① 求助：化工原理課程設計，二氧化硫吸收塔的，多功能計算器。
見過SB，沒有見過你這樣。
如果有這種計算器還用你做設計嗎？你這相當於在找一個機器，這邊送紙，那邊出錢……
怎麼可能？樓上的都是騙子吧？
不好意思爆粗口了。
有時間好好看看化工原理吧，按照上面的步驟一步一步算就有結果。
② 對處理難溶氣體的吸收實驗裝置
由收集裝置可知，當該氣體的密度比空氣小時，可以把集氣瓶中的空氣順利排出；吸收裝置中，導管連接了一個漏斗，目的是為了防止倒吸，說明該氣體易溶於水．
故選C．
③ 化工原理課程設計水吸收二氧化碳填料塔模板
填料塔的結構
http://www.hebust.e.cn/jpk/hgyl/wlkc/10/fenbu.gif
典型填料塔的結構如圖所示，主要部件有塔體、填料及支承、流體分布器及再分布器、除沫器等。操作時，液體自塔上部進入，並通過液體分布氣均勻噴灑於塔截面上，並在填料表面呈膜狀流下；氣體自塔下部進入，通過填料層中的空隙由塔頂排出。氣液兩相在液膜表面進行傳質。
2、填料特性的評價
填料不僅提供了氣液兩相的接觸表面，而且促使氣液兩相分散，液膜不斷更新。填料性能可以由以下三方面予以評價。
⑴ 比表面積a：填料應提供盡可能多的表面積，以單位填充體積所具有的填料表面來表示填料的這一特性，稱為比表面積a，單位為m2/m3。
⑵ 空隙率ε：單位體積填料所具有的空隙體積，稱為空隙率。氣體是在填料間的空隙內流動的，為減少氣體的流動阻力，提高填料塔的允許氣速，填料層應有盡可能大的空隙率。
⑶ 填料的幾何形狀：比表面積、空隙率大致相同而形狀不同的兩種填料，在流體力學和傳質性能上可有顯著的差別，但目前對填料的幾何形狀還沒有定量的表達。
3、幾種常用填料
常用填料有散裝填料和規整填料，材質有實體材料和網體材料。
10.2.2氣液兩相在填料層內的流動
1、液體
理想的流動狀態是自上而下，沿填料表面成膜狀流動，液膜從一個填料到另一個填料不斷更新。要求液體在填料表面鋪展成膜、液體在塔內的分布要均勻、液膜厚度要合適。
液體在亂堆填料中有一定的自分布能力。因此，對於小塔，可利用自分布能力，預分布要求校低；對於大塔，很難利用填料的自分布能力達到全塔截面的分布均勻，對初始分布要求校高；另外，填料層內可能出現溝流現象或壁流現象，需對液體進行再分布。
液體在塔內的液膜厚度與持液量有關，持液量是單位填充體積所具有的液體量。噴淋量大，持液量也大，液膜厚度增加；在正常操作的氣速范圍內，氣速的增加，對液膜厚度的影響不大。
2、氣體
氣體在填料塔內在壓強差的推動下自下而上穿過填料空隙上升，並與液膜接觸進行傳質。氣體通過填料層的壓降與氣速及液體流量等因素有關。
當液體量為零時，干填料的壓降Δp隨氣速u的增大而增大。
當有液體噴淋時，液體量一定，氣速u增大，壓降Δp增大，相同氣速下壓降Δp較干填料的壓降高。在氣速u較小時，氣速u增大，液膜厚度變化不大。當氣速u增大到某一值時，液膜厚度開始增大，持液量也增大，出現攔液現象，此時，填料層壓降與空塔速度關系曲線的斜率增大，此點稱為載點。自載點以後，氣速u繼續增大到某一值時，持液量大增，液體積累出現液泛現象，此氣速值稱為液泛氣速。
液體量增大，泛點氣速下降，在相同氣速下，液體量大，壓降也大。
3、液泛：
液泛是填料塔的非正常操作。發生液泛時，液體不能順利流下，氣液傳質不能正常進行。在泛點之前，氣體為連續相，液體為分散相；泛點之後，氣體為分散相，液體為連續相。泛點又稱為轉相點，此時，壓降Δp劇增，液體返混和氣體液沫夾帶的現象嚴重，傳質效果極差。
設計時，操作氣速=50%～80%的泛點氣速。泛點氣速可根據泛點關聯圖估計。
4、填料塔的操作范圍
當液體量一定時，若氣體量很小，傳質過程主要靠擴散進行，傳質效果不好；氣體量很大，將會導致液泛發生。
當氣體量一定時，若液體量很小，會有部分填料得不到潤濕，傳質效果不好；若液體量很大，將會導致液泛發生。
最大氣體量或最大液體量，可以根據泛點氣速來估計；最小氣體量和最小液體量必須根據經驗來確定。
10.2.3填料塔的傳質
填料層內的傳質速率是一個極為復雜的問題，至今尚未搞清。有效接觸面積是真正參與傳質的面積。有效接觸面積，包括填料的有效潤濕表面和可能存在的液滴、氣泡表面積，有效接觸表面＜填料的接觸表面＜干填料表面。關於填料的潤濕表面，恩田等人提出了如下的經驗關聯式：
同時，他們還提出了一些傳質系數的經驗關聯式：
10.2.4 填料塔的附屬結構
⑴ 支撐板：主要是支撐塔內的填料，同時又能保證氣液兩相的順利通過。
⑵ 液體分布器：對進入塔內的液體進行分布，使得液體在塔截面上分布均勻。
⑶ 液體再分布器：為改善向壁偏流效應造成的液體分布不均，在填料層內部每隔一定高度設置的裝置。
⑷ 除沫器：用來除去由填料層頂部逸出的氣體中的液滴，安裝在液體分布器上方。
10.2.5板式塔與填料塔的比較
對許多逆流接觸的過程，填料塔和板式塔都可以使用。各種塔型各有優劣，應根據物系綜合考慮選擇。
⑴ 填料塔操作范圍較小，特別是對於液體負荷的變化更為敏感。
⑵ 填料塔不宜於處理易聚合或含有固體懸浮物的物料。
⑶ 當氣液接觸過程中需要冷卻以移出反應熱或溶解熱時，不適宜用填料塔。另外，當有側線出料時，填料塔也不如板式塔方便。
⑷ 填料塔的塔徑可以很小，但板式塔的塔徑一般不小於0.6m。
⑸ 板式塔的設計資料更容易得到而且更為可靠，安全系數可以取得更小。
⑹ 當塔徑不很大時，填料塔的造價便宜。
⑺ 對於易起泡的物系，填料塔更合適。
⑻ 對於腐蝕性物系，填料塔更合適。
⑼ 對於熱敏性物系，採用填料塔較好。
⑽ 填料塔的壓降比板式塔小，更適於真空操作
④ 有關用清水吸收CO2氣體填料吸收塔的設計，水洗塔底壓強為 1.8MPa（絕壓），操作壓強為101.325kPa（常壓）
1
化工原理課程設計任務書
(吸收裝置設計)
（一） 設計題目：水吸收變換氣中CO2的填料塔設計 （二） 設計任務及操作條件
1. 氣體處理量（1300+20X）m3/h〖註：X代表學號最後兩位數〗。 2. 進塔氣體組成 組成 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 Vol%
28.842
2.51
58.78
5.17
4.7
100.0
3. 出塔氣體中CO2含量1%（vol%）。 4. 水洗塔底壓強1.8Mpa（絕）。 5. 吸收溫度30℃。
6. 進塔水中含CO2量25ml/l. 7. 水洗飽和度70%。
（三） 設計內容
1． 設計方案的確定及流程說明。
2． 填料吸收塔的塔徑、填料層高度或塔斯社高及填料層壓降計算。 3． 填料塔附屬結構的選型與設計。 4． 吸收塔工藝流程圖。
5． 填料吸收塔與液體分布器工藝條件圖。
（四） 設計基礎數據
1． 各種氣體的溶解度
（1m3水在總壓為101.3kPa(絕壓)下溶解的氣體量，Nm3）
溫度，℃ CO2 CO H2 N2 CH4 25 0.759 0.02142 0.01750 0.01410 0.03006 26 0.738 0.02110 0.01742 0.02052 27 0.718 0.02080 0.01731 0.02901 28 0.699 0.02051 0.01720 0.02852 29 0.682 0.02024 0.01709 0.02806 30 0.665 0.01998 0.01699 0.01319
0.02762
2.不同分壓、溫度時CO2在水中的深解度，Nm3/m3水
分壓
P×101.3kpa-1（絕）
℃ 10 20 30 0.5 0.61 0.44 0.33 1.0 1.20 0.88 0.65 3.0 3.53 2.58 1.91 5.0 5.71 4.16 3.10 10.0
10.71
7.8
5.81
2
(五) 參考資料
1．大連理工大學化工原理教研室《化工原理》。 2．天津大學化工原理教研室《化工原理》。
3．國家醫葯管理局上海醫葯設計院《化工工藝設計手冊》。 4．化工設備設計全書編輯委員會《塔設備設計》。 5．賀匡國主編《化工容器及設備簡明設計手冊》。 6．華東化工學院，浙江大學合編《化工容器設計》。 7．茅曉東，李建偉編《典型化工設備機械設計指導》。 8．蘭州石油機械研究所主編《現代塔器技術》
⑤ 化工原理課程設計中，如何確定填料塔吸收工藝流程流程說明如何
打個電話到化工設備的廠家問問不就知道了嗎
⑥ 化工原理管殼式換熱器的課程設計！！！100分要具體過程
這只是個模板，你還要自己修改數據，其中有些公式顯示不出來。不明白的問我。qq83229427
一．設計任務和設計條件
某生產過程的流程如圖所示，反應器的混合氣體經與進料物流患熱後，用循環冷卻水將其從110℃進一步冷卻至60℃之後，進入吸收塔吸收其中的可溶組分。已知混和氣體的流量為227301㎏/h，壓力為6.9MPa ,循環冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環水的入口溫度為29℃，出口溫度為39℃ ，試設計一台列管式換熱器，完成該生產任務。
物性特徵：
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度
二． 確定設計方案
1． 選擇換熱器的類型
兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度110℃ 出口溫度60℃；冷流體進口溫度29℃，出口溫度為39℃，該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。
2． 管程安排
從兩物流的操作壓力看，應使混合氣體走管程，循環冷卻水走殼程。但由於循環冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應使循環水走管程，混和氣體走殼程。
三． 確定物性數據
定性溫度：對於一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為
T= =85℃
管程流體的定性溫度為
t= ℃
根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。對混合氣體來說，最可靠的無形數據是實測值。若不具備此條件，則應分別查取混合無辜組分的有關物性數據，然後按照相應的加和方法求出混和氣體的物性數據。
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算傳熱面積
1． 熱流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計算，得
=
3.傳熱面積 由於殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設K=320W/(㎡k)則估算的傳熱面積為
Ap=
4.冷卻水用量 m= =
五． 工藝結構尺寸
1．管徑和管內流速 選用Φ25×2.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u1=1.3m/s。
2．管程數和傳熱管數 可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數
Ns=
按單程管計算，所需的傳熱管長度為
L=
按單程管設計，傳熱管過長，宜採用多管程結構。根據本設計實際情況，採用非標設計，現取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數為
Np=
傳熱管總根數 Nt=612×2=1224
3.平均傳熱溫差校正及殼程數 平均溫差校正系數按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按單殼程，雙管程結構，查圖3-9得
平均傳熱溫差 ℃
由於平均傳熱溫差校正系數大於0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。
4.傳熱管排列和分程方法 採用組合排列法,即每程內均按正三角形排列,隔板兩側採用正方形排列。見圖3-13。
取管心距t=1.25d0，則 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到離其最.近一排管中心距離按式（3-16）計算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相鄰管的管心距為44㎜。
管數的分成方法，每程各有傳熱管612根，其前後關鄉中隔板設置和介質的流通順序按圖3-14選取。
5．殼體內徑 採用多管程結構，殼體內徑可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，則殼體內徑為
D=1.05t
按卷制殼體的進級檔，可取D=1400mm
6．折流板 採用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為
H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm
取折流板間距B=0.3D，則 B=0.3×1400=420mm，可取B為450mm。
折流板數目NB=
折流板圓缺面水平裝配，見圖3-15。
7．其他附件
拉桿數量與直徑按表3-9選取，本換熱器殼體內徑為1400mm，故其拉桿直徑為Ф12拉桿數量不得少於10。
殼程入口處，應設置防沖擋板，如圖3-17所示。
8．接管
殼程流體進出口接管：取接管內氣體流速為u1=10m/s，則接管內徑為
圓整後可取管內徑為300mm。
管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=2.5m/s，則接管內徑為
圓整後去管內徑為360mm
六． 換熱器核算
1． 熱流量核算
（1）殼程表面傳熱系數 用克恩法計算，見式（3-22）
當量直徑，依式（3-23b）得
=
殼程流通截面積，依式3-25 得
殼程流體流速及其雷諾數分別為
普朗特數
粘度校正
（2）管內表面傳熱系數 按式3-32和式3-33有
管程流體流通截面積
管程流體流速
普朗特數
（3）污垢熱阻和管壁熱阻 按表3-10，可取
管外側污垢熱阻
管內側污垢熱阻
管壁熱阻按式3-34計算，依表3-14，碳鋼在該條件下的熱導率為50w/(m•K)。所以
（4） 傳熱系數 依式3-21有
（5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計算傳熱面積Ac為
該換熱器的實際傳熱面積為Ap
該換熱器的面積裕度為
傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。
2． 壁溫計算
因為管壁很薄，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按式3-42計算。由於該換熱器用循環水冷卻，冬季操作時，循環水的進口溫度將會降低。為確保可靠，取循環冷卻水進口溫度為15℃，出口溫度為39℃計算傳熱管壁溫。另外，由於傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。於是，按式4-42有
式中液體的平均溫度 和氣體的平均溫度分別計算為
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
傳熱管平均壁溫
℃
殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=85℃。殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 ℃。
該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由於換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。
3．換熱器內流體的流動阻力
（1）管程流體阻力
, ,
由Re=35002，傳熱管對粗糙度0.01，查莫狄圖得 ，流速u=1.306m/s,
,所以，
管程流體阻力在允許范圍之內。
（2）殼程阻力 按式計算
, ,
流體流經管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流體流過折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
總阻力
75468+43218=1.19× Pa
由於該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。
（3）換熱器主要結構尺寸和計算結果見下表：
參數 管程 殼程
流率 898560 227301
進/出口溫度/℃ 29/39 110/60
壓力/MPa 0.4 6.9
物性 定性溫度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定壓比熱容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
熱導率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特數 4.96 1.773
設備結構參數 形式 浮頭式 殼程數 1
殼體內徑/㎜ 1400 台數 1
管徑/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管長/㎜ 7000 管子排列 △
管數目/根 1224 折流板數/個 14
傳熱面積/㎡ 673 折流板間距/㎜ 450
管程數 2 材質 碳鋼
主要計算結果
管程 殼程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面傳熱系數/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢熱阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
熱流量/KW 10417
傳熱溫差/K 48.3
傳熱系數/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
七． 參考文獻：
1． 劉積文主編，石油化工設備及製造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學院出版社，1989年。
2． GB4557.1——84機械制圖圖紙幅面及格式
3． GB150——98鋼制壓力容器
4． 機械工程學會焊接學會編，焊接手冊，第3卷，焊接結構，北京；機械工業出版社 1992年。
5． 杜禮辰等編，工程焊接手冊，北京，原子能出版社，1980
6． 化工部六院編，化工設備技術圖樣要求，化學工業設備設計中心站，1991年。