业废气净化方面也能很好地发挥作用。工程实践表明 ,合理的系统工艺和塔体设计 ,是保证净化效果的前提。本文简述聚丙烯阶梯填料应用于水吸收氨过程的工艺设计以及工程问题。 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,它是化工类企业中最常用的气液传质设备之一。 填料塔的主体结构如下图所示: 图1 填料塔结构图 填料塔不但结构简单,且流体通过填料层的压降较小,易于用耐腐蚀材料制造,所以它特别适用于处理量小、有腐蚀性的物料及要求压降小的场合。液体自塔顶经液体分布器喷洒于填料顶部,并在填料的表面呈膜状流下,气体从塔底的气体口送入,流过填料的空隙,在填料层中与液体逆流接触进行传质。因气液两相组成沿塔高连续变化,所

化工原理课程设计——换热器的设计

中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目:煤油冷却器的设计 学院:化学化工学院 班级:化工0802 学号: 1505080802 姓名: ****** 指导教师:邱运仁 时间:2010年9月

目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排(流动空间的选择)及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附:化工原理课程设计之心得体会 (30)

§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力:40t/h 煤油 1.2.2.设备形式:列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油:入口温度160℃,出口温度60℃ (2).冷却介质:循环水,入口温度17℃,出口温度30℃ (3).允许压强降:管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3,黏度7.15×10-4Pa.s,比热容2.2kJ/(kg.℃),导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂,换热器的费用约占总费用的10%~20%,在炼油厂约占总费用35%~40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此,设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,即简称换热器,是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为:混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛,如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类

化工原理课程设计

绪论 1.1换热器在工业中的应用 换热器在工、农业的各领域应用十分广泛,在日常生活中传热设备也随处可见,是不可或缺的工艺设备之一。因此换热设备的研究备受世界各国政府及研究机构的高度重视,在全世界第一次能源危机爆发以来,各国都在下大力量寻找新的能源及在节约能源上研究新途径。在研究投入大、人力资源配备足的情况下,一批具有代表性的高效换热器和强化元件诞生。随着研究的深入,工业应用取得了令人瞩目的成就,得到了大量的回报,如板翅式换热器、大型板壳式换热器和强化沸腾的表面多孔管、T型翅片管、强化冷凝的螺纹管、锯齿管等都得到了国际传热界专家的首肯,社会效益非常显著,大大缓解了能源的紧张情况。 换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备,是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右,占总投资的30%-45%。近年来随着节能技术的发展,应用领域不断扩大,利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。 随着环境保护要求的提高,近年来加氢装置的需求越来越多,如加氢裂化,煤油加氢,汽油、柴油加氢和乳化油加氢装置等建设量增加,所需的高温、高压换热器数量随之加大。螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器、蜜蜂盖板式换热器技术发展越来越快,不仅在承温、承压上满足装置运行要求,而且在传热与动力消耗上发展较快,同时亦适用于乙烯裂解、化肥中合成氨、聚合和天然等场合,可满足承压高达35MPa,承温达700℃的使用要求。在这些场合,换热器占有的投资占50%以上。 1.2换热器的研究现状 20世纪80年代以来,换热器技术飞速发展,带来了能源利用率的提高。各种新型、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益,市场经济的发展、私有化比例的加大,降低成本已成为企业追求的最终目标。因而节能设备的研究与开发备受瞩目。能源的日趋紧张、全球环境气温的不断升高、环境保护要求的提高和换热器及空冷式换热器及高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景。在地热、太阳能、核能、余热回收、风能的利用上,各国政府都加大了投入资金力度。 国内各研究机构和高等院校研究成果不断推陈出新,在强化传热元件方面华南理工

化工原理课程设计 吸收塔汇总

《化工原理》课程设计 课题: 设计水吸收半水煤气体混合物中的二氧化碳的填料吸收塔设计者:王涛 学号:1043082002 指导老师:曹丽淑

目录 第一章设计任务????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.1设计题目????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.2设计任务及操作条件???????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.3设计内容???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 第二章设计方案???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 2.1设计流程的选择及流程图??????????????????????????????????????????????????????????????????????4 第三章填料塔的工艺设计??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 3.1气液平衡关系????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 3.2吸收剂用量???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????5 3.3计算热效应???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????5 3.4定塔径??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????6 3.5喷淋密度的校核?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????6 3.6体积传质系数的计算??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????7 3.7填料层高度的计算??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????8 3.8附属设备的选择???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????9第四章设计结果概要??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????15第五章设计评价 ?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17

化工原理课程设计

化工原理课程设计 设计题目:列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1.设计任务书及操作条件 2.前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明

6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图(附后) 1.设计任务书及操作条件 (1)处理能力:1×104吨/年正己烷。 (2)设备型式:列管式换热器 (3)操作条件 1 正己烷(含水蒸汽20%):入口温度1000C, 出口温度350C。 2 冷却介质:循环水,入口温度250C,出口温 度350C。

3 允许压降:不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 (三)设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计(主要设备尺寸、衡算结果等) 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制(用420*594图纸绘制装置图一张) 2.前言

2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上,管板又分别焊在外壳的两端,管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时,为减小或消除温差产生的热效应力,必须设有温差补偿装置,如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单,制造简单,制造成本低,管程可用多种结构,规格范围广,在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗,故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热,适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计,两流体在传热过程中无相的变化,且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大,所需管子数目较多时,为提高管流速,常将换热管平均分为若干组,使流体在管内依次往返多次,即为多管程,从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内,排管数最多,旁路最少;每根换热管都可以进行更换,且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明: 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速(由泵来调控)输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃,循环冷水由25℃升到35℃,且35℃的冷水回到水槽后,由于冷水的量多,回槽的水少,且流经管路时也有被冷凝,因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况:热流体进口温度100℃,出口温度35℃;冷

最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc

化工原理课程设计任务书示例一 1 设计题目分离苯―甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2 设计参数 (1)设计规模:苯――甲苯混合液处理量________t/a (2)生产制度:年开工300天,每天三班8小时连续生产 (3)原料组成:苯含量为40%(质量百分率,下同) (4)进料状况:热状况参数q为_________ (5)分离要求:塔顶苯含量不低于_____%,塔底苯含量不大于_____% (6)建厂地区:大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的某地 3 设计要求和工作量 (1)完成设计说明书一份 (2)完成主体精馏塔工艺条件图一张(A1) (3)完成带控制点的工艺流程简图(A2) 4 设计说明书主要内容(参考) 中文摘要,关键词 第一章综述 1.精馏原理及其在工业生产中的应用 2.精馏操作对塔设备的要求(生产能力、效率、流动阻力、操作弹性、结构、造价和工艺特性等) 3.常用板式塔类型及本设计的选型

4.本设计所选塔的特性 第二章工艺条件的确定和说明 1.确定操作压力 2.确定进料状态 3.确定加热剂和加热方式 4.确定冷却剂及其进出、口温度 第三章流程的确定和说明(附以流程简图) 1.流程的说明 2.设置各设备的原因(精馏设备、物料的储存和输送、必要的检测手段、操作中的调节和重要参数的控制、热能利用) 第四章精馏塔的设计计算 1.物料衡算 2.回流比的确定 3.板块数的确定 4.汽液负荷计算(将结果进行列表) 5.精馏塔工艺尺寸计算(塔高塔径溢流装置塔板布置及浮阀数目与排列) 6.塔板流动性能校核(液沫夹带量校核、塔板阻力校核、降液管液泛校核、液体在降液管中停留时间校核以及严重漏液校核) 7.塔板负荷性能图 8.主要工艺接管尺寸的计算和选取(进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、塔底蒸汽管、人孔等) 9.塔顶冷凝器/冷却器的热负荷

化工原理课程设计简易步骤

《化工原理》课程设计说明书 设计题目 学生姓名 指导老师 学院 专业班级 完成时间

目录 1.设计任务书……………………………………………() 2.设计方案的确定与工艺流程的说明…………………() 3.精馏塔的物料衡算……………………………………() 4.塔板数的确定………………………………………() 5.精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算………() 6.精馏段的汽液负荷计算………………………………() 7.精馏段塔体主要工艺尺寸的计算…………………() 8.精馏段塔板主要工艺尺寸的计算…………………………() 9.精馏段塔高的计算…………………………………() 10.精馏段塔板的流体力学验算…………………………() 11.精馏段塔板的汽液负荷性能图………………………() 12.精馏段计算结果汇总………………………………() 13.设计评述……………………………………………() 14.参考文献………………………………………………() 15.附件……………………………………………………() 附件1:附图1精馏工艺流程图………………………() 附件2:附图2降液管参数图……………………………()附件3:附图3塔板布孔图………………………………()

板式塔设计简易步骤 一、 设计方案的确定及工艺流程的说明 对塔型板型、工艺流程、加料状态、塔顶蒸汽冷凝方式、塔釜加热方式等进行说明,并 绘制工艺流程图。(图可附在后面) 二、 精馏塔物料衡算:见教材P270 计算出F 、D 、W ,单位:kmol/h 三、 塔板数的确定 1. 汽液相平衡数据: 查资料或计算确定相平衡数据,并绘制t-x-y 图。 2. 确定回流比: 先求出最小回流比:P 266。再确定适宜回流比:P 268。 3. 确定理论板数 逐板法或梯级图解法(塔顶采用全凝器)计算理论板层数,并确定加料板位置:P 257-258。(逐板法需先计算相对挥发度) 确定精馏段理论板数N 1、提馏段理论板数N 2 4. 确定实际板数: 估算塔板效率:P 285。(①需知全塔平均温度,可由 t-x-y 图确定塔顶、塔底温度,或通过试差确定塔顶、塔底温度,再取算术平均值。②需知相对挥发度,可由安托因方程求平均温度下的饱和蒸汽压,再按理想溶液计算。) 由塔板效率计算精馏段、提馏段的实际板层数N 1’,N 2’:P 284式6-67。 四、 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1. 操作压力m p :取2 F D m p p p += 2. 精馏段平均温度m t :查t-x-y 图确定塔顶、进料板温度,再取平均值。或由泡点方程试差法确定塔顶、进料板温度。 3. 平均摩尔质量M Vm 、M Lm :由P 8式0-27分别计算塔顶、进料板处的摩尔质量,再分别 取两处的算术平均值。汽相的摩尔分率查t-x-y 图。 4. 平均密度Vm ρ、Lm ρ: Lm ρ:用P 13式1-7分别计算塔顶、进料板处液相密度,再 取算术平均值。m Vm m Vm T R M p ??= ρ 5. 液体表面张力m σ:由B B A A m x x σσσ+=分别计算塔顶mD σ与进料板mF σ,再取 平均值。 6. 液体粘度m μ:与表面张力的计算类似。 五、 精馏段汽液负荷(Vs 、Ls )计算 V=(R+1)D L=RD

清水吸收二氧化硫化工原理课程设计毕业设计(论文)

摘要 在化工生产中,气体吸收过程是利用气体混合物中,各组分在液体中溶解度或化学反应活性的差异,在气液两相接触是发生传质,实现气液混合物的分离。在化学工业中,经常需将气体混合物中的各个组分加以分离,其目的是: ①回收或捕获气体混合物中的有用物质,以制取产品; ②除去工艺气体中的有害成分,使气体净化,以便进一步加工处理;或除去工业放空尾气中的有害物,以免污染大气。根据不同性质上的差异,可以开发出不同的分离方法。吸收操作仅为其中之一,它利用混合物中各组分在液体中溶解度或化学反应活性的差异,在气液两相接触时发生传质,实现气液混合物的分离。 一般说来,完整的吸收过程应包括吸收和解吸两部分。在化工生产过程中,原料气的净化,气体产品的精制,治理有害气体,保护环境等方面都要用到气体吸收过程。填料塔作为主要设备之一,越来越受到青睐。二氧化硫填料吸收塔,以水为溶剂,经济合理,净化度高,污染小。此外,由于水和二氧化硫反应生成硫酸,具有很大的利用。 本次化工原理课程设计,我设计的题目是:炉气处理量为m3 4200炉气吸过程填料吸收塔设计。本次任务为用水吸收二氧化硫常压填料塔。具体设计条件如下: 1、混合物成分:空气和二氧化硫; 2、二氧化硫的含量:0.05(摩尔分率) 3、操作压强;常压操作 4、进塔炉气流量:h 4200 m3 5、二氧化硫气体回收率:95% 吸收过程视为等温吸收过程。

目录 摘要 .................................................................................................................................................. I 第一章 设计方案的确定 (1) 1.1流程方案 (1) 1.2设备方案 (1) 1.3流程布置 (1) 1.4吸收剂的选择 (1) 第二章 填料的选择 (2) 2.1对填料的要求 (2) 2.2填料的种类和特性 (2) 2.3填料尺寸 (3) 2.4填料材质的选择 (3) 第三章 工艺计算 (4) 3.1气液平衡的关系 (4) 3.2吸收剂用量及操作线的确定 (4) 3.2.1吸收剂用量的确定 (4) 3.2.2操作线的确定 (5) 3.3塔径计算 (5) 3.3.1采用Eckert 通用关联图法计算泛点速率f u : (5) 3.3.2操作气速 (7) 3.3.3塔径计算 (7) 3.3.4喷淋密度U 校核 (7) 3.3.5单位高度填料层压降(Z P )的校核 (8) 3.4填料层高度计算 (9) 3.4.1传质系数的计算 (9) 3.4.2填料高度的计算 (12) 第四章 填料塔内件的类型与设计 (13) 4.1 塔内件的类型 (13) 第五章 辅助设备的选型 (16) 5.1管径的选择 (16) 5.2泵的选取: (17) 5.3风机的选型: (17) 第六章 填料塔附属高度计算 (17) 第七章 分布器简要计算 (18) 第八章 关于填料塔设计的选材 (18) 参考文献 (19) 附录 (20) 附图 (21) 致谢 (22)

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

化工原理课程设计(水吸收氨填料吸收塔设计)(正式版)分解

《化工原理》课程设计水吸收氨气过程填料塔的设计 学院 专业制药工程 班级 姓名 学号 指导教师 2013 年 1 月 15 日

目录 设计任务书 (4) 第一节前言 (3) 1.1 填料塔的有关介绍 (4) 1.2 塔内填料的有关介绍............................. 错误!未定义书签。第二节填料塔主体设计方案的确定 .. (5) 2.1 装置流程的确定 (5) 2.2 吸收剂的选择 (5) 2.3 填料的类型与选择 (7) 2.4 液相物性数据 (6) 2.5 气相物性数据 (8) 2.6 气液相平衡数据 (7) 2.7 物料横算 (7) 第三节填料塔工艺尺寸的计算 (8) 3.1 塔径的计算 (8) 3.2 填料层高度的计算及分段 (9) 3.2.1 传质单元数的计算 (10) 3.2.2 传质单元高度的计算 (10) 3.2.3 填料层的分段 (11) 第四节填料层压降的计算 (12) 第五节填料塔内件的类型及设计 (13) 第六节填料塔液体分布器的简要设计 (13) 参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15) 附表: 附表1填料塔设计结果一览表 (15) 附表2 填料塔设计数据一览 (15) 附件一:塔设备流程图 (17)

设计任务书 (一)、设计题目:水吸收氨气过程填料吸收塔的设计 试设计一座填料吸收塔,用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h,其中含氨气为5%(体积分数),要求塔顶排放气体中含氨低于0.02%(体积分数)。采用清水进行吸收,吸收剂的用量为最小用量的1.5倍。 (二)、操作条件 (1)操作压力常压 (2)操作温度 20℃. (三)填料类型 选用聚丙烯阶梯环填料,填料规格自选。 (四)工作日 每年300天,每天24小时连续进行。 (五)厂址 厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算; 2.吸收塔的工艺尺寸计算; 3.填料层压降的计算; 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算; 6.绘制吸收塔设计条件图; 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H=0.725kmol/(m3?kPa)。

化工原理课程设计任务书

(封面) XXXXXXX学院 化工原理课程设计任务书 题目: 院(系): 专业班级: 学生姓名: 指导老师: 时间:年月日

目录 1、工艺生产流程线 (4) 2、流程及方案的说明和论证 (4) 3、换热器的设计计算及说明 (5) 4、计算校核 (6) 5、设计结果概要表 (9) 6、设计评价及讨论 (11) 参考文献 (11) 附图:主体设备结构图和花版设计图

化工原理课程设计任务书 一、设计题目:列管式换热器设计。 二、设计任务:将自选物料用河水冷却至生产工艺所要求的温度。 /d; 三、设计条件:1.处理能力:G=29*300 t 物料 2. 冷却器用河水为冷却介质,考虑广州地区可取进口水温度为 20~30℃; 3.允许压降:不大于105 Pa; 4.传热面积安全系数5~15%; 5.每年按330天计,每天24小时连续运行。 四、设计要求:1.对确定的工艺流程进行简要论述; 2.物料衡算、热量衡算; 3.确定列管式换热器的主要结构尺寸; 4.计算阻力; 5.选择适宜的列管式换热器并进行核算; 6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构图(3号图纸)、花板布 置图(4号图纸)。 7.编写设计说明书(包括:①封面;②目录;③设计题目(任务 书);④流程示意图;⑤流程及方案的说明和论证;⑥设计计 算及说明(包括校核);⑦主体设备结构图;⑧设计结果概要 表;⑨对设计的评价及问题讨论;⑩参考文献。) 备注:参考文献格式: 期刊格式为:作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号(期号):起止页码 专著格式为:作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码 例:潘继红等.管壳式换热器的分析和计算.北京:科学出版社,1996,70~90 陈之瑞,张志耘.桦木科植物叶表皮的研究.植物分类学报,1991,29(2):127~135 1.工艺生产流程: 物料通过奶泵被送入冷却器后,经管盖进行多次往返方向的流动。冷却后由出料管流出,不合格的物料由回流阀送回冷却器重新冷却,直至符合要求。经过处理的河水由冷却器的进口管流入,由出口管流出,其与牛奶进行逆流交换热量。 牛奶灭菌后温度高达110~115℃,然后进行第一阶段的冷却,冷却到均质温度55~75℃,而后进行均质。无菌均质后,牛奶经过第二阶段的冷却,最终由冷却水冷却至所需的出口温度。本实验所设计的就是第一阶段冷却的列管式换热器。

化工原理实验—吸收

填料吸收塔的操作及吸收传质系数的测定 一、实验目的 1.了解填料吸收塔的结构和流程; 2.了解吸收剂进口条件的变化对吸收操作结果的影响; 3.掌握吸收总传质系数K y a 的测定方法 4. 学会使用GC 二、实验原理 吸收操作是分离气体混合物的方法之一,在实际操作过程中往往同时具有净化与回收双重目的。因而,气体出口浓度y 2是度量该吸收塔性能的重要指标,但影响y 2的因素很多,因为吸收传质速率N A 由吸收速率方程式决定。 (一). 吸收速率方程式: 吸收传质速率由吸收速率方程决定 : m y A y aV K N ?=填 或 m y A y A K N ?= 式中: Ky 气相总传系数,mol/m 3.s ; A 填料的有效接触面积,m 2; Δy m 塔顶、塔底气相平均推动力, V 填 填料层堆积体积,m 3; K y a 气相总容积吸收传质系数,mol/m 2.s 。

从前所述可知,N A 的大小既与设备因素有关,又有操作因素有关。 (二).影响因素: 1.设备因素: V 填与填料层高度H 、填料特性及放置方式有关。然而,一旦填料塔制成,V 填就为一定值。 2.操作因素: a .气相总容积吸收传质系数K y a 根据双膜理论,在一定的气温下,吸收总容积吸收传质系数K y a 可表示成: a k m a k a K x y y +=11 又有文献可知:a y G A a k ?=和b x L B a k ?=,综合可得b a y L G C a K ?=,显然K y a 与气体流量及液体流量均有密切关系。比较a 、b 大小,可讨论气膜控制或液膜控制。 b .气相平均推动力Δy m 将操作线方程为:22)(y x x G L y +-= 的吸收操作线和平衡线方程为:y =mx 的平衡线在方格纸上作图,从图5-1中可得知: 2 12 1ln y y y y y m ???-?= ?

化工原理课程设计

化工原理课程设计 ──板式塔的工艺设计 学院 专业班级 姓名 学号 指导老师 成绩 学年第二学期

目录 1.任务书 ····························································· - 3 - 2.任务要求 ····································错误!未定义书签。 3.设计过程 ·························································· - 3 - 3.1塔板工艺尺寸计算········································ - 4 - 3.2塔板流体力学验算········································ - 8 - 3.3塔板负荷性能图··········································- 10 - 3.4数据汇总···················································- 14 - 3.5心得体会与总结··········································- 15 -

1.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: 2.任务要求: 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

3.设计过程 3.1塔板工艺尺寸计算 (1)塔径:欲求塔径,先求出空塔气速u,而 u =安全系数?m ax u ; 最大允许速度m ax u 计算公式为:m ax u =V V L C ρρρ- 式中C 可由史密斯关联图查出,横坐标的数值为: h h V L 5.0??? ? ??V L ρρ=0.09681.018191.8820.00640.5 =???? ??; 取板间距;45.0m H T =取板上液层高度m h L 06.0=; 那么,图中的参数值为:m h H L T 39.006.045.0=-=-; 根据以上的数值,查史密斯关联图可得0.078m/s C 20=; 因为物系的表面张力为m mN /38因此需要按照下式进行校正: 2 .02020??? ??=σC C 所以校正后得到C 为: 0.0887m/s 20380.0780.2 =? ?? ? ???=? ?? ? ??=2 .02020σC C ; 取安全系数为0.6,则空塔气速为: m ax u = 2.524m/s 1.01 1.01 8190.0887=-?=-V V L C ρρρ; 1.51m/s 2.5240.6u 0.6u max =?=?=; 塔径D 为: 1.26m 1.51 3.141.881 4πu 4V D S =??== ; 按照标准塔径圆整为m D 4.1=;则 塔截面积为:

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师

目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一.设计题目 (3) 二.操作条件 (3) 三.塔设备型式 (3) 四.工作日 (3) 五.厂址 (3) 六.设计内容 (3) 设计方案 (4) 一.工艺流程 (4) 二.操作压力 (4) 三.进料热状态 (4) 四.加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一.全塔的物料衡算 (5) 二.理论塔板数的确定 (5) 三.实际塔板数的确定 (7) 四.精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五.塔体工艺尺寸设计 (10) 六.塔板工艺尺寸设计 (12) 七.塔板流体力学检验 (14) 八.塔板负荷性能图 (17) 九.接管尺寸计算 (19) 十.附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)

苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一.设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为%的氯苯140000t,塔顶馏出液中含氯苯不高于%。原料液中含氯苯为22%(以上均为质量%)。 二.操作条件 1.塔顶压强自选; 2.进料热状况自选; 3.回流比自选; 4.塔底加热蒸汽压强自选; 5.单板压降不大于; 三.塔板类型 板式塔或填料塔。 四.工作日 每年300天,每天24小时连续运行。 五.厂址 厂址为天津地区。 六.设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 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; 5.精馏塔主要工艺尺寸;

化工原理课程设计换热器设计

化工原理 课 程 设 计 设计任务:换热器 班级:13级化学工程与工艺(3)班 姓名:魏苗苗 学号:90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)

2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)

参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目: 设计一台换热器 二、操作条件:1、苯:入口温度80℃,出口温度40℃。 2、冷却介质:循环水,入口温度℃。 3、允许压强降:不大于50kPa。 4、每年按300天计,每天24小时连续运行。 三、设备型式:管壳式换热器 四、处理能力:109000吨/年苯 五、设计要求: 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。

4、设备简图。(要求按比例画出主要结构及尺寸) 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表: 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移, 简称传热。由 热力学第二 定律可知,在 自然界中凡 是有温差存 在时,热就必 然从高温处 传递到低温 处,因此传热

是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作,多需要进行加热和冷却,例如:化学反应通常要在一定的温度进行,为了达到并保持一定温度,就需要向反应器输入或输出热量;又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中,都要向这些设备输入或输出热量。此外,化工设备的保温,生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题,由此可见;传热过程普遍的存在于化工生产中,且具有极其重要的作用。总之,无论是在能源,宇航,化工,动力,冶金,机械,建筑等工业部门,还是在农业,环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出,热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢,它仅研究物质的平衡状态,确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量;而传热学研究能量的传递速率,因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同,热传递有三种基本方式: 热传导(又称导热)物体各部分之间不发生相对位移,仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。

化工原理课程设计(氨气填料吸收塔设计)

化工原理课程设计任务书设计题目填料吸收塔设计—15 主要内容1、设计方案简介:对给定或选定的工艺流程、主要设备进行简要 论述; 2、主要设备的工艺设计计算:物料衡算、能量衡算、工艺参数的 选定、填料塔结构设计和工艺尺寸的设计计算; 3、辅助设备的选型 4、绘流程图:以单线图的形式描绘,标出主体设备和辅助设备的 物料方向、物流量、能流量。 5、吸收塔的设备工艺条件图 6、编写设计计算说明书 设计参数用清水吸收空气中的NH 3 气体,混合气体处理量5000m3/h,其中NH 3 含量为0.14kg/m3干空气(标态),干空气温度为25℃,相对湿度为 70%,要求净化气中NH 3 含量不超过0.07%(体积分数),气体入口温 度40℃,入塔吸收剂中不含NH 3 ,水入口温度30℃。 设计计划进度布置任务,学习课程设计指导书,其它准备……………0.5天主要工艺设计计算…………………………………………2.5天辅助设备选型计算/绘制工艺流程图……………………1.0天绘制主要设备工艺条件图…………………………………1.0天编写设计计算说明书(考核)……………………………1.0天合计:(1周)………………………………………………6.0天 主要参考文献1. 《化工原理课程设计》,贾绍义等编,天津大学出版社,2002.08 2.《化工原理》(上、下册),夏清,陈常贵主编,天津大学出版社, 2005.01 3. 《化工原理课程设计》,大连理工大学编,大连理工大学出版社, 1994.07 4.《化工工艺设计手册》(第三版)(上、下册),化学工业出版社, 2003.08 5.《化学工程手册》(第二版)(上、下卷),时钧等主编,化学工 业出版社,1998.11 6.《化工设备机械基础》,董大勤编,化学工业出版社,2003.01 7.《化工数据导引》,王福安主编,化工出版社,1995.10 8.《化工工程制图》,魏崇光等主编,化学工业出版社1994.05 9.《现代填料塔技术指南》,王树楹主编,中国石化出版社,1998.08 设计文件要求1.设计说明书不得少于7000字,A4幅面; 2.工艺流程图为A2幅面; 3.设备工艺条件图为A3幅面; 备注

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