浮阀塔设计-过程装备设计-课程设计

1 引言

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯—甲苯的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中。

1.1 精馏塔对塔设备的要求

1.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。

2.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。

3.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。

4.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。

5.结构简单，造价低，安装检修方便。

6.能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.2 浮阀塔的优点

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

1.3 浮阀塔的结构与功能

浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称V型。目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。

塔内的溶液以两种物质状态运动着，气态穿过塔板升气孔上升，液态横过塔板进入降液管流至下层塔板上，气液两相在每层塔板上接触，进行传热传质，使得乙醇由液态→气态→液态，逐层上升，最后在塔顶部得到浓缩的乙醇，如果使这分子运动速度提高，即强化这一过程，塔的效率就高。气液两相接触有一界面，界面越大即传热传质过程便得到强化，效率就高。过去用筛板塔、泡罩塔，气体在液体中几乎是垂直上升，鼓泡而出。阀片使上升气体呈水平方向喷射而出，而且采用的汽速较泡罩塔高得多，使气体高度分散，气泡很小，因此气液接触面大。在气体负荷较大时产生雾沫夹带也小，在液流量小时也不会发生不与液层接触而垂直上升的不良现象，随着气体上升量的变化，相应的变化浮阀的流量面积，维持着较高的速，因此气-液始终接触良好。

1.4 浮阀塔的设计原则

浮阀精馏塔总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。

⑴满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。

⑵满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。

⑶保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。

2 设计计算

2.1 设计方案的确定

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2 精馏塔的物料衡算

苯的摩尔质量M A=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量M B=92.13 kg/kmol

进料组成x F=30%=0.3

x D=93%=0.93

x W=(0.1/78.11)÷(0.1/78.11+0.99/92.13=0.012

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量、

M F=0.3×78.11+（1-0.3）×92.13=87.924kg/kmol

M D=0.93×78.11+（1-0.93）×92.13=79.091 kg/kmol

M W =0.012×78.11+（1-0.012）×92.13=91.962kg/kmol

2.2.1 全塔物料衡算

原料处理量F=20000000/(7200×86.83)kmol/h=31.99kmol/h

总物料衡算31.99=D+W

苯物料衡算31.99×0.3=0.93D+0.012W

联立解得 D=10.036 kmol/h

W=21.954kmol/h

2.2.2 分段物料衡算

lg Pa o =6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程

lg Pb o =6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程

x a=(P 总- Pb o)/( Pa o - Pb o) 泡点方程

根据x a从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度

根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa o,Pb o

当x a=0.3 时，t=102℃，Pa o =189.9533kPa，Pb o =78.783kPa

当x a=0.93 时，t=85℃，Pa o =100.432 kPa，Pb o =38.904 kPa

当x a=0.012时，t=105℃，Pa o =222.331 kPa，Pb o =93.973 kPa t=102℃，既是进料口的温度

t=85℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度

t=105℃是釜液需被加热的温度

根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。

α= Pa o / Pb o =189.9533kPa/ 78.783kPa =2.411

所以平衡方程为y=αx/[1+(α－1)x]=2.411x/（1+1.411x）

最小回流比Rmin 为

Rmin=[x D/x F-α(1-x D)/(1-x F)]/( α-1)＝2.113

所以R=1.5Rmin＝3.170

所以精馏段液相质量流量L＝RD＝3.170×10.036=31.814 kmol/h

精馏段气相质量流量V＝(R+1)D＝4.170×10.036=41.850kmol/h

所以，精馏段操作线方程y n+1=(R×x n)/(R+1)+x d/(R+1)=0.76x n+0.223 因为泡点进料，所以进料热状态q=1

所以，提馏段液相质量流量L'＝L+qF＝31.814+31.99=63.804kmol/h 提馏段气相质量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝41.850kmol/h

所以，提馏段操作线方程y m+1= L'x m/ V'-Wx w/ V'

=1.525x m-0.006

2.3 塔板数的确定

2.3.1 理论塔板数的计算

（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得x

f =0.3且前面已算得x

w

=0.012

（2）用逐板计算法计算理论塔板数

第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y

1=x

f

,然后可以根据平衡方程

可得x

1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求y

n

,用平衡方程求 x

n

,一直到x

n

f

,共需

n-1块精馏板,第n块板为进料板。

第一块y

1=x

d

0.93

x 1=y

1

/[y

1

+α(1-y

1

)] 0.8464

第二板y

2=0. 76x

1

+0.223 0.8663

x 2=y

2

/[y

2

+α(1-y

2

)] 0.7288

第三板y

3=0.76x

2

+0.223 0.7769

x 3=y

3

/[y

3

+α(1-y

3

)] 0.5909

第四板y

4=0.76x

3

+0.223 0.6721

x 4=y

4

/[y

4

+α(1-y

4

)] 0.4595

第五板y

5=0.76x

4

+0.223 0.5722

x 5=y

5

/[y

5

+α(1-y

5

)] 0.3568

第六板y

6=0.76x

5

+0.223 0.4942

x 6=y

6

/[y

6

+α(1-y

6

)] 0.2884

x 6

f

所以本设计中共需五块精馏板，第六块板为进料板。

从第七块板开始，用提馏段操作线求 y

n , 用平衡方程求x

n

，一直到x

n

w

。

第七板y

7=1.525x

6

-0.006 0.4338

X 7=y

7

/[y

7

+α(1-y

7

)] 0.2411

第八板y

8=1.525x

7

-0.006 0.3617

X 8=y

8

/[y

8

+α(1-y

8

)] 0。1903

第九板y

9=1.525x

8

-0.006 0.2842

X 9=y9/[y

9

+α(1-y

9

)] 0.1971

第十板 y

10=1.525x

9

-0.006 0.2096

X 10=y

10

/[y

10

+α(1-y

10

)] 0.0991

第十一板 y

11=1.525x

10

-0.006 0.1451

X 11=y

11

/[y

13

+α(1-y

11

)] 0.0658

第十二板 y

12=1.525x

11

-0.006 0.0943

X 12=y

12

/[y

12

+α(1-y

12

)] 0.0414

第十三板 y

13=1.525x

12

-0.006 0.0571

x 13=y

13

/[y

13

+α(1-y

13

)] 0.0245

第十四板 y

14=1.525x

13

-0.006 0.0314

x 14=y

14

/[y

14

+α(1-y

14

)] 0.0133

第十五板 y

15=1.525x

14

-0.006 0.0143

x 15=y

15

/[y

15

+α(1-y

15

)] 0.00598

x 15

w

，因为釜底间接加热，所以共需要15-1=14块塔板。精馏段需要5块，提馏段需要9

块板。

2.3.2 实际塔板数的计算

根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μ

a

＝0.25 mPa.s，

甲苯在泡点是的黏度μ

b

＝0.27 mPa.s，

所以：平均黏度μ

av (mPa.s)＝μ

a

×x

F

+μ

b

×(1-x

D

)＝0.25×0.3+0.27（1-0.93）=0.0939

所以：总板效率 E=0.99

实际板数 Ne=Nt/Et＝14/0.99＝14

实际精馏段塔板数为 Ne1=5

实际提馏段塔板数为 Ne2=9

2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算。

（1）操作压力计算

塔顶操作压力 P

D

＝101.3＋4= 105.3 kPa

每层塔板压降△P＝0.7 kPa

进料板压力 P

F

＝105.3＋0.7×5＝108.8kPa

精馏段平均压力 P

m

＝（105.3＋108.8）／2＝107.05kPa

（2）操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度 t

D

＝85℃

进料板温度 t

F

＝102℃

精馏段平均温度 tm＝（85＋102）/2 = 93.5℃

（3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由x

D =y

1

=0.93,由平衡方程，得x

1

=0.8464

M

VDm

=0.93×78.11+(1-0.93) ×92.13=79.09kmol/h

M

LDm

=0.8464×78.11+(1-0.8464) ×92.13=80.26kmol/h

进料板平均摩尔质量计算

逐板法和平衡方程求得x F =0.2884，y F =0.4338

M VFm =0.4338×78.11+(1-0.4338) ×92.13=86.05kmol/h M LFm =0.2884×78.11+(1-0.2884) ×92.13=88.09kmol/h 精馏段平均摩尔质量

(79.0986.05)/282.57/(80.2688.09)/284.175/Vm Lm M kmol h M koml h

=+==+=

（4）平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 107.0582.57

2.908.314(9

3.5273.15)

m Vm Vm m P M RT ρ?=

==?+3/kg m ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝85℃，查手册得

3812.7/A kg m ρ= 3807.9/B kg m ρ=

m 1

812.6(0.93/812.70.07/807.9)

LD ρ=

=+3/kg m

进料板液相平均密度的计算 由t F ＝102℃，查手册得

3793.1/A kg m ρ= 3790.8/B kg m ρ=

进料板液相的质量分率

0.288478.11

0.2560.288478.11(10.2884)92.13

A a ?=

=?+-?

31

1373.00/(0.2884/793.10.2884/790.8)

LFM kg m ρ=

=+

精馏段液相平均密度为

ρLm =（812.6+1373.00）/2=1092.8 kg/m 3 (5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算

由 t D ＝85℃，查手册得 σA =21.24 m N/m σB =21.42 m N/m

σ

LDm

=0.93×21.24+(1-0.93)×21.42=21.13 mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由t F ＝102℃，查手册得 σA =18.90 m N/m σB =20.0 m N/m σ

LFm

=0.3×18.90+(1-0.3)×20.0=19.67 mN/m

精馏段液相平均表面张力为 σLm =（21.42+19.67）/2=20.545mN/m (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lg μLm =Σx i lg μi

塔顶液相平均粘度的计算 由t D ＝85℃，查手册得

μA =0.302 mPa·s μB =0.306 mPa·s lg μ

LDm

=0.93×lg(0.302)+ (1-0.93)×lg(0.306)

解出μLDm

=0.302 m Pa·s

进料板液相平均粘度的计算 由t F ＝102℃，查手册得

μA =0.256 mPa·s μB =0.265 mPa·s lg μ

LFm

=0.3×lg(0.256)+ (1-0.3)×lg(0.265)

解出μLFm

=0.262 mPa·s

精馏段液相平均粘度为

μLm =(0.302+0.262)/2=0.282 mPa·s

2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1) 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

341.85082.57

0.331/36003600 2.90Vm s Vm VM V m s ρ?=

==?

331.81484.175

0.000681/360036001092.8

Lm s Lm LM L m s ρ?=

==?

由u max = C ·

式中C 由式5-5计算，其中的C 20由图5-1查取，图的横坐标为

1/2

1/2

0.00068136001092.80.0400.3313600 2.90h

L h

V L V ρρ?????

== ? ?

???

??

取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L ＝0.05m ，则 HT-hL ＝0.45-0.05 ＝0.4 m 查图5-1得C 20=0.072

0.2

0.2

2020.460.0720.07232020L C C σ??

??

=== ?

?

??

??

1.402(/)MAX u m s ==

取安全系数为0.7，则空塔气速为 u = 0.7×u max ＝0.7×1.402＝0.981(m/s)

0.656D m =

== 按标准塔径圆整后为D ＝0.7m 塔截面积为

2220.70.385()44

T A D m π

π

=

=

?=

22440.331'0.8605(/)0.7Vs u m s D ππ?===?

(2) 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z 精=( N 精-1)H T =(5-1) ×0.45=1.8m 提馏段有效高度为

Z 提=( N 提-1)H T =(9-1) ×0.45=3.6m

2.6 塔板主要工艺尺寸的计算

(1) 溢流装置计算

因塔径D ＝0.7m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： ①堰长lw

取 0.660.660.70.462W l D ==?= ②溢流堰高度hw 由

选用平直堰，堰上液层高度h OW 由式5-7计算，即

近似取E ＝1,则2/3

2.840.000681360010.0086410000.462ow h m ???

=??= ???

取板上清液层高度 h L ＝50 mm 故0.050.008640.04136W h m =-= ③弓形降液管宽度Wd 和截面积Af 由

，查图5-7，得

20.0722,

0.1240.07220.07220.3850.02780.1240.70.0868f d

T

f T d A W A D

A A m W m

====?==?= 依式5-19验算液体在降液管中停留时间，即

360036000.02780.45

18.370.0006813600

f T

h

A H s L θ??=

=

=?>5s

故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度h 0

0'

03600h

W L h l u =

取降液管底隙的流速，则

00.00068136000.018436000.4620.08

h m ?==??

00.041360.01840.02296W h h m -=-=>0.006m

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h w ’=50mm。 (2) 塔板布置 ①塔板的分块

因D ≤800mm ，故塔板采用整块式。。 ②边缘区宽度确定

取Ws=Ws ’=0.065 m ,Wc=0.035 m ③开孔区面积计算

开孔区面积A a 按式5-12计算，即

其中 x = D/2 - (W d + W s )= 0.35-(0.0868+0.065)=0.1982 m r = D/2 - W c =0.35-0.035=0.315 m

故2

1

20.3150.1982

sin )0.232180

0.315

a A m π-?== ④筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 δ＝3 mm 碳钢板，取筛孔直径 d 0＝5 mm 。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝3 × 5＝15mm 筛孔数目n 为

22

1.155 1.1550.232

11910.015a A n t ?=

==个

Φ = A 0 /A a = 0.907 /( d 0/ t)2

= 2

0.0050.015

0.907()=10.1% 气体通过筛孔的气速为

筛孔气速 u 0 =V S / A 0 =0.331/(0.101 × 0.232)=14.126 m/s

2.7 筛板的流体力学验算

(1) 塔板压降 ①干板阻力h c 计算

干板阻力h c 由式5-19 计算，即

由d 0/δ＝5/3＝1.67，查图5-10得，C 0＝0.772

故2

14.126 2.900.0510.04530.7721092.8c h m ????

== ? ?????

液柱

②气体通过液层的阻力h l 计算

气体通过液层的阻力h l 由式5-20计算，即

1/21/200.3310.927/0.3850.0278

1.58/(.)

l L s a T f h h V u m s A A F kg s m β==

==--==

查图5-11，得β=0.62。

故0()0.62(0.041360.00864)0.031l L W W h h h h m ββ==+=?+=液柱 ③液体表面张力的阻力h σ计算

液体表面张力所产生的阻力h σ由式5-23计算，即

3

04420.545100.001531092.89.810.005

L L h m gd σσρ-??===??液柱

气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算，即

0.04530.0310.001530.07783P c l h h h h m σ=++=++=液柱

气体通过每层塔板的压降为

0.077831092.89.81633.07P P L a P h g P ρ?==??=<0.7 kPa (设计允许值)

(2) 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带

液沫夹带量由式3-36计算，即

3.2

635.7100.9270.097/20.545100.450.15V e kg kg --???== ?

?-??

液气 <0.1 kg 液/kg 气

故在本设计中液沫夹带量e v 在允许范围内。

对筛板塔，漏液点气速u 0,u max 可由式5-25计算，

0,min

u 4.4C =

0,min

u

4.47.184/m s =?=

实际孔速u 0＝14.126 m/s ＞u 0,min

稳定系数为K=u o /u 0,min =14.126/7.184=1.966>1.5 故在本设计中无明显漏液。 (5) 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d 应服从式5-32的关系，即 H d ≤φ(H T +h w )

苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则 φ(H T +h w )=0.5(0.45+0.05)=0.2 而 H d =h P +h L +h d

板上不设进口堰，h d 可由式5-30计算，即 h d =0.153×(u 0’)2=0.153×(0.08)2=0.001 m 液柱 H d =0.08403+0.06+0.001=0.14503液柱

H d ≤φ(H T +h w ),故在本设计中不会发生液泛现象。

2.8 塔板负荷性能图

(1) 漏液线

由0,min

u

4.4C = ,min

,min Vs o Ao u =

H L =h w +h ow

2/3

2.84()1000h ow w

l h E l =

得,min 04.4s V C A =

,min

4.40.7720.101s V =???

整理得,min s V =在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表1。

表1

由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线

以 e v ＝0.1kg 液/kg 气为限，求 V s -L s 关系如下： 由

6

3.2

5.710(

)a v L

T f

u e H h σ-?=

- 2.8/0.3850.0278

s S

a s T f V V u V m s A A =

==--

h f =2.5h L =2.5(h w +h ow ) h w =0.0365

2/32.84()1000h ow w l h E l ==2/3

36002.84110000.462s L ??

?? ???

=1.1162/3s L

2/32/32.5(0.05136 1.116)0.1284 2.79f s s h L L =+=+ 2/32/30.45(0.1284 2.79)0.3216 2.79T f s s H h L L -=-+=- 3.2

6

63.2

3

2/35.710 5.710 2.8()0.120.545100.3216 2.79a s

v L

T f s u V e H h L σ---????=

==??-?-??

整理得2/30.723 6.273s s V L =-

在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3-20。 表

2

由上表数据即可作出液沫夹带线。 (3) 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度h OW ＝0.006m 作为最小液体负荷标准。由式5-7得

2/32.84()1000h ow w l h E l ==2/3

36002.84110000.462s L ??

?? ???

=0.006

取E=1

L s,min =3/2

30.00610000.462

0.000394/2.843600

m s ????

= ?

??

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 (4) 液相负荷上限线

以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 故3,max 0.02780.45

0.00313/44

f t s A H L m s ?=

== 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。 (5) 液泛线 令

由

联立得

忽略h σ，将h OW 与L s ，h d 与L s ，h c 与V s 的关系式代人上式，并整理得

()()()()

()

()'2200''2

2

02/3

'330.0510.051 2.900.2491092.80.1010.2990.772(1)0.50.40.50.6210.051360.1420.153

0.153

2117.25

0.4620.018436002.84101 2.8410V L T W W W a A C b H h c l h d E l ρρ??ββ--????=

== ? ???????=+--=?+--?==

=

=???

=?+=?? ?

??

()2/3

3600110.62 1.808

0.462??

?+= ?

??

将有关的数据代入整理，得222/30.5708503.017.261s s s V L L =--

在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3。

表3

由上表数据即可作出液泛线。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得

Vs,max=0.6345 m3/s Vs,min=0.1671m3/s

故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.7971

表5-4 筛板塔的设计计算结果

3 AutoCAD绘制设备图(见附图)

结论

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

参考文献

1 周国庆,蒋宇等. 化工机器和设备安装.北京:化学工业出版社,1997

2 刘道德等. 化工设备的选择与工艺设计. 湖南:中南工业大学出版社,1992

3 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社,2002

4 戚世岳. 化工工程制图. 北京:化学工业出版社,2005

5 周大军,揭嘉. 化工工艺制图. 北京:化学工业出版社,2005

6 柴诚敬. 化工原理. 北京:高等教育出版社,2006

过程装备控制及应用课设报告书

目录 第一章工艺流程简介 1.1工艺流程文字叙述…………………………………………………4. 1.2工艺流程图 (4) 第二章调节阀设计计算 2.1调节阀流量系数计算 (4) 2.2调节阀原理图和外型结构图 (5) 第三章控制回路设计 3.1 比值控制回路设计 (5) 3.2 均匀控制回路设计 (6) 3.3 前馈反馈控制回路设计 (7) 3.4 串级控制回路设计 (8) 第四章按工程标准符号绘制的带控制点的工艺流程图 (10) 第五章蒸汽贮罐设计 (11) 第六章结语 (17) 参考文献

过程装备综合课程设计任务书3—控制设计部分 说明：此表一式3份，学生、指导教师、系部各一份。 2013年12月20日 学 号 101610041162 学生姓名 陈妃墨 专业（班级） 10过程装2班 设计题目 控制系统与调节阀设计 设 计 技 术 参 数 调节阀设计参数： 调节阀类型：直通单座阀 调节阀流量： 控制系统类型： （其它具体参数见附表） 设 计 要 求 1设计说明书要求计算准确，文字工整。 用CAD 绘制的调节阀的结沟图要与设计计算的结构尺寸一致。 用CAD 绘出带控制点的工艺流程图要求清晰准确，符合工程图纸要求。 从工程实际出发分析当负载波动时调节器与调节阀的工作过程。 工 作 量 1 按给出的参数要求进行调节阀的设计计算,绘出CAD 图纸. （A4纸） (资料中的参考数据均可采用.) 2 用 CAD 绘出参考的工艺流程图和流程文字说明. （A4纸） 3 根据给出的工艺流程进行4-5个复杂控制回路设计,(每人必有1--2个可监控的控制回路)要求绘出控制原理图,方框图;设计中可以添加相关设备,并逐个分析你所设计的控制回路在载荷波动时如何满足控制要求. (注明调节器和调节阀 的正 、反作用) 4 按工程标准符号要求绘出含控制点的工艺流程图（A3纸） 5 设计完成时要求上交用A4和A3纸打印的3张图纸,设计计算的文字材料（每个控制回路的控制原理图,方框图加文字说明用一页纸）总计3000字以上。 工 作 计 划 查阅检索资料及设计计算2-3天 绘图、写说明书、准备答辩3-4天 参 考 资 料 [1] 王毅. 过程装备控制技术[M].北京：化学工业出版社，2001. [2] 林锦国 过程控制系统仪表装置[M]南京：东南大学出版社，2006. [3] 陆培文.调节阀实用技术[M].北京：机械工业出版社，2006. [4] 翁维勤 .过程控制系统 [M].北京：化学工业出版社，2004. [5] 胡国祯.化工仿真[M].北京：化学工业出版社，2004. 指导教师签字 郭 奇 基层教学单位主任签 字

苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

设计任务书 设计题目： 苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件： 常压： 1p atm = 处理量： 100Kmol h 进料组成： 0.45f x = 馏出液组成： 98.0=d x 釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 加料状态： 0.96q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录 摘要 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)

浮阀塔设计示例

浮阀塔设计示例 设计条件 拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试按下述条件进行浮阀塔的设计计算。 V s = 1.27m3/s；液相流量L s = 0.01m3/s； ρV = 3.62kg/m3；液相密度ρL = 734kg/m3； σ= 16.3mN/m，平均操作压强p = 1.013×105Pa。 设计计算过程 （一）塔径 u一般为最大允许气速u F的0.6～0.8倍 u＝（0.6～0.8）u F C可由史密斯关联图查得，液气动能参数为： H T =0.6m，板上液层高度h L =0.083m，图中的参变量值H T-h L=0.6-0.083 =0.517m。根据以上数值由图可得液相表面张力为20mN/m时的负荷系数C20 =0.1。由所给出的工艺条件校正得：

取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为： D = 1.4m； 在0.6～0.8范围间，合适。 （二）溢流装置 1）降液管尺寸 l w=0.7D，即l w/D=0.7，由弓形降液管的结构参数图查得：A f/A T=0.09,W d/D=0.15 因此：弓形降液管所占面积:A f=0.09×1.54=0.139(m2) 弓形降液管宽度:W d=0.15×1.4=0.21(m2) 5s，合适。

2）溢流堰尺寸 由以上设计数据可求出： l w =0.7×1.4=0.98m 采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E 近似取1，即 溢流堰高:h w =h L -h ow =0.083-0.033=0.05m u 0′= 0.228m/s ； 降液管底隙高度： 浮阀数及排列方式: 1）浮阀数 初取阀孔动能因数F 0 = 11，阀孔气速为： 每层塔板上浮阀个数 ： （个） 2）浮阀的排列 按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。 W d = 0.21m ，选取无效边缘区宽区 W C = 0.05m 、破沫区宽度W S =0.075m ，由下

过程设备设计课程设计说明书

第一章 设计参数的选择 1.1设计参数 形式：卧式椭圆形封头储罐 材料：16MnR 设计压力：0.78MPa 设计温度：60℃ 全容积：7.5m3 介质名称：硫化剂 介质特性：强氧化性，毒性，不易燃 第二章 容器强度的计算与校核 2.1筒体与封头的厚度计算 2.1.1筒体厚度 由于该容器存储介质具有中毒毒性，熔点195℃，不易燃。所以该容器的焊缝采用双面全融透对接接头结构，对该储罐进行局部探伤，所以取焊缝系数0.85φ=。 根据长径比/2~6L D =最为合适，取/4L D =，则4L D =。 则： 2 2 2 224244324i i i i i D D V D L V D D ππ π??=+=?+??? ???封头 所以： 3 3 7.5130112 i i i D D D mm ππ=+ ?= 查钢板卷焊筒体，规定用筒体内径作为公称直径系列尺寸表，圆整为1300i D mm =。查JBT4737-95椭圆形封头表1得在封头厚度在6mm 时的3 =0.3208m V 封，总深度 350H mm =，代入原式反算： 7.5 1.6920.320851704L L mm π =?+??= 则：

/ 5.167/1.3 3.97i L D ==在区间2~6之间，符合要求。 计算厚度[]0.781300 3.51821700.850.78 2c i t c P D mm P δδ???= = =??-- 钢板或钢管厚度负偏差1C 应按相应钢材标准名义厚度的规定选取。当钢材的厚度负偏差不大于0.25mm ，且不超过名义厚度的6%时，可取1=0mm C 。由于GB 6654《压力容器用钢板》规定压力容器专用钢板厚度的厚度负偏差不大于0.25mm ，因此使用该标准中钢板厚度超过5mm ，可取1=0mm C 。 根据腐蚀速率直接选取2C ：材料属于单面腐蚀取2=2mm C 。 则： 筒体设计厚度2 3.5182 5.518d C mm δδ=+=+= 筒体名义厚度1=+ 5.51806n d C mm δδ+?=++?= 2.1.2封头厚度 选用标准椭圆形封头，其形状系数12162i i D K h ????= +=?? ????? ，封头采用钢板整体冲压而成，焊接接头系数取 1.0φ=，故封头计算壁厚： []10.781300 2.99217010.50.78 20.5c i t c kP D mm P δδ????= = =??-?- 取22h C mm =，则封头设计厚度2 2.992 4.99d C mm δδ=+=+= 同上取10h C mm =，则封头名义厚度1 4.990 4.99hn d C mm δδ≥+=+= 考虑常用钢板的规格和材料采购和焊接上的方便，可取封头壁厚与筒体厚度相同 6hn mm δ= 2.1.3液压试验应力校核 试验压力[][] 170 1.25 1.250.780.975170 T c t P P MPa σσ=??=?? = (或由用户输入)

南京工业大学过程装备成套技术课程设计-过热器

南京工业大学过程装备成套技术课程设计-过热器

————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期： 1

前言 氢气是一种重要的工业产品，它广泛用于石油、化工、建材、冶金、电子、医药、电力、轻工、气象、交通等工业部门和服务部门，由于使用要求的不同，这些部门对氢气的纯度、对所含杂质的种类和含量都有不相同的要求，特别是改革开放以来，随着工业化的进程，大量高精产品的投产，对高纯度的需求量正逐步加大，等等对制氢工艺和装置的效率、经济性、灵活性、安全都提出了更高的要求，同时也促进了新型工艺、高效率装置的开发和投产。 依据原料及工艺路线的不同，目前氢气主要由以下几种方法获得：①电解水法；②氯碱工业中电解食盐水副产氢气；③烃类水蒸气转化法；④烃类部分氧化法；⑤煤气化和煤水蒸气转化法；⑥氨或甲醇催化裂解法；⑦石油炼制与石油化工过程中的各种副产氢；等等。其中烃类水蒸气转化法是世界上应用最普遍的方法，但该方法适用于化肥及石油化工工业上大规模用氢的场合，工艺路线复杂，流程长，投资大。随着精细化工的行业的发展，当其氢气用量在200～3000m3/h时，甲醇蒸气转化制氢技术表现出很好的技术经济指标，受到许多国家的重视。甲醇蒸气转化制氢具有以下特点： 3)与大规模的天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢相比，投资省，能耗低。 4)与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。 5)所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。 6)可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。 对于中小规模的用氢场合，在没有工业含氢尾气的情况下，甲醇蒸气转化及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。本设计采用甲醇裂解+吸收法脱二氧化碳+变压吸附工艺，增加吸收法的目的是为了提高氢气的回收率，同时在需要二氧化碳时，也可以方便的得到高纯度的二氧化碳。

机械制造装备设计课程设计车床设计

装备设计课程设计说明书 2013. 12 题 目：车床主轴变速箱设计 学生姓名： 学 院：工学院 专 业：机械设计制造及其自动化 班 级： 指导教师：

某卧式车床主轴最低转速Nmin=40r/min,转速级数 Z=10,公比ψ=1.41，电动机的转速N电=1450r/min,N=5.5(kw) 1 运动设计 一．确定极限转速 主轴极限转速Nmax=900r/min Nmin=40r/min 二．确定公比ψ=1.41 三．主轴转速级数Z=10 四．确定结构网或结构式 结构式：10=3（1）*2（3）*2（4）-2 五．绘制转速图 （一）选择电动机 一般用途的全封闭自扇冷式三相异步电动机，具有高效率，性能高，噪声低，振动小等优点，故选择Y系列的电动机。

查手册P30 由于N=5.5kw, N 电=1450r/min 故选择 Y132S-4型号的电动机 （二）公配总降速传动比 U Ⅱ= 3 222412 .11 *412.11*412.11*412.1114505.37min ==nd n （三）确定传动轴的轴数 传动轴数=变速组数+定比传动副数+1 （四）绘制转速图

六．转速计算 （1）主轴的转速计算 Nj=minψz/3-1=40*1.41 10/3-1=89.17r/min n4=112r/min (2)各传动轴的计算转速 各变速组内一般只计算组内最小的，也就是强度最薄弱的齿轮，故也只需要确定最小齿轮的计算转速 n3=[40,112]max=112r/min n2=[315,224]max=315r/min n1=630r/min

乙醇-水精馏塔课程设计报告浮阀塔

-- - 目录 设计任务书 (4) 第一章前言 (5) 第二章精馏塔过程的确定 (6) 第三章精馏塔设计物料计算 (7) 3.1水和乙醇有关物性数据 (7) 3.2 塔的物料衡算 (8) 3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率 (8) 3.2.2平均分子量 (8) 3.2.3物料衡算 (8) 3.3塔板数的确定 (8) 3.3.1理论塔板数N T的求取 (8) 3.3.2求理论塔板数N T (9) 3.4塔的工艺条件及物性数据计算 (11) 3.4.1操作压强P m (12) 3.4.2温度t m (12) 3.4.3平均分子量M精 (12) 3.4.4平均密度ρM (13) 3.4.5液体表面X力σm (13) 3.4.6液体粘度μm L， (14) 3.4.7精馏段气液负荷计算 (14) 第四章精馏塔设计工艺计算 (15) 4.1塔径 (15) 4.2精馏塔的有效高度计算 (16) 4.3溢流装置 (16) 4.3.1堰长l W (16) 4.3.2出口堰高h W (16)

4.3.3降液管的宽度W d与降液管的面积A f (16) 4.3.4降液管底隙高度h o (17) 4.4塔板布置及浮阀数目排列 (17) 4.5塔板流体力学校核 (18) 4.5.1气相通过浮塔板的压力降 (18) 4.5.2淹塔 (18) 4.6雾沫夹带 (18) 4.7塔板负荷性能图 (19) 4.7.1雾沫夹带线 (19) 4.7.2液泛线 (20) 4.7.3液相负荷上限线 (20) 4.7.4漏液线（气相负荷下限线） (20) 4.7.5液相负荷下限线 (21) 4.8塔板负荷性能图 (22) 设计计算结果总表 (23) 符号说明 (24) 关键词 (25) 参考文献 (25) 课程设计心得 (26) 附录 (27) 附录一、水在不同温度下的黏度 (27) 附录二、饱和水蒸气表 (27) 附录三、乙醇在不同温度下的密度 (27)

课程设计案例(供参考)

课程设计案例 一．推荐理由 本课程设计实践环节建立在《机械原理》、《过程原理及设备》和《机械设计》等课程的基础上进行，涉及面广。在强调基本原理的基础上，注重学生对具体问题的解决能力。 这是本专业学生第一次尝试独立设计，是第一次将课程中所学的知识应用于实际设备设计工作的实践活动，对学生的今后专业有较深的影响。 二．案例详细说明 1．概述 本案例，要求学生进行一台换热器的设计和计算。在这一过程中，学生通过应用《过程原理及设备》中知识，对换热器的热工进行计算，确定工艺参数。在此基础了，应用《机械设计》等相关知识，对换热器的结构和强度进行分析计算和设计。采用CAD制图，进行全面掌握材料、机械加工、机械设计等方面的知识。为今后从事本专业工作打下基础。 2．教学的目标和能力要求 教学的目标：是为了进一步巩固和加深课程阶段所学的理论知识、培养独立分析问题和解决问题的能力，使学生对过程装备的设计有一完整、系统的认识，提高学生的科学计算、绘图和使用技术资料的能力，让学生在设计过程中得到系统的训练，培养综合设计的能力。 能力要求：要求学生从某一功能与原理出发，拟定所要设计的设备方案，能进行相关的设计计算，绘设备总图及部分零件图，编写相关计算说明书。能应用CAD进行机械制图。 3．设计任务 （1）设计题目：用水冷却煤油产品的U型管式换热器的设计（四） （2）设计任务及条件 ?使煤油从150℃冷却到40℃，压力0.1MPa； ?冷却剂为水，水压力为0.3MPa。 ?处理量为24t/h。 （3）设计内容 ?合理的参数选择和结构设计： ?传热面积；管程设计包括：总管数、程数、管程总体阻力校核；壳体直径； 结构设计包括流体壁厚；主要进出口管径的确定包括：冷热流体的进出口 管传热计算和压降计算，

阀体零件工艺装备课程设计

湖南铁道职业技术学院工艺装备课程设计 设计题目 __工艺装备课程设计 《工艺装备设计》课程设计 评阅书 机械制造与自动化专业__073__班，第__3__小组的课程设计《旋转套钻床夹具》、《液压缸体车床夹具》、《液压缸体铣或镗床夹具》已完成，组成文件如下： 1.说明书共 32 份 2.工艺文件共_ _份 3.图纸共 9 张 其中_ A3_号图纸 6 张 A4 号图纸 3 张 _ _号图纸张 指导老师签定___________ 《工艺装备设计》课程设计任务书 一、设计课题名称： 二、指导老师： 三、设计要求 小组合作完成零件的工艺分析、夹具结构设计与相关计算；完成夹具总装配图、设计说明书各一份（每个小组完成钻、车、铣或镗夹具各一套，装订成一册）。 四、设计依据 1、零件图 2、设备参数

3、生产钢领 五、参考资料 1、肖继德主编《机床夹具设计》机械工业出版社 2、浦林祥主编《金属切削机床夹具设计手册》机械工业出版社 3、孟宪林主编《机床夹具图册》机械工业出版社 六、设计内容及工作量 （一）设计内容 1、分析产品零件的工艺性，画出产品零件图、工序图。 2、分析产品零件的装夹，确定定位与夹紧等工艺方案 3、计算定位误差 4、工件在夹具上加工的精度分析 5、设计整套夹具的结构方案，绘制夹具装配图及夹具零件图，（装配图应电脑绘图） 6、非标零件图的绘制 7、撰写课程设计的说明书。（应阐述整个设计内容，有关文字说明的计算，图文并茂，文字通畅） （二）工作量 1、夹具装配图一份 2、夹具零件图一套 3、课程设计说明书一份 （三）设计进度 1、熟悉图纸查阅资料 0.5天

浮阀塔的设计方案(优秀)解析

滨州学院 课程设计任务书 一、课题名称 甲醇——水分离过程板式精馏塔设计 二、课题条件（原始数据） 原料：甲醇、水溶液 处理量：3200Kg/h 原料组成：33%（甲醇的质量分率） 料液初温：20℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度：98%（质量分率） 塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率） 塔顶：全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂址：滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 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（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算

滨州学院化工原理课程设计说明书 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书0.5天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天

苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计

精馏塔设计 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，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泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，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

过程设备课程设计

目录 一、课程设计任务书---------------------------------------------3 1、题目-----------------------------------------------------------------3 2、设计参数及要求--------------------------------------------------3 3、设计任务-----------------------------------------------------------4 二、夹套好氧发酵罐的结构------------------------------------------4 1、夹套好氧发酵罐的功能和用途--------------------------------4 2、发酵罐的反应条件-----------------------------------------------4 三、计算及说明----------------------------------------------------4 1、罐体和夹套的设计-----------------------------------------------4 （1）罐体和夹套的设计结构-----------------------------------4 （2）罐体几何尺寸计算-----------------------------------------5 （3）夹套几何尺寸计算-----------------------------------------5 （4）罐体及夹套的强度计算及稳定性校核-----------------6 （5）水压试验校核-----------------------------------------------8 2、搅拌器的设计-----------------------------------------------------8 （1）搅拌器的类型及应用场合--------------------------------9 （2）搅拌器的计算-----------------------------------------------9 3、发酵罐的传动装置----------------------------------------------10 （1）电机的选取-------------------------------------------------11 （2）减速机选择-------------------------------------------------11 （3）选择凸缘法兰----------------------------------------------11

过程装备设计课程设计题

《过程装备设计》课程设计 基本要求：按照课程设计指导书的有关要求进行。 题目： 1．某企业用冷却水冷却从反应器中出来的循环使用的有机液，要求从有机液中取出4×105kJ/h的热量，其操作条件和物性参数如表所示，设有两个单程列管式换热器可用，其尺寸如下：换热器内径D=270mm，内装48根Φ25×2.5mm，长3m的钢管，试通过计算分析如下问题并设计该换热器： （1）这两个换热器能否移走4×105kJ/h的热量？ （2）这两个换热器用并联的方式安装，是否最好？ 2．某炼油厂用175℃的柴油将原油从70℃预热到110℃，已知柴油的处理量为34000kg/h，柴油的密度为715kg/m3，比热为 2.48kJ/kg·K，导热系数为0.133W/m·K，粘度为0.64×10-3N·s/m2，原油处理量为44000kg/h，密度为815kg/m3，比热为2.2kJ/kg·K，导热系数为0.128W/m·K，粘度为3×10-3N·s/m2，传热管两侧污垢热阻取为0.000172m2·K/W，两侧的阻力损失都不应超过0.3105N/m2，试确定一适当的列管式换热器。 3．某炼油厂用海水冷却常压塔产出的柴油馏分，冷却器为Φ114×8钢管组成的排管，水平浸没于一很大的海水槽中，海水由下部引入，上部溢出，海水通过槽内时的流速很小。已知计算时测得海水的平均温度为42.5℃，钢管外壁温度为56℃，试确定该冷却器的基本结构参数。 4．以一精馏塔用于分离乙苯—苯乙烯混合物，其中塔的进料量为3100kg/h，混合物中乙苯的质量分率为0.6，要求塔顶和塔底产品中的乙苯质量分率应达到0.95和0.25，试通过计算确定该塔型和其基本结构。 5．以一常压连续精馏塔用于分离含苯40%（质量分数）的苯—甲苯混合液，要求塔顶和塔底产品中的苯质量分数应达到97%以上和2%以下，采用的回流比R=3.5，若精馏塔内的塔板结构为筛板，已知苯和甲苯在塔顶和塔底的平均温度

容器设计过程装备课程设计书

容器设计过程装备课程设计书 第一章 设计思路 （1）设计特点 综合运用所学的过程设备设计的知识，本着认真负责的态度，对储罐进行设计。在设计过程中综合考虑了经济性、实用性和安全可 靠性。各项设计参数都正确考虑了行业使用标准或国家标准，这样让设计有章可循，并且考虑到了结构方面的要求，合理进行设计。 （2）设计特点 容器的设计一般由筒体、封头、法兰、支座、接口管及人孔等组成。常、低压化工设备通用零部件大都有标准，设计时可直接选用。本设计书主要介绍了气罐的筒体、封头的设计计算，低压通用零部件的选用。 第二章 主要材料、焊缝结构和探伤 （1）材料的选择 容器介质为空气，为无腐蚀介质，储罐选用碳素结构钢，且设计压力为MPa 6.0在MPa P MPa 6.11.0≤≤围，属于低压容器。所以选择235Q 系列的钢材可以满足要求。B Q -235钢板的适用围：

容器设计压力MPa P 6.1≤ 钢板使用温度为C ?350~0 用于壳体时，厚度不大于mm 20 所以B Q -235满足设计要求，则选择B Q -235钢板。查表知B Q -235的许用应力为[][]MPa t 113==σσ （2）焊缝及探伤 焊接接头采用V 型坡口双面焊接，由于工作介质特性为无毒性、低腐蚀性，此处采用局部无损探伤，其焊接接头系数由焊接接头系数表（查教材过程装备设计表34-）查得由教材过程设备设计表24-取mm C 8.01=,由于介质特性为低腐蚀性，无毒，所以去平面腐蚀裕mm C 12=。 （3）焊接制造 （a ）焊接接头结构 所有焊接接头均要求全熔透。A,B 类对接接头：采用（HG 20583-1998）DU8，D 类焊接接头，接管不伸时采用G6 （b ）焊条选择 根据GB/T5117-1995《碳钢焊条的成分及性能要求》标准，碳钢焊条型号根据熔敷金属的力学性能、药皮类型、焊接位置和焊接电流接管B 、D 与筒体，筒体与封头，人孔接管与筒体间焊条型号E4303，

浮阀塔课程设计说明书

浮阀塔课程设计说明书

题目： 拟建一浮阀塔用以分离苯-氯苯混合物（不易气泡），决定采用F1型浮阀，试根据以下条件做出浮阀塔（精馏段）的设计计算。 （1）进行塔板工艺设计计算及验算 （2）绘制负荷性能图 （3）绘制塔板结构图 （4）给出设计结果列表 （5）进行分析和讨论 设计计算及验算 1.塔板工艺尺寸计算 （1）塔径 欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l c u ρρρ-=max 式中c 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0625.0)996 .29.841(61.1006.0)(5 .05.0==v l h h V L ρρ 取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则图中 参数值为 m h H L T 4.005.045.0=-=-

由图53-查得0825 .020 =c ，表面张力./9.20m mN =σ 0832 .0)20 ( 2.020=?=σ c c s m u /399.1996 .2996 .29.8410832.0max =-? = 取安全系数为0.6，则空塔气速为 m /s 84.0399.16.0u max =?=?=安全系数u 塔径m u V D s 562.184 .014.361 .144=??== π 按标准塔径圆整m D 6.1=，则 塔截面积 22201.2)6.1(4 14 .34 m D A T =?= = π 实际空塔气速 s m A V u T s /801.001 .261.1=== （2）溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： ①堰长W l ：取堰长D l W 66.0=，即 m l W 056.16.166.0=?= ②出口堰高W h ：OW L W h h h -= 采用平直堰，堰上液层高度OW h 可依下式计算： 3 2 )(100084.2W h OW l L E h = 近似取1=E ，则可由列线图查出OW h 值。 m 021.0h 056.1,/6.213600006.0OW 3===?=，查得m l h m L W h m h h h OW L W 029.0021.005.0=-=-=则

浮头式换热器(过程设备设计课程设计说明书)参考word

目录 设计题目及工艺参数---------------------------------------------------1 一、换热器的分类及特点---------------------------------------------------2 二、结构设计-------------------------------------------------------------5 1、管径及管长的选择---------------------------------------------------5 2、初步确定换热管的根数n和管子排列方式-------------------------------5 3、筒体内径确定-------------------------------------------------------5 4、浮头管板及钩圈法兰结构设计-----------------------------------------6 5、管箱法兰、管箱侧壳体法兰和管法兰设计-------------------------------7 6、外头盖法兰、外头盖侧法兰设计---------------------------------------7 7、外头盖结构设计-----------------------------------------------------8 8、接管的选择--------------------------------------------------------------------------------------8 9、管箱结构设计-------------------------------------------------------8 10、管箱结构设计------------------------------------------------------8 11、垫片选择----------------------------------------------------------9 12、折流板------------------------------------------------------------------------------------------9 13、支座选取----------------------------------------------------------10 14、拉杆的选择--------------------------------------------------------13 15、接管高度（伸出长度）确定------------------------------------------13 16、防冲板------------------------------------------------------------13 17、设备总长的确定----------------------------------------------------13 18、浮头法兰---------------------------------------------------------------------------------------14 19、浮头管板及钩圈----------------------------------------------------14 三、强度计算--------------------------------------------------------------14 1、筒体壁厚的计算-----------------------------------------------------14 2、外头盖短节，封头厚度计算-------------------------------------------15 3、管箱短节、封头厚度计算 --------------------------------------------16 4、管箱短节开孔补强的核校 --------------------------------------------16 5、壳体压力试验的应力校核---------------------------------------------16 6、壳体接管开孔补强校核-----------------------------------------------17 7、固定管板计算-------------------------------------------------------18 8、无折边球封头计算 --------------------------------------------------19 9、管子拉脱力计算-----------------------------------------------------20 四、设计汇总-----------------------------------------------------21 五、设计体会--------------------------------------------------------------21 参考文献--------------------------------------------------------------22

过程装备控制与仪表课程设计

25吨过热蒸汽燃煤锅炉控制系统设计 （燃烧系统自控工程设计） 摘要 本文是对锅炉燃烧控制系统的设计。锅炉是热电厂最基本也是最重要的设备，使用锅炉就是为了利用其输出的蒸汽，这也是它主要的输出变量之一。在控制算法上，本论文综合运用了比值控制、串级控制、单回路控制等控制方式，实现了引风量控制炉膛负压、燃料量控制调节蒸汽压力、送风量控制调节烟气含氧量，并且有效地克服了彼此的扰动，使整个系统稳定运行。 关键词：燃烧控制；串级控制；烟气氧含量 一，锅炉燃烧控制系统的组成 锅炉燃烧控制系统分为炉膛负压控制系统和主蒸汽压力控制系统。主蒸汽压力控制系统又分为送风控制系统和燃料控制系统。在炉膛负压控制系统中，送风量对炉膛压力的影响很小，炉膛压力主要是靠引风机来调节的，所以有时它也被称作引风控制系统。在整个锅炉燃烧控制系统中，蒸汽压力的变化表示负荷的耗气量与锅炉蒸汽的产生量不相适应，因此需要相应地改变燃料的供应量，从而改变蒸汽的产生量。当燃料量改变时，需要相应地改变送风量，使燃料和空气的量相适应，提高燃烧的经济性。同时，当送风量改变的时侯，也应该相应地改变引风量，这样才能使得炉膛压力保持恒定。 二，燃烧控制系统基本控制方案 锅炉的燃烧控制对于锅炉的安全、高效运行和节能降耗都具有重要意义，其控制和管理随之要求也越来越高。燃料控制的任务在于进入锅炉的燃料量随时与蒸汽压力要求相适应。因为蒸汽压力是衡量锅炉热量平衡的标志，燃料又是影响蒸汽压力的主要因素，因此蒸汽压力可以作为燃料控制系统的被调量。 锅炉蒸汽压力是燃烧过程调节对象的主要被控量，引起蒸汽压力变化的因素有很多，如燃料量、送风量、给水量、蒸汽流量以及各种使燃烧工况发生变化的原因。它受到的主要扰动分为内扰(燃料的变化)和外扰(蒸汽流量的改变)。由于每个系统的输入输出之间都一定的系统延迟，即当输入变化的时候系统输出不能够马上反应其变化从而是系统的控制不及时。 三，控制方案的选择 （1）基本控制方案一：串级控制 以蒸汽压力为被调节量，以燃料量为调节量的串级控制系统设计如图所示。

化工原理课程设计(浮阀塔)

板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址

一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11