化工原理课程设计设计说明书
设计题目：发酵罐视镜设计
姓名XXX
班级XXXX
学号XXX
完成日期XXX
指导教师XXX
化工原理课程设计任务书
(化工07-1,2,3,4适用)
一、设计说明书题目:
3.456(万吨/年) 苯- 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书
二、设计任务及条件
(1).处理量: (3000＋本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);
(2).进料热状况参数：( 2班)为0.20,
(3).进料组成: ( 2班)含苯为25％(质量百分数),
(4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数);
(5).塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。
装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。
三、设计说明书目录(主要内容) 要求
1)前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的），
2)装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明
3)装置物料衡算
4)精馏塔工艺操作参数确定
5)适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算
6)精馏塔主要结构尺寸的确定
7)精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定
8)装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号
9)装置配管及机泵选型
10)适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较)
11)精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价
12)附图: 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。
四、经济指标及参考书目
1)6000元/(平方米塔壁)(塔径1.1～1.4m乘1.3,塔径1.5～1.8m乘2.0,塔
径1.9m以上乘2.8),
2)4500元/(平方米塔板),
3)4000元/(平方米传热面积),
4)16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水),
5)250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年,
6)装置主要固定资产年折旧率为10% ,银行借贷平均年利息12.5%。
7)夏清陈常贵主编《化工原理》(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学
出版社2005
8)贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津; 天津大学出版社2002
目录
一、前言 (5)
2.1处理量确定 (5)
2.2设计题目与进程 (5)
2.3概述 (5)
2.4设计方案 (5)
2.4.1塔设备的工业要求 (5)
2.4.2工艺流程如下 (6)
2.4.3流程的说明 (6)
三、精馏塔设计 (6)
3.1工艺条件的确定 (6)
3.1.1苯与甲苯的基础数据 (6)
3.1.2温度的条件 (7)
3.1.3操作压力选定 (7)
3.2精馏塔物料恒算 (7)
3.2.1摩尔分数 (7)
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 (7)
3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表 (8)
3.3塔板数计算 (8)
3.3.1.理论塔板数 (8)
3.3.2做X-Y曲线 (8)
3.3.3求R MIN (8)
3.3.4求理论塔板数 (8)
3.3.5求平均塔效率ET (8)
3.3.6求实际塔板数 (8)
3.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例) (9)
3.4.1平均压力计算 (9)
3.4.2平均摩尔质量计算 (9)
3.4.3平均密度计算 (9)
3.4.4液体平均表面张力计算 (9)
3.3.2.5液体的平均粘度 (10)
3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)
3.5.1负荷计算 (10)
3.5.1.1摩尔计算： (10)
3.5.1.2同理得质量计算： (10)
3.5.1.3 不同回流比的负荷结果 (10)
3.5.1.4 Vs和Ls计算 (10)
3.5.2塔径的计算 (10)
3.5.3精馏塔有效高度的计算 (11)
3.5.4塔顶、塔底空间 (11)
3.5.4.1塔顶空间H D (11)
3.5.4.2塔底空间H B (11)
3.5.5塔壁厚计算 (12)
3.6.F1型浮阀塔板设计 (12)
3.6.1溢流装置 (12)
3.6.1.1.堰长lw (12)
3.6.1.2.出口堰高hw (12)
3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af： (12)
3.6.1.4降液管底隙高度ho (12)
3.6.2塔板布置及浮阀数目与排列 (12)
3.6.3塔板流体力学验算 (13)
3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降 (13)
3.6.3.2淹塔 (14)
3.6.4塔板的负荷性能 (14)
3.6.4.1雾沫夹带线 (15)
3.6.4.2液泛线 (15)
3.6.4.3液体负荷上限线 (15)
3.6.4.4漏夜线 (16)
3.6.4.5 液相负荷下限线 (16)
3.7.操作弹性计算 (16)
四.热平衡确定热换器 (16)
4.1.塔顶全凝器 (16)
4.1.1热负荷Qc (16)
4.1.2传热面积A (17)
4.1.2.1求平均温度 (17)
4.1.2.2 K值选定 (17)
4.1.2.3传热面积A (17)
4.1.3 循环水的用量计算 (17)
4.1.4热换器选用 (17)
4.2.塔底再沸器 (18)
4.2.1热负荷QB (18)
4.2.2传热面积A (18)
4.2.2.1求平均温度 (18)
4.2.2.2传热面积A计算 (18)
4.2.3 过热蒸汽的用量 (18)
4.2.4再沸器的选用 (18)
4.3.原料预热器 (19)
4.3.1求平均温度 (19)
4.3.2 求比热和传热的热量 (19)
4.3.3塔底产品预热给的热量 (19)
4.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算 (19)
4.3.4 预热器选用 (19)
4.4塔釜产品冷却器 (19)
五、经济估算 (20)
5.1 塔主要设备经费计算（R1为例） (20)
5.1.1塔壁面积计算 (20)
5.1.2塔板面积计算 (20)
5.1.3主要塔设备费用计算 (20)
5.1.4固定资产折旧费用 (20)
5.2 主要操作费计算（10年）（R1为例） (20)
5.2.1.清水用量费用 (20)
5.2.2 过热蒸汽的用量费用 (20)
5.2.3设备费用和操作费用的总费用p (21)
5.2.4 银行利息后的总成本P总 (21)
5.3回流比的选择 (21)
六、精馏塔附件及其重量计算 (21)
6.1.储罐 (21)
6.2.精馏塔接管尺寸 (21)
6.2.1进料管线管径 (21)
6.3.泵的选用 (22)
6.4精馏塔重量计算 (22)
七．设计结果一览表......................................................................................................................错误！未定义书签。
八.个人总结及对本设计的评述.....................................................................................................错误！未定义书签。
十、附图.....................................................................................................................................错误！未定义书签。-32
一、前言
化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。
二、设计方案的确定
2.1 处理量确定
依设计任务书可知，处理量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456万吨/年
2.2 设计题目与设计进程
该次设计题目为：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计。
本次设计为俩周，安排如下：表2-1. 进程表
找数据与上课全部设计计算画图写说明书
第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间
2.3概述
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.
浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB －1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。
2.4 设计方案
2.4.1塔设备的工业要求
总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：
一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.
2.4.2工艺流程如下：
苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）
2.4.3流程的说明
本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。
本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。
三、精馏塔设计
3.1工艺条件的确定
3.1.1苯与甲苯的基础数据
表3-1 相平衡数据
温度/℃80.1 85 90 95 100 105 110.6 P O A /Kpa101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0
P O B/Kp
40 46 54 63.3 74.3 86 101.33 a
2.54 2.51 2.46 2.41 2.37
x 1.00 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0
y 1.00 0.897 0.773 0.633 0.461 0.269 0
表3-2 苯与甲苯的物理性质
项目分子式相对分子量沸点/℃临界温度/℃临界压力/Pa 苯C6H678.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯C6H5-----CH392.13 110.6 318.57 4107.7
表3-3 Antoine常数值
组分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯
6.078
1343.94
219.58
表3-4 苯与甲苯的液相密度
温度/℃
80 90 100 110 120 )//(3,m kg L 苯ρ
810 800.2 792.5 780.3 768.9 )//(3,m kg L 甲苯ρ
815
803.9
790.3
780.3
770.9
表3-5 液体的表面张力
温度/℃ 80 90 100 110 120 ）
（苯m mN //σ 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 ）
（甲苯m mN //σ
21.69
20.59
19.94 18.41
17.31
表3-6 液体的黏度
温度/℃
80 90 100 110 120 ）苯（s mp L a
.,μ
0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 ）甲苯（s mp L a
.,μ
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表3.7 液体的汽化热γ
温度/℃
80
90 100 110 120 γ
苯/(KJ/Kg)
384.1 386.9 379.3 371.5 363.2 γ
甲苯/(KJ/Kg)
379.9
373.8
367.6
361.2
354.6
3.1.2温度的条件：
假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y 图，如后附图所示。依任务书，可算出：x f =(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，x D =0.992，x w =0.024查t-x-y 图可得，t D =80.6℃,t W =109.7℃,t F =103.5℃ 精馏段平均温度tm=（80.6*103.5）1/2=91.34℃ 3.1.3操作压力选定
最底操作压力：取回流罐物料的温度为45℃，查手册得P O
A =29.33Kpa ，P O
B =10.00Kpa.由泡点方程X D =(P min -P O B )/(P O A -P O B )=0.992,可得P min =29.18Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P 0=1.5*101.33Kpa=152Kpa
3.2精馏塔物料恒算
3.2.1摩尔分数
由以上可知，摩尔分数为x f =0.282，x D =0.992，x w =0.024 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量
M F =x F M A +(1-x F )M B =0.282×78.11+（1-0.282）×92.13=88.18 kg/kmol ，
M D =x D M A +(1-x D )M B =0.992× 78.11+(1-0.992) × 92.13=78.22kg/kmol ， M W =x W M A +(1-x W )M B =0.024 ×78.11+(1-0.024) × 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表
总物料衡算 D+W=4800 （1） 易挥发组分物料衡算 0.99D+0.02W=0.25×4800 （2） 联立（1）、（2）解得：
F=4800 kg/h=1.33 kg/s=3.456万吨/年 ,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/s W=3661.9 kg/h= 1.02kg/s= 2.637万吨/年,W=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0.011kmol/s D=1138.1kg/h =0.32 kg/s =0.819万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s
表3-8 物料恒算表
物料 kg/h kg/s 万吨/年 kmol/h kmol/s F 4800 1.33 3.456 54.43 0.015 D 1138.1 0.32 0.819 14.51 0.004 W 3661.9 1.02 2.637 39.92 0.011
3.3塔板数计算
3.3.1.理论塔板数 3.3.2做X-Y 曲线
作出苯与甲苯的X-Y 图如后面的附图所示，因P=1.2P 0 故可不对X-Y 图进行修正 3.3.3求R min
依Q 线斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(X F ,X F)=(0.282,0.282),作出Q 线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32），故R min =(X D -Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39, 3.3.4求理论塔板数
取R 1=1.2R min =5.3，故 可求精馏段操作方程为： y=0.841x+0.157, 提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02 ，用图解法求出理论塔板数N T =18,进料板为第10层。
同理得出R 2=1.5R min =6.595时，
精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118, 提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012 N T =14,进料板为第9层 R 3=1.9R min =8.34时,
精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106, 提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010 N T =13,进料板为第8层 3.3.5求平均塔效率E T
塔顶与塔底的平均温度：t m =(80.6*109.7)0.5=94.03℃ 分别算出t=94.03℃下得相对挥发度?和μL 如下：
?=P O A /P O B =152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 图查得该温度下X A =0.45 μm =x A μ苯+（1-x A ）μ甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278.mpa s 故 ?*μm =0.69
查塔效率关联曲线得E T =0.53 3.3.6求实际塔板数
精馏段实际塔板数 N 精=9/0.53=16.98=17 ; 提馏段实际塔板数 N 提=8/0.53=16 全塔实际塔板数N=18/0.53=34 同理可得，R 2和R 3得如下： R 2=1.5R min =7.395
精馏段实际塔板数 N 精=15 ，提馏段实际塔板数N 提=10 ，全塔实际塔板数N=26 R 3=1.9R min =8.34时,
精馏段实际塔板数 N 精=14 ，提馏段实际塔板数N 提=10 ，全塔实际塔板数N=25
3.4有关物性数据的计算(以精馏段R 1为例)
3.4.1平均压力计算
取每层压降为a Kp p 7.0=?，那么进料板的压力P=152+0.7*10=159KPa 精馏段的平均压力位P m =(152+159)/2=155.5KPa 同理其他回流比计算结果如下表：
表3-9 压力表
R R1 R2 R3
进料板压力/KPa 159 158.3 157.6 精馏段平均压力/KPa 155.5 155.15 154.8
3.4.2平均摩尔质量计算
由 x D =y 1=0.992 查 t-x-y 图 得x 1=0.983
塔顶气相平均摩尔分子量 M VmD =y 1M A +(1-y 1)M B =0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol 塔顶液相平均摩尔分子量M LmD =x 1M A +(1-x 1)M B =0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol 由x F =0.282,查t-x-y 图知:y F =0.491
进料板气相平均摩尔分子量 M VmF =y F M A +(1-y F )M B =0.491*78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol 进料板液相平均摩尔分子量 M LmF =x F M A +(1-x F )M B =0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol 精馏段气相平均摩尔分子量
Kg/Km ol 74.812/)25.8522.78(2/)M M (VmF VmD =+=+=Vm M
精馏段液相平均摩尔分子量 Kg/Km ol 28.832/)M M (LmF LmD =+=Lm M
3.4.3平均密度计算
A.气相平均密度
Vm ρ=Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15))=4.01Kg/m3
同理计算出其他回流比R 2和R 3的Vm ρ分别 为：4.00Kg/Kmol 和4.00Kg/Kmol
B.液相的平均密度：
塔顶平均密度 由t D =80.6℃,查手册得ρA =814.4Kg/m 3 ,ρB =809.5Kg/m 3
ρLDm =1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m 3
进料板平均密度 t F =103.5℃ ρA =790.2Kg/m 3 ，ρB =789.9Kg/m 3
进料板液相的质量分率：a A =0.282*78.11/(0.282*78.11+0.718*92.13) =0.25
ρLFm =1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m 3
精馏段液相平均密度为 ρLm =（ρLDm +ρLFm ）/2=802.15 Kg/m 3
3.4.4液体平均表面张力计算
由塔顶温度t=80.6℃ 时,查苯-甲苯表面张力于下表：
表3-10 塔顶苯-甲苯表面张力
组分
苯(A) 甲苯(B) 表面张力\/mN m σ 21.20
22.10
塔顶表面张力：
σ
m ，顶
=0.992×21.20+(1-0.992)×22.10=21.20mN/m
由进料温度 t=103.5℃ 时,查苯-甲苯表面张力于表3-8
表3-11 进料苯-甲苯表面张力
组分
苯(A) 甲苯(B) 表面张力\/mN m σ 18.20
19.60
进料板的表面张力 ：σm ，进=0.282×18.20+(1-0.282)×19.60=19.20mN/m
则精馏段平均表面张力为：σm ，精=（σm ，顶+σm ，进）/2=20.20 mN/m 3.3.2.5液体的平均粘度
由塔顶温度t=80.6℃ 时，查手册得μA =0.309mPa.S ,μB =0.315mPas μL 顶=0.992×0.309+(1-0.992)×0.315=0.309mPas
由进料温度 t=103.5℃ 时,查苯-甲苯粘度为：μA =0.254mPa.S , μB =0.261mPas μL 进 =0.282×0.254+(1-0.282)×0.261=0.59mPas 精馏段液相平均粘度 μL(精) =（μL 顶+μL 进 ）/2=0.284 mPas
3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3.5.1负荷计算 R 1=5.3
3.5.1.1摩尔计算：
L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s, V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/s
L ′=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/s V ′=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.013kmol/s 3.5.1.2同理得质量计算：
L=6031.93kg/h=1.68kg/s , V=7170.03kg/h=1.99kg/s L ′=6991.93kg/h=1.94kg/s , V ′=3330.03kg/h=0.93kg/s 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果
同理得出R 2=1.5R min =6.585 和R 3=1.9R min =8.34得负荷计算， 三个回流比计算结果如下表：表3-12 摩尔负荷
R L V L ′ V ′
kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s R 1 76.90 0.021 91.41 0.025 87.79 0.024 47.89 0.013 R 2 107.30 0.030 121.73 0.034 118.19 0.033 74.49 0.021 R 3 121.01 0.034 135.43 0.038 131.90 0.037 91.89 0.0286
表3-13 质量负荷
R
L V L ′ V ′ kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s R 1 6031.93 1.68 7170.03 1.99 6991.93 1.94 3330.03 0.93 R 2 8416.25 2.34 9554.35 2.65 9376.25 2.60 5714.35 1.59 R 3 9491.75 2.64 10629.85 2.95 10292.42 2.86 6789.85 1.89
3.5.1.4 Vs 和Ls 计算 以R 1=5.3为例
Vs=V*M Vm /(3600*Vm ρ)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m 3/s
Ls=V*M Lm /(3600*Lm ρ)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m 3/s
同理得R2和R3,总的结果如下表
表3-13 Vs 和Ls 值表
R Vs/(m 3
/s) Ls/(m 3
/s) R1 0.518 0.0022 R2 0.691 0.0031 R3
0.769
0.0034
3.5.2塔径的计算 以R 1=5.3为例
查塔间距与塔径关系表，初选H T =0.45m ,取板上液层高度h L =0.07m 那么H T -h L =0.38m
0600.0)3600*518.0/(3600*0022.0*)01.4/15.802(/)/(2/12/1==h h V L V L ρρ 查史密斯关联图得，C 20=0.0825，
0827.0)20/2.20(*0825.0)20/(2.02.020===L C C σ
s m C u V V L /167.1)01.4/)01.415.802((0827.0)/)((2/12/1max =-=-=ρρρ
取安全系数为0.8，那么u=0.8u max =0.8*1.167=0.934m/s
塔径D 为：m u Vs D 841.0)934.014.3518.0*4()/4(=÷÷==π
按标准圆整后取D=1.0m 塔截面积222785.04/1*14.34/m D A T ===π 实际空塔气速：s m A Vs u T /660.0785.0/518.0/=== 同样计算出R2和R3，其总结果如下表 表3-14 塔径及其有关数据表
R
C 20
C
u max /(m/s )
u /(m/s
)
D(/m) 圆整后D(/m) A T (/m 2
) 实际u
/(m/s) R 1
0.0825 0.0827 1.167 0.934 0.838 1.0 0.785 0.660 R 2 0.0802 0.0804 1.136 0.909 0.984 1.2 1.130 0.612 R 3
0.0804 0.0806 1.139
0.911
1.04
1.2
1.130
0.681
3.5.3精馏塔有效高度的计算 以R 1=5.3为例 除人孔板层后 精馏段有效高度：Z 精=（N 精-2）*H T =15*0.45=6.75m 精馏段有效高度：Z 提=（N 提-2）*H T =14*0.45=6.3m
在进料板、塔顶、第九层、第27层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为0.8m. 故精馏塔的有效高度为 Z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m 同理计算出其他回流比及总结果如下表：
表3-15 塔有效高度及人孔表 R Z 精/m Z 提/m 人孔数 塔有效高度Z/m
R 1 6.75 6.3 5 15.05 R 2 5.85 3.6 5 11.85 R 3
5.4 4.05 4
11.05
3.5.4塔顶、塔底空间
3.5.
4.1塔顶空间H D 取塔顶H D =2.0H T =2*0.45=0.9 m 3.
5.4.2塔底空间H B
假定塔底空间依储存液量停留5 分钟，那么塔底液高
h=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84 m
取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间H B =0.84+1.16=2m 可见，三个回流比的H B 都可取2 米。
3.5.5塔壁厚计算
取每年腐蚀1.5mm ，因限制用年数为10年， 那么壁厚 mm mm 23)10*5.18(min =+=δ 故按标准，取壁厚25mm
同理可得出其他回流比的值，总结果如下表：
表3-16 塔顶、塔底和壁厚表
R 塔顶空间H D /m 塔底液高h/m 塔底空间H B /m
塔体壁厚/mm
R 1 0.9 0.42 2 25 R 2 0.9 0.59 2 25 R 3
0.9 0.45 2
25
3.6.F1型浮阀塔板设计 以R 1
=5.3为例
3.6.1溢流装置
选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 3.6.1.1.堰长l w :取堰长l w =0.66D=0.66m 3.6.1.2.出口堰高h w :
h w =h L -h ow ,2'32.84()1000h ow w
L h E l =
，近似取E=1，L h =Ls *3600=0.0022*3600=7.92m 3/s 故h ow =0.015m 则 h w =h L -h ow =0.07-0.015=0.065m
3.6.1.3弓形降液管宽度W d 和面积A f ：
由l w /D =0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，A f /A T =0.0721，W d /D=0.124
故A f =0.0721*0.785=0.0566m 2
,W d =0.124*1=0.124m 验算液体在降液管中的停留时间：
s L H A h T f 58.11)0022.0*3600/(45.0*0566.0*3600/*3600===θ s 5>θ
故降液管尺寸可用。
3.6.1.4降液管底隙高度h o
'
00
s w L h l u = 可取降液管底隙处液体流速取u o '=0.13m/s 则 h o =0.0022/(0.66*0.13) =0.0256m w o h h >合理 同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：
表3-17 溢流装置参数表
R
堰上液层高度
h 0/m
堰长l w /m
出口堰高h w /m 降液管宽度W d /m 降液管的面积A f /m 2 停留时间θ/S 底隙高度h o /m R 1 0.015 066 0.055 0.124 0.0566 11.58 0.026 R 2 0.017 0.792 0.053 0.145 0.0815 11.83 0.030 R 3
0.018
0.792 0.052
0.145
0.0815
10.79
0.033
3.6.2塔板布置及浮阀数目与排列
选用F1型重阀，阀孔直径d 0=39mm ，底边孔中心距t=75mm
取阀孔动能因子F 0=10 ，孔速s m F u V /99.401.4/10/00===ρ
每一层塔板上的浮阀数N ：87)99.4*039.0*4/14.3/(518.0)*4//(2
020===u d V N s π
取边缘区域宽度W c =0.06m W s =0.10m
塔板上的鼓泡面积2222arcsin 180a x A x R x R R π?
?=-+???
? R=D/2-W c ==0.5-0.06=0.44m x=D/2-(W d +W s )=0.5-(0.124+0.10)=0.276m 把数据代入得Aa=0.4516
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 则估算排间距mm t N Aa t 2.69)075.0*87/(4516.0)*/('=== 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用69.2mm ，而应小于此值。 故取t ’=65mm=0.065m ，
按t=75mm ，t’=65mm ，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数76个. 按N=76重新核算孔速及阀孔动能因数。
s m N Vs u /71.5)76039.0414.3/(518.0)039.04//(220=??÷=?=π
43.1101.4*71.501.400==?=u F 阀孔动能因数F0变化不大，
仍在9~12范围内。 塔板开孔率=u/u 0=0.66/5.71=11.56%
同理，得出其他回流比总结果如下表：
表3-18 塔板参数表 R
u 0/(m/s) 初算浮阀
数N
Aa/m 2
R/m X/m 初算t'/mm 最后t'/mm 最后确定N 最后u 0/m/s F 0
开孔率/% R 1
4.99 87 0.4516
0.44 0.276 69.2
65 76 5.71 11.43 11.56 R 2
5 115 0.7071
0.54 0.355 82
65 118 4.90 9.80 12.49 R 3
5 128 0.7071
0.54 0.355 73
65
118
5.46
10.92
12.47
3.6.3塔板流体力学验算
3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降：p C I H h h h σ=++ A.干板阻力:
s m u V c /91.401.4/1.73/1.73825.1825.10===ρ 因为u o >u oc
液柱m g u h L V C 044.0)81.9*15.802*2/(71.5*01.4*34.5)**2/(*34.522
0===ρρ
B.板上充气液层阻力:
由液相为碳氢化合物，可取充气系数ξ0=0.5 h I =ξ0h L =0.5*0.07=0.035m 液柱 C.液体表面张力所造成的阻力σh ：此阻力很小，可以忽略不计。
因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为h p =0.044+0.035=0.079m 液柱.
则单板压降△Pa g h L p 66.62181.9*15.802*079.0==*?ρ＜700Pa 故设计合理。
同理算出其他回流比R 2 、R 3的h p 为0.068m 和0.076m ，同样也设计合理。
3.6.3.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H d ≤φ(H T +h w ) 其中 H d =h p +h L +h d
A.依前面可知，h p =0.069 m 液柱
B.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故
m h l L h o w s d 00251.0)026.066.00022.0(153.0)/(153.022=÷÷?==，
同理得出其他回流比R 2和R 3的h d 分别为：0.0026和0.00259.
C.板上液层高度，前已选定h L =0.07m 则H d =0.079+0.07+0.00251=0.1515m 取φ=0.5 又已选定H T =0.45m ，h w =0.055m ， 则φ(H T +h w )=0.5×（0.45+0.055）=0.2525m 可见 H d ＜φ(H T +h w ),符合防止淹塔的要求.
同理得出其他回流比R 2和R 3的H d 分别为：0.141m 和0.149m. 3.6.3.3雾沫夹带
泛点率'
'001.36100vm s
s L
Lm vm F b
V L Z KC A ρρρ+-=
?精
精精
-----a 式
板上液体流经长度Z L =D-2W d =1-2*0.124=0.752m 板上液体面积A b =A T -2A f =0.785-2*0.0566=0.6718m 2
苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得C F =0.128 泛点率=%3.45%100)6718.0128.01/()752.00022.036.101
.415.80201
.4518.0(=?????+-?-b 试
泛点率=
%
8.46)785.0128.0178.0(01
.415.80201
.4512.0%100)78.0(518.0=???÷-?=?÷-?
T F V L V A KC ρρρ依俩式算出泛点率均在80％以下，
故知雾沫夹带量能满足e v ＜0.1 kg 液/kg 气的要求
同理算出其他回流比的总结果如下表：表3-19 泛点率有关数据表
R Z L /m A b /m 2
a 式泛点率/%
B 式泛点率/%
R 1 0.752 0.6718 45.3 46.8 R 2 0.91 0.967 42.9 43.4 R 3 0.91
0.967
47.4
48.3
3.6.4塔板的负荷性能图 以R 1为例. 3.6.
4.1雾沫夹带线
依据泛点率'
'001.36100vm s
s L
Lm vm F b
V L Z KC A ρρρ+-=
?精
精精
,
按泛点率=80%，代人数据化简整理得：
V s =-14.43L s +0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中V s —L s 图所示。 同理算出其他回流比R 2和R 3的雾沫夹带线分别如下： V s =-17.48L s +1.75 和V s =-17.48L s +1.75 3.6.4.2液泛线
依前可知h p =h c +h I +h σ H d =h p +h L +h d H d ＜φ(H T +h w )
得：φ(H T +h w )= p L d c I L d h h h h h h h h σ++=++++由此式确定液泛线，忽略h σ项。
即：??
?
???++++?=+Φ3/20202)3600(100084.2)1()(153.034.5)(0
w s w w s L V w T l L E h h l L g u h H ερρ 因H T ,h w 、h o 、l w 、N
d V u s
L V 4/2000πφερρ=
均为定值，且及、、，把有关数据代人整
理得液泛线： 017.032.159.519165
.03
/222
=-++S
L L V S S 任意取四点坐标如下：
（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397） 在Vs-Ls 图中作出液泛线（2），
同理得出其他回流比R 2和R 3得液泛线如下：
0175.017.102.271068.03/222=-++S S S L L V 和0173.017.198.223068.03
/222=-++S S S L L V 3.6.4.3液体负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s ，液体在降液管内停留时间.
'
3600f T
h
A H L θ==3—5S ，则s m H A Ls T f /0051.05/45.00566.05/)(3max =?== 液相负荷上限线（3）在VS —LS 图中为与气相流量 无关的垂线。 同理得出其他回流比R 2和R 3得液体负荷上限线如下：
s m L S /0073.0)(3max =和s m L S /0073.0)(3max = 3.6.4.4漏夜线
对于F1型重阀，依据005V F u ρ== 计算，则 V u ρ/50=
又知02
0min 4/Nu d V S π=
则s m N d V V
S /227.001.4576039.0414.35
43220min =÷???÷=?=ρπ
作气相负荷下限线（4）
同理得出其他回流比R 2和R 3得漏夜线如下：s m V S /352.03min =和
s m V S /352.03min =
3.6.
4.5 液相负荷下限线
取堰上液层上高度h ow =0.006m 作为液相负荷下限条件，即
2
'32.84()1000h ow w
L h E l ==0.006m
从而计算出下限值，取E=1.02
则，s m l L W S /00056.03600
66.0)184.21000006.0(3600)184.21000006.0(32/32/3min
=???=???= 依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。 同理得出其他回流比R 2和R 3漏夜线如下： s m L S /00068.03min = 和s m L S /00068.03min = 3.7.操作弹性计算
依附图中的R 1 Vs-Ls 图可知，由s m L S /0051.03max = ，得s m V S /843.03max = 因s m V S /227.03min = 故 操作弹性=V Smax /V Smin =0.843/0.227=3.71 同理得出其他回流比R 2和R 3操作弹性分别如下：3.72和3.73
四.热平衡确定热换器
4.1.塔顶全凝器 以R 1=
5.3为例
4.1.1热负荷Q c 以1秒钟计算 查手册对应的温度得: kg kJ I kg kJ kg Kcal I V L D /1067.5/
5.135,/115/5.272?====千克千卡塔顶
Kg KJ Kg Kcal I L /4.167/40==塔顶
从气相变为液相，温度不变。
s kJ I I D R Q L
V C /1081.0)4.167567(32.03.6)()1(31?=-??=-+=塔底塔顶 从液相变为液相的，温度变化。
s kJ I I D R Q L
D L C /1012.0)1154.167(32.03.6)()1(32?=-??=-+=塔顶 故总的负荷S KJ Q Q Q C C C /93021=+=
同理得出其他回流比R 2和R 3的Q C 如下：
表4-1 热负荷表
R Q C1/K J/S Q C2/K J/S
Q C /K J/S R 1 810 120 930 R 2 1073.5 140.8 1214.3 R 3
1194.3
156.6
1350.9
4.1.2传热面积A
4.1.2.1求平均温度m t ?
依以上可知 T 塔顶（80.6℃） → T D (45℃) t 2(45℃) ← t 1(25℃) t ? 35.4℃ 20℃
故m t ?0.2720
/4.35ln 20
4.35/ln 1212=-=???-?=
t t t t ℃ 4.1.2.2 K 值选定
因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m 2.℃ 4.1.2.3传热面积A
26
5.340
.2710001093.0m t K Q A m C =??=?=
同理得出其他回流比R 2和R 3的传热面积A 分别如下： A=45.0m 2和50.0m 2 4.1.3 清水的用量计算
依 C p Q t mc =?水 查手册t=35.0℃时水的比热Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kg
20=?t ℃,故把数据代人求得m=11.15kg
故一年的用水量年万吨总/9.2872003600=??=m m
同理得出其他回流比R 2和R 3的m 总分别如下：
表4-2 循环水的用量表
R m/kg/s
m 总/万吨/年
R 1 11.15 28.9 R 2 14.55 37.71 R 3
16.19
41.96
4.1.4换热器选用
选用U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=28,热换面积A=39.7m 2,换热管长L=3m,选用俩台交替使用。 同理可得其他回流比R 2和R 3分别为： 选用U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管数n=56,热换面积A=23.8m 2,换热管长L=3m,选用俩台并联使用，再准备俩台备用。 选用U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=56,热换面积A=25.7m 2,换热管长L=3m,选用俩台交替使用,再准备俩台备用。
4.2.塔底再沸器
4.2.1热负荷Q B 以1秒质量来算
L
W L D C F B I W DI Q I F Q ?++=?+ 查手册对应的温度并依下式计算得:
2.0=--=L
V F V I I I I q Kg KJ I Kg KJ I Kg KJ I L
D L W
F /115,/50.579,/22.490=== 从前面可知F 、W 、D 和Qc 的值，并分别把它们的值代人上式可得：Q B =905.90KJ/S,同理得出其他回流比R 2和R 3的Q B 分别如下：Q B =1190.20KJ/S ，Q B =1326.80KJ/S
4.2.2传热面积A
4.2.2.1求平均温度m t ?
过热蒸汽的温度为320℃，P=0.7MPa
T:T1=320℃ → t w +50=109.7+50=159.7℃ T:109.7℃ → 109.7℃ t ?:210.3℃ 50℃
故 C t m ?=-=?59.111)
50/3.210ln(50
3.210
4.2.2.2传热面积A 计算
因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m 2.℃，
26
12.859
.1111000109059.0m t K Q A m B =??=?=
同理可得出其他回流比R 2和R 3的A 分别如下: 10.67m 2和11.89m 2
4.2.3 过热蒸汽的用量
过热蒸汽经过以下过程：从320℃过热蒸汽→饱和蒸汽（164.97℃）
→159.7℃的液体。
查手册得320℃时H=3100.9J/g , 饱和蒸汽焓H=2768.5J/g ,159.7℃时的液体焓H=2073.09J/g,
那么每克过热蒸汽放热Q=(3100.9-2768.5)+(2768.5-2073.09)=1026.5J/g 一年的Q B 总=Q B *t=905.9*1000*3600*7200J=2.35*1013J ，
故一年的蒸汽用量m: m=Q B 总/Q=2.35/1026.5*1013g=2.29*107Kg=22900吨 同理得出其他回流比R 2和R 3的过热蒸汽一年的用量Q B 总分别如下： 30000吨 和33500吨。
4.2.4再沸器的选用
选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m 2
,质量m=533kg.准备一台备用。
同理可得其他回流比R 2和R 3分别为：
选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m 2,质量m=533kg.准备一台备用。
选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为14m 2,质量m=650kg.准备一台备用。
4.3.原料预热器
先用塔底产品预热，再用过热蒸汽预热。 4.3.1求平均温度m t ?
出料液温度: t : 35℃ → 103.5℃
过热蒸汽温度：T: 320 ℃ → 164.97℃ 错流传热
C t m ?=-----=?57.16935
97.1645.103320ln
)3597.164()5.103320(
4.3.2 求比热和传热的热量
查手册得69.25℃的苯与甲苯的比热并计算的混合物的比热为：
C P =0.25*1878.7+0.75*1866.1=1869.25J/Kg.℃ ,
气相H A =533.6kj/kg,H B =523kj/kg
传热的热量Q 1=mqC P *t ?=1.33*1869.25*(103.5-35)/5=3.4*104 J
由XF=0.282,查y F =0.491气相Q 2=m*4/5*(0.491*533.6+0.509*523)=562KJ 故Q=Q 1+Q 2=596KJ
4.3.3塔底产品预热给的热量
出料液温度: t : 109.7℃ → 45℃ Kg KJ I Kg KJ I L W L W /9.225,/50.579457.109==?? W=1.02KJ/s ，那么塔底产品每秒放出热量为：
KJ I I W Q L
W L W 59.361)9.2255.579(02.1)(*457.1093=-?=-=??
那么每秒还要过热蒸汽给原料供热为Q ：596KJ-361.59KJ=234.41KJ 4.3.4 传热面积和过热蒸汽的用量计算
同样取K=1000w/m 2
.℃ 故254.157
.1691000103441.2m t K Q A m =??=?=
热蒸汽每秒的用量Q 1=Q/(3100.9-2768.5)=0.71Kg 故一年用量为:0.71*3600*7200=1.84万吨/年 4.3.5预热器选用
选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm , 换热面积A=3.7m 2 ,管束N=1,管数n=33 ，且准备一台备用。
4.4塔釜产品冷却器
因属于液—液传热，故依经验值可取K=600w/m 2.℃ 产品温度 t : 45℃ → 35℃ 冷却水的温度 t: 45℃ ← 25℃
C t m ?=-----=?4.1425
453545ln
)2545()3545( =?t 45-25=20℃
查得Kg KJ I L W /6.22545=? Kg KJ I L
D /115= Kg KJ I L W /8.20035=?
Kg KJ I L
A /2.9635=? C P=4171.5J/Kg
?45I =224.7KJ/Kg ,?35I =200.0KJ/Kg
热量Q=m*(?45I -?35I )=1.02*24.7=25.2KJ
冷水每秒的用量m=Q/(t ?*C P )=25200/(20*4171.5)=0.3Kg 传热面积A=Q/(K*m t ?)=25200/(600*14.4)=2.92m 2
冷却器的选用：
选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm , 换热面积A=3.7m 2 ,管束N=1,管数n=33 ，且准备一台备用。
五.经济估算
5.1
塔主要设备经费计算（R 1为例）
5.1.1塔壁面积计算
除俩端得封头外，塔体的高度h=HB+HD+Z=2.0+0.9+15.05=17.95m D=1.0m 故塔体截面积面积=A T =0.785m2 塔壁S=A*h=17.95*0.785=14.09m 2 查得封头的面积A 1=2*1.2096=2.0592m 2 故总面积A 总=16.1492m 2 5.1.2塔板面积计算
塔板面积A=A T *塔板数=0.785*34=26.69m 2
5.1.3主要塔设备费用计算
依前面可知，全凝器传热面积A 2=39.7*2=79.4m 2 ,再沸器传热面积A 3=11*2=22m 2， 预热器和釜液冷却器的传热面积分别为3.7*2=7.4m 2和3.7*2=7.4m 2
故塔设备经费I=A 总*6000*1.3+A*4500+（A 2+A 3+7.4+7.4）*4000=723114.76元 同理得出其他回流比R2和R3的主要塔设备费用如下表：
表4-3 设备费用表
R 塔体高度h/m 塔壁面积S/m 2 塔板面积A/m 2 传热面积A 2/m 2 塔设备总费用I/元 R1 18.8 16.8442 26.69 116.2 723114.76 R2 15.2 19.2352 29.38 132 810244.56 R3 14.75 16.6675 28.25 145.6 839531.50 5.1.4固定资产折旧费用
因为设备可用10年，折旧率为10%，既r=1/n 故资产残余值可以忽略不计， 固定资产折旧额D=资产原值P/n=P*r=723114.76*10%=72311.48元
同理得出其他回流比R2和R3的折旧金额如下：81024.46元和83953.15元
5.2 主要操作费计算（10年）（R 1为例）
5.2.1.清水用量费用
依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量Q 1=2.89*105吨/年，
釜液冷却一年用水量Q 2=0.3*3600*7200=0.78万吨/年 单价为16元/吨， 故十年循环水费用I 1=（Q 1+Q 2）*10*16=4.75*107元
同理得出其他回流比R 2和R 3的10年循环水费用I 1分别为： 6.16*107元和6.84*107元
5.2.2 过热蒸汽的用量费用
因为一年再沸器的用量Q 3=22900吨,原料预热器一年用的量为18400吨， 单价为250元/吨，故十年的过热蒸汽费用 I 2=(Q 3+18400）*250*10=1.03*108元
同理得出其他回流比R 2和R 3的10年过热蒸汽费用I 2分别为: 1.21*108元和1.30*108元
《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师
目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)
苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；
课程设计 课程名称化工原理课程设计 题目名称热水泠却器的设计 专业班级XX级食品科学与工程（X）学生姓名XXXX 学号XXXXXXXX 指导教师 二O一年月日
锯齿形板式热水冷却器的设计任务书一、设计题目： 锯齿形板式热水冷却器的设计 二、设计参数： （1）处理能力：7.3×104t/Y热水 （2）设备型式：锯齿形板式热水冷却器 （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30℃，出口温度40℃。 3、允许压降：不大于105Pa。 4、每年按330天，每天按24小时连续运行。 5、建厂地址：蚌埠地区。
目录 1 概述 (1) 1. 1 换热器简介 (1) 1. 2 设计方案简介 (2) 1. 3 确定设计方案 (2) 1. 3. 1 设计流程图 (3) 1. 3. 2 工艺流程简图 (4) 1. 3. 3 换热器选型 (4) 1. 4 符号说明 (4) 2 锯齿形板式热水冷却器的工艺计算 (5) 2.1 确定物性数据 (5) 2.1.1 计算定性温度 (5) 2.1.2 计算热负荷 (6) 2. 1. 3 计算平均温差 (6) 2. 1. 4 初估换热面积及初选板型 (6) 2. 1. 5 核算总传热系数K (7) 2. 1. 6 计算传热面积S (9) 2. 1. 7 压降计算 (10) 2.2 锯齿形板式热水冷却器主要技术参数和计算结果 (10) 3 课程设计评述 (11) 参考文献 (12) 附录 (13)
1 概述 1.1 换热器简介 换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛，日常生活中取暖用的暖气散热片、汽轮机装置中的凝汽器和航天火箭上的油冷却器等，都是换热器。它的主要功能是保证工艺过程对介质所要求的特定温度，同时也是提高能源利用率的主要设备之一。换热器种类很多，若按换热器传热面积形状和结构可分为管式换热器和特殊形式换热器。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各一相同，故换热器的类型很多，特点不一、可根据生产工艺要求进行选择。 1.2 设计方案简介 根据设计要求:用入口温度30 ℃，出口温度40℃的循环水冷却热水（热水的入口温度80℃，出口温度60℃），通过传热量、阻力损失传热系数、传热面积的计算，并结合经验值确定换热器的工艺尺寸、设备型号、规模选定，然后通过计算来确定各工艺尺寸是否符合要求，符合要求后完成工艺流程图和设备主体条件图，进而完成设计体系。 设计要求：选择一台适宜的锯齿形换热器并进行核算。下图中左面的为板式换热器外形，右边的是板式换热器工作原理图。
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
成绩 化工原理课程设计 设计说明书 设计题目：万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计 。 姓名陈端 班级化工07-2班 学号 006 】 完成日期 2009-10-30 指导教师梁伯行
化工原理课程设计任务书 (化工07-1,2,3,4适用) 一、设计说明书题目: — (万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二、设计任务及条件 (1).处理量: (3000＋本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计); (2). 进料热状况参数：( 2班)为, (3). 进料组成: ( 2班) 含苯为25％(质量百分数), (4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数); (5). 塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。 装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。 三、【 四、设计说明书目录(主要内容) 要求 1)前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的）， 2)装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明 3)装置物料衡算 4)精馏塔工艺操作参数确定 5)适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算 6)精馏塔主要结构尺寸的确定 7)精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定 8)、 9)装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号 10)装置配管及机泵选型 11)适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较) 12)精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价 13)附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。 五、经济指标及参考书目 1)6000元/(平方米塔壁)(塔径～乘, 塔径～乘, 塔径以上乘, 2)4500元/(平方米塔板), 3)# 4)4000元/(平方米传热面积), 5)16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水), 6)250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年, 7)装置主要固定资产年折旧率为10% , 银行借贷平均年利息%。 8)夏清陈常贵主编《化工原理》(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学 出版社2005 9)贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津; 天津大学出版社2002
《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
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 =，
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)
化工原理课程设计终稿 成绩华北科技学院环境工程系《化工原理》课程设计报告设计题目分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计学生姓名张帆学号200801034215指导老师孙春峰专业班级化工B082班教师评语设计起止日期：2011年6月14日至2011年6月26日化工原理课程设计化工原理课程设计任务书 1.设计题目：分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 2.原始数据及条件：进料：乙醇含量45%，其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量99%；塔底乙醇含量% 生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强(绝压)；泡点进料；R=5 3.
设计任务：完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。- 2 - 化工原理课程设计目录第一章绪论 4 第二章塔板的工艺设计 5 精馏塔全塔物料衡算5 有关物性数据的计算 5 理论塔板数的计算12 塔径的初步计算14 溢流装置15 塔板分布、浮阀数目与排列1 6 第三章塔板的流体力学计算18 、气相通过浮阀塔板的压降18 、淹塔19 、雾沫夹带20 、塔板负荷性能图20 物沫夹带线20 液泛线21 相负荷上限21 漏液线
22 相负荷下限22 浮阀塔工艺设计计算结果23第四章塔附件的设计25 接管............................................................... ............................................... 25 筒体与封头............................................................... ................................... 27 除沫器............................................................... ........................................... 27 裙座............................................................... ............................................... 27 人孔............................................................... ............................................... 27 第五章塔总体高度的设计............................................................... ........................ 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔总体高
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》报告 10000kg/h 甲醇~水 精馏装置设计
一、概述 (3) 1.1 设计依据 (3) 1.2 技术来源 (3) 1.3 设计任务及要求 (3) 二、计算过程 (4) 1 设计方案及设计工艺的确定 (4) 1.1 设计方案 (4) 1.2.设计工艺的确定 (4) 1.3、工艺流程简介 (4) 2. 塔型选择 (5) 3. 操作条件的确定 (5) 3.1 操作压力 (5) 3.2 进料状态 (5) 3.3加热方式的确定 (6) 3.4 热能利用 (6) 4. 有关的工艺计算 (6) 4.1精馏塔的物料衡算 (9) 4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (10) 4.1.3物料衡算 (10) 4.2 塔板数的确定 (10) 4.2.1 理论板层数NT的求取 (10) 4.2.3 热量衡算 (12) 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 4.3.1 操作压力的计算 (14)
4.3.3 平均摩尔质量的计算 (15) 4.3.4 平均密度的计算 (15) 4.3.5 液相平均表面力的计算 (16) 4.3.6 液体平均粘度的计算 (17) 4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 (18) 4.4.1塔径的计算 (18) 4.4.2 精馏塔有效高度的计 (19) 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (19) 4.5.1溢流装置的计算 (19) 4.5.2 塔板布置 (21) 4.6 筛板的流体力学验算 (24) 4.6.1 塔板压降 (24) 4.6.2 液面落差 (25) 4.6.3 液沫夹带 (26) 4.6.4 漏液 (26) 4.6.5 液泛 (27) 4.7 塔板负荷性能图 (27) 4.7.1、液漏线 (27) 4.7.2、液沫夹带线 (28) 4.7.3、液相负荷下限线 (29) 4.7.4、液相负荷上限线 (29) 4.7.5、液泛线 (29) 5.热量衡算 (32) 5.1塔顶换热器的热量衡算 (33)
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。
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--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 ??