化工原理课程设计说明书
目录
目录 (1)
第一章绪论 (3)
1.1 精馏操作 (3)
1.2 精馏塔操作原理 (3)
1.3 精馏设备 (3)
第二章设计方案的确定 (5)
2.1精馏塔塔形介绍 (5)
2.1.1 筛板塔 (5)
2.1.2 浮阀塔 (5)
2.1.3 填料塔 (5)
2.2 精馏塔的选择 (5)
2.3 操作压力的确定 (6)
2.4 进料热状况的确定 (6)
2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定 (7)
2.6 自动控制方案的确定 (7)
2.7 工艺流程说明 (8)
2.8 设计任务 (8)
第三章精馏塔工艺设计 (9)
3.1 全塔物料衡算 (9)
3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率 (9)
3.1.2 平均摩尔质量 (9)
3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9)
3.2 绘制t-x-y图 (9)
3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定 (10)
3.3.1理论塔板数的确定 (11)
3.3.2 实际塔板数的确定 (11)
3.4 浮阀塔物性数据计算 (12)
3.4.1 操作压力 (12)
3.4.2 操作温度 (12)
3.4.3 平均摩尔质量 (13)
3.4.4 平均密度 (13)
3.4.5 平均粘度 (14)
3.4.6 平均表面张力 (14)
3.5 浮阀塔的汽液负荷计算 (15)
3.5.1 精馏段的汽液负荷计算 (15)
3.5.2提馏段的汽液负荷计算 (15)
第四章塔的设计计算 (16)
4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (16)
4.1.1塔径的设计计算 (16)
4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (16)
第一章绪论
1.1 精馏操作
精馏是分离过程中的重要单元操作之一。所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器，利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
1.2 精馏塔操作原理
精馏塔内有若干层塔板，每一层就是一个接触级，它为气液两相提供传质场所。为向接触级提供两相接触所需的气流和液流，塔顶设有冷凝器将顶部的蒸气冷凝成液体并部分往下流，塔底设有再沸器将底部的液体部分汽化向上流。
操作时原料液自塔的中部适当的位置连续的加入，塔顶冷凝液的一部分作为塔顶产品－称为馏出液连续产出,其余汇流进入塔顶；塔釜出来的液体经再沸器部分汽化后，液体作为塔底产品－称为釜液连续排出，气体则返回进入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸汽与顶部下来的液体逐级逆流接触，进行多次接触级蒸馏，因此自下而上气相易挥发组分浓度逐级增加，称为精馏段；在加料位置之下部分，下降液体与底部上升的蒸汽逐级逆流接触，也进行多次接触级蒸馏，因此自上而下液相难挥发组分浓度逐级增加，称为提馏段。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级增加；自塔顶向下液相中难挥发组分浓度逐级增加。因此只要有足够多的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分，塔底得到高纯度的难挥发组分。
1.3 精馏设备
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、
拦液或液泛等破坏操作的现象。
（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
（6）塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。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、填料塔相比较具有下列优点：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。
2.1精馏塔塔形介绍
2.1.1 筛板塔
筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层。操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，气、液间密切接触而进行传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。
2.1.2 浮阀塔
浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称V型。目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。
2.1.3 填料塔
填料塔是以塔内装有的大量填料为相间接触构件的气液传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支撑板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支撑板上。在填料的上方安装填料压板，以限制填料随上升气流的运动。液体从塔顶加入，经液体分布器均匀地喷淋到填料上，并沿填料表面呈膜状流下。气体从塔底送入，经气体分布装置分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙。在填料表面气液两相密切接触进行传质。
2.2 精馏塔的选择
本次化工原理课程设计选择浮阀塔。因为浮阀塔具有如下优点：
（1）生产能力大。
（2）操作弹性大。
（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。
（4）塔板效率高。
（5）塔的造价低。
2.3 操作压力的确定
蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。
2.4 进料热状况的确定
1）冷液进料
对于冷液进料，提馏段内回流液流量包括三部分：精馏段的回流液流量、原料液流量、为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来，冷凝液量也成为回流液流量的一部分。
2）泡点进料
对于泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，而两段的上升蒸气流相等。
3）气液混合物进料
对于气液混合物进料，进料中液相部分成为回流液流量的一部分，而蒸气部分则成为上升蒸气的一部分。
4）饱和蒸气进料
对于饱和蒸气进料，整个进料变为上升蒸气的一部分，而两段的液体流量则相等。
5）过热蒸气进料
对于过热蒸气进料，此种情况与冷液进料的恰好相反，精馏段上升蒸气流量包括三部分：提馏段上升蒸气流量、原料液流量、为将进料温度降至板上温度，必然会有一部分来自精馏段的回流液体被汽化，汽化的蒸气量也成为上升蒸气中的一部分。
蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段和提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。所以这次采用的是泡点进料。
2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定
精馏塔的加热介质选择0.8MPa的饱和水蒸气，而冷却介质选择循环水。
由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，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。根据待分离的物系，塔底采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
根据塔顶塔底的温度，利用循环水作为冷却剂，能满足要求且最为经济。水的进口温度由气温决定，一般为15-20℃，根据当地年平均气温，本设计选20℃，考虑相应的设备费用和操作费用，以及当地水资源情况，出口温度选为30℃。
2.6 自动控制方案的确定
（1）精馏塔控制方案
本次设计塔顶产品与塔底产品的质量要求相近，釜液的纯度较之馏出液高，且为液相进料，故按提馏段控制指标控制。用提馏段塔板温度控制加热蒸汽量，从而控制V S，并保持L R恒定，D和W都按物料平衡关系，由液位调节器控制。对于原料预热器，用水蒸气加热，水蒸气会有相变化，改变水的流量时，会引起平均温度的变化，流量增大，平均温度差增大，因此，本设计中通过改变水蒸气的流量来控制冷流体的出口温度。塔底再沸器将物料进行加热，故采用温度调节阀控制。对于回流罐需将冷凝的液体送回塔顶，调节塔顶蒸汽的温度，采用流量调节控制阀控制。
（2）塔顶温度控制方案
取精馏段某点温度为被调参数，以回流量为调节参数。回流量增加时，塔顶温度会下降。
（3）塔底温度控制方案
塔底采用热虹吸式再沸器，通过蒸汽用量来调节塔底温度。
（4）预热器控制方案
本次的设计中采用蒸汽冷凝来加热原料液，当通过控制饱和蒸汽的流量来控制预热器时，由于水蒸气发生相变化产生放热现象，如果传热面积足够，送入的蒸汽可以全部冷凝，并可继续冷却，这时可以通过调节饱和水蒸气的流量来改变平均温度差，控制原料液的出口温度。
（5）离心泵控制方案
通过控制泵出口阀门开度来控制流量，当干扰作用使流量发生变化偏离给定值时，控制器发生控制信号，控制结果使流量回到给定值，在不同的流量下，泵
所能提供的压头是不同的，通过控制泵的出口阀开度改变排出流量的基本原理的这种方案简单易行，是应用最广泛的方案。
2.7 工艺流程说明
工艺流程说明：环己烷-甲苯混合物系由输送管路送到预热器，原料液在预热器中预热到泡点后经进料泵打入筛板精馏塔，在塔内气液两相逆流接触进行热质交换，易挥发（低沸点）组分不断地向蒸汽中转移，难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入全凝器，冷凝的液体流入储料罐，一部分作为回流液由回流泵返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则经冷却器冷却作为塔顶产品取出。塔底流出的液体流入储料罐，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为塔底产品取出。
2.8 设计任务
处理量：6万吨/年
原料温度：25℃
原料液组成：45%（质量分数，下同）
塔顶产品组成：不低于94%
塔顶轻组分回收率：97%
每年实际生产时间：7200h
塔顶压力：4KPa
单板压降：0.7KPa
进料热状况：泡点进料
建厂地址：辽宁锦州
3.1 全塔物料衡算
3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率
环己烷和甲苯的相对摩尔质量分别为84.16和92.14kg ／kmol 。 9449
.014
.92/616.84/9416
.84/944725.014
.92/5516.84/4516
.84/45D F =+==+=
x x
3.1.2 平均摩尔质量
k m o l
/kg 60.8414.92)9449.01(9449.016.84kmol /kg 37.8814.92)4725.01(4725.016.84D F =?-+?==?-+?=M M
3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率
一年以7200h 计，则有： 原料处理量：
h kmol M T Q F F /30.9437
.887200101063
4=???=?= （3-1）
塔顶易挥发组分回收率：%97=η即：
h kmol x Fx D Fx Dx D F F D /74.459449
.04725
.030.9497.0/97.0%97=??==?=（3-2） 全塔物料守恒：
??
?
+=+=W D Wx Dx FxF W
D F 0275
.056
.489449.074.454725.030.94/56.4874.4530.94=?-?=-==-=-=W Dx Fx x h
kmol D F W D F W (3-3) 3.2 绘制t-x-y 图
查物性手册得常压下重组分（B ）甲苯沸点110.625℃，对轻组分（A ）环己烷沸点80.72℃，得甲苯与对环己烷的饱和蒸汽压和温度的关系。
表3-1 环己烷-甲苯饱和蒸汽压和温度的关系
t/℃
80.72 85 90 95 100 105 110.625 0p /kPa A 101.56 115.22 132.95 152.72 174.68 198.99 229.39 0p /kPa B
39.70
45.90
54.10
63.44
74.03
85.97
101.18
根据拉乌尔定律：
p
x
p y p p p p x A B A B 0
00=--=和 （3-4） 例如当C t ?=72.80时，
998
.0325
.101996.056.101996.070.3956.10170.39325.10100
00
=?===--=--=p x p y p p p p x A B A B ，
计算不同温度下的组成。列表如下：
表3-2 环己烷-甲苯在不同温度下的组成
据表3-2中数据绘制甲苯-对二甲苯的y x t --图，如图3-1：
在图3-1中，根据D x 、W x 和F x 分别查得C t D ?=5.81，C t F ?=0.94，C t W ?=110。
3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定
t /℃
80 80.72 85 90 95 100 105 110.63
x
1 0.996 0.800 0.600 0.430 0.270 0.130 0 y
1
0.998
0.910
0.790
0.640
0.460
0.260
3.3.1理论塔板数的确定
用简捷法求理论塔板数：
利用相对挥发度计算气液平衡数据，因环己烷-甲苯混合液为理想溶液，故其相对挥发度为：
00B
A
p p =α （3-5）
以C t ?=100为例，则：
36.203
.7468.17400===B A p p α
可得相对挥发度与x y -关系，如表3-3：
表3-3 相对挥发度与x y -关系
t /℃
80 85 90 95 100 105 110.63
α
2.51 2.457 2.407 2.36 2.315 x
1 0.800 0.600 0.430 0.270 0.130 0 y
1
0.910
0.790
0.640
0.460
0.260
41.22
315
.251.2=+=
m α （3-6） x
x
x x y 41.1141.2)1(1+=-+=
αα （3-7）
因为是泡点进料，4725.0==F q x x ，
6834.04725
.041.114725
.041.241.1141.2=?+?=
+=
q
q q x x y
24.14725
.06834.06834
.09449.0min =--=
--=
q
q q D x y x x R （3-8）
取86.125.15.15.1min =?==R R
根据表3-3作出x-y 如图3-2，进料点为（0.4725,0.6834）作出精馏段操作线和提馏段操作线。
用作图法得出理论板数N T =13块，进料板为塔顶往下第6块理论塔板。
3.3.2 实际塔板数的确定
总板效率：
245.0)(49.0-=L T E αμ （3-13）
精馏段平均温度：
C t t t W
D ?=+=+=
75.952
110
5.812 （3-14） 根据物性手册查得两组分黏度：
s mPa A L ?=391.0,μ，s mPa B L ?=279.0,μ s
mPa x x F B L F A L L ?=?+?=-+?=332.05275
.0279.04725.0391.0)
1(,,μμμ 52.0)332.041.2(49.0245.0=?=-T E
近似取总板效率等于精馏段板效率，因为：
P T
T N N E = （3-15） 块即252552.0/13/====P T T P N E N N
精馏段实际板数：
块取1253.1152.0/6/''
'====P T N E N N T P
即从塔顶往下第12块板进料。
提馏段实际板数：
块13'
''=-=P P P N N N
3.4 浮阀塔物性数据计算
3.4.1 操作压力
取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa 325.1054325.101D =+=p
加料板：kPa 725.113127.0325.105F =?+=p 塔底：kPa 325.119207.0325.105W =?+=p 精馏段平均压力：kPa 25.1092/)725.113325.105(2/)(1m =+=+=F D p p p ， 提馏段平均压力：kPa 525.1162/)725.113325.119(2/)(2,=+=+=F W m p p p 全塔平均压力：kPa 325.1122/)325.119325.105(2/)(m =+=+=W D p p p
3.4.2 操作温度
塔顶温度：C t D ?=5.81
进料温度：C t F ?=0.94
塔釜温度：C t W ?=110
精馏段平均温度：C t t t F D m ?=+=75.872/)(1, 提馏段平均温度：C t t t F W m ?=+=1022/)(2, 全塔平均温度：C t t t W D m ?=+=75.952/)(
3.4.3 平均摩尔质量
塔 顶：877.0,9449.011===x x y D
kmol kg M m VD /60.8414.920551.016.849449.0,=?+?= kmol kg M m LD /14.8514.92123.016.84877.0,=?+?=
加料板：6834.0,4725.0==F F y x
kmol kg M m VF /69.8614.923166.016.846834.0,=?+?= kmol kg M m LF /37.8814.925275.016.844725.0,=?+?= 塔 釜：0638.0,0275.0==W W y x
kmol kg M m LW /92.9114.929725.016.840275.0,=?+?= kmol kg M m VW /63.9114.929362.016.840638.0,=?+?=
精馏段平均摩尔质量： kmol kg M m L /755.862/14.8537.88,1=+=）（ kmol kg M m V /645.852/69.8660.84,1=+=）（ 提馏段平均摩尔质量： kmol kg M m L /145.902/92.9137.88,2=+=）（ kmol kg M m V /16.892/69.8663.91,2=+=）（ 全塔平均摩尔质量： kmol kg M m L /53.882/92.9114.85,=+=）（ kmol kg M m V /12.882/60.8463.91,=+=）（
3.4.4 平均密度
为方便计算，将查阅得到的环己烷和甲苯的密度，表面张力和粘度列于表3-5：
表3-5 密度，表面张力和粘度
1）液相平均密度m L,
塔 顶：查81.5℃下环己烷和甲苯的密度分别为719.8 kg ／m 3和810.1kg ／m 3。
3m LD,B LD,B A LD,A m LD,kg/m 2.7241
.8100551
.08.7199449.01=?+=+=ρρρρa a 进料板：查94℃下环己烷和甲苯的密度分别为707.2 kg ／m 3和797.5kg ／m 3。
3m LF,B LF,B A LF,A m LF,kg/m 1.7525.7975275
.02.7074725.01=?+=+=ρρρρa a 塔 底：查110℃下环己烷和甲苯的密度分别为719.8 kg ／m 3和810.1kg ／m 3。
3m LD,B LD,B A LD,A m LD,kg/m 1.77888
.7809725
.04.6900275.01=?+=+=ρρρρa a 精馏段：3
m L1,kg/m 2.7382/)1.7522.724(=+=ρ
提馏段：3
m L2,kg/m 1.7652/)1.7521.778(=+=ρ
全 塔：3
m L,kg/m 15.7512/)1.7782.724(=+=ρ
2）汽相平均密度m V,ρ
3m m V,m m V,kg/m 23.3)
75.95273(314.812
.88325.112=+??==RT M p ρ （3-16）
3.4.5 平均粘度
混合液体粘度用下式计算：
B A x x μμμ+= （3-17）
塔 顶：s mPa D ?=?+?=4291.00551.03167.09449.04357.0μ 进料板：s mPa F ?=?+?=3359.05275.02826.04725.03955.0μ 塔 底：s mPa W ?=?+?=2473.09725.02442.00275.03574.0μ 精馏段：s mPa m ?=+=3825.02/)3359.04291.0(1μ 提馏段：s mPa m ?=+=2916.02/)3359.02473.0(2μ 全 塔：s mPa m ?=+=3382.02/)2473.04291.0(μ
3.4.6 平均表面张力
混合液体粘度用下式计算：
B B A A x x σσσ+= （3-18）
塔 顶：m mN D /14.1840.210551.095.179449.0=?+?=σ 进料板：m mN F /28.1801.205275.035.164725.0=?+?=σ
化工原理课程设计
塔 釜：m mN W /15.1825.189725.076.140275.0=?+?=σ 精馏段：m mN m /21.182/)28.1814.18(1,=+=σ 提馏段：m mN m /21.182/)15.1828.18(2,=+=σ 全 塔：m mN m /21.18=σ
3.5 浮阀塔的汽液负荷计算
3.5.1 精馏段的汽液负荷计算
1.气相摩尔流率V
h kmol D R V /82.13074.45)186.1()1(=?+=+= （3-19）
2.气相体积流量S V
s m VM V m V m V S /964.023.33600645.8582.13036003,,=??==ρ （3-20）
3.气相体积流量
h m s m V h /4.3470/964.033==
4.液相回流摩尔流率L
h kmol RD L /08.8574.4586.1=?== （3-21）
5.液相体积流量S L
s m M L L m
L m L S /00278.02
.7383600755
.8608.8536003,,=??=
?=
ρ （3-22）
6.液相体积流量h m s m L h /01.10/00278.033==
3.5.2 提馏段的汽液负荷计算
1.气相摩尔流率'V
h kmol V F q V V /82.130)1('==-+= （3-23）
2.气相体积流量'
S V
s
m V S /964.03'=
3.气相体积流量h m s m V h /
4.3470/964.033==
4.液相回流摩尔流率L
h kmol qF L L /38.17930.9408.85'=+=+= （3-25） 5.液相体积流量S L
s m M L L m L m L S /00586.02.7383600755.8638.17936003,,=??=?=ρ
6.液相体积流量h m s m L h /096.21/00586.033==
4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
4.1.1塔径的设计计算
1）．初选塔板间距m m 450T =H 及板上液层高度m m 50L =h ，则：
m 40.005.045.0L T =-=-h H （4-1）
2）．按Smith 法求取允许的空塔气速m ax u (即泛点气速F u )
0423.023.32.738964.000278.05
.05
.0V L s s =?
?
? ????? ??=???
?
?????? ??ρρV L （4-2）
查Smith 通用关联图（P161图3-5）得087.020=C 负荷系数：
085.020255.18087.0202
.02
.020=?
?
?
??=?
?
?
??=σC C （4-3）
泛点气速：
s /m 28.123.323.32.738085.05
.05
.0V V L max =?
?
?
??-?=???
?
??-=ρρρC u （4-4）
3）．操作气速
取m /s 896.028.18.07.0max =?==u u 4）．精馏段的塔径
m 17.1896
.014.3964
.044s =??==
u V D π （4-5） 考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取mm 1200T =D ，此时的操作气速 s /m 853.02.114.3964.0442
2
T s =??==D V u π （4-6） 4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1．溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。
(1)溢流堰长(出口堰长)w L 取m 84.02.17.07.0T w =?==D L
堰上溢流强度h)m (/m 130~100h)m (/m 92.1184.0/01.10/3
3w h ?
筛板塔的堰上溢流强度要求。
(2)出口堰高w h
ow L w h h h -= （4-7）
对平直堰
3/2w h ow )/(00284.0L L E h = （4-8）
由7.0/T w =D L 及47.1584.0/01.10/5
.22.5w h ==L L ，查液流收缩系数计算图（P164
图3-8）得03.1=E ，于是：
m 006.0m 01153.0)84.0/01.10(03.100284.03/2ow >=??=h （满足要求）
m 0347.00153.005.0ow L w =-=-=h h h
(3)降液管的宽度d W 和降液管的面积f A
由7.0/T w =D L ，查弓形降液管几何关系图（P166图3-10）得：
09.0/14.0/T f T d ==A A D W ，
即：m 168.0d =W ，22
T
T m 13.14/==D A π，2f m 102.0=A 。 液体在降液管内的停留时间
s 5s 51.1600278.0/45.0102.0/s T f >=?==L H A τ（满足要求）（4-9）
(4)降液管的底隙高度o h
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的
流速m /s 10.0o
='u ，则有： m 033.010.084.000278.0o
w s o =?='=u L L h （o h 不宜小于0.02~0.025m ，满足要求）（4-10）
2．塔板布置
(1)塔板分块，因DT ＝1200mm ，将塔板分作3块安装。 (2)边缘区宽度c W 与安定区宽度s W
边缘区宽度c W ：一般为50～75mm ，DT ＞2m 时，c W 可达100mm 。 安定区宽度s W ：规定5.1T
m 357.0)075.0168.0(60.0)(2/s d T =+-=+-=W W D x （4-11）
m 540.0060.060.02/c T =-=-=W D R （4-12）
?????
?
+-=R x R x R x A a arcsin 1802222π （4-13）
化工原理课程设计
2
1222a m
710.0540.0357.0sin 540.0180357.0540.0357.02=???????+-=-πA
3．浮阀个数n 及排列
取F1型浮阀，其阀孔直径mm 39o =d ，初取阀孔动能因子9V 00==ρu F ，故阀孔的孔速
s /m 01.53.23
9
0==
u （4-14） 浮阀个数
16101
.5039.014.3964
.0442
020s =???==
u d V N π （4-15） 拟定塔板采用碳钢且按等边三角形叉排，同一排孔心距按下式计算
907.0A A d t a
= （4-16） m A A d t a 071.0192
.071
.0907.0039.0907.000
=?== 除去鼓泡区和板衔接，取mm t 65=，以等边三角形叉排方式画出浮阀排列图（如图4-1，粗线为板分块），排出阀孔数167个。
图4-1 阀孔排列图
按N=167重新核算孔速及阀动能因素：
s m u /02.6167
039.02
.142
0=???=
π
化工原理课程设计
82.1023.302.60=?=F
阀孔动能因数0F 变化不大，仍在在9～12之间，合适。 塔板开孔率%88.1402.6/896.0/0===u u
4.2 塔板流体力学验算
1.气相通过浮阀塔的压力降 根据下式计算塔板压力降：
σh h h h l c p ++= （4-17）
1）干板阻力 根据下式计算：
s m u V
oc /52.523
.31
.731
.73825
.1825
.1===ρ （4-18） 因oc u u >0，故按下式计算：
液柱m g u h L V c 030.081.92.738201
.523.334.5234.520=???==ρρ （4-19）
2）板上充气液层阻力
本设备分离环己烷和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数
5.00=ε。由下式：
液柱m h h L l 025.005.05.00=?==ε （4-20）
2） 3） 4）
化工原理课程设计
化工原理课程设计 1前言1 1.1 固定管板式换热器 2 2列管式换热器的工艺设计2 2.1试算和初选换热器的规格3 2.1.1运算热负荷3 2.1.2运算两流体的平均温度差3 2.1.3初选换热器规格3 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5 2.3.1管程对流传热系数αi 5 2.3.2壳程对流传热系数αo 5 2.3.3污垢热阻5 2.3.4总传热系数KO 5 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：此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、流淌设计、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要紧包括按照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，运算结果为:K 的估量值为450，o K 的运算值是555，23.1450 555 ==估计K K o ，在1.15-1.25范畴内，所选换热器合适。 关键词：列管式换热器；设计；运算；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%。随着环境爱护要求的提升，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，专门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。它要紧由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质可分别采纳一般碳钢、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
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
《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；
课程设计换热器-煤油汇总
《化工过程设备设计Ⅰ（一）》 说明书 设计题目：换热器的设计 专业： 班级： 学号： 姓名： 指导教师： 设计日期： 设计单位：青海大学化工学院化学工程系
目录 前言 (4) 任务书 (5) 目的与要求 (6) 一、工艺设计方案 (8) 二、确定物性数据 (9) 三、估算传热面积 (9) 四、工艺结构尺寸 (10) 五、换热器核算 (12) 六、设计结果概要一览表 (17) 七、参考文献 (19)
前言 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中能够培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 化工原理课程设计是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备(如板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器、冷却器等)的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。设计时数为3周，其基本内容为： (1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。 (2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。 (3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。 (4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。 (5)主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。 (6)设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参
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 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-煤油冷却器地设计
中南大学 化工原理课程设计 说明书 设计题目列管式换热器的设计 指导老师:孔江榕 学院:化学化工学院 专业班级:化工1202 :亮 学号:1505120711 设计日期:2014-9-17
目录 一、概述 (2) 二、设计题目及原始数据 (13) 三、换热器的类型和特点 (14) 四、论述本换热流程结构的选择和材料选择 (15) 五、有关换热器计算 (15) 六、设计结果一览表 (21) 七、后记 (23) 八、参考资料 (24) 九、主要符号说明 (25)
一、概述 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。35％～40％。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。 随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。 换热器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，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表2-1所示。表2-1 传热器的结构分类
完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求。 （1）合理地实现所规定的工艺条件 传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间传递尽可能多的热量。其具体做法如下。 ①增大传热系数? 在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 ②提高平均温差? 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 ③妥善布置传热面? 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。 （2）安全可靠 换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算
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
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--用水冷却煤油产品的列管式换热器的工艺设计
化工原理课程设计 题目：用水冷却煤油产品的列管式换热器的工艺 设计 系别： 班级： 学号： 姓名: 指导教师： 日期：2015年6月26日
任务书 一、设计题目：用水冷却煤油产品的列管式换热器的工艺设计 二、设计任务： 1、处理能力：45t/年煤油 2、设备型号：列管式换热器 3、操作条件： 煤油:入口温度140℃，出口温度40℃ 冷却介质：循环水，入口温度20℃，出口温度30℃ 允许压降：不大于105Pa 每年按330天计 建厂地址：新乡 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、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。）
目录 一、设计方案 (4) 1.1换热器的选择 (4) 1.2流动空间及流速的确定 (4) 二、物性数据 (5) 三、计算总传热系数： (5) 3.3、估算传热面积 (5) 3.3.1热流量 (5) 3.3.2平均传热温差 (5) 3.3.3传热面积 (5) 3.3.4冷却水用量 (5) 3.4、工艺结构尺寸 (6) 3.4.1管径和管内流速 (6) 3.4.2管程数和传热管数 (6) 3.4.3平均传热温差校正及壳程数 (6) 3.4.4传热管排列和分程方法 (7) 3.4.5壳体内径 (7) 3.4.6折流板 (7) 3.4.7接管 (7) 3.5换热器核算 (8) 3.5.1热流量核算 (8) 3.5.2换热器内流体的流动阻力 (10) 四、设计结果设计一览表 (12) 五、设计自我评价 (12) 六、参考文献 (13) 七、主要符号说明 (13) 八、主体设备条件图及生产工艺流程图（附图） (13)
化工原理课程设计摘要中英文
摘要 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相跟气相的回流，使气液两相逆相多级接触，在热能驱动和相平衡条件的约束下，使得易挥发组分不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物不断分离，该过程称为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。 原料从塔中适当部位进塔，将塔分为两段，上为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气液相回流是精馏的重要特点。在精馏段，气相上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获得轻组分产品。在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品。 本设计是以丙酮—水为设计物系。通过对精馏塔的运算，主要设备的工设艺设计计算—物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数通过只图解法计算得理论板数为 14块，回流比是3.2，实际塔板数是33块，进料位置是第7块，通过筛板塔流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计
中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。 Absract Using of volatile ability of a component in the mixture,we can backflow the gas phase and liquid phase,to make two－phase reverse multistage quickly contact.Under the thermal drive and the constraints of the phase epuilibrium condictions ,the volatile components from liquid to gas phase in the shift,but difficult volatile components in the gas phase into liquid phasr migration,which separate the mixture constantly,the process is know as rectification.The process include heat transfer and mass transfer,and mass transfer control the process. Raw materials is from the appropriate location of the tower into tower, the tower can be divided into two section,one section is rectifying section.contains no feed,the other section contains the feed plate is the stripping section.The condenser is from the top to provide liquid reflux.The reboiler Provides liquide backflow from the top of the tower bottom.Gas and liquid refluxing is one of the important characteristics of rectification.In the rectifying section,in the process of
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）。
化工原理课程设计心得
小结本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。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；理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。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和经济合理性。在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。由此，我在每章节后及时地列出数据表，方便自己计算也方便读者查找。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。我还要感谢我的指导老师***老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。限于我们的水平设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评参考文献[1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5 [3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8 [4]路秀林、王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004、1 [5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002、6 [6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1 [7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1 [8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7 [9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002 [10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002 通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。
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 ???-?= ?
(完整版)化工原理课程设计---煤油冷却器的设计
课程设计 课程名称化工原理课程设计题目名称煤油冷却器的设计
专业班级08级食品科学与工程（2）班学生姓名纪平平 学号50806022006 指导教师赵大庆 二O一O年十二月三十日
目录 1 《化工原理》课程设计任务书.......................................................................................................... - 1 - 1.1 设计题目..................................................................................................................................... - 1 - 1.2 原始数据及操作条件................................................................................................................. - 1 - 1.3 设计要求..................................................................................................................................... - 1 - 2 《化工原理》课程设计说明书.......................................................................................................... - 2 - 2.1 前言............................................................................................................................................. - 2 - 2.2 工艺流程图及说明..................................................................................................................... - 3 - 3 生产条件的确定.................................................................................................................................. - 4 - 4 换热器的设计计算.............................................................................................................................. - 4 - 4.1 选择换热器类型......................................................................................................................... - 4 - 4.2 流动空间及流速的确定............................................................................................................. - 4 - 4.3 确定物性数据............................................................................................................................. - 4 - 4.4 计算总传热系数......................................................................................................................... - 5 - 4.4.1 热流量............................................................................................................................ - 5 - 4.4.2 平均传热温差................................................................................................................ - 5 - 4.4.3 冷却水用量.................................................................................................................... - 6 - 4.4.4 总传热系数.................................................................................................................... - 6 - 4.5 计算传热面积............................................................................................................................. - 7 - 4.6 工艺结构尺寸............................................................................................................................. - 7 - 4.6.1 管径和管内流速............................................................................................................ - 7 - 4.6.2 管程数和传热管数........................................................................................................ - 7 - 4.6.3 平均传热温差校正及壳程数 ........................................................................................ - 7 - 4.6.4 传热管排列和分程方法................................................................................................ - 8 - 4.6.5 壳体内径........................................................................................................................ - 8 - 4.6.6 折流板............................................................................................................................ - 8 - 4.6.7 接管................................................................................................................................ - 9 - 4.7 换热器核算................................................................................................................................. - 9 - 4.7.1热量核算......................................................................................................................... - 9 - 4.7.2 换热器内流体的流动阻力...........................................................................................- 11 - 5 设计结果汇总表................................................................................................................................ - 13 - 6 设计评述............................................................................................................................................ - 14 - 7 心得体会.............................................................................................................................................. - 15 - 8 参考文献............................................................................................................................................ - 16 -