化工原理课程设计
题目：汽油冷却器的设计
系别_化学化工学院_
班级化工132＿
学号20130914210＿
姓名黄红潘＿＿
指导教师朱芳坤＿
日期：2015 年6 月26 日
任务书
一、设计题目：
处理量62万吨/年汽油冷却器的设计
二、设计任务：
1、处理能力:6.2×105t/a汽油；
2、设备型式：列管式换热器；
3、操作条件：
（1）汽油：入口温度160℃；出口温度60℃；
（2）冷却介质：采用循环水，入口温度15℃，出口温度30℃；
（3）允许压降：管程不大于0.1MPa
壳程不大于30KPa
(4)汽油定型温度下无物性数据：
密度ρ
=780Kg/m3
=2.20KJ/Kg℃
定压比热容 C
P0
=0.138W/m℃
热导率λ
=0.536×10-3Pa·s
粘度μ
（5）每年按330天计，每天24小时连续生产。
三、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（设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。）
任务书 (2)
摘要 (4)
Abstract (5)
第一章绪论 (8)
1.1换热器技术概况 (8)
1.2换热器设备的发展 (9)
1.3换热器在工业生产中的应用 (10)
第二章设计方案 (12)
2.1换热器类型的选择 (12)
2.2流程的安排 (14)
第三章换热器的工艺计算 (15)
3.1基础物性数据 (15)
3.2 换热器面积的估算 (16)
3.2.1 热负荷 (16)
3.2.2平均传热温差 (16)
3.2.3传热面积 (17)
3.2.4 冷却水的用量 (18)
3.3 换热器工艺结构尺寸的计算 (19)
3.3.1 管内和管外流速计算 (19)
3.3.2管长管径及管程数和传热管数的计算 (20)
3.4 管程数和传热管数的计算 (21)
3.4.1 平均传热温差校正及壳程数的确定 (21)
3.4.2 传热管排列和分程的选择 (21)
3.4.3 壳程内径计算 (24)
3.4.4 折流板的选择 (24)
3.4.5 其他附件选择 (26)
3.5 换热器核算 (27)
3.5.1 传热能力的核算 (27)
3.5.1.1 壳程传热膜系数 (27)
3.5.2 壁温核算 (30)
3.5.3 换热器流体流动阻力计算 (31)
3.6 换热器主要结构尺寸计算结果汇总 (33)
3.7 主要符号说明 (34)
主要参考文献 (35)
4.主体设备条件图及生产工艺流程图（附图） (35)
摘要
在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体则温度较低，吸收热量。换热器是许多工业生产部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸腾器等。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。
随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。
换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表1-0所示。
表1-0 传热器的结构分类
完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求:
（1）合理地实现所规定的工艺条件
传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。
①增大传热系数在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。
②提高平均温差对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。
③妥善布置传热面例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。
（2）安全可靠
换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。
（3）有利于安装、操作与维修
直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与装拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。
（4）经济合理
评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为1年）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为最小。在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重要。
动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一最适宜的流速。
传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之而减少，故有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一最适宜的运行周期。严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以确定适宜的操作条件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设备为对象进行经济核算或设备的优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改变后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济核算仍然是可行的。
Abstract
In the different temperature of heat transfer fluid between the device known as the heat exchanger, referred to as heat exchanger. In heat exchangers should have at least two different temperature of fluid, a fluid of high temperature, heat release; another kind of fluid temperature is low, heat absorption. Heat exchanger is one of the many industrial departments of general technology equipment, particularly in the oil, chemical production in the application of more extensive, in chemical plant in the heat exchanger can be used as a heater, cooler, condenser, evaporator and then boiling device. With the development of our industry, of energy utilization, development and conservation of the increasing demands, thus the heat exchanger requirements are also increasing. Heat exchanger design, manufacture, improvement of structure and heat transfer mechanism research is very active, a number of new type high efficient heat exchanger in succession.
With the heat exchanger in the industrial production of different functions and status, types of heat exchangers are also diverse, different types of heat exchanger with different advantages and disadvantages, the performance of different. In the design of heat exchangers, first of all should be according to the technological requirements of applicable type, and then calculate the heat required heat transfer area, and to determine the heat exchanger structure size. Heat exchanger according to the different purposes can be divided into heater, cooler, condenser, evaporator, a reboiler, cryogenic device, such as the superheater. Heat exchanger in heat transfer can be divided into: hybrid, regenerative and recuperative. The intermediate wall type heat exchanger is the most widely used, according to the heat transfer surface shape and structure can be divided into the shell and tube type heat exchanger, plate type heat exchanger and the extended surface heat exchanger ( plate-fin tube fin type, etc.), as shown in table 1-0.
Table 1-0 heat transfer structure classification
Improve the heat exchanger in the design or selection should meet the following requirements. ( 1) reasonably realize specified conditions
Heat transfer, fluid thermodynamic parameters ( temperature, pressure, flow, phase state, etc.) and physical and chemical properties ( density, viscosity, corrosion resistance etc.) are process conditions. The designer should according to the conditions of thermodynamics and fluid mechanics calculation, after repeated comparisons, the design of the heat exchanger with as little as possible with the heat transfer area, per unit of time transfer as much heat. The concrete methods are as follows.
①increases heat transfer coefficient? Considering the fluid resistance and fluid induced vibration under the premise, try to choose high velocity.
②Improve the mean? For no phase change fluid, as a close to the countercurrent heat transfer way. Because it can not only improve the mean temperature difference, also help to reduce the thermal stress in structure. In the conditions allow, can improve the hot fluid inlet temperature or reducing the cold fluid inlet temperature.
③The proper arrangement of heat transfer surface? For example in shell and tube heat exchanger, the suitable tube spacing or arrangement, can not only increase the unit within the space of the heat transfer area, but also can improve the fluid flow characteristics. Staggered tube bundle heat transfer way than parallel bundles. If the heat exchanger is arranged in one side of the phase transition, the other side of the fluid is a gas phase, in the gas phase side of the heat transfer surface and fin to increase the heat transfer area, more conducive to heat transfer.
( 2) safety and reliability
The heat exchanger is a pressure vessel, the strength, rigidity, temperature stress and calculation of fatigue life of our country, should be in accordance with the " steel Petrochemical Pressure Vessel
Design Regulations " and " steel shell and tube type heat exchanger design provisions " and other relevant regulations and standards. To ensure the security and reliability of the equipment plays an
important role in.
( 3) facilitates the installation, operation and repair
ertical installation fee is often lower than the horizontal or inclined equipment. Equipment and components shall be convenient for transportation and installation, the plant Mobile has no stairs, beam, column hinder, according to the need to buy gas, liquid discharging port, check hole and laying insulation layer.
( 4) the economic and reasonable
Evaluation of heat exchanger is the ultimate indicator is: in a certain period of time ( usually 1 years ) fixed costs ( equipment purchase, installation cost and operation cost etc.) ( power cost, cleaning costs, repair costs ) to minimize the sum of. In the design or selection, if there are several heat exchanger can finish production tasks, this index is particularly important.
The power consumption and the flow rate is proportional to the square of velocity, but also improve beneficial to heat transfer, so there is an optimum velocity.
On the heat transfer surface fouling layer of generation and thickening, the heat transfer coefficient is reduced ceaselessly, subsequently and decrease heat transfer, so it is necessary to stop the operation of cleaning. When in cleaning is not only unable to transfer heat, pay cleaning fee, the cost must be cleaned from the heat transfer conditions are compensated, so there is an optimum operating cycle.
Strictly speaking, only if isolated from the heat exchanger to undertake economic accounting to determine the suitable operating condition and the suitable size is not comprehensive enough, should be based on the system of economic accounting of all equipment for the object or equipment optimization. But in order to solve this problem is very difficult, when the influence of heat exchanger on the various factors change on the whole system performance has little effect when, according to the above views individually heat exchanger economic accounting is still feasible.
第一章绪论
1.1换热器技术概况
换热器就是在不同流体间传递热能的装置。在世界范围内，虽然目前管壳式换热器仍占主导地位，单各种板式换热器的竞争力在逐渐上升。世界换热器产业在产品与技术方面的发展趋势主要表现为产品大型化、高效化、节能化，此外，换热器新材料的开发应用、产品技术的更新换代、不同应用领域产品的细分化也都是行业的发展趋势。
随着时代的改变，换热器也不断发展进步着。目前，为提高换热器的传热效率，各种新型换热器产品层出不穷。螺旋折流板换热器、双纹管换热器、丝状花
内插物换热器、变形翅片管换热器、喷涂翅片管冷却器、非钎焊金属丝缠绕翅片换热器、螺旋绕管式换热器、带纽带插入物的湍流增强式换热器、麻花扁管换热器、提箱式全焊板式换热器、防振结构换热器等新产品不断推向市场。目前，大型可拆式板壳式换热器、新型节能焊接板式换热器、系统集成应用换热机组、强化传热管式换热器、板式蒸发器等产品日益成为市场的主流。
在材料应用上，随着原材料价格的变动，更经济、更耐腐蚀的新型材料制成的产品日益增长。
在应用领域上，换热器产品根据不用的应用要求被不断细分化。
同时，在产品市场竞争格局上，欧美等发达国家在继续加强在板式换热器领域上的研发力量，而属于大型压力容器的管壳式换热器的生产制造则不断向欧洲的意大利和亚洲的日本、韩国、印度、中国等国家和地区转移。
1.2换热器设备的发展
由于制造工艺和技术水平的限制，早期的换热器只能采用简单结构，传热面积下、体积较大、笨重，如蛇管式换热器等。随着制造工艺的发展，管壳式换热器的单位以及具有较大的传热面积，而且传热效果较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。
20世纪20年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成的换热器，结构紧凑、传热效果好。30年代初，瑞典首次制成螺旋板式换热器。紧接着英国用钎焊法制造出一种由铜及其合金材料制成的板翅式换热器，用于飞机发动机的散热。30年代末，瑞典又制造出第一台板壳式换热器，用于纸浆生产。20世纪60年代，由于空间技术和尖端科学的迅速发展，迫切需要各种高效能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工艺得到进一步完善，从而推动了紧凑式换热器的蓬勃发展和广泛应用。此外，自20世纪60
年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要，典型的管壳式换热器也得到了进一步发展。20世纪70年代中期，为了强化传热，在研究和发展的基础上又开发出列管式换热器。
20世纪80年代后，大量的强化传热元件被推向市场，如折流杆换热器、新结构高效换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器、板壳式换热器、表面蒸发式空冷凝器等高效换热器。
进入21世纪后，大量的强化传热技术应用与工业装置，世界换热器在技术上获得了快速提升，板式换热器日渐崛起。
1.3换热器在工业生产中的应用
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。
换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体
冷却，把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。随着经济的发展，各种不同型
式和种类的换热器发展很快，新结构、新材料的换热器不断涌现。
换热器的应用广泛，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。换热器既可是一种单元设备，如加热器、冷却器和凝汽
器等；也可是某一工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的换热器。
换热器是化工生产中重要的单元设备，根据统计，热交换器的吨位约占整个
工艺设备的20%有的甚至高达30%，其重要性可想而知。
换热器种类很多,但根据冷,热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类,即间壁式,混合式和蓄热式。在三类换热器中,间壁式换热器应用最多：
1 .间壁式换热器的类型
夹套式换热器这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单;但其加热
面受容器壁面限制,传热系数也不高.为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可
在釜内安装搅拌器.当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时,亦可在夹套中设
置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数.为补充传热面
的不足,也可在釜内部安装蛇管. 夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却. 沉浸式蛇管换热器这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并
沉浸在容器内的液体中.蛇管换热器的优点是结构简单,能承受高压,可用耐腐蚀
材料制造;其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小.为提高传热系数,
容器内可安装搅拌器.
喷淋式换热器这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，热流体在管内
流动,冷却水从上方喷淋装置均匀淋下,故也称喷淋式冷却器.喷淋式换热器的管
外是一层湍动程度较高的液膜,管外给热系数较沉浸式增大很多.另外,这种换热
器大多放置在空气流通之处,冷却水的蒸发亦带走一部分热量,可起到降低冷却
水温度,增大传热推动力的作用.因此,和沉浸式相比,喷淋式换热器的传热效果
大有改善.
套管式换热器套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管,并由U
形弯头连接而成.在这种换热器中,一种流体走管内,另一种流体走环隙,两者皆
可得到较高的流速,故传热系数较大.另外,在套管换热器中,两种流体可为纯逆
流,对数平均推动力较大. 套管换热器结构简单,能承受高压,应用亦方便(可根据需要增减管段数目). 特别是由于套管换热器同时具备传热系数大,传热推动力大及能够承受高压强的优点,在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生产过程)中所用的换热器几乎全部是套管式.
管壳式换热器管壳式(又称列管式) 换热器是最典型的间壁式换热器,它在工业上的应用有着悠久的历史,而且至今仍在所有换热器中占据主导地位. 管壳式换热器主要有壳体,管束,管板和封头等部分组成,壳体多呈圆形,内部装有平行管束,管束两端固定于管板上.在管壳换热器内进行换热的两种流体,一种在管内流动,其行程称为管程;一种在管外流动,其行程称为壳程.管束的壁面即为传热面. 为提高管外流体给热系数,通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板.折流档板不仅可防止流体短路,增加流体速度,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍动程度大为增加.常用的档板有圆缺形和圆盘形两种,前者应用更为广泛. 流体在管内每通过管束一次称为一个管程,每通过壳体一次称为一个壳程.为提高管内流体的速度,可在两端封头内设置适当隔板,将全部管子平均分隔成若干组.这样,流体可每次只通过部分管子而往返管束多次,称为多管程.同样,为提高管外流速,可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间,称多壳程.在管壳式换热器内,由于管内外流体温度不同,壳体和管束的温度也不同.如两者温差很大, 换热器内部将出现很大的热应力,可能使管子弯曲,断裂或从管板上松脱.因此,当管束和壳体温度差超过50℃时,应采取适当的温差补偿措施,消除或减小热应力.
2.混合式换热器
混合式热交换器是依靠冷、热流体直接接触而进行传热的，这种传热方式避免了传热间壁及其两侧的污垢热阻，只要流体间的接触情况良好，就有较大的传热速率。故凡允许流体相互混合的场合，都可以采用混合式热交换器，例如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽-水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。混合式热交换器的种类
按照用途的不同，可将混合式热交换器分成以下几种不同的类型：
(1)冷却塔(或称冷水塔)
在这种设备中，用自然通风或机械通风的方法，将生产中已经提高了温度的水进行冷却降温之后循环使用，以提高系统的经济效益。例如热力发电厂或核电站的循环水、合成氨生产中的冷却水等，经过水冷却塔降温之后再循环使用，这种方法在实际工程中得到了广泛的使用。
(2)气体洗涤塔(或称洗涤塔)
在工业上用这种设备来洗涤气体有各种目的，例如用液体吸收气体混合物中的某
些组分，除净气体中的灰尘，气体的增湿或干燥等。但其最广泛的用途是冷却气体，而冷却所用的液体以水居多。空调工程中广泛使用的喷淋室，可以认为是它的一种特殊形式。喷淋室不但可以像气体洗涤塔一样对空气进行冷却，而且还可对其进行加热处理。但是，它也有对水质要求高、占地面积大、水泵耗能多等缺点：所以，目前在一般建筑中，喷淋室已不常使用或仅作为加湿设备使用。但是，在以调节湿度为主要目的的纺织厂、卷烟厂等仍大量使用!
(3)喷射式热交换器
在这种设备中，使压力较高的流体由喷管喷出，形成很高的速度，低压流体被引入混合室与射流直接接触进行传热传质，并—同进入扩散管，在扩散管的出口达到同一压力和温度后送给用户。
(4)混合式冷凝器
这种设备一般是用水与蒸汽直接接触的方法使蒸汽冷凝
3.蓄热式换热器
蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物，用以贮蓄热量。一般用耐火砖等砌成火格子（有时用金属波形带等）。换热分两个阶段进行。第一阶段，热气体通过火格子，将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段，冷气体通过火格子，接受火格子所储蓄的热量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用两个蓄热器交替使用，即当热气体进入一器时，冷气体进入另一器。常用于冶金工业，如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业，如煤气炉中的空气预热器或燃烧室，人造石油厂中的蓄热式裂化炉。
蓄热式换热器一般用于对介质混合要求比较低的场合。
第二章设计方案
2.1换热器类型的选择
根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。
1．固定管板式换热器
这类换热器如图1-1所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。
2.U型管换热器
U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率
较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。
3. 浮头式换热器
浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
4.填料函式换热器
填料函式换热器的结构如图1-4所示。其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。填料
函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；
管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。
选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,符合实际需要等原则。换热器分为几大类夹套式换热器：沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器、螺旋板式换热器、板翅式换热器、热管式换热器、列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器中固定管板式换热器作为设计基础。
2.2流程的安排
1、冷、热流体流动通道的选择
在列管式换热器的设计中，哪种流体走管程，哪种流体走壳程，需进行合理安排。
选择原则：传热效果好、结构简单、检修与清洗方便。一般考虑以下几个方面。
①易结垢应走易清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应使易结垢流体流经管程；但对于U形管式换热器，易结垢流体应走壳程。
②若在设计上需要提高流体的流速，以提高其传热膜系数。在这种情况下，应将需提高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面面积小，易于采用多管程结构，以提高流速。
③具有腐蚀性的流体应走管程，以免管束与壳体同时受到腐蚀，同时这样也
可以节约耐腐蚀材料，降低换热器成本。
④压力高的流体应走管程，这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体和密封措施。
⑤具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于及时排除冷凝液，且蒸汽较清洁，以免污染壳程。
⑥温度很高（或很低）的物料应走管内，以减少热量（或冷量）的散失。当然，如果为了更好的散热，也可以让北冷却流体走壳程，以增强冷却效果。
⑦黏度大的流体应走壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较低的雷诺数下就可达湍流状态。
⑧有毒的流体应走管程，以减少向环境泄漏的机会。
⑨若两流体的温度差较大，传热膜系数α较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减少管壁与壳壁的温度差。
需要指出的是：上述各点常常不可能同时满足，而且有时候还会互相矛盾。因此在设计中要根据具体情况，抓住主要方面，作出适当的选择。
本次设计为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般比较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，汽油走壳程。
2、流动方式的选择
流向有逆流、并流、错流和折流四种类型。在流体进、出口温度相同的情况下，逆流的平均温度差大于其他流向的平均温度差，因此，若无其他工艺要求，一般采用逆流操作。但在列管式换热器设计中，为了增加传热系数或使换热器结构合理，冷、热流体还可以作各种多管程的复杂流动。当流量一定时，管程或管壳越多，对流传热系数越大，对传热越有利。但是，采用多管程或多管壳必然会导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输出两方面的损失。当采用多管程或多管壳时，列管式换热器内的流动形势较为复杂，此时需要根据纯逆流的平均推动力和修正系数Ψ来计算实际推动力，Ψ的数值应大于0.8，否则应改变流动方式。
故，本次设计采用逆流。
第三章换热器的工艺计算
3.1基础物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程汽油的定性温度 T=（160+60）/2=110℃
管程流体循环水的定性温度 T=(15+30)/2=22.5C°≈20℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
汽油的有关物性数据如下：
循环冷却水在20℃下的物性数据：
3.2 换热器面积的估算 3.2.1 热负荷
汽油生产量：
kg/h 414.3914124
33010101.3m 3
50=???=
换热量：
=Q W 3.23919753600
)
60160(100020.2414.39141)(m 2100=-???=
-T T Cp
3.2.2平均传热温差
℃t t t t t m 123.8015
-6030-160ln )15-60()30-160(ln 2121=-=???-?='?
暂按单壳程，偶数管程来考虑，
则: 67.615
100
153060160T -T R 1221==--=-=
t t 10.015
1601530t -T t P 1112=--=-=
t 96
.0)
167.667.611
.021
67.667.611.02ln()67.61.011
.01ln(167.6167.6)11/211/2ln(/)11ln(112
2222
2t =+---++--?---+=+---++-----+=?R R P R R P PR P R R ?
因为 8.0t >??
所以可按単壳程，偶数管程来设计。
所以，修正后的传热温差为 ℃92.76123.8096.0t =?='
?=??m t m t ?
3.2.3传热面积
为计算流体被加热（或冷却）所需要的传热面积，必须知道传热系数的值。总传热系数K （简称传热系数）是表示换热设备性能的极为重要的参数，也是对设备进行传热计算的依据。
通常K 只的来源有三个方面：生产实际中的经验数据；实验测定和分析计算。 图3-1为单壳程，两管程或两管程以上的温度差修正系数。
图3-1 单壳程、两管程或两管程以上的温度修正系数
表3-1为化工技术员应对不同类型流体间换热时的K 值数量级的概念。
表3-1 列管式换热器中的总传热系数
根据表3-1可知，总传热系数K 的值变化范围很大，参考列管换热器中的K 值的大致范围，根据两流体的具体情况，初步选定总传热系数K=500W/(℃)m 2?,于是换热器的传热面积
2m 193.6292
.765003
.2391975k Q A =?=?=
'm t
3.2.4 冷却水的用量
一般情况下，用作加热剂或冷却剂的流体是由实际情况决定的。但有些时候则需要设计者自行选择。在选用加热剂或冷却剂时，除首先应满足所能达到的加热或冷却温度外，还应考虑到其来源方便、价格低廉、使用安全。常用的冷却剂和加热剂如表3-2.
表3-2 常用冷却剂和加热剂
对冷却剂来说，除最低及冷冻外，冷却剂优先选用水。
对加热剂来说，常选用饱和水蒸汽、烟道气等。此外，结合具体工况，还可采用加热空气或热水等作为加热剂。
本设计采用自来水作冷却剂。 冷却水的用量为：h kg t t Cp Q /797.137239)
1530(10183.43600
3.2391975)(m 31211=-???=-=
3.3 换热器工艺结构尺寸的计算 3.3.1 管内和管外流速计算
（1）换热管的选择
换热管的材料有钢、合金钢、铜、铝和石墨等，应根据操作压力、温度和介质的腐蚀性能选定不同材质的管子。目前我国常用的换热管规格和尺寸偏差见表3-3。其中最常用的管子规格有：mm 5.2mm 25?φ和mm 2mm 19?φ两种。对于洁净的流体，可选用较小的管径；对于易结垢或不洁净的流体可选择较大管径。此外，小直接的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；对于相同的壳径，可排列较多的管子。因此，小直径管子单位体积所提供的传热面积更大，设备更紧凑，但管径较小，流动阻力大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况选用适宜的管径。通常在管程结垢不是很严重以及压力降较高的情况下，采用mm 2mm 19?φ更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，有时也采用mm 5.2mm 38?φ或更大直径的管子。
我国生产的标准管管长度为6000mm ，当选取管长时，应根据钢管长度规格，合理剪裁，避免材料的浪费。
表3-3 常用换热管的规格和尺寸偏差
（2)流体流速的选择
提高流体在换热器中的流速，将增大随流传热系数，减少污垢在管子便面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增加，所需传热面积减少，设备费用降低。但是流速增加，流体阻力将相应加大，操作费用增加。因此，选择适宜的流速是十分重要的，适宜的流速应通过经济核算来确定。一般尽可能使馆城
内流体的Re>104
(同时也要注意其他方面的合理性），高点度流体长按层流设计。根据经验，在表3-4~表3-6列出以下工业上常采用的流体流速范围，以供参考。
所以，本次设计选用mm 5.2mm 25?φ传热管，取管内流速s m i /1.1u =。
3.3.2管长管径及管程数和传热管数的计算
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
2012年 06月 工业背景及工艺流程 乙醛是无色、有刺激性气味的液体，密度比水小，沸点20.8℃，易挥
发、易燃烧且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶，因其分子中具有羰基，反应能力很强，容易发生氧化，缩合，环化，聚合及许多类型加成反应。乙醛也是一种重要的烃类衍生物在合成工业有机化工产品上也是一种重要的中间体。其本身几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择，主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品，也用于制备丁醇、异丁醇、季戊四醇等产品。这些产品广泛应用于纺织、医药、塑料、化纤、染料、香料和食品等工业。 国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。工业上生产乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后发展了乙醇和乙烯路线。乙炔水化法成本高，因其催化剂——汞盐的污染难以处理等致命缺点，现以基本被淘汰。乙醇氧化或脱氢法制乙醛虽有技术成熟，不需要特殊设备，投资省，上马快等优点，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯来源丰富而价廉，加之反应条件温和，选择性好，收率高，工艺流程简单及“三废”处理容易等突出优点，深受世界各国重视，发展非常迅速，现以成为许多国家生产乙醛的主要方法。 精馏方案的确定： 精馏塔流程的确定; 塔型的选择; 操作压力的选定; 进料状态选定; 加热方式等
所选方案必须： （1）满足工艺要求； （2）操作平稳、易于调节； （3）经济合理； （4）生产安全。 包括：流程的确定;塔型的选择;操作压力的选定;进料状态选定;加热方式等 操作压力选择 ●精馏可在常压、加压或减压下进行。 ●沸点低、常压下为气态的物料必须选用加压精馏；热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。 进料状态的选择 ●一般将料液预热到泡点或接近泡点后送入塔内。这样可使： ● (1)塔的操作比较容易控制； ● (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径相似，设计制造比 较方便。 加热方式： ●（1）间接蒸汽加热 ●（2）直接蒸汽加热 ●适用场合：待分离物系为某轻组分和水的混合物。 ●优点：可省去再沸器；并可利用压力较低的蒸汽进行加热。操作 费用和设备费用均可降低。
《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；
化工原理课程设计小结 随着毕业日子的到来，课程设计也接近了尾声。经过几周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。 在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。 我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。 在此要感谢我们的指导老师罗老师、朱老师和李老师对我们悉心的指导，感谢老师们给我们的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，使我终身受益。 课程设计报告主要包括以下几个方面． 1．封面（根据自己的个性设计）2．目录3．主界面（介绍这次设计的课题、人员、目标、任务、人员分工）4．主要过程（要告诉别人你的这个作品该怎么用）5．程序流程图（用图来表示主要过程）6．核心源程序（你觉得这个作品它具备的主要功能是什么，就将实现这个功能的代码给COPY下来）7．主要函数（你程序代码里用的函数中你觉得重要的或是难的）8．心得9．附录（你完成这次课程设计参考的书，这个可以多写一点，以示用心认真） 我第一次做课程设计时写报告就是这么写的．你参考参考．希望能对你有些帮助
2017化工课程设计心得体会范文 2017化工课程设计心得体会范文一 化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。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。 本次化工原理课程设计历时两周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们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和经济合理性。由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我的课程设计题目是苯――氯苯筛板式精馏塔设计图。在开始时，我们不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参
考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。在这三周中给我印象最深的是我们这些“非泡点一族”在计算进料热状况参数q时，没有任何参考模板，完全靠自己捉摸思考。起初大家都是不知所措，待冷静下来，我们仔细结合上课老师讲的内容，一步一步的讨论演算，经大家一下午的不懈努力，终于把q算出来了。还有就是我们在设计换热器部分，在试差的过程中，我们大部分人都是经历了几乎一天多的时间才选出了合适的换热器型号，现在还清楚的记得我试差成功后那激动的心情，因为我尝到了自己在付出很多后那种成功的喜悦，因为这些都是我们的“血泪史”的见证哈。 在此感谢我们的杜治平老师.，老师严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中的榜样;老师循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪;这次课程设计的细节和每个数据，都离不开老师您的细心指导。而您开朗的个性和宽容的态度，帮助我能够很顺利的完成了这次课程设计。同时感谢同组的同学们，谢谢你们对我的帮助和支持，让我感受到同学的友谊。由于本人的设计能力有限，在设计过程中难免出现错误，恳请老师们多多指教,我十分乐意接受你们的批评与指正，本人将万分感谢。 2017化工课程设计心得体会范文二
《化工原理》课程设计说明书 设计题目 学生姓名 指导老师 学院 专业班级 完成时间
目录 1.设计任务书……………………………………………（） 2.设计方案的确定与工艺流程的说明…………………（） 3.精馏塔的物料衡算……………………………………（） 4.塔板数的确定………………………………………（） 5.精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算………（） 6.精馏段的汽液负荷计算………………………………（） 7.精馏段塔体主要工艺尺寸的计算…………………（） 8.精馏段塔板主要工艺尺寸的计算…………………………（） 9.精馏段塔高的计算…………………………………（） 10.精馏段塔板的流体力学验算…………………………（） 11.精馏段塔板的汽液负荷性能图………………………（） 12.精馏段计算结果汇总………………………………（） 13.设计评述……………………………………………（） 14.参考文献………………………………………………（） 15.附件……………………………………………………（） 附件1：附图1精馏工艺流程图………………………（） 附件2：附图2降液管参数图……………………………（）附件3：附图3塔板布孔图………………………………（）
板式塔设计简易步骤 一、 设计方案的确定及工艺流程的说明 对塔型板型、工艺流程、加料状态、塔顶蒸汽冷凝方式、塔釜加热方式等进行说明，并 绘制工艺流程图。（图可附在后面） 二、 精馏塔物料衡算：见教材P270 计算出F 、D 、W ，单位：kmol/h 三、 塔板数的确定 1. 汽液相平衡数据： 查资料或计算确定相平衡数据，并绘制t-x-y 图。 2. 确定回流比： 先求出最小回流比：P 266。再确定适宜回流比：P 268。 3. 确定理论板数 逐板法或梯级图解法（塔顶采用全凝器）计算理论板层数，并确定加料板位置：P 257-258。（逐板法需先计算相对挥发度） 确定精馏段理论板数N 1、提馏段理论板数N 2 4. 确定实际板数： 估算塔板效率：P 285。（①需知全塔平均温度，可由 t-x-y 图确定塔顶、塔底温度，或通过试差确定塔顶、塔底温度，再取算术平均值。②需知相对挥发度，可由安托因方程求平均温度下的饱和蒸汽压，再按理想溶液计算。） 由塔板效率计算精馏段、提馏段的实际板层数N 1’,N 2’：P 284式6-67。 四、 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1. 操作压力m p ：取2 F D m p p p += 2. 精馏段平均温度m t ：查t-x-y 图确定塔顶、进料板温度，再取平均值。或由泡点方程试差法确定塔顶、进料板温度。 3. 平均摩尔质量M Vm 、M Lm ：由P 8式0-27分别计算塔顶、进料板处的摩尔质量，再分别 取两处的算术平均值。汽相的摩尔分率查t-x-y 图。 4. 平均密度Vm ρ、Lm ρ： Lm ρ：用P 13式1-7分别计算塔顶、进料板处液相密度，再 取算术平均值。m Vm m Vm T R M p ??= ρ 5. 液体表面张力m σ：由B B A A m x x σσσ+=分别计算塔顶mD σ与进料板mF σ，再取 平均值。 6. 液体粘度m μ：与表面张力的计算类似。 五、 精馏段汽液负荷（Vs 、Ｌs ）计算 V=（R+1）D L=RD
安阳工学院课程设计说明书 课程名称：化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器 院系：化学与环境工程学院 学生姓名：赵安顺 学号：201005020025 专业班级：应用化学一班 指导教师：路有昌
列 设计一台列管式换热器 一、设计任务及操作条件 (1)处理能力 2.5×105 t/a热水 (2)设备型式列管式换热器 (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32℃,出口温度40℃. ③允许压降:不大于105Pa. ④每年按300天计算,每天24小时连续运行. 二、设计要求及内容 (1)根据换热任务和有关要求确认设计方案; (2)初步确认换热器的结构和尺寸; (3)核算换热器的传热面积和流体阻力; (4)确认换热器的工艺结构. 摘要：通过对列管式换热器的设计，首先要确定设计的方案，选择合适的计算步骤。查得计算中用到的各种数据，对该换热器的传热系数传热面积工艺结构尺寸等等要进行核算，与要设计的目标进行对照是否能满足要求，最终确定换热器的结构尺寸为设计图纸做好准备和参考，来完成本次课程设计。 关键词：标准方案核算结构尺寸
目录 一.概述 (4) 二.方案的设计与拟定 (4) 三.设计计算 (8) 3.1确定设计方案 (9) 3.1.1选择换热器的类型 (9) 3.1.2流动空间及管子的确定 (9) 3.2确定物性数据 (9) 3.3初选换热器规格 (10) 3.3.1热流量 (10) 3.3.2冷却水用量 (10) 3.3.3平均温度差 (10) 3.3.4换热器规格 (11) 3.4核算总传热系数 (11) 3.4.1计算管程传热系数 (11) 3.4.2 计算壳程传热系数 (12) 3.4.3 确定污垢热阻 (13) 3.3.4 总传热系数 (13) 3.5计算压强降 (14) 3.5.1计算管程压强降 (14) 3.5.2计算壳程压强降 (14)
化工原理课程设计任务书示例一 1 设计题目分离苯―甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2 设计参数 （1）设计规模：苯――甲苯混合液处理量________t/a （2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产 （3）原料组成：苯含量为40％（质量百分率，下同） （4）进料状况：热状况参数q为_________ （5）分离要求：塔顶苯含量不低于_____%，塔底苯含量不大于_____％ （6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的某地 3 设计要求和工作量 （1）完成设计说明书一份 （2）完成主体精馏塔工艺条件图一张（A1） （3）完成带控制点的工艺流程简图（A2） 4 设计说明书主要内容（参考） 中文摘要，关键词 第一章综述 1．精馏原理及其在工业生产中的应用 2．精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹性、结构、造价和工艺特性等） 3．常用板式塔类型及本设计的选型
4．本设计所选塔的特性 第二章工艺条件的确定和说明 1．确定操作压力 2．确定进料状态 3．确定加热剂和加热方式 4．确定冷却剂及其进出、口温度 第三章流程的确定和说明（附以流程简图） 1．流程的说明 2．设置各设备的原因（精馏设备、物料的储存和输送、必要的检测手段、操作中的调节和重要参数的控制、热能利用） 第四章精馏塔的设计计算 1．物料衡算 2．回流比的确定 3．板块数的确定 4．汽液负荷计算（将结果进行列表） 5．精馏塔工艺尺寸计算（塔高塔径溢流装置塔板布置及浮阀数目与排列） 6．塔板流动性能校核（液沫夹带量校核、塔板阻力校核、降液管液泛校核、液体在降液管中停留时间校核以及严重漏液校核） 7．塔板负荷性能图 8．主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、塔底蒸汽管、人孔等） 9．塔顶冷凝器/冷却器的热负荷
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
（封面） XXXXXXX学院 化工原理课程设计任务书 题目： 院（系）： 专业班级： 学生姓名： 指导老师： 时间：年月日
目录 1、工艺生产流程线 (4) 2、流程及方案的说明和论证 (4) 3、换热器的设计计算及说明 (5) 4、计算校核 (6) 5、设计结果概要表 (9) 6、设计评价及讨论 (11) 参考文献 (11) 附图：主体设备结构图和花版设计图
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：列管式换热器设计。 二、设计任务：将自选物料用河水冷却至生产工艺所要求的温度。 /d； 三、设计条件：1.处理能力：G=29*300 t 物料 2. 冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为 20～30℃； 3.允许压降：不大于105 Pa； 4.传热面积安全系数5~15%； 5.每年按330天计，每天24小时连续运行。 四、设计要求：1.对确定的工艺流程进行简要论述； 2.物料衡算、热量衡算； 3.确定列管式换热器的主要结构尺寸； 4.计算阻力； 5.选择适宜的列管式换热器并进行核算； 6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构图（3号图纸）、花板布 置图（4号图纸）。 7.编写设计说明书(包括：①封面；②目录；③设计题目（任务 书）；④流程示意图；⑤流程及方案的说明和论证；⑥设计计 算及说明（包括校核）；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要 表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。) 备注：参考文献格式： 期刊格式为：作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号（期号）：起止页码 专著格式为：作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码 例：潘继红等.管壳式换热器的分析和计算.北京：科学出版社，1996,70～90 陈之瑞，张志耘.桦木科植物叶表皮的研究.植物分类学报,1991,29（2）:127～135 1.工艺生产流程： 物料通过奶泵被送入冷却器后，经管盖进行多次往返方向的流动。冷却后由出料管流出，不合格的物料由回流阀送回冷却器重新冷却，直至符合要求。经过处理的河水由冷却器的进口管流入，由出口管流出，其与牛奶进行逆流交换热量。 牛奶灭菌后温度高达110～115℃，然后进行第一阶段的冷却，冷却到均质温度55～75℃，而后进行均质。无菌均质后，牛奶经过第二阶段的冷却，最终由冷却水冷却至所需的出口温度。本实验所设计的就是第一阶段冷却的列管式换热器。
化工设计课程学习总结范文三篇 化工设计课程学习总结范文三篇 本学期顺利完成了化学工程与工艺专业共100名同学的化工原 理课程设计，总体来看学生的工艺计算、过程设计及绘图等专业能力得到了真正有效的提高，可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到了课程综合训练的目的，提高了学生分析和解决化工实际问题的能力。同时，在设计过程中也存在者一些共性的问题，主要表现在： 一、设计中存在的问题 1．设计过程缺乏工程意识。 学生在做课程设计时所设计的结果没有与生产实际需要作参考，只是为了纯粹计算为设计，缺乏对问题的工程概念的解决方法。 2.学生对单元设备概念不强。 对化工制图、设备元件、材料与标准不熟悉，依葫芦画瓢的不 在少数，没有达到课程设计与实际结合、强化“工程”概念的目的。
绘图能力欠缺，如：带控制点工艺流程图图幅设置、比例及线型选取、文字、尺寸标注以及设备、仪表、管件表示等绘制不规范。 3.物性参数选择以及计算。 在化工原理课程设计工程中首要的问题就是物性参数选择以及 计算，然而学生该开始并不清楚需要计算哪些物性参数以及如何计算。这对这些问题，指导老师应在开课之初给学生讲一下每个单元操作所需的物性参数，每个物性参数查取方法以及混合物系物性参数的计算方法，还有如何确定体系的定性温度。 二、解决措施 1.加强工程意识。 设计过程中鼓励学生多做深层次思考，综合考虑经济性、实用性、安全可靠性和先进性，强化学生综合和创新能力的培养；引导学生积极查阅资料和复习有关教科书，学会正确使用标准和规范，强化学生的工程实践能力。为了增强学生的工程意识提出以下措施：一是在化工原理课程讲述过程中应加强对学生工程意识的培养，让同学明确什么是工程概念，比如：理论上的正确性，技术上的可行性，操作上的安全性，经济上的合理性，了解工程问题的计算方法。比如试差
化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
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》课程设计实践教学总结 摘要：化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。通过课程设计使学生初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。 关键词：化工原理；课程设计；实践；可行性 中图分类号：G642.0 文献标志码：A 文章编号：1674-9324（2014）22-0205-02 《化工原理》是化学工程与工艺专业的必修专业课程之一，理论课之后国内大部分高校的本科人才培养计划中安排了实践教学环节――《化工原理》课程设计。我们学校的化学工程与工艺专业培养计划也如此。《化工原理》课程设计是培养化工专业学生综合运用所学的理论知识，树立正确的设计思想，解决常规化工设计中一些实际问题的一项重要的实践教学。其出发点是通过课程设计提高学生搜集资料、查阅文献、计算机辅助绘图、分析与思考解决实际生产问题等能力。笔者从事了3届的课程设计教学，从中总结了许多宝贵的经验和教学方法，以期提高教学效果。现将笔者的教学体会作一介绍。 一、课程设计题目应具有普遍性、代表性
我校化学工程与工艺专业的《化工原理》课程设计一般为二周时间。课程设计基本要求是通过这一设计过程使每个学生都受到一定程度的训练，使将来在不同岗位就业的学生都能受益，都能解决这类工程的实际问题，并可以举一反三。所以课程设计的选题需要我们指导老师慎重，尽量选择化工行业中最普遍且最具代表性的单元操作进行设计。根据以往的教学的经验，题目的选取应从以下几个方面考虑： 1.课程设计题目尽可能接近实际生产，截取现有的某化工项目中的某一操作单元为设计模型，比如某合成氨厂的传热单元的设计，流体输送过程中离心泵的设计，管壳式换热器等等。这样学生在课程设计过程中有参照体系，不至于出现不合理的偏差。 2.课程设计题目应该围绕着常见的化工操作单元进行展开，比如我们都知道在讲授《化工原理》理论知识时其中的单元操作有流体输送、传热、精馏、吸收、萃取等等。一个课程设计题目应该包括2～3个常见的单元操作，从而实现某一简单的化工任务。 3.课程设计题目中涉及的物质尽可能常见易得。因为完成虚拟的生产任务过程中需要这些物质的物性参数进行核算，常见易得的物质能够降低学生在查阅参数方面的工作量。比如，如果我们设计分离任务尽量选择苯-甲苯，或甲醇-水等这样的体系，因为这些混合体系的参数大部分工具
化工课程设计心得体会 篇一：化工原理课程设计心得 小结；本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。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；理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。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和经济合理性。 在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过
程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。 我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。 在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。由此，我在每章节后及时地列出数据表，方便自己计算也方便读者查找。在一些应用问 题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符
合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们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，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，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。 我还要感谢我的指导老师***老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：年产万吨苯冷却器的工艺设计 二、设计条件 1.生产能力（2、、3、、4、、5、、6）4 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% 6.. 7.每年按330天计，每天24小时连续生产 8.建厂地址：兰州地区 9.要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa, 10.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.{ 4.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（见下表） 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） 五、时间安排 （1）第十九周～第二十二周 （2）第二十二周的星期五（7月20日）下午两点本人亲自到指定地点交设计成果，最迟不得晚于星期五的十八点钟. 六、设计考核 （1）设计是否独立完成； （2）设计说明书的编写是否规范 " （3）工艺计算与图纸正确与否以及是否符合规范 （4）答辩 七、参考资料 1、《化工原理课程设计》贾绍义柴诚敬天津科学技术出版社 2、《换热器设计手册》化学工业出版社 3、化工原理夏清天津科学技术出版社
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 =，
单片机课程设计心得体会范文 课程设计是培养学生综合运用所学知识,发现,提出,分析和解决实际问题,锻炼实践能 力的重要环节,是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程.随着科学技术发展的日新日异，单片机已经成为当今计算机应用中空前活跃的领域，在生活中可以说得是无处不在。因此作为二十一世纪的大学来说掌握单片机的开发技术是十分重要的。 学生只有对自己、对英语及其文化、对英语学习有积极的情感，才能保持英语学习的 动力并取得成绩。消极的情感不仅会影响英语学习的效果，而且会影响学生的长远发展。 因此，在英语教学中我应该自始至终关注学生的情感，努力营造宽松、民主、和谐的教学 氛围。为此英语教师要做到: 其次，精心选择自然环境，引导学生抽象食物链、生产者、消费者概念。草原环境只 是个引子，要想抽象概念，必须要从个体到一般。于是，我选择了菜园里、森林里两个环境，让学生巩固用图例表达食物联系的方法，并学习如何在图片中表达食物联系，为后续 活动打下基础。 回顾起此次单片机课程设计，至今我仍感慨颇多，的确，从选题到定稿，从理论到实践，在整整两星期的日子里，可以说得是苦多于甜，但是可以学到很多很多的的东西，同 时不仅可以巩固了以前所学过的知识，而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。通 过这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的， 只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从 而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。在设计的过程中遇到问题，可以说得是困 难重重，这毕竟第一次做的，难免会遇到过各种各样的问题，同时在设计的过程中发现了 自己的不足之处，对以前所学过的知识理解得不够深刻，掌握得不够牢固，比如说三极管PNP管脚不懂怎么放置，不懂分得二极管的正负极，对单片机汇编语言掌握得不好……通 过这次课程设计之后，一定把以前所学过的知识重新温故。 这次单片机课程设计我们历时两个星期，在我们班里算是倒数几组完成的吧，但经过 这两个星期的实践和体验下来，我们又怎么会去在乎那个先后问题呢，因为对我来说学到 的不仅是那些知识，更多的是团队和合作。现在想来，也许学校安排的课程设计有着它更 深层的意义吧，它不仅仅让我们综合那些理论知识来运用到设计和创新，还让我们知道了 一个团队凝聚在一起时所能发挥出的巨大潜能! 为了让我们能更好的理解什么是高效课堂，教研部还多次带领着我们听一些高效课堂 的讲座，听后真是受益匪浅。要想培养好学生的学习习惯并非一朝一夕的事，要循序渐进。这些话语说起来容易做起来难，所以作为新一代的人民教师一定要认真对待这项艰巨的任务，让学生在我们的课堂上不断的养成良好的学习习惯，培养出一个个优秀的人才。
化工原理课程设计任务书 设计题目：乙醇—水连续精馏塔的设计 班级：化工131 姓名： 学号： 指导老师：毛桃嫣
目录 前言 (4) 设计任务书 (5) 第一章设计方案简介 (6) 1.1概念 (6) 1.1.1塔设备简介 (6) 1.1.2板式塔简介 (6) 1.2 设计方案 (7) 1.2.1塔类型的选用 (7) 1.2.2 操作压力 (8) 1.2.3进料状态 (8) 1.2.4 加热方式 (8) 1.2.5 回流比 (8) 1.2.6 冷却方式 (8) 1.2.7 工艺流程图 (8) 第二章工艺计算 (9) 2.1 精馏塔全塔物料衡算 (9) 2.2 常压下乙醇—水气、液平衡组成与温度 (10) 2.3求最小回流比和操作回流比 (11) 2.4 求精馏塔的气、液相负荷 (12) 2.5精馏段操作线方程 (13) 2.6提馏段操作线方程 (13) 2.7图解法求理论板层数 (13) 2.8实际塔板数的求取 (13) 2.9冷凝器热负荷和冷却水消耗量 (14) 第三章主要工艺尺寸的计算 (14) 3.1 操作压力 (14) 3.2 操作温度的计算 (15) 3.3 平均摩尔质量计算 (15) 3.4 密度 (16) 3.5 混合液体表面张力 (17) 3.6 混合物的黏度 (19) 3.7 相对挥发度 (20) 3.8 塔径计算 (20) 3.9 溢流装置 (22) 3.10 弓形降液管的宽度和横截面积 (23) 3.11 降液管底隙高度 (24) 3.12 塔板布置及浮阀数目与排列 (25) 3.13 气体通过复发踏板的压降 (28) 3.14 淹塔 (30) 3.15 物沫夹带 (31) 3.16 塔的负荷性能图 (33) 第四章精馏塔的结构设计 (40)