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工学化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作学院：化学化工学院

班级：化工0902

姓名（学号）：侯祥祥3091303039

朱晓燕3091303036

熊甜甜3091303035

周利芬3091303033

指导教师：吴才玉

2012年01月

一、前言 (3)

二、设计内容 (5)

（一）设计对象 (5)

（二）工艺路线设计 (5)

1.路线选择 (5)

2.流程示意图 (8)

3.流程说明 (9)

（三）工艺的设计计算 (10)

1.物料衡算 (10)

2.热量衡算 (12)

（四）设备的设计计算 (21)

1.主要参数 (21)

2.直径 (21)

3.附加条件 (21)

（五）设备示意图 (23)

三、总结体会 (24)

四、参考文献 (29)

五、附录 (31)

前言

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使

用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画

出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还

要考虑生产上的安全性、经济合理性。

在化工生产中，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生

产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用的液体混合物的分离操作，它利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝，从而达到轻重组分分离的目的。

塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。

填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

在设计过程中应考虑到设计的吸收塔和精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。

本课程设计的主要内容是工艺路线的设计、过程的物料衡算、工艺计算、结构设计等。

设计内容

【设计对象】

空气中丙酮的回收

1.处理量：8000m3/h

2.原料中丙酮含量：10%（m3/m3)

3.丙酮产品的质量：98%（kg/kg）

4.丙酮的总回收率：93%

5.吸收剂：水（丙酮含量为2%）

6. 逆流操作

7. 操作压力为常压

8. 使用微分接触式的吸收设备

【工艺路线设计】

1.路线选择

丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻璃，医药，农药等。亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。也用作稀释剂，清洗剂，萃取剂，还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶等的重要原料。在无烟火药、赛璐珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂，以及在油脂等工业中用作提取剂。

丙酮回收单元是很多用丙酮作为溶剂进行化工生产企业中的一个重要单元，丙酮回收的方法有多种，如水吸收-精馏、水吸收-解吸、活性炭吸附-蒸汽解吸-精馏、深度冷却等等。目前，工业上主要采用水吸收-精馏或活性炭吸附-蒸汽解吸-精馏两种操作路线对空气中的丙酮进行回收。活性炭吸附法是利用活性炭的吸附作用，对

丙酮进行回收。活性炭产品主要指标有孔径及其分布、容积率、强度和灰分等，这些是选用活性炭依据。吸附小分子量丙酮时，选择平均孔径小的高比表面积活性炭。丙酮回收用活性炭微结构最佳指标：孔径主要集中在1纳米左

右，微孔容积在0.4-0.5毫升/克。水吸收丙酮是物理吸收，其利用丙酮-空气混合物中各组分在水中的溶解度不同，实现丙酮的分离。

就丙酮的回收而言，活性炭吸附-蒸汽解析-精馏丙酮回收工艺能耗较高,

工艺安全性和稳定性较差;而水吸收-精馏丙酮回收工艺能耗较低,工艺安全性和稳定性较好,是当前最好的替代工艺。此外，水吸收法还有诸多优点。首先，丙酮空气混合气中，水对丙酮的溶解度大,而对其他组分则溶解度很小或基本不

溶。这样，单位量的水能够溶解较多的丙酮,在一定的处理量和分离要求下水的用量小,可以有效地减少水的循环量。其次，在操作条件下，水具有较低的蒸气压,在吸收过程中，吸收剂水的损失可以忽略,提高了吸收过程的效率。同时，水吸收法的能耗较低，采用水作为吸收剂进行吸收比用活性炭进行吸附要经济的多。

综上所述，在本次课程设计中，选用水吸收-精馏的工艺路线来回收空气

中的丙酮。

工艺路线图

水

2.流程示意图

a.流程简图（参见附件）

b.流程框图

含10%丙酮

空气混合物吸收排放合格的废气

丙酮水溶液精馏

丙酮（塔顶产品）空气

丙酮

气柜吸收塔贮槽气泵换热器

25℃ 废气

换热器

3.流程说明

丙酮-空气混合气体贮存在干燥的气柜中，通过气泵，混合气体进入填料吸

收塔，与水逆流相接触后，大部分丙酮被水吸收，得到可排放的净化气，在填料塔塔顶排放到大气中；吸收丙酮后的水，从塔底流出，贮存在丙酮贮槽中，待用。

用离心泵将贮槽中的丙酮水溶液抽到位于高位的列管式换热器中，用板式

精馏塔塔底的流出液进行加热，再通过套管换热器，使用低压蒸汽进行加热至泡点。将泡点下的丙酮水溶液，通入板式精馏塔的加料口进行精馏。

经过精馏后，在精馏塔塔顶经过全凝器冷凝后的溶液进入分配器，一部分

回流至精馏塔，另一部分再通过冷凝器冷凝后贮存在丙酮产品贮罐中，即得到产品；在精馏塔塔底，用低压蒸汽直接加热塔釜液体，在塔底流出液中，丙酮含量较低，可对吸收塔塔底流出的丙酮-水溶液进行第一次加热。从列管换热器流出的低含量丙酮-水溶液，经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收。如此，完成水吸收-精馏法回收空气中的丙酮的操作工艺。

【工艺的设计计算】

1.物料衡算离心泵 25℃ 换热器精馏塔

全凝器丙酮

贮槽全凝器

部分回流再沸器水相釜液泡点冷却

取吸收操作温度为t=20℃，操作压强为P=101.325KPa

由《化工工艺设备》得丙酮-水两相系统亨利系数E （KPa)与温度t(℃)的关系公式为： lg E = 9.171- 15

.2732040+t （1）已知t=20℃,则由公式（1）可得 E=163.0KPa

m = P

E = 163.0/101.3 = 1.61 所以，吸收操作相平衡关系为：y=1.61x

丙酮、空气混合气的平均摩尔质量为=

∑i

y （2）已知丙酮y =0.1，丙酮M =58.08g/mol ,

则空气y =1-0.1=0.9，

查得20℃空气的平均摩尔质量空气M =29，

根据公式（2）可得，=31.91g/mol =31.91kg/k mol

将丙酮、空气混合气体近似看做理想气体，

则可知PV=nRT (3)，V=/带入公式（3）中，可得 =RT M P =15

.293314.891.31325.101??=1.327kg/ G=8000/h=91

.31327.13600/8000?=0.09kmol /s 由吸收、精馏过程可得以下方程：吸收最小液气比min )(G L =2

121x x y y e -- (4) 吸收的液气比 G L =1.4min )(G L =2

121x x y y -- (5) 吸收的相平衡的关系 y=1.61x (6)

精馏的总物料 F=D+W (7)

易挥发组分 F=D+W (8)

L=F,F x x =1,w x x =2 (9)

总的回收率 1

Gy Dx D ==起始丙酮的量最后丙酮的量η (10) 式中：L 、G ——分别表示吸收过程水相、气相的流量，kmol/s;

x 1、x 2——分别表示吸收过程水相进、出口中易挥发组分的摩尔分率；

y 1、y 2——分别表示吸收过程气相进、出口中易挥发组分的摩尔分率；

F 、D 、W ——分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液的流量， kmol /s ；

x F 、x D 、x W ——分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

已知=0.98，G=0.09kmol /s,=0.93，假设=0.004

根据方程（4）--（10），可求得

L=F=0.201kmol /s,D=0.00854kmol /s,W=0.192kmol /s,

=0.0074kmol /s,F x x =1=0.045,w x x =2=0.004

根据物料衡算，结果整理如下表：

F （L ）

/kmol /s

D /kmol /s W /kmol /s y 2 X 1(x F ) x 2(x W ) 0.201

8.54×10-3 0.192 7.4×10-3 0.045 0.004 2.热量衡算

换热器的选择根据流程工艺的需要，共需提供三台换热器进行操作，我们选了两台套管式换热器和一台列管式换热器。其流程如上图所示，精馏塔塔底流出液，对吸收塔塔底流出的丙酮-水溶液进行第一次加热。之后再经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收。被加热的丙酮-水溶液再用低压蒸汽加热至泡点，送入精馏塔进料版进料。下面逐个进行计算： ①套管式换热器-1的计算

根据物料衡算，再通过计算可知，含丙酮4.5%、水95.5%的混合溶液，其

泡点温度为98℃。

套管式

换热器-2

套管式换热器-1

列管式换热器精

馏塔釜液低压蒸汽精馏塔吸收塔吸收塔塔底流

出液

用T=110℃低压蒸汽对冷流体加热，至泡点温度t 2=98℃，采用内管直径为 Φ58×2.5mm ，外管直径为Φ78mm 的套管式换热器逆流传热，蒸汽流量选用q m ，1=0.268kg/s ，查得110℃饱和水蒸汽汽化焓为 ΔH=2232.4kJ/kg 。

冷流体平均摩尔质量：

冷

=Σx i M i =0.045×58.08+（1-0.045）×18=19.80kg/kmol;

冷流体流量q m ，2=L ×冷=0.201×19.80=3.98kg/s 冷流体进口温度t 1，出温度t 2=98℃， C p 水=4.17kJ/kg 。

q m ，2C p ，

水（t 2-t 1）= q m ，1ΔH t 1=t 2-，水

p m,21,m C q H q ?=98-17.498.34.2232268.0??=62℃ Q=q m ，1ΔH=0.268×2232.4=598.3kJ/s

Δt m =)/()ln()()(2121t T t T t T t T -----=)98110/()62110ln()98110()62110(-----=25.97℃

冷流体定性温度t =（t 1+t 2）/2=（62+98）/2=80℃

冷流体在80℃下的物性数据如下： 3//m kg ρ )/(/k kg kJ C p ? )/(/K m W ?λ s Pa ?μμ/ Pr 971.8 4.195 0.670 355 2.21 则d 1=0.053m;d 2=0.058m;d 外=0.078m

u=214/2,d q m πρ=2)053.0(4

8.971/98.3?π=1.86 m/s Re=μ

ρu d 1=6103558.97186.1053.0-???=2.7×105

α1=0.023×1

d λ×R

e 0.8×Pr 0.4

=0.023×053

.0674.0×（2.7×105）0.8×2.210.4

=8891.2W/(m 2·K)

饱和水蒸汽在110℃下的物性数据如下： 3//m kg ρ )/(/k kg kJ C p ? )/(/K m W ?λ s Pa ?μμ/ Pr 951 4.233 0.6844

258.9 1.6 u=）外22d 2(4/1,-d q m πρ = ）2058.02078.0(4951

/268.0-π=0.13m/s d e =4A /π=)058.0078.0()058.0078.0(4

422+?-?ππ

=0.02m

Re=μρ

u d e =610

9.25895113.002.0-???=9583.7 α2=0.023×e

d λ×R

e 0.8×Pr 0.3 =0.023×02

.06844.0×9583.70.8×1.60.3

=1388.3 W/(m 2·K)

传热系数K 的计算：（忽略壁阻和污垢热阻）

K= 1/(2

121α1α1+?d d )=1/(1388.31053.0058.08891.21+?) = 2714.8 W/(m 2·K)

Q= πL d 2K ·Δt m

L =m 2Δt K πd ?Q =97

.258.2714058.0103.5983????π=46.6m 因为46.6m 较大，选取每根管程为2m, 所以，242

6.46≈=n 根 ②列管式换热器的计算

用精馏塔塔釜液体加热吸收塔塔底流出的丙酮-水混合液，预热至62℃，换热器采用列管换热器，逆流传热。由丙酮气液平衡数据表可得：液相中丙酮含量为0.4%时，釜液温度为97℃。

冷流体进口温度T 1=97℃，出口温度为T 2，

将冷、热流体近似看作纯水溶液，则C P ，1=C P ，2= C P ，水。

热流体平均摩尔质量：

热=Σx i M i =0.004×58.08+（1-0.004）×18

=18.16kg/kmol ;

热流体流量q m ，1=W ×热=0.192×18.16=3.49kg/s 。

q m ，1C p ，1（T 1-T 2）= q m ，2C p ，2

（t 2-t 1）故 T 2=T 1-1，p 1，m 122

，p 2，m C q ）t -t ( C q

= 97- 3.49

20)-(623.98?=49.1℃ 采用直径为Φ19×3mm 的圆管，冷流体流经管内，热流体在管外与之逆流换热。

则，内径d 1=0.013m ；外径d 2=0.019m

热流体定性温度T =（97+49.1）/2=73.05℃

热流体在73.05℃下的物性数据如下：

31//m kg ρ )/(/1k kg kJ c p ? )/(/1K m W ?λ s Pa ?μμ/1

977.8 4.184 0.677 406

2.55 冷流体定性温度t=（20+62）/2=41℃

冷流体在41℃下的物性数据如下： 32//m kg ρ )/(/2k kg KJ c p ? )/(/2K m W ?λ s Pa ?μμ/2

992.2 4.174 0.6333 653.2 4.31 设管内冷流体流速为u 2=0.5m/s,

q v ，冷=22

,ρm q =2.99298.3=4.011×10-3m 3/s q v ，冷=n ·4π

d 12

·u

n= u d q v ??214

π，冷 = 5.0013.0410011.423???-π=61 根

平均推动力 Δt m =)/()ln()()(12211221t T t T t T t T -----=)201.49/()6297ln()201.49()6297(-----=31.96℃ Q=q m ，2C p ，2

（t 2-t 1）=3.98×4.174×（62-20） =697.7kJ/s

冷流体给热西数的计算：

Re=2

221μρu d =6102.6532.9925.0013.0-???=9873 α1=0.023×1

2d λ×Re 0.8×Pr 0.4

=0.023×013

.06333.0×98730.8×4.310.4

=3153.2 W/(m 2·K)

热流体给热系数的计算：

由《化工原理》附录表查得含61根Φ19×3mm 单程管的列管式换热器的公称直径d=273mm=0.273m 。

u 1 =1

11,/A q m ρ=2019.0461273.048

.97749.3-??-?ππ

=0.087m/s

d e =π14A =0.037m Re=1

1μρu d e =6104068.977087.0037.0-???=7752.6 α2=0.023×e

d 1λ×R

e 0.8×Pr 1

0.3 =0.023×037

.0667.0×7752.60.8×2.550.3 =709.9 W/(m 2

·K) 总传热系数的计算：（忽略管壁热阻和污垢热阻）

K=1/（2

121α1α1+?d d ）=1/(709.91013.0019.03153.21+?) =534.1 W/(m 2·K)

Q = n πL d 2K ·Δt m

故L =m 2Δt K n ππ?Q =96

.311.534019.061107.6973?????π =11.23m

按单程管设计，其传热管过长，宜采用多管程结构。则可取传热管长为L=6m ，则该换热器管程数为Np=L/6≈2（管程数）

所以传热管总根数为61×2=122根

则查《化工原理》附录表可得，含122根管长为6m ，Φ19×3mm 的传热管的双程管的总公称直径为D N 约为400mm=0.4m 。

③套管式换热器-2的计算

将列管式换热器中预热过冷流体的釜液冷凝至20℃，进吸收塔

选用内管直径为Φ58×2.5mm ，外管直径为Φ78mm 的套管式换热器逆流传热，热流体经管内。

已知：冷流体：流量1m q =3.49kg/s,进口温度=10℃

热流体：流量=6.58kg/s ，进口温度=49.1℃,出口温度=20℃

由于丙酮的浓度很低，所以将冷热流体均看作水，其比热容近似相等

根据热量衡算式：Q=)()(12222111t t c q T T c q p m p m -=-

由此可得 4.252=t ℃

s KJ T T c q Q p m /91.423)202.49(174.449.3)(2111=-??=-=

热流体定性温度：6.342

201.49221=+=+=

T T T ℃ 查得热流体在34.6℃下物性参数： 31//m kg ρ )/(/1k kg KJ c p ? )/(/1K m W ?λ s Pa ?μμ/1

993.95 4.174 0.6252 727.2

4.865 m d m d m d 078.0,058.0,053.021===外

s m d q u m /59.1053.04

95.99349

.342

211

1=?==ππρ 561

1111015.1102.72795.99359.1053.0Re ?=???==-μρu d 3.08.01Pr Re 023.0d λα= =3.08.05865.4)1015.1(053

.06252.0023.0???? =4883.2W/(㎡?K) 冷流体的定性温度7.172

4.2510221=+=+=t t t ℃ 查得冷流体在17.7℃下物性数据： 32//m kg ρ )/(/2k kg KJ c p ? )/(/2K m W ?λ s Pa ?μμ/2 998.2

4.183 0.5985 1004 7.02 s m d d q u m /09.3)

058.0078.0(42.99858.6)-(4222222

22=-?==ππ

ρ外 m A d e 02.0)

058.0078.0()

058.0078.0(44422=+?-??=∏=ππ 46222101.610

10042.99809.302.0Re ?=???==-μρu d e 4.08.02Pr Re 023.0d

λα= =4.08.0402.7)101.6(02.05985.0023.0???? =10164.2W/(㎡?K)

传热系数的计算（忽略壁阻，污垢热阻）：

9.31002

.101641053.0058.02.4883111112121=+?=+?=ααd d K W/(㎡?K)

9.1510

204.251.49)1020()4.251.49()()(12211221=-----=-----=?In t T t T In t T t T t m ℃ m t LK d Q ?=2π

m t K d Q L m 2.479

.159.3100058.01091.4233

2=????=?=ππ 因为L=47.2m 太长，选取每根管程为2m,

所以，242

2.47≈=n 根【设备的设计计算】

1.主要参数

2.直径

3.附加条件

离心泵

泵的用途：把吸收塔的吸收液打入换热器

流量：=0.004/s=14.4/h

参数的选择：

因为离心泵进水管充满度必须是100%，流速小于1.2m/s

出水管是压力管，充满度自然是100%，流速取所在地区的经济流速，一般也是1—2m/s

214d π==1

u q v ≤2.1004.0 所以≤0.065m 1004.0≤A2=224d π≤2

004.0 0.05m ≤0.0≤7m 根据《化工原理》一书，选IS —65—50—125型单级单吸离心泵，其流量为15h m /3，扬程为21.8m

选输水管为铸铁管ε=0.3mm

查20℃下，ρ=998.2kg/m3,μ=1004×610-Pa ?s, =1A q v =2

065.04

004.0?π=1.21m/s

=2A q v =2

05.04

004.0?π=2.01m/s 46111108.710100421.1065.02.998Re ?=???==

-μρu d > 562221010

100401.205.02.998Re =???==-μρu d > 所以两者都在阻力平方区，由)2lg(274.11d

ξλ-=得， 029.01=λ032.02=λ

伯努利方程式：∑+++=+++f H z g

u g P He z g u g P 2222121122ρρ 已知：操作压强：P1=P2=101.325kpa ，由其他组了解到精馏塔高

ΔZ=7m ，

列管换热器：=40℃,查得物性数据：

ρ=992.2 kg/m3；μ=653.2610-?Pa ?s ；

=0.5m/s ；=0.013m ；?=6m

所以 9873102.6535.0013.02.992Re 6

11=???==-μρu d 由此可得051.0=λ

管子正方形排列时=1.4

管程阻力损失ft H =Np f g

u d l t ???+∑2)(21ξλ =24.181

.925.0)3013.06051.0(2

????+? =0.95m

两个套管换热器局部阻力

① 对釜液的继续冷却的换热器：

L=46.7m,u=1.86m/s,选2m 管长，则包含23个180度弯头，弯头的5.1=ξ

m g u H f 08.681

.9286.1)5.123(22

1=???=?=∑ξ

②对精馏塔的进料加热的换热器

L=47.7m,u=1.59m/s,选2m 管长，则包含23个180度弯头，弯头的5.1=ξ

同理，可得 m H f 45.42=

输水管局部阻力

①进口管：1个标准弯头，75.0=ξ，1个全开阀门，17.0=ξ，选管长l=2m ，

m g u d l H f 14.081

.9221.1)17.075.0065.020296.0(2)(2

13=??++?=+=∑ξλ ②出口管：2个标准弯头，75.0=ξ，1个全开阀门，17.0=ξ，选管长l=15m

同理，可得 m H f 32.24=

由上述条件，代入伯努利方程式，可求得

z g

u u H He f ?+-+=∑22122 =713.0)32.214.045.408.695.0(++++++

=21.07m ≈21.8m

所以，IS —65—50—125型单级单吸离心泵符合要求。

换热器（参见上述热量计算）

【设备示意图】

（参见附录）

设备规格一览表

1.换热器名称

管程数管子根数换热管长度/m 换热管径/mm 公称直径 /mm 列管式

换热器

2 122 6 Φ19×

3 400 套管式

换热器-1 1 24 2 Φ58×3 -

套管式

1 24

2 Φ58×

3 -

换热器-2

2.离心泵

型号扬程/m 效率/% 轴功率/kW (NPSH)r/m IS—65—50—125 21.8 58 1.54 2.0 【总结体会】

侯祥祥 3091303039

通过本次化工原理课程设计，我们将学习化工原理的理论知识运用到了实际的生产中，进行了第一次独立的工业设计。在设计过程中不仅要考虑理论学习中的可行性，还要考虑到在生产实际中的安全性、合理性和经济性。

在本学期的化工原理学习中，我对吸收塔和精馏塔的认识还是很有限的，我们所遇到的吸收塔和精馏塔的计算也仅限于书上的例题和为了考试而做的一些复习题，它们都是简化了的或者某个单元操作的计算，而这次的课程设计使我接触到一个完完整整的工艺操作，关于丙酮回收中的吸收操作、精馏操作的计算和一些辅助设备的计算，包括换热的计算以及泵的计算。让我感觉到，光是平时学习的内容对于在工程方面的应用还是远远不够的，这需要我们平时自觉的培养自己的自学能力。

设计中我们遇到了诸多问题，在刚开始时，还不懂如何下手去做。经过简单的思考后，总觉得已知量太少，列不出合理的方程进行解答。因此，我曾经给老师打电话请教，经过老师的讲解，我已基本明白计算的条件和步骤。在之后的设计计算中，有很多数据需要自己去查资料，这不仅培养了我们的动手能力，也丰富了我们在化工设计领域的知识。在绘制工艺流程简图中，我们也遇到一些麻烦，如换热器的选择、泵的选择、冷凝器的画法、工艺流程图的排布等等。这期间，也从老师那里获得了很多有用的建议及帮助，我们对整个设计流程也有了更进一步的认识。之后，再通过我们的慢慢摸索，我们又相互讨论、取长补短，互相勉励，最终将本次化工原理课程设计圆满完成。我知道我

们四个人的知识仍然还是有限的，我们的课程设计中也不免会有漏洞，但通过这次的课程设计，我们学会了离开老师进行自主学习，参看了多本指导书，尽量完善我们的设计。

这些天的课程设计的训练，使我们对自己的所学的专业有了更多的认识，这对我们接下来的学习提供了一个很好的指导方向。几天的课程设计过去了，我们不仅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，而且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，我们树立了正确的设计思想，更尤为重要的是培养了我们实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强了工程设计能力的训练，培养严谨求实的科学作风。

最后，我还要感谢我们的老师对我们的指导，感谢在设计过程中给予我们帮助的同学，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计中多了些轻松、愉快。课程设计结束了，愿同学们和老师能回家好好过年了，祝大家新年快乐。

侯祥祥 3091303039

2012年1月5日

江苏大学化学化工学院化工0902 2.

朱晓燕 3091303036

为期一周的化工原理课程设计终于告一段落了，原来它没有我们想象中那么简单。在还没开始之前，就听学长学姐们说起过，说就是画一星期的图，要用到之前化工制图的知识，那时听着，觉着应该还不会太难。但是当我们真正面对它时，天呐，什么都不知道啊，只有四个数据，简简单单，清清爽爽的四个数据，完全的无从下手。之前我们所做的习题，都是经过简化或者只计算其中一部分，条件充足，做题的时候基本上就是套套公式就行，而做课程设计，遇到的都是实际问题，条件都未知，即使全本书公式背得滚瓜烂熟都没用，因为根本没有数据代进去。

没办法，只得跑到图书馆去查查资料，翻翻其他版的教科书，找找人家的经验公式啊，但是，并不是什么都能找到，还是缺大部分数据呢，问问其他组

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

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

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

化工原理课程设计报告

课程设计任务书设计题目：水冷却环己酮换热器的设计一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；

目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)

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

化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准

化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准 1、课程设计说明书要求用A4纸排版，单面打印，并装订成册，其内容包括：（1）封面（按学校统一排版标准），姓名部分手签；（2）设计任务书（整体采用宋体小四号字体）；（3）目录（单独编写，不与正文编号连在一起，一般采用罗马数字表示页码）；（4）中文摘要（另起一页）；（5）正文；（绪论、设计方案的选择和论证，工艺设计的计算，工艺流程示意图，电算程序结果及及章节的符号说明等内容）（6）结论（设计结果总汇一般以表格的形式）；（7）结束语或致谢；（8）参考文献（9）主要符号说明（以表格的形式给出）；（10）附录（计算机程序、附图等）。 2、课程设计说明书正文参考字数：不得小于2000×周数。 3、设计任务书格式（参看化工原理课程设计指导书）。 4、目录格式：（1）标题“目录”（三号、黑体、居中）；（2）章标题（四号、黑体、居左）；（3）节标题（小四、宋体、居左）（4）页码（小四号、宋体、居右）整个页眉居中印有吉林化工学院化工原理课程设计的字样（楷体五号字）上边距2.3cm。 5、正文格式（1）页边距：上2.54cm，下2.54cm，左2.09cm，右1.59cm，页眉1.5cm，页脚1.75cm，装订线位置左；（2）字体：正文全部用宋体、小四号字；（3）行距：固定值18；（4）页码：底部居中，五号字，宋体；页眉：上部居中，小五号字，楷体；（5）数据表格全部采用五号字，宋体；（6）公式全部用公式编辑器来编辑（12磅字宋体）。 6、参考文献格式：（1）标题：“参考文献”小四，黑体，居中（2）示例：（五号，宋体）图书类：（序号）作者1，作者2……作者n，书名，出版地点，出版社，出版年，页次。期刊类：（序号）作者1，作者2……作者n，文章名，期刊名（版本），出版年，卷次

化工原理课程设计最终版

青岛科技大学化工课程设计设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师：学生姓名：化工学院—化学工程与工艺专业135班日期:

目录一设计任务书二塔板的工艺设计（一）设计方案的确定（二）精馏塔设计模拟（三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列（四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带（五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限（六）塔工艺数据汇总表格三塔的附属设备的设计（一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器（二）泵的选择四塔的内部工艺结构（一）塔顶（二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口（三）人孔（四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口五带控制点工艺流程图六主体设备图七附件（一）带控制点工艺流程图（二）主体设备图八符号表九讨论十主要参考资料

一设计任务书【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务【设计依据】如表一表一【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。二塔板的工艺设计（一）设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：

图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：

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(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

化工原理课程设计报告样本

《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计年级专业设计者姓名设计单位完成日期年月日 7

目录一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7

加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7

5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7

华东理工化工原理课程设计

华东理工化工原理课程设计 Newly compiled on November 23, 2020

华东理工大学2010级化工原理课程设计一．前言 1.换热器的相关说明换热器（heat exchanger），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。是进行热交换操作的通用工艺设备。被广泛应用于化工、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。换热器种类很多，根据使用目的可分为冷却器、加热器、冷凝器和汽化器；根据结构材料可分为金属材料换热器和非金属材料换热器；尤其是根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。据统计,这类换热器占总用量的99 %。间壁式换热器又可分为管壳式和板壳式换热器两类,其中管壳式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性,在长期的操作过程中积累了丰富的经验,其设计资料比较齐全,在许多国家都有了系列化标准。近年来尽管管壳式换热器也受到了新型换热器的挑战,但由于管壳式热交换器具有结构简单、牢固、操作弹性大、应用材料广等优点,管壳式换热器目前仍是化工、石油和石化行业中使用的主要类型换热器,尤其在高温、高压和大型换热设备中仍占有绝对优势。如何确定最佳的换热器,是换热器优化的问题。 2．泵的评价与选用

泵的性能参数主要有流量和扬程，此外还有轴功率、转速和必需汽蚀余量。流量是指单位时间内通过泵出口输出的液体量，一般采用体积流量；扬程是单位重量输送液体从泵入口至出口的能量增量，对于容积式泵，能量增量主要体现在压力能增加上，所以通常以压力增量代替扬程来表示。 3.设计任务书的作用本设计书对指定有机物进行冷却，如何选择合适的换热器，如何合理安排操作管路以及如何选择合适的离心泵作出详细的计算说明。二．设计任务一．工艺要求要求将温度为78℃的某液态有机物冷却至60℃，此有机物的流量为s。现拟用温度为t1=20℃的冷水进行冷却。要求换热器管壳两侧的压降皆不应超过。已知有机物在69℃时的物性数据如下：二．流程：管路布置如图（右方参考图），已知泵进口段管长L进=5米，泵出口段管长L出=15米，（均不考虑局部阻力损失）三．要求 1.选用一个合适的换热器

化工原理课程设计报告(换热器)

《化工原理课程设计任务书》（1）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35℃。 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： 1. 99000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。一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。

（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。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与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，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，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下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示：（2）浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下：（3） U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示：（4）填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下：由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换热器。 2.工艺流程图主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号（1）基本物理性质数据的查取

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：

天津大学化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计学院天津大学化工学院专业化学工程与工艺班级学号姓名指导教师

化工流体传热课程设计任务书专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号）（一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计（二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。（三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。（四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。

设计说明书的编制按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订）（1）标题页，参阅文献1附录一。（2）设计任务书。（3）目录。（4）说明书正文设计简介：设计背景，目的，意义。由物料衡算确定卤水流量。假设K计算传热面积。确定预热器的台数及工艺结构尺寸。核算总传热系数。核算压降。确定预热器附件。设计结果概要或设计一览表。设计评述。（5）主要符号说明。（6）参考文献。（7）预热器设计条件图。主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图自学内容：参考文献1，第一章、第三章及附录一、三；参考文献2，第五~七章；参考文献3，第1、3、4、5、11部分。

化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作学院：化学化工学院班级：化工 0902 姓名（学号）：侯祥祥 3091303039 朱晓燕 3091303036 熊甜甜 3091303035 周利芬 3091303033 指导教师：吴才玉 2012年01月

化工原理课程设计目录一、前言 (3) 二、设计内容 (5) （一）设计对象 (5) （二）工艺路线设计 (5) 1.路线选择 (5) 2.流程示意图 (8) 3.流程说明 (9) （三）工艺的设计计算 (10) 1.物料衡算 (10) 2.热量衡算 (12) （四）设备的设计计算 (21) 1.主要参数 (21) 2.直径 (21) 3.附加条件 (21) （五）设备示意图 (23) 三、总结体会 (24) 四、参考文献 (29) 五、附录 (31)

江苏大学化学化工学院

化工原理课程设计前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在化工生产中，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用的液体混合物的分离操作，它利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝，从而达到轻重组分分离的目的。塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍

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

化工原理课程设计模板施

化工原理课程设计乙醇-水填料式精馏塔设计学生姓名徐程学院名称化学化工学院学号班级13级2班专业名称应用化学指导教师王菊 2016年5月20日

摘要填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身，而且还对产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此，掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇-水的填料式精馏塔的设计，通过对填料式精馏塔的设计，熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生产当中去。关键词乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；

摘要........................................................................ I 第一部分概述 (3) 概述 (3) 文献综述 (3) 填料类型 (3) 填料塔 (4) 填料选择 (4) 设计任务书 (4) 设计题目 (4) 设计条件 (4) 设计任务 (5) 设计思路 (5) 第二部分工艺计算 (6) 平均相对挥发度的计算 (6) 绘制t-x-y图及x-y图 (6) 全塔物料衡算 (7) 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7) 平均摩尔质量 (8) 全塔物料衡算： (8) 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (8) 最小回流比 (8) 确定最适操作回流比R (9) 热量衡算 (9) 求理论板数及加料 (10) 精馏段和提馏段操作线方程的确定 (10) 理论板数及加料板位置 (11) 填料高度计算 (11) 精馏塔主要尺寸的设计计算 (12) 流量和物性参数的计算 (12) 塔板效率 (14) 第三部分塔板结构设计 (14) 气液体积流量 (15) 精馏段的气液体积流量 (15) 提馏段的气液体积流量 (16) 塔径计算 (16)

工学化工原理课程设计

化工原理课程设计——换热器的设计

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化工原理课程设计

化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准

化工原理课程设计最终版

化工原理课程设计

化工原理课程设计(浮阀塔)

化工原理课程设计报告样本

最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc

华东理工化工原理课程设计

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》

化工原理课程设计报告(换热器)

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天津大学化工原理课程设计

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化工原理课程设计说明书(换热器的设计)

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