化工设计第五章化工计算
化工设备的选型和设计计算
DHY系列液下泵
§5.1 物料输送设备
§5.1.1 液体输送设备
其他各种类型的泵 （4）屏蔽泵
PBG型管道式 屏蔽泵
§5.1 物料输送设备
§5.1.1 液体输送设备
其他各种类型的泵 （5）隔膜泵
DBY型电动隔膜泵
QBY气动隔膜泵
§5.1 物料输送设备
§5.1.1 液体输送设备
第五章 化工设备的选型和 分离设备 传质设备 化学反应器
化工设备类型： 标准设备（定型设备） 非标准设备（非定型设备 ）
工艺设备一览表：
序号
设备位号
设备名称及规格
型号
材质
操作参数
单位
数量
重量
来源
备注
温度
压力
选型和工艺设计的原则： 合理性。 先进性。 安全性。 经济性。
§5.1 物料输送设备
§5.1.1 液体输送设备
泵的选择:
（3）确定泵的安装高度。 离心泵的安装技术关键在于确定水泵安装高度。这个高度是指水源水面到水泵叶轮中心线的垂直距离，它与允许吸上真空高度不能混为一谈，水泵铭牌或产品说明书上标示的允许吸上真空高度是指水泵进水口断面上的真空值，而且是在1标准大气压下；水温20摄氏度情况下，进行试验而测定得的。它并没有考虑吸水管道配套以后的水流状况。而水泵安装高度应该是允许吸上真空高度扣除了吸水管道损失扬程以后，所剩下的那部分数值，它要克服实际地形吸水高度。水泵安装高度不能超过计算值，否则，水泵将会抽不上水来。另外，影响计算值的大小是吸水管道的阻力损失扬程，因此，宜采用最短的管路布置，并尽量少装弯头等配件，也可考虑适当配大一些口径的水管，以减管内流速。
§5.1 物料输送设备
化工设备的选型和设计计算
5.2 贮罐
分类
A.立式贮罐 平底平盖系列、平底锥系列底 90°无折边锥形底平盖系列、立式球形封头系列 90°折边锥形底、椭圆形盖系列、立式椭圆封头系列 以上系列适用非易燃易爆、非剧毒化工液体 B.卧式贮罐 卧式无折边球形封头系列 ：适用非易燃易爆、非剧毒 化工液体。P≤0.07MPa 卧式有折边球形封头系列 ：化工液体。P=0.25~4.0MPa
温度、压力和化学性质、物性参数取提有关设备
的负荷、流程中的地位与流程中其他设备的关系
等数据。 ② 设计换热器流程 将换热的工艺流程仔细探讨，以利于充分利用热 量和热流。
③ 设计换热器的材质 根据介质的腐蚀性和其它有关性，按照操作压力、
温度、材料规格和制造价格，合理选择。
④ 选择换热器的类型。
⑤ 确定换热器中冷热流体的流向，根据截体的性质，
叉式装卸车、手动液压装卸车、圆筒搬运车、液压升
降台等，指标：起重重量、升高高度、空载行走速
度等。
C.运输设备 移动式皮带输送机、气垫式输送机、螺旋输送机、 载货电梯等
D.给料设备 电磁振动给料机、振动漏斗等，技术指标：进了 尺寸、激振电动机 型号与功率、激振力等 E.破碎设备
粗碎颚式破碎机、环锤式破碎机、锤式破碎机等。
内热式回转 炉 外热式回转 炉
直立圆筒形炉－垂直燃烧式（底烧）
箱式炉－卧式－水平燃烧式
垂直燃烧式（底烧）
管式炉
卧管（水平管） 水平燃烧式 特殊燃烧式 立式炉 垂直燃烧式（底烧） 立管（垂直管） 水平燃烧式 管式炉特殊燃烧式
冷却塔
干式 直接式 间接式 自然通风 冷却塔分类 湿式 机械通风 抽风式 开放式 逆流式 横流式 逆流式 横流式 鼓风式 －逆流式
第5章 设备的选型和设计计算
化工原理第五章传热过程计算与换热器
5.4 传热效率和传热单元数
• 当传热系数K和比热cpc为常数时，积分上式可得
• 式中NTUc（Number of Transfer Unit）称为对冷流体而言的传热单 元数，Dtm为换热器的对数平均温差。
• 同理，以热流体为基准的传热单元数可表 示
• 在换热器中，传热单元数定义 为
5.4 传热效率和传热单元数
• 2．由选定的换热器型式计算传热系数K；
• 3．由规定的冷、热流体进出口温度计算参数e、CR； • 4．由计算的e、CR值确定NTU。由选定的流动排布型
式查取e—NTU算图。可能需由e—NTU关系反复计算 NTU；
• 5．计算所需的传热面积
。
5.5 换热器计算的设计型和操作型问题
• 例5-2 一列管式换热器中，苯在换热器的管内 流动，流量为1.25 kg/s，由80℃冷却至30℃； 冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温 度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热 器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均 比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散 热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效 率—传热单元数法计算所需要的传热面积。
• 如图5-4所示，按照冷、热流 体之间的相对流动方向，流体之 间作垂直交叉的流动，称为错流 ；如一流体只沿一个方向流动， 而另一流体反复地折流，使两侧 流体间并流和逆流交替出现，这
种情况称为简单折流。
•图 P2
•55
5.3 传热过程的平均温差计算
•通常采用图算法，分三步： •① 先按逆流计算对数平均温差Dtm逆； •② 求出平均温差校正系数φ；
•查图 φ
•③ 计算平均传热温差： • 平均温差校正系数 φ <1，这是由于在列管式换热器内增设了
化工第五章化学反应
2.按操作方法分类：
可分为间歇、半间歇、连续式三种。
操作特点：原料一次加入，经过一定时间后，反应产物一次卸出。 间歇反应器 生产特征：反应程度和反应物的性质均随时间而变化。 操作特点：一种原料一次加入，另外的反应物以一定的 速度连续地加入，反应后将产物全部卸出。 生产特征：反应程度和反应物的性质均随时间而变化。
反应器选型、 设计和优化
数学 模型
流动 模型
对实际过程 的简化
反应器中的 流动状况影 响反应结果
建立模型的 基本方法
理想 模型
非理想 模型
理想气体 状态方程
二、化学反应器的分类：
1.按反应器的结构型式分类： 这种分类的实质是按传递特性分类，反映出不 同的反应器中最基本的传递过程的差别。按 反应器的结构特征，常见的工业反应器可分 为釜式、管式、塔式。固定床式、流化床式 和移动床式。 书141页图
rA=k
cA x A k
xA kcA0( 1 x A ) cA0 cA 1 xA
反应体积VR是指反应物料在反应器中所占的体积
VR=qv (τ+τ′)
实际操作时间=反应时间(τ) + 辅助时间 (τ’)
上式称为反应器的设计方程，代入动力学方程积分就可算出 t。 若动力学方程复杂，可采用数值积分或图解积分。
原料 产物
物理处理
化学处理
物理处理
循环
第一节
一、化学反应工程学：
概述
1.化学反应工程发展概况： 远在古代，人们就开始利用化学反应，如陶器的制作、 酒与醋的酿造、金属的冶炼以及炼丹、造纸等等，然而， 这些生产过程直到上世纪五十年代还未形成一门独立的学 科，其原因是由于人类还没有能够从种类繁多、看起来似 乎毫不相干而又变化多端的反应过程中，认清它们的共同 规律。 科学技术的发展，特别是二战后石油化工的发展，对化 学反应器的设计产生了迫切要求，而化学动力学研究的进 展和化工单元操作方面的理论和实践经验的日趋成熟，才 使这类问题的系统解决有了可能。
化工原理-第五章-颗粒的沉降和流态化
化工原理-第五章-颗粒的沉降和流态化一、选择题1、 一密度为7800 kg/m 3 的小钢球在相对密度为1.2的某液体中的自由沉降速度为在20℃水中沉降速度的1/4000，则此溶液的粘度为 D （设沉降区为层流）。
⋅A 4000 mPa·s ； ⋅B 40 mPa·s ； ⋅C 33.82 Pa·s ； ⋅D 3382 mPa·s2、含尘气体在降尘室内按斯托克斯定律进行沉降。
理论上能完全除去30μm 的粒子，现气体处理量增大1倍，则该降尘室理论上能完全除去的最小粒径为D 。
A ．m μ302⨯；B 。
m μ32/1⨯；C 。
m μ30；D 。
m μ302⨯3、降尘室的生产能力取决于 B 。
A ．沉降面积和降尘室高度；B ．沉降面积和能100%除去的最小颗粒的沉降速度；C ．降尘室长度和能100%除去的最小颗粒的沉降速度；D ．降尘室的宽度和高度。
4、降尘室的特点是 。
DA ． 结构简单，流体阻力小，分离效率高，但体积庞大；B ． 结构简单，分离效率高，但流体阻力大，体积庞大；C ． 结构简单，分离效率高，体积小，但流体阻力大；D ． 结构简单，流体阻力小，但体积庞大，分离效率低5、在降尘室中，尘粒的沉降速度与下列因素 C 无关。
A ．颗粒的几何尺寸B ．颗粒与流体的密度C ．流体的水平流速；D ．颗粒的形状6、在讨论旋风分离器分离性能时，临界粒径这一术语是指 C 。
A. 旋风分离器效率最高时的旋风分离器的直径;B. 旋风分离器允许的最小直径;C. 旋风分离器能够全部分离出来的最小颗粒的直径;D. 能保持滞流流型时的最大颗粒直径7、旋风分离器的总的分离效率是指 D 。
A. 颗粒群中具有平均直径的粒子的分离效率;B. 颗粒群中最小粒子的分离效率;C. 不同粒级(直径范围)粒子分离效率之和;D. 全部颗粒中被分离下来的部分所占的质量分率8、对标准旋风分离器系列，下述说法哪一个是正确的 C 。
化工热力学第五章化工过程的能量分析
化工热力学第五章化工过程的能量分析化工过程的能量分析是对能量转化和能量平衡进行分析和计算的过程。
它旨在确定化工过程中的能量输入和输出，以及能量转化的效率。
能量分析的基本原理是能量守恒定律，即能量既不能被创造也不能被消灭，只能发生转化和传递。
在化工过程中，能量转化主要包括热能和工作能的转化。
对于化工过程的能量分析，首先需要确定系统的边界。
系统是指需要进行能量分析的化工过程的范围。
系统可以是一个反应器、一个加热器、一个蒸馏塔等。
接下来，需要确定系统的输入和输出。
输入和输出包括能量流和物质流。
能量流一般包括热能和工作能的流入和流出，物质流一般包括物质的流入和流出，以及化学反应中物质的转化。
在能量分析中，热能是一个重要的能量形式。
对于热能的分析，常常需要考虑热能的传递方式，如传导、对流和辐射。
传导是通过直接接触传递热能，对流是通过流体介质传递热能，辐射是通过辐射传递热能。
根据能量守恒定律，系统的输入和输出之间的热能的变化可以表达为：Σ(Qin) - Σ(Qout) = Σ(Win) + Σ(Wout) ± ΔE其中，Qin和Qout分别表示进入和离开系统的热能，Win和Wout分别表示进入和离开系统的工作能，ΔE表示系统内部的能量变化。
除了热能外，化工过程中还常常涉及到压力能和位能的转化。
压力能是由于流体在系统中的压力而具有的能量，位能是由于物体在重力场中的高度而具有的能量。
在能量分析中，压力能和位能的转化也需要考虑。
能量分析的另一个重要方面是能量的有效利用。
对于化工过程来说，能量转化的效率直接影响着能源的消耗和产品的质量。
提高能量的利用效率是化工工程师的重要目标之一、为了提高能量的利用效率，可以采取一系列的措施，例如优化化工过程的操作参数，改进传热设备的设计和选型，提高能源的回收利用等。
同时，还可以利用先进的能源技术，如余热利用技术、低温热能利用技术等。
总之，化工过程的能量分析是研究化工过程能量转化和能量平衡的重要方法。
化工热力学-第五章
T
QR
T
据热一律 dH Q WS 可逆过程 dH QR WSR dH QR WSR 同除 T 得： QR dH WSR
T T T
dS
又 ∵
WSR VdP
=nCpdT
V nRT P
T
T
T
对理想气体: dH
∴
dS
nC p
2
积分：
δm1=δm2=dm
1 2 (C2 -C12) 2
(H2-H1) δm+
δm+g(Z2-Z1) δm-δWs-δQ=0 （5－13）
1 2 H C gZ Q Ws 2
注意：
1).单位要一致，且用SI单位制.
H,Q,Ws—能量单位，J/Kg C—m/s
流量G—Kg/h（min.s）
V2
P2
?
对于可逆总功
WR PdV P2V2 P1V1 Ws
V1
Ws WR P2V2 P V1 PdV P2V2 P1V1
积分式
d(PV)=PdV+VdP
P2V2
d ( PV ) P V
2 2
P1V1 PdV VdP
P1V1
Ws PdV PdV VdP VdP
2.
将
能量平衡方程一般形式
C2 E U gZ 2 代入（A）式，整理，得到
H=U+PV
2
2 C1 C2 (H1 gZ1 )m1 ( H 2 gZ 2 )m2 Q Ws 2 2
可逆 > 不可逆
化工原理第五章习题及解答
化⼯原理第五章习题及解答第五章蒸馏⼀、名词解释：1、蒸馏：利⽤混合物中各组分间挥发性不同的性质，⼈为的制造⽓液两相，并使两相接触进⾏质量传递，实现混合物的分离。
2、拉乌尔定律：当⽓液平衡时溶液上⽅组分的蒸汽压与溶液中该组分摩尔分数成正⽐。
3、挥发度：组分的分压与平衡的液相组成（摩尔分数）之⽐。
4、相对挥发度：混合液中两组分挥发度之⽐。
5、精馏：是利⽤组分挥发度的差异，同时进⾏多次部分汽化和部分冷凝的过程。
6、理论板：⽓液两相在该板上进⾏接触的结果，将使离开该板的两相温度相等，组成互成平衡。
7、采出率：产品流量与原料液流量之⽐。
8、操作关系：在⼀定的操作条件下，第n层板下降液相的组成与相邻的下⼀层（n+1）板上升蒸汽的组成之间的函数关系。
9、回流⽐：精流段下降液体摩尔流量与馏出液摩尔流量之⽐。
10、最⼩回流⽐：两条操作线交点落在平衡曲线上，此时需要⽆限多理论板数的回流⽐。
11、全塔效率：在⼀定分离程度下，所需的理论板数和实际板数之⽐。
12、单板效率：是⽓相或液相通过⼀层实际板后组成变化与其通过⼀层理论板后组成变化之⽐值。
⼆、填空题：1、在精馏塔的任意⼀块理论板上，其离开塔板的液相泡点温度与离开塔板的⽓相露点温度的⼤⼩相⽐是_________。
相等2、当塔板上____________________________________________________时，称该塔板为理论塔板。
离开的汽相与液相之间达到平衡时3、直接⽔蒸汽加热的精馏塔适⽤于__________________________________________________的场合。
降低，升⾼5、间歇精馏操作中，若欲保持馏出液组成不变，必须不断______________，若保持回流⽐不变，则馏出液组成________________。
增加回流⽐，不断下降6、在精馏塔设计中，若F D x x R q、、、，D/F 相同时，直接蒸汽加热与间接蒸汽加热相⽐，T ，间N T ，直N ，W x ，间W x ，直。
化工原理第五章传热过程计算与换热器
一．恒温差传热
T
t
tm T t
t
二．变温差传热
T
t1 0
T1
t1 浙江大学0本科生课程
过程工程原理
t
并流 t
0
T1 t2
t
A0 T1
T2 t2 t2
t
逆流 t
A0 第五章 传热过程计算与换热器
A T2
A T2 t1
A
13/25
§5.2.4 tm的计算
T1 t1
以冷、热流体均无相变、逆流流动为例：
t
T
11/2t5
1 1 b 1
T
KA 1 A1 Am 2 A2
Tw tw
考虑到实际传热时间壁两侧还有污垢热
阻，则上式变为：
t
1 1
KA 1 A1
Ra1
b
Am
Ra2
1
2 A2
浙江大学本科生课程 过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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§5.2.4 tm的计算
Q KAtm
T1
T
浙江大学本科生课程 过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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幻灯片2目录
习题课
浙江大学本科生课程 化工原理
第五章 传热过程计算与换热器
26/14
设 计 型
习题课 操作型 t1
LMTD法：
对数平均温差法
Q Ktm A
(1) T1
T2
Q mhc ph T1 T2 (2)
Q mc c pc t2 t1
浙江大学本科生课程
过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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§5.2.4 tm的计算
化工计算 第五章能量衡算 第六节化学反应过程的热量衡算
0 0 0
3.50
出料/（kmol∙h-1 ）
0.25 1.50 0.5 0.25 2.50
5.00
高职高专“十一五”规划教材《化工计算》
第六节 化学反应过程的热量衡算
解：分析反应过程，反应过程为复杂反应，所以选择 第二种基准进行能量衡算。
基准：计算时间基准为1h，温度基准 25℃各元素稳 定单质。 由已知物料流量表，画出流程示意图
求反应器出口产物的温度。
高职高专“十一五”规划教材《化工计算》
第六节 化学反应过程的热量衡算
解：由题意进行简单的物料衡算后将得到的结果示于流程示意图
100mol C2H5OH(g) 300℃
反应器
70mol C2H5OH(g) 30mol CH3CHO(g) 30mol H2(g) T=？℃
基准: 物料基准 100mol乙醇进料 温度基准 第一种基准 25℃，C2H5OH(g)，CH3CHO(g)，H2(g)
高职高专“十一五”规划教材《化工计算》
第六节 化学反应过程的热量衡算
1.换热式反应器的热量恒算 例5-15：甲烷和水蒸汽在反应器中反应，生成H2、
CO和CO2。物料衡算结果列于下表中。设进料和出料均 为500℃。求为保持反应器恒温所需的加热量。
组分
CH4 H2O(气)
CO CO2 H2 共计
进料/（kmol∙h-1）
＝－96260kJ kmol 1
CO2：查 （Hθf）CO2 (g)＝－393.7kJ kmol1
－
C p,m(500℃）＝45.11kJ kmol 1 K1
H(CO2 )
(H )θ f CO2 (g)
C p,m(500℃) (773
化工原理_17换热器传热计算
KS qm,ccpc
27
二、传热单元数法
若热流体为最小值流体，则
1exp[(NTU)m in(1CR)]
1CR
式中
(NTU)min
KS Cmin
KS qm,hcph
CR
Cmin Cmax
qm,hcph qm,ccpc
28
二、传热单元数法
对于单程逆流换热器，可推导出传热效率与传热 单元数的关系为
若热流体为最小值流体，则传热效率为
qm,hcph(T1T2)T1T2
qm,hcph(T1t1) T1t1
若冷流体为最小值流体，则传热效率为
qm,ccpc(t2t1) t2t1
qm,ccpc(T1t1) T1t1
21
二、传热单元数法
若已知传热效率，则可确定换热器的传热 量和冷、热流体的出口温度
Q TQ m a x(q m c p )m in (T 1 t1 )
3
一、平均温度差法
1.恒温传热时的平均温度差 换热器中间壁两侧的流体均存在相变时，两
流体温度可以分别保持不变，这种传热称为恒温 传热。
Q TK S tK S(T-t)
热流体 温度
冷流体 温度
4
一、平均温度差法
2.变温传热时的平均温度差 （1）逆流和并流时的平均温度差
逆流
并流
5
一、平均温度差法
由热量恒算并结合假定条件①和②，可得
dQ dT
qm,hcph
常数
dQ dt
qm,c c pc
常数
6
一、平均温度差法
因此，Q ~ T 及 Q ~ t 都是直线关系，可分别
表示为
T mQk
t mQk
化工原理第五章吸收(传质理论之一)超详细讲解
被吸收NH3的体积： VNH3＝80*(0.25-0.053) =15.8 m3
传热过程
吸收过程
理论 将对流给热视为壁 实质 附近滞流层的热传
导过程—付立叶定
将吸收视为A穿过相界面附 近滞流双膜的分子扩散过 程—费克定律
At
T
T
t
t
A1 (T tw1 ) A2 (tw2 t )
N
DAC
DgP
RTpBg
A(
Dl (CA CS
CSl
p )
pi) A(Ci C)
作业： P185 7
§5-3 吸收速率
吸收速率决定吸收达到平衡的时间，决定吸收操作的 生产强度，是吸收设备选型和设备设计的重要依据。
一、吸收速率定义：NA= dnA/dτ 对于稳定吸收过程：NA=nA/τ mol(A)/s 吸收过程是物质的相转移过程，通过扩散方式进行。
二、扩散 1、分子扩散：物质以分子热运动方式穿过静止或滞流流 体的传递过程——特点：传递速率慢。 2 、对流扩散：物质以相对运动方式穿过湍流流体的传递 过程——特点：传递速率快。
A(Ci
C) =klA(Ci-C)
kl
DlCT
lCS
所以，可用界面附近气膜中的扩散速率：
NA=kgA(p-pi) 或液膜中的扩散速率：
计算吸收速率。
NA=klA(Ci-C)
作业： P185 12、13
六、吸收速率方程 1 气膜吸收分速率方程
第五章 物料衡算与能量衡算
2020/4/23
8
化工基础数据获取方法
查手册或文献资料 估算 用实验直接测定
2020/4/23
9
2. 工程性资料的收集：
（1） 气象、地质资料。 （2） 公用工程的消耗量， 辅助设施能力。 （3） 总图运输、原料输送方式、储存方式。 （4） 上、下水资料。 （5） 配电工程资料。 （6） 仪表自控资料等。
对有化学反应的过程，应写独立的反应方程 式或独立反应数。例如碳与氧的燃烧过程 ：
①
C O2 CO2
C
1 2
O2
CO
CO
1 2
O2
CO2
② ③ ④
CO2 C 2CO
这4个反应是否是独立的呢？如何判断呢？
2020/4/23
24
❖ 反应过程中，若有m种元素和n个组分参与反应时
，独立反应数为： N反应=n-m 上例中，m=2, n=4 ∴ 独立反应数： N反应= 4-2=2
n
yi 1
i 1
返回ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
31
例 从气体中回收丙酮的装置
变量和设计变量
2020/4/23
32
进入系统的物流为两个，离开系统的物流为三个， 其中一个已知物流量，四个物流是未知的。 可列出总物料平衡式：
1200 F2 F3 F4 F5
各组分平衡式：
丙酮： 0.0295F2 0.99F4 0.05F5 水： 1200 0.01F4 0.95F5 空气 ： 0.9705F2 F3
3、按衡算范围 分为单元操作过程(或单个设备)和全流程的两 类物料衡算；
2020/4/23
18
物料衡算程序
1.确定衡算的对象、体系与环境，并画出 计算对象的草图。
化工过程设计与开发第5章 物料衡算
2915.7
杂质
59.0
总计
2915.7
5.2.2 反应过程的物料衡算
例[5.7] 在乙二醇生产中，所用的反应物是由乙烯部分 氧化法制得的环氧乙烷。制取环氧乙烷的方法是将乙烯 在过量空气存在下通过银催化剂。 解：
图5.6 乙烯部分氧化
5.2.2 反应过程的物料衡算
例[5.8] 将苯氯化生成一种由一氯、二氯、三氯和四氯 化苯组成的混合物，其反应为： C6H6+Cl2→C6H5Cl+HCl，其反应速率为r1； C6H5Cl+Cl2→C6H4Cl2+HCl，其反应速率为r2； C6H4Cl2+Cl2→C6H3Cl3+HCl，其反应速率为r3； C6H4Cl3+Cl2→C6H2Cl4+HCl，其反应速率为r4。
%(wt )
kmol /h
%(mo l)
kg/h
%(wt )
kmol /h
%(mo l)
kg/h
%(wt )
kmo %(m l/h ol)
苯
7600 0
38
97.4 3
41.9 7372 85.6 6 .6 0
94.5 2
87.5 2
227. 8
2.0
2.9 2.3 25
甲 1240 苯0
62
合 计
图5.5 常规精馏流程简图
5.2.1 物理过程的物料衡算
解：
0.5F2 0.01F3 0.2 100
F2=38.8kmol/h， F3=61.2kmol/h
表5-4 例5.4的物料平衡表
流股
组分
丙烷 异丁烷 异戊烷 正戊烷 合计
1
进料
(完整版)化工设计习题及答案
第一章化工厂设计的内容与程序1、化工设计的种类有哪些？答：根据项目性质化工设计可分为：新建项目设计、重复建设项目设计、已有装置的改造设计。
根据化工过程开发程序化工设计可分为：概念设计、中试设计、基础设计和工程设计；其中工程设计又包括：初步设计、扩大初步设计和施工图设计。
2、请画出化工厂设计的工作程序示意图。
3、化工厂通常由哪些部门和设施所构成？答：化工厂通常由化工生产车间、辅助生产装置、公用工程及罐区、服务性工程、生活福利设施、三废处理设施和厂外工程等构成。
4、化工车间工艺设计的程序及主要内容有哪些？答：一、设计准备工作（1）熟悉设计任务书（2）制定设计工作计划（3）查阅文献资料（4）收集第一手资料。
二、方案设计方案设计的任务是确定生产方法和生产流程，是整个工艺设计的基础。
三、化工计算化工计算包括工艺设计中的物料衡算、能量衡算、设备选型与计算三个内容，其任务是在这三项计算的基础上绘制物料流程图、主要设备图和带控制点工艺流程图。
四、车间布置设计主要任务是确定整个工艺流程中的全部设备在平面上和空间中的正确的具体位置，相应地确定厂房或框架的结构型式。
五、配管工程设计任务是确定生产流程中全部管线、阀门及各种管架的位置、规格尺寸和材料，综合权衡建设投资和操作费用。
六、提供设计条件工艺专业设计人员向非工艺专业设计人员提供设计条件。
七、编制概算书及编制设计文件概算主要提供了车间建筑、设备及安装工程费用。
第二章工艺流程设计1、化工工艺设计包括哪些内容？答：生产方法选择，工艺流程设计，工艺计算，设备的设计与选型，设备布置，管道设计对非工艺设计提条件，设计说明书，概预算书。
2、在选择生产方法和工艺流程时，应该着重考虑的原则有哪些？其步骤有哪些？ 答：先进性、可靠性、合理性；资料搜集与项目调研、生产设备类型与制造厂商调研、对调研结果进行全面分析对比。
3、工艺流程设计的步骤有哪些？答：确定整个流程的组成，确定每个过程或工序的组成，确定工艺操作条件，确定控制方案，原料与能量的合理利用，制定“三废”处理方案，制定安全生产措施。
化工设备的计算
化工设备的计算化工设备是化工过程中必不可少的一部分，负责实现化工物质的混合、反应、分离、蒸馏等过程。
化工设备的计算是化工设计和生产过程中非常重要的一环。
本文将介绍化工设备的计算方法、计算原则以及常见的计算问题。
一、化工设备的计算方法1. 容积计算容积计算是计算化工设备容积大小的方法。
在化工设备中，容积大小对于反应速率、反应效果等都有着非常大的影响。
容积计算需要考虑多种因素，如反应物的量、反应速率、反应温度、反应时间等等。
通常采用数值计算或试验测定的方式来实现。
2. 柱塔计算柱塔计算是计算化工分离设备中塔的大小、填料数量、塔板数量等的方法。
柱塔计算需要考虑到物质流量、温度、压力等因素，以及填料类型、塔板类型等因素。
通常采用经验计算、数值计算等多种方法来进行。
3. 熱傳計算熱傳計算是计算化工设备中的传热过程的方法。
在化工过程中，往往需要将热量传递给反应或分离设备，或者从这些设备中取出热能。
熱傳計算需要考虑到多种因素，如传热系数、传热面积、传热介质等等。
通常采用数值计算、经验计算等方法来进行。
二、化工设备的计算原则1. 安全性原则化工设备的计算一定要确保其安全性。
化工设备通常以高温、高压、易燃、易爆等特点而著称，因此在计算时必须考虑到一系列的安全措施，如防爆措施、操作规程等等。
2. 经济性原则化工设备的计算一定要充分考虑到经济方面。
在化工生产环节中，设备是生产过程中的一个重要环节，然而设备也是生产成本的主要来源。
因此，在设计和计算化工设备时，需要充分考虑到经济性原则，减少成本，提高效益。
3. 环保性原则化工设备的计算一定要充分考虑到环保方面。
化工生产通常会产生很多有害物质，如果不进行合理的处理，将对环境造成不良影响。
因此，在设计和计算化工设备时，需要充分考虑到环保性原则，减少对环境的不良影响。
三、化工设备计算存在的问题1. 计算不精确化工设备的计算通常是基于理论模型或经验公式进行的，因此存在一定的误差。
化工原理第五章(吸收塔的计算)
【解】已知 y1＝0.09 η＝95％＝0.95
∴
Y1
y1 1 y1
0.09 1 0.09
0.099
Y2＝(1－η)Y1＝(1－0.95)×0.099＝0.00495
据 Y*＝31.13X 知： m＝31.13
据
L (G )min
Y1 Y2 Y1 / m X 2
∴
L
0.099 0.00495
2020/4/3
2、填料层高度的基本计算式 【计算依据】 （1）物料衡算式； （2）传质速率方程式。 【操作特点】在填料塔内任一截面上的吸收的推动 力（Y－Y*）均沿塔高连续变化，所以不同截面上 的传质速率各不相同。 【处理方法】不能对全塔进行计算，只可首先对一 微分段计算，得到微分式，然后得到积分式运用于 全塔。
质的摩尔比。
物料衡算示意图
逆流吸收操作线推导示意图
2020/4/3
【假设】溶剂不挥发，惰性气体不溶于溶剂（即操作
过程中L、G为常数）。以单位时间为基准，在全塔
范围内，对溶质A作物料衡算得： G, Y2
L, X2
GY1 LX2 GY2 LX1
（进入量＝引出量）
或 G(Y1 Y2 ) L(X1 X2 )
2020/4/3
Y Y1 Y Y2 Y*
0
2020/4/3
NA KY (Y Y *) NA KX ( X * X )
Y=f(X)
吸收推动力 X*－X
吸收推动力 Y－Y*
X2
X
X1
X*
X
吸收推动力
二、吸收剂用量与最小液气比
1、最小液气比 【定义】对于一定的分离任务、操作条件和吸收物 系，当塔内某截面吸收推动力为零时（气液两相平 衡Y－Y*＝0），达到分离要求所需塔高为无穷大时 的液气比称为最小液气比，以（L/G）min表示。
化工设备设计基础第五章内压薄壁容器设计
环向应力 MPa
pD 15 212 .5 s2 245 .2 2 2 6.5
四、 筒体强度计算
筒体内较大的环向应力不 pD t [s ] 应高于在设计温度下材料 2 的许用应力，即
[s]t-设计温度t℃下材料许用应力， MPa。 实际设计中须考虑三个因素： （1）焊接接头系数 （2）容器内径 （3） 壁厚
2． 基本假设
(2)直线法假设 变形前垂直于中面直线段，变形后 仍是直线并垂直于变形后的中面。变 形前后法向线段长度不变。沿厚度各 点法向位移相同，厚度不变。 (3)不挤压假设 各层纤维变形前后互不挤压。
㈡ 无力矩理论基本方程式
无力矩理论是在旋转薄壳的受 力分析中忽略了弯矩的作用。 此时应力状态和承受内压的薄 膜相似。又称薄膜理论
㈣ 焊接接头系数
焊接接头形式 无损检测的长度比例 100% 局部
焊接削弱而降低设计许用应力的系数。 根据接头型式及无损检测长度比例确定。
双面焊对接接头或相当 1.0 0.85 于双面焊的对接接头 单面焊对接接头或相当 0.9 0.8 于单面焊的对接接头 符合《压力容器安全技术检察规程》才允许作局部 无损探伤。抽验长度不应小于每条焊缝长度的20％。
e-圆筒有效厚度 e
n C
C-厚度附加量。
C C1 C2
设计温度下圆筒的计算应力
pc Di e t s s f 2 e
t
五、球壳强度计算
设计温度下球壳的计算厚度：
pcDi t 4s f pc
pc 0.6[s ] f
t
设计温度下球壳的计算应力
（2） 轴对称
壳体的几何形状、约束条件和 所受外力都是对称于某一轴。 化工用的压力容器通常是轴对 称问题。
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丁二烯与溶 20℃
剂油或胶液 的比热
60℃
千卡/公斤℃ 80℃
0.54 0.58 0.62
2020/3/30
聚合热
千卡/公斤 搅拌热
Ⅰ釜
千卡/时 Ⅱ釜
330 30000 40000
25
3、计算热量
1釜 Q1wCPt Q3 G聚合热 Q4 wCPt
Q2 Q1 Q3 H 1 Q4
2釜Q1Q4
Q3 G聚合热
W Q2 公斤/时 CPt
2020/3/30
30
项目
Q1 Q3 H Q4 Q2
合计
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5、列出热量平衡表
Ⅰ釜
Ⅱ釜
Q入10 5
Q出10 5
Q入10 5
Q出10 5
千卡/时 千卡/时 千卡/时 千卡/时
1.3 3.82
0.3
4.2 1.22
4.2 2.54
0.4
5.99 1.15
5.42 5.42 7.14
物体与环境之间由于矢量位移而引起传递的
能量。 2020/3/30
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二、能量平衡方程式
1、能量衡算的基本方程式
输入的能量-输出的能量=累积的能量
H K ZQ W
2、间歇过程的能量平衡方程式
△U=Q-W
3、连续稳定流动过程的能量平衡方程式
输入的总能量=输出的总能量
△H=Q-W
4、机械能平衡方程式
△U=∑U出－∑U入＝∑Q
3)普遍应用的平衡式： Q1(物料)+Q2(介质)+Q3(反应)=Q4(物料)+Q5(设备)+Q6(损失)
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2、热量衡算的方法和步骤 1)分析各股物料之间热平衡关系 2)收集计算数据 3)标绘热量衡算示意图 4)确定衡算范围 5)选定计算基准:100kg kg/h。 6)列出输入--输出热平衡表
设计概论与化工制图
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1
工厂基本建设过程
｛｝ 1、可行性研究
2、初步设计 3、施工图设计 4、施工、试车、
1、厂址选择 2、总平面设计 3、工艺设计
验收
1、工艺流程设计 2、化工计算 3、设备的选型与设计 4、车间布置设计 5、管道设计 6、公用工程 7、向有关专业提供条件 8、工程概预算 9、技术经济分析 10、安全生产与环境保护
14 .5 % 乙醇 84 .5 % 苯 1% 水
99 .9 %乙醇 0.1% 水 100 吨
53 % 乙醇 11 % 苯 36 % 水
40.5%乙醇 59.5%苯
5%乙醇 95 % 水
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8
设:x=苯的输入量;y= 95％乙醇输入量;z= 5％ 乙醇输出量。
三个组分,三个未知数,可列出三个方程求解 。
物料衡算是化工计算中最基本、最重要的 内容之一，是进行化工计算的基础。对工厂技 术经济指标有举足轻重的影响。
二、物料平衡方程式
1、普遍应用的平衡式
输入量+产生量-输出量-消耗量=累积量
2、连续稳定过程的平衡式
输入量+产生量=输出量+消耗量
3、间歇过程的平衡式
初始输入量+产生量=最终输出量+消耗量
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化合物里以原子形式存在的元素热容的总和 。
4)潜热
克拉贝龙—可劳修斯公式:
Ln
p2 p1
RHT11 T12
5)反应热 由标准生成热 由标准燃烧热
H
0 f
H
0 c
计算反应热 计算反应热
H
0 r
H
0 r
。 。
202由0/3/30键能估算反应热。
17
* 柯普法则:1mol化合物的总热容,近似地等于 化合物里以原子形式存在的元素热容的总和。 例:估算固体Ca(OH)2 的热容 (见表5-1) (Cp)Ca(OH)2 = (Cp)Ca +2(Cp)O +2(Cp)H (Cp)Ca(OH)2 = [26 +(2×17) +(2×9.6)] (Cp)Ca(OH)2 = 79.2 J/mol.℃
温度℃
20
60
60
80
合计
12082 12082 12082 12082
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分析过程中存在的热量形式,可确定收集那些 数据, 聚合釜内各物料只有温度变化,无相变。 比热和聚合反应热可由手册查出,也可由实验确 定,搅拌热可从现场测得。
(丁二烯,溶剂油,胶液比热十分接近,取相同数值简化计算) 收集数据如下
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2、收集计算数据
组成
Ⅰ釜
Ⅱ釜
进料 出料 进料 出料 公斤/时 公斤/时 公斤/时 公斤/时
丁二烯
2380 1223 1223
452
丁烯
24
24
24
24
溶剂(已烷) 9670 9670 9670 9670
催化剂
7.8365 7.8365 7.8365 7.8365
聚丁二烯
1157 1157 1928
伯努利方程式 12ub2pLw0
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pgz12ub2 C
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三、热量衡算 在能量衡算中,不讨论能量转换,只考虑热量
变化的衡算称为热量衡算。 1、热平衡方程式
1)等压过程,只做膨胀功(如连续过程)热量衡 算式为：
△H=∑H出－∑H入＝∑Q
2)非流动体系,忽略动能和势能(如间歇过程) ：
6
例5-1 用恒沸蒸馏法,将含有95％的乙醇水溶液 制成浓度达99.9％乙醇水溶液,以苯作溶剂。 其流程及各物流的组成如图5-2所示。试计算 每生产100吨99.9％乙醇水溶液,应向塔A加入 的:
(1)95％的乙醇水溶液量;(2)苯量。
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7
例5-1
95 %乙醇 5%水
18 .5 % 乙醇 74 .1 % 苯 7.4% 水
5
三、物料衡算的方法和步骤 1、收集计算数据: 原料,辅料,中间产物,产品的规格。单位时间 流量。消耗定额。转化率,选择性,收率。物 理化学常数。 2、画物料流程图:物料衡算方框图。 3、确定衡算范围:假设一独立体系。 4、选定计算基准:100kg kg/h。 5、列出输入--输出物料平衡表：
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7.14
31
95﹪乙醇 苯 99﹪乙醇 5﹪乙醇 合计
输入 105.44
105.44
输出
100 5.3/30
?
33
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15
3、有关热数据的计算
1)焓:恒压时
H
T2 T1
C
P
dT
系统中物质相变时
H
H潜
T2 T1
C
P
dT
2)真实热容与平均热容
CP abTcT2 dT3
CP
H T2 T1
T2 (abTcT2)dT
T1
T2 T1
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3)热容的估算
柯普法则:1mol化合物的总热容,近似地等于
1)分析各股物料之间热平衡关系(物料走向,平衡方程)
2)收集计算数据
3)标绘热量衡算示意图
4)确定衡算范围
5)选定计算基准: kg/h
6)列出输入--输出热平衡表
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1、分析物料走向
60 Q4
Q2
80Q4 胶液
Q 2
冷却水
催化剂
丁二烯 溶剂油
Q3 H
Q1 20
冷 却
Q 3 H
水
5、列出热量平衡表
Ⅰ釜
Ⅱ釜
Q入10 5
Q出10 5
Q入10 5
Q出10 5
千卡/时 千卡/时 千卡/时 千卡/时
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3、计算热量
1 釜 Q 1 w C P t 12 0 .5 0 2 4 8 1 . 0 3 2 1 0 5 千 0 / 时 卡 Q 3 G 聚 1 合 1 35 热 3 3 .8 7 0 1 2 5 千 0/时 卡 Q 4 w C P t 12 0 .5 0 6 8 8 4 0 .2 2 1 0 5 千 0 /时 卡
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第五章 化工计算
第一节 化工过程
一、化工过程分类
1、化学反应:有新物质生成的变化类型。
2、分离或提纯:利用相变如 蒸馏,结晶,萃取 。
3、混合:利于加速传热传质,溶液,乳浊液,悬
浮液。
4、输送:液体输送,机械输送,风力输送。
5、温度、压力和相变:温度可使物质产生相变 如冷凝,蒸发,熔化。温度可改变粘度,溶解度,
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4.查键能数据(见表5-2和表5-3)
C H 414 .51 kJ C C 347 .52 kJ C C 615 .49 kJ H H 435 .45 kJ
5.代入公式
H ( C C H H ) ( 2 C H C C )
H ( 6.4 1 4 9 5 .4 3 ) 5 ( 2 5 4.5 1 3 1 4 .5 4 ) 2 7
1)苯的衡算 x = 0
2)乙醇的衡算 0.95y = 0.999(100) + 0.05z
3)总的物料衡算 x + y = 100 + z
上三式联立求解得:
x=0 y=105.44(吨) z=5.44(吨)
答:应向塔A加入95％的乙醇水溶液105.44吨;苯
为零。 2020/3/30
9
95﹪乙醇 ----------------------------------
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