化工原理课程设计---空气中丙酮的回收工艺操作.docx

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 - 29 -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0.60.7m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。设计内容【设计对象】 空气中丙酮的回收1.处理量：8000m3/h2.原料中丙酮含量：10%（m3/m3)3.丙酮产品的质量：98%（kg/kg）4.丙酮的总回收率：93%5.吸收剂：水（丙酮含量为2%）6. 逆流操作7. 操作压力为常压8. 使用微分接触式的吸收设备【工艺路线设计】1.路线选择 丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻璃，医药，农药等。亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。也用作稀释剂，清洗剂，萃取剂，还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶等的重要原料。在无烟火药、赛璐珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂，以及在油脂等工业中用作提取剂。丙酮回收单元是很多用丙酮作为溶剂进行化工生产企业中的一个重要单元，丙酮回收的方法有多种，如水吸收-精馏、水吸收-解吸、活性炭吸附-蒸汽解吸-精馏、深度冷却等等。目前，工业上主要采用水吸收-精馏或活性炭吸附-蒸汽解吸-精馏两种操作路线对空气中的丙酮进行回收。活性炭吸附法是利用活性炭的吸附作用，对丙酮进行回收。活性炭产品主要指标有孔径及其分布、容积率、强度和灰分等，这些是选用活性炭依据。吸附小分子量丙酮时，选择平均孔径小的高比表面积活性炭。丙酮回收用活性炭微结构最佳指标：孔径主要集中在1纳米左右，微孔容积在0.4-0.5毫升/克。水吸收丙酮是物理吸收，其利用丙酮-空气混合物中各组分在水中的溶解度不同，实现丙酮的分离。就丙酮的回收而言，活性炭吸附-蒸汽解析-精馏丙酮回收工艺能耗较高,工艺安全性和稳定性较差;而水吸收-精馏丙酮回收工艺能耗较低,工艺安全性和稳定性较好,是当前最好的替代工艺。此外，水吸收法还有诸多优点。首先，丙酮空气混合气中，水对丙酮的溶解度大, 而对其他组分则溶解度很小或基本不溶。这样，单位量的水能够溶解较多的丙酮,在一定的处理量和分离要求下水的用量小,可以有效地减少水的循环量。其次，在操作条件下，水具有较低的蒸气压,在吸收过程中，吸收剂水的损失可以忽略,提高了吸收过程的效率。同时，水吸收法的能耗较低，采用水作为吸收剂进行吸收比用活性炭进行吸附要经济的多。综上所述，在本次课程设计中，选用水吸收-精馏的工艺路线来回收空气中的丙酮。工艺路线图水水（塔底产品）含10%丙酮空气混合物排放合格的废气丙酮（塔顶产品）精馏丙酮水溶液吸收2.流程示意图a.流程简图（参见附件）b.流程框图废气气泵贮槽空气丙酮吸收塔气柜25换热器换热器25釜液离心泵水相再沸器冷却泡点丙酮贮槽换热器精馏塔全凝器部分回流全凝器3.流程说明丙酮-空气混合气体贮存在干燥的气柜中，通过气泵，混合气体进入填料吸收塔，与水逆流相接触后，大部分丙酮被水吸收，得到可排放的净化气，在填料塔塔顶排放到大气中；吸收丙酮后的水，从塔底流出，贮存在丙酮贮槽中，待用。用离心泵将贮槽中的丙酮水溶液抽到位于高位的列管式换热器中，用板式精馏塔塔底的流出液进行加热，再通过套管换热器，使用低压蒸汽进行加热至泡点。将泡点下的丙酮水溶液，通入板式精馏塔的加料口进行精馏。经过精馏后，在精馏塔塔顶经过全凝器冷凝后的溶液进入分配器，一部分回流至精馏塔，另一部分再通过冷凝器冷凝后贮存在丙酮产品贮罐中，即得到产品；在精馏塔塔底，用低压蒸汽直接加热塔釜液体，在塔底流出液中，丙酮含量较低，可对吸收塔塔底流出的丙酮-水溶液进行第一次加热。从列管换热器流出的低含量丙酮-水溶液，经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收。如此，完成水吸收-精馏法回收空气中的丙酮的操作工艺。【工艺的设计计算】1.物料衡算 取吸收操作温度为t=20 ，操作压强为P=101.325 KPa 由化工工艺设备得丙酮-水两相系统亨利系数E（KPa)与温度t()的关系公式为： lg E = 9.171- （1） 已知t=20 ,则由公式（1）可得 E=163.0 KPa m = = 163.0/101.3 = 1.61 所以，吸收操作相平衡关系为：y=1.61x 丙酮、空气混合气的平均摩尔质量为= （2） 已知=0.1，=58.08 g/, 则=1-0.1=0.9， 查得20空气的平均摩尔质量=29， 根据公式（2）可得，=31.91 g/=31.9 1 kg/k 将丙酮、空气混合气体近似看做理想气体， 则可知PV= (3)，V=/带入公式（3）中，可得 =1.327 kg/ G=8000/h=0.09 /s 由吸收、精馏过程可得以下方程： 吸收最小液气比 = (4) 吸收的液气比 =1.4= (5) 吸收的相平衡的关系 y=1.61x (6) 精馏的总物料 F=D+W (7) 易挥发组分 F=D+W (8) L=F, (9) 总的回收率 (10) 式中：L、G分别表示吸收过程水相、气相的流量，kmol/s; x1、x2分别表示吸收过程水相进、出口中易挥发组分的摩尔分率； y1、y2分别表示吸收过程气相进、出口中易挥发组分的摩尔分率； F、D、W分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液的流量， /s； xF、xD、xW分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 已知=0.98，G=0.09 /s,=0.93，假设=0.004 根据方程（4）-（10），可求得 L=F=0.201 /s,D=0.00854 /s,W=0.192 /s, =0.0074 /s,=0.045,=0.004根据物料衡算，结果整理如下表：F（L）/sD/sW/sy2X1(xF)x2(xW)0.2018.5410-30.1927.410-30.0450.0042.热量衡算精馏塔釜液吸收塔精馏塔冷却水低压蒸汽套管式换热器-2套管式换热器-1列管式换热器吸收塔塔底流出液换热器的选择 根据流程工艺的需要，共需提供三台换热器进行操作，我们选了两台套管式换热器和一台列管式换热器。其流程如上图所示，精馏塔塔底流出液，对吸收塔塔底流出的丙酮-水溶液进行第一次加热。之后再经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收。被加热的丙酮-水溶液再用低压蒸汽加热至泡点，送入精馏塔进料版进料。下面逐个进行计算：套管式换热器-1的计算根据物料衡算，再通过计算可知，含丙酮4.5%、水95.5%的混合溶液，其泡点温度为98。用T=110低压蒸汽对冷流体加热，至泡点温度t2=98，采用内管直径为 582.5mm，外管直径为 78mm的套管式换热器逆流传热，蒸汽流量选用qm，1=0.268kg/s，查得110饱和水蒸汽汽化焓为 H=2232.4kJ/kg。 冷流体平均摩尔质量：冷=xiMi=0.04558.08+（1-0.045）18=19.80 kg/kmol;冷流体流量qm，2=L冷=0.20119.80=3.98 kg/s冷流体进口温度t1，出温度t2=98， Cp水=4.17 kJ/kg。qm，2Cp，水（t2-t1）= qm，1Ht1=t2-=98-=62 Q=qm，1H=0.2682232.4=598.3 kJ/stm=25.97 冷流体定性温度t=（t1+t2）/2=（62+98）/2=80 冷流体在80下的物性数据如下：Pr971.84.1950.6703552.21 则d1=0.053 m;d2=0.058 m;d外=0.078 m u=1.86 m/s Re=2.7105 1=0.023Re0.8Pr0.4 =0.023（2.7105）0.82.210.4 =8891.2 W/(m2K)饱和水蒸汽在110下的物性数据如下：Pr9514.2330.6844258.91.6u= = =0.13 m/sde=4A/=0.02 mRe=9583.72=0.023Re0.8Pr0.3=0.0239583.70.81.60.3 =1388.3 W/(m2K)传热系数K的计算：（忽略壁阻和污垢热阻）K= 1/()=1/()= 2714.8 W/(m2K)Q= Ld2Ktm L=46.6 m因为46.6 m较大，选取每根管程为2 m,所以， 根列管式换热器的计算 用精馏塔塔釜液体加热吸收塔塔底流出的丙酮-水混合液，预热至62，换热器采用列管换热器，逆流传热。由丙酮气液平衡数据表可得：液相中丙酮含量为0.4%时，釜液温度为97 。 冷流体进口温度T1=97 ，出口温度为T2， 将冷、热流体近似看作纯水溶液，则CP，1=CP，2= CP，水 。热流体平均摩尔质量：热=xiMi=0.00458.08+（1-0.004）18=18.16 kg/kmol;热流体流量qm，1=W热=0.19218.16=3.49 kg/s 。qm，1Cp，1（T1- T2）= qm，2Cp，2（t2-t1）故 T2= T1- = 97- =49.1 采用直径为193 mm的圆管，冷流体流经管内，热流体在管外与之逆流换热。则，内径d1=0.013 m；外径d2=0.019 m 热流体定性温度T=（97+49.1）/2=73.05 热流体在73.05 下的物性数据如下：977.84.1840.6774062.55冷流体定性温度t=（20+62）/2=41 冷流体在41 下的物性数据如下：992.24.1740.6333653.24.31设管内冷流体流速为u2=0.5 m/s,qv，冷=4.01110-3 m3/sqv，冷=nd12un= = =61 根平均推动力tm=31.96 Q=qm，2Cp，2（t2-t1）=3.984.174（62-20） =697.7 kJ/s冷流体给热西数的计算： Re=98731=0.023Re0.8Pr0.4 =0.02398730.84.310.4 =3153.2 W/(m2K)热流体给热系数的计算：由化工原理附录表查得含61根193 mm单程管的列管式换热器的公称直径d=273 mm=0.273 m。u1 =0.087 m/sde=0.037 m Re=7752.62=0.023Re0.8Pr10.3=0.0237752.60.82.550.3 =709.9 W/(m2K)总传热系数的计算：（忽略管壁热阻和污垢热阻）K=1/（）=1/()=534.1 W/(m2K)Q= nLd2Ktm 故L=11.23 m按单程管设计，其传热管过长，宜采用多管程结构。则可取传热管长为 L=6 m，则该换热器管程数为Np=L/62（管程数）所以 传热管总根数为612=122根则 查化工原理附录表可得，含122根管长为6m，193 mm的传热管的双程管的总公称直径为DN约为400 mm=0.4 m。套管式换热器-2的计算将列管式换热器中预热过冷流体的釜液冷凝至20 ，进吸收塔选用内管直径为582.5 mm，外管直径为 78 mm的套管式换热器逆流传热，热流体经管内。已知：冷流体：流量=3.49 kg/s,进口温度=10 热流体：流量=6.58 kg/s，进口温度=49.1 ,出口温度=20由于丙酮的浓度很低，所以将冷热流体均看作水，其比热容近似相等根据热量衡算式：Q=由此可得 热流体定性温度：查得热流体在34.6下物性参数：993.954.1740.6252727.24.865 = =4883.2 W/(K)冷流体的定性温度 查得冷流体在17.7下物性数据：998.24.1830.598510047.02 = =10164.2 W/(K)传热系数的计算（忽略壁阻，污垢热阻）： W/(K) 因为L=47.2 m太长，选取每根管程为2 m,所以， 根【设备的设计计算】1.主要参数 2.直径 3.附加条件离心泵泵的用途：把吸收塔的吸收液打入换热器流量：=0.004 /s=14.4 /h参数的选择：因为离心泵进水管充满度必须是100%，流速小于1.2 m/s出水管是压力管，充满度自然是100%，流速取所在地区的经济流速，一般也是12 m/s= 所以0.065 mA2= 0.05 m0.07 m根据化工原理一书，选IS6550125型单级单吸离心泵，其流量为15 ，扬程为21.8 m选输水管为铸铁管=0.3 mm查20 下，=998.2 kg/m3,=1004 Pas,=1.21 m/s=2.01 m/s所以两者都在阻力平方区，由得， 伯努利方程式：已知：操作压强：P1=P2=101.325kpa，由其他组了解到精馏塔高Z=7 m，列管换热器：=40,查得物性数据：=992.2 kg/m3；=653.2 Pas；=0.5 m/s； =0.013 m；=6 m 所以 由此可得 管子正方形排列时=1.4管程阻力损失= = =0.95 m两个套管换热器局部阻力 对釜液的继续冷却的换热器： L=46.7m,u=1.86m/s,选2m管长，则包含23个180度弯头，弯头的 对精馏塔的进料加热的换热器L=47.7 m,u=1.59m/s,选2m管长，则包含23个180度弯头，弯头的同理，可得 输水管局部阻力 进口管：1个标准弯头，1个全开阀门，选管长l=2 m， 出口管：2个标准弯头，1个全开阀门，选管长l=15 m同理，可得 由上述条件，代入伯努利方程式，可求得 = =21.07 m21.8 m所以，IS6550125型单级单吸离心泵符合要求。换热器（参见上述热量计算）【设备示意图】（参见附录）设备规格一览表1.换热器名称管程数管子根数换热管长度/m换热管径/mm公称直径/mm列管式换热器21226193400套管式换热器-11242583-套管式换热器-21242583-2.离心泵型号扬程/m效率/%轴功率/kW(NPSH)r/mIS655012521.8581.542.0【总结体会】1.侯祥祥 3091303039通过本次化工原理课程设计，我们将学习化工原理的理论知识运用到了实际的生产中，进行了第一次独立的工业设计。在设计过程中不仅要考虑理论学习中的可行性，还要考虑到在生产实际中的安全性、合理性和经济性。在本学期的化工原理学习中，我对吸收塔和精馏塔的认识还是很有限的，我们所遇到的吸收塔和精馏塔的计算也仅限于书上的例题和为了考试而做的一些复习题，它们都是简化了的或者某个单元操作的计算，而这次的课程设计使我接触到一个完完整整的工艺操作，关于丙酮回收中的吸收操作、精馏操作的计算和一些辅助设备的计算，包括换热的计算以及泵的计算。让我感觉到，光是平时学习的内容对于在工程方面的应用还是远远不够的，这需要我们平时自觉的培养自己的自学能力。设计中我们遇到了诸多问题，在刚开始时，还不懂如何下手去做。经过简单的思考后，总觉得已知量太少，列不出合理的方程进行解答。因此，我曾经给老师打电话请教，经过老师的讲解，我已基本明白计算的条件和步骤。在之后的设计计算中，有很多数据需要自己去查资料，这不仅培养了我们的动手能力，也丰富了我们在化工设计领域的知识。在绘制工艺流程简图中，我们也遇到一些麻烦，如换热器的选择、泵的选择、冷凝器的画法、工艺流程图的排布等等。这期间，也从老师那里获得了很多有用的建议及帮助，我们对整个设计流程也有了更进一步的认识。之后，再通过我们的慢慢摸索，我们又相互讨论、取长补短，互相勉励，最终将本次化工原理课程设计圆满完成。我知道我们四个人的知识仍然还是有限的，我们的课程设计中也不免会有漏洞，但通过这次的课程设计，我们学会了离开老师进行自主学习，参看了多本指导书，尽量完善我们的设计。这些天的课程设计的训练，使我们对自己的所学的专业有了更多的认识，这对我们接下来的学习提供了一个很好的指导方向。几天的课程设计过去了，我们不仅了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，而且增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，我们树立了正确的设计思想，更尤为重要的是培养了我们实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强了工程设计能力的训练，培养严谨求实的科学作风。最后，我还要感谢我们的老师对我们的指导，感谢在设计过程中给予我们帮助的同学，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计中多了些轻松、愉快。课程设计结束了，愿同学们和老师能回家好好过年了，祝大家新年快乐。侯祥祥 30913030392012年1月5日江苏大学化学化工学院化工09022. 朱晓燕 3091303036为期一周的化工原理课程设计终于告一段落了，原来它没有我们想象中那么简单。在还没开始之前，就听学长学姐们说起过，说就是画一星期的图，要用到之前化工制图的知识，那时听着，觉着应该还不会太难。但是当我们真正面对它时，天呐，什么都不知道啊，只有四个数据，简简单单，清清爽爽的四个数据，完全的无从下手。之前我们所做的习题，都是经过简化或者只计算其中一部分，条件充足，做题的时候基本上就是套套公式就行，而做课程设计，遇到的都是实际问题，条件都未知，即使全本书公式背得滚瓜烂熟都没用，因为根本没有数据代进去。没办法，只得跑到图书馆去查查资料，翻翻其他版的教科书，找找人家的经验公式啊，但是，并不是什么都能找到，还是缺大部分数据呢，问问其他组的同学，回答是“合理假设”，听着这四个字，我真没话说了。没有一丁点的实际经验，不了解现实生活中管径一般取多大，泵的扬程是多大，对这些我们完全的没概念，突然很佩服吴老师，上课经常听他提起他小时候看这个会想为什么会这样，看到那个会想着与学过的知识又有什么关联，看来我们学得真是太死板了，没有与实际相联系，“纸上得来终觉浅，觉知此事要躬行”，看来古人说得一点也没错啊。幸好，还有电脑，能靠上网还能查到一些有关的设备的知识，来弥补我们的不足。虽然设计的过程中遇到很多问题，但同时，我也学到了许多。首先，课程设计帮助我更好的熟悉了WORD等软件的操作，提高了我编排、整理文章的能力，这为以后的毕业设计打下了基础。同时，课程设计教会了我做学问要有耐心，不能急躁，慢工出细活，急功近利的最终结果是一事无成。课程设计很多地方需要先假设数据，再验算，不符合结果的话，还要重新假设，再验算，运气好的话，三四次就算到结果，运气不好的话，七八次都有可能。要是没有耐心的话，往往会出现这种情况，在离正确答案还有一步时放弃了，结果前功尽弃。由于设计的各个部分都有联系，牵一发而动全身，有时，算错一步，后面的步步错，就得从头开始。所以这一星期，很好的培养了我的耐心。最为重要的是，课程设计教会了我与人合作。课程设计过程中，需要查找大量的资料，处理大量的数据，单靠一个人的力量是很不容易完成的，因此需要我们合作。虽然合作过程中，大家为有些问题发生争执过，有一些小摩擦，但总体来说，我们还是达到了“1+12的效果。朱晓燕30913030362011年1月5日江苏大学化学化工学院化工09023.熊甜甜 3091303035这次课程设计过程可谓一波三折，费了很大劲,也给我留下了深刻的映像，当然也是获益匪浅，体会了一些经验和教训。原本以为应该很快就能做好，但真正开始着手处理时才发现远比想象的复杂。因为很多数据，公式在教科书上是根本找不到的，需要从很多其他书籍或资料上搜索，所以我们的课程设计是在图书馆中紧张地开始了。刚开始，我们详细地讨论了整个工艺流程并把要用到的设备和需要计算的地方确定下来，分工后开始操作。我们开始动笔计算，发现很多未知量，在考虑了可以查到的数据后，还是万分头痛，无奈下我们只有拨通了老师的电话号码，向老师请教，真是醍醐灌顶啊，一下思路就清晰了很多。但是任然有太多数据需要确定，我们费尽周折在图书馆和网上找到了一系列相关的数据和计算公式和处理方法，开始了动笔计算。但是，在我们确定计算方式的时候，爆发了激烈的争论，每个人都有自己的思路，但是大家的方法不尽相同，有些结果相差还非常大，我们在辨别那种方法或思路比较正确或符合实际时，争论得面红耳赤，甚至在繁杂的计算压力下，大家的耐心也似乎达到了极限，有些时候也闹得不太愉快。但是，万幸的是，我们在平静之后，都能清醒而理智的认识到，我们是一个团体，只有齐心协力，才能取得成功。大家又聚在一起，确定了最终的方案，并认真地计算。从31号到3号，我们的计算与流程图都差不多编写好了，可是在最后关头，我们难过地发现，我们的计算由于方法的失误造成非常重要的一个数据出现了错误，对于正在为课程设计接近尾声而感到万分高兴的我们，就像是一个晴天霹雳。我们顿时慌得手足无措，因为这一步的错误，宣判了我们前几天的精力都白费了，因为我是负责计算过程整理的，我想到我花了那么多时间计算下来的结果，都不对，都得重算，我就觉得黯无天日，难过死了。但是在大家商讨后，我们还是勇敢地决定重新再来，于是，我们又聚在一起，我们反复思考为什么之前的数据不对，错在哪里，怎么改进，我们又开始了热闹的讨论，当然其中也存在一些疑问， 于是，我们又打电话请教了老师，我们搞清楚哪里不对和哪里不用改后，终于再一次确定了思路，又一次计算过程开始。最后，在剩下不多的时间里，我们争分夺秒，终于完善了我们的课程设计计算，结合着画好的流程图，再通过枯燥的编辑，终于，我们有了自己的成果。在最后看到我们做好的课程设计时，真是感慨万分。通过这次课程设计，我感觉到如果只是掌握课本上的知识，通过了考试，那是远远不够的，我们要学的东西还有很多很多。一个完善的课程设计，需要缜密而详细的考虑，一个小小的失误或遗漏可能会造成难以想象的错误，可谓“失之毫厘，谬以千里。”如果在动笔之前就经过细致的思考，计算就不会轻易的出现失误。而对于团体作业，当然不能忽视集体的力量，互相讨论和请教，会事半功倍，若只是固执的只遵循自己的意见，那就是事倍功半。一个团体，需要齐心协力，才会到达成功的彼岸！可能我们的课程设计还有许多不足之处，但是这次的经历与体会，已让我学到了很多，在以后的学习生涯来说，这次经历已弥足珍贵。熊甜甜 30913030352011年1月5日江苏大学化学化工学院化工09024.周利芬 3091303035 考试周结束后紧接着就开始了化工原理的课程设计，虽然很累，但做完了之后的成就感还是满溢于心的。过程中遇到了很多问题，经过大家集体地讨论又一一把这些问题解决，从中进一步巩固了理论课所学的知识，也能把它们融汇在一起应用了。 刚开始着手设计的时候真的感到一片茫然，没有接触过也不知道从何入手，在学院讨论了一下午从哪着手，又在图书馆泡了半天之后，终于决定吸收和精馏里面的各项参数算出来。吸收的亨利系数m被我们在图书馆的丰富资源中查到了计算H的公式，这才算迈出了设计的第一步。在吸收计算中，由于不知道y2和x1，显得条件不充足，在我们把吸收精馏的公示都列出来之后，还是缺条件，然后我们经讨论决定先假设x2即Xw，计算y2的时候也是一波三折，但所幸还是顺利解决。 再就是我们的主要设计目标换热器。换热器最基本的就是4个温度的选择，这里比较纠结的就是换热器冷液的出口温度即精馏塔的泡点温度的计算，本来我们已经由精细化工书上查到泡点温度的计算公式，但经过我们多次试差之后算出的结果却发现与事实不符，算得47.0的温度对应的饱和蒸汽压居然超过了5个大气压。这时我真感觉有点气馁了，真想错了就错了吧，但想想又不甘心，花了那么多时间都做到现在了就一定要对得起自己，所以就认命的继续改了。之后我又用了一种方法来算结果算出来还是61.2度，感觉上还是不对，当天下午在老师的指导下我终于弄明白，公式没错但单位错了！纯组分的饱和蒸汽压我想当然地用KPa作单位了。这个教训告诉我看东西要看全面。再就是换热器设备的选择，我在网上查了一些厂家生产的通用型号，根据流量选了一种，结果算出来的单管长有8米多，大家讨论之后觉得管长太长不太符合实际，经讨论之后决定把单管管径由25*2.5mm改为19*3mm，算出来的单管长就比较能令人接受了。由此换热器的设备也就确定了。 最后就是离心泵的选择和设计。初想到设计离心泵，位差不知道就是令人头疼的问题，因为这意味着要返回去算精馏塔的塔高、塔板数和在第几块板进料，后面两项虽然麻烦但还会计算，但塔高。所以我又犹豫了，但听说大家都是查资料再自己算得时候我就羞愧了，所以又上图书管和请教百度，终于确定了位差了之后，我又犯愁了，泵没有确定如何确定局部阻力损失呢？经过查书我决定根据流量来先选定一个离心泵，这样进出口管径就都知道了。然后照我的想法扬程就可以算出来了，再和选定的离心泵的扬程比较，小于的话就可以了。但请教老师后发现我还是想的太简单，三个换热器是都有损失的，算法书上也有，并且离心泵的选择也不规范，应先查出一般水在管子里的流速再倒推输水管应有的直径再选泵。这样经过一个星期的艰苦奋斗，我们才算把计算、设计、画图基本弄完，因为画图我没有过多参与，这就不说了。都做完的那一刻突然有种如释重负并兴奋的感觉。那一刻，之前的辛苦都烟消云散了，剩下的就只有对自己完成了一项大工程的肯定，不过其中肯定还存在很多不足之处，恳请老师指正。周利芬 30913030332011年1月5日江苏大学化学化工学院化工0902【参考文献】1. 陈敏恒等，化工原理第三版，化学工业出版社2. 贾绍义、柴诚敬，化工原理课程设计，天津大学出版社3. 陈敏恒等，化学工程手册，化学工业出版社4. 刘光启，化学化工物性数据手册，化学工业出版社5.化工过程及设备设计,华南理工大学出版社6. 魏文德，有机化工原料大全，北京化学工业出版社