化工原理课程设计(规整填料塔)
填料精馏塔设计任务书
一、设计题目：填料塔设计
二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计
三、设计条件：
1、年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨；
2、产品苯含量不低于96%；
3、残液中苯含量不高于1%；
4、操作条件：
填料塔的塔顶压力：4kPa（表压）
进料状态：自选
回流比：自选
加热蒸汽压力：101.33kPa（表压）
5、设备型式：规整填料塔
6、设备工作日：300天/年，24h连续运行
四、设计内容和要求
序号设计内容要求
1 工艺计算物料衡算、热量衡算、理论塔板数等
2 结构设计塔高、塔径、分布器、接口管的尺寸等
3 流体力学验算塔板负荷性能图
4 冷凝器的传热面积和冷却介质的
用量计算
5 再沸器的传热面积和加热介质的
用量计算
6 计算机辅助计算将数据输入计算机，绘制负荷性能图
7 编写设计说明书目录、设计任务书、设计计算及结果、流程图、参考资料等
目录
第1章流程的确定和说明 (3)
1.1加料方式 (3)
1.2进料状态 (3)
1.3冷凝方式 (3)
1.4回流方式 (3)
1.5加热方式 (3)
1.6加热器 (4)
第2章精馏塔设计计算 (5)
2.1操作条件和基础数据 (5)
2.1.1操作压力 (5)
2.1.2基础数据 (5)
2.2精馏塔工艺计算 (7)
2.2.1物料衡算 (7)
2.2.2热量衡算 (9)
2.2.3理论塔板数计算 (11)
2.3精馏塔的主要尺寸 (12)
2.3.1精馏塔设计的主要依据 (12)
2.3.2塔径设计计算 (15)
2.3.3填料层高度的计算 (16)
第3章附属设备及主要附件的选型计算 (17)
3.1冷凝器 (17)
3.1.1计算冷却水流量 (18)
3.1.2冷凝器的计算与选型 (18)
3.2再沸器 (18)
3.2.1间接加热蒸汽 (18)
3.2.2再沸器加热面积 (18)
3.3塔内其他结构 (19)
3.3.1接管的计算与选择 (19)
3.3.2液体分布器 (20)
3.3.3除沫器 (21)
3.3.4液体再分布器 (22)
3.3.5填料支撑板的选择 (22)
3.3.6塔底设计 (23)
3.3.7塔的顶部空间高度 (23)
第4章结束语 (24)
参考文献 (25)
第1章流程的确定和说明
1.1加料方式
加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动方式课省去一笔费用，本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制加料。
1.2进料状态
进料方式一般有冷夜进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。冷夜进料对分离有利，但会增加操作费用。泡点进料对搭操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸气量相等，精馏段和提馏塔径基本相等。
由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。
1.3冷凝方式
选全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，且制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。
1.4回流方式
宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝器由重力作用回流入塔。优点是回流冷凝器无需支撑结构；缺点是回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔内。
1.5加热方式
采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液
组成及回收率时，利用直接蒸气加热时，所理论塔板数比用间接蒸气时要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式，由于本次分离的是苯-甲苯混合液，故采用间接加热。
1.6加热器
选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他型式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹式管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。
第2章精馏塔设计计算
2.1操作条件和基础数据
2.1.1操作压力
精馏操作按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离的要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。
当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压101.325kPa作为操作压力。
2.1.2基础数据
1、饱和蒸汽压
表2-1 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度C080.1 85 90 95 100 105 110.6
A
P,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2
240.0 0
B
P，kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0
（注：A-苯，B-甲苯，下同。）
2、气液平衡关系及平衡数据
表2-2 常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度t ℃液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2
97.13 30.0 50.7
95.58 35.0 56.6
94.09 40.0 61.9
92.69 45.0 66.7
91.40 50.0 71.3
90.11 55.0 75.5
80.80 60.0 79.1
87.63 65.0 82.5
86.52 70.0 85.7
85.44 75.0 88.5
84.40 80.0 91.2
83.33 85.0 93.6
82.25 90.0 95.9
81.11 95.0 98.0
80.66 97.0 98.8
80.21 99.0 99.61
80.01 100.0 100.0
表2-3 组分的液相密度
温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3
m814 805 791 778 763 甲苯,kg/3
m809 801 791 780 768
表2-4 液体粘度μ
L
温度(℃) 80 90 100 110 120
苯（mP
a
.s）0.308 0.279 0.255 0.233 0.215
甲苯（mP
a
.s）0.311 0.286 0.264 0.254 0.228
表2-5 纯组分的表面张力
温度80 90 100 110 120
苯，mN/m 甲苯，mN/m 21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
3、回流比
通常R=（1.1~2）min R ，此设计取min 2.1R R =。
2.2精馏塔工艺计算 2.2.1物料衡算
1、物料衡算
已知：t F 30000=''/a ，（质量）%1%,96%,41='='='w
D F x x x ,年开工300d 。 3
30000104166.7/30024
F kg h ?'=
=?
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量 kmol
kg M B
/13.92=
进料液、溜出液、釜残液的摩尔分数分别为w D F x x x 、、
%
18.10118.013
.92/9911.78/111.78/1%6.96966.013
.92/411.78/9611.78/96%0.45450.011
.78/5911.78/4111.78/41==+=
==+=
==+=W D F x x x
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：
m o l kg x M x M M
mol kg x M x M M
mol kg x M x M M
w B D A w
D B D A D F B F A F /96.91)012.01(13.92012.011.78)1(/59.78)966.01(13.92966.011.78)1(/82.85)450.01(13.92450.011.78)1(=-?+?=-+==-?+?=-+==-?+?=-+=
55
.4882
.857.4166==
'=
F
M
F F
根据物料衡算方程：
w
D F Wx
Dx Fx W D F +=+=
代入数据得：
W
D W
D 012.0966.045.055.4855.48+=?+=
解得：D=22.29h kmol / , W=26.26h kmol /
由于泡点进料q=1，有气液平衡数据，查表2-2得进料液温度F t =92.69。 根据标2-1利用内插法求得在此温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压分别为
k p a p k p a p B A 00.59,37.1460
0==
则： 48
.20
==
B
A p
p α
??
????--?-?-=??????---?-=
45.01)966.01(48.245.0966.01
48.21
1)1(11
min F D F D x x x x R αα=1.35 h
kmol D R V V h kmol F q L L h
kmol D R L R R /40.5829.22)162.1()1(/66.8455.48111.36/11.3629.2262.162
.135.12.12.1min =?+=+=='=?+=?+='=?=?==?==
2、物料衡算结果
表2-6 物料衡算结果（a ）
物料 流量（h kmol /）
组成
苯
甲苯
进料F 48.55 0.45 0.55 塔顶产品D 22.29 0.966 0.034 塔顶残液W
26.26
0.012
0.988
表2-7 物料衡算结果（b ）
物料
流量（h kmol /）
精馏段上升蒸汽量V 58.40 提馏段上升蒸汽量V ' 58.40 精馏段下降液体量L 36.11 提馏段下降液体量L '
84.66
3、塔板效率的计算 （1）、精馏段
523
.0)
308.048.2(49.0)
(49.0308.0245
.0245
.0111=??==?≈=
--∑L T i
i
L E s
mpa x αμμ
μ
（2）、提馏段
541
.0)
269.048.2(49.0)
(49.0269.0245
.0245
.0212=??==?≈=
--∑L T i
i
L E s
mpa x αμμ
μ
2.2.2热量衡算
1、加热介质的选择
选用饱和水蒸气，加热蒸汽压力为101.33kPa （表压）。
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸汽冷凝放热越大，水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数数相应减少，但蒸汽压力不易太高。 2、冷凝剂的选择 选冷却水。
原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大。 3、热量衡算
根据表2-2的气液平衡数据，用内插法可求塔顶温度VD LD t t ,，塔底温度w t 。
C
t t C t t C t t w w
VD D LD LD ?=?--=
--?=?--=--?=?--=--81.10979
.10891.1093191.10918.1187.8125
.8211.819.950.9811.816.960.9875.8011.8166.800.950.9711.810.956.96
)
/(50.100)966.01(49.125966.062.99)
1()/(49.125)
/(62.992121K kmol kJ x C x C C
K kmol kJ C K kmol kJ C t D p D p pD
p p VD ?=-?+?=-?+?=?=?=温度下：在
)
/(09.130)012.01(39.130012.006.105)
1()/(39.130)
/(06.1052121K kmol kJ x C x C C
K kmol kJ C K kmol kJ C t w p w p pw
p p w ?=-?+?=-?+?=?=?=温度下：在
kg
kJ x x kg kJ kg kcal kg
kJ kg kcal t D D D /95.396)966.01(02.386966.033.397)
1(/02.3861868.42.92/2.92/33.3971868.49.94/9.942121=-?+?=-?+?==?===?==γγγγγ温度下：在
（1）、0℃塔顶气体上升焓V Q 塔顶以0℃为基准，
h
kJ M
V t C
V Q D
D pD
V /85.229580159.7895.39640.5875.8050.10040.58=??+??=??+??=γ （2）、回流液的焓R Q
)
/(50.100)966.01(49.125966.062.99)
1()
/(49.125)
/(62.992121K kmol kJ x C x C C
K kmol kJ C K kmol kJ C t D p D p pD
p p LD ?=-?+?=-?+?=?=?=温度下：在
回流液组成与塔顶组成相同
h
kJ t C
L Q LD p
R /19.29304675.8050.10011.36=??=??=
（3）、塔顶溜出液的焓D Q
因馏出口与回流口组成一样，所以)
/(50.100K kmol kJ C
p
?=
h
kJ t C
D Q D p
D /67.18340087.8150.10029.22=??=??=
（4）、冷凝器消耗的焓C Q
h kJ Q Q Q Q D R V C /99.181935467.18340019.29304685.2295801=--=--= （5）、进料口的焓F Q
)
/(79.116)45.01(09.12845.097.102)
1()
/(09.128)
/(97.1022121K kmol kJ x C x C C
K kmol kJ C K kmol kJ C t F p F p p
p p F ?=-?+?=-?+?=?=?=温度下：在
所以，h kJ t C F Q F p F /62.52556669.9279.11655.48=??=??= （6）、塔底残液的焓w Q
h kJ t C W Q w p w /90.37512881.10909.13026.26=??=??= （7）、再沸器B Q （全塔范围内列衡算式）
塔釜热损失为10%，则9.0=η
设再沸器损失热量D W C F B B Q Q Q Q Q Q Q Q +++=+=损损,1.0 加热器实际热负荷：
94
.185231762.52556667.18340090.37512899.18193549.0=-++=-++=F
D W C B Q Q Q Q Q
h kJ Q B /04.2058131=
表2-8 热量衡算表
项目 平均比热p
C
)/(K kmol kJ ? 热量Q h kJ / 进料 116.79 525566.62 冷凝器 — 1819354.99 塔顶溜出液 100.50 183400.67 塔底残液 130.09 375128.90 再沸器
—
2058131.04
2.2.3理论塔板数计算
1、操作线方程
0054
.0450.1012.040
.5826.2640
.5866.84369.0618.0966.040
.5829.2240
.5811.36-'=?-
'=
'
-
''
'=
'+=?+
=+
=x x x V W x V L y x x x V D x V L y w D 提馏段操作线方程：
精馏段操作线方程： 相平衡方程： 2.48 1.48y x y
=
-
2、逐板法求理论塔板数
根据逐板计算步骤，现从塔顶开始计算，将各点的计算结果列表如下： n
0 1 2 3 4 5 6 n x
0.96
0.9063
0.8409
0.7630
0.6800
0.6015
0.5353
1
n y + 10.6180.369(n n y x +=+精馏段操作线方程） 0.96 0.9291 0.8887 0.8405 0.7892 0.7407 0.6998 n
7
8
9 10 11 12 13 n x
0.4845 0.4484
0.4240
0.4081
0.5718
0.5021
0.4138
1
n y + 1 1.4500.0054(m m y x +=-提馏段操作线方程）
0.6684 0.6461 0.6310 0.6212 0.5718 0.5021 0.4138 n
14
15
16 17 18 19 20 n x
0.2216 0.1570
0.1033
0.0637
0.0370
0.0201
0.0097
1
n y + 1 1.4500.0054(m m y x +=-提馏段操作线方程）
0.3159 0.2222 0.1444 0.0870 0.0483 0.0237
在以上表中可以得到加料板的位置在第11块，最后一块的塔板是
0.0201-0.01（）/(0.0201-0.0097)=0.97(块）
所以理论塔板数190.9719.9720T N =+=≈（块）（含再沸器）。其中，精馏
段12109T T N N ==（块），提馏段（块）。
2.3精馏塔的主要尺寸 2.
3.1精馏塔设计的主要依据
根据表2-3，用内插法求得在F w D t t t 、、温度下下苯和甲苯的密度，列表如下。
表2-9 苯-甲苯不同温度下的密度
温度/℃
)/(3
-?m kg 苯ρ
)/(3
m kg ?甲苯ρ
87.81=D t
812.32 807.50 81.109=w t
778.25 780.21 69.92=F t
801.23
797.23
1、塔顶条件下的流量和物性参数 m o l kg x M
x M M
D B
D A D
/59.78)966.01(13.92966.011.78)1(=-?+?=-+=
h
kg L M
L h kg V M V m
kg RT
M p m
kg kg
m x x D
D D
v L B
D
A
D
L /885.283711.3659.78/656.458940.5859.78/698.2)
87.8115.273(314.859.7833.101/15.812/10
2313.150
.80796.0132
.81296.011
113
13
13
3
1
=?=?==?=?==+??=
=
=?=-+
=
'-+
'=
-ρρρρρ气相密度：液相密度：
2、进料条件下的流量和物性参数
m o l kg x M x M M F B F A F /82.85)450.01(13.92450.011.78)1(=-?+?=-+=
h
kg L M L h kg L M L h
kg V M
V V m
kg RT
M p m
kg kg
m x x F
F F
F
v L B
F
A
F
L /521.726566.8482.85/960.309811.3682.85/888.501140.5882.85/859.2)
69.9215.273(314.882.8533.101/30.799/10
2511.123
.79741.0123
.80241.011
2
2223
23
23
3
2
=?='?='=?=?==?=?=='=+??=
=
=?=-+
=
'-+
'=
-提馏段：精馏段：气相密度：
液相密度：
ρρρρρ
3、塔底条件下的流量和物性参数 m o l kg x M x M M
w B D A w
/96.91)012.01(13.92012.011.78)1(=-?+?=-+=
h
kg L M L h kg V M V m
kg RT
M p m
kg kg
m x x w
w w
v L B
w
A
w
L /334.778566.8496.91/464.537040.5896.91/927.2)
81.10915.273(314.896.9133.101/21.780/10
2817.121
.780012.0125
.778012.011
3
33
33
33
3
3
=?='?='=?='?='=+??=
=
=?=-+
=
'-+
'=
-ρρρρρ气相密度：液相密度：
4、精馏段的流量和物性参数
h
kg L L L h kg V V V m
kg m
kg L L L V V V /423.29682
960
.3098885.28372
/772.48002
888.5011656.45892
/73.805230
.79915.8122/779.22859
.2698.22
2
1213
2
13
2
1=+=
+=
=+=+==+=
+==+=+=液相流量：
气相流量：液相密度：
气相密度：ρρρρρρ
5、提馏段的流量和物性参数
h
kg L L L h kg V V V m
kg m
kg L L L V V V /428.75252
334
.7785521.72652
/176.51912
464.5370888.50112
/75.789221
.78030.7992/893.22927
.2859.22
32
323
3
23
3
2=+=
'+'=
=+='+'==+=
+=
=+=+=液相流量：
气相流量：液相密度：
气相密度：ρρρρρρ
6、体积流量
s
m V V V s
m V V V
s
m V V s
m V V s m V V s s s s s s
v s v s v s /4984.025097.04870.02
/4798.024870.04725.02/5097.03600
927.2464
.5370/4870.03600
859.2888
.5011/4725.03600
698.2656
.45893
3
23
2
13
3
333
2
223
1
1
1=+=
+=
'=+=+==?=
'
==?='
==?==提馏段：精馏段：塔底：进料：塔顶：ρρρ
2.3.2塔径设计计算
1、填料的选择
按设计任务书要求，本次设计选用的是规整填料。规整填料是按一定几何图形排列，整齐堆砌的填料。规整填料种类很多，根据其几何构型可分为格栅填料、波纹填料、脉冲填料等，工业上应用的规整填料绝大部分为波纹填料。
金属丝网波纹填料是网波纹填料的主要形式，由金属丝网制成的。其特点是压降低、分离效率高，特别适用于精密精馏及真空精馏装置，为难分离物系、热敏性物性的精馏提供了有效的手段。尽管其造价高，但其优良的性能仍得到了广泛的应用。
综上考虑，本次设计选用250Y 金属板波纹填料。 2、精馏段
根据表2-4，用内插法求得在F w D t t t 、、温度下下苯和甲苯的粘度，列表如下。
表2-10 苯-甲苯不同温度下的粘度
温度/℃
)/(s mpa ?苯μ )/(s mpa ?甲苯μ
87.81=D t
0.303 0.306 81.109=w t
0.233 0.254 69.92=F t
0.273
0.280
由于平均黏度在数值上与甲苯粘度近似相等，且液相中甲苯居多，故本次采用甲苯粘度代替混合物的平均黏度。
s
mpa L ?=+=
293.02
280
.0306.0μ
8
1
4
12.03
2lg ???
? ????? ??-=??
???
??
??? ????? ??L
V
L L
V
t
F V L K A a g u ρρμρρε霍根关联式计算即
—恩填料的泛点气速可由贝
式中：
。
型为；型为；液体粘度，；
，气相、液相的质量流量
、；
气相、液相密度，
、；
填料层空隙率，
；填料总比表面积，
；重力加速度，；
泛点气速，
75.1250291.0250/////81.9/3
33
3
2
2
Y K Y A s mpa h kg L V m kg m m m m a s m g s m u L L V t F --?-------μρρε 、
s
m u u u u
s m u u F F
F F /268.1114.26.06.095
.0~6.0/114.273.805779.2772.4800423.296875.1291.0293.073
.805779.297.025081.9lg 8
1
4
1
2
.03
2=?====??
?
?????? ??-=?
?
???????? ?????? ???空塔气速：
率的经验值为
对于规整填料，其泛点解得：代入数据得：
m u
V D s
694.0268
.114.34798.044=??=
=
π
圆整后：D=700mm ，空塔气速 1.247(/)u m s =。 3、提馏段
与精馏段算法相同，s mpa L ?=+=
267.02
280
.0254.0μ
s
m u u s m u u F F F /334.1667.18.07.0/667.175.789893.2176.5191428.752575.1291.0267.075.789893.297.025081.9lg 8
1
4
1
2
.03
2=?===??
?
?????? ???-=?
?
???????
? ?????? ???空塔气速：
解得：代入数据得：
m u
V D s
690.0334
.114.34984.044=??=
=
π
圆整后：圆整后：D=700mm 取全塔塔径700mm 。
2.3.3填料层高度的计算
1、等板高度设计计算 （1）、填料层高度
对于250Y 金属丝网波纹填料，查资料可得，每米填料理论板数为2~3块，取
2.5t n =。则110.42.5
t
H ETP m
n =
=
=
=, 1.2~1.5=100.4=4 1.2545=90.4=3.6 1.25 3.6 4.5+Z =5+4.5=9.5m T Z N H ETR Z Z
m Z m m Z m '='?=?='?=?=' 精提精提由（）精馏段填料高度：Z ，提馏段填料高度：Z ，填料层的总高度：Z=Z 。式中：Z -设计时的填料高度，m ；Z-工艺计算得到的填料高度，m 。
2、填料层压降计算
对于250Y 金属丝网波纹填料，查资料可得，每米填料层压降为
4
4
3
43
3
3
3
/ 3.010
/=5 3.010=1.510
=4.5 3.010=1.3510
=1.510+1.3510=2.8510
=2.85k P Z M Pa m P M Pa
P M Pa
P M Pa Pa --------?=?????????????精提。
精馏段填料层压降为填料层总压降为。
第3章 附属设备及主要附件的选型计算
3.1冷凝器
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器。原因在于本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排除冷凝液。
冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。
设杭州夏天最热月平均水温35℃。 冷却水出口温度238t =℃。
泡点回流温度80.7581.87D
D t t '==℃，℃ 3.1.1计算冷却水流量
p 1819354.9960645.00kg/h t -t 138-35c
C Q W C =
==??21。（）（）
3.1.2冷凝器的计算与选型
冷凝器选择列管式，逆流方式。
取冷凝器传热系数22
550kcal/m h =m h K =????（℃）2302KJ/（℃）。
81.873538→←逆流：T 80.75℃℃
℃℃
21212
80.753581.8738=44.8080.7535
ln ln
81.87381819354.9917.63230244.80
m c
m
t t t t t Q A m K t ?-?---?=
=?--?=
=
=???（）（）
℃。。
操作弹性为1.2，21.2 1.217.6321.16A A m '==?=。
3.2再沸器
选用卧式U 型管换热器，经处理后，放在塔釜内，蒸气选择3.69atm 、140℃的水蒸气，传热系数K 取600kcal/(m 2.h.℃)=2520kJ/(m 2.h.℃)，r=531kcal/kg 。
3.2.1间接加热蒸汽
W=
h kg r Q B /238.9581868
.451304.2058131=?=
3.2.2再沸器加热面积
t w1=109.81℃为再沸器液体入口温度；
t w2=109.81℃为回流汽化为上升蒸气时的温度； t 1=140℃为加热蒸气温度；
t 2=140℃为加热蒸气冷凝为液体的温度； 用潜热加热可节省蒸气量从而减少热量损失。
19
.3081.109-140-111===?w t t t ℃
222-w t t t =?=140-109.81=30.19℃ m
t ?=30.19℃，
A=
2
052.2719
.30252004.2058131m t k Q m
B =?=
?。
3.3塔内其他结构 3.3.1接管的计算与选择
1、塔顶蒸汽管
从塔顶至冷凝器的蒸气导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。
操作压力为常压，蒸气速度W p =12~20m/s,本次设计取W p =15m/s d p =
v
W v p ρπ360041
=
m
200.0698
.21514.33600656
.45894=????
圆整后 d p =200mm 2、回流管
冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度W R 为0.2~0.5m/s,本次设计取W R =0.5m/s
d R =
=
L
W L R ρπ360041
m 0497.015
.8125.014.33600885
.28374=????
圆整后 d R =50mm 3、进料管
本次加料选用泵加料，所以由泵输送时W F 可取 1.5~2.5m/s ，本次设计取W F =2.0m/s
d F =
m L W F F 030.030
.7990.214.336007
.41664360042
=????=
'ρπ
圆整后 d F =30mm 4、塔底流出管
塔釜流出液体的速度W w 一般可取0.5~1.0m/s ，本次设计取W w =0.6m/s
d w =
0427.0780.21
0.614.336002415
436004=????=
'L
W w w ρπm
其中W M W W ?='=26.2696.91?=2415kg/h 圆整后 d w =42.7mm
3.3.2液体分布器
采用莲蓬头式喷淋器。选用此装置能使截面积的填料表面较好的润湿。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，安装简便。 1、回流液分布器
-32
-3
-3
2
-3
2
-3
2
~=20.8229.810.060.89m /s 2968.423 1.02310/3600
805.733600
1.02310
1.40210/0.820.891.40210
=198.441993.1431044
L gH L m s Q f m s f n d
φφ=?
??==
=?ρ???==
=?φ???==
≈π??—流速系数取0.820.5，H 取0.06U （）
小孔输液能力计算Q=
（）
（）
U （孔）
（）
式中：U —小孔流速，m /s ； φ—孔系数取0.82；
化工原理课程设计样板
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。
化工原理课程设计
绪论 1.1换热器在工业中的应用 换热器在工、农业的各领域应用十分广泛，在日常生活中传热设备也随处可见，是不可或缺的工艺设备之一。因此换热设备的研究备受世界各国政府及研究机构的高度重视，在全世界第一次能源危机爆发以来，各国都在下大力量寻找新的能源及在节约能源上研究新途径。在研究投入大、人力资源配备足的情况下，一批具有代表性的高效换热器和强化元件诞生。随着研究的深入，工业应用取得了令人瞩目的成就，得到了大量的回报，如板翅式换热器、大型板壳式换热器和强化沸腾的表面多孔管、T型翅片管、强化冷凝的螺纹管、锯齿管等都得到了国际传热界专家的首肯，社会效益非常显著，大大缓解了能源的紧张情况。 换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。近年来随着节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。 随着环境保护要求的提高，近年来加氢装置的需求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和乳化油加氢装置等建设量增加，所需的高温、高压换热器数量随之加大。螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器、蜜蜂盖板式换热器技术发展越来越快，不仅在承温、承压上满足装置运行要求，而且在传热与动力消耗上发展较快，同时亦适用于乙烯裂解、化肥中合成氨、聚合和天然等场合，可满足承压高达35MPa，承温达700℃的使用要求。在这些场合，换热器占有的投资占50%以上。 1.2换热器的研究现状 20世纪80年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。各种新型、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益，市场经济的发展、私有化比例的加大，降低成本已成为企业追求的最终目标。因而节能设备的研究与开发备受瞩目。能源的日趋紧张、全球环境气温的不断升高、环境保护要求的提高和换热器及空冷式换热器及高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景。在地热、太阳能、核能、余热回收、风能的利用上，各国政府都加大了投入资金力度。 国内各研究机构和高等院校研究成果不断推陈出新，在强化传热元件方面华南理工
化工原理课程设计报告
课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；
目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)
化工课程设计小结
化工原理课程设计小结 随着毕业日子的到来，课程设计也接近了尾声。经过几周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。 在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。 我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。 在此要感谢我们的指导老师罗老师、朱老师和李老师对我们悉心的指导，感谢老师们给我们的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，使我终身受益。 课程设计报告主要包括以下几个方面． 1．封面（根据自己的个性设计）2．目录3．主界面（介绍这次设计的课题、人员、目标、任务、人员分工）4．主要过程（要告诉别人你的这个作品该怎么用）5．程序流程图（用图来表示主要过程）6．核心源程序（你觉得这个作品它具备的主要功能是什么，就将实现这个功能的代码给COPY下来）7．主要函数（你程序代码里用的函数中你觉得重要的或是难的）8．心得9．附录（你完成这次课程设计参考的书，这个可以多写一点，以示用心认真） 我第一次做课程设计时写报告就是这么写的．你参考参考．希望能对你有些帮助
化工原理课程设计最终版
青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期:
目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料
一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：
图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：
化工原理课程设计
《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师
目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)
苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；
2017化工课程设计心得体会范文
2017化工课程设计心得体会范文 2017化工课程设计心得体会范文一 化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。 本次化工原理课程设计历时两周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形;在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我的课程设计题目是苯――氯苯筛板式精馏塔设计图。在开始时，我们不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参
考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。在这三周中给我印象最深的是我们这些“非泡点一族”在计算进料热状况参数q时，没有任何参考模板，完全靠自己捉摸思考。起初大家都是不知所措，待冷静下来，我们仔细结合上课老师讲的内容，一步一步的讨论演算，经大家一下午的不懈努力，终于把q算出来了。还有就是我们在设计换热器部分，在试差的过程中，我们大部分人都是经历了几乎一天多的时间才选出了合适的换热器型号，现在还清楚的记得我试差成功后那激动的心情，因为我尝到了自己在付出很多后那种成功的喜悦，因为这些都是我们的“血泪史”的见证哈。 在此感谢我们的杜治平老师.，老师严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中的榜样;老师循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪;这次课程设计的细节和每个数据，都离不开老师您的细心指导。而您开朗的个性和宽容的态度，帮助我能够很顺利的完成了这次课程设计。同时感谢同组的同学们，谢谢你们对我的帮助和支持，让我感受到同学的友谊。由于本人的设计能力有限，在设计过程中难免出现错误，恳请老师们多多指教,我十分乐意接受你们的批评与指正，本人将万分感谢。 2017化工课程设计心得体会范文二
化工原理课程设计报告样本
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
化工原理课程设计
安阳工学院课程设计说明书 课程名称：化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器 院系：化学与环境工程学院 学生姓名：赵安顺 学号：201005020025 专业班级：应用化学一班 指导教师：路有昌
列 设计一台列管式换热器 一、设计任务及操作条件 (1)处理能力 2.5×105 t/a热水 (2)设备型式列管式换热器 (3)操作条件 ①热水:入口温度80℃,出口温度60℃. ②冷却介质:循环水,入口温度32℃,出口温度40℃. ③允许压降:不大于105Pa. ④每年按300天计算,每天24小时连续运行. 二、设计要求及内容 (1)根据换热任务和有关要求确认设计方案; (2)初步确认换热器的结构和尺寸; (3)核算换热器的传热面积和流体阻力; (4)确认换热器的工艺结构. 摘要：通过对列管式换热器的设计，首先要确定设计的方案，选择合适的计算步骤。查得计算中用到的各种数据，对该换热器的传热系数传热面积工艺结构尺寸等等要进行核算，与要设计的目标进行对照是否能满足要求，最终确定换热器的结构尺寸为设计图纸做好准备和参考，来完成本次课程设计。 关键词：标准方案核算结构尺寸
目录 一.概述 (4) 二.方案的设计与拟定 (4) 三.设计计算 (8) 3.1确定设计方案 (9) 3.1.1选择换热器的类型 (9) 3.1.2流动空间及管子的确定 (9) 3.2确定物性数据 (9) 3.3初选换热器规格 (10) 3.3.1热流量 (10) 3.3.2冷却水用量 (10) 3.3.3平均温度差 (10) 3.3.4换热器规格 (11) 3.4核算总传热系数 (11) 3.4.1计算管程传热系数 (11) 3.4.2 计算壳程传热系数 (12) 3.4.3 确定污垢热阻 (13) 3.3.4 总传热系数 (13) 3.5计算压强降 (14) 3.5.1计算管程压强降 (14) 3.5.2计算壳程压强降 (14)
化工原理课程设计样本
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
最新《化工原理课程设计-年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计》
湖南师范大学 《化工原理》课程设计说明书 设计题目年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计学生姓名周鹏 指导老师罗大志 学院树达学院 学号 200721180135 专业班级 07制药工程1班 完成时间2009年10月
《化工原理》课程设计成绩评定栏 评定基元评审要素评审内涵 满 分指导教师 实评分 评阅教师 实评分 设计说明书，40% 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 工艺计算 过程 工艺计算过程是否 正确、完整和规范 20 设计图纸， 40% 图纸规范图纸是否符合规范 5 标注清晰标注是否清晰明了 5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 平时成绩， 10% 上课出勤上课出勤考核 5 制图出勤制图出勤考核 5 答辩成绩， 10% 内容表述答辩表述是否清楚 5 回答问题回答问题是否正确 5 100 综合成绩成绩等级
指导教师评阅教师答辩小组负责人 (签名) (签名) (签名) 年月日年月日年月日 说明: 评定成绩分为优秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(<60) 目录 1前言 (1) 2设计任务 (2) 2.1设计任务 (2) 2.2操作条件 (2) 3设计条件及设计方案说明 (3) 4物性数据及相关计算 (3) 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度 (3) 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 (4) 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (7) 4.4蒸发器传热面积的估算 (8) 4.5有效温度的再分配 (8) 4.6重复上述计算步骤 (9) 4.7计算结果列表 (12) 5主体设备计算和说明 (12) 5.1加热管的选择和管数的初步估计 (13) 5.2循环管的选择 (13) 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定 (13)
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——换热器的设计
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
化工原理课程设计范例
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
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明
6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。
3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言
2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷
天津大学化工原理课程设计
《化工原理》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师
化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。
设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。
化工设计课程学习总结范文三篇
化工设计课程学习总结范文三篇 化工设计课程学习总结范文三篇 本学期顺利完成了化学工程与工艺专业共100名同学的化工原 理课程设计，总体来看学生的工艺计算、过程设计及绘图等专业能力得到了真正有效的提高，可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到了课程综合训练的目的，提高了学生分析和解决化工实际问题的能力。同时，在设计过程中也存在者一些共性的问题，主要表现在： 一、设计中存在的问题 1．设计过程缺乏工程意识。 学生在做课程设计时所设计的结果没有与生产实际需要作参考，只是为了纯粹计算为设计，缺乏对问题的工程概念的解决方法。 2.学生对单元设备概念不强。 对化工制图、设备元件、材料与标准不熟悉，依葫芦画瓢的不 在少数，没有达到课程设计与实际结合、强化“工程”概念的目的。
绘图能力欠缺，如：带控制点工艺流程图图幅设置、比例及线型选取、文字、尺寸标注以及设备、仪表、管件表示等绘制不规范。 3.物性参数选择以及计算。 在化工原理课程设计工程中首要的问题就是物性参数选择以及 计算，然而学生该开始并不清楚需要计算哪些物性参数以及如何计算。这对这些问题，指导老师应在开课之初给学生讲一下每个单元操作所需的物性参数，每个物性参数查取方法以及混合物系物性参数的计算方法，还有如何确定体系的定性温度。 二、解决措施 1.加强工程意识。 设计过程中鼓励学生多做深层次思考，综合考虑经济性、实用性、安全可靠性和先进性，强化学生综合和创新能力的培养；引导学生积极查阅资料和复习有关教科书，学会正确使用标准和规范，强化学生的工程实践能力。为了增强学生的工程意识提出以下措施：一是在化工原理课程讲述过程中应加强对学生工程意识的培养，让同学明确什么是工程概念，比如：理论上的正确性，技术上的可行性，操作上的安全性，经济上的合理性，了解工程问题的计算方法。比如试差
化工原理课程设计计算示例
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 =，