化工工艺与化工设计概论
课程设计
题目年产四万吨合成氨变换工段工艺初步设计系别化学与制药工程学院
专业化学工程与工艺
姓名曹泽众
学号100101401
指导教师刘洪杰孙立明赵瑞红
目录
1.前言 (2)
2.工艺原理 (2)
3.工艺条件 (2)
4.设计规模及设计方案的确定 (3)
5.工艺流程简述 (4)
6.主要设备的选择说明 (4)
7.对本设计的综述 (4)
第一章变换工段物料及热量衡算 (6)
第一节变换炉物料及热量衡算 (6)
第二节主要设备的物料与热量衡算 (15)
第二章设备的计算 (17)
主要设备一览表................................................‥ (25)
前 言
氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C ，由于CO 可使氨合成触媒中毒，必须进行净化处理，所以，变换工段的任务就是，使co 转化为易于清除的CO 2和氨合成所需要的H 2。因此，CO 变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO 用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。
变换工段是指CO 与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。 工艺原理：
一氧化碳变换反应式为：
CO+H 2O=CO 2+H 2+Q (1-1)
CO+H 2 = C+H 2O (1-2)
其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式： H 2+O 2=H 2O+Q 工艺流程的选择
合成氨变换工艺发展至今，工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺的流程及设备结构有所不同。 合理选择变换工艺应考虑一下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量，半水煤气中硫化氢的质量；变换气中CO 含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有管理水平和操作水平。 本设计采用全低变流程。
变换炉的段间降温方式有：半水煤气冷机降温、水冷激降温和蒸汽冷激降温。由于水的蒸发潜热大，少量的水就能达到降温的目的，用它降温既方便又灵敏，另外，由于水冷激降温是将气体的显热转变为蒸汽的潜热，降温后系统内总的热负荷并没有增加多少，相应的系统阻力也变化较小。所以，本次设计变换炉段间降温方式采用水冷激降温。
工艺流程简述 下边
原料及主要工艺条件 写任务书上的 其他条件 任务书
压力:压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8Mpa 。本设计压力取1.7MPa.
温度：变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO 平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而存在着最佳反应温度。对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为
Tm=
1
2
12ln 1E E E E RT T e e
-+
式中Tm 、Te —分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。
汽气比：水蒸汽比例一般指H 2O/CO 比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO 的平衡变换率，从而有利于降低CO 残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe 3O 4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO 停留时间缩短，余热回收设备附和加重等。
设计规模及设计方案的确定 1）原料组成
本设计采用的原料的组成，如表1所示。
表1 半水煤气的组成（干基）
组分H2CO CO2O2N2CH4合计
含量/％41.0 27.0 12.0 0.3 18.7 1.0 100
2）建设规模
年生产40000t合成氨厂生产能力，年工作日按330天计，日产量
40000/330/24=5.05t/h。
3）设计方案
本工艺采用以煤为原料一氧化碳低温变换工艺设计。催化剂采用B302Q,该催化剂的活性温度为180℃～500℃之间，变换炉为二段，一二段采用换热器降温，最终一氧化碳的变换率达到符合生产的需要。
工艺流程简述
半水煤气温度35℃，压力0.88MPa，进入饱和塔加热增湿，出塔气体补充蒸汽达到所需的蒸汽比后进入蒸汽混合器，饱和塔出气所夹带的少量水雾皆可蒸发成蒸汽，而保证进入热换热器的半水煤气的干燥，半水煤气在热交换器中被加热到38℃左右，进入变换炉，经一段变换后的气体由变换炉引到热交换器降温后气体再回到变换炉二段触媒层，完成全部变换反应，出炉气体先去热交换器与部分半水煤气换热后依次进入水加热器和热水塔加热系统中循环热水，出热水塔的变换气进入第二水加热器加热锅炉给水后，再进入冷凝塔，被冷却水所洗涤和冷却。然后进变换气储罐。画方框图
图1 一氧化碳变换生产流程
主要设备的选择说明
低温变换流程中，主要设备有低变炉、饱和热水塔、换热器、水加热器等。以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。
对本设计评述
半水煤气的变换是合成氨生产中较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。因此，必须控制一定的工艺条件，使转化气的组成，满足的工艺生产的要求。
在本设计中，根据已知的原料气组成，操作条件，采用了全低变变换的工艺流程路线。首先进行物料和热量衡算，在计算的基础上，根据计算结果对主要设备选型，最终完成了本设计的宗旨。在本设计中，主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《合成氨工艺学》《化工原理》《物理化学》等书。
第一章变换工段物料及热量衡算
第一节变换炉物料衡算及热量衡算
已知条件
(1)生产流程见图1；
(2)干半水煤气成分见表1；
(3)每吨氨消耗干半水煤气量 3270Nm3；
(4)半水煤气温度35℃；变换气温度38℃；
(5)触媒型号B302Q
(6)变换气中一氧化碳（干基）1.5%；
(7)各设备的热损失按5%计算；
(8)热水塔出口变换气温度：75-80℃；
(9)加入蒸汽为饱和蒸汽：压力1.0Mpa(表)；冷却水温度：37℃
1．确定转化气组成：
已知条件
低变炉进口气体组成：
表1 半水煤气的组成（干基）
年产10万吨合成氨生产能力：
日生产量：100000/330/24=12.63t/h
要求出低变炉的变换气干组分中CO％小于1.5％
表2 进低变炉的变换气干组分
2．变换炉工艺条件计算
(1)进出口温度的估计
根据触媒B302Q的活性温度,选取变换炉进气温度为200℃(此值尚待以后计算检验是否合适)。
因系煤气冷激气流程,进出口温度差可稍小一点,现取为20℃,则变换炉出口温度为200+20=220℃。 (2)蒸汽比的选择
假定汽气比为1.2,则单位干混合煤气应加入水蒸气：882.9×1.2=1059.48N 3m ；
n （水） =56.76kmol
则进变换器总的湿转化气量为 v 总=3270+1059.48=4329.48N 3
m
表3 变换进口的湿气组成
生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量（干基），而由下式计算一氧化碳的实际变换率x ：
X p ％=
()
a a a a Y Y Y Y '+'
-1×100 式中a Y 、'a Y 分别为原料及变换气中CO 的摩尔分率（干基）。 所以：X p ％=
()()27% 1.5%100%1 1.5%27%
X -+?=93.0％
变换后气体中有关成分的浓度为(氧气与氢气的反应略去不计；转化率为93.0％) H 2=0.3097+0.2039×0.930=0.4993 CO=0.2039×（1-0.930）=0.0143 CO 2=0.0906+0.2039×0.930=0.2802 H 2O=0.2447-0.2039×0.930=0.0551 出口组成的平衡常数由下试算出: K=222%%%%CO H CO H O ??=0.2802*0.4993
0.0551*0.0143
=177.56
相应的平衡温度由参考《无机化工工艺学》P88查得，
T=200℃时，K=227.9;T=250℃时，K=86.51.内插法求得K=177.56时，T为217.8℃。
出口平衡温差为220-217.8=2.2℃。
计算所得出口平衡温差在合理范围之内，不必重新假设蒸汽比，原假设的蒸汽比可用。（3）湿半水煤气组成
上一个表中的数据
3.低变炉一段催化剂床层的物料衡算
计算基准：1吨氨。
假设CO在一段催化床层的实际变换率为70％。
因为进低变炉一段催化床层的变换气湿组分：
见上表
假设O
2与H
2
完全反应，O
2
完全反应掉
故在一段催化床层反应掉的CO的量为：
70％×882.9=618.03M3(标)=27.59koml
出一段催化床层的CO的量为：
882.9*（1-30%）=264.87M3(标)
故在一段催化床层反应后剩余的H
2
的量为: 1340.7 +508.61-2×9.56=1777.02(标)=79.33koml
故在一段催化床层反应后剩余的CO
2
的量为：376.66+508.61=885.27M3(标)=39.52koml
出低变炉一段催化床层的变换气干组分：
剩余的H 2O 的量为：
1017.31-508.61+2×9. 56=527.82M3(标)=23.56koml 所以出低变炉一段催化床层的变换气湿组分：
对出低变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算： 根据：K=
222%%
%%
CO H CO H O ??=(0.2134*0.4284)/(0.0817*0.1273)=8.7901
查《无机工艺学》知当t=450℃ K=7.311；t=400℃ K=11.70。 求得 K=8.7901，t=433.1℃
设平均温距为30℃，则出变换炉一段催化床层的变换气温度为：
433.1℃-30℃=403.1℃
4．低变炉一段催化床层的热量衡算 以知条件：进低变炉温度：217.8℃
出低变炉一段催化床层的变换气温度为：403.1℃
反应放热Q ：在变化气中含有CO ，H 2O ，O2，H 2 这4种物质会发生以下2种反应：
CO +H 2O=CO 2+H 2 （1-1） O 2 + 2H 2= 2 H 2O （1-2） 这2个反应都是放热反应。
由公式计算得温度403.1℃时-△H R =38291KJ/ kmol 。
则CO 变换反应热：-(37.84-15.14)×38291=-869205.7KJ ； O 2反应热:（-54456*2-2934- 2760*2）×0.44×4.18=-215859.55 KJ 气体吸热Q3= Cpm ×192.27×(403.1-217.8)=35.84×192.27×(403.1-217.8)=1276894.30 KJ 假设热损失Q4
根据热量平衡的：Q=Q3+Q4 Q4=191829.75kJ
5．变换炉二段催化床层的物料衡算：
一，二段之间采用体外换热降温。所以出一段与进二段之间的物料不变。
进二段催化床层的变换气湿组分的含量（％）：
求Array低
变
炉二段催化床层的转化率
因为总转化率x=93.0%，入变换炉时半水煤气中的CO的含量是847.68 M3(标)，则反应完成后CO的含量是59.3376 M3(标)。
X=（339.07-59.3376）/339.07=82.50%
在低变炉二段催化床层的转化的CO的量为：339.07-59.3376=279.7324 M3(标)
故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：
1777.02+279.7324=2056.7524M3(标)=91.82kmol
故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：
885.27+279.7324=1165.0024M3(标)=52.01kmol
故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：
527.82-279.7324=248.0876M3(标)=11.08kmol
所以出二段催化床层的湿组分：
第二节主要设备的物料与热量的计算
1、热水塔排水温度的计算
热水温度的估计，进热水塔变换气压力为0.88Mpa（绝），变换气中水蒸汽分压为
0.88×0.0598=0.052624Mpa（绝），由《化工原理》饱和水蒸气表内插求得变换气露点约为82.35℃，出水加热器的变换气温为140℃，管道热损失取为2℃，进热水塔变换气温度为138℃。因变换气入塔温度较露点温度高得较多，因此绝热饱和温度可假定为100.84℃。
干变换气分子量=（2×0.4959+28×0.0143+44×0.2809+28×0.1415+16×0.0076）
/(1-0.0598)=18.97
干变换气0℃～138℃平均热容算得为1.52 kJ/kmol
=104.61KPa绝压
100.84℃时饱和水汽分压P
H
=104.61/(880-104.61)*18/17.98=0.1351kg/kg
100.84℃时饱和湿含量X
S
变换气中湿含量X=52.624/(880-52.624)*18/17.98=0.0637kg/kg
100.84℃与138℃的蒸汽焓分别为2680.36kJ/kg和2735.16kJ/kg
由参考文献[1]中式（4-8-4）是等号的左边
1.52×100.84+0.1351×2680.36=515.39
由参考文献[1]中式（4-8-4）等号的右边
1.52×138+0.0626×2735.16+100.84×（0.1351-0.0626）=388.29
于是热水塔出口热水温度可取为100.84℃，热水经水加热器加热后温升估计为6℃,经过管道及热水泵的热损失取为2.5℃，于是饱和塔入口热水温度估计为：
100.84+6-2.5=104.34℃
饱和塔出口半水煤气温度的估计
饱和塔出口气液温差取为4℃，于是饱和塔出口半水煤气温度为104.34-4=100.34℃。饱和塔出口半水煤气中夹带蒸汽量
饱和塔出口半水煤气的水蒸汽饱和度取为95%
100.34℃时蒸汽压力蒸汽表查得为102.7KPa
半水煤气中水蒸汽含量为
X=102.7*0.93/(880-102.7*0.93)=0.1217kmol/kmol干气
2、第一热交换器进口半水煤气温度的选定
热交换器进口半水煤气中的蒸汽分压为：
查得在0.1871MPa时半水煤气的露点温度为117.88℃
由热平衡检验出饱和塔半水煤气加入补充蒸汽后能否达到或超过以上温度，补充蒸汽为1.0MPa(表)饱和蒸汽。
入热干半水煤气 1*17.97*100.34=1903.45KJ
半水煤气中夹带水汽0.1871182680.369026.92KJ
??=
补充水汽 (0.27-0.1217)*18*2788.5=7443.62KJ
合计 18373.99KJ
出热干半水煤气 1*17.97*117.88=2236.18KJ
水汽0.27182720.3513220.901KJ
??=
合计 15457.08KJ
入热>出热
虽然入热>出热,但因为没有考虑热损失，混合气体温度可能不能达到127.688℃，加入补充蒸汽后将有冷凝产生，第一热交换器入口温度即为露点温度。
3、第二热交换器物料及热量衡算
(1) 物料衡算
①进出物料：湿混合煤气成分同进变换器
②变换气：变换气同出一段变换气相同
(2) 热量衡算：湿混合煤气出口温度217.8℃，变换气进口温度403.1℃，变换器出口温度190℃
①入热
变换气带入热量
=35.84 kJ/kmol·℃。
因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，C
P
干变换气热含量=1.171×403.1×35.84=16917.56kJ
水蒸气热含量=0.174×18×2555.67=8004.35k
变换气带入热量=16917.56+8004.35=24921.91kJ
半水煤气带入热量：
设半水煤气进口温度为153.6℃
干半水煤气热含量=153.6×35.84=5505.024kJ
水蒸气带入热量=0.324×18×2755.09=16067.68kJ
②出热
湿混合煤气带出热量
=35.84 kJ/kmol·℃
干混合煤气0℃～217.8℃平均热容为C
P
干混合煤气热含量=29.95×217.8=6523.11kJ
水蒸气热含量=0.324×18×2752=16049.664 kJ
湿混合煤气带出热量22572.774kJ
=35.84 kJ/kmol·℃
干变换气0℃～190℃平均热容为C
P
干变换气热含量=1.171×29.05×190=6463.3345kJ
水蒸气带出热量=0.324×18×2768.54=16146.125kJ
热损失取为总入热的2%
(16067.68+5505.024+24921.91)×0.02 =929.89kJ
③热平衡
总入热=16067.68+5505.024+24921.91=46494.614 kJ
总出热=6463.3345+16146.125+929.89+16049.664=39588.75kJ
总入热与总出热相近，故半水煤气进第二热交换器温度为153.6℃。
4、第一热交换器物料及热量衡算
(1) 物料衡算
①进出物料：湿混合煤气成分同进变换器
②变换气：变换气同出二段变换气相同
(2) 热量衡算
湿混合煤气进口温度127.7℃，湿混合煤气出口温度153.6℃,变换气进口温度
403.1℃，
①入热
变换气带入热量
=35.84 kJ/kmol·℃。
因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，C
P
干变换气热含量=1.2292×403.1×35.84=17758.38kJ
水蒸气热含量=0.1278×18×2680=6165.07 kJ
半水煤气带入热量：
=35.84 kJ/kmol·℃
干水煤气0℃～127.7℃平均热容为C
P
干水煤气热含量=127.7×35.84=4576.768 kJ
水蒸气带入热量=0.324×18×2709.66=15802.737kJ
②出热
湿混合煤气带出热量
=35.84 KJ/kmol·℃干混合煤气0℃～153.6℃平均热容为C
P
干混合煤气热含量=35.84×153.6=5505.02 kJ
水蒸气热含量=0.324×18×2756.3=16074.742 kJ
设变换气出口温度为251℃
=35.84 kJ/kmol·℃
干变换气0℃～251℃平均热容为C
P
干变换气热含量=1.2292×35.84×251=11057.686kJ
水蒸气带出热量=0.324×18×2789.2=16266.614kJ
热损失取为总入热的2%
(17758.38+6165.07+4576.768+15802.737) ×0.02 =886.06 kJ
③热平衡
总入热=17758.38+6165.07+4576.768+15802.737 = 44303.02 kJ
总出热=5505.02+16074.742+11057.686+16266.614+886.06=49790.12 kJ 总入热与总出热相近，故半水煤气进第二热交换器温度为153.6℃。
5、水加热器物料热量衡算
⑴物料衡算
①进出塔热水量取18t/t NH3 相当于1kmol干混合煤气
18000×22.4/3140=128.41㎏=7.55kmol
②进出塔变换气流量同出变换炉二段气体
物料在器内无变化
⑵热量衡算
进出物料温度变换气进口251℃（减管道1℃）
变换气出口温度140℃
热水进口99.5℃（出热水塔100.84℃减去管道及热水泵热损失为1.34）①入热
湿变换气入热：
=35.84 kJ/kmol·℃
干变换气0℃～251℃平均热容为C
P
干变换气带入热： 1.229×35.84×251=11055.89kJ
水蒸气带入热：0.1278×18×2790.1=6418.35 kJ
热水带入热：117.209×4.187×99.5=48830.031kJ
合计66304.271kJ
②出热
湿变换气带出热
=35.84 kcal/kmol·℃
干变换气0℃～140℃平均热容为C
P
干变换气带出热：1.229×35.84×140=6166.630 kJ
水蒸气带出热：0.1278×18×2737.8=6298.04 KJ
热损失取为总入热的2% ，则66304.271×0.02=1326.085 KJ
③热水出口温度：t=(66304.271-6166.630-6298.04-1326.085)/(117.209×
4.187)=107.0℃
实际温升为7.5℃
6、饱和塔物料热量衡算
首先核算以前假设的饱和塔出口半水煤气温度是否正确。热水出水加热器温度为107.0℃，扣除管道热损失2℃，进饱和塔热水温度为105.0℃，原假设的饱和塔出气温度为100.84℃，气液温差为4.66℃，在合理范围以内，所以根据原假设的饱和塔出口气体温度进行的计算皆有效。
(1) 物料衡算
①进塔物料干半水煤气 1kmol
进塔热水量取18t/t NH3 相当于1kmol干混合煤气
18000×22.4/3140 =128.41㎏=7.55kmol
②出塔物料干半水煤气 1 kmol
半水煤气带出水汽 0.1131 kmol
热水： 7.55-0.1131=7.44 kmol
(2) 热量衡算
进出物料温度半水煤气进口35℃半水煤气出口 100.84℃
热水进口 105℃
①入热
湿半水煤气带入热
干半水煤气 0～35℃平均分子热容=35.84kJ/kmol·℃
干半水煤气带入热=35.84×35=1254.4 kJ
热水带入热=117.209×4.187×105=51529.18 kJ
②出热
湿半水煤气带出热
干半水煤气0～100.84℃平均分子热容=35.84 kJ/kmol·℃
干半水煤气带出热=35.84×100.84=3614.10kJ
水蒸汽带出热=0.1131×18×2680.36=5456.68 kJ
热水带出热=7.44×18×4.187×T
热损失取为总入热的2%
热损失=（1254.4+51529.18）×0.02=1055.67 kJ
③热平衡
3614.10+1055.67＋7.44×18×4.187×T+5456.68=1254.4+51529.18
T=76.08℃
饱和塔排水温度为76.08℃
7、热水塔物料及热量衡算
(1)已知条件
变换气入塔温度138℃（减管道损失2℃）
热水入塔温度79.0℃（减管道损失0.11℃）
热水出塔温度100.84℃
变换气流量：进塔气量同变换炉三段出气
出塔干气量不变，湿含量待计算
热水流量进入塔热水 7.55-0.1131=7.54 kmol
出塔热水量待计算
(2)物料与热量衡算
假设出塔变换气温度为60.15℃
60.15℃时饱和水蒸气压力=23.08 kg/cm2
出塔变换气中所带水汽量=
23.08
88023.08
×1.2292=0.0331kmol
在塔中冷凝的蒸汽量=0.1278-0.0331=0.0947kmol 合计出塔热水量=7.44+0.0947=7.5347kmol
①入热：变换气带入热
干变换气带入热=1.2292×35.84×138=6079.52kJ
水蒸气带入热=0.1278×18×2735.15=6291.94 kJ
合计 12371.46kJ
热水带入热=79.0×18×4.18×7.5347=47786.00 kJ
出热:变换气带出热
干变换气带出热=1.2292×35.84×60.15=2649.88 kJ
水蒸气带出热=0.0331×18×2606.53=1552.97 kJ
热水带出热= 100.84×18×4.187×7.5347=57263.02 kJ
热损失取为总入热的2%，则热损失约为1203.15 kJ
总入热：12371.46kJ+47786.00kJ=60157.46kJ
总出热：2649.88+1552.97+57263.02+1203.15=62669.02 kJ 与取定值接近。
假定的变换气出口温度60.15℃是正确的。
第二章 设备的计算
1. 低温变换炉计算
1.1 已知条件：平均操作压力0.88Mpa ；气体进口温度190℃；气体出口温度 210℃
气体流量（干） 5.05×3140=15857Nm 3/h 湿气流量 5.05×4157.36=20994.67 Nm 3/h 进低变炉催化剂气体（干）组分
组 分 CO 2 CO H 2 N 2 O 2 CH 4 合计 含量/％
12.0
27.0
41.0
18.7
0.3
1
100
低变炉出口干气中CO 含量： CO%=1.5% 1.2 催化剂用量计算
B302型低变催化剂的宏观动力学方程为：
r=1822exp 8
.023.0242
0.6100351.1--???
? ???-H CO O H co y y y y RT (1-O
ycoyH yH yco 22
2)
根据低变催化剂的选用原则，故选B302型国产低变催化剂，计算得催化剂床层空速为2000（标）/（m 3.．h ）．因动力学方程式中催化剂按体积计,计算出的催化剂床层空速是以体积为单位的“空速”.因此,催化剂理论用量：V=20994.67/2000=10.50 m 3. 催化剂备用系数为100%故催化剂实际用量为10.50×2=21m 3.。 1.3 催化剂床层直径计算
设计要求催化剂层总阻力＜50Kpa,
催化剂层阻力降采用式（4-6-16）试算 ΔP= 1.98
1.1
312.110
p fG E
L rd E
--?? B302Q 为非球形催化剂，粒度为5×4.5±0.5，取其平均值为5×4.25=21.25， 即转化为球形粒径，即φ4.6mm ，d p =4.6mm=0.0046m 设催化剂床层直径为3m, 则： E=0.378+0.308*0.0046/3=0.3785 1.3.1催化剂床层阻力 气体平均分子量M=18.97
气体在进入低变催化剂层中的重度γ
γ=18.97/22.4/(273+295)*273*8.8==3.582Kg/m3
式中：295为气体的平均温度值
气体质量流量G=15857*18.97*4/22.4/3.14/3.5/3.5=1396.48Kg/(m2.h) 1.3.2催化剂层高
L=21*4/3.14/3.5/3.5=2.18m
所以：ΔP=
1.9
8
1.13
1
2.110
p
fG E
L
rd E
-
-
??
ΔP=35.43Kpa
计算结果符合要求ΔP＜40KPa,故取催化剂直径3.5m
2、第二热交换器
2.1、已知条件
湿半水煤气成分如表所示。
湿半水煤气平均压力：0.88MPa（绝）湿半水煤气进口温度：153.6℃
湿半水煤气出口温度：217.8℃湿半水煤气平均分子量：18.97
湿半水煤气总量流量：
W煤=5.05*3140/22.4*1.324*18.97/3600=4.94kg/s
湿变换气成分如表所示
湿
变
换气平均压力：0.80MPa（绝）
湿变换气进口温度：403.1℃（减管道热损失5℃）湿变换气出口温度：266℃
湿变换气平均分子量：18.97 湿变换气总量流量：18.
化工工艺学课程设计设计题目：环氧乙烷生产工艺设计
目录 一、设计方案简介 (2) 二、工艺流程草图及说明 (6) 三、物料衡算 (8) 四、计算结果概要 (15) 五、工艺流程说明 (15) 六、工艺流程图 (21) 七、参考文献 (22) 一、设计方案简介 环氧乙烷（沸点10.5℃）是最简单也是最重要的环氧化合物，其用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还用于制备乙醇胺类、乙二醇醚类等。 1、反应过程分析：
工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯氧化法，在银催化剂上乙烯用空气或纯氧氧化。乙烯在Ag/α-Al2O3催化剂存在下直接氧化制取环氧乙烷的工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安全性不如空气氧化法好，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低，催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法由乙烯环氧化反应的动力学图示可知乙烯完全氧化生成二氧化碳和水，该反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大 十多倍。 副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反应热效应也有很大的影响。选择性下降热效应明显增加，故反应过程中选择性的控制十分重要。如选择性下降移热慢，反应温度就会迅速上升，甚至产生飞温。 2、催化剂的选择： 由于选择性在反应过程中的重要性，所以要选择选择性好的催化剂，银催化剂对乙烯环氧化反应较好的选择性，强度、热稳定性、寿命符合要求，所以用银催化剂。催化剂由活性组分银、载体和助催
化剂组成。助催化剂主要有碱金属、碱土金属、稀土金属化合物等。其作用是提高活性、增大稳定性、延长寿命。抑制剂的作用是抑制非目标产物的形成，主要有硒、碲、氯、溴等。载体的主要功能是负载、分散活性组分，提高稳定性。载体的结构（特别是孔结构）对助剂活性的发挥、选择性控制有极大的影响（乙烯氧化制环氧乙烷的特殊性要求载体比表面积低并且以大孔为主）。 3、反应压力： 加压对氧化反应的选择性无显著影响，但可提高反应器的生产能力且有利于环氧乙烷的回收，故采用加压氧化法，但压力高对设备的要求高费用增加催化剂易损坏。故采用操作压力为2Mpa左右。 4、反应温度及空速的影响： 影响转化率和选择性的主要因素是温度。温度过高，反应速度快、转化率高、选择性下降、催化剂活性衰退快、易造成飞温；温度过低，速度慢、生产能力小。所以要控制适宜温度，其与催化剂的选择性有关，一般控制的适宜温度在200-260℃。 另一个因素是空速，与温度相比次因素是次要的，但空速减小，转化率增高，选择性也要降低，而且空速不仅影响转化率和选择性，也影响催化剂得空时收率和单位时间的放热量，故必须全面衡量，现工业上采用的混合起空速一般为7000/h左右，也有更高。以氧气作氧化剂单程转化率控制在12-15%，选择性可达75-80%后更高。 5、原料纯度及配比： 原料其中的杂质可能给反应带来不利影响：使催化剂中毒而活
课程设计任务书 课程名称：制药工艺课程设计 题目： 3.6万吨/年氯苯车间分离工段工艺设计 学院：环境与化学工程系：化学工程 专业班级：制药071班 学号： 5 8 0 1 3 0 7 0 3 0 学生姓名：晏金华 起讫日期：2010-10-25—2010-12-20 指导教师：杜军职称：副教授 学院审核（签名）： 审核日期：
说明 1.课程设计任务书由指导教师填写，并经专业学科组审定，下达到学生。 2.学生根据指导教师下达的任务书独立完成课程设计。 3.本任务书在课程设计完成后，与论文一起交指导教师，作为论文评阅和课程 设计答辩的主要档案资料。 一、课程设计的主要内容和基本要求 （一）目的与要求 1.通过课程设计使学生树立正确的设计思想，培养学生理论联系实际的作 风；进一步提高学生综合利用所学的基础理论、专业知识和基本技能（包括查阅资料、运算和绘图等）的能力及分析解决专业范围内工程技术问题的能力；使学生初步掌握化工工艺设计的一般程序和方法，得到工艺设计方面的基本训练. 2.在课程设计期间，要求学生遵守设计纪律和考勤制度。 3.善于学习，勤于思考，充分发挥主观能动性，以严格的作风和认真负责的 态度，在老师的指导下，根据设计任务书，在规定的时间内独立地完成设计任务；学生所完成的设计，应体现设计方案正确、工艺技术可行、经济合理，并参考文献资料，结合生产实际，尽可能吸收最新科技成果，采用先进工艺技术，争取使设计具有一定的先进性和创新性。 （二）课程设计内容—1万吨/年氯苯车间反应工段工艺设计 1.设计说明书内容 (1)总论 ①设计依据；南昌市东北郊xx厂，厂内现有氯碱车间，可提供Cl ；且具备 2完善的公用工程系统。即可供最低-15℃冷冻盐水，20℃(平均)工业上水及 0.6MPa的蒸汽。 ②氯苯在国民经济中的地位和作用（用途），国内外氯苯生产发展概况； ③氯苯生产方法简述及论证； ④生产流程的选择及论证： (2)产品规格，主、辅原料规格及来源情况 (3)生产工艺流程说明 按生产工艺流程说明物料经过工艺设备的顺序及生成物的去向，物料输送及贮备方式，同时说明主要操作条件，如温度、压力、流量、配料比等。 (4)物料衡算 ①根据生产规模及其特点确定年生产时间(h)、单位时间产量及计算基准； ②物料衡算：选定计算方法，对车间所有有变化的过程及设备（或系统），按一定顺序和计算步骤，逐个进行物料衡算，确定每股进、出料的组分、流量及百分比含量。要求及时整理计算结果，对每个过程设备列物料平衡表。 (5)列表: ①工艺条件一览表； ②生产控制一览表； 2. 图纸内容及张数：反应工段工艺流程图，1张
《化工工艺学》 一、填空题 1. 空间速度的大小影响甲醇合成反应的选择性和转化率。 2. 由一氧化碳和氢气等气体组成的混合物称为合成气。 3. 芳烃系列化工产品的生产就是以苯、甲苯和 二甲苯为主要原料生产它们的衍生物。 4. 石油烃热裂解的操作条件宜采用高温、短停留时间、低烃分压。 5. 脱除酸性气体的方法有碱洗法和乙醇胺水溶液吸附法。 6. 天然气转化催化剂，其原始活性组分是，需经还原生成才具有活性。 7. 按照对目的产品的不同要求，工业催化重整装置分为生产芳烃为主的化工型，以生产高辛烷值汽油为主的燃料型和包括副产氢气的利用与化工燃料两种产品兼顾的综合型三种。 8. 高含量的烷烃，低含量的烯烃和芳烃是理想的裂解原料。 9. 氨合成工艺包括原料气制备、原料气净化、原料气压缩和合成。
10.原油的常减压蒸馏过程只是物理过程，并不发生化学变化，所以得到的轻质燃料无论是数量和质量都不能满足要求。 11. 变换工段原则流程构成应包括：加入蒸汽和热量回收系统。 12. 传统蒸汽转化法制得的粗原料气应满足：残余甲烷含量小于0.5% 、（H2）2在 2.8~3.1 。 13. 以空气为气化剂与碳反应生成的气体称为空气煤气。 14. 低温甲醇洗涤法脱碳过程中，甲醇富液的再生有闪蒸再生、_ 汽提再生 _、_热再生_三种。 15．石油烃热裂解的操作条件宜采用高温、短停留时间和低烃分压。 16. 有机化工原料来源主要有天然气、石油、煤、农副产品。 18. 乙烯直接氧化过程的主副反应都是强烈的放热反应，且副反应（深度氧化） 防热量是主反应的十几倍。 19. 第二换热网络是指以_ _为介质将变换、精炼和氨合成三个工序联系起来，以更合理充分利用变换和氨合成反应热，达到节能降耗的目的。 20. 天然气转化制气，一段转化炉中猪尾管的作用是
河北科技大学 毕业设计（论文）工作条例 第一章总则 第一条毕业设计（论文）教学过程是实现本科培养目标要求的重要阶段。其基本任务是培养学生综合运用所学的基础理论、基本知识和基本技能分析、解决工程或科研实际问题的能力。其目的是提高学生的综合素质，培养学生的创新精神和实践能力。 第二章选题 第二条正确、恰当的选题是搞好毕业设计（论文）的前提，其直接影响毕业设计（论文）的质量。毕业设计（论文）课题的选择应该满足以下基本要求：1．课题要符合本专业的培养目标和教学基本要求，能使学生综合运用所学知识和技能进行工程技术工作的较全面的训练，提高分析问题和解决问题的能力。 2．课题应力争生产结合、科研和实验室建设实际且具有先进性，也可选择少数对学生综合训练有利的假拟题目。毕业设计(论文)的内容应属于学生所学专业或相关专业的范围，工程技术类专业必须侧重于工程设计、工程技术专题或实验研究、设备调试等课题；理科类专业应侧重理论研究和应用课题，文科、经管、外语类专业选题必须符合社会需要，具有一定科学价值和可行性，可以是理论研究、论文综述、应用软件设计、专题探讨或调查报告等，指导教师应具有较高的水平，在省（部）级以上刊物上发表过相关论文。
3．课题的选择要贯彻因材施教的原则，使学生的创造性得以充分发挥，同时要结合教师的情况，兼顾需要和可能。原则上每个学生一个课题，大型课题可分组进行。对于多个学生承担的课题，每个学生都要各有侧重，有独立完成的部分，能反映出各自的水平。 4．课题应力求有益于学生综合运用多学科的理论知识与技能，有利于培养学生的独立工作能力和创新精神。选题的难度和工作量应适合学生的知识、能力、相应的实验条件，以及毕业设计（论文）所规定的时间，使之在教学计划规定的时间内，学生在指导教师指导下能够保质、保量、按时完成。 5．毕业设计(论文)课题由指导教师申报，经系主任审定后，向全体学生公布和介绍。课题的确定按照“双向选择”的原则进行，学生填报选题志愿，经指导教师同意，并填写毕业设计（论文）选题、审题表，系毕业设计管理小组审核、系主任签字后，报学院毕业设计（论文）管理委员会批准后确定。 第三章指导教师 第三条指导教师应由校内外学术水平较高且有较丰富实践经验的教师或工程技术人员担任，一般应具有讲师或工程师以上职称。初级职称的人员一般不单独指导毕业设计（论文），但可有计划地安排他们协助指导教师工作，确有能力单独指导毕业设计（论文）者，经院毕业设计（论文）管理委员会审批后可单独指导。 第四条为确保指导力量，每名指导教师所带毕业设计（论文）的学生人数一般不宜太多，原则上不超过10人。 第五条指导教师要重视和加强学生创新意识和创造性思维能力的培养，重视学生独立分析、解决实际问题能力和工程素质的培养。应着重于启发引导，充分发挥学生的主动性和积极性，既不能包办代替，也不能放任自流。
化工工艺与化工设计概论 课程设计 题目年产四万吨合成氨变换工段工艺初步设计系别化学与制药工程学院 专业化学工程与工艺 姓名曹泽众
学号100101401 指导教师刘洪杰孙立明赵瑞红 目录 1.前言 (2) 2.工艺原理 (2) 3.工艺条件 (2) 4.设计规模及设计方案的确定 (3) 5.工艺流程简述 (4) 6.主要设备的选择说明 (4) 7.对本设计的综述 (4) 第一章变换工段物料及热量衡算 (6) 第一节变换炉物料及热量衡算 (6) 第二节主要设备的物料与热量衡算 (15) 第二章设备的计算 (17) 主要设备一览表................................................‥ (25)
前言 氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO可使氨合成触媒中毒，必须进行净化处理，所以， 变换工段的任务就是，使co转化为易于清除的CO 2和氨合成所需要的H 2 。因此，CO变换既是原 料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。 变换工段是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。 工艺原理： 一氧化碳变换反应式为： CO+H 2O=CO 2 +H 2 +Q (1-1) CO+H 2 = C+H 2 O (1-2) 其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式： H 2+O 2 =H 2 O+Q 工艺流程的选择 合成氨变换工艺发展至今，工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺的流程及设备结构有所不同。 合理选择变换工艺应考虑一下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量，半水煤气中硫化氢的质量；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有管理水平和操作水平。 本设计采用全低变流程。 变换炉的段间降温方式有：半水煤气冷机降温、水冷激降温和蒸汽冷激降温。由于水的蒸发潜热大，少量的水就能达到降温的目的，用它降温既方便又灵敏，另外，由于水冷激降温是将气体的显热转变为蒸汽的潜热，降温后系统内总的热负荷并没有增加多少，相应的系统阻力也变化较小。所以，本次设计变换炉段间降温方式采用水冷激降温。 工艺流程简述 下边
《化工工艺学》课程设计任务书 一、课程设计的目的 通过课程设计，旨在使学生了解化工工艺基本原理、重要工艺过程、设备的构造及工程设计基本内容，初步掌握化工工艺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、收集和查阅文献资料的能力、分析和解决工程实际问题的能力、独立工作和创新能力。课程设计的任务是：学生能综合运用所学理论知识和所掌握的各种技能，通过独立思考和锐意创新，在规定的时间内完成指定的化工工艺的设计任务，并通过设计说明书及设计图形式正确表述。 二、设计任务及要求 1、设计题目 4.2/7.2/ 9.2万吨/年环氧烷生产工艺设计 2、设计条件 用N2作为惰性致稳气时的原料气组成 反应器的单程转化率： 12.3% 选择性：73.8% 环氧乙烷的吸收率：99.5% O2中夹带Ar 0.00856 mol/mol，循环排放气中含Ar为12.85%（10～15%，可自行调配），产品环氧乙烷中含Ar 0.00631 mol/mol。 年生产7440小时。 3、设计任务 1）设计方案简介：对给定或选定的工艺流程进行简要的论述。 2）主要设备的工艺设计计算：包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计。对反应器和环氧乙烷精馏塔做详细设计计算(包括工艺参数和设备参数)。3）典型辅助设备的选型和计算：包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。 4）工艺流程简图：以单线图的形式绘制，标出主要设备和辅助设备的物流量、能流量和主要化工参数测量点。 5）主要设备工艺条件图：包括设备的主要工艺尺寸。 6）编写设计说明书：包括设计任务书、目录、设计方案简介与评述、工艺设计及计算、主要设备设计、设计结果汇总表、参考资料等内容，并附带控制点的工艺流程图。 三、设计时间进程表 时间：2周（11-12周），时间分配大致如下：
《化工原理》课程设计 水吸收氨气填料吸收塔设计 学院河南城建学院 专业化学工程与工艺 指导教师王要令 班级 1014112 姓名喻宏兴 学号 101411252 2013年 12月24日
附：设计任务书 (1) 设计题目 年处理量为吨氨气吸收塔设计 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2600m3/h，其中含空气为94%，氨气为6%（体积分数，下同）。要求塔顶排放气体中含氨低于0.02%，采用清水进行吸收，吸收塔的用量为最小用量的 1.5 倍【20℃氨在水中的溶解度系数为H=0.725kmol/(m3·kPa)】 (2) 工艺操作条件 ①操作平均压力：常压； ②操作温度：t=20℃； ③每年生产时间：7200h； ④填料类型选用：聚丙烯阶梯环填料； 规格：DN50 （3）设计任务 1.填料吸收塔的物料衡算； 2.填料吸收塔的工艺尺寸设计与计算； 3.填料吸收塔有关附属设备的设计和选型； 4.绘制吸收系统的工艺流程图； 5.编写设计说明书； 6.对设计过程的评述和有关问题的讨论。
目录 0. 前言 (5) 1. 设计方案简述 (5) 1.1 设计任务的意义 (5) 1.2 设计结果 (5) 2. 工艺流程简图及说明 (7) 3. 工艺计算及主体设备设计 (8) 3.1 液相物性数据 (8) 3.2 气相物性数据 (8) 3.3 物料计算 (8) 3.4 平衡曲线方程及吸收剂用量的选择 (9) 3.5 塔径的计算 (10) 3.6 填料层高度的计算 (11) 3.7 填料层压降计算 (14) 4. 附属设备计算及选型 (15) 4.1 液体分布器简要设计 (15) 4.2 填料支承装置 (15) 4.3 填料压紧装置 (15) 4.4 液体再分布装置 (16) 4.5 塔顶除沫装置 (16) 4.6 塔附属高度及塔总高的计算 (16)
化学工艺学 第一章绪论 1、化学工业：运用化学工艺、化学工程及设备，通过各种化工单元操作，高效、节能、经济、环保和安全地将原料生产成化工产品的特定生产部门。 2、化学工艺即化工生产技术，是指将各种原料主要经过化学反应转变为产品的方法和过程，包括实现这种转变的全部化学的和物理的措施。 3、化学工艺学是根据化学、物理和其他科学的成就，研究综合利用各种原料生产化学产品的方法原理、操作条件、流程和设备，以创立技术先进、经济上合理、生产上安全的化工生产工艺的学科。 4、21世纪，化学工业的发展趋势？ 答：（1）产品结构精细化和功能化；（2）生产装置微型化和柔性化；（3）生产过程绿色化和高科技化；（4）市场经营国际化、信息化。 5、绿色化工就是用先进的化工技术和方法减少或消除对人类健康、社区安全、生态环境有害的各种物质的一种技术手段。 6、化学工业的基础原料指可以用来加工生产化工基本原料或产品的在自然界天然存在的资源。 7、化工产品一般是指由原料经化学反应、化工单元操作等加工方法生产出来的新物料（品）。 8.煤化工：以煤为原料，经过化学加工转化为气体、液体和固体燃料及化学品的工业。 9.煤的干馏：是指在隔绝空气条件下将煤加热，使其分解生成焦炭、煤焦油、粗苯和焦炉气的过程。 10．一次加工方法主要包括一次加工和二次加工，一次加工方法主要包括常压蒸馏和减压蒸馏。 11.蒸馏是一种利用液体混合物中各组分挥发度的差别（沸点不同）进行分离的方法，是一种没有化学反应的传质、传热物理过程，主要设备是蒸馏塔。 12.常用的二次加工方法主要有催化重整、催化裂化、催化加氢裂化和烃类热裂解四种。 13.催化重整：是在铂催化剂作用下加热汽油馏分(石脑油)，使其中的烃类分子
河北科技大学成人高等教育 毕业论文 学生姓名：张金鑫学号： 13151111 院站：河北科技大学张家口函授站 学习形式：成人函授层次：高起专 专业：热能动力设备 题目：锅炉的二次********** 指导教师：徐峰 评阅教师：徐峰 2017年 3月10 日
河北科技大学成人高等教育学生毕业设计(论文)成绩评定表
毕业论文中文摘要
毕业论文 第 1 页共 9 页 目录 1 引言 (2) 2 宣化热电机组概况 (3) 2.1锅炉概况 (3) 2.2汽轮机概况 (3) 3 真空泵原理、技术要求及规范 (4) 3.1性能要求 (4) 3.2规范.............................................................................................. 错误！未定义书签。 3.3水环式真空的结构及工作原理.................................................. 错误！未定义书签。 4 技术分析 (5) 4.1刚投运时的运行情况 (5) 4.2投运一年后的运行情况 (5) 4.3汽蚀原因分析.............................................................................. 错误！未定义书签。 4.4影响后果...................................................................................... 错误！未定义书签。 5 改进措施 (6) 5.1大气喷射泵的应用及原理 (6) 5.2改造后效果 (6) 结论 (7) 致谢 (8) 参考文献 (9)
《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%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于%。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； 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；
化工工艺学期末考试总结 1. 二氧化硫接触氧化制三氧化硫。 （1）化学反应：SO2 + 1/2O2 SO3 （2）催化剂：活性组分：V2O5。载体：硅胶、硅藻土及其混合物。助催化剂：K2O、K2SO4、TiO2、MoO3等。（3）反应压力：常压。（4）反应温度：400~600℃ 2. 氧气氧化法乙烯环氧化制环氧乙烷。 （1）化学反应：C2H4 + 1/2O2 C2H4O （2）催化剂：活性组分：Ag。载体：碳化硅，α—Al2O3和含有少量SiO2的 α—Al2O3，助催化剂：碳酸钾、碳酸钡和稀土元素化合物。 （3）反应压力：1.0~3.0 MPa。（4）反应温度：204~270℃ 3. 氢氮气合成氨 （1）化学反应：N2 + 3H2 2NH3 （2）催化剂：α—Fe-Al2O3-MgO-K2O-CaO-SiO2 （1）反应压力：15MPa。（4）反应温度：390~520℃。 4.丙烯氨氧化制丙烯腈。 （1）化学反应：CH2=CHCH3 + NH3 + 3/2O2 CH2=CHCN + 3H2O （2）催化剂：①钼酸铋系：P-Mo-Bi-Fe-Co-Ni-K-O/Si2O；②锑系：Sb-Fe-O。 （3）反应压力：常压。（4）反应温度：最佳温度：440℃。 5.乙苯脱氢制苯乙烯 （1）化学反应：C2H5 CH=CH2 + H2 （2）催化剂：Fe2O3-Cr2O3-K2O （3）反应压力：常压。 （4）反应温度：600~630℃ 6..写出合成气制甲醇的主反应及主要副反应方程式。 答：主反应：CO +2H2CH3OH 当有二氧化碳存在时，二氧化碳按下列反应生成甲醇： CO2 + H2 CO + H2O CO + 2H2CH3OH 两步反应的总反应式为：CO2 + 3H2CH3OH+ H2O 副反应：（1）平行副反应 CO + 3H2CH4 + H2O 2CO + 2H2CO2 + CH4 4CO + 8H2C4H9OH+3 H2O 2CO + 4H2CH3OCH3+ H2O 当有金属铁、钴、镍等存在时，还可以发生生碳反应。 （2）连串副反应 2CH3OH CH3OCH3 + H2O CH3OH + nCO +2nH2CnH2n+1CH2OH + nH2O CH3OH + nCO +2（n－1）H2CnH2n+1COOH + （n－1）H2O 1. 什么叫烃类热裂解过程的一次反应和二次反应？ 答：一次反应：由原料烃类热裂解生成乙烯和丙烯等低级烯烃的反应 二次反应：主要指由一次反应生成的低级烯烃进一步反应生成多种产物，直至最后生成焦或炭的反应。 2. 什么叫烃类的热裂解? 答：烃类热裂解法是将石油系烃类原料（天然气、炼厂气、轻油、柴油、重油等）经高温作用，使烃类分子发生碳链断裂或脱氢反应，生成分子量较小的烯烃、烷烃和其他分子量不同
《化工单元操作》 课程整体教学设计（2014～ 2015学年第二学期） 课程名称：化工单元操作 所属系部：化工学院 制定人：宋丽萍 合作人：吴晓滨 制定时间： 2015年1月20日 包头轻工职业技术学院
课程整体教学设计 一、课程基本信息 课程名称：化工单元操作 课程代码：181103 学分：20 学时：360 授课时间：第二学期授课对象：三年制专科 课程类型：应用化工技术专业职业能力必修课。 先修课程:化工机械基础后续课程:现代煤化工生产技术 二、课程定位 《化工单元操作》课程面向的岗位有：管路安装、泵及其他动设备操作、流量控制、压力控制、温度控制、DCS控制操作、设备保全等。《化工单元操作》安排在《化工机械基础》之后，《现代煤化工生产技术》之前的一门专业基础课，时间安排在第三学期。其主要内容是以化工生产中的物理加工过程为背景，依据操作原理的共性，分成为若干单元操作过程，通过项目训练，掌握各单元典型设备的操作技能及设备选用原则和技能，学习各单元操作的基本原理、基本计算。中职定位：单元设备简单操作 本科定位：单元设备工作原理及生产能力设计 培训地位：单元设备工作原理简介 三、课程目标设计 总体目标： 本课程是应用化工技术专业专业核心类课程，专业课程体系符合高技能人才培养目标和
专业相关技术领域职业岗位（群）的任职要求，本课程对学生职业能力培养和职业素养养成起主要支撑或明显促进作用，与高等数学、无机化学、有机化学、化工图纸识用与绘制、物理化学等前续课程密切衔接，为后续课程《化工设计概论》、《化工工艺学》、《化工顶岗实习》、《毕业设计》等打下坚实的基础。同时注重培养学生的方法能力、社会能力，最终形成化工生产的职业综合能力。 能力目标： 1、能运用流体力学知识，根据输送流体的性质，正确选用管道及安装。根据输送机械设备操作规范，操作常见泵的开启与调节。根据输送机械设备操作规范，操作常见泵的开启与调节。 2、能运热量传递知识，根据传热设备的操作要求，操作和维护传热设备。 3、能运用蒸发原理知识，根据蒸发设备的操作要求，操作和维护蒸发设备。 4、能运用蒸馏原理知识，根据蒸馏设备的操作要求，操作和维护蒸馏设备。 知识目标：（知道...;了解…；理解…；掌握…。） 1、知道流体力学，了解其基本内容，理解流体动力学的基本概念，掌握机理及基本计 算方法； 2、知道非均相物系分离的基本原理，重力沉降和过滤的基本概念及相关计算；掌握 3、知道传热单元，了解传热过程，理解传热原理，掌握热量传递过程中的传热单元操 作的基本概念及传热基本方程； 4、知道吸收，了解吸收过程，理解吸收原理，掌握气体吸收的基本原理及其相关计算； 5、掌握两组分溶液精馏的原理和流程，精馏塔的操作及设计计算方法； 6、掌握干燥过程的基本概念，熟悉湿空气的性质及湿度图的应用，干燥过程的相关计 算。 素质目标：（职业道德、职业素质、职业规范在本课中的具体表现） 1、进入工作环境，必须穿着工作服、安全帽、工作鞋等。 2、不能随意触动设备。 3、操作设备要严格按照操作规程进行操作。 4、保持工作环境的卫生。 5、保持节俭节约。 四、课程内容设计：（包括顶岗实习、项目实施等，项目小于内容）
河北科技大学继续教育学院 毕业设计(论文)工作条例 第一章总则 第一条毕业设计(论文)教学过程是实现成人高等教育培养目标要求的重要阶段。其基本任务是培养学生综合运用所学的基础理论、基本知识和基本技能分析、解决实际问题的能力。其目的是提高学生的综合素质，培养学生的创造精神和实践能力。 第二章选题 第二条正确、恰当选题是搞好毕业设计(论文)的前提，其直接影响毕业设计(论文)的质量。 毕业设计(论文)课题的选择应该符合如下要求： 1、课题要符合本专业的培养目标和教学基本要求，能使学生综合运用所学知识和技能进行较全面的训练，提高分析问题和解决问题的能力。 2、课题要结合生产、生活、工作实际，并且具有先进性，也可选择少数对学生综合训练有利的假拟题目。鼓励业余、函授学生结合本职或本单位工作实际拟定毕业设计（论文）课题，毕业设计(论文)的内容应属于学生所学专业或相关专业的范围，不能脱离所学知识。 3、课题的选择要贯彻因材施教的原则，使学生的创造性得以充分发挥。原则上每生一个课题，也可多个学生共同承担一个大课题，但每个学生都要有所侧重，有独立完成的部分，能反映出各自的水平。 4、课题应力求有益学生综合运用多学科的理论知识与技能，有利于培养学生的独立工作能力和创造精神。选题的难度和工作量应适合学生的知识、能力、相应的实验条件，以及毕业设计(论文)所规定的时间，使之在教学计划规定的时间内，学生在指导教师指导下能够保质、保量、按时完成。 5、课题的确定按“双向选择”的原则进行，学生填报选题志愿，最后由指导教师确定学生的毕业设计(论文)课题。学生自拟课题，要经指导教师审定，符合要求后方可确定为毕业设计(论文)课题。
目录 一、设计任务书………………………………………………… 二、前言………………………………………………………… 三、确定设计方案……………………………………………… 四、概述……………………………………………………… 五、主要符号说明…………………………………………… 六、设计计算………………………………………………… 七、参考文献………………………………………………… 八、设计自评………………………………………………… 九、附图………………………………………………………
一、设计任务书 一、题目: 某常减压蒸溜装置31.82万吨/年原油预热系统工艺设计 二、任务给定条件: 某炼油厂用柴油将原油预热。定性温度下柴油和原油的有关参数如下表。要求两侧流体的压降都不超过50KPa，试选用适当的列管式换热器（一台或多台）。 物料温度℃质量流量平均比热容平均密度导热系数粘度 入口出口Kg/h kJ/(kg.K) kg/m3W/(m.K) ×103Pa.s 30000 2.48 715 0.13 0.64 柴油175 T 2 原油70 110 40000 2.20 815 0.128 3.0 1、柴油质量流量30吨/小时，原油40吨/小时【以学号25号为基准，1-24(30/40－学号×0.1吨/小时）。26-50号（30/40＋学号×0.1吨/小时）。 2、换热设备可选择浮头式或U型管式换热器；换热器内外两侧的污垢热阻均可取 1.72×10-4m 2.℃/W；忽略管壁热阻。 3、节约成本核算参考：若采用4.855千克（力）/厘米2饱和水蒸气预热原油，饱 和水蒸气放热后出口为80℃水，水蒸气180元/吨，计算每年节省的费用。 三、设计说明书主要内容要求: 包括封面、目录、设计任务书、参考文献、符号说明和设计自评，其中正文包括下述内容： a)前言（说明设计题目——31.82万吨/年，设计进程及自认达到的目的） b)换热系统工艺流程设计和计算 冷却水用量，换热器进出口温度等热量衡算，包括根据换热流体的特性和操作参数决定流体走向（哪个走管程、哪个走壳程）；计算平均温差。 c)根据换热器工艺设计及计算的结果，对换热器选型 i.换热器管程、折流挡板间距、管子排列方式 ii.换热器接管尺寸确定 iii.管、壳层压降校验 iv.年节约成本核算参考：以饱和水蒸气的年消耗量计算 v.设计结果汇总与评价 四、附图(手绘3号图，1张) 1.换热器结构图 2.管板（包括管子排列方式）剖面图 3.管板与壳体连接局部放大图 4.列管与管板连接局部放大图
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
第1章绪论 1.1 课题背景及研究意义 中国农业的发展必须走现代化农业这条道路，随着国民经济的迅速增长，农业的研究和应用技术越来越受到重视，特别是温室大棚已经成为高效农业的一个重要组成部分。现代化农业生产中的重要一环就是对农业生产环境的一些重要参数进行检测和控制。例如：空气的温度、湿度、二氧化碳含量、土壤的含水量等。在农业种植问题中，温室环境与生物的生长、发育、能量交换密切相关，进行环境测控是实现温室生产管理自动化、科学化的基本保证，通过对监测数据的分析，结合作物生长发育规律，控制环境条件，使作物达到优质、高产、高效的栽培目的。以蔬菜大棚为代表的现代农业设施在现代化农业生产中发挥着巨大的作用。大棚内的温度、湿度与二氧化碳含量等参数，直接关系到蔬菜和水果的生长。国外的温室设施己经发展到比较完备的程度，并形成了一定的标准，但是价格非常昂贵，缺乏与我国气候特点相适应的测控软件。而当今大多数对大棚温度、湿度、二氧化碳含量的检测与控制都采用人工管理，这样不可避免的有测控精度低、劳动强度大及由于测控不及时等弊端，容易造成不可弥补的损失，结果不但大大增加了成本，浪费了人力资源，而且很难达到预期的效果。因此，为了实现高效农业生产的科学化并提高农业研究的准确性，推动我国农业的发展，必须大力发展农业设施与相应的农业工程，科学合理地调节大棚内温度、湿度以及二氧化碳的含量，使大棚内形成有利于蔬菜、水果生长的环境，是大棚蔬菜和水果早熟、优质高效益的重要环节。目前，随着蔬菜大棚的迅速增多，人们对其性能要求也越来越高，特别是为了提高生产效率，对大棚的自动化程度要求也越来越高。由于单片机及各种电子器件性价比的迅速提高，使得这种要求变为可能。当前农业温室大棚大多是中小规模，要在大棚内引人自动化控制系统，改变全部人工管理的方式，就要考虑系统的成本，因此，针对这种状况，结合郊区农户的需要，设计了一套低成本的温湿度自动控制系统。该系统采用传感器技术和单片机相结合，由上位机和下位机构成，采用RS232接口进行通讯，实现温室大棚自动化控制。 中国农业的发展必须走现代化农业这条道路，随着国民经济的迅速增长，农业的
课程设计 专业名称 班级 学生姓名 学号 课题名称化工工艺学课程设计指导教师
目录 1 课程设计任务书 2 概述 (6) 2.1乙醇的性质及质量标准 (6) 2.1.1物理性质 (6) 2.1.2化学性质 (6) 2.1.3生化性 (6) 2.1.4质量标准 (6) 2.2乙醇生产的意义及发展史 (7) 2.2.1乙醇生产的意义 (7) 2.2.2乙醇生产的发展 (7) 2.3乙醇的应用领域 (8) 2.4主要生产工艺 (8) 2.5 乙醇发酵常用的微生物 (10) 3 乙醇发酵工艺 3.1 乙醇发酵分类 (10) 3.2 操作要点 (12) 3.3 结果 (12) 4 参考文献 5 感谢
1 “精细化工工艺学”课程设计任务书 1.1课程设计的目的： 精细化工是化学或化工专业的一门专业课，是继无机化学、有机化学、化工原理等专业基础课之后，把基础知识用于具体化工生产的一个专业体现。而精细化工课程设计是继前面专业课之后的一个总结性教学环节，是化工类人才培养中进行的一次实践，它犹如学生搞毕业设计那样的一次“预演习”，无疑对学生毕业前进行毕业设计将有很大的帮助，而对于一些毕业前只搞毕业论文不搞毕业设计的学生，是使他们得到工程师训练的不可缺少的一环。 1.2课程设计的要求： 以表面活性剂、涂料、香料、化妆品、抗静电剂、热稳定剂、纳米材料以及新型功能材料等精细化工研究领域为基本方向，相应的组别选择相应的方向中具体的精细化学品作为设计目标，进行合成设计。 设计题目举例：
1.3 设计内容 课程设计的基本要求就是要对所选择的设计目标做出文献综述及实验方案的设计，具体要求为： 1、查阅至少四篇相关文献，写出文献综述，并设计相应的设计方案； 2、设计方案要求画出具体的设计工艺及参数，要求工艺及方案合理可行； 3、课程设计期间遵守有关规章制度； 1.4 设计数据基础 可查相关教材或工具手册 1.5 工作计划 1、领取设计任务书，查阅相关资料（3天）； 2、确定设计方案，进行相关的工艺设计（5天）； 3、校核验算，获取最终的设计结果（2天）； 4、编写课程设计说明书（论文），绘制工艺流程图（3天）。 1.6设计成果要求 1、通过查阅资料、设计计算等最终提供课程设计说明书（论文）电子稿及
设计题目：环氧乙烷的制取
目录 一、设计任务书 2 二、设计方案简介 3 三、工艺流程草图及说明 6 四、物料衡算9 五、计算结果一览表16 六、工艺流程说明17 七、附图20 八、参考文献22
设计任务书 一、基本数据 用 N2 作为惰性致稳气时的原料气组成 反应器的单程转化率：12. 3% 选择性：73.8% 环氧乙烷的吸收率：99.5% O2中夹带的0.00856mol，循环排放气中含Ar为12.85%，产品环氧乙烷中含 Ar0. 00631mol 。 二、课程设计内容及要求 （一）内容1、对环氧乙烷反应系统的物料衡算； 2、绘制环氧乙烷反应系统的工艺流程图（一张）； 3、绘制二氧化碳脱除系统的工艺流程图（一张）； 4、编制课程设计说明书（一份）。 （二）具体要求1、环氧乙烷反应系统的物料衡算方法参考《基本有机化工工艺学》 （吴指南主编）一书。2、绘制的带控制点的工艺流程图必须符合化工制图的规范，并且字 体必须工整。3、编制的课程设计说明书应对计算过程与工艺流程的选择以及控点 的确定进行详细的说明和解释。
设计方案简介 环氧乙烷（简称EO）是最简单也是最重要的环氧化合物， 在常温下为气体，沸点10. 5℃。可以与水、醇、醚及大多数有机溶剂 以任意比混合。有毒，易自聚，尤其当有铁，酸，碱，醛等杂质或高 温下更是如此，自聚时放出大量热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙 烷的贮槽必须清洁，并保持在0℃以下。 环氧乙烷是以乙烯为原料产品中的第三大品种，仅次于聚乙烯和苯乙烯。它的用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还用于制备乙醇胺类、乙二醇醚类等。一、反应过程分析：工业上生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行，第一步将乙烯和氯通入水中反应生成2- 氯乙醇，2- 氯乙醇水溶液浓度控制在6%- 7%（质量）; 第二步使2- 氯乙醇与Ca ( O H)2反应，生成环氧乙烷。该法的优点是对乙烯的浓度要求不高，反应条件较缓和，其主要缺点是要消耗大量氯气和石灰，反应介质有强腐蚀性，且有大量含氯化钙 的污水要排放。因此开发了乙烯直接氧化法，取代氯醇法。 工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在银催化剂上乙 烯用空气或纯氧氧化。乙烯在Ag/α-Al2O3催化剂存在下直接氧化制取环 氧乙烷的工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安 全性不如空气氧化法好，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低， 催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法。主要反应方 程式如下： 主反应 副反应由乙烯环氧化反应的动力学可知，乙烯完全氧化生成二氧 化碳和 水，该反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大十多倍。故副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反映热效 应也有很大的影响。选择性下降，热效应就明显增加，如选择性下降 移热慢，反应温度就会迅速上升，甚至产生飞温。所以反应过程中选 择性的控制十分重要。