化工原理设计

化工原理课程设计

---------------釜残液冷却器的设计

学院：食品科学与生物工程学院

班级：生工103

姓名：曲海晶

学号：2010053024

指导教师：张伟光

设计时间：2013/6/1

设计任务书

一.设计题目及操作条件

1 .设计题目：釜残液冷却器的设计

处理能力（釜残液流量）：6.01kg/s；

设备型式：列管是换热器

2 .操作条件：

釜残液：入口温度为102.3℃，出口温度为40℃；

冷却水：入口温度为30℃，出口温度为40℃；

管程和壳程的压强降：不大于90kPa；

换热器的热损失：忽略

3 .厂址：齐齐哈尔地区

二．设计已知条件：

1.定性温度下的两流体的物性参数：

物性釜残液水

符号数据符号数据

密度kg/m3ρ

h 986 ρ

c

996

比热容J/kg℃C

ph 4190 C

pc

4180

粘度Pa?s μ

h 0.00054 μ

c

0.000804

导热系数w/m?℃λ

h 0.662 λ

c

0.618

定性温度℃t m71.15t m35.0

2.管内外两侧污垢热阻分别是：R SO=1/4605（2

m℃）/w R Si=1/4596（2

m℃）/w；

3.管壁导热系数： m=17.8 w/m.k

三．设计内容

1.设计方案的选择及流程说明

2.工艺计算

3.主要设备工艺尺寸设计

（1）冷却器结构尺寸的选择

（2）传热面积、两侧流体压降校核

（3）接管尺寸的确定

4.辅助设备选择与计算

5.实际结果汇总

6.换热器装配图（1号图纸）

7.设计评述

8.参考资料

目录

设计任务书 (2)

一、前言 (4)

二、绪论 (4)

三、摘要 (4)

四、设计方案 (4)

五、换热器设计的工艺计算 (5)

（一）试算初选设备规格 (5)

六、工艺结构尺寸 (6)

（一）固定管板式换热器规格尺寸 (6)

（二）计算其他附件 (7)

七、换热器核算 (7)

（一）计算管程对流传热系数 (7)

（二）计算壳程对流传热系数 (8)

（三）污垢热阻和管壁热阻 (8)

（四）总传热系数 (8)

（五）要求过程的总传热系数 (9)

八、计算压强降 (9)

（一）计算流体流经管壳式换热器阻力 (9)

九、辅助设备的选择 (11)

（一）换热器封头的选择和尺寸 (11)

（二）管箱 (11)

（三）隔板 (12)

（四）法兰的选取 (13)

（五）拉杆直径及拉杆数 (15)

（六）折流板等一些辅助设备 (15)

（七）支座 (15)

十、数据汇总 (17)

十一、参考文献 (18)

十二、主要符号表 (18)

十三附录 (19)

十四、设计心得 (19)

一、前言

化工生产中换热器是常用的，并且必不可少的设备。

随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热器所需传热面积，并确定换热器大的机构尺寸。本设计中，我们是根据冷却要求设计了列管式换热器。

列管式换热器的工艺设计要求包括以下内容:

1.根据换热任务和有关要求确定设计方案；

2.初步确定换热器的结构尺寸；

3.核算换热器的传热面积和流体阻力；

4.确定换热器的工艺结构。

二、摘要

本课题设计的是列管式换热器，用来完成釜残液冷却的过程。列管式换热器是化工生产中主要换热设备，化工生产常需进行物质的加热，保温，冷凝，这些通常都是通过换热器达到的。本次设计包括方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算，热量衡算，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。以保证釜残液冷却顺利进行，并使效率尽可能提高。列管式换热器虽然结构简单，但数理能力效率高，操作弹性大，造价也比较低，本方案极大优化列管式换热器的设计。

The project design is tube-type heat exchanger, used to complete the process of reactor cooling residue. Tubular heat exchanger is the main heat exchanger chemical production, chemical production often in need of material heating, insulation, condensation, which are usually achieved through the heat exchange. The design includes the selection of the program, the main equipment of the process design calculations - the material balance, heat balance, selection of process parameters, equipment design and process dimensions of the design calculations, auxiliary equipment selection, process flow diagram the main equipment of the process conditions map and so on. To ensure the smooth progress of the cooling tank residue, and to maximize efficiency. Tubular heat exchanger although the structure is simple, but mathematical ability, high efficiency, flexible operation, the cost is relatively low, the program greatly optimized and tube heat exchanger design

关键词：换热器列管式釜残液冷却

Keyword : heat exchanger tubular residue cooled reactor

三、绪论

随着经济的发展，社会的进步，人们对机械化设备的要求越来越高，所以

人们就开始研究新技术以提高生产力的水平，然而化工新技术从开发形式至付诸于实施投产，大体要经过化工技术的研究，工程的开发，项目的设计，工程建设，试投产几个主要阶段，化工设计将研究，开发的技术及过程开发的成果与建设，试投资衔接起来，把过程设计有机的结合在一起，在保证生产安全，环境保护，低成本等条件下，寻求提高产品收率和经济效益的目标的系统优化。这次课程设计就是化工设计的一种——工艺设计。

换热器是工业生产中应用十分广泛的换热设备，它种类繁多，形式多样。在现代化工艺，新技术，新材料的不断开发和能源问题日趋严峻的今天，对换热器的开发及选择成了当今工业生产发展的热门课题。在本次对换热器的设计过程中就是从节能，经济安全等方面考虑，应化工生产要求设计高效率，高经济效益的换热节能器。当然，这需要经过应力，温度生产检验后，才能正式地投入实际化工生产使用中。

作为一种典型的传热设备,列管换热器以其易于设计、用材来源广、造价低廉、适用性强和清洗方便而广泛应用于化工、冶金和石油等工业生产中.关于列管换热器的设计一直是有关科技人员研究的重要课题。当然设计出高效率，高经济效益的换热器，是需要经过应力，温度生产检验后，才能正式地投入实际化工生产使用中。

（一）目的

熟悉查阅文献资料，搜集有关数据，正确选用公式。在兼顾技术上先进性，可行性，经济上合理性的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常，安全更有所需要的检测和测量参数，同时还要考虑环境保护的有效措施。

准确而迅速的进进行过程计算和主要设备的工艺设计计算。用精炼的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想及计算结果。

通过化工原理设计可以巩固CAD制图和从课外的学习中培养自学的能力，以及学习的方向通过化工原理设计，可以复习已经学过的换热器的内容，可以更好的了解换热器。

通过化工原理设计，可以复习已经学过的换热器的内容，可以更好的了解换热器。

（二）要求

通过化工原理设计，要求能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间完成指定的化工设计任务，从而得到化工设计的初步训练。能了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。能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。

要了解自己所设计的内容，在设计中要用到CAD的知识，所以要对CAD 有一定的理解。在制作图纸的（利用CAD）过程中，要考虑和利用到工程制图的标准。这要求工程制图要有一定的功底和认识。

四、设计方案

（一）列管式换热器的设计计算

1、试算初选设备规格

2、根据流体物性及工艺要求,确定流体通入的空间。

3、计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。

4、根据传热任务计算热负荷。

5、计算平均温度差，并校核。

6、依据总传热系数的经验值范围，选定总传热系数K 选值。

7、由总传热速率方程αm =KS t ?，初步标出传热面积S ，并确定换热器的基本尺寸，选择设备规格。

（二）工艺结构尺寸的选定和计算

1、根据传热器规格，选取固定管板式换热器规格尺寸即确定管程数，管数，管长以及管直径，并确定管程数。

2、计算其他的管件：拉杆，接管； （三）计算总传热系数

计算壳程对流体传热系数αi 和αo ，确定污垢热阻RSi 和RSo ，再计算总传热系数K 计，若（K 计-K 选）/K 选*100%，在10%~25%范围内，则初选设备合格。

（四）计算壳程压强降 1、计算管程流动阻力； 2、计算壳程流动阻力； （五）设备参数的计算：

主要是管的排列，管壁的计算以及水压试验强度校核； （六）辅助设备的选择：

换热器封头，管箱，隔板，法兰，垫片等的选择，并画图；

五、换热器设计的工艺计算 （一）试算初选设备规格

1、流程安排：由于釜液具有腐蚀性，应该走管程，这样可以节约耐腐蚀材料，降低换热器成本。

水入口

水出口

釜液走道釜液出口

2、确定物性数据

物性 入 出 釜残液/℃ 102.3 40 冷却水/℃

30

40

采用逆流 t ?1=102.3-40=62.3℃ t ?2=40-30=10℃ 定性温度：釜液T m ＝（102.3+40）/2=71.15℃

水 t m ＝ (40+30)/2=35℃

3、估算传热面积

1）热负荷：管内釜液计算：

w T T W nCp Q 62110569.14190)403.102(01.6)(?=?-?=-= 2)平均传热温度：

因为 t ?1/t ?2=210

3

.62?

所以平均传热温差 59.2810

3.6210

3.62

'2121=-=???-?=?In t t In t t t m ℃ 又因为 23.630

4040

3.1022121=--=--=

t t T T R 138

.030

3.10230

401121=--=--=

t T t t P 由《化工原理》（高教出版）P235图（a ）得到

t

?φ=0.87，故

m t ?=t ?φ.n t ?=0.87?28.59=24.87℃

3)传热面积：采用K=600 w/2m ℃，则估算传热面积S 0：

26

015.10587.2460010569.1m t k Q S m =??=?=

六、工艺结构尺寸

（一）根据换热器规格，依据《换热器原理及计算》附录16（清华大学出版） 得出，固定管板式换热器规格尺寸如下： 管程数P N ： 4 管数

n ：242 管长

L ：6m

管直径0D ：25*2.5mm 折流板数N ：19块

壳程数的确定：由于1.3.2中的t ?φ=0.87?0.8，采用单壳程列管式换热器。 1.传热管排列和分形方法：正三角形排列方法 2.管距o d t 25.1=，则t=1.25?25=31.25≈32mm 3.壳体内径D=2421.056000.7

?32?

≈m

4.折流板：采用方形折流板 因为，折流板数N=

1-折溜板间距

传热管长

所以，mm 3001

196000

=+=

B 折溜板间距

（二）计算其他附件：

1、拉杆：换热器壳体直径D=600m ，拉杆直径=12mm ，可用8根

2、接管：壳程流体进出口 1）管程接管直径：

s m u u u V d S /98.1/986

01

.64/4=?

==其中ππ 则mm d 6.621=，于是选取标准法兰Pg16Dj100HG5012-58 2）壳程接管直径：u Vs d π/4'=（u=1.62）

s m T T Q Wc

Vs c

pc c

c /03769.0996

)3040(418010569.1)('36

21=?-??=-==

ρρ

则'd =172mm 于是选取标准法兰Pg16Dj150HG5012-58

七、换热器核算

（一）计算管程对流传热系数i α

s m W V h

s /006095.0986

01

.63==

=

ρ

管程流体流通截面积：

2220190.002.0785.04

2424m d N n S i p i =??=?=

π 管程流体流速：

s m S v u i s i /321.00190.0006095.0===

4

3

10172.110

54.0986321.002.0?=???=

=

-h

h

i i e u d R μρ 普兰特数： h

h

ph ri C P λμ=

420.3662

.01054.041903

=??=

- 则 n

r e i

i P R d 8

.0023

.0λ

α=由于液体被冷却，所以.n=0.3

23.08

.04/188742.3)

10172.1(020.0662

.0023.0m w i =????

=-α℃

（二）计算壳程对流传热系数0α 用克恩法计算 u

r eo

e

c

P R d φλα3

/155

.0036

.0= )(14

.0μμφw

u

=

当量直径e d ：

m d d t d e 0202.0025

.014.3)025.0414.3032.023(4)423(4220202=??-?=-=

ππ 壳程流通载面积：20394.0)032

.0025

.01(6.03.0)1(m t d hD S o --??=-= 壳程流体流速u ： 因为： s m T T Q

Wc

Vs c

pc c

c /03769.0)('321=-=

=ρ

ρ

所以：s m S S V u s /957.00394

.003769.003769.0====

雷诺数：4

3

1039.210

804.0996957.00202.0?=???=

=

-μ

ρ

c

c

o e eo u d R 普兰特数： 438.5618

.010804.041803=??==-λ

μ

c

c

p ro C P

由于液体被加热，

取u φ=1.05，则

）

k /(520505.1438.5)1039.2(0202

.0618

.036.0231

55.04m w o =?????=α （三）污垢热阻和管壁热阻：

管外侧污垢热阻为 R SO =1/4605（2m ℃）/w ； 管内侧污垢热阻为 R Si =1/4596（2m ℃）/w 。 （四）总传热系数K ： i i i i m w o so o o d d

d d R d bd R k αλα001

1

++++=

=

=671.592

/(m w ℃) （五）要求过程的总传热系数为'0K 换热器的实际传热面积：

21.112)1.06(025.014.3242)1.0(m L d n S o o =-???=-=π

换热器所需要的传热面积

该换热器的面积裕度

〈20%

26

/(78.56287

.241.11210569.1m w K =??=℃)

该换热器传热面积的裕度符合要求。 八、计算压强降

（一）计算流体流经管壳式换热器阻力，应按管程和壳程分别计算。

s m u /321

.01= 410172.1?=e R 1、管程流动阻力计算: 总阻力

=∑

?

i P 各程直管阻力+回弯阻力+进,出口阻力(较小忽略)

故

P

s

t

i

N

N F P P P )(2

1

?+?=∑?

其中:1P ?为直管摩擦阻力引起的压降, a P ; 2P ?为回弯阻力引起的压降, a P ; t F 为管程污垢校正系数; s N 为串联的壳程数; P N 为管程数

求1P ?:由于不锈钢壁粗糙度mm e 2.0~1.0=(P48,《化工原理》高教版)

取1.0=e mm ，则

005.020

1.0==d q 由《化工原理》高教P50：037.0=λ 则： a i h i P u d L P 5642

321.098602.06037.022

2

1=???==?ρλ

P N =4，s N =1

t F =1.4（对于mm 5.225?φ的管）

则

a

i

P P 4010144.1)152564(=???+=∑

2、壳程流动阻力计算。

采用埃索计算公式：s s o N F P P

P )('

2'

1?+?=?∑

2

)

1(2

01o B c u N n Ff P ρ+=?

2

)

25.3(2

2o

B u D Z N P ρ-=? 其中：s F ——壳程结垢校正系数，对于液体15.1=s F

F ——管子排列方式对压降的校正系数，对三角形排列5.0=F

0f ——壳程流体摩擦系数，当500?e R 时，228

.000.5-=e R f

B N ——折流挡板数（B N =19） Z ——折流挡板间距（m mm B Z 3.0300===） o u ——壳程流通载面积)(00d n D Z A c -=

c n ——位于管束中心线上管数172421.11.1===n n c

则 20525.0)025.0176.0(3.0)(m d n D Z A o c O =?-?=-= s m A V u o s o /7179.00525.003769

.0===

5001022.210

804.0996

7179.0025.043

??=???=

=

-c

c

o o eo u d R μρ a i h P u P 1522321.09863)2(32

2

2=??==?ρ

5105

.0)1022.2(0.50.5228.04228

.0=??==--eo o R f

a P P 4

21

10227.227179.0996)119(175105.05.0'?=??+???=?a

o c B P u D N P 42

2

21022.12

7179.0996)6.03.025.3(192)25.3('?=???-?=?-=?ρa o

P P

44410964.315.1)1022.110227.2(?=??+?=?∑

由上得知，该管程和壳程压力均小于要求压强降，故安全

九、辅助设备的选择

（一）换热器封头的选择和尺寸

根据《化工设备机械基础》（化学工业出版社）上二版637页椭圆封头（TB1154-73） 封头厚度的计算

[][])(5.022117c c c C P D P c

i

c d ==+-=

'φδδτ

11200=?φ此时用整块钢板冲压成型，mm D i

mm d 9.66.26.15.011132600

6.1=+?-???=

δ

所以选用厚度为8mm 的封头

选用椭圆形封头（标准件）尺寸如下

封头曲面高度mm h 1501= 封头的直边高度 mm h 400= 封头的公称直径mm D g 600= 封头示意图如下：

δ

（二）管箱

根据《化工原理标准图册》查得图如下(材料Q235-B):

（三）隔板

由于换热器采用四管程，所以选用三个隔板

根据《化工原理课程设计》24页图1-4分程方式如下：

程数

流动顺序管箱隔板

介质管箱隔板1246

2

1 1 2

43

1

2

3

4

1

23

4

1

23

54

6

12

43

65

密封方式如下图：（隔板与管板）

（四）法兰的选取:

1、设备法兰的选取。

查《压力容器与化工设备实用手册》表3-3-1《压力容器法兰分类》查的公称压力a N MP P 6.1 ，由于凹凸面对中性好，所以常在换热器法兰密封面上使用，接管法兰应采用对焊平面法兰. 又查表确定法兰参数如下

1）管法兰

（1）壳程法兰数据如下（HG5012-58）Pg=16 kg /c ㎡

DN A D K L d f C H 重量（kg ） 螺栓 数量 直径 200

219

340

295

22

266

2

24

62

8.5

12

M20

（2）管程法兰数据如下（HG5012-58）Pg=16 kg /c ㎡

2）壳体法兰：选取允许压力为Pg=16kg /c ㎡ 壳体选用对焊突面法兰（凹凸面）

2、设置法兰垫片

根据《压力容器与化工设备实用手册》491叶密封垫片选用非金属垫片（TB4704-92）

a

N N MP P m m d m m h m m D m m

D 6.16003644616===== 耐油石棉垫片适用温度：-20℃—200℃ 垫片如下图：

DN

A

D

K

L

d

f

C H 重量(kg) 螺栓 数量 直径 100 108 220 180 18 156 2 22

52

5.10

8

M16 DN

A

D

K

L

d f C H 重量(kg) 螺栓 数量 直径 600 630 840 770 36 720

2

54

95

80.3

20

M33

3.

接3、口法兰

壳程流体进出口接管规格为Φ[]m m 476? 取管程流体进出口接管规格为Φ[]56219m m ?

4、排水孔法兰

查《化工设备机械基础》279页表10-22得

称 径 N

管 径

A 连接尺寸

板

式平焊法兰 兰盖 兰补径D

孔中心圆直径K

孔直径L

孔数量n

纹Th

兰内径B 1

口宽度b

兰厚度C

兰质量kg 度C

量kg

25 33 50 10 8 16 35 2 .65 2 .12

（五）拉杆直径及拉杆数

查《化工设备设计基础》15页表1-6得 拉杆直径及拉杆数

壳体直径mm 拉杆直径mm

最少拉杆数

600 12

4

（六）折流板，螺栓，挡板等一些辅助设备

挡板，定距管等都选取国标 折流板：采用弓形折流板

挡板法兰等长双头螺栓选取M16 GB901-88 定距管螺母选取M16 GB41-86 接管补强圈选取GBR09-73

（七）支座

查《压力容器与化工设备实用手册》563页表3-3-1，选用重型号B Ⅲ型式鞍座，焊制，120o包角，不带垫片，查565页表3-3-4500 N D ~900mm ，鞍式支座（JB1167-73）

其尺寸数据如下： 单位：mm

Dg

B1

L

B

l K1 b m 重量（kg ） 600 180 550 120 260

420

90

220

26.3

支座三视图如下：

十、数据汇总

名称壳程管程质量流量㎏/s 37.54 6.01

温度进/出℃30/40 102.3/40

物性

定性温度℃35 71.15 密度㎏/m3 996 986

比热容 kJ/㎏·℃ 4.18 4.19 粘度μ Pa·S 0.804×10－30.54×10－3导热系数W/m·℃0.618 0.662 普兰特数 5.438 3.420

设备结构参数

型号固定管板式台数 1 壳体内径㎜600 壳程数 1

管径㎜φ25×2.5

管心距

㎜

32

管长㎜6000

管子排

列方式

正三角形管根数（根）242

折流挡

板数

19

传热面积㎡112.1

折流板

距mm

200 管程数 4 材质碳钢

主要计算结果管程壳程

流速 m/s 0.321 0.957

传热膜系数W/㎡·℃1887 5205 污垢热阻㎡·℃/W 1/4605 1/4596 阻力损失 Pa 4010 39640

热负荷 W 1569000

传热温差 T 24.87

传热系数 k

o

W/㎡·℃562.78

裕度% 19.334

十一、参考文献

[1]、中华人民共和国化学工业部工程建设标准《钢制管法兰、垫片、坚固件》（1991-12）化学工业出版社

[2]、《化工原理》，化学工业出版社《按正三角形排列时管子的根数》

[3]、《化工原理》，天津工业大学

[4]、《钢制列管式固定管板换热器结构设计手册》

[5]、《化工设备机械基础》，大连理工大学出版社

[6]、《化工设备设计手册材料与零部件》，上海人民出社

[7]、《化工原理》，天津大学出版社《某些流体在管道中的常用流速范围》

[8]、谭蔚主编，《化工设备基础》。-天津：天津大学出版社

[9]、大连理工大学教研室编，《化工原理课程设计》大连理工大学出版社1994，

7

[10]、姚玉英主编《化工原理》（上）天津大学出版社

十二、主要符号表

符号意义与单位符号意义与单位

S 估算传热面积,m2C

p

流体热容，kj/k g℃

S

0实际传热面积,m2S 流通截面积，2

m

B 折流板间距,m b 厚度，m

d

传热管外径,m u 流速，m/s

D 换热器壳直径,m t 物流温度℃

d

i

传热管内径,m t?传热温差，℃

d

m 传热管平均直径,m V 体积流量，h

m/3

h 挡板间距，m

?管外传热膜系数，w/m2℃

K 传热系数, w/m2℃

i

?管内传热膜系数，w/m2℃

L 传热管长度，m

i

λ流体导热系数,w/m2℃

N

T

传热管数目ρ流体密度，kg/m3

化工原理课程设计-乙醇-水连续精馏塔的设计

课程设计说明书 题目乙醇—水连续筛板式精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)化学化工系 专业应用化学 班级应化096 学生姓名XXX 学号XXXXXXXXXX 设计地点逸夫实验楼B-536 指导教师

设计起止时间：2010年12月20日至 2010 年12月31日 第一章绪论 (3) 一、目的： (3) 二、已知参数： (3) 三、设计内容： (4) 第二章课程设计报告内容 (4) 一、精馏流程的确定 (4) 二、塔的物料衡算 (4) 三、塔板数的确定 (5) 四、塔的工艺条件及物性数据计算 (7) 五、精馏段气液负荷计算 (11) 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (11) 七、筛板的流体力学验算 (16) 八、塔板负荷性能图 (19) 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23) 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (23) 第三章总结 (24) .

乙醇——水连续精馏塔的设计 第一章绪论 一、目的： 通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。 在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。 二、已知参数： （1）设计任务 ●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同） ●生产能力 Q = 80t/d ●塔顶产品组成 > 94 % ●塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 ●操作压强：常压 ●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa ●进料热状态：泡点进料 ●回流比：自定待测 ●冷却水： 20 ℃ ●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ●单板压强：≤ 0.7 ●全塔效率：E T = 52 % ●建厂地址：南京地区 ●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏

化工原理课程设计板式精馏塔设计

课程编号 化工原理课程设计 板式精馏塔设计 院系: 班级 姓名: 学号: 学分: 任课老师: 课程成绩: 2013年8月11日目录

一、设计任务书 (3) 二、概述 (5) 三、设计条件及要紧物性参数 (11) 四、工艺设计计算 (13) 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (19) 六、塔板设计工艺设计 (21) 七、塔板的校核 (22) 八、塔板负荷性能

曲 (28) 九、辅助设备选型 (35) 十、设计结果汇总表 (42) 十一、对设计过程的评述和相关问题的讨论 (43) 十二、要紧符号讲明 (44)

一、设计任务书 1、设计题目 分离醋酸——水混合物常压精馏（筛板）塔的工艺 2、设计条件 1)生产能力：年产量D=3万吨(每年生产日按330天计算)； 2)原料：含醋酸30%（摩尔分数）的粗馏冷凝液，以醋酸——水二元体系； 3)采纳直接蒸汽加热； 4)采纳泡点进料； 5)塔顶馏出液中醋酸含量大于等于99.9%； 6)塔釜残出液中醋酸含量小于等于2%； 7)其他参数（除给出外）可自选； 8)醋酸——水的相对挥发度为α=1.65，醋酸密度为1.049，水的密度为0.998，混合液的表面张力=20mN/m； 3、设计讲明书的内容 1)目录； 2)设计题目及原始数据(任务书)； 3)简述醋酸—水精馏过程的生产方法以及特点； 4)论述精馏塔总体结构的选择和材料的选择；

5)精馏过程的有关计算（物料衡算，理论塔板数，回流比，塔高，塔径，塔板设计管径等）； 6)设计结果概要（要紧设备尺寸，衡算结果等）； 7)主体设备设计计算及讲明； 8)附属设备的选择； 9)参考文献； 10)后记及其他 4、设计图要求 1)绘制要紧装置图，设备技术要求，要紧参数，大小尺寸，部件明细表，标题栏； 2)绘制设备流程图一张； 3)用坐标纸绘制醋酸——水溶液y—x图一张，同时用图解法求理论塔板数； 4)用坐标纸绘制温度与气液相含量的关系图；

化工原理课程设计报告

课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；

目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)

化工原理课程设计精馏塔详细版

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

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

化工原理课程设计说明书(换热器的设计)

中南大学 化工原理课程设计 2010年01月22日 <

目录 一、设计题目及原始数据（任务书） (3) 二、设计要求 (3) 三、列环式换热器形式及特点的简述 (3) 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8) 五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等） (10) ①@ 14 ②物性数据的确定……………………………………………… ③总传热系数的计算 (14) ④传热面积的计算 (16) ⑤工艺结构尺寸的计算 (16) ⑥换热器的核算 (18) 六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22) 七、主体设备计算及其说明 (22) 八、主体设备装置图的绘制 (33) 九、? 33十、课程设计的收获及感想………………………………………… 十一、附表及设计过程中主要符号说明 (37) 十二、参考文献 (40)

一、设计题目及原始数据（任务书） 1、生产能力：17×104吨/年煤油 # 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： 煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C 冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C 允许压强降：不大于105Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、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、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 换热器概述

化工原理课程设计-填料吸收塔的设计

化工原理课程设计-填料吸收塔的设计

课程设计 题目：填料吸收塔的设计 教学院：化学与材料工程学院 专业：化学工程与工艺（精细化工方向） 学号： 学生姓名： 指导教师： 2012 年 5 月31 日

《化工原理课程设计》任务书 2011～2012 学年第2学期 学生姓名：专业班级：化学工程与工艺(2009) 指导教师：工作部门：化工教研室 一、课程设计题目：填料吸收塔的设计 二、课程设计内容（含技术指标） 1. 工艺条件与数据 煤气中含苯2%（摩尔分数），煤气分子量为19；吸收塔底溶液含苯≥0.15%（质量分数）；吸收塔气-液平衡y*=0.125x；解吸塔气-液平衡为y*=3.16x；吸 收回收率≥95%；吸收剂为洗油，分子量260，相对密度0.8；生产能力为每小时 处理含苯煤气2000m3；冷却水进口温度＜25℃，出口温度≤50℃。 2. 操作条件 吸收操作条件为：1atm、27℃，解吸操作条件为：1atm、120℃；连续操作；解吸气流为过热水蒸气；经解吸后的液体直接用作吸收剂，正常操作下不再补充 新鲜吸收剂；过程中热效应忽略不计。 3. 设计内容 ①吸收塔、解吸塔填料层的高度计算和设计； ②塔径的计算； ③其他工艺尺寸的计算。 三、进度安排 1．5月14日：分配任务； 2．5月14日-5月20日：查询资料、初步设计； 3．5月21日-5月27日：设计计算，完成报告。 四、基本要求 1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明 书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程 和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计 算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点的工艺流程图。 设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作 条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算； 设计结果概览；附录；参考文献等。 2. 图纸1套：包括工艺流程图(3号图纸)。 教研室主任签名： 年月日

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师

目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)

苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；

化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

资料 前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 |

'

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

化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计

前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 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分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件

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

化工原理课程设计说明书

目录 目录 (1) 第一章绪论 (3) 1.1 精馏操作 (3) 1.2 精馏塔操作原理 (3) 1.3 精馏设备 (3) 第二章设计方案的确定 (5) 2.1精馏塔塔形介绍 (5) 2.1.1 筛板塔 (5) 2.1.2 浮阀塔 (5) 2.1.3 填料塔 (5) 2.2 精馏塔的选择 (5) 2.3 操作压力的确定 (6) 2.4 进料热状况的确定 (6) 2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定 (6) 2.6 自动控制方案的确定 (7) 2.7 工艺流程说明 (8) 2.8 设计任务 (8) 第三章精馏塔工艺设计 (9) 3.1 全塔物料衡算 (9) 3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率 (9) 3.1.2 平均摩尔质量 (9) 3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.2 绘制t-x-y图 (9) 3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定 (10) 3.3.1理论塔板数的确定 (10) 3.3.2 实际塔板数的确定 (11) 3.4 浮阀塔物性数据计算 (12) 3.4.1 操作压力 (12) 3.4.2 操作温度 (12) 3.4.3 平均摩尔质量 (13)

3.4.4 平均密度 (13) 3.4.5 平均粘度 (14) 3.4.6 平均表面张力 (14) 3.5 浮阀塔的汽液负荷计算 (15) 3.5.1 精馏段的汽液负荷计算 (15) 3.5.2提馏段的汽液负荷计算 (15) 第四章塔的设计计算 (16) 4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (16) 4.1.1塔径的设计计算 (16) 4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (16)

化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计

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

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

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

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——精馏塔设计

南京工程学院 课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)康尼学院 专业环境工程 班级K环境091 学生姓名朱盟翔 学号240094410 设计地点文理楼A404 指导教师李乾军张东平 设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日

符号说明 英文字母 A a——塔板开孔区面积，m2； A f——降液管截面积，m2； A0——筛孔面积； A T——塔截面积； c0——流量系数，无因此； C——计算u max时的负荷系数，m/s； C S——气相负荷因子，m/s； d0——筛孔直径，m； D——塔径，m； D L——液体扩散系数，m2/s； D V——气体扩散系数，m2/s； e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次； E T——总板效率，无因次； F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）； F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2； h1——进口堰与降液管间的距离，m； h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m； h f——塔板上鼓泡层液高度，m； h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱； h L——板上清夜层高度，m； h0——降液管底隙高度，m； h OW——堰上液层高度，m； h W——出口堰高度，m； h'W——进口堰高度，m； Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； H——板式塔高度，m； 溶解系数，kmol/(m3·kPa)； H B——塔底空间高度，m； H d——降液管内清夜层高度，m； H D——塔顶空间高度，m； H F——进料板处塔板间距，m； H P——人孔处塔板间距，m； H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次； l W——堰长，m； L h——液体体积流量，m3/h； L S——液体体积流量，m3/h； n——筛孔数目； P——操作压力，Pa； △P——压力降，Pa； △P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m， t——筛板的中心距，m； u——空塔气速，m/s； u0——气体通过筛孔的速度，m/s； u0，min——漏气点速度，m/s； u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h； V s——气体体积流量，m3/h； W c——边缘无效区宽度，m； W d——弓形降液管宽度，m； W s——破沫区宽度，m； x——液相摩尔分数； X——液相摩尔比； y——气相摩尔分数； Y——气相摩尔比； Z——板式塔的有效高度，m。 希腊字母 β——充气系数，无因次； δ——筛板厚度，m； ε——空隙率，无因次； θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPa； ρ——密度，kg/m3； σ——表面张力，N/m； ψ——液体密度校正系数，无因次。 下标 max——最大的； min——最小的； L——液相的； V——气相的。

天津大学化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师

化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。

设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。

化工原理课程设计精馏塔详细版模板

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

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

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

化工原理课程设计说明书

化工原理课程设计 题目：列管式换热器 《 学生姓名：王梦萍 指导老师：赖万东 学院：轻工与食品学院 班级：2011级食品科学与工程 学生学号： 1102 — 时间： 2014年7月

目录 第一章设计任务书 (4) — 一、设计项目 (4) 二、任务（具体要求）及步骤： (4) 三、作业份量： (5) 第二章确定设计方案 (6) 一、选择换热器的类型 (6) 二、流动方向及流速的确定 (6) 三、安装方式 (6) 第三章设计条件及主要物性参数 (7) 、 一、设计条件 (7) 二、确定主要物性数据 (7) 第四章传热过程工艺计算 (9) 一、估算传热面积 (9) 二、主体构件的工艺结构尺寸 (10) 三、换热器主要传热参数核算 (12) 第五章机械结构设计 (17) 一、壳体、管箱壳体及封头 (17) . 二、管板 (19) 三、拉杆 (22)

四、换热管 (23) 五、分程隔板 (24) 六、折流板 (25) 七、管箱 (27) 第七章附属设备选型 (29) 一、接管及其法兰 (29) ? 二、排气、排液管 (32) 三、支座设计 (32) 第八章设计计算结果汇总表 (37) 第九章参考资料 (38) & ） .

& 第一章设计任务书 " 某工厂需设计一换热器，将乙炔气体冷却至一定温度，冷却剂用浓度为25%（质量）CaCl2盐水。设计的基础数据如下： （1）乙炔气体 处理量 5500 m3/h，初温 31 ℃ 终温 11 ℃操作压强 16 kgf/cm2（绝压） （2）25% CaCl2盐水 初温： -11 ℃；终温： -5 ℃ 一、设计项目 / 1 确定设计方案；换热器型式，流体流向的选择，换热器的安装方式等。 2 换热器的工艺计算和强度计算，附属设备选型。 3 绘制乙炔气冷却过程工艺流程图，换热器装配图。 4 编写设计说明书。 设计要求在规定时间内独立完成，设计方案合理，论述清楚，计算正确，制图无误，答辩流利正确。 二、任务（具体要求）及步骤： （一）工艺设计 "

化工原理课程设计--塔

化工原理课程设计任务书 （07 化工一班叶成 200730262460 ） 一、题目：酒精连续精馏板式塔的设计 二、原始数据： 1、乙醇—水混合物，含乙醇 32 % （质量），温度 28 C ; 2、产品：馏出液含乙醇93 % （质量），温度31 C ； 3、塔底：塔底液含乙醇0.06 % （质量） 4、生产能力：日产酒精（指馏出液）9800 kg; 5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为300 kPa; 三、任务： 1、确定精馏的流程，绘出流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置。 2、精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算（包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等）。 3、作出塔的操作性能图、计算其操作弹性。 4、确定与塔身相连的各种管路的直径。 5、计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型，若采用直接蒸汽加热，需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。 6、其它。 四、作业份量： 1、设计说明书一份，说明书内容见《化工过程及设备设计》的绪论，其中设计说明结果概要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。

2、塔装配图（1号图纸）；塔板结构草图（35 X35计算纸）；工艺流程图（35 X50计算纸〕 第一部分化工原理课程设计任务 原始数据： 1、乙醇—水混合物，含乙醇32 % （质量），温度28 C ; 2、产品：馏出液含乙醇93 % （质量），温度31 C; 3、塔底：塔底液含乙醇0.06 % （质量） 4、生产能力：日产酒精（指馏出液）9800 kg; 5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为300 kPa; 第二部分工艺流程图 第三部分设计方案确定 第三部分：设计方案的确定 一、操作压力： 对于酒精一一水体系，在常压下已经是液态，而且高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用；综上所述，本设计选择常压操作。 二、进料状况： 进料状态有五种，如果选择泡点进料，即q=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响， 此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。 三、加热方式： 采用间接蒸汽加热。 四、回流比： 适宜的回流比应该通过经济合算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。我们确定回流比的方法为：先求出最小回流比R min，根据经验取操作回流比为最 小回流比的1.1 —2.0 倍，即：R=（1.1 —2.0 ）R min。 回流方式采用泡点回流，易于控制。 五、选择塔板类型： 选用F1浮阀塔板（重阀）。F1浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g，其具有如下优点：生产能力大，操作弹性大，塔板 效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60 —80 %, 而为筛板塔的120 —130 %）。

化工原理课程设计报告说明书(附流程图和设计图)

徐州工程学院化工原理课程设计说明书 设计题目水吸收氨过程填料吸收塔设计学生姓名 指导老师 学院 专业班级 学号 完成时间

目录 第一节前言 (3) 1.1 填料塔的设计任务及步骤 (3) 1.2 填料塔设计条件及操作条件 (3) 第二节填料塔主体设计方案的确定 (3) 2.1 装置流程的确定 (3) 2.2 吸收剂的选择 (3) 2.3填料的类型与选择 (3) 2.3.1 填料种类的选择 (4) 2.3.2 填料规格的选择 (4) 2.3.3 填料材质的选择 (4) 2.4 基础物性数据 (4) 2.4.1 液相物性数据 (4) 2.4.2 气相物性数据 (5) 2.4.3 物料横算 (5) 第三节填料塔工艺尺寸的计算 (6) 3.1 塔径的计算 (7) 3.2 填料层高度的计算及分段 (7) 3.2.1 传质单元数的计算 (7) 3.2.2 填料层的分段 (8) 3.3 填料层压降的计算 (9) 第四节填料塔内件的类型及设计 (10) 4.1 塔内件类型 (10) 4.2 塔内件的设计 (10) 注：1填料塔设计结果一览表 (10) 2 填料塔设计数据一览 (11) 3 参考文献 (12) 附件一：塔设备流程图 (12) 附件二：塔设备设计图 (13)

第一节前言 1.1填料塔的设计任务及步骤 设计任务：用水吸收空气中混有的氨气。 设计步骤：（1）根据设计任务和工艺要求，确定设计方案; （2）针对物系及分离要求，选择适宜填料； （3）确定塔径、填料层高度等工艺尺寸（考虑喷淋密度）； （4）计算塔高、及填料层的压降； （5）塔内件设计。 1.2填料塔设计条件及操作条件 1. 气体混合物成分：空气和氨 2. 空气中氨的含量: 5.0%（体积分数)，要求塔顶排放气体中含氨低于0.02%;） 3. 混合气体流量6000m3/h 4. 操作温度293K 5. 混合气体压力101.3KPa 6. 采用清水为吸收剂，吸收剂的用量为最小用量的1.5倍。 7. 填料类型：采用聚丙烯鲍尔环填料 第二节精馏塔主体设计方案的确定 2.1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。 2.2 吸收剂的选择 因为用水做吸收剂，故采用纯溶剂。 2.3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。