化工原理课程设计---利用浮阀塔分离正戊烷及正己烷的工艺设计
安徽理工大学化工原理课程设计
安徽理工大学课程设计说明书
设计题目：化工原理课程设计
学院、系：机械工程学院
专业班级：过程装备与控制工程11-2 学生姓名：
指导教师：李雪斌
成绩：
2013年12月23日
设计任务书
（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度98%的正己烷4.0万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于2%，塔底釜液含正己烷不低于98%，原料液中含正戊烷60%（以上均为质量分数）。
（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）
进料状态：泡点进料
回流比：1.4Rmin
塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）
单板的压降： 0.7kPa
全塔效率：52%
（3）塔板类型：浮阀塔板（F1型)
（4）工作日：330天/年（一年中有一个月检修）
（5）厂址：淮南地区
（六）设计内容
①精馏塔的物料衡算
②塔板数的确定
③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
④塔体工艺条件尺寸
⑤塔板负荷性能图
目录
第1章序言 (3)
第2章精馏塔的物料衡算 (6)
2.1. 物料衡算 (6)
2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7)
第3章塔板数的确定 (8)
N的确定 (8)
3.1. 理论板数
T
3.2. 实际板数的确定 (9)
第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9)
4.1. 操作压力的计算 (9)
4.2. 密度的计算 (10)
4.3. 表面张力的计算 (11)
4.4. 混合物的粘度 (12)
4.5. 相对挥发度 (12)
第5章塔体工艺条件尺寸 (13)
5.1. 气、液相体积流量计算 (13)
5.2. 塔径的初步设计 (14)
5.3. 溢流装置 (15)
5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)
第6章塔板负荷性能图 (20)
6.1. 物沫夹带线 (20)
6.2. 液泛线 (21)
6.3. 液相负荷上限 (22)
6.4. 漏液线 (22)
6.5. 液相负荷下限 (22)
第7章结束语 (23)
正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔的设计
第1章序言
精馏是分离液体混合物，一种利用回流使液体混合物得到高度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛应用与石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏过程在能量剂的驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，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，实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时进行传质传热过程。精馏塔分为板式塔填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。
本次设计任务是设计双组份连续精馏浮阀塔，实现从正戊烷、正己烷的混合溶液中分离出一定纯度的正己烷。本次设计选用浮阀塔。
本次设计基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡点进料），经过预热器预热达到指定温度后，送入精馏塔的进料板上，进料中的液体和上塔段下来的液体逐板溢流，最后流入塔底再沸器中，经过再沸器得到汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔逐板上升，上升的蒸汽进入冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔顶，其余镏出液作为塔顶产品。在整个精馏塔中，气液两相逆流接触，进行相互传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。在每层板上，回流液与上升蒸气互相接触，进行使热和使质过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（斧残液），部分液体气化，产生生升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器冷却后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
本次设计主要内容是物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算、塔板负荷性能图和生产工艺流程图。
精馏塔工艺流程图
基础数据
表1.组分的饱和蒸汽压P i o (mmHg)
温度（℃）36.1 40 45 50 55 60 65 68.7
正戊烷101.33 115.62 136.05 159.16 185.18 214.35 246.89 273.28 P i o
正己烷31.98 37.26 45.02 54.05 64.66 76.36 89.96 101.33
x
1 0.8
2 0.62 0.45 0.31 0.18 0.07 0
y 1 0.93 0.83 0.71 0.57 0.38 0.17 0
表2.组分的液相密度ρ（kg/m3）
温度（℃）20 40 60 80 100 正戊烷626.2 605.5 583.7 560.3 535.0
ρ
正戊烷657.2 638.9 620 600.2 579.3
表3.表面张力σ(m
mN/)
温度（℃）0 20 40 60 80 100
正戊烷18.20 16.00 13.85 11.76 9.719 7.752 σ
正己烷20.10 18.02 15.99 13.23 12.06 10.18
表4.混合物的粘度（mpa.s）
温度（℃）0 25 50 75 100
正戊烷 6.23 6.80 7.37 7.96 8.50
μ
正己烷 6.00 6.54 7.10 7.66 8.20
第2章 精馏塔的物料衡算
2.1.物料衡算
F:原料液流量(kmol/h) x F :原料组成（mol%） D:塔顶产品流量(kmol/h) x D ：塔顶组成（mol%） W:塔底残液流量(kmol/h) x W ：塔底组成（mol%）
正戊烷与正己烷的相对摩尔质量分数分别为72kg/ kmol 和86 kg/ kmol 1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 正戊烷的摩尔质量 k mo l /kg 72=A M 正己烷的摩尔质量 k mo l
/kg 86=B M 024
.086/98.072/02.072
/02.0983.086
/02.072/98.072
/98.0642
.086
/4.072/6.072
/6.0=+==+==+=
W D F x x x
2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量
kmol /kg 664.8586)024.01(72024.0kmol /kg 238.7286)983.01(72983.0kmol /kg 012.7786)642.01(72642.0=?-+?==?-+?==?-+?=W D F M M M 3．物料衡算 原料处理量 h /58.96k m o l
664
.852********
40000=???=
W 总物料衡算 58.96
+=D F 正戊烷物料衡算 58.96024.0983.0642.0?+=D F 联立解得
h
/k m o l 81.165h
/106.85kmol ==F D
2.2.常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系
温度：
利用表1中的数据由拉格朗日插值可求得t F 、t D 、t W. t F : 62
.0642.045
t 62.04.04550F --=
-- t F =44.5℃ t D: 82
.0983.040
t 182.01.3640D --=
-- t D =36.47℃
t W: 0
024.07.68t 07.00657.68w --=-- t W =67.43℃
精馏段的平均温度：
1t =2t t D
F + =40.485℃
提镏段的平均温度：
965.552
t t t W
F 2=+=
℃ 1t =40.485℃时的x 1及y 1
92
.081.093
.040
485.4093.083.0404582.040
485.4082.062.040451111==--=----=
--y x y x
965.552=t ℃时的x 2及y 2
53
.029.057.055
965.5557.038.0556031.055
965.5531.018.055602222==--=----=
--y x y x
第3章 塔板数的确定
3.1.理论板数T N 的确定
由642.0p ==F X X 查得： 839.0=P y
022.173.04.14.173
.0642.0839.0839
.0983.0min min =?===--=--=
R R x y y x R P P P D
h /216.05kmol h /275.01kmol 165.81109.2h
/216.05kmol 106.85)11.022()1(h
/109.2kmol 106.851.022=='=+=+='=?+=+==?==V V F L L D R V RD L
精馏段操作线方程
.4860505.0983.0216.05
106.85216.052.109+=?+=+=
x x x V D x V L y D 提馏段操作线方程
006.0273.1024.0216.05
58.96
216.0501.275-'=?-'='-'''=
'x x x V W x V L y W 根据相对挥发度的求取得：()y
y
y
y
x 92.192.21-=
--=
αα
983
.01==D x y 951.01=x 5
966.02=y 906.02=x
943.03=y 849.03=x
915.04=y 786.04=x
883.05=y 721.05=x 850.06=y xf x <=660.06 834.07=y 632.07=x
798.08=y 575.08=x 726.09=y 476.09=x 599.010=y 338.010=x
424.011=y 201.011=x
196.012=y 077.012=x
092.013=y w x x <=023.013
精馏段有5块塔板，第6块为进料板，全塔共有13块理论板。
3.2.实际板数的确定
全塔效率为E T =0.52
精馏段实际板数： )(/)()(精精＝精T T E N N 全塔实际板数： T T E N N /= 即：全塔板数为N=13/ 0.52=25（块）
第4章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据
4.1.操作压力的计算
塔顶操作压力 k P a 325.1054325.101
=+=D P 每层塔板压降 k P a 7.0=?P
进料板压力 13.725k P a 1217.0325.105=?+=F P 精馏段平均压力
109.525k P
2/)725.11305.3251(1=+=m P
塔底操作压力 12.325k P a
1'=F P a k 725.1207.012325.112'w P P =?+=
提馏段平均压力
k P a
525.1162/)725.120325.112(2=+=m P
4.2.密度的计算
已知：混合液密度：
B B
A
A
L a a ρρρ+=1 (a 质量分率，M 为平均相对分子质量)，不同
温度下正戊烷和正己烷的密度见表2.
混合气体密度：
m
Vm m Vm RT M p =
ρ
精馏段：1t =40.485℃时，液相x1=0.77气相y1=0.90
液相：kmol /kg 04.649.018677.0721=-?
+?=）（ML 气相：kmol /kg 58.84)77.01(869.0721=-?+?=MV 提留段：965.552=t ℃时，液相x2=0.28气相y2=0.52 液相：kmol /kg 44.61)52.01(8628.072'1=-?+?=ML 气相：kmol /kg 36.99)28.01(8652.072'1=-?+?=MV t D =36.47℃时
5.60540
47.365.6057.5834060--=--A ρ 3/kg 6.601m =苯ρ
9
.63840
47.369.6380.6204060--=
--B ρ 3/kg 3.641m B =ρ
t F =55.965℃时
5.605'40
965.555.6057.5834060--=--A ρ 3/kg 1.588'm A =ρ
9
.638'40
965.559.6380.6204060--=--B ρ 3/kg 9.623'm B =ρ
精馏段气相平均密度
精馏段 3
1111m /kg 54.3)15.27328.41(314.858
.84525.109=+??==
m Vm m Vm RT M p ρ
提留段平均气相密度
提馏段
3
2222m /kg 23.4)15.2733.56(314.836
.99525.116=+??==
m Vm m Vm RT M p ρ
精馏段液相平均密度
311
/3.6133
.64174
.016.601]86)77.01(7277.0/[7277.01
m kg L L =-+
?-+??=
ρρ
提留段的液相平均密度
3
11
/3.6149
.62325
.011.588]86)28.01(7228.0/[7228.01
m kg V V =-+
?-+??=
ρρ
4.3.表面张力的计算
精馏段的平均温度1t =40.485℃时的表面张力
85
.1340
485.4085.1376.114060--=--A σ m N A /m 80.13=σ
99
.1540
485.4099.15228.134060--=--B σ m N B /m 93.15=σ
m mN x x A A B A B A /23.1477
.093.15)77.01(80.1393
.1580.13m =?+-??=+=
σσσσσ
提留段的平均温度965.552=t ℃的表面张力
85
.13'40
965.5585.1376.114060--=--A σ m N A /m 18.12'=σ
99
.15'40
965.5599.15228.134060--=--B σ m N B /m 68.13'=σ
m mN x x A A B A B A /22.1328
.068.13)28.01(18.1268
.1318.12'''''''m =?+-??=+=
σσσσσ
4.4.混合物的粘度
1t =40.485℃时
80.625
485.4080.637.72550--=--A μ s m p a
A .15.7=μ 54.625
485.4054.610.72550--=--B μ s m p a
B .88.6=μ 965.552=t ℃时
37.7'50
965.5537.796.75075--=--A μ s m p a
A .49.7'=μ 10.7'50
3.5610.766.75075--=
--B μ s m p a B
.21.7'=μ s
mpa s
mpa .40.7)28.01(49.728.021.7.08.7)77.01(88.615.777.021=-?+?==-?+?=μμ
4.5.相对挥发度
t D =36.47℃时
33
.1011
.3647.3633.10162.1151.3640o
--=--A P K p a P A 93.950
=
98
.311.3647.3698.3126.371.3640o --=--B P K p a P B 48.320
=
953.20
01==
B
A P P α
t W =67.43℃时
89
.246'6543.6789.24626.273657.68o --=--A P K p a P A 20.264'
0=
96
.896543.6796.8933.101657.68'o --=--B
P K p a P B
42.97'
0= 711.242
.9720
.264'
0'01==
=
B
A P P α 829.2711.2953.221=?==ααα
第5章 塔体工艺条件尺寸
5.1.气、液相体积流量计算
已知：kmol kg M kmol
kg M kmol kg M kmol kg M L V L V /44.61/36.99/04.64/58.842211====
3
1/54.3m kg Vm v ==ρρ 3
2/23.4'm kg Vm v ==ρρ
31/5.613m kg LM L ==ρρ 32/6.614'm kg LM L ==ρρ 精馏段：
s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /42.154
.304
.5/10*06.35
.61388
.1/04.53600/61.21458.84/88.13600/45.10504.6431
1
1331
1
11111==
=
====?===?==-ρρ
提馏段：
s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /4.123
.492
.5/10*86.61491
.4/92.53600/61.21436.99/91.43600/71.28744.6132
2
2332
2
2'22'22==
=
====?===?==-ρρ
5.2.塔径的初步设计
精馏段
由
：可由史密斯关联图查出式中C ,,)8.0~6.0(max max V
V
L C
ρρρυυυ-=?=
横坐标数值：0285.03.54613.51.421006.3V L 2
13
-2
1V1L1S1S1=??? ????=???? ???ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知
08
.020=C
075
.02015.1408.0202
.02
.020=?
?
?
???=??
?
??=σC C
s m C
V V L /984.054
.354
.35.613075.0111max =-=-=ρρρυ
安全系数取0.8
s m /788.0984.08.08.0max 1=?==υυ m
V D S 515.1788
.014.342
.1441
1
1=??=
=
πυ
1D 取整 1D =1.6m
2
22
101.26.1785.04
m D A T =?==
π
空塔气速：s m A V T S /706.001
.242
.11'1===
υ
提馏段：
横坐标数值：0.06894.23614.61.4108V L 2
13
-2
1
V2L2S2S2=??? ????=???? ???ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知
082
.020=C
076
.02025.13082.0202
.02
.0''
20'
=?
?
?
???=?
??
? ??=σC C
s
m C V V L /913.023
.423.46.614076.0222'
'max =-=-=ρρρυ
安全系数取0.8
s m /730.0913.08.08.0'max 2=?==υυ
m
V D S 56.1730
.014.34
.1442
2
2=??=
=
πυ
2D 取整 2D =1.6m
2
22
2'
01.26.1785.04
m D A T =?==
π
空塔气速：
s m A V T
S /700.001
.24
.1'
2'2==
=
υ
5.3.溢流装置
（1）堰长w
l
取
m
D l w 04.16.165.065.0=?==
出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度ow
h 按下式计算：
3
/2100084.2???
? ??=w A ow l L E h 近似取E=1
精馏段：
m
h ow
0137.004.136001006.3100084.23
/23=???
?
????=- m
h h h ow L w 0463.00137.006.0=-=-=
提馏段：
m
h ow
0260.004.13600108100084.23
/23'
=???
? ????=-
m h h h ow L w 034.00260.006.0'
'=-=-= （2）弓形降液管的宽度和横截面积
查图得：07
.0=T
f
A A 145.0=D W d
则：21407.001.207.0m A f =?=
m
W d 232.0145.06.1=?=
验算降液管内停留时间：
精馏段：
s s L H A S T f 569.201006.345
.01407.03
1>=??=
=
-θ 提馏段：
s s L H A S T f 591.710845
.01407.03
2
'
'
'>=??=
=
-θ
（3）降液管底隙高度 精馏段：
取降液管底隙的流速m
l L h s m w S 0226.013.004.11006.3,/13.03
0100=??===-υυ 提馏段：
取降液管底隙的流速m l L h s m w S 0592.013.004.1108,/13.03
'
2
0'
0=??===-υυ
因为'
0h 不小于20mm ，故0h
满足要求。
5.4.塔板布置及浮阀数目与排列
（1）塔板分布
本设计塔径1.6m ，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 阀孔临界速度
精馏段
[]s
/m 24.554.38.728.72548
.0548
.011
0=??
? ??=???
? ??=V Kp u ρ
提馏段
[]s
/m 76.423.48.728.72548
.0548
.022
0=??
? ??=???
? ??=V Kp u ρ
上下两段相应的阀孔动能因子为：
[][]790.923.476.4859.954.324.52200211001======V Kp V Kp u F u F ρρ
均属正常操作范围。
（2）浮阀数目与排列 精馏段 取阀孔动能因子
,
100=F 则孔速
01
υ为：
s
m F V /3149.554
.3101
01==
=
ρυ
取边缘区宽度W c ﹦0.055m,安定区宽度m
W s 065.0=，
开孔区面积
m W D
R C 745.0055.08.02=-=-=
()m
W W D
x S d 503.0065.0232.08.02=--=+-=
?
?????+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π
2
1222375.1745.0503.0sin 745.0180503.0745.0503.02m
=???????+-=-π 提馏段
取边缘区宽度W c ﹦0.030m,安定区宽度m W s 055.0=， 开孔区面积
?
?????+-=-R x R x R x A a 122
2sin 1802π
2
1222453.177.0513.0sin 77.0180513.077.0513.02m
=???????+-=-π 其中，
m W D
R C 77.0030.08.02=-=-=
，
()()m W W D
x s d 513.0055.0232.08.02=+-=+-=
（3）浮阀数n 与开孔率? F1 型浮阀的阀孔直径为39mm
阀孔气速
V F u ρ0
0=
，其中取F 0
=10
浮阀数目
4/200πd u V
n =
开孔率
D n 22
0d =? 精馏段
s
m u /31.554
.3100==
块
224039.0039.031.542
.14n =????=
π
%
31.136.16.1039
.0039.0224=???=?
提留段
s
m u /86.423
.4100==
块
24214.3039.0039.086.44
.14=????=
n
%
38.146.16.1039
.0039.0242=???=?
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m ，则排间距t '为
精馏段
mm m nt A t a 8.810818.0075.0224375.1==?==
' 提留段
mm m nt A t a 1.800801.0075.0242453.1==?==
'
考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t '=80mm=0.08m
重新计算孔速及阀数
精馏段
23008.0075.0375.1=?='=
t t A n a
s
m d V
/17.514.3039.0039.02304
42.14
/n u 2
00=????=
=
π
73.954.317.5F 0=?=
%
66.136.16.1039
.0039.0230=???
=? 提留段
24308.0075.0453
.1=?='=
t t A n a
s
m d V
/83.414.3039.0039.02434
4.14
/n u 2
00=????=
=
π
93.923.483.4F 0=?=
%
44.146.16.1039
.0039.0243=???
=?
由此可知，阀孔动能因数变化不大
化工原理课程设计朱聪
化工原理课程设计朱聪
化工原理课程设计 （2012级） 题目苯—甲苯连续精馏塔的设 计 学院医药化工学院 专业制药工程 班级12化学制药班 学号 学生姓名
指导教师许海丹 完成日期2014年月日 1 物料衡算 物料衡算即应用质量守恒定理，对物料质量的变化进行衡算。对于一般体系，物料衡算均可表示为： 物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）+（反应生成率）-（反应消耗率） 对于无化学反应过程时，表达式为： 物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）1.1 苯、甲苯分离工段
图1 苯、甲苯精馏分离流程模拟图1.2 精馏塔的物料衡算 表1 精馏塔物料衡算表 Stream No IN OUT FEED D W Phase LIQUID V APOR LIQUID Temperature ℃20 80.14054 110.6504 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.006805 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 Component Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac C6H65686.98 0.69 5675.60604 0.9992817 12.66557 0.0049405 C7H82555.02 0.31 2.55502 0.0007183 2550.941 0.9950595 Total 8242 1 5678.393 1 2563.607 1 8242 8242 1.3 换热器的物料衡算 表2 换热器物料衡算表 Stream No IN OUT W WATER 4 6 Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃110.6504 22.00000 40.00000 51.73891 Pressure atm 1.006805 1.000000 1.004778 0.9999087 Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 Component Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr C6H612.66557 0.0 12.66557 0.0 C7H82550.941 0.0 2550.941 0.0 H2O 0.0 3000.000 0.0 3000.000 Total 5563.607 5563.607
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99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。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0.9kPa； 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；
化工原理课程设计样板
课程设计 课程名称化工原理课程设计 题目名称热水泠却器的设计 专业班级XX级食品科学与工程（X）学生姓名XXXX 学号XXXXXXXX 指导教师 二O一年月日
锯齿形板式热水冷却器的设计任务书一、设计题目： 锯齿形板式热水冷却器的设计 二、设计参数： （1）处理能力：7.3×104t/Y热水 （2）设备型式：锯齿形板式热水冷却器 （3）操作条件： 1、热水：入口温度80℃，出口温度60℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃。 3、允许压降：不大于105Pa。 4、每年按330天，每天按24小时连续运行。 5、建厂地址：蚌埠地区。
目录 1 概述 (1) 1. 1 换热器简介 (1) 1. 2 设计方案简介 (2) 1. 3 确定设计方案 (2) 1. 3. 1 设计流程图 (3) 1. 3. 2 工艺流程简图 (4) 1. 3. 3 换热器选型 (4) 1. 4 符号说明 (4) 2 锯齿形板式热水冷却器的工艺计算 (5) 2.1 确定物性数据 (5) 2.1.1 计算定性温度 (5) 2.1.2 计算热负荷 (6) 2. 1. 3 计算平均温差 (6) 2. 1. 4 初估换热面积及初选板型 (6) 2. 1. 5 核算总传热系数K (7) 2. 1. 6 计算传热面积S (9) 2. 1. 7 压降计算 (10) 2.2 锯齿形板式热水冷却器主要技术参数和计算结果 (10) 3 课程设计评述 (11) 参考文献 (12) 附录 (13)
1 概述 1.1 换热器简介 换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛，日常生活中取暖用的暖气散热片、汽轮机装置中的凝汽器和航天火箭上的油冷却器等，都是换热器。它的主要功能是保证工艺过程对介质所要求的特定温度，同时也是提高能源利用率的主要设备之一。换热器种类很多，若按换热器传热面积形状和结构可分为管式换热器和特殊形式换热器。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各一相同，故换热器的类型很多，特点不一、可根据生产工艺要求进行选择。 1.2 设计方案简介 根据设计要求:用入口温度30 ℃，出口温度40℃的循环水冷却热水（热水的入口温度80℃，出口温度60℃），通过传热量、阻力损失传热系数、传热面积的计算，并结合经验值确定换热器的工艺尺寸、设备型号、规模选定，然后通过计算来确定各工艺尺寸是否符合要求，符合要求后完成工艺流程图和设备主体条件图，进而完成设计体系。 设计要求：选择一台适宜的锯齿形换热器并进行核算。下图中左面的为板式换热器外形，右边的是板式换热器工作原理图。
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
目录 1前言 (2) 1.1 固定管板式换热器 (2) 2列管式换热器的工艺设计 (3) 2.1试算和初选换热器的规格 (3) 2.1.1计算热负荷 (3) 2.1.2计算两流体的平均温度差 (3) 2.1.3初选换热器规格 (4) 2.2核算压强降 (4) 2.2.1管程压强降 (4) 2.3核算总传热系数 (6) 2.3.1管程对流传热系数αi (6) 2.3.2壳程对流传热系数αo (6) 2.3.3污垢热阻 (7) 2.3.4总传热系数 K O (7)
列管式换热器设计 朱 婉 琴 （新疆工业高等专科学校 乌鲁木齐 830091） 摘要：本次课程设计是列管式换热器的设计。列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。列管式的换热器的设计内容主要包括根据换热任务和有关要求确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。本组选择的换热器为 31640400----G 型换热器，计算结果为:K 的估计值为450，o K 的计算值是555， 23.1450 555 ==估计K K o ，在1.15-1.25范围内，所选换热器合适。 关键词：列管式换热器；设计；计算；结论
1前言 换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着环境保护要求的提高，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。换热设备也是回收余热、废热，特别是地位热能的有效装置。 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质可分别采用普通碳钢、紫铜或不锈刚制作。在进行换热时，一种流体由封头的连接管处进入，在管内流动，从封头另一端的出口管流出，这称为管程；另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种。 1.1 固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此类换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两边，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时，管子和管板于外壳的连接都是刚性的，而管内、管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力，必须有温差补偿装置。一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为了安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。
化工原理课程设计---粗笨冷凝器
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：年产2.5 万吨苯冷却器的工艺设计 二、设计条件 1. 生产能力 2.54 吨每年粗苯 10 2. 设备型式：列管换热器 3. 操作压力：常压 4. 苯的进出口温度：进口 80℃,出口35℃ 5. 换热器热损失为热流体热负荷的3.5% 6. 每年按330天计，每天24小时连续生产 7. 建厂地址：兰州地区 8. 要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa, 9. 非标准系列列管式换热器的设计 三、设计步骤及要求 1. 确定设计方案 （1）选择列管换热器的类型 （2）选择冷却剂的类型和进出口温度 （3）查阅介质的物性数据 （4）选择冷热流体流动的空间及流速 （5）选择列管换热器换热管的规格 （6）换热管排列方式 （7）换热管和管板的连接方式 （8）选择列管换热器折流挡板的形式 （9）材质的选择 2. 初步估算换热器的传热面积A 3. 结构尺寸的计算 （1）确定管程数和换热管根数及管长 （2）平均温差的校核 （3）确定壳程数
（4）确定折流挡板，隔板规格和数量 （5）确定壳体和各管口的内径并圆整 5. 校核 （1）核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于10%,不大于20%. （2）核算管程和壳程的流体阻力损失 （3）管长和管径之比为6～10 如果不符合上述要求重新进行以上计算. 6. 附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、 补强圈等的选型 7. 将计算结果列表（见表1） 四、设计成果 1. 设计说明书（A4纸） （1）内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录 （2）格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印。 2. 换热器工艺条件图（2号图纸）（手绘）
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
化工原理课程设计样本
成绩 化工原理课程设计 设计说明书 设计题目：万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计 。 姓名陈端 班级化工07-2班 学号 006 】 完成日期 2009-10-30 指导教师梁伯行
化工原理课程设计任务书 (化工07-1,2,3,4适用) 一、设计说明书题目: — (万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二、设计任务及条件 (1).处理量: (3000＋本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计); (2). 进料热状况参数：( 2班)为, (3). 进料组成: ( 2班) 含苯为25％(质量百分数), (4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数); (5). 塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。 装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。 三、【 四、设计说明书目录(主要内容) 要求 1)前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的）， 2)装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明 3)装置物料衡算 4)精馏塔工艺操作参数确定 5)适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算 6)精馏塔主要结构尺寸的确定 7)精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定 8)、 9)装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号 10)装置配管及机泵选型 11)适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较) 12)精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价 13)附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。 五、经济指标及参考书目 1)6000元/(平方米塔壁)(塔径～乘, 塔径～乘, 塔径以上乘, 2)4500元/(平方米塔板), 3)# 4)4000元/(平方米传热面积), 5)16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水), 6)250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年, 7)装置主要固定资产年折旧率为10% , 银行借贷平均年利息%。 8)夏清陈常贵主编《化工原理》(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学 出版社2005 9)贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津; 天津大学出版社2002
化工原理课程设计说明书(换热器的设计)
中南大学 化工原理课程设计 2010年01月22日 <
目录 一、设计题目及原始数据（任务书） (3) 二、设计要求 (3) 三、列环式换热器形式及特点的简述 (3) 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8) 五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等） (10) ①@ 14 ②物性数据的确定……………………………………………… ③总传热系数的计算 (14) ④传热面积的计算 (16) ⑤工艺结构尺寸的计算 (16) ⑥换热器的核算 (18) 六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22) 七、主体设备计算及其说明 (22) 八、主体设备装置图的绘制 (33) 九、? 33十、课程设计的收获及感想………………………………………… 十一、附表及设计过程中主要符号说明 (37) 十二、参考文献 (40)
一、设计题目及原始数据（任务书） 1、生产能力：17×104吨/年煤油 # 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： 煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C 冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C 允许压强降：不大于105Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、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、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 换热器概述
化工原理课程设计范例
专业：化学工程与工艺 班级：黔化升061 姓名：唐尚奎 指导教师：王瑾老师 设计时间: 2007年1月 前言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 目录 一、设计任务 二、方案选定 三、总体设计计算-------------------------------05 3.1气液平衡数据------------------------------ 05 3.2物料衡算------------------------------------- 05 3.3操作线及塔板计算------------------------- 06 3.4全塔Et%和Np的计算----------------------06 四、混合参数计算--------------------------------07 4.1混合参数计算--------------------------------07 4.2塔径计算--------------------------------------08 4.3塔板详细计算-------------------------------10 4.4校核-------------------------------------------12 4.5负荷性能图----------------------------------14 五、筛板塔数据汇总-----------------------------16 5.1全塔数据-------------------------------------16 5.2精馏段和提馏段的数据-------------------17 六、讨论与优化-----------------------------------18 6.1讨论-------------------------------------------18 6.2优化--------------------------------------------18
最新《化工原理课程设计-年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计》
湖南师范大学 《化工原理》课程设计说明书 设计题目年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计学生姓名周鹏 指导老师罗大志 学院树达学院 学号 200721180135 专业班级 07制药工程1班 完成时间2009年10月
《化工原理》课程设计成绩评定栏 评定基元评审要素评审内涵 满 分指导教师 实评分 评阅教师 实评分 设计说明书，40% 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 工艺计算 过程 工艺计算过程是否 正确、完整和规范 20 设计图纸， 40% 图纸规范图纸是否符合规范 5 标注清晰标注是否清晰明了 5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 平时成绩， 10% 上课出勤上课出勤考核 5 制图出勤制图出勤考核 5 答辩成绩， 10% 内容表述答辩表述是否清楚 5 回答问题回答问题是否正确 5 100 综合成绩成绩等级
指导教师评阅教师答辩小组负责人 (签名) (签名) (签名) 年月日年月日年月日 说明: 评定成绩分为优秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(<60) 目录 1前言 (1) 2设计任务 (2) 2.1设计任务 (2) 2.2操作条件 (2) 3设计条件及设计方案说明 (3) 4物性数据及相关计算 (3) 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度 (3) 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 (4) 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (7) 4.4蒸发器传热面积的估算 (8) 4.5有效温度的再分配 (8) 4.6重复上述计算步骤 (9) 4.7计算结果列表 (12) 5主体设备计算和说明 (12) 5.1加热管的选择和管数的初步估计 (13) 5.2循环管的选择 (13) 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定 (13)
化工原理课程设计计算示例
化工原理壳程设计计算示例 一浮阀塔工艺设计计算示例 拟设计一生产酒精的板式精馏塔。来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。 设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。 一、塔形选择及操作条件的确定 1．塔形：选用浮阀塔 2．操作条件： 操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa 塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa] 进料状态：饱和液体进料 加热方式：用直接水蒸气加热 热能利用：拟采用釜残液加热原料液 二、工艺流程
三、有关工艺计算 首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由 2 3971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇 参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。 同理求得0.779D x = 0.0002 W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=?+-?=乙醇水 同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol = 1. 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此， min(1)0.7790.516 0.7690.5160.174 D q q q x y R y x --= = =-- 又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得' 0.55q x =，' 0.678q y =，
化工原理课程设计模板123
目录 第一章前言 (1) 1.1 精馏及精馏流 (1) 1.2 精馏的分类 (2) 1.3精馏操作的特点 (2) 1.3.1沸点升高 (2) 1.3.2物料的工艺特性 (2) 1.3.3节约能源 (2) 1.4 相关符号说明 (4) 1.5相关物性参数 (6) 1.5.1苯和甲苯的物理参数............................... .6 第二章设计任务书. (7) 第三章设计内容 (8) 3.1设计方案的确定及工艺流程的说明 (8) 3.2全塔的物料衡算 (8) 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8) 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 (8) 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.3塔板数的确定 (9) 3.3.1平衡曲线的绘制 (9) 3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算 (12) 3.4.1平均压强p m (12) 12 3.4.2平均温度t m..................................... M (13) 3.4.3平均分子量 m 3.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力 (14) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)
3.5.1塔径的计算 (16) 3.5.2精馏塔有效高度的计算 (18) 3.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (18) 3.6.1溢流装置计算 (18) 3.6.2塔板布置 (19) 3.6.3气象通过塔板压降的计算 (21) 3.7塔板负荷性能图 ................................ ..23 3.7.1漏液线 (23) 3.7.2 雾沫夹带线 (23) 3.7.3 液相负荷下限线 (24) 3.7.4 液相负荷上限线 (24) 3.7.5液泛线 (25) 第四章附属设备的选型及计算 (27) 4.1接管——进料管 (27) 4.2法兰 (27) 4.3筒体与封头 (27) 4.4 人孔 (28) 4.5热量衡算 (28) 参考文献 (31) 课程设计心得 (32)
化工原理课程设计终稿
化工原理课程设计终稿 成绩华北科技学院环境工程系《化工原理》课程设计报告设计题目分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计学生姓名张帆学号200801034215指导老师孙春峰专业班级化工B082班教师评语设计起止日期：2011年6月14日至2011年6月26日化工原理课程设计化工原理课程设计任务书 1.设计题目：分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 2.原始数据及条件：进料：乙醇含量45%，其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量99%；塔底乙醇含量% 生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强(绝压)；泡点进料；R=5 3.
设计任务：完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。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。- 2 - 化工原理课程设计目录第一章绪论 4 第二章塔板的工艺设计 5 精馏塔全塔物料衡算5 有关物性数据的计算 5 理论塔板数的计算12 塔径的初步计算14 溢流装置15 塔板分布、浮阀数目与排列1 6 第三章塔板的流体力学计算18 、气相通过浮阀塔板的压降18 、淹塔19 、雾沫夹带20 、塔板负荷性能图20 物沫夹带线20 液泛线21 相负荷上限21 漏液线
22 相负荷下限22 浮阀塔工艺设计计算结果23第四章塔附件的设计25 接管............................................................... ............................................... 25 筒体与封头............................................................... ................................... 27 除沫器............................................................... ........................................... 27 裙座............................................................... ............................................... 27 人孔............................................................... ............................................... 27 第五章塔总体高度的设计............................................................... ........................ 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔总体高
甲醇-水精馏化工原理课程设计
《化工原理课程设计》报告 10000kg/h 甲醇~水 精馏装置设计
一、概述 (3) 1.1 设计依据 (3) 1.2 技术来源 (3) 1.3 设计任务及要求 (3) 二、计算过程 (4) 1 设计方案及设计工艺的确定 (4) 1.1 设计方案 (4) 1.2.设计工艺的确定 (4) 1.3、工艺流程简介 (4) 2. 塔型选择 (5) 3. 操作条件的确定 (5) 3.1 操作压力 (5) 3.2 进料状态 (5) 3.3加热方式的确定 (6) 3.4 热能利用 (6) 4. 有关的工艺计算 (6) 4.1精馏塔的物料衡算 (9) 4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (10) 4.1.3物料衡算 (10) 4.2 塔板数的确定 (10) 4.2.1 理论板层数NT的求取 (10) 4.2.3 热量衡算 (12) 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 4.3.1 操作压力的计算 (14)
4.3.3 平均摩尔质量的计算 (15) 4.3.4 平均密度的计算 (15) 4.3.5 液相平均表面力的计算 (16) 4.3.6 液体平均粘度的计算 (17) 4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 (18) 4.4.1塔径的计算 (18) 4.4.2 精馏塔有效高度的计 (19) 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (19) 4.5.1溢流装置的计算 (19) 4.5.2 塔板布置 (21) 4.6 筛板的流体力学验算 (24) 4.6.1 塔板压降 (24) 4.6.2 液面落差 (25) 4.6.3 液沫夹带 (26) 4.6.4 漏液 (26) 4.6.5 液泛 (27) 4.7 塔板负荷性能图 (27) 4.7.1、液漏线 (27) 4.7.2、液沫夹带线 (28) 4.7.3、液相负荷下限线 (29) 4.7.4、液相负荷上限线 (29) 4.7.5、液泛线 (29) 5.热量衡算 (32) 5.1塔顶换热器的热量衡算 (33)
化工原理课程设计
化工原理课程设计题目： 姓名： 班级： 学号： 指导老师： 设计时间： 序言 化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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
筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。 目录 一、化工原理课程设计任书 (3) 二、设计计算 (3) 1.设计方案的确定 (3) 2.精馏塔的物料衡算 (3) 3.塔板数的确定 (4) 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10) 6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 7.筛板的流体力学验算 (13) 8.塔板负荷性能图 (15) 9.接管尺寸确定 (30)
《化工原理课程设计》指南(doc 8页)
《化工原理课程设计》指导书 一、课程设计的目的与性质 化工原理课程设计是化工原理课程的一个实践性、总结性和综合性的教学环节，是学生进一步学习、掌握化工原理课程的重要组成部分，也是培养学生综和运用课堂所学知识分析、解决实际问题所必不可少的教学过程。 现代工业要求相关工程技术人员不仅应是一名工艺师，还应当具备按工艺要求进行生产设备和生产线的选型配套及工程设计能力。化工原理课程设计对学生进行初步的工程设计能力的培养和训练，为后续专业课程的学习及进一步培养学生的工程意识、实践意识和创新意识打下基础。 二、课程设计的基本要求 (1)在设计过程中进一步掌握和正确运用所学基本理论和基本知识，了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，培养发现问题、分析问题和解决问题的独立工作能力。 (2)在设计中要体现兼顾技术上的先进性、可行性和经济上的合理性，注意劳动条件和环境保护，树立正确的设计思想，培养严谨、求实和科学的工作作风。 (3)正确查阅文献资料和选用计算公式，准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。 (4)用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想和计算结果。 三、设计题目 题目Ⅰ：在生产过程中需将3000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅱ：在生产过程中需将5000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅲ：在生产过程中需将7000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。
化工原理课程设计列管式换热器设计示例
列管式换热器设计说明书 设计者：班级： 姓名： 学号： 日期： 指导教师设计成绩日期
目录 一、方案简介 (3) 二、方案设计 (4) 1、确定设计方案 (4) 2、确定物性数据 (4) 3、计算总传热系数 (4) 4、计算传热面积 (5) 5、工艺结构尺寸 (5) 6、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、对设计的评述 (11) 五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）································· 六、参考文献 (12) 七、主要符号说明 (12) 附图··········································································
一、方案简介 本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器. 选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93℃冷却到50℃。处理能力为1×105吨/年。 冷却介质采用自来水，入口温度27℃，出口温度37℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24小时连续运行） 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93℃，出口温度50℃冷流体。 冷流体进口温度27℃，出口温度37℃。 从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。 2、确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程硝基苯的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝5. 71 2 50 93 T 管程流体的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝32 2 37 27 t 管内流体流态最好完全 湍流。Re>10000，d=0.02， μ=0.001，ρ=1000，故 u i ≥0.5m/ｓ 出口水温是可以自行改动的。 冷却水温差最好在5～10℃ 一年的工作日一般 300～340天。可以自行 选定。 流程安排说理要充分。
化工原理课程设计模板
化工原理课程设计 1 引言 塔设备是化工﹑石油化工﹑生物化工﹑制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可以分为板式塔和填料塔。 本设计的目的是设计符合设计任务的苯-甲苯分离过程板式精馏塔以及附属设备。通过设计工艺流程草图板式塔主体设备计算及选型、辅助设备的计算及选型等阶段，最终完成各项参数的设计、验算，认为设计符合设计任务要求。并作出相关装配图和工艺流程图。 2 设计方案简介 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点、满足工艺和操作的要求、满足经济上的要求、保证安全生产。在化工原理课程设计中，对第一个原则作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 本设计按以下几个阶段进行： 1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备 型式及其材质的选取等进行论述。 2)蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等， 并画出塔的操作性能图。 4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 5)抄写说明书。 6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。 本设计任务将采用连续精馏流程。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人精馏塔内。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷