① 求助：化工原理课程设计，二氧化硫吸收塔的，多功能计算器。
见过SB，没有见过你这样。
如果有这种计算器还用你做设计吗？你这相当于在找一个机器，这边送纸，那边出钱……
怎么可能？楼上的都是骗子吧？
不好意思爆粗口了。
有时间好好看看化工原理吧，按照上面的步骤一步一步算就有结果。
② 对处理难溶气体的吸收实验装置
由收集装置可知，当该气体的密度比空气小时，可以把集气瓶中的空气顺利排出；吸收装置中，导管连接了一个漏斗，目的是为了防止倒吸，说明该气体易溶于水．
故选C．
③ 化工原理课程设计水吸收二氧化碳填料塔模板
填料塔的结构
http://www.hebust.e.cn/jpk/hgyl/wlkc/10/fenbu.gif
典型填料塔的结构如图所示，主要部件有塔体、填料及支承、流体分布器及再分布器、除沫器等。操作时，液体自塔上部进入，并通过液体分布气均匀喷洒于塔截面上，并在填料表面呈膜状流下；气体自塔下部进入，通过填料层中的空隙由塔顶排出。气液两相在液膜表面进行传质。
2、填料特性的评价
填料不仅提供了气液两相的接触表面，而且促使气液两相分散，液膜不断更新。填料性能可以由以下三方面予以评价。
⑴ 比表面积a：填料应提供尽可能多的表面积，以单位填充体积所具有的填料表面来表示填料的这一特性，称为比表面积a，单位为m2/m3。
⑵ 空隙率ε：单位体积填料所具有的空隙体积，称为空隙率。气体是在填料间的空隙内流动的，为减少气体的流动阻力，提高填料塔的允许气速，填料层应有尽可能大的空隙率。
⑶ 填料的几何形状：比表面积、空隙率大致相同而形状不同的两种填料，在流体力学和传质性能上可有显著的差别，但目前对填料的几何形状还没有定量的表达。
3、几种常用填料
常用填料有散装填料和规整填料，材质有实体材料和网体材料。
10.2.2气液两相在填料层内的流动
1、液体
理想的流动状态是自上而下，沿填料表面成膜状流动，液膜从一个填料到另一个填料不断更新。要求液体在填料表面铺展成膜、液体在塔内的分布要均匀、液膜厚度要合适。
液体在乱堆填料中有一定的自分布能力。因此，对于小塔，可利用自分布能力，预分布要求校低；对于大塔，很难利用填料的自分布能力达到全塔截面的分布均匀，对初始分布要求校高；另外，填料层内可能出现沟流现象或壁流现象，需对液体进行再分布。
液体在塔内的液膜厚度与持液量有关，持液量是单位填充体积所具有的液体量。喷淋量大，持液量也大，液膜厚度增加；在正常操作的气速范围内，气速的增加，对液膜厚度的影响不大。
2、气体
气体在填料塔内在压强差的推动下自下而上穿过填料空隙上升，并与液膜接触进行传质。气体通过填料层的压降与气速及液体流量等因素有关。
当液体量为零时，干填料的压降Δp随气速u的增大而增大。
当有液体喷淋时，液体量一定，气速u增大，压降Δp增大，相同气速下压降Δp较干填料的压降高。在气速u较小时，气速u增大，液膜厚度变化不大。当气速u增大到某一值时，液膜厚度开始增大，持液量也增大，出现拦液现象，此时，填料层压降与空塔速度关系曲线的斜率增大，此点称为载点。自载点以后，气速u继续增大到某一值时，持液量大增，液体积累出现液泛现象，此气速值称为液泛气速。
液体量增大，泛点气速下降，在相同气速下，液体量大，压降也大。
3、液泛：
液泛是填料塔的非正常操作。发生液泛时，液体不能顺利流下，气液传质不能正常进行。在泛点之前，气体为连续相，液体为分散相；泛点之后，气体为分散相，液体为连续相。泛点又称为转相点，此时，压降Δp剧增，液体返混和气体液沫夹带的现象严重，传质效果极差。
设计时，操作气速=50%～80%的泛点气速。泛点气速可根据泛点关联图估计。
4、填料塔的操作范围
当液体量一定时，若气体量很小，传质过程主要靠扩散进行，传质效果不好；气体量很大，将会导致液泛发生。
当气体量一定时，若液体量很小，会有部分填料得不到润湿，传质效果不好；若液体量很大，将会导致液泛发生。
最大气体量或最大液体量，可以根据泛点气速来估计；最小气体量和最小液体量必须根据经验来确定。
10.2.3填料塔的传质
填料层内的传质速率是一个极为复杂的问题，至今尚未搞清。有效接触面积是真正参与传质的面积。有效接触面积，包括填料的有效润湿表面和可能存在的液滴、气泡表面积，有效接触表面＜填料的接触表面＜干填料表面。关于填料的润湿表面，恩田等人提出了如下的经验关联式：
同时，他们还提出了一些传质系数的经验关联式：
10.2.4 填料塔的附属结构
⑴ 支撑板：主要是支撑塔内的填料，同时又能保证气液两相的顺利通过。
⑵ 液体分布器：对进入塔内的液体进行分布，使得液体在塔截面上分布均匀。
⑶ 液体再分布器：为改善向壁偏流效应造成的液体分布不均，在填料层内部每隔一定高度设置的装置。
⑷ 除沫器：用来除去由填料层顶部逸出的气体中的液滴，安装在液体分布器上方。
10.2.5板式塔与填料塔的比较
对许多逆流接触的过程，填料塔和板式塔都可以使用。各种塔型各有优劣，应根据物系综合考虑选择。
⑴ 填料塔操作范围较小，特别是对于液体负荷的变化更为敏感。
⑵ 填料塔不宜于处理易聚合或含有固体悬浮物的物料。
⑶ 当气液接触过程中需要冷却以移出反应热或溶解热时，不适宜用填料塔。另外，当有侧线出料时，填料塔也不如板式塔方便。
⑷ 填料塔的塔径可以很小，但板式塔的塔径一般不小于0.6m。
⑸ 板式塔的设计资料更容易得到而且更为可靠，安全系数可以取得更小。
⑹ 当塔径不很大时，填料塔的造价便宜。
⑺ 对于易起泡的物系，填料塔更合适。
⑻ 对于腐蚀性物系，填料塔更合适。
⑼ 对于热敏性物系，采用填料塔较好。
⑽ 填料塔的压降比板式塔小，更适于真空操作
④ 有关用清水吸收CO2气体填料吸收塔的设计，水洗塔底压强为 1.8MPa（绝压），操作压强为101.325kPa（常压）
1
化工原理课程设计任务书
(吸收装置设计)
（一） 设计题目：水吸收变换气中CO2的填料塔设计 （二） 设计任务及操作条件
1. 气体处理量（1300+20X）m3/h〖注：X代表学号最后两位数〗。 2. 进塔气体组成 组成 CO2 CO H2 N2 CH4 合计 Vol%
28.842
2.51
58.78
5.17
4.7
100.0
3. 出塔气体中CO2含量1%（vol%）。 4. 水洗塔底压强1.8Mpa（绝）。 5. 吸收温度30℃。
6. 进塔水中含CO2量25ml/l. 7. 水洗饱和度70%。
（三） 设计内容
1． 设计方案的确定及流程说明。
2． 填料吸收塔的塔径、填料层高度或塔斯社高及填料层压降计算。 3． 填料塔附属结构的选型与设计。 4． 吸收塔工艺流程图。
5． 填料吸收塔与液体分布器工艺条件图。
（四） 设计基础数据
1． 各种气体的溶解度
（1m3水在总压为101.3kPa(绝压)下溶解的气体量，Nm3）
温度，℃ 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.不同分压、温度时CO2在水中的深解度，Nm3/m3水
分压
P×101.3kpa-1（绝）
℃ 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) 参考资料
1．大连理工大学化工原理教研室《化工原理》。 2．天津大学化工原理教研室《化工原理》。
3．国家医药管理局上海医药设计院《化工工艺设计手册》。 4．化工设备设计全书编辑委员会《塔设备设计》。 5．贺匡国主编《化工容器及设备简明设计手册》。 6．华东化工学院，浙江大学合编《化工容器设计》。 7．茅晓东，李建伟编《典型化工设备机械设计指导》。 8．兰州石油机械研究所主编《现代塔器技术》
⑤ 化工原理课程设计中，如何确定填料塔吸收工艺流程流程说明如何
打个电话到化工设备的厂家问问不就知道了吗
⑥ 化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程
这只是个模板，你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。不明白的问我。qq83229427
一．设计任务和设计条件
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110℃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227301㎏/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃ ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
物性特征：
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度
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110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，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
T= =85℃
管程流体的定性温度为
t= ℃
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35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算传热面积
1． 热流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得
=
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=320W/(㎡k)则估算的传热面积为
Ap=
4.冷却水用量 m= =
五． 工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/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=
按单程管计算，所需的传热管长度为
L=
按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为
Np=
传热管总根数 Nt=612×2=1224
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按单壳程，双管程结构，查图3-9得
平均传热温差 ℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。
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3-13。
取管心距t=1.25d0，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式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜。
管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中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
按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm
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=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm
取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。
折流板数目NB=
折流板圆缺面水平装配，见图3-15。
7．其他附件
拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。
壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。
8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为
圆整后可取管内径为300mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为
圆整后去管内径为360mm
六． 换热器核算
1． 热流量核算
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22）
当量直径，依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积，依式3-25 得
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
粘度校正
（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
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
（4） 传热系数 依式3-21有
（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为
该换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为
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15℃，出口温度为39℃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
式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
传热管平均壁温
℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。
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
, ,
由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得 ，流速u=1.306m/s,
,所以，
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）壳程阻力 按式计算
, ,
流体流经管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
总阻力
75468+43218=1.19× Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
参数 管程 壳程
流率 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9
物性 定性温度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
热导率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773
设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1
壳体内径/㎜ 1400 台数 1
管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管长/㎜ 7000 管子排列 △
管数目/根 1224 折流板数/个 14
传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450
管程数 2 材质 碳钢
主要计算结果
管程 壳程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
传热系数/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
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。