制药化工原理课程设计举例

一．设计题目

某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从130℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸

收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为51500㎏/h，压力为2MPa ,

循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为37℃，出口温度

为40℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。

二.确定设计方案

1．选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度130℃出口温度60℃；冷流体进口温度37℃，出口温度为40℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。

2．管程安排

从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。

但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

三 .确定物性数据

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体

进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为

130+ =95℃ 管程流体的定性温度为

5.382

40=+℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合

气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。

混和气体在95℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：

密度 94.180

1==T

T p p ρρ㎏/m 3 定压比热容 1p c =1.4kJ/kg ℃

热导率 1λ=0.0317w/m

粘度 Pas 511017.2-?=μ

循环水在38.5℃ 下的物性数据：

密度

1ρ=992.725

㎏/m 3

定压比热容

1p c =4.18kj/kg ℃

热导率 1λ=0.63245w/m ℃

粘度

Pas 311067553.0-?=μ

四.估算传热面积

1．热流量

Q 1=1

11t c m p ?

=51500×1.4×(130-60)=1401.94kw

2.平均传热温差先按照纯逆流计算，得

m t ?=

1.4937

6040130ln

)

3760()40130(=-----

3.传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。假设K=280W/(㎡k)（参照表5-4,p142）则估算的传热面积为

Ap=23

197.1011.492801094.1401m t K Q m =??=?

4.冷却水用量

m =i

pi t c Q ?1

=h kg s kg /81.402470/8.1113

1018.41094.14013

==??? 五.工艺结构尺寸

1．管径和管内流速一般1.0-1.5m ／s （p406

参照附录20）。

选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u 1=1.1m/s 2．管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns=

3261

.102.0785.0)

725.9923600/(81.4024704

=???=

d V

i π

按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

m n d A s

o p

4326

025.014.397

.101≈??=

3.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数按式（5-97）和式（5-98）

有 R=

23374060

130=--

P=032.037

13037

40=--

按单程结构，查附录22（p409）得 1=?t ?

平均传热温差 k t t m t m 1.49=?=??，逆?℃ （公式5-95 p145）

4.传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见图5-13（p130）。

取管心距t=1.25d 0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜隔板中心到离其最.近一排管中心距离按下列公式计算

S=t/2+6=32/2+6=22㎜（6为隔板厚度）.各程相邻管的管心距为22㎜。管数的分成方法，每程各有传热管326根，其前后关于隔板设置和介质的流通

顺序按图3-14选取。

5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为

D=1.05t mm N T 70157.0/3263205.1/=?=η 按卷制壳体的进级档，可取D=750mm 解释：壳截面积η

ηπ

T N t

D N t D A =??=

22乘以修正系数1.05.

6．折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则

切去的圆缺高度为

H=0.25×750=187.5m ，故可取h=200mm

取折流板间距B=0.3D ，则 B=0.3×750=225mm ，可取B 为250mm 。折流板数目N B =151250

4000

1=-=-折流板间距传热管长

7．接管

壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u 1=10m/s ，则接管内径为

310.010

14.3)

18.943600/(5150044V

D 1=???=

πμ

圆整后可取管内径为310mm 。

管程流体进出口接管：取接管内液体流速u 2=2.5m/s ，则接管内径为

240.05

.214.3)

725.9923600/(81.40247042=???=

圆整后去管内径为240mm

六.换热器核算

1．热流量核算

Nu=f(Re,Pr,Gr) 5-38（具体见p126）（1）壳程表面传热系数用克恩法计算，见p131 有折流板式5-54 14

.031

.00

0)(

Pr Re 36

.0w

d μμλα= 无折流板式5-52 4.0Pr R

e n C Nu ε= 当量直径

正三角形排列公式5-56 e d =

m d d t o

o 02.0]423[

422=-ππ

正方形排列公式5-55 e d =

o d d t ππ

]

4[42

壳程流体流过管间最大截面积，依式5-57（p131）得 0410.0)32

1(750250)1(=-?=-

=t d BD A o ［（1-d/t ）总截面中空隙的比例］壳程流体流速及其雷诺数分别为

s m A W A V u s s o /4.180410

.0)

725.9923600/(51500=?===

ρ 464661105.194

.184.1802.0Re 5

=???=-o

普朗特数

6625.00317

.0105.1104.1Pr 53-???==λμ

p C 粘度校正 1)(

.0≈w

μμ 14

.03/155.014.03/155.0)

(Pr Re 36.0)(Pr Re 36.0w

l l Nu μμλαμμ

λα=?==

K m w o ?=???

=23155.0/1.6516625.046466102

.00317

.036.0α （2）管内表面传热系数按式5-42至式5-51（p127）计算低粘度流体在圆形直管内作强制湍流有 4.08.0Pr Re 023

.0i

i d λα=

管程流体流通截面积

1024.032602.0785.04

22=??==

N d S i π

管程流体流速

s m A W A V u s s i /100.11024.0)725.9923600/(81.402470?===

32330)1067553.0/(725.992100.102.0Re 3=???==

-μ

普朗特数

46.463245

.01067553.01018.4Pr 3

3=???=

k m w i ./536046.43233002

.063245

.0023.024.08.0=???

=α （3）污垢热阻和管壁热阻按附录24查壁面污垢热阻（p412），可取管外侧污垢热阻 w k m R o /0004.02?= 管内侧污垢热阻w k m R i /0006.02?=

管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m ·K)。所以w k m b

R w /00005.050

0025

.02?==

（4）传热系数e K 依式5-86有

k m w R d d R d d R d d K o

o m o w i o i i i o e ?=++++=

2/336)1

(

1αα

（5）传热面积裕度依式3-35可得所计算传热面积Ac 为

198.841

.493361094.1401m t K Q A m e c =??=?=

该换热器的实际传热面积为Ap

236.1023264025.014.3m lN d A T o p =???==π

该换热器的面积裕度为

%45.2098

.8498

.8436.102=-=

p A A A H

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2．壁温计算

因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由

于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为19℃，出口温度为40℃计算传热管壁温。另外，

由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有

c w

w t T t αααα1

式中液体的平均温度m t 和气体的平均温度分别计算为

=m t 0.4×40+0.6×19=27.4℃ =m T (130+60)/2=95℃ ==i c αα5360w/㎡·k ==o h αα651.1w/㎡·k 传热管平均壁温

7.34=w t ℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=95℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 3.607.3495=-=?t ℃。

该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，

需选用浮头式换热器较为适宜。 3．换热器内流体的流动阻力

（1）管程流体阻力

s p s r i t F N N p p p )(?+?=?

1=s N ［壳程数］, 1=Np ［管程数］ , F s =1.5［管程结垢校正系数（正三角形排列）, 2

u d l p i i i ρλ=?

由Re=32330，传热管相对粗糙度0.01，查图1-29（p29）得04.0=i λ，流速u=1.100m/s,

3/725.992m kg =ρ,所以，

Pa p i 8.48042

725.992100.102.0404.02=???=?［换热管直管内阻力］

Pa u p r 18022

100.1725.9923222

=??==?ρζ［换热接着拐弯处阻力］

Pa p 2.99105.11)18028.4804(1=??+=? 管程流体阻力在允许范围之内。

（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：

七．参考文献

1．刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学

院出版社，1989年。

2．GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式

3．GB150——98钢制压力容器

4．机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社1992年。

5．杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980

6．化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。

化工原理课程设计朱聪

化工原理课程设计（2012级）题目苯—甲苯连续精馏塔的设计学院医药化工学院专业制药工程班级12化学制药班学号学生姓名

指导教师许海丹完成日期2014年月日 1 物料衡算物料衡算即应用质量守恒定理，对物料质量的变化进行衡算。对于一般体系，物料衡算均可表示为：物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）+（反应生成率）-（反应消耗率）对于无化学反应过程时，表达式为：物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）1.1 苯、甲苯分离工段

图1 苯、甲苯精馏分离流程模拟图1.2 精馏塔的物料衡算表1 精馏塔物料衡算表 Stream No IN OUT FEED D W Phase LIQUID V APOR LIQUID Temperature ℃20 80.14054 110.6504 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.006805 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 Component Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac C6H65686.98 0.69 5675.60604 0.9992817 12.66557 0.0049405 C7H82555.02 0.31 2.55502 0.0007183 2550.941 0.9950595 Total 8242 1 5678.393 1 2563.607 1 8242 8242 1.3 换热器的物料衡算表2 换热器物料衡算表 Stream No IN OUT W WATER 4 6 Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃110.6504 22.00000 40.00000 51.73891 Pressure atm 1.006805 1.000000 1.004778 0.9999087 Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 Component Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr C6H612.66557 0.0 12.66557 0.0 C7H82550.941 0.0 2550.941 0.0 H2O 0.0 3000.000 0.0 3000.000 Total 5563.607 5563.607

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。

化工原理课程设计水吸收氨填料吸收塔设计正式版分解

《化工原理》课程设计水吸收氨气过程填料塔的设计学院专业制药工程班级姓名学号指导教师 2013 年 1 月 15 日目录设计任务书 (4)

参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15)

附表：附表附表

设计任务书 (一)、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计试设计一座填料吸收塔，用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h，其中含氨气为5％（体积分数），要求塔顶排放气体中含氨低于％（体积分数）。采用清水进行吸收，吸收剂的用量为最小用量的倍。 (二)、操作条件（1）操作压力常压（2）操作温度 20℃. (三)填料类型选用聚丙烯阶梯环填料，填料规格自选。 (四)工作日每年300天，每天24小时连续进行。 (五)厂址厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算； 2.吸收塔的工艺尺寸计算；

3.填料层压降的计算； 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算； 6.绘制吸收塔设计条件图； 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H＝（m3kPa）。第一节前言填料塔的有关介绍填料塔洗涤吸收净化工艺不单应用在化工领域 ,在低浓度工业废气净化方面也能很好地发挥作用。工程实践表明 ,合理的系统工艺和塔体设计 ,是保证净化效果的前提。本文简述聚丙烯阶梯填料应用于水吸收氨过程的工艺设计以及工程问题。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，它是化工类企业中最常用的气液传质设备之一。填料塔的主体结构如下图所示：图1 填料塔结构图填料塔不但结构简单，且流体通过填料层的压降较小，易于用耐腐蚀材料制造，所以它特别适用于处理量小、有腐蚀性的物料及要求压降小的场合。液体自塔顶经液体分布器喷洒于填料顶部，并在填料的表面呈膜状流下，气体从塔底的气体口送入，流过填料的空隙，在填料层中与液体逆流接触进行传质。因气液两相组成沿塔高连续变化，所

化工原理课程设计

目录 1前言 (2) 1.1 固定管板式换热器 (2) 2列管式换热器的工艺设计 (3) 2.1试算和初选换热器的规格 (3) 2.1.1计算热负荷 (3) 2.1.2计算两流体的平均温度差 (3) 2.1.3初选换热器规格 (4) 2.2核算压强降 (4) 2.2.1管程压强降 (4) 2.3核算总传热系数 (6) 2.3.1管程对流传热系数αi (6) 2.3.2壳程对流传热系数αo (6) 2.3.3污垢热阻 (7) 2.3.4总传热系数 K O (7)

列管式换热器设计朱婉琴（新疆工业高等专科学校乌鲁木齐 830091）摘要：本次课程设计是列管式换热器的设计。列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。列管式的换热器的设计内容主要包括根据换热任务和有关要求确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。本组选择的换热器为 31640400----G 型换热器，计算结果为:K 的估计值为450，o K 的计算值是555， 23.1450 555 ==估计K K o ，在1.15-1.25范围内，所选换热器合适。关键词：列管式换热器；设计；计算；结论

1前言换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着环境保护要求的提高，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。换热设备也是回收余热、废热，特别是地位热能的有效装置。列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质可分别采用普通碳钢、紫铜或不锈刚制作。在进行换热时，一种流体由封头的连接管处进入，在管内流动，从封头另一端的出口管流出，这称为管程；另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种。 1.1 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。此类换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两边，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时，管子和管板于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，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，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，为了安全起见，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。一般壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

化工原理课程设计---粗笨冷凝器

化工原理课程设计任务书一、设计题目：年产2.5 万吨苯冷却器的工艺设计二、设计条件 1. 生产能力 2.54 吨每年粗苯 10 2. 设备型式：列管换热器 3. 操作压力：常压 4. 苯的进出口温度：进口 80℃,出口35℃ 5. 换热器热损失为热流体热负荷的3.5% 6. 每年按330天计，每天24小时连续生产 7. 建厂地址：兰州地区 8. 要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa, 9. 非标准系列列管式换热器的设计三、设计步骤及要求 1. 确定设计方案（1）选择列管换热器的类型（2）选择冷却剂的类型和进出口温度（3）查阅介质的物性数据（4）选择冷热流体流动的空间及流速（5）选择列管换热器换热管的规格（6）换热管排列方式（7）换热管和管板的连接方式（8）选择列管换热器折流挡板的形式（9）材质的选择 2. 初步估算换热器的传热面积A 3. 结构尺寸的计算（1）确定管程数和换热管根数及管长（2）平均温差的校核（3）确定壳程数

（4）确定折流挡板，隔板规格和数量（5）确定壳体和各管口的内径并圆整 5. 校核（1）核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于10%,不大于20%. （2）核算管程和壳程的流体阻力损失（3）管长和管径之比为6～10 如果不符合上述要求重新进行以上计算. 6. 附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、补强圈等的选型 7. 将计算结果列表（见表1）四、设计成果 1. 设计说明书（A4纸）（1）内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录（2）格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印。 2. 换热器工艺条件图（2号图纸）（手绘）

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 (3)

化工原理课程设计(3)文件排版存档编号：[UYTR-OUPT28-KBNTL98-UYNN208]

化工原理课程设计题目：姓名：班级：学号：指导老师：设计时间：序言化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。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-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。目录一、化工原理课程设计任书 (3) 二、设计计算 (3) 1.设计方案的确定 (3) 2.精馏塔的物料衡算 (3) 3.塔板数的确定 (4) 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10) 6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 7.筛板的流体力学验算 (13) 8.塔板负荷性能图 (15) 9.接管尺寸确定 (30)

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》指南(doc 8页)

《化工原理课程设计》指导书一、课程设计的目的与性质化工原理课程设计是化工原理课程的一个实践性、总结性和综合性的教学环节，是学生进一步学习、掌握化工原理课程的重要组成部分，也是培养学生综和运用课堂所学知识分析、解决实际问题所必不可少的教学过程。现代工业要求相关工程技术人员不仅应是一名工艺师，还应当具备按工艺要求进行生产设备和生产线的选型配套及工程设计能力。化工原理课程设计对学生进行初步的工程设计能力的培养和训练，为后续专业课程的学习及进一步培养学生的工程意识、实践意识和创新意识打下基础。二、课程设计的基本要求 (1)在设计过程中进一步掌握和正确运用所学基本理论和基本知识，了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，培养发现问题、分析问题和解决问题的独立工作能力。 (2)在设计中要体现兼顾技术上的先进性、可行性和经济上的合理性，注意劳动条件和环境保护，树立正确的设计思想，培养严谨、求实和科学的工作作风。 (3)正确查阅文献资料和选用计算公式，准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。 (4)用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想和计算结果。三、设计题目题目Ⅰ：在生产过程中需将3000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。题目Ⅱ：在生产过程中需将5000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。题目Ⅲ：在生产过程中需将7000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。

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 =，

工学化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作学院：化学化工学院班级：化工0902 姓名（学号）：侯祥祥3091303039 朱晓燕3091303036 熊甜甜3091303035 周利芬3091303033 指导教师：吴才玉 2012年01月

目录一、前言 (3) 二、设计内容 (5) （一）设计对象 (5) （二）工艺路线设计 (5) 1.路线选择 (5) 2.流程示意图 (8) 3.流程说明 (9) （三）工艺的设计计算 (10) 1.物料衡算 (10) 2.热量衡算 (12) （四）设备的设计计算 (21) 1.主要参数 (21) 2.直径 (21) 3.附加条件 (21) （五）设备示意图 (23) 三、总结体会 (24) 四、参考文献 (29) 五、附录 (31) 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。在化工生产中，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生

产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用的液体混合物的分离操作，它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，从而达到轻重组分分离的目的。塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。在设计过程中应考虑到设计的吸收塔和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工艺路线的设计、过程的物料衡算、工艺计算、结构设计等。

化工原理课程设计模板123

目录第一章前言 (1) 1.1 精馏及精馏流 (1) 1.2 精馏的分类 (2) 1.3精馏操作的特点 (2) 1.3.1沸点升高 (2) 1.3.2物料的工艺特性 (2) 1.3.3节约能源 (2) 1.4 相关符号说明 (4) 1.5相关物性参数 (6) 1.5.1苯和甲苯的物理参数............................... .6 第二章设计任务书. (7) 第三章设计内容 (8) 3.1设计方案的确定及工艺流程的说明 (8) 3.2全塔的物料衡算 (8) 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8) 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 (8) 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.3塔板数的确定 (9) 3.3.1平衡曲线的绘制 (9) 3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算 (12) 3.4.1平均压强p m (12) 12 3.4.2平均温度t m..................................... M (13) 3.4.3平均分子量 m 3.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力 (14) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

3.5.1塔径的计算 (16) 3.5.2精馏塔有效高度的计算 (18) 3.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (18) 3.6.1溢流装置计算 (18) 3.6.2塔板布置 (19) 3.6.3气象通过塔板压降的计算 (21) 3.7塔板负荷性能图 ................................ ..23 3.7.1漏液线 (23) 3.7.2 雾沫夹带线 (23) 3.7.3 液相负荷下限线 (24) 3.7.4 液相负荷上限线 (24) 3.7.5液泛线 (25) 第四章附属设备的选型及计算 (27) 4.1接管——进料管 (27) 4.2法兰 (27) 4.3筒体与封头 (27) 4.4 人孔 (28) 4.5热量衡算 (28) 参考文献 (31) 课程设计心得 (32)

化工原理课程设计

筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。目录一、化工原理课程设计任书 (3) 二、设计计算 (3) 1.设计方案的确定 (3) 2.精馏塔的物料衡算 (3) 3.塔板数的确定 (4) 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10) 6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 7.筛板的流体力学验算 (13) 8.塔板负荷性能图 (15) 9.接管尺寸确定 (30)

化工原理课程设计 (2)

课程设计说明书设计题目：二甲苯—三甲苯双组份连续精馏筛板塔的设计学院、系：专业班级：学生姓名：指导教师：成绩： 2012年07月09日

目录 1第一部分工艺设计 (4) 1.1物料衡算： ......................................................................................................................... 4 1.2塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算： ................................................................. 5 1.3确定最佳操作回流比与塔板层数： (6) 1.3.1 列相平衡关系式： ................................................................................................. 6 1.3.2 列操作线方程： ..................................................................................................... 6 1.3.3 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成: .................................................... 7 1.3.4 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成: ................................................ 7 1.3.5 逐板法计算塔板层数： ......................................................................................... 7 1.3.6 对上表塔板数列表： ........................................................................................... 12 1.3.7 绘制R-N T 曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数： ............................. 13 1.3.8 查取塔板效率： ................................................................................................... 13 1.3.9 计算全塔理论板数： . (14) 2第二部分结构设计 (14) 2.1 塔板结构计算：（设计塔顶第一块板） (14) 2.1.1 计算塔顶实际的汽液相体积流量： (14) 2.1.2选取塔板间距T H ： ............................................................................................. 14 2.1.3 计算液泛速度F U )(max U ： ............................................................................... 15 2.1.4 空塔气速： ........................................................................................................... 15 2.1.5 选取溢流方式及堰长同塔径的比值D l w /: ...................................................... 15 2.1.6 计算塔径： ........................................................................................................... 15 2.1.7 计算塔径圆整后的实际气速： ........................................................................... 16 2.1.8 在D=1.8m 时，塔板结构尺寸： ........................................................................ 16 2.2溢流堰高度w h 及堰上液层高度ow h 的确定 .................................................................. 16 2.3板面筛孔布置的设计 ....................................................................................................... 16 2.3.1 选取筛孔直径d 0=5mm 。 (17) 2.3.2 计算开孔区面积A α： ...................................................................................... 17 2.3.3 开孔率 .............................................................................................................. 17 2.3.4 开孔面积： ........................................................................................................... 17 2.4 水力学性能参数计算及校核 (17) 2.4.1 液沫夹带分率的检验 ........................................................................................... 17 2.4.2 塔板压降 ............................................................................................................... 18 2.4.3 液面落差的校验： ............................................................................................... 18 2.4.4 塔板漏液状况的校验 ........................................................................................... 19 2.4.5 降液管液泛情况的校验： .. (19)

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