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化工原理课程设计(00002)

化工原理课程设计任务书

生产能力：11700t/年

年工作日：300天

进料组成0.55 馏出液组成0.98

釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）

压力：常压进料

加料热状况q=1.0

塔顶全凝器泡点回流

回流比 1.9Rmin

单板压降≤0.7kPa

一．概要

1.精馏与塔设备简介

蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。

在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。

蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。

2.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。体系介绍

甲醇－水体系汽液平衡数据(101.325kPa)：表2-------1

甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：表2-------2

二、设计说明书

蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。

蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。

三．设计计算书

1.设计参数的确定

1.1进料热状态

根据设计要求，泡点进料，q＝1。

1.2加热方式

精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。

1.3 塔顶冷凝水的选择

采用深井水，温度t＝12℃

1.4回流比（R）的选择

实际操作的R必须大于R min，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定

最佳R值，常用的适宜R值范围为：R＝（1.2～2）R min。

2.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算 2.1理论板数计算

2.1.1物料衡算

已知进料量为11700t/年，进料组成X F ＝0.55，进料q ＝1

一天以24小时计，则每小时的产量为1625kg/小时，化为摩尔量为Xf=////////////////////////////////////////////////////// 设计要求：X D ＝0.98，Xw=0.035 衡算方程：

F D W F D W Fx Dx Wx =+??=+?70700.550.980.035D W D W =+??

?=?+??38.15/31.85/D Kmol h

W Kmol h =??

2.1.2 相对挥发度的确定

㏒＝Ｐsat =A-Ｂ／（Ｔ＋Ｃ）

α顶=4.13 α底=3.54 α

=3.82 Xe=0.55代入公式的：

3.820.8241(1)1 2.82x x

y x x

αα=

==+-+

（Xe,Ye ）=(0.55,0.824)

2.1.3R min 的确定

e min 0.980.824

R =

0.5690.8240.55

D e e X Y Y X --==--

2.1.4精馏段操作线方程的确定

精馏段操作线方程：

1 1.1380.980.5320.45811 1.1381 1.1381

D n n n n x R y x x x R R +=

+=+=+++++ 2.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定

已知 D ＝38.15kmol/h R ＝1.138 精馏段：L ＝RD ＝0.0121kmol/s

V ＝（R ＋1）D ＝0.023kmol/s 提馏段：L’＝L ＋qF ＝0.032kmol/s

V’＝V －（1－q ）F ＝V ＝0.023kmol/s

2.1.6提馏段操作线方程的确定

提馏段操作线方程：

'1''0.03231.85*0.035

1.390.0130.0230.023*3600

w m m m m Wx L y x x x V V +=-=-=-

采用逐板计算法：

XD=y1=0.98 x1=0.928 y2=0.952 x2=0.839 y3=0.904 x3=0.711 y4=0.836 x4=0.572 y5=0.762 x5=0.456<0.55

因x5

y6=0.621 x6=0.300 y7=0.404 x7=0.151 y8=0.197 x8=0.060 y9=0.070 x9=0.020<0.035

所需总理论板数为9块，第5块板为加料板，精馏段需4块板。

0.2450.2451110.49()0.49*(4.13*0.336)0.452T E αμ--=== 0.2450.2452220.49()0.49*(3.54*0.317)0.476E αμ--===

=8.890.452N ≈精 5

==10.5110.476N ≈提

全塔效率：9

45%20

T T P N E N =

== 3.2热量衡算

3.2.1比热容及汽化热的计算

表3.2.1--------1

比热容（kj/kmol.k)

60 70 80 90 100 甲醇 88.3 94.29 101.3 水 75.294 75.366 75.51 75.672 75.816

汽化潜热

T 60 80 100 甲醇（kj/kg ） 1128 1070 1030 T 62 64 66 68 水(j/mol) 42329 42241 42153 42065

(1)塔顶温度t d =65.05℃时，内插法求得

,80,65.05,65.05,80,60

94.298065.05

94.2988.3

8060

po po po po po C C C C C ---=

---,65.0589.81/()po C KJ mol K =?

,70,65.05,65.05,70,60

4.187706

5.05

4.187 4.183

7060

pw pw pw pw pw C C C C C ---=

---,65.0575.33/()pw C KJ mol K =?

(1)89.810.9875.33(10.98)89.52/()pD po D pw D C C x C x KJ mol K =+-=?+?-=?

同理可分别求出：

(3)进料塔温度t F =72.25℃时，比热容

(1)91.970.5575.40(10.55)84.51/()pF po F pw F C C x C x KJ mol K =+-=?+?-=?

(3)塔底温度t w =96.76℃时，比热容

(1)100.160.03575.76(10.035)76.614/()pW po W pw W C C x C x KJ mol K =+-=?+?-=?

(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：

t d =65.06℃1113.4/o KJ kg γ=2344.15/w KJ kg γ=

(1)1138.015/o D w D x x KJ kg γγγ=+-=

3.2.2热量衡算

（1）0℃时塔顶上升的热量v Q ，塔顶0℃为基准

()0.023360089.52273.1565.050.023********.01531.72VD pD V D Q VC t V M γ=+=???++???

5495725.783/kJ h =

（2）回流液的热量R Q t d =65.05℃89.52/()pR C KJ mol K -

()43.4189.52273.1565.051314266.574/pR R R Q LC t kJ h -

==??+=

(3)塔顶馏出液热量D Q 89.52/()pR C KJ mol K -

()38.1589.52273.1565.051155016.582/pD D D Q DC t kJ h -

==??+=

(4)进料热F Q

()7084.51273.1572.252043282.78/pF F F Q F C t kJ h -

==??+=

(5)塔底残液热w Q

()31.8576.614273.1596.76902638.069/pW W W Q W C t kJ h -

==??+=

(6)冷凝管消耗热C Q

5495725.7831314266.5741155016.5823026442.627/C V R D Q Q Q Q kJ h =--=--=

(7)再沸器提供热B Q ：塔釜热损失10%。即0.1B Q Q =损

F +=B C W D Q Q Q Q Q Q +++损

即实际热负荷：

0.9=B C W D F Q Q Q Q Q ++-

3026442.627902638.0691155016.5822043282.78=++-

计算得：3040814.498/B Q kJ h =

表3.2.2-------1

热量衡算结果工程

进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液

再沸器

平均比热容kj/kmol.k

84.51

-------- 89.52 76.614 ------

热量Q （kj/h ）

2043282.78 3026442.627 1155016.582 902638.069 3040814.498

4精馏塔工艺条件计算 4.1操作压强的选择

应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。

塔顶压力P 顶=101.3=101.3kPa 单板压降ΔP=0.7kPa

进料板压力p F =101.3+0.7*9=107.6kPa 塔底压力p w =101.3+0.7*20=115.3kPa

精馏段平均压力p m =(101.3+107.6)/2=104.45kPa 提留段平均压力p m' =(107.6+115.3)/2=111.45kPa

4.2操作温度的计算

利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF 、塔顶温度tD 、塔底温度tW

塔顶温度：

64.766.964.70.8741 1.0 1.00.98

t --=

-- t D =65.05 ℃ 进料温度：71.372.771.3

0.52920.59370.59370.55

F t --=

-- t F =72.25℃ 塔底温度：10010092.9

0.00.05310.00.035

W t --=

-- t W =96.76℃ 精馏段平均温度：t1=69.15℃ 提溜段平均温度：t2=85.51℃

4.3塔内物料平均分子量、流量及密度的计算

4.3.1 密度及流量

甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma) 水的分子量为：18.01 kg/kmol (Mb)

加料甲醇含量：x=0.685(质量分数) 塔底甲醇含量：x=0.061（质量分数）塔顶甲醇含量：x=0.898（质量分数）

Ⅰ、精馏段

精馏段平均温度：69.15℃

精馏段平均液相组成：10.7652D F

x x x +=

= 精馏段平均汽相组成：10.8962

y y y +== 精馏段液相平均分子量：11(1)=28.71/L M M x x M kg kmol =+-甲醇水精馏段气相平均分子量：11(1)=30.54/V M M y y M kg kmol =+-甲醇水液相密度：3

L =783.809/kg m ρ 气相密度：3v =1.09/kg m ρ 液相流量：430.012128.71

4.4310m /s 783.809L s L L M L -??=

==?ρ 气相流量：30.02330.54

0.644m /s 1.09V S V

V M V ??=

==ρ Ⅱ、提馏段

提馏段平均温度：85.51℃

提馏段平均液相组成：20.2932W F

x x x +=

= 提馏段平均气相组成：20.4672

W F

y y y +==

提馏段液相平均分子量：'

22(1)=22.10/L M M x x M kg kmol =+-甲醇水提馏段气相平均分子量：'

22(1)=24.54/V M M y y M kg kmol =+-甲醇水

液相密度：'3

=871.637/L kg m ρ 气相密度：'3

v =0.899/kg m ρ

液相流量：43''0.03222.095

'8.1110m /s '

871.637L S L L M L -??=

==?ρ 气相流量：3''0.02324.54

'0.627m /s '

0.899V S V V M V ??=

==ρ 4.4塔径的确定

4.4.1精馏段

欲求塔径应先求出空塔气速 u ＝安全系数×u max

功能参数：

0.018S S L V ==（取塔板间距T H =0.45m ，板上液层高度1600.06h mm m ==，那么分离空间：T H - h1=0.45-0.06=0.39m

图4.4.1-------1

从史密斯关联图查得：200.079C =，由于0.2

0.07920

C C σ==（）

max u 0.079 2.12/m s === max u=0.7u =0.7 2.12=1.484/m s ?

0.744m D =

== 圆整得 D=0.8m

塔截面积：()2

220.80.50244

T A D m π

实际空塔气速：0.644u 1.282/0.5024

S T V m s A =

== 4.4.2提馏段

功能参数：'0.040'S S L V ==（

取塔板间距T H =0.45m ，板上液层高度1600.06h mm m ==，那么分离空间：

T H - h1=0.45-0.06=0.39m

从史密斯关联图查得：20'0.085C =，由于0.2

20''0.09620

C C σ==（

）

max u '0.096 2.99/m s ===

''max u =0.7u =0.7 2.99=2.09/m s ?

'0.618m D =

== 圆整取： D'=0.8m 塔截面积：()22

25024.08.04

'm D A T =?=

=π

空塔气速：'0.627

u' 1.248/'0.5024

S T V m s A =

== 4.5塔有效高度

精馏段有效高度 m H N Z T P 6.345.0)19()1(1=?-=?-=精提馏段有效高度m H N Z T P 5.445.0)111()1(2=?-=?-=提

从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6M,开人孔的两块板间距取0.7M 所以应多加高(0.7-0.45)×[20/7]=0.75m Z=Z 精+Z 提=3.6+4.5+0.75=8.85m

4.6整体塔高

(1)塔顶空间H D

取H D =1.6T H =0.72m 加一人孔0.6M,共为1.32m (2)塔底空间

塔底储液高度依停留4min 而定

0.0008114600.38760.5024S

L T

L H m A

τ'??==='m

取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m ，中间开一直径为0.6M 的人孔 =w H 1+0.3876=1.3876m 设置裙座H 1=2.4m

(3)整体塔高18.85 1.3876 1.32 2.413.9576m W D H Z H H H =+++=+++=

5.塔板主要工艺参数确定 5.1溢流装置

选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。

5.1.1堰长lw

取堰长l w =0.661D,l w =0.529m

5.1.2出口堰高h w

42.5

2.5

3600 4.43107.840.529

h w L l -??== 查图可知 E=1.02

h w ＝h L －h ow 其中23

2.841000h ow w L h E l ??

???

43h 3600 4.4310 1.595m /L -=??=h ，43h '36008.1110 2.920m /h L -=??=

得h ow =0.00603m ，h ow ‘

= 0.0073m h w 取0.0540m h w'取0.0527m

5.1.3弓形降液管宽度Wd 和面积Af

0.661w

l D

=查

图

知

0.072

f T

A A =0.124Wd

=0.0992Wd =m 精馏段：

22f 0.0720.036m 4

A D π

验算液体在降液管内停留时间

f 0.0360.45

36.5650.000443

T S A H S S L ?=

==θ

提镏段：

22f 0.0720.036m 4

A D π

验算液体在降液管内停留

f 0.0360.45

19.985'0.000811

T S A H S S L ?'===θ

停留时间θ>5s 故降液管尺寸可用。

5.1.4降液管底隙高度0h

h 00u l L w S

，取0'0.07/u m s = 则精馏段：

00.000443

0.012m 0.5290.07

h =

0h 0.05400.0120.0420.006W h m

m -=-=

提镏段：

'00.000811

0.022m 0.5290.07

h =

0h 0.050.0220.0280.006W h m

m ''-=-=

故降液管底隙高度设计合理

5.2塔板布置及筛孔数目与排列

5.2.1塔板的分块

D ≥800mm ，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。

5.2.2边缘区宽度确定

取0.065m 0.035S C W W m ==，

5.2.3开孔区面积a A 计算

212[sin ]2a x A r r

ππ-= 22D

r Wc D

x Wd Ws

-=-- 20.351a A m =

5.2.4筛孔计算及其排列

物系无腐蚀性，选用δ=3mm 碳钢板，取筛孔直径mm 5d 0=。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为

0t 33515d mm ==?=

开孔率为φ=0.907

%1.10015

.0005.0907.0t d 2

20==）（）（筛孔数目n 为3a 22

1.1551158100.351

n 1806t 15A ??=

==个 0.907

(/)

o a o A A t d ?=

20.1010.3510.0355o A m =?= 精馏段气体通过阀孔的气速:

000.64418.14/0.0355

S V u m s A =

== 提馏段气体通过阀孔的气速:

00'0.627'17.66/0.0355

S V u m s A =

6.1.4气体通过每层塔板的液柱高p h

可按下计算σh h h l c ++=p h

∴精馏段p h =0.0331+0.0372+0.00210=0.0724m 液柱

0.0724783.8099.81556.700.7p p L a

P h g p KPa ρ?==??=

提馏段p h =0.0232+0.039+0.00339=0.0656m 液柱

'''0.0656871.6379.81560.930.7p p L a

P h g p KPa ρ?==??=

6.4漏液的验算

筛板塔,

漏液点气速 4.4ow u C =带入数据得：

精馏段 4.410.49/ow u m s =?=，

提馏段' 4.411.40/ow u m s =?=

实际孔速:精馏段018.14/u m s =＞ow u ,提馏段'

017.66/u m s =＞'ow u ，

稳定系数: 精馏段018.14 1.73 1.510.49

ow u K u =

==，提馏段''

17.66

1.55 1.511.40

ow u K u === 均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.

6.5液泛的验算

为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd ≤φ(w h +T H ) 对于设计中的甲醇-水体系φ=0.5, Hd ≤0.50.450.054?+（）=0.252m 由于板上不设进口堰精馏段

2d 0

h 0.153(

)0.153(0.07)0.00075S w L m l h ==?=液柱 d p d h h h 0.07240.060.000750.133m L H =++=++=m 25.0

提馏段

2d 0

h 0.153(

)0.153(0.07)0.00075S w L m l h ==?= d p d 'h 'h 'h 0.06560.060.000750.126m L H =++=++=m 25.0

所以不会发生淹泛现象

以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

7.5液泛线

Hd=φ(w h +T H )

由d p d h h h ++=L H ，σh h h l c ++=p h ，0l L h h ε=，ow w h h h +=L 得2

aVs b cLs dLs =--

其中20002

2/300.051a ()()(1)0.153/()36002.8410(1)()V

L T w w w A c b H h c l h d E l εε-?=???=+--??=??=?+???

ρρφφ带入数据精馏段a 1

b 2.04

c 68337.5

d 21.1=??=??=??=? 提馏段

a 1

b 2.71

c 63283

d 28.1

=??=?

=??=? 所以精馏段222/3

2.0468337.521.1S S S V L L =--

提馏段222/3

2.716328328.1S S S V L L =--

7.2-------3

8. 辅助设备及零件设计

8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）

甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式

8.1.1.1估计换热面积

①．甲醇-水冷凝蒸汽的数据

t D =65.05℃冷凝蒸汽量：181.56(32.040.9818.010.02)

0.73g/s 36003600

V VM G K ??+?=

== 由于甲醇摩尔分数为0.98,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg ②．冷凝水始温为12℃，取冷凝器出口水温为20℃，在平均温度℃162

12t =+=

物性数据如下（甲醇在膜温40.3℃下，水在平均温度16℃下）

③a. 设备的热参数：1r 0.731100.18803.13kw Q G ==?= b ．水的流量：2803.13

23.98/4.18628

P Q G kg s C t =

==?? c ．平均温度差：m 1265.0520t 48.9465.0512ln

65.0520

---=

=--（65.05）（）

Δ℃

根据“传热系数K 估计表”取K=2000W/(m 2.℃)

传热面积的估计值为：3

2803.13108.21200048.94

m Q A m K t ?'===??

安全系数取1.2 换热面积A=1.2*8.21=9.852m 2

管子尺寸取Φ255.2?mm 水流速取u i =1.0m/s

管数：2

i 23.98/998.8

76.463.14/40.02 1.04i V n d u π===??个管长：9.852

1.63.140.02576.46

o A l m d n π=

==?? 取管心距m m 25.3125.1==o d t 壳体直径取600mm

折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm

由上面计算数据，选型如下：

核算管程、壳程的流速及Re: （一）管程

流通截面积：222i d 3.140.0277

0.012442

i p n A m n ??===?π

管内水的流速2i

23.98

2.0m/s 998.80.012i G u A =

==?水ρ 45

0.02 2.0814.7Re 10.9103010

i i

i d u -

??=

==??ρμ （二）壳程

流通截面积：9.7c n === 取c n =10

2()0.2(0.6100.025)0.07O c o A B D n d m =-=-?=

壳内甲醇-水流速1o o 0.73

9.02m/s 1.1560.07

G u A =

==?ρ 当量直径 m d d o 018.04/t 2/34d 02

2e =?-??=π）

π（

e o 5

0.0189.02 1.156

Re 417.084510

o d u m -??=

==?ρμ 8.1.1.2计算流体阻力管程流体阻力

S p t i

N N F p p p

)(21ΔΔΔ+=∑

设管壁粗糙度ε为0.1mm ，则ε/d=0.005,4100.5Re ?=i 查得摩擦系数λ=0.022

13735.52i i

l u p Pa d ρλ?==

235992.82

i u p Pa ρ?==

()9728.310k a S

p p p F N N

Pa P =+=∑ΔΔΔ 符合一般要求

壳程流体阻力

S N F p p p

s 21o

)''(ΔΔΔ+=∑

2)1(p'2

0c 01u N n Ff B c ρ+=?2)/25.3(p'20

c 21u D B N B ρ-=?

Re 0=417.08<500，故0.228

5.0Re 1.26f -== 管子排列为正三角形排列，取F=0.5

挡板数17.5B l

N B

-=块代入得1

123.81p Pa '?=249.3p pa '?= 取污垢校正系数F S =1.0

0p 1.01173.1110Kpa ∑?=??=（123.81+49.3）

故管壳程压力损失均符合要求

8.1.1.3计算传热系数

管程对流给热系数i α 膜的雷诺数5

4Re 0.823101800o

G d μπ=

=?所以为垂直湍流管

231/3i 20.0077()Re g α=ρλ

=0.56×1042/()W m ?℃

壳程对流给热系数0α Re=417.08 Pr 0=

pc c λμ=354.18610111.1100.5887

-???=8

0α=0.36

)(

Pr Re 3

/10

.00

d μμλ =837.82/()W m ℃ 计算传热系数

取污垢热阻 Rs =i 0.15m 2℃/kW Rs 0=0.58 m 2℃/kW 以管外面积为基准则K 计=

000i 01

Rs 1αλα++++Rs d bd d d d d m i i i =2.357kW/(m 2.

℃)

计算传热面积 A 需=

96.6t m

=?计K Q

m 2

所选换热器实际面积为 A=n l 0d π=8.22m 2 裕度181.0=-=

?需

需A A A

所选换热器合适

釜式再沸器：

计算热负荷：

0.032(32.040.03518.010.965)0.592/L

G L M kg s ''==??+?= kg kJ r /1.2283=

考虑到5%的热损失后 kW Gr Q 17.141905.1== 选用0.2MPa 饱和水蒸气加热，23.120=热s t ℃

因两侧均为恒温相变 47.2376.9623.120=-=-=?冷热s s m t t t ℃ 取传热系数K=1000W/（m 2

.K ）

估算传热面积23

47.6047

.2310001017.1419m t K Q A m =??=?=

取安全系数0.8，实际传热面积A=60.47/0.8=75.58m

原料预热器

原料加热：采用压强为270.25kPa 的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热查表Cp 甲醇=2.87 kJ/(kg?K) Cp 水=4.19kJ/(kg?K) 摩尔分数 x F =0.55

根据上式可知：Cpc=2.87×0.55+4.19×0.45=3.464kJ/(kg?K) 设加热原料温度由20℃到72.25℃

s kg FM G F /500.03600

)

45.001.1855.004.32(703600=?+??==

kW 50.902025.72464.3500.0=-??=?=）（t GC Q pc

考虑到5%的热损失后W Q k 02.9550.9005.1=?= 选择传热系数K=800 w/(m2?K) 计算传热面积：

09.81)

25.72130()20130(ln

)

25.72130()20130(t =-----=

?m ℃

40.109

.818001050.90m t K Q A m =??=?=

取安全系数为0.8 A 实际=1.40/0.8=1.75m 2

8.2.2釜残液出料管

釜残液的体积流量：

34331.8518.49

0.626/ 1.7410/941.354

SW w

WM V m h m s ρ-?=

==?

取适宜的输送速度u w =1.6m/s 则

0.012m w d ==

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：20mm ?2.5mm

8.2.3回流液管

回流液体积流量

30.012131.72

0.000501m /765.697

SL L

LM V s ρ?=

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 1.6/L u m s =，那么

0.020m R d =

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：?30mm ?2.5mm

8.2.4再沸器蒸汽进口管

V=0.023×18/0.65=0.6373

/m s

设蒸汽流速为

23m/s,'

0.188m V d =

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：?325mm ?12.5mm

8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管

V=0.023×32.04/1.147=0.643

/m s

设蒸汽流速为

20m/s,'

0.202m V d =

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：?426m ?13mm m

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：

化工课程设计小结

化工原理课程设计小结随着毕业日子的到来，课程设计也接近了尾声。经过几周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。在此要感谢我们的指导老师罗老师、朱老师和李老师对我们悉心的指导，感谢老师们给我们的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，使我终身受益。课程设计报告主要包括以下几个方面． 1．封面（根据自己的个性设计）2．目录3．主界面（介绍这次设计的课题、人员、目标、任务、人员分工）4．主要过程（要告诉别人你的这个作品该怎么用）5．程序流程图（用图来表示主要过程）6．核心源程序（你觉得这个作品它具备的主要功能是什么，就将实现这个功能的代码给COPY下来）7．主要函数（你程序代码里用的函数中你觉得重要的或是难的）8．心得9．附录（你完成这次课程设计参考的书，这个可以多写一点，以示用心认真）我第一次做课程设计时写报告就是这么写的．你参考参考．希望能对你有些帮助

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

《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；

2017化工课程设计心得体会范文

2017化工课程设计心得体会范文 2017化工课程设计心得体会范文一化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既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。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。本次化工原理课程设计历时两周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们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和经济合理性。由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，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。我的课程设计题目是苯――氯苯筛板式精馏塔设计图。在开始时，我们不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参

考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。在这三周中给我印象最深的是我们这些“非泡点一族”在计算进料热状况参数q时，没有任何参考模板，完全靠自己捉摸思考。起初大家都是不知所措，待冷静下来，我们仔细结合上课老师讲的内容，一步一步的讨论演算，经大家一下午的不懈努力，终于把q算出来了。还有就是我们在设计换热器部分，在试差的过程中，我们大部分人都是经历了几乎一天多的时间才选出了合适的换热器型号，现在还清楚的记得我试差成功后那激动的心情，因为我尝到了自己在付出很多后那种成功的喜悦，因为这些都是我们的“血泪史”的见证哈。在此感谢我们的杜治平老师.，老师严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中的榜样;老师循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪;这次课程设计的细节和每个数据，都离不开老师您的细心指导。而您开朗的个性和宽容的态度，帮助我能够很顺利的完成了这次课程设计。同时感谢同组的同学们，谢谢你们对我的帮助和支持，让我感受到同学的友谊。由于本人的设计能力有限，在设计过程中难免出现错误，恳请老师们多多指教,我十分乐意接受你们的批评与指正，本人将万分感谢。 2017化工课程设计心得体会范文二

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

化工原理课程设计

安阳工学院课程设计说明书课程名称：化工原理课程设计设计题目：列管式换热器院系：化学与环境工程学院学生姓名：赵安顺学号：201005020025 专业班级：应用化学一班指导教师：路有昌

列设计一台列管式换热器一、设计任务及操作条件 (1)处理能力 2.5×105 t/a热水 (2)设备型式列管式换热器 (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32℃,出口温度40℃. ③允许压降:不大于105Pa. ④每年按300天计算,每天24小时连续运行. 二、设计要求及内容 (1)根据换热任务和有关要求确认设计方案; (2)初步确认换热器的结构和尺寸; (3)核算换热器的传热面积和流体阻力; (4)确认换热器的工艺结构. 摘要：通过对列管式换热器的设计，首先要确定设计的方案，选择合适的计算步骤。查得计算中用到的各种数据，对该换热器的传热系数传热面积工艺结构尺寸等等要进行核算，与要设计的目标进行对照是否能满足要求，最终确定换热器的结构尺寸为设计图纸做好准备和参考，来完成本次课程设计。关键词：标准方案核算结构尺寸

目录一.概述 (4) 二.方案的设计与拟定 (4) 三.设计计算 (8) 3.1确定设计方案 (9) 3.1.1选择换热器的类型 (9) 3.1.2流动空间及管子的确定 (9) 3.2确定物性数据 (9) 3.3初选换热器规格 (10) 3.3.1热流量 (10) 3.3.2冷却水用量 (10) 3.3.3平均温度差 (10) 3.3.4换热器规格 (11) 3.4核算总传热系数 (11) 3.4.1计算管程传热系数 (11) 3.4.2 计算壳程传热系数 (12) 3.4.3 确定污垢热阻 (13) 3.3.4 总传热系数 (13) 3.5计算压强降 (14) 3.5.1计算管程压强降 (14) 3.5.2计算壳程压强降 (14)

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。

化工设计课程学习总结范文三篇

化工设计课程学习总结范文三篇化工设计课程学习总结范文三篇本学期顺利完成了化学工程与工艺专业共100名同学的化工原理课程设计，总体来看学生的工艺计算、过程设计及绘图等专业能力得到了真正有效的提高，可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到了课程综合训练的目的，提高了学生分析和解决化工实际问题的能力。同时，在设计过程中也存在者一些共性的问题，主要表现在：一、设计中存在的问题 1．设计过程缺乏工程意识。学生在做课程设计时所设计的结果没有与生产实际需要作参考，只是为了纯粹计算为设计，缺乏对问题的工程概念的解决方法。 2.学生对单元设备概念不强。对化工制图、设备元件、材料与标准不熟悉，依葫芦画瓢的不在少数，没有达到课程设计与实际结合、强化“工程”概念的目的。

绘图能力欠缺，如：带控制点工艺流程图图幅设置、比例及线型选取、文字、尺寸标注以及设备、仪表、管件表示等绘制不规范。 3.物性参数选择以及计算。在化工原理课程设计工程中首要的问题就是物性参数选择以及计算，然而学生该开始并不清楚需要计算哪些物性参数以及如何计算。这对这些问题，指导老师应在开课之初给学生讲一下每个单元操作所需的物性参数，每个物性参数查取方法以及混合物系物性参数的计算方法，还有如何确定体系的定性温度。二、解决措施 1.加强工程意识。设计过程中鼓励学生多做深层次思考，综合考虑经济性、实用性、安全可靠性和先进性，强化学生综合和创新能力的培养；引导学生积极查阅资料和复习有关教科书，学会正确使用标准和规范，强化学生的工程实践能力。为了增强学生的工程意识提出以下措施：一是在化工原理课程讲述过程中应加强对学生工程意识的培养，让同学明确什么是工程概念，比如：理论上的正确性，技术上的可行性，操作上的安全性，经济上的合理性，了解工程问题的计算方法。比如试差

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》课程设计实践教学总结

《化工原理》课程设计实践教学总结摘要：化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既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。通过课程设计使学生初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。关键词：化工原理；课程设计；实践；可行性中图分类号：G642.0 文献标志码：A 文章编号：1674-9324（2014）22-0205-02 《化工原理》是化学工程与工艺专业的必修专业课程之一，理论课之后国内大部分高校的本科人才培养计划中安排了实践教学环节――《化工原理》课程设计。我们学校的化学工程与工艺专业培养计划也如此。《化工原理》课程设计是培养化工专业学生综合运用所学的理论知识，树立正确的设计思想，解决常规化工设计中一些实际问题的一项重要的实践教学。其出发点是通过课程设计提高学生搜集资料、查阅文献、计算机辅助绘图、分析与思考解决实际生产问题等能力。笔者从事了3届的课程设计教学，从中总结了许多宝贵的经验和教学方法，以期提高教学效果。现将笔者的教学体会作一介绍。一、课程设计题目应具有普遍性、代表性

我校化学工程与工艺专业的《化工原理》课程设计一般为二周时间。课程设计基本要求是通过这一设计过程使每个学生都受到一定程度的训练，使将来在不同岗位就业的学生都能受益，都能解决这类工程的实际问题，并可以举一反三。所以课程设计的选题需要我们指导老师慎重，尽量选择化工行业中最普遍且最具代表性的单元操作进行设计。根据以往的教学的经验，题目的选取应从以下几个方面考虑： 1.课程设计题目尽可能接近实际生产，截取现有的某化工项目中的某一操作单元为设计模型，比如某合成氨厂的传热单元的设计，流体输送过程中离心泵的设计，管壳式换热器等等。这样学生在课程设计过程中有参照体系，不至于出现不合理的偏差。 2.课程设计题目应该围绕着常见的化工操作单元进行展开，比如我们都知道在讲授《化工原理》理论知识时其中的单元操作有流体输送、传热、精馏、吸收、萃取等等。一个课程设计题目应该包括2～3个常见的单元操作，从而实现某一简单的化工任务。 3.课程设计题目中涉及的物质尽可能常见易得。因为完成虚拟的生产任务过程中需要这些物质的物性参数进行核算，常见易得的物质能够降低学生在查阅参数方面的工作量。比如，如果我们设计分离任务尽量选择苯-甲苯，或甲醇-水等这样的体系，因为这些混合体系的参数大部分工具

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计设计（论文）题目：板式精馏塔的设计学院名称：材料与化学工程学院专业：化学工程与工艺班级：化工151 姓名：学号指导教师：职称定稿日期：2018年1月7日

目录 1设计任务书 (4) 1.1设计任务 (4) 1.2工艺操作条件 (4) 1.3设计内容要求 (4) 2精馏塔设计 (5) 2.1塔设备设计思路 (5) 2.2乙醇—水溶液的分析 (5) 2.2.1乙醇—水溶液的性质 (5) 2.2.2乙醇—水溶液气液平衡数据的获取 (5) 2.3工艺操作条件的确定 (7) 2.3.1压力的确定 (7) 2.3.2进料热状态的确定 (7) 2.3.3回流比的确定 (8) 2.3.4塔盘类型与选择 (9) 2.3.5塔釜加热、塔顶冷凝方式 (12) 2.3.6工艺流程图 (12) 3精馏塔的工艺计算 (13) 3.1物料衡算 (13) 3.2操作线的计算 (13) 3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据 (14) 3.3.1Aspen plus简捷计算法 (14) 3.3.2AspenPlus严格计算法 (14) 3.4塔径计算 (16) 3.5溢流装置计算 (17) 3.6塔板布置及浮阀数目与排列 (20) 3.7塔板流体力学校验 (21) 3.7.1气相通过浮阀塔板的压强降 (21) 3.7.2液泛 (21) 3.7.3雾沫夹带 (22) 3.8塔板负荷性能图 (23) 3.8.1雾沫夹带线 (23) 3.8.2液泛线 (24)

3.8.3液相负荷上限线 (24) 3.8.4漏液线 (25) 3.8.5液相负荷下限线 (25) 3.9水力学校核 (26) 4计算结果汇总 (30) 5Aspen软件验算 (31) 5.1达到目标要求回流比的计算 (31) 5.2最佳进料位置的计算 (31) 5.3塔径验算 (32) 6参考文献 (34)

化工原理课程设计(00002)

化工原理课程设计——换热器的设计

化工原理课程设计报告

化工原理课程设计最终版

化工课程设计小结

化工原理课程设计

化工原理课程设计

2017化工课程设计心得体会范文

化工原理课程设计(浮阀塔)

化工原理课程设计报告样本

化工原理课程设计

最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc

化工原理课程设计报告(换热器)

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天津大学化工原理课程设计

化工设计课程学习总结范文三篇

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计实践教学总结

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