《化工原理》课程设计
设计题目：废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计
学院：______ 药学院_________________
班级：______10级制药1班___________
指导教师：_____ _____________________
学生姓名：____ ___________________
成绩：__________________________
一、前言 (3)
1.1项目来源及开发意义 (3)
1.2精馏塔的选择依据 (3)
1.2.1塔型 (3)
1.2.2填料类型 (4)
二、设计工艺要求 (4)
2.1进料要求 (4)
2.2分离要求 (4)
2.3塔顶冷凝器设计要求 (4)
2.4塔釜再沸器设计要求 (5)
2.5液体分布器设计要求 (5)
2.6接管管径设计要求 (5)
三、工艺过程设计计算 (5)
3.1物料横算——确定塔顶、塔釜、进料流量及摩尔分率 (5)
3.1.1塔顶、塔釜、进料摩尔分率 (5)
3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (5)
3.1.3物料衡算 (6)
3.2填料精馏塔计算 (6)
3.2.1操作条件的计算 (6)
3.2.2塔径的确定——D=8
3.2.3填料层高度的确定 (13)
3.2.4填料层压降的计算 (13)
3.2.5液体分布器设计计算 (14)
3.2.6接管管径的确定 (14)
3.3冷凝器和再沸器的计算与选型 (16)
3.3.1冷凝器 (16)
3.3.2再沸器 (17)
四．设计方案讨论 (18)
一、前言
塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备，用以实现蒸馏的塔设备称为蒸馏塔，这类塔设备的基本功能在于提供气、液两相充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行，还要能使接触之后的气液两相及时分开，互不夹带。根据塔内气液接触部件的结构形式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。
板式塔内沿塔高度装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔釜，并在各块板面上形成流动的液层，气体靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气液两相在塔内进行逐级接触，两相组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔则在塔体内装填填料，液体由上而下流动中在填料上分布汇合，气体则在填料缝隙中向上流动。填料为气液传质提供了较大的气液接触面积。塔内两相浓度沿塔高连续变化。
填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，热填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，是传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料。本次课程设计就是针对丙酮—水体系而进行的常压二元填料塔的设计及相关设备选型。
1.1项目来源及开发意义
化工生产中所处理的原料，中间产品，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质，生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。填料塔是一种非常重要的气液传输设备，在制药化工生产中有着广泛的应用。用于丙酮—水的二元物料分离具有很大的发展空间，具有实践意义。
1.2精馏塔的选择依据
1.2.1塔型
评价塔设备的基本性能的指针主要有：
1．产量和通量：前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理量。
2．分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。填料塔则是单位填料层高度的分离能力。
3．适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率的能力。
4．流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。
除上述几项主要性能外，塔的造价的高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的实际问题。根据生产任务，若按年工作日365
天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10.05kmol/h由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率。
1.2.2填料类型
塔填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的选择是填料塔设计的重要环节。填料类型有很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。散装填料根据特点不同，又可分为拉西环填料、鲍尔环填料、阶梯环填料及弧鞍填料、矩鞍填料、环矩鞍填料等。这次设计使用的是金属环矩鞍填料。
二、设计工艺要求
2.1进料要求
进料采用饱和液体进料，废丙酮溶媒的处理量为每天_9_吨（每天按24小时计）。其中原料液的组成为：
组分组成（质量%）
丙酮75
水25
2.2分离要求
产品中水分含量≤0.2%（质量%）
残液中丙酮含量≤0.5%（质量%）
2.3塔顶冷凝器设计要求
冷凝器采用冷却水作为冷流体，冷却水进口温度25℃，冷却水温升8~10℃，总传热系数600W/( m2·℃)
2.4塔釜再沸器设计要求
再沸器采用0.3 MPa的饱和水蒸气为加热介质来使塔釜釜液汽化，同时蒸汽冷凝放出汽化热，总传热系数400W/( m2·℃)，热损失为20%~30%
2.5液体分布器设计要求
要求选用管式液体分布器，孔间距为3mm，孔流速计算的系数为0.6，再分布器设计同液体分布器设计要求相同。
2.6接管管径设计要求
要求气速流量控制在10~15 m/s，液体流量控制在0.5~1.0 m/s，计算完管径后要圆整为标准管。
三、工艺过程设计计算
3.1物料横算——确定塔顶、塔釜、进料流量及摩尔分率
3.1.1塔顶、塔釜、进料摩尔分率
丙酮的摩尔质量M A=58.08kg/kmol
水的摩尔质量M B=18.02kg/kmol
x F=0.75/58.08/(0.75/58.08+0.25/18.02)=0.482
x D=0.998/58.08/(0.998/58.08+0.002/18.02)=0.994
x W=0.005/58.08/(0.005/58.08+.0995/18.02)=0.00156
3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F=0.482×58.08+（1-0.482）×18.02=37.33kg/kmol
M D=0.994×58.08+(1-0.994)×18.02=57.84kg/kmol
M W=0.00156×58.08+(1-0.00156)×18.02=18.08kg/kmol
3.1.3物料衡算
废丙酮溶媒的处理量为9吨/天（每天按24小时算计）
原料处理量F=9000/(37.33×24)=10.05kmol/h
总物料衡算10.05=D+W
丙酮物料衡算10.05×0.482=0.994×D+0.00156× W
联立解得D=4.87kmol/h
W=5.18kmol/h
全塔物料衡算数据如下：
3.2填料精馏塔计算
3.2.1操作条件的计算
3.2.1.1确定塔顶、塔釜、进料温度（用试差法，试差精度δ=0.0005）丙酮—水系统的饱和蒸汽压数据
安托尼方程：lnp0
i =A
i
-
i
i
C
T
B
-
安托尼常数：
丙酮 A=16.6513 B=2940.46 C=35.93
水 A=18.3036 B=3816.44 C=46.13 计算塔顶的温度，设塔顶的温度T=330.325k
lnp0
1=16.6513-
93
.
35
325
.
330
46
.
2940
-
=6.66315
p 01=783.01355
76001P =1
994
.0X X 1=0.96479 lnp 01=18.3036-
13
.46325.33044
.3816-
P 02=130.92832
2
02006
.0760X P =
034828.02=X ；假设成立0005.0000382.01999618.021<=-=+X X 计算塔釜的温度，设塔釜温度T=373.11K
lnp 01=7.93056 p 01=2780.98372
7600
1P =00156
.01Y 000426.01=Y 99844
.07602
2Y P = 99994.02=Y ；假设成立0005.0000366.01000366.121<=-=+Y Y 计算进料液的温度，设进料温度T=345.90K
lnp 01=7.16503 p 01=1293.40040
7600
1P =482
.01Y 82029.01=Y 518
.076022Y
P = 17929.02=Y ；假设成立0005.000042.0199958.021<=-=+Y Y 综上可得T D =330.325K T W =373.11K T F =345.90K 3.2.1.2确定操作回流比 有图一可知24.2482
.064.064
.0994.0min =--=
--=
q
q q D x y y x R
操作回流比14.34.1min ==R R
3.2.1.3确定理论塔板数
由图一,图二可知：精馏段有28块板 第29块为进料板
提馏段有3块板以及再沸器1块板 3.2.1.4确定气液相负荷V 、L 、V ′、L ′ L=RD=3.14×4.87=15.29kmol/h V=D+L=(R+1)D=4.14×4.87=20.16kmol/h V ′=V=20.16 kmol/h
L ′=L+F=15.29+10.05=25.34 kmol/h 精馏线操作线y=D x L
D D
x L D L +++=0.76x+0.24 提馏线操作线w x W
qF L W
x W qF L qF L y -+--++=
=1.25x-0.000389
3.2.2
塔径的确定——D =
3.2.2.1平均分子量的计算
mol
g M M mol g M M B A /02.18/08.58====水丙酮
3.2.2.2塔顶的平均分子量
mil g X M X M M mol
g X M X M M X X Y l B L A ldm D B D A vdm l D /94.56)1(.84.57)1(9716
.0994
.01=-+==-+====
3.2.2.3进料板的平均分子量
g/mol 45.361(g/mol
64.311(46
.034.0:=-+==-+===））由图二可知进进进进进进X M X M M X M X M M Y X B A lfm B A vfm
3.2.2.4塔底的平均分子量
g/mol 08.181(g/mol 32.181(00752
.000156
.085.3100156
.085.400156.0=-+==-+==?+?=
=））w B w A lwm w B w A vwm w w X M X M M X M X M M Y X 3.2.2.5精馏段、提馏段的平均分子量
精馏段 m ol
g M M M m ol
g M M M ldm lfm lm vfm vdm /29.4464.3194.562
1
)(21/15.4745.3684.57(2
1
)21vm =+=+==+=+=）（）（
提馏段
m ol g M M M m ol g M M M lwm lfm lm
vwm vfm vm /86.2408.1864.312
1
)(21/39.2732.1845.362
1
)(21''
=+=+==+=+=
）（）（
3.2.2.6平均密度的计算
33/k 48.724)3
1
/08.973)(3
1
m g C B A m kg C B A =++==++=（丙酮
水ρρ
3.2.2.7液相平均密度： 其中进料丙酮质量百分比10002
.18)482.01(08.58482.008
.58482.01??-+??=α﹪=74.99﹪
塔釜丙酮质量百分比10002
.1800156.0-108.5800156.008
.5800156.02??+??=）（α﹪=0.503﹪
塔顶丙酮质量百分比10002
.18)994.0108.58994.008
.58994.03??-+??=
（α﹪=99.81﹪
塔顶液相密度333/59.723-11
m kg LD =+=
水
丙酮ραραρ
进料液相密度31
1/17.774-11
m kg LF =+=
水
丙酮ραραρ
塔釜液相密度32
2/87.971-11
m kg LW =+=
水
丙酮ραραρ
精馏段平均液相密度3/88.7482
m kg LF
LD LM =+=
ρρρ
提馏段平均液相密度3/02.8732
'm kg LF
LW M L =+=ρρρ
3.2.2.8气相平均密度
K T K T K T W F D 11.373,90.345,325.330=== 精馏段 K T T T F
D M 11.3382
=+=
M
m n m
v nRT pv =
==ρ
三式联立得3/70.111
.338314.815
.473.101m kg RT pM M vm VM =??==
ρ 提馏段 K T T T W
F M
51.3592
'
=+= 3'/928.051
.359314.839
.273.101m kg RT pM M vm VM =??==
ρ 3.2.2.9平均粘度
塔顶 ㏒D μ=D X ㏒丙D μ+（1-D X ）㏒水D μ
㏒D μ=0.994㏒0.24+0.006㏒0.492 则D μ=0.24 pa.s
进料板㏒F μ=F X ㏒丙F μ+（1-F X ）㏒水F μ ㏒F μ=0.482㏒0.21+0.518㏒0.392 则F μ=0.29 pa.s
塔釜㏒W μ=W X ㏒丙W μ+（1-W X ）㏒水W μ ㏒W μ=0.00156㏒0.16+0.99844㏒0.283 则W μ=0.28 pa.s 精馏段s pa F
D M .265.02
=+=
μμμ
提馏段s pa W
F M
.285.02
'
=+=μμμ
3.2.2.10塔径的计算
精馏段 液相质量流量h kg M L W ldm L /61.87094.5629.15=?=?= 气相质量流量h kg M V W Vdm V /05.116684.5716.20=?=?= 流动参数036.0)88
.74870.1(05.116661.870)(5
.05.0'=?==
VM VM V L W W ρρψ 由书P228图8-40查得：19.02
.02=L
L
V F g u ρμφ?ρ
30.188
.74808
.9732
===
L O H ρρ? 选择公称直径为DN38的金属环矩鞍的填料，查表的1150-=m φ
s m g u L
VM VM F /34.2265.070.130.115088
.74881.919.019.02
.02
.0'=?????=
=
μφ?ρρ
取操作时的空塔气速为泛点气速的75%，即 空塔气速s m u u F /76.134.275.075.0=?==
上升气相的体积流量为: 13.19.03600
70.105
.1166-=?=
=
s m W V VM
V
S ρ
塔内径D=37.076
.114.319
.044=??=u V S πm 提馏段
液相质量流量h kg M L W ldm L /76.80164.3134.25=?=?=‘
’‘ 气相质量流量h kg M V W Vdm V /83.73445.3616.20''
=?=?=’
流动参数0356.0)02.873928.0(83.73476.801)(5.05
.0'
''
=?==VM
VM V L W W ρρψ 由书P228图8-40查得：18.02.02=L
L
V F g u ρμφ?ρ
11.188
.74808.9732
===L O H ρρ?
选择公称直径为DN38的金属环矩鞍的填料，查表的1150-=m φ
s m g u L
VM VM F /58.3285
.0928.011.115002
.87381.918.019.02
.02
.0'=?????=
=
μφ?ρρ 取操作时的空塔气速为泛点气速的65%，即 空塔气速s m u u F /33.258.365.065.0=?== 上升气相的体积流量为: 13'
'
'
.22.03600
928.083
.734-=?=
=
s m W V VM V
S ρ
塔内径D=
m u V S 35.033
.214.322
.044=??=π 由于精馏段塔径>提馏段塔径，所以圆整后最终塔径为0.40m 圆整后核算： 精馏段 s m D V u S /98.114
.335.019
.04422=??==
π
在允许范围内）
%(4.8434
.298
.1==F u u 提馏段 s m D V u S /29.214
.335.022
.0442
2=??==
π
在允许范围内）
%(9.6358
.329
.2==F u u 填料规格校核:
（符合规格）858.10038
.040.0d >==D 3.2.3填料层高度的确定
Z Z HETP N Z T )5.1~3.1(,'==
对于金属环矩鞍填料查表可知，公称直径DN38的等板高度HETP=0.431 精馏段填料层高度为：
m
Z
m Z 190.16564.114.1564.11431.028=?==?=‘精
精
提馏段填料层高度为：
m
Z
m Z 810.1293.14.1293.1431.03'=?==?=提
提
设计取精馏塔精馏段高度为16.5m,提馏段高度为2.0m h=16HETP=16×0.431=6.896m
故精馏段分三段，每段高度为6.17m ，提馏段不需分段
3.2.4填料层压降的计算
精馏段 107.088
.74881.9265.070.130.115076.12
.022.02=?????=L L V F g u ρμφ?ρ
横坐标仍为0.036，查图8-40得1.1000-=??m Pa Z
P
Pa P 1620010002.16=?=?精
提馏段 076.002
.87381.9285.0928.011.115033.22
.022.02=?????=L L V F g u ρμφ?ρ
横坐标仍为0.0356，查图8-40得1.450-=??m Pa Z
P
Pa P 8554509.1=?=?提
Pa P P P 1705585516200=+=?+?=?提精
3.2.5液体分布器设计计算
改精馏塔塔径较小，故选用管式液体分布器。采用的主管，5.338?φ采取5根的支管，
318?φ支管中心距为80mm.分布点密度为330点/2m 点42448.41330)2
4
.0(14.3330)2(22≈=??=?=D n π
N 取42.孔径为3mm,孔流系数mm 1806.0=?=H ，φ 孔速 s m H g u /128.1180.081.926.02=???=?=φ 流量 s m n u d L S /1035.342128.1003.04
4
24020-?=???=
=
π
π
3.2.6接管管径的确定
进料管
进料温度t=72.75℃,33/3.976,/1.729m kg m kg ==水丙酮ρρ
310192.13
.976518
.01.729482.01
-?=+=
+
=
水
水
丙酮
丙酮
ρρρx x f
则1/93.838-=m kg f ρ
mol g M f /32.3702.18518.008.58482.0=?+?= 进料体积流量s m h m FM V f
f
sf /1024.1/447.093
.83832
.3705.10343-?==?=
=
ρ
m u V d Sf
f 0126.01
14.31024.1444=???==
-π（圆整为15mm ）
检验 符合条件）(/7.0015
.014.31024.1442
4
2s m d V u f
Sf
=???==-π 回流管
）
圆整后为mm 25(0206.01
14.31034.344/1034.33600
59.72394
.5629.15/94.56/29.15/kg 59.7234
343
m u
V d s
m LM V km ol
kg M h
km ol L m Sf
f L
ldm
ldm ldm LD =???=
=
?=??=====--πρρ
检验 符合条件）(/68.002.014.31034.3442
4
2s m d V u f SL =???==-π 进气管
）
圆整后为mm 100(097.015
14.3111
.044/111.03600928.032.1816.20/94.56/16.20/59.7233'
vw '3
'
m u
V d s m LM V kmol
kg M h
kmol V m kg Sf
f VM
vwm Sm m VM =??=
=
=??=====πρρ
检验 符合条件）(/14.141
.014.3111
.0442
2m s m d V u f S =??==π 出气管
）
圆整后为mm 70(069.012
14.3046
.044/046.03600
70.184
.5787.4/84.57/70.1/87.433
m u
V d s
m DM V m ol
g M m kg h
km ol D Sf
f D
D
Sd D VM =??=
=
=??=====πρρ
检验 符合条件）(/96.1107
.014.3046
.0442
2s m d V u f Sd =??==
π
出液管
）
圆整后为mm 15(1084.51
14.31068.244/1068.23600
87.97108
.1818.5/08.18/87.971/18.535
353
m u
V d s
m WM V m ol
g M m kg h
km ol W Sf
f LM
lwm
SW lwm LW ---?=???=
=
?=??=
====πρρ
检验 s m d V u f SW /15.0015
.014.31068.2442
5
2=???==-π 虽然不符合条件，但15mm 已经是最细的管子，无其他管可选
3.3冷凝器和再沸器的计算与选型 3.3.1冷凝器
由于塔顶馏出液几乎为纯丙酮，因而其焓值可近似按纯丙酮计算 丙酮气化潜热r=523(101.3kpa/Kj.kg 1-)
则h J I I D R Q LD VD C /k 1012.608.5852387.4)114.3()()1(5?=???+=-+=
冷却水的用量计算 s kg h kg t t C Q W PC C h /07.4/1046.11018.41012.6)(45
12=?=??=-=
T 57.175℃→56.2℃
℃25 ℃35 t ←
t ? 27.175℃ 25℃
43.26175.222
.31ln 175
.222.31ln
1
212=-=???-?=
?t t t t t m ℃ 2'2
533.1215.172.1015.172.1043.2660036001000
1012.6m S S m t K Q S m C =?===????=?= 查表选S=15m 2
冷凝器的选型G400Ⅱ-16-15 总传热系数的核算
63.105
.368600
05.3681072.2020.0025.01072.11072.181.42811181
.42843
.2615360010001012.6''''3
-4-4-'
''5'
===?=??+?+=++==????=?=K K K d d R R K K t S Q K i o si
so m C 则 3.3.2再沸器
由于塔釜馏出液几乎为纯水，因而其焓值可近似按纯水计算 水气化潜热r=2168(101.3kpa/Kj.kg 1-) 则s J I I V Q LW VW B /k 54.3323600
39
.27216816.20)('=??=
-=
s kJ Q Q B /41.24954.33275.075.0=?== 饱和水蒸气用量 s kg r Q W B h /153.02168
54
.332=== T 99.96℃→100℃
℃3.331 ℃133.3t ←
t ? 33.34℃ 33.3℃
32.333.3334
.33ln 3
.3334.33ln
1
212=-=???-?=
?t t t t t m ℃ 2'2
505.2015.171.1815.171.1832
.334001000
41.249m S S m t K Q S m B =?===??=?=
查表选S=25m 2
冷凝器的选型GCh400Ⅱ-16-25 总传热系数的核算
49.131.268400
31.2681072.2020.0025.01072.11072.141.29911141.29932
.33251000
41.239'
'''3-4-4-'
'''===?=??+?+=++==??=?=
K
K K d d R R K K t S Q K i o si so m 则 四．设计方案讨论
1.我们计算的结果只是一种理论数据，有些数据在实际状况中有很多问题。本设
计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。
2.我们的计算误差可能比较大，与实际情况不一样，比如回流比的计算就存在不同程度的误差，精馏段的物料组成根据温度计算的结果和用图表查的的结果不同，差别比较大，那个计算中很多数据用的都是理论值，比如密度，温度等等数值都存在误差。
3.操作操作费用的问题，我们小组成员认为操作费用我们无法轻易获取，因此关于费用的讨论我们也只能大概估计，无力准确计算。
4.计算中，我们经过多次实践计算，发现丙酮-水物系不是理论体系，不能用逐板计算法计算法计算，也不能用理论板数的简捷计算。
5.对于给定的分离任务，若在全回流下操作，虽然所需的理论板数最少，但得不到产品；若在最小回流比下操作，则所需的理论板数为无穷多，所以实际回流比总是介于两种极限之间。适宜的回流比可通过经济衡算来确定。回流比与经济校核密切相关，回流比太大，使能耗增加；太小，则塔板数增多，塔的制造费用增加。我们小组经过对5个数据进行了费用的估计，认为最适宜的回流比为4.161。
6.对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值。
7.由于个人的能力有限，此次设计难免有些不足之处。但通过这次设计，大家的“查阅”、“选择”、“计算”、“设计”及“表述”等能力有了很大提高，并且巩固所学化工原理知识以及其他知识，使得所学的理论知识和实际设计联系了起来。培养了扎实、严谨、求实、创新的作风，这对于大家以后的学习和工作都是大有益处的。更重要的是，我们应该将这些学习工作方法，以及优良的作风带到以后的实际工作中去。在实际工作中不断提高自己的周密设计能力，给工厂和企业带来实际效益。 【参考文献】 1、制药化工原理
2012年 06月 工业背景及工艺流程 乙醛是无色、有刺激性气味的液体，密度比水小，沸点20.8℃，易挥
发、易燃烧且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶，因其分子中具有羰基，反应能力很强，容易发生氧化，缩合，环化，聚合及许多类型加成反应。乙醛也是一种重要的烃类衍生物在合成工业有机化工产品上也是一种重要的中间体。其本身几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择，主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品，也用于制备丁醇、异丁醇、季戊四醇等产品。这些产品广泛应用于纺织、医药、塑料、化纤、染料、香料和食品等工业。 国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。工业上生产乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后发展了乙醇和乙烯路线。乙炔水化法成本高，因其催化剂——汞盐的污染难以处理等致命缺点，现以基本被淘汰。乙醇氧化或脱氢法制乙醛虽有技术成熟，不需要特殊设备，投资省，上马快等优点，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯来源丰富而价廉，加之反应条件温和，选择性好，收率高，工艺流程简单及“三废”处理容易等突出优点，深受世界各国重视，发展非常迅速，现以成为许多国家生产乙醛的主要方法。 精馏方案的确定： 精馏塔流程的确定; 塔型的选择; 操作压力的选定; 进料状态选定; 加热方式等
所选方案必须： （1）满足工艺要求； （2）操作平稳、易于调节； （3）经济合理； （4）生产安全。 包括：流程的确定;塔型的选择;操作压力的选定;进料状态选定;加热方式等 操作压力选择 ●精馏可在常压、加压或减压下进行。 ●沸点低、常压下为气态的物料必须选用加压精馏；热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。 进料状态的选择 ●一般将料液预热到泡点或接近泡点后送入塔内。这样可使： ● (1)塔的操作比较容易控制； ● (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径相似，设计制造比 较方便。 加热方式： ●（1）间接蒸汽加热 ●（2）直接蒸汽加热 ●适用场合：待分离物系为某轻组分和水的混合物。 ●优点：可省去再沸器；并可利用压力较低的蒸汽进行加热。操作 费用和设备费用均可降低。
固定管板列管式换热器(釜) 一、总体要求 所列换热器为非标设备，为固定管板列管式换热器（釜）。固定管板列管式换热器（釜）结构形式按“GB151-1999管壳式换热器”标准设计制造。再沸器和精馏釜应同时符合“GB150钢制压力容器”中的有关标准和规定。 二、特殊要求 招标非标换热器类设备数量：总计38台(包括1台螺旋板换热器) F=5M2计1台；F=8M2计8台；F=14M2计4台；F=16M2计1台；F=22M2计2台；F=26M2 计2台；F=34M2计2台；F=39.6M2计1台；F=47M2计1台；F=60M2计4台；F=74M2计1 台；F=75M2计3台；F=80M2计1台；F=84M2计1台；F=90M2计2台；F=120M2计1台； F=130M2计1台；F=174M2计1台。 不锈钢钢Ⅰ型螺旋板换热器： F=60M2计1台。 2、碳钢、不锈钢材质均应符合图纸中要求（见提供图） 3、换热器上密封必须采用石棉外包四氟材质密封垫，以耐有机溶媒及酸碱（氯仿、丙酮、 乙醇、DMF、氯化氢乙醇、盐酸、氢氧化钠及其溶液）等。 4、各设备管口及方位见提供图。 5、特别说明点：筒体（含封头）材料壁厚严格按照相关的“GB151-1999管壳式换热器”标 准和“GB150-1998《钢制压力容器》”标准设计制造。 6、设备铭牌应标明设备名称、设备位号。 7、以上各款项不符合要求者，责任由制造方自负。 三、技术资料 货到提供随机资料：总装配图、合格证、铭牌、产品质量证明书（压力容器含当地质量 技术监督局监检证书，其余不含）、设备材质证明。 皖北药业股份有限公司 二〇一二年七月二十五日
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
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)
常用溶剂的回收及其精制方法 溶剂回收 在实验室里，常常使用三氯甲烷、四氯化碳和石油醚等有机溶剂。 这些试剂化学性质不活泼、不助燃，与酸、碱不起作用，处理起来比较困难。其易挥发，具有一定的毒性，污染环境。正确回收不仅能够保护环境，还能减少浪费。 常用溶剂的回收及其精制方法 一、石油醚： 石油醚是石油馏分之一，主要是饱和脂肪烃的混合物，极性很低，不溶于水，不能和甲醇、乙醇等溶剂无限止地混合，实验室中常用的石油馏分根据沸点不同有下列数种，其再生方法大致相同。 再生方法： 用过的石油醚，如含有少量低分子醇，丙酮或乙醚，则置分液漏斗中用水洗数次，以氯化钙脱水、重蒸、收集一定沸点范围内的部分，如含有少量氯仿，在分液漏斗中先用稀碱液洗涤，再用水洗数次，氯化钙脱水后重蒸。 精制方法： 工业规格的石油醚用浓硫酸，每公斤加50一振摇后放置一小时，分去下层硫酸液，可以溶去不饱和烃类，根据硫酸层的颜色深浅，酌情用硫酸振摇萃取二、三
次。上层石油醚再用5％稀碱液洗一次，然后用水洗数次，氯化钙脱水后重蒸，如需绝对无水的，再加金属钠丝或五氯化二磷脱水干燥。 二、环乙烷： 沸点，性质与石油醚相似。 再生方法： 再生时先用稀碱洗涤。再用水洗，脱水重蒸。 精制方法 将工业规格环乙烷加浓硫酸及少量硝酸钾放置数小时后，分去硫酸层，再以水洗，重蒸，如需绝对无水的，再用金属钠丝脱水干燥。 三、苯： 沸点，比重0.879，不溶于水，可与乙醚、氯仿、丙酮等在各种比例下混溶，纯苯在时固化为结晶，常利用此法纯化。 再生方法： 用稀碱水和水洗涤后，氯化钙脱水重蒸。 精制方法： 工业规模的苯常含有噻吩、吡啶和高沸点同系物如甲苯等，可将苯1000毫升，在室温下用浓硫酸每次80毫升振摇数次，至硫酸层呈色较浅时为止，再经水洗，氯化钙脱水重蒸，收集79℃馏分。对于甲苯等高沸点同系物，则用二次冷却结晶法除去，苯在固化成为结晶，可以冷却到，滤取结晶，杂质在液体中。
溶媒回收塔操作SOP Distribution List: 分发清单： 原料药车间 Role 责任人 Draft 起草人 Review 审核人 Review 审核人 Review 审核人 Review 审核人 Approve 批准人 Dept. 部门 原料药车间 生产部 制造总监 质量部 Name 姓名 Signature 签名 Date 日期 QA 质量部 Year /年 Month /月 Day/日 Valid Since 生效日期： Issuing Dept. 颁发部门：
1. 适用范围 适用于原料药车间溶媒回收塔及其配套设施的操作使用。充分保证操作的规范性，防止差错的发生。 2. 职责 操作工：严格按照该SOP进行操作使用。 班组长：严格按照该SOP监督、指导操作工操作。 QA现场监控员：严格按照该SOP，对现场操作进行监督。 3. 内容（设备介绍、开工前检查、操作过程、清洁卫生） 3.1. 设备介绍 3.1.1. 设备简介 本设备由再沸器、塔釜、塔节、冷凝器、冷却器、稳压罐组成，辅助设备有溶媒储罐、废液接受罐、成品溶媒储罐、输送泵、仪器仪表等。本设备的所有组成部件均采用不锈钢制作，冷凝器为列管式不锈钢换热器，冷却器为不锈钢盘管冷却器，使用填料为不锈钢波纹填料。 塔釜溶剂 2.5m3 塔节高度9m 冷凝器换热面积45㎡ 冷却器换热面积8㎡ 再沸器换热面积25㎡ 回收能力600kg/h 3.1.2. 工作原理介绍 低浓度溶媒在蒸馏釜内加热成蒸汽，进入塔底后向塔顶上升，与塔顶下来的回流液在填料作用下，充分汽液接触进行传质和传热交换，上升的蒸汽中溶媒含量不断提高，塔内下降的回流液溶媒含量不断降低，最后返回蒸馏釜。蒸出的溶媒蒸汽经冷凝器冷凝后，大部分返回塔顶作为回流液。其余部分浓度合格的酒精经冷却后收集于成品溶媒储罐。而蒸馏釜内的残夜浓度不断下降达到规定要求时抽入废液储罐，进行下一步处理。 3.2. 开工前检查 在开工前需要逐个检查以下内容：
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；
丙酮泄露现场处置方案-标准化文件发布号：（9456-EUATWK-MWUB-WUNN-INNUL-DDQTY-KII
乙酰丙酮泄漏现场处置方案 1事故特征 事故类型：爆炸、火灾、环保、中毒事故 事故发生地点：醋酸裂解平台 危害程度：造成装置设备损坏，现场作业人员伤害，危及社会道路上人员和车辆安全 可能出现的征兆：可燃气体报警仪报警、CO有毒气体报警仪报警 2应急组织与职责 应急处置小组： 组长：装置主管 成员：工艺员、设备员、安全员、工段长、操作人员 应急处置小组职责： ⑴发生事故时，负责报警和应急救援信息传递，事故信息向公司应急联动中心和公司领导汇报； ⑵负责应急现场内部人员、应急器材配置、应急救援人员的调动和指挥； ⑶指导员工疏散并实施事故现场的应急救援措施，救护受伤人员，清点区域内人员数量； ⑷控制和制止事故的蔓延扩大，如事故无法控制有扩大趋势应立即向上级汇报请求启动应急预案； ⑸协调事故后恢复生产工作和总结应急救援经验教训；
⑹负责保护事故现场及相关数据，配合事故的调查； ⑺协助本方案演练的实施和方案的完善工作。 3应急处置 按照公司突发事件应急响应程序，拨打119、120、110、总调的电话。 通知裂解控制室，立即停止乙酰丙酮生产，切断乙酰丙酮输送管道进出口阀门。必要时生产装置作紧急停车处理。 迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入，组织人员对泄漏点周围环境予以控制。 建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。切断火源。尽可能切断泄漏源。防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。 少量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。 及时按事故报告的原则向公司应急联动分中心和厂领导如实进行事故信息的报告。 如事故无法控制有扩大趋势应立即向上级汇报请求启动相应的应急预案。 4注意事项 使用的工具为防爆工具。
《化工原理》课程设计说明书 设计题目 学生姓名 指导老师 学院 专业班级 完成时间
目录 1.设计任务书……………………………………………（） 2.设计方案的确定与工艺流程的说明…………………（） 3.精馏塔的物料衡算……………………………………（） 4.塔板数的确定………………………………………（） 5.精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算………（） 6.精馏段的汽液负荷计算………………………………（） 7.精馏段塔体主要工艺尺寸的计算…………………（） 8.精馏段塔板主要工艺尺寸的计算…………………………（） 9.精馏段塔高的计算…………………………………（） 10.精馏段塔板的流体力学验算…………………………（） 11.精馏段塔板的汽液负荷性能图………………………（） 12.精馏段计算结果汇总………………………………（） 13.设计评述……………………………………………（） 14.参考文献………………………………………………（） 15.附件……………………………………………………（） 附件1：附图1精馏工艺流程图………………………（） 附件2：附图2降液管参数图……………………………（）附件3：附图3塔板布孔图………………………………（）
板式塔设计简易步骤 一、 设计方案的确定及工艺流程的说明 对塔型板型、工艺流程、加料状态、塔顶蒸汽冷凝方式、塔釜加热方式等进行说明，并 绘制工艺流程图。（图可附在后面） 二、 精馏塔物料衡算：见教材P270 计算出F 、D 、W ，单位：kmol/h 三、 塔板数的确定 1. 汽液相平衡数据： 查资料或计算确定相平衡数据，并绘制t-x-y 图。 2. 确定回流比： 先求出最小回流比：P 266。再确定适宜回流比：P 268。 3. 确定理论板数 逐板法或梯级图解法（塔顶采用全凝器）计算理论板层数，并确定加料板位置：P 257-258。（逐板法需先计算相对挥发度） 确定精馏段理论板数N 1、提馏段理论板数N 2 4. 确定实际板数： 估算塔板效率：P 285。（①需知全塔平均温度，可由 t-x-y 图确定塔顶、塔底温度，或通过试差确定塔顶、塔底温度，再取算术平均值。②需知相对挥发度，可由安托因方程求平均温度下的饱和蒸汽压，再按理想溶液计算。） 由塔板效率计算精馏段、提馏段的实际板层数N 1’,N 2’：P 284式6-67。 四、 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1. 操作压力m p ：取2 F D m p p p += 2. 精馏段平均温度m t ：查t-x-y 图确定塔顶、进料板温度，再取平均值。或由泡点方程试差法确定塔顶、进料板温度。 3. 平均摩尔质量M Vm 、M Lm ：由P 8式0-27分别计算塔顶、进料板处的摩尔质量，再分别 取两处的算术平均值。汽相的摩尔分率查t-x-y 图。 4. 平均密度Vm ρ、Lm ρ： Lm ρ：用P 13式1-7分别计算塔顶、进料板处液相密度，再 取算术平均值。m Vm m Vm T R M p ??= ρ 5. 液体表面张力m σ：由B B A A m x x σσσ+=分别计算塔顶mD σ与进料板mF σ，再取 平均值。 6. 液体粘度m μ：与表面张力的计算类似。 五、 精馏段汽液负荷（Vs 、Ｌs ）计算 V=（R+1）D L=RD
（封面） XXXXXXX学院 废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计报告 题目： 院（系）： 专业班级： 学生姓名： 指导老师：
一.前言 1.1课题来源及意义 1.2精馏塔的选择依据 二．工艺设计要求 2.1 进料要求 2.2 分离要求 2.3 物料衡算 2.4 操作条件 2.5 塔径计算 2.6精馏段与提馏段物性参数 三．工艺过程设计计算 3.1泛点率 3.2喷淋密度核算 3.3塔高计算 3.4 压降计算 3.5液体分布器计算 3.6布液器设计 3.7 接管管径计算 四．冷凝器和再沸器选型 4.1 冷凝器计算选型 4.2再沸器计算选型 五．分析与讨论
前言 1.1 课题来源及意义 药物生产的过程中经常会用到结晶的操作以提高产物的纯度，但是结晶操作中的洗涤步骤却需要使用大量的溶媒，这些溶媒的处理问题就成为了工艺设计过程中一个需要重点考量的问题。 例如，在盐酸四环素药物生产过程中，需要用丙酮溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废丙酮溶媒，其主要含大量丙酮和少量水。 废丙酮溶媒的来源如下图示： 图1-1 盐酸四环素生产流程示意图 废液中由于含有大量丙酮，不能直接排放到环境中，如果进行丙酮回收，既可以降低生产费用，又能使废水排放达到生产要求。因此，将废丙酮回收，降低排放废水中的丙酮含量，从而产生社会效益和经济效益，是一个很重要的课题。 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。 本课程设计的主要任务是对废丙酮溶媒回收中的回收塔系统进行初步的工艺计算，并且给出工艺设计图。 1.2 精馏塔的选择依据 1.2.1 填料塔选择依据 塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。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。
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
正文部分： 第一部分：前言 本次课程设计的题目为“废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计”。废丙酮溶媒来自于抗生素类药物“盐酸四环素”的生产过程，在二次操作中用丙酮来溶解和洗涤粗晶体，再通过结晶和过滤得到产品盐酸四环素晶体和废丙酮溶媒。在废溶媒中丙酮含量颇高，故可以通过精馏操作来回收丙酮以重复利用，这样做既可以降低生产成本，又可以减少环境污染，不但具有很好的经济效益，而且可以获得可观的环境效益和社会效益，可谓一举多得。盐酸四环素生产过程如下图所示。 第二部分：工艺设计要求 原料液组成为丙酮为75%，水为25%（质量分数，下同），分离要求为产品中水分含量不高于0.2%，釜残液中丙酮含量不高于0.5%，废丙酮溶酶的处理量为16吨/每天（一天按24小时计算），设计条件为常压下连续精馏，进料状态为饱和液体进料，回流比自定，填料塔填料为金属环矩鞍，规格自选，计算所需物性数据可通过化工设计手册查询。 第三部分：工艺设计计算过程 1物料衡算 由废丙酮溶酶的处理量为16吨/每天可得，进料流股16 666.7/24 F kg h = =，由原料液组成为丙酮为75%，水为25%可得，进料中丙酮的摩尔分数为 10.75/58.08 0.48180.75/58.080.25/18 x = =+，水的摩尔分数为 20.25/18 0.51820.75/58.080.25/18 x ==+，可得进料的平均摩尔质量为 11220.481858.080.51821837.31F M x M x M =+=?+?= /g mol ，则有进料流股的摩 尔流量为666.7 17.86/37.31 F kmol h = =。 由总衡算式可得F D W =+，由丙酮衡算式可得0.750.9980.005F D W =+，代入数
本技术公开了一种丙酮生产过程产生废水的处理方法，包括以下步骤：(1)废水预处理：(2)好氧生物处理：向预处理后废水中加入氮源营养物质、磷源营养物质和微量营养物质，然后进行好氧生物处理；(3)悬浮有机物去除：将好氧生物处理后的废水进入沉淀池或气浮池实现泥水分离，出水丙酮未检出，COD降至100mg/L以下。本技术丙酮生产过程产生废水的处理方法具有处理负荷高、运行稳定、处理成本低的优点。 权利要求书 1.一种丙酮生产过程产生废水的处理方法，其特征在于，包括以下步骤： (1)废水预处理：将废水调节至pH值为2～7，然后向其中加入催化剂，在20～60℃条件下反应1～10min，至所述废水的活性污泥耗氧速率抑制率由40％～90％下降到10％以下，所述加入催化剂的浓度为5mg/L～100mg/L，所述催化剂为硫酸亚铁、硫酸亚铁铵或氯化亚铁；调节所述反应后废水pH值至6.5～7.5； (2)好氧生物处理：向预处理后废水中加入氮源营养物质、磷源营养物质和微量营养物质，然后进行好氧生物处理； (3)悬浮有机物去除：好氧生物处理后废水经混凝处理后进入沉淀池或气浮池实现泥水分离，出水丙酮未检出，COD降至100mg/L以下；
计算所述活性污泥耗氧速率抑制率的方法为：活性污泥耗氧速率抑制率＝(1- V1/V2)×100％；其中，V1为含有所述废水条件下的活性污泥耗氧速率，V2为在与含有所述废水条件下的活性污泥耗氧速率相同条件下测定的无毒性物质条件下的活性污泥耗氧速率。 2.根据权利要求1所述丙酮生产过程产生废水的处理方法，其特征在于，将所述废水调节至pH值为2～7的方法为：向所述废水中加入无机酸溶液或含有无机酸的废水至所述废水pH值为2～7为止；所述无机酸溶液中无机酸的质量分数为1％～98％；所述含有无机酸的废水中无机酸的质量分数1％～50％，所述含有无机酸的废水用NaOH中和后活性污泥耗氧速率抑制率小于10％。 3.根据权利要求1所述丙酮生产过程产生废水的处理方法，其特征在于，所述加入催化剂的步骤为：先将所述催化剂配制成质量分数为0.1～10％的水溶液，再将所述配制好的催化剂的水溶液单次或多次加入所述pH值为2～7的废水中。 4.根据权利要求1所述丙酮生产过程产生废水的处理方法，其特征在于，所述好氧生物处理采用的方法为活性污泥法或生物膜法。 5.根据权利要求4所述丙酮生产过程产生废水的处理方法，其特征在于，所述步骤(2)具体包括如下步骤： 按照COD:N:P＝100～200:5:1的比例向预处理后废水中加入分别含有氮源营养物质和磷源营养物质的水溶液，并加入含有微量营养物质的水溶液，然后进行好氧生物处理；所述好氧生物处理过程中，反应区温度维持在20～35℃，水力停留时间12～48h，活性污泥或生物膜挥发性悬浮固体浓度维持在2500～8000mg/L，反应区末端溶解氧维持在2mg/L 以上；所述氮源营养物质为尿素以及铵的硫酸盐、盐酸盐和磷酸盐中的一种或多种；所述磷源营养物质为铵、钠、钾的磷酸盐中的一种或多种；所述微量营养物质为钙、镁、钴、镍、锰、铜、锌的硫酸盐或盐酸盐以及碱金属的钼酸盐，加入后，钙、镁、钴、镍、锰、铜、锌、钼的浓度分别为2～20mg/L、1～5mg/L、0.1～1mg/L、0.1～1mg/L、0.1～0.5mg/L、0.1～0.5mg/L、0.1～1mg/L、0.2～2mg/L。
《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
丙酮回收活性炭与甲苯回收活性炭的区别 不同种类的活性炭内孔微结构的区别，是不同活性炭对不同溶剂具有相对选择性的原因，活性炭孔结构决定于原料、生产工艺等因素，如孔径再造、表面化学改性等。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，是选用活性炭依据，吸附小分子量VOCs （如丙酮、苯）时，选择平均孔径相对较小的高比表面积活性炭；吸附较大分子量、直链型VOCs(如汽油)时，选择平均孔径大且孔径分布大的活性炭。活性炭灰分低且强度高，则耐热胀冷缩性要好，不容易粉化，经久耐用。 丙酮的相对分子质量为58.08,分子直径为0.556纳米。相对密度(d25)0.7845。熔点-94.7℃。沸点56.05℃。 甲苯的相对分子质量为92.14,分子直径为0.65纳米。相对密度(d25)0.866。熔点-94.7℃。沸点110.6℃。 丙酮回收专用活性炭：本系列产品系为丙酮回收装置系统设计，对碳氢化学物质具有极好的吸附作用，为丙酮挥发回收装置配套的专用活性炭，具有工作容量大，脱附性能好、气体流动阻力小、比重轻等特点，可根据用户要求提供不同规格。
主要指标： 鑫森特种专用活性炭单位丙酮回收活性炭CTC 吸附值% >100% 丙酮吸附 adsorption % >45% 甲苯吸附 碘吸附值Iodine adsorption Mg/g 1100-1300 表观密度 Bulk density g/ml 0.33~0.42 强度Hardness % >95% 灰分Ash % <7 水分Moisture content % <5 粒度 Particle size mesh 3-4mm
《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 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 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℃。 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：109000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的工艺尺寸的设计。 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。 六、附表： 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
《化工传质与分离过程》课程设计 设计题目：废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计 学院： 班级： 指导教师： 学生姓名： 成绩：
《化工传质与分离过程》课程设计任务书一、设计题目 废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计 本设计项目是根据生产实际情况提出的 二、设计任务及条件 1、原料液组成 组分组成（质量%） 丙酮75 水25 2、分离要求 产品中水分含量≤0.2% （质量%） 残液中丙酮含量≤0.5% （质量%） 3、处理能力 废丙酮溶媒处理量______10_____吨/天（每天按24小时计） 4、设计条件 操作方式：连续精馏 操作压力：常压 进料状态：饱和液体进料 回流比：根据设计经验自行确定 塔填料：金属环聚鞍填料，填料规格自选 三、设计计算内容 1、物料衡算 2、填料精馏塔计算 1）操作条件的确定 2）塔径的确定 3）填料层高度的确定 4）填料层压降的计算 5）液体分布器设计计算 6）接管管径的计算 3、冷凝器和再沸器的计算与选型 4、填料精馏塔设计条件图 5、废丙酮溶媒回收过程工艺流程图
目录 一、前言 (5) 1.1课题的来源及背景 (5) 1.2课题的意义 (5) 1.3精馏塔的选择依据 (6) 二、工艺设计要求 (7) 2.1进料要求 (7) 2.2分离要求 (7) 2.3液体分布器设计要求 (7) 2.4接管管径设计要求 (7) 2.5塔顶冷凝设计要求 (7) 2.6塔釜再沸器设计要求 (7) 2.7填料层设计要求 (7) 三、工艺过程设计计算 (8) 3.1物料衡算 (8) 3.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 (8) 3.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 (8) 3.1.3物料恒算 (8) 3.1.4原料液及塔顶、塔釜产品的质量流率 (8) 3.1.5物料恒算表 (9) 3.2精馏塔设计计算 (9) 3.2.1操作温度 (9) 3.2.2塔径计算 (12) 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数 (13) 3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数 (14) 3.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径 (16) 3.2.2.4圆整塔径后验算 (18) 3.2.3塔高计算 (18) 3.2.3.1填料层高度 (18) 3.2.3.2填料层高度校核 (19) 3.2.4压降计算 (19) 3.2.4.1精馏段填料层压降 (19) 3.2.4.2提馏段填料层压降 (20) 3.2.4.3填料层高度和压降汇总 (20) 3.2.5液体分布器计算 (20) 3.2.5.1液体分布器的选型 (20) 3.2.5.3孔流速计算 (20) 3.2.5.4布液计算 (20) 3.2.5.5布液器设计 (20) 3.2.6接管管径计算 (20) 3.2.6.1进料管管径的计算 (20) 3.2.6.2出气管管径的计算 (20) 3.2.6.3进气管管径的计算 (21)