化工原理课程设计-丙烯丙烷精馏

过程工艺与设备课程设计（二）（丙烯——丙烷精馏装置设计）

学院（系）：化工与环境生命学部___

班级：环工1302________

学生姓名：崔世璇_________

学号：201346075________

指导教师：吴雪梅、李祥村_____

完成日期：2016年7月10日____

前言

化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。

本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计、控制方案和经济分析共八章。

说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。

在设计过程中，得到了吴雪梅和李祥村老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。

鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正。

感谢老师的指导和参阅！

目录

前言........................................................................................................................... I 目录......................................................................................................................... II 第一章概述 (1)

1.1精馏塔 (1)

1.1.1塔型选择 (1)

1.1.2板型选择 (2)

1.2再沸器 (2)

1.3冷凝器（设计从略） (3)

第二章方案流程简介 (4)

2.1精馏装置流程 (4)

2.2工艺流程 (4)

2.2.1物料的储存和运输 (4)

2.2.2必要的检测手段 (4)

2.2.3调节装置 (4)

2.3设备选用 (4)

2.4处理能力及产品质量 (5)

第三章精馏过程系统设计 (6)

3.1 设计条件 (6)

3.1.1 工艺条件 (6)

3.1.2 操作条件 (6)

3.1.3塔板形式： (6)

3.1.4处理量： (6)

3.1.5安装地点： (6)

3.1.6塔板设计位置： (6)

3.2 塔顶、塔底温度与压力的确定 (6)

3.2.1 塔顶温度与压力的计算 (6)

3.2.2 塔底温度与压力的计算 (7)

3.2.3 平均相对挥发度 (7)

3.3 物料衡算及热量衡算 (7)

3.3.1物料衡算 (7)

3.3.2 热量衡算 (8)

3.3 塔板数的计算 (8)

3.3.1回流比的计算 (8)

3.3.2给出假设，进行迭代 (9)

3.3.4计算结果 (14)

3.4 精馏塔工艺设计 (14)

3.4.1物性数据 (14)

3.4.2初估塔径 (14)

3.4.3塔高的估算 (16)

3.5 溢流装置的设计 (16)

3.5.1 降液管（弓形） (16)

3.5.2溢流堰 (16)

3.6 浮阀数及排列方式 (17)

3.6.1浮阀数................................................................................................. 17 3.6.2浮阀排列方式..................................................................................... 17 3.7 塔板流动性能校核.. (18)

3.7.1液沫夹带量的校核............................................................................. 18 3.7.2塔板阻力计算..................................................................................... 18 3.7.3降液管液泛校核................................................................................. 19 3.7.4液体在降液管内停留时间................................................................. 19 3.7.5严重漏液校核..................................................................................... 19 3.8 负荷性能图.. (19)

3.8.1过量液沫夹带线................................................................................. 19 3.8.2液相下限线......................................................................................... 20 3.8.3严重漏液线......................................................................................... 20 3.8.4液相上限线......................................................................................... 20 3.8.5降液管液泛线..................................................................................... 20 3.8.6负荷性能图......................................................................................... 21 3.9 塔设计结果表. (22)

3.9.1操作条件及物性参数......................................................................... 22 3.9.2塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果 (22)

第四章 再沸器的设计 (23)

4.1 设计任务与设计条件 (23)

4.1.1选用立式热虹吸式再沸器................................................................. 23 4.1.2再沸器壳程与管程的设计................................................................. 23 4.2 估算设备尺寸.............................................................................................. 24 4.3 传热系数的校核 (24)

4.3.1显热段传热系数K L ........................................................................... 24 4.3.2蒸发段传热系数K E 计算 .................................................................. 25 4.3.3显热段及蒸发段长度......................................................................... 27 4.3.4平均传热系数K C ............................................................................... 27 4.3.5传热面积裕度：................................................................................. 27 4.4 循环流量校核. (27)

4.4.1循环系统推动力D P (27)

4.4.2循环阻力△Pf ： ................................................................................. 28 4.5 再沸器设计结果.......................................................................................... 31 第五章 辅助设备的选型.. (32)

5.1冷凝器........................................................................................................... 32 5.2 进料预热器................................................. 32 5.3 两端产品冷却器 (33)

5.3.1塔顶产品冷却器................................................................................. 33 5.3.2塔底产品冷却器................................................................................. 33 5.4 容器.. (33)

5.4.1进料罐（常温贮料） (34)

5.4.3塔顶产品罐 (34)

5.4.4塔底产品罐 (34)

5.5辅助设备设计汇总 (35)

5.5.1换热器设计汇总 (35)

5.5.1储罐设计汇总 (35)

第六章管路设计及泵的选择 (36)

6.1管路设计 (36)

6.1.1进料管 (36)

6.1.2塔顶蒸气管 (36)

6.1.3塔顶产品管 (36)

6.1.4回流管 (36)

6.1.5釜液流出管 (37)

6.1.6仪表接管 (37)

6.1.7塔底蒸汽回流管 (37)

6.1.8管线设计结果 (37)

6.2 泵的选择 (38)

6.2.1进料泵(两台，一用一备) (38)

6.2.2回流泵（两台，一用一备） (38)

6.2.3釜液泵（两台，一用一备） (39)

6.2.4料液输出泵 (40)

6.2.5 泵设计结果 (40)

第七章控制方案 (41)

第八章经济概算 (42)

8.1 项目总投资估算 (42)

8.2 项目生产成本分析 (43)

8.2.1 直接生产成本 (43)

8.2.2 设备折旧成本 (43)

8.2.3 项目生产成本 (43)

8.3 项目经济效益分析 (43)

设计心得及总结 (44)

附录一主要符号说明 (45)

附录二参考文献 (47)

第一章概述

精馏是分离过程中的重要单元操作之一，在能量剂驱动下使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。所用设备主体核心设备是精馏塔、再沸器、冷凝器，辅助设备包括储罐、预热器及冷却器。

1.1精馏塔

精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

1.1.1塔型选择

表1- 1 板式塔和填料塔的性能比较

在本次设计中采用板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。

1.1.2板型选择

表1- 2 不同类型塔板的优缺点比较

本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏液量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。且经长期研究发现其能满足生产要求，目前应用较为广泛。

1.2再沸器

再沸器将塔底液体部分汽化后送回塔内，使塔内气液相接触传质得以进行。

表1- 3 不同类型再沸器性能比较

本设计采用立式虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。循环推动

力釜液和换热器传热管气液混合物的密度差，塔釜提供气液分离空间和缓冲区，液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。

1.3冷凝器（设计从略）

冷凝器将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。

本设计塔顶温度约为42°C，选用普通的循环水即可满足要求。

第二章方案流程简介

2.1精馏装置流程

精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。

流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。

2.2工艺流程

2.2.1物料的储存和运输

精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。

2.2.2必要的检测手段

为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度、液位等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。

2.2.3调节装置

由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。

2.3设备选用

精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸再沸器。

2.4处理能力及产品质量

处理量：50kmol/h

产品质量：（以丙烯摩尔百分数计）

＝65％

进料：x

f

塔顶产品：x

＝98％

D

塔底产品: x

≤2％

w

第三章 精馏过程系统设计

3.1 设计条件

3.1.1 工艺条件

饱和液体进料，进料丙烯含量x f ＝65％（摩尔分数）

塔顶丙烯含量x D ＝98％，釜液丙烯含量x w ≤2％，总板效率为0.6。 3.1.2 操作条件

1）塔顶操作压力：P=1.62MPa （表压） 2）加热剂及加热方法：加热剂——热水

加热方法——间接加热 3）冷却剂：循环冷却水 4）回流比系数：R/R min =1.4。 3.1.3塔板形式：浮阀 3.1.4处理量：nF q =50kmol/h 3.1.5安装地点：大连 3.1.6塔板设计位置：塔底

3.2 塔顶、塔底温度与压力的确定

3.2.1 塔顶温度与压力的计算

已知：塔顶压力 1.72MPa 0.11.62P D =+=（绝压），0.98x A = ，0.02x B =

设塔顶D T =43℃，查P —T —K 图得01.1K A =，0.91K B =，由i

i

o i i x y p p K ==得

0.98980.981.01x K =y A A A =?=?，0.018202.091.0x y B =?=?=B B K 0.0081-0182.09898.01y y B A =+=-+

=ε|1.008-1|=0.008，所选温度基本符合，故假设正确，塔顶温度为316K ，

1.1191

.001

.1K K αB A D ===

3.2.2 塔底温度与压力的计算

工程经验每块塔板压降100mm 液柱，丙烷-丙烯密度约450kg/m 3,则塔底压力

()MPa 109.814500.1N P P -6D W ????+=（绝压），N 为假设实际塔板数。

设塔底W T =53℃，查P —T —K 图得A K ，B K ，得B

A

D K K α=

3.2.3 平均相对挥发度

2

)

α(ααW D m +=

3.3 物料衡算及热量衡算

3.3.1物料衡算 1) 全塔物料衡算

W

nW D nD F nF nW

nD nF x q x q x q q q q +=+=

其中：nD q ——塔顶采出量

nW q ——塔底采出量 nF q ——进料量

D x ——塔顶产品组成，摩尔分数 W x ——塔底产品组成，摩尔分数 F x ——进料组成，摩尔分数

解得结果： l/h 32.8125kmo q nD = kmol/h 1875.71q nW = 换算为质量流量：

mol 42.700kg/k 440.35420.65M mol 43.964kg/k 440.98420.02M mol

42.040kg/k 440.02420.98M F W D =?+?==?+?==?+?=???

??=?==?==?=?kg/h 00.1352M q q kg/h 63.755M q q kg/h 44.1379

M q q F nF MF

W nW MW D nD MD

其中：F W D M ,M ,M ——塔顶，塔底，进料物流摩尔质量,kg/kmol ；

M F M W M D q ,q ,q ——塔顶，塔底，进料物流质量流量kg/h 。 换算为体积流量： 查物性手册得，

表3- 1 不同温度下丙烯丙烷的密度

塔顶：98%丙烯，按43°C 的纯丙烯计算密度，

3/k 05.45020

435.0

-0.47813-0.478m g D =?=ρ，

塔底：98%丙烷，按53°C 的纯丙烷计算密度，

3/k 32.44120427.6

-8.46613-8.466m g W =?=ρ，

进料混合液体取密度3/k 450m g L =ρ，

h q D MD /m 065.305.45044.1379q 3V D ===ρ h q W MW /m 712.132.44163.755q 3V W ===ρ h q F MF /m 744.445000.2135q 3V F ===ρ 2) 塔内气、液相流量：

精馏段：nD nL Rq q =，nD nV 1)q (R q +=

提馏段：nF nL nL qq q q +='，nF nV nV 1)q (q q q -+=' 饱和液体进料，q=1，则：nF nL nL q q q +=' nV nV q q =' 3.3.2 热量衡算

1）再沸器热流量：r q nV

R '?'=φ 再沸器加热蒸气的质量流量：R R R G r φ= 2）冷凝器热流量：r q nV C ?=φ

冷凝器冷却剂的质量流量：()211T T G C C -?=φ

3.3 塔板数的计算

3.3.1回流比的计算

联立q 线方程和相平衡关系，有

()??

?

?

?-+==e e e x

x y 1165.0x e αα e

e e

D x y R --=

y x min ，min 4.1R R =

3.3.2给出假设，进行迭代

具体为：

假设实际板数——确定塔顶塔底压力——根据压力和组成算出相对挥发度——平均相对挥发度——理论板数—— 实际板数——与假设比较

精馏线方程1

x 1n +++=

R x R R

y D 提馏线方程W nW

nF nL nW

n nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q -+--++=

+1y

第一次：首先假设80/0.6=134块实际板。

算出塔底压力 1.78MPa 0.061.72109.814500.1134P P -6D W =+=????+=，查P —T —K 图得15.1K A =，00.1K B =，得15.100

.115

.1K K αB A D ===

平均相对挥发度13.12

15

.111.12)α(ααW D m =+=+=

??

?

??=?+?==677.065.013.0165.013.165

.0x e e y ，2.1165.0-677.0677.0-98.0y x min

==--=e e e D x y R 7.152.114.14.1min =?==R R 精馏线方程

0587.0x 94.01

x 1n n 1n +=+++=

+R x R R

y D h /kmol 16.5158125.327.15Rq q nD nL =?== 提馏线方程

000627.0x 031.11875.17-5016.51502

.01875.17x 1875.17-5016.5155016.515y n n 1-=+?-

++=

-+--++=+W

nW

nF nL nW

n nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q 相平衡方程n

n

n n n y y y y x 13.013.1)1(-=

--=

αα

利用逐板计算法计算理论板数，用excel输出结果如下：

板数x y 板数x y

1 0.977458608 0.98 54 0.606904804 0.635651069

2 0.974661611 0.977511091 55 0.596041926 0.625091853

3 0.97170894

4 0.97488191

5 5

6 0.584551254 0.613892226

4 0.968594123 0.972106407 57 0.57243113 0.602045343

5 0.965310671 0.96917847

6 58 0.559685481 0.589549495

6 0.961852151 0.96609203 59 0.546324361 0.576408731

7 0.958212218 0.962841022 60 0.532364423 0.562633416

8 0.95438466 0.959419485 61 0.517829277 0.54824072

9 0.950363458 0.955821581 62 0.502749714 0.533254984

10 0.946142843 0.952041651 63 0.487163777 0.517707955

11 0.941717355 0.948074272 64 0.471116645 0.501638855

12 0.937081919 0.943914314 65 0.454660323 0.485094261

13 0.932231909 0.939557004 66 0.437853144 0.468127793

14 0.927163223 0.934997994 67 0.420759056 0.450799591

15 0.921872366 0.93023343 68 0.403446736 0.433175586

16 0.916356524 0.925260024 69 0.385988544 0.415326585

17 0.910613645 0.920075132 70 0.368459334 0.397327189

18 0.90464252 0.914676826 71 0.35093519 0.379254573

19 0.898442861 0.909063968 72 0.333492106 0.36118718

20 0.892015376 0.903236289 73 0.316204679 0.343203361

21 0.885361839 0.897194453 74 0.299144843 0.325380024

22 0.878485157 0.890940129 75 0.282380705 0.307791333

23 0.871389422 0.884476047 76 0.265975515 0.290507507

24 0.864079962 0.877806056 77 0.249986799 0.273593756

25 0.856563377 0.870935165 78 0.234465684 0.25710939

26 0.848847557 0.863869575 79 0.219456412 0.24110712

27 0.840941695 0.856616704 80 0.204996065 0.225632561

28 0.832856276 0.849185193 81 0.191114473 0.210723943

29 0.824603054 0.841584899 82 0.177834305 0.196412021

30 0.816195013 0.833826871 83 0.165171315 0.182720169

31 0.807646301 0.825923312 84 0.153134713 0.169664625

32 0.798972159 0.817887523 85 0.141727652 0.157254889

33 0.790188823 0.809733829 86 0.130947777 0.145494209

34 0.781313415 0.801477494 87 0.120787833 0.134380158

35 0.772363816 0.79313461 88 0.111236297 0.123905256

36 0.763358527 0.784721987 89 0.102278007 0.114057622

37 0.754316521 0.776257015 90 0.093894789 0.104821625

38 0.745257085 0.76775753 91 0.086066044 0.096178528 39 0.736199653 0.75924166 92 0.0787693 0.088107091 40 0.727163644 0.750727674 93 0.07198072 0.080584148 41 0.718168291 0.742233825 94 0.065675557 0.073585122 42 0.709232483 0.733778193 95 0.059828551 0.067084499 43 0.700374607 0.725378534 96 0.054414282 0.061056236 44 0.691612398 0.717052131 97 0.049407464 0.055474125 45 0.682962804 0.708815654 98 0.044783188 0.050312095 46 0.674441865 0.700685036 99 0.040517133 0.045544467 47 0.666064604 0.692675353 100 0.036585718 0.041146164 48 0.657844936 0.684800728 101 0.032966231 0.037092875 49 0.649795594 0.67707424 102 0.029636918 0.033361184 50 0.641928075 0.669507859 103 0.02657705 0.029928663

53 0.617146527 0.645581209 106 0.018822834 0.021217883

107

0.016654869

0.018779342

得理论进料为52块板，理论总板数为107块（不含釜） 则实际板数为107/0.6=178.333块。 第二次：设实际板为179块。

算出塔底压力 1.80MPa 0.081.72109.814500.1179P P -6D W =+=????+=，查P —T —K 图得18.1K A =，02.1K B =，得156.102

.118

.1K K αB A D ===

平均相对挥发度133.12

156

.111.12)α(ααW D m =+=+=

??

?

??=?+?==678.065.0133.0165.0133.165

.0x e e y ，8.1065.0-678.0678.0-98.0y x min

==--=e e e D x y R 12.158.104.14.1min =?==R R 精馏线方程

0608.0x 938.01

x 1n n 1n +=+++=

+R x R R

y D h /kmol 13.4968125.3212.15Rq q nD nL =?== 提馏线方程

00065.0x 032.11875.17-5013.49602

.01875.17x 1875.17-5013.4965013.496y n n 1-=+?-

++=

-+--++=+W

nW

nF nL nW

n nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q 相平衡方程n

n

n n n y y y y x 133.0133.1)1(-=

--=

αα 同上，通过excel 利用逐板计算法计算理论板数，

板数 x

y 板数 x

y

1 0.977400116 0.98

54 0.613872096 0.643017896 2 0.97465271 0.977561399 55 0.603402567 0.632866003 3 0.971751342 0.974984427 56 0.592289526 0.622061449 4 0.968689535 0.972263045 57 0.580526643 0.610592791 5 0.965460811 0.969391176 58 0.56811303 0.598453496 6 0.962058731 0.966362746 59 0.555053889 0.585642647 7 0.958476937 0.963171713 60 0.541361099 0.572165614 8 0.954709205 0.959812115 61 0.527053704 0.558034654 9 0.950749494 0.956278113 62 0.512158282 0.543269423 10 0.946592009 0.952564042 63 0.496709152 0.527897347 11 0.942231263 0.948664465 64 0.4807484

0.511953845

12 0.937662141 0.944574236 65 0.464325701 0.495482349 13 0.932879979 0.940288559 66 0.447497922 0.478534123 14 0.927880633 0.935803058 67 0.430328503 0.461167855 15 0.922660559 0.931113845 68 0.412886619 0.443449015 16 0.917216892 0.926217596 69 0.395246144 0.42544899 17 0.911547529 0.921111626 70 0.37748445

0.40724402

18 0.905651207 0.91579396 71 0.359681074 0.388913953 19 0.899527584 0.910263415 72 0.341916297 0.370540868 20 0.893177315 0.90451967 73 0.324269712 0.352207619 21 0.886602121 0.898563337 74 0.306818798 0.333996343 22 0.879804858 0.892396034 75 0.289637588

0.315987

23 0.872789575 0.886020438 76 0.272795458 0.298255991 24 0.865561556 0.879440345 77 0.256356085 0.280874913 25 0.858127363 0.872660715 78 0.240376601 0.263909479 26 0.850494855

0.8656877

79 0.224906967 0.247418652 27 0.842673198 0.858528673 80 0.209989566 0.23145399 28 0.834672858 0.85119223 81 0.195659017 0.216059232 29 0.826505576 0.843688189 82 0.181942191 0.201270105 30

0.818184325 0.836027562

83

0.168858417 0.187114341

31 0.809723253 0.828222518 84 0.156419841 0.173611886 32 0.801137601 0.820286327 85 0.144631912 0.160775276 33 0.79244361 0.812233283 86 0.133493964 0.148610133 34 0.783658409 0.804078622 87 0.122999863 0.137115771 35 0.774799886 0.795838408 88 0.113138693 0.126285859 36 0.76588655 0.787529422 89 0.103895444 0.116109131 37 0.756937378 0.779169022 90 0.095251702 0.106570098 38 0.747971655 0.770775009 91 0.087186303 0.097649757 39 0.739008809 0.762365473 92 0.079675946 0.089326265 40 0.730068246 0.753958635 93 0.072695757 0.081575576 41 0.721169175 0.745572697 94 0.066219799 0.074372021 42 0.712330452 0.737225678 95 0.060221522 0.067688833 43 0.703570416 0.728935262 96 0.054674146 0.06149861 44 0.694906746 0.720718653 97 0.049551

0.055773719

45 0.686356319 0.712592431 98 0.044825794 0.050486632 46 0.677935093 0.704572429 99 0.040472846 0.04561022 47 0.669657994 0.696673611 100 0.03646726 0.041117977 48 0.661538828 0.688909979 101 0.032785065 0.036984212 49 0.653590211 0.681294484 102 0.029403317 0.033184187 50 0.645823509 0.673838957 103 0.026300169 0.029694223 51 0.638248804 0.66655406 104 0.023454912 0.026491774

107

0.01627682

0.0184018

得理论进料为53块板，理论总板数为107块（不含釜），则实际板数为107/0.6=178.333块。

假设成立。

结论：理论进料为53块板，理论总板数为108块（含釜）

实际进料第88块板，实际总塔板数为180块（含釜）。 回流比R=15.12

塔底压力 1.79902MPa 109.814500.1179P P -6D W =????+=（绝压） 塔底温度：W T =53℃

流量：精馏段：h /kmol 13.4968125.3212.15Rq q nD nL =?==

h /kmol 94.5288125.3212.161)q (R q nD nV =?=+= 提馏段：kmol/h 13.5465013.496q q q nF nL nL =+=+=' kmol/h 94.528

q q nV nV =='

3.3.4计算结果

表3- 2 精馏塔计算结果

3.4 精馏塔工艺设计

3.4.1物性数据

1.80Mpa ，53℃下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得 气相密度：3/kg 5.35m V =ρ 液相密度：3/kg 3

2.441m L =ρ 液相表面张力：m N /m 762.4=σ

3.

4.2初估塔径

kg/s 4648.6273.36kg/h 324494.528==?==M q q nV m V s m h m q q V

mV

VV /1821.0/59.6555

.3536

.2327333===

=

ρ

s kg h kg M q q nL m L /0634.6/4.218284413.496==?==

s m h m q q L

mL

VL /0137.0/46.4932

.4414

.2182833===

=

ρ

两相流动参数：266.0441.32

35.5

6.46486.0634ρρq q ρρq q F L V mV mL

V L VV VL LV ====

设塔板间距0.45m H T =（一般取值范围为0.4～0.6m ），查费克关联图得

06.020=C

图3- 1 费克关联图

气体负荷因子C ： 045.0)20

762.4(

06.0202

.02

.020=?=?

??

??=σC C 液泛气速f

u ：m/s 1521.05

.355

.3532.441045.0u f =-=-=V V L C

ρρρ 泛点率取

0.7u u

f

=（一般取值范围为0.6～0.8）， 操作气速0.1065m/s 0.15210.70.7u u f =?== 所需气体流道截面积2VVs 1.71m 0.1065

0.1821

u q A ===

选取单流型，弓形降液管板，取0.09A A T

D

=（一般取值范围为0.6～0.12），则

91.01=-=T

D T A A A A

故塔板截面积2

1.879m 0.911.710.91A A T ===

塔径m 55.1879

.144=?=

=

π

π

AT

D ，圆整，取1.6m

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)

化工原理课程设计精馏塔详细版

广西大学化学化工学院 化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R 。 min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间

1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大

化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

资料 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。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃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。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的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。 |

'

目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)

化工原理课程设计报告样本

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

最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc

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

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

化工原理课程设计报告(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

化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计

化工原理课程设计 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间：2010、12、20-2011、1、6

化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2.工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3.主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2 图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4)

1概述 (5) 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1 流程简介 (7) 2.2 工艺参数选择 (8) 3 工艺计算 (9) 3.1物料衡算 (9) 3.2理论塔板数的计算 (10) 3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据 (10) 如表3-1 (10) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3 平衡线 (11) 3.2.4 回流比 (12) 3.2.5 操作线方程 (12) 3.2.6 理论板数的计算 (12) 3.3 实际塔板数的计算 (13) 3.3.1全塔效率ET (13) 3.3.2 实际板数NE (14) 4塔的结构计算 (15) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (15) 4.1.1平均分子量的计算 (15) 4.1.2 平均密度的计算 (16) 4.2塔高的计算 (17) 4.3塔径的计算 (17) 4.3.1 初步计算塔径 (17) 4.3.2 塔径的圆整 (18) 4.4塔板结构参数的确定 (19) 4.4.1溢流装置的设计 (19) 4.4.2塔盘布置（如图4-4） (20) 4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 (21) 4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 (21) 5 精馏塔的流体力学性能验算 (22) 5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (22) 5.1.1液沫夹带校核 (22) 5.2.2塔板阻力校核 (23) 5.2.3溢流液泛条件的校核 (25) 5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核 (26) 5.2.5 漏液限校核 (26) 5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图 (26) 5.3 塔结构数据汇总 (29) 6 塔的总体结构 (30) 7 辅助设备的选择 (31) 7.1塔顶冷凝器的选择 (31) 7.2塔底再沸器的选择 (32) 7.3管道设计与选择 (33)

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。

化工原理课程设计范例

专业：化学工程与工艺 班级：黔化升061 姓名：唐尚奎 指导教师：王瑾老师 设计时间: 2007年1月 前言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 目录 一、设计任务 二、方案选定 三、总体设计计算-------------------------------05 3.1气液平衡数据------------------------------ 05 3.2物料衡算------------------------------------- 05 3.3操作线及塔板计算------------------------- 06 3.4全塔Et%和Np的计算----------------------06 四、混合参数计算--------------------------------07 4.1混合参数计算--------------------------------07 4.2塔径计算--------------------------------------08 4.3塔板详细计算-------------------------------10 4.4校核-------------------------------------------12 4.5负荷性能图----------------------------------14 五、筛板塔数据汇总-----------------------------16 5.1全塔数据-------------------------------------16 5.2精馏段和提馏段的数据-------------------17 六、讨论与优化-----------------------------------18 6.1讨论-------------------------------------------18 6.2优化--------------------------------------------18

化工原理课程设计计算示例

化工原理壳程设计计算示例 一浮阀塔工艺设计计算示例 拟设计一生产酒精的板式精馏塔。来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。 设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。 一、塔形选择及操作条件的确定 1．塔形：选用浮阀塔 2．操作条件： 操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa 塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa] 进料状态：饱和液体进料 加热方式：用直接水蒸气加热 热能利用：拟采用釜残液加热原料液 二、工艺流程

三、有关工艺计算 首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由 2 3971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇 参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。 同理求得0.779D x = 0.0002 W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=?+-?=乙醇水 同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol = 1. 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此， min(1)0.7790.516 0.7690.5160.174 D q q q x y R y x --= = =-- 又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得' 0.55q x =，' 0.678q y =，

化工原理实验传热实验报告

传热膜系数测定实验（第四组） 一、实验目的 1、了解套管换热器的结构和壁温的测量方法 2、了解影响给热系数的因素和强化传热的途径 3、体会计算机采集与控制软件对提高实验效率的作用 4、学会给热系数的实验测定和数据处理方法 二、实验内容 1、测定空气在圆管内作强制湍流时的给热系数α1 2、测定加入静态混合器后空气的强制湍流给热系数α1’ 3、回归α1和α1’联式4 .0Pr Re ??=a A Nu 中的参数A 、a *4、测定两个条件下铜管内空气的能量损失 二、实验原理 间壁式传热过程是由热流体对固体壁面的对流传热，固体壁面的热传导和固体壁面对冷流体的对流传热三个传热过程所组成。由于过程复杂，影响因素多，机理不清楚，所以采用量纲分析法来确定给热系数。 1）寻找影响因素 物性：ρ，μ ，λ，c p 设备特征尺寸：l 操作：u ，βgΔT 则：α=f （ρ，μ，λ，c p ，l ，u ，βgΔT ） 2）量纲分析 ρ[ML -3]，μ[ML -1 T -1]，λ[ML T -3 Q -1]，c p [L 2 T -2 Q -1]，l [L] ，u [LT -1]， βg ΔT [L T -2]， α[MT -3 Q -1]] 3）选基本变量（独立，含M ，L ，T ，Q-热力学温度） ρ，l ，μ, λ 4）无量纲化非基本变量 α：Nu ＝αl/λ u: Re ＝ρlu/μ c p : Pr ＝c p μ/λ βgΔT : Gr ＝βgΔT l 3ρ2/μ2 5）原函数无量纲化 ??? ? ???=223,,μρβλμμρλαtl g c lu F l p 6）实验 Nu ＝ARe a Pr b Gr c 强制对流圆管内表面加热：Nu ＝ARe a 圆管传热基本方程： m t A K t T t T t T t T A K Q ???=-----?=111 22112211 1ln ) ()( 热量衡算方程： )()(12322111t t c q T T c q Q p m p m -=-= 圆管传热牛顿冷却定律： 2 2112211 22211221121 1ln ) ()(ln )()(w w w w w w w w T T T T T T T T A t t t t t t t t A Q -----?=-----?=αα 圆筒壁传导热流量：)] /()ln[)()()/ln(11221122121 2w w w w w w w w t T t T t T t T A A A A Q -----?-?=δλ 空气流量由孔板流量测量：54 .02.26P q v ??= [m 3h -1，kPa] 空气的定性温度：t=(t 1+t 2)/2 [℃]

化工原理课程设计精馏塔详细版模板

重庆邮电大学 化工原理课程设计任务书 专业: 班级: 姓名: 学号: 设计时间: 设计题目: 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 设计条件: 1. 常压操作, P=1 atm( 绝压) 。 2. 原料来至上游的粗馏塔, 为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失, 进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药用乙醇, 产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%( 质量分 率) 。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热( 加热方式自选) ; 塔顶采

用全凝 器, 泡点回流。 6．操作回流比R=( 1.1——2.0) R min。 设计任务: 1. 完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图, t-x-y相平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书, 包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师: 时间 1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计

1.1.2 设计条件 1.常压操作, P＝1 atm( 绝压) 。 2．原料来至上游的粗馏塔, 为95－96℃的饱 和蒸气。因沿程热损失, 进精馏塔时 原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药 用乙醇, 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大 于0.03％(质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热( 加热方式自 选) ; 塔顶采用全凝器, 泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及 进出口接管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图, t-x-y相 平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图 以及塔的工艺条件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书, 包括设计结 果汇总和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日

化工原理课程设计模板123

目录 第一章前言 (1) 1.1 精馏及精馏流 (1) 1.2 精馏的分类 (2) 1.3精馏操作的特点 (2) 1.3.1沸点升高 (2) 1.3.2物料的工艺特性 (2) 1.3.3节约能源 (2) 1.4 相关符号说明 (4) 1.5相关物性参数 (6) 1.5.1苯和甲苯的物理参数............................... .6 第二章设计任务书. (7) 第三章设计内容 (8) 3.1设计方案的确定及工艺流程的说明 (8) 3.2全塔的物料衡算 (8) 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8) 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 (8) 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.3塔板数的确定 (9) 3.3.1平衡曲线的绘制 (9) 3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算 (12) 3.4.1平均压强p m (12) 12 3.4.2平均温度t m..................................... M (13) 3.4.3平均分子量 m 3.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力 (14) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

3.5.1塔径的计算 (16) 3.5.2精馏塔有效高度的计算 (18) 3.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (18) 3.6.1溢流装置计算 (18) 3.6.2塔板布置 (19) 3.6.3气象通过塔板压降的计算 (21) 3.7塔板负荷性能图 ................................ ..23 3.7.1漏液线 (23) 3.7.2 雾沫夹带线 (23) 3.7.3 液相负荷下限线 (24) 3.7.4 液相负荷上限线 (24) 3.7.5液泛线 (25) 第四章附属设备的选型及计算 (27) 4.1接管——进料管 (27) 4.2法兰 (27) 4.3筒体与封头 (27) 4.4 人孔 (28) 4.5热量衡算 (28) 参考文献 (31) 课程设计心得 (32)

化工原理实验报告

实验一 伯努利实验 一、实验目的 1、熟悉流体流动中各种能量和压头的概念及相互转化关系，加深对柏努利方程式的理解。 2、观察各项能量（或压头）随流速的变化规律。 二、实验原理 1、不可压缩流体在管内作稳定流动时，由于管路条件（如位置高低、管径大小等）的变化，会引起流动过程中三种机械能——位能、动能、静压能的相应改变及相互转换。对理想流体，在系统内任一截面处，虽然三种能量不一定相等，但能量之和是守恒的（机械能守恒定律）。 2、对于实际流体，由于存在内磨擦，流体在流动中总有一部分机械能随磨擦和碰撞转化为热能而损失。故而对于实际流体，任意两截面上机械能总和并不相等，两者的差值即为机械损失。 3、以上几种机械能均可用U 型压差计中的液位差来表示，分别称为位压头、动压头、静压头。当测压直管中的小孔（即测压孔）与水流方向垂直时，测压管内液柱高度（位压头）则为静压头与动压头之和。任意两截面间位压头、静压头、动压头总和的差值，则为损失压头。 4、柏努利方程式 ∑+++=+++f h p u gz We p u gz ρ ρ2222121122 式中： 1Z 、2Z ——各截面间距基准面的距离 （m ） 1u 、2u ——各截面中心点处的平均速度（可通过流量与其截面 积求得） (m/s) 1P 、2p ——各截面中心点处的静压力（可由U 型压差计的液位 差可知） （Pa ） 对于没有能量损失且无外加功的理想流体，上式可简化为 ρ ρ2 2 22121122p u gz p u gz + +=++ 测出通过管路的流量,即可计算出截面平均流速ν及动压g 22 ν，从而可得到各截面测管水头和总水头。 三、实验流程图

《化工原理课程设计》指南(doc 8页)

《化工原理课程设计》指导书 一、课程设计的目的与性质 化工原理课程设计是化工原理课程的一个实践性、总结性和综合性的教学环节，是学生进一步学习、掌握化工原理课程的重要组成部分，也是培养学生综和运用课堂所学知识分析、解决实际问题所必不可少的教学过程。 现代工业要求相关工程技术人员不仅应是一名工艺师，还应当具备按工艺要求进行生产设备和生产线的选型配套及工程设计能力。化工原理课程设计对学生进行初步的工程设计能力的培养和训练，为后续专业课程的学习及进一步培养学生的工程意识、实践意识和创新意识打下基础。 二、课程设计的基本要求 (1)在设计过程中进一步掌握和正确运用所学基本理论和基本知识，了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，培养发现问题、分析问题和解决问题的独立工作能力。 (2)在设计中要体现兼顾技术上的先进性、可行性和经济上的合理性，注意劳动条件和环境保护，树立正确的设计思想，培养严谨、求实和科学的工作作风。 (3)正确查阅文献资料和选用计算公式，准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。 (4)用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想和计算结果。 三、设计题目 题目Ⅰ：在生产过程中需将3000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅱ：在生产过程中需将5000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅲ：在生产过程中需将7000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。

化工原理课程设计列管式换热器设计示例

列管式换热器设计说明书 设计者：班级： 姓名： 学号： 日期： 指导教师设计成绩日期

目录 一、方案简介 (3) 二、方案设计 (4) 1、确定设计方案 (4) 2、确定物性数据 (4) 3、计算总传热系数 (4) 4、计算传热面积 (5) 5、工艺结构尺寸 (5) 6、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、对设计的评述 (11) 五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）································· 六、参考文献 (12) 七、主要符号说明 (12) 附图··········································································

一、方案简介 本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器. 选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93℃冷却到50℃。处理能力为1×105吨/年。 冷却介质采用自来水，入口温度27℃，出口温度37℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24小时连续运行） 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 热流体进口温度93℃，出口温度50℃冷流体。 冷流体进口温度27℃，出口温度37℃。 从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。 2、确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程硝基苯的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝5. 71 2 50 93 T 管程流体的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝32 2 37 27 t 管内流体流态最好完全 湍流。Re>10000，d=0.02， μ=0.001，ρ=1000，故 u i ≥0.5m/ｓ 出口水温是可以自行改动的。 冷却水温差最好在5～10℃ 一年的工作日一般 300～340天。可以自行 选定。 流程安排说理要充分。

化工原理课程设计报告书

化工原理课程设计--填料吸收塔设计（水吸收氨气） 一、精馏塔主体设计方案的确定 1.1装置流程的确定 本次设计采用逆流操作：气相自塔低进入由塔顶排出，液相自塔顶进入由塔底排出，即逆流操作。 逆流操作的特点是：传质平均推动力大，传质速率快，分离效率高，吸收剂利用率高。工业生产中多采用逆流操作。 1.2 吸收剂的选择 因为用水做吸收剂，故采用纯溶剂。 2-1 工业常用吸收剂 1.3填料的类型与选择 填料的种类很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。 1.3.1 填料种类的选择 本次采用散装填料。散装填料根据结构特点不同，又可分为环形填料、鞍形填料、环鞍形填料及球形填料等。鲍尔环是目前应用较广的填料之一，本次选用鲍尔环。 1.3.2 填料规格的选择 工业塔常用的散装填料主要有Dn16\Dn25\Dn38\ Dn76等几种规格。同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用也增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低。因此，对塔径与填料尺寸的比值要有一规定。 常用填料的塔径与填料公称直径比值D/d的推荐值列于。

表3-1 填料种类 D/d 的推荐值 拉西环 D/d ≥20~30 鞍环 D/d ≥15 鲍尔环 D/d ≥10~15 阶梯环 D/d>8 环矩鞍 D/d>8 1.3.3 填料材质的选择 工业上，填料的材质分为瓷、金属和塑料三大类 聚丙烯填料在低温（低于0度）时具有冷脆性，在低于0度的条件下使用要慎重，可选耐低温性能良好的聚氯乙烯填料。 综合以上：选择塑料鲍尔环散装填料 Dn50 1.4 基础物性数据 1.4.1 液相物性数据 对低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯水的物性数据。由手册查得 20 ℃水的有关物性数据如下： 1. 3 998.2/l kg m ρ= 2. 0.001. 3.6/.l pa s kg m h μ==黏度： 3. 表面力为:2 72.6/940896/z dyn cm kg h σ== 4. 3320:0.725/CNH H kmol m kpa ?=? 5. 62320:7.3410/l CNH D m h -?=? 6. 22320:0.225//v CNH D cm s m h ?== 1.4.2 气相物性数据 1. 混合气体的平均摩尔质量为 0.0617.03040.942928.2818vm i i M y m =∑=?+?= (2-1) 2. 混合气体的平均密度 由3 101.328.2818 1.17618.314293 VM vm PM kg m RT ρ?===? (2-2) R=8.314 3/m KPa kmol K ??