成绩
化工原理课程设计设计说明书
设计题目：列管式换热器的设计
姓名：****
班级：装控**
学号：0902****
完成日期：201***
指导老师：李*
目录
1.设计任务及操作条件 (3)
2.确定设计方案 (4)
3.确定物性数据 (6)
4.工艺结构尺寸 (8)
5.换热器核算 (11)
6.设计计算 (15)
7.参考文献 (35)
8.设计小结 (36)
9．CAD图 (37)
化工原理课程设计任务书
一、设计任务及操作条件
某炼油厂用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表, 两侧的污垢热阻均可取 1.72×10-4m2.K/W ，要求两侧的阻力损失均不超过0.5×105Pa 。试选用一台适当型号的列管式换热器。
推荐总K=45-280 W/m.℃
注：若采用错流或折流流程，其平均传热温度差校正系数应大于0.8
二、确定设计方案
2.1换热器类型的选择
因为，21Q Q = 所以，
1
11T C q p m ? =
2
22T C q p m ?
)70110(102.23600
44645
)175(1048.2360034430323-???=-???T 0.1292=T ℃
两流体温度变化情况：热流体（柴油）进口温度175℃，出口温度129℃；冷流体（原油）进口温度70℃，出口温度110℃。浮头式特
点：结构复杂、造价高，便于清洗和检修，完全消除温差应力，应用普遍。我们设计的换热器的该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，流体是油，易结垢，再根据可以完全消除热应力原则我们选用浮头式换热器。 2.2 管程安排
根据以下原则：(1)不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(2)腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。(3)压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。(4)被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(5)需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。(6)粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。综合来看，我们选择柴油走管程，原
油走壳程。 2.3 流体流速的选择
增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。在本次设计中，根据表换热器常用流速的范围，取管内流速s m u /0.11 。
2.4管子的规格和排列方法
选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且易弯曲。管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6。在这次设计中，管长选择4m。
管子在管板上的排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，正方形直列排列的优点是便于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合，在这里选择正方形错列排列。
管子在管板上排列的间距 (指相邻两根管子的中心距)，随管子与管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取t=(1.3～1.5)d2，且相邻两管外壁间距不应小于6mm，即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25d2。
2.5折流挡板
安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以提高壳程对流传热系数。最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10～40％，一般取20～25％，过高或过低都不利于传热。两相邻挡板的距离(板间距)B为外壳内径D的(0.2～1)倍。系列标准中采用的B值为:固定管板式的有150、300和600mm三种，板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。这次设计选用圆缺形挡板。
2.6 最后材料选用
列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用。这里选用的材料为碳钢。
三、确定物性数据
3.1 为减少热损失和充分利用柴油的热量，采用柴油走管程，原油走壳程。选用φ25×2.5mm 的碳钢管，管内流速取u i =1.0m/s 。 3.2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 3.2.1 柴油的有关物性数据如下： 密度 31/715m kg =ρ
定压比热容℃kg kJ c p ?=/(48.21） 导热系数 ）
℃m W ?=/(133.01λ 黏度 s Pa ??=-311064.0μ 3.2.2 原油的物性数据：
密度 3
2/815m kg =ρ
定压比热容℃kg kJ c p ?=/(20.22）
导热系数 ）℃m W ?=/(128.02λ
黏度
s Pa ??=-32100.3μ
3.3计算总传热系数k 3.3.1 热流量
=Q =
?111T C q p m W 63101.1)129175(1048.23600
34430
?=-??? 3.3.2 平均传热温差 ℃t t t t t m 0.6270129110
175ln )
70129()110175(ln 2
1
21'=-----=???-?=
? 3.3.3 总传热系数 K 管程传热系数
4
4
1
1
1110
23.2104.67150.102.0Re ?=???=
=
-μρu d
()
()
℃m W c u d d p ?=???
?
????????=???
? ?????
?
??=-2
4
.04
38
.04
4
.0118
.01111111/970133.0104.61048.21023.2020
.0133
.0023.0023.0λμμρλα
壳程传热系数
假设壳程的传热系数
()℃m W ?=22/540α 污垢热阻
W ℃m R R d d /1072.12
421??==- 管壁的导热系数)℃m W ?
=/45λ
2221211121
1
αλα++++=
d m d R d bd d d R d d K 5401
1072.10225.045025.00025.0020.0025.01072.1020
.0970025
.01
44
+?+??+?+?=
--
()
℃m W ?=2
/6.278 四、计算传热面积
2
6'
7.630
.626.278101.1'm t K Q S m =??=?= 考虑15%的面积裕度， 2737.6315.1'15.1m S S =?=?=
五、工艺结构尺寸
5.1 管径和管内流速
选用5.225?Φ传热管(碳钢),取管内流速s m u /0.11= 5.2 管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数 ()（根）430
.102.0785.03600715344304
2
21≈???=
=
u
d V
n s π
按单程管计算,所需的传热管长度为 m n d S L s 6.2143
025.014.373
2=??==
π 按单程管设计,传热管过程,宜采用多管程结构。现取传热管长m l 4=，
则该换热器管程程数为
（管程）64
6.21≈==
l L N p 传热管总根数（根）258643=?=N
5.3平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数
15.170110129
175=--=
R
38
.0701*******=--=P
按单壳程, 4管程结构,温差校正系数应查附图6.11对数平均温
度校正系数t ??。
可得 91.0=?t ? 平均传热温差
℃t t m t m 4.566291.0'=?=?=??? 5.4 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排列,隔板两恻采用正方形排列.取管心距
225.1d t =,则
m m t 3225.312525.1≈=?=
横过管束中心线的管数
（根）
2025819.119.1≈==N n c
5.5 壳体内径
采用多管程结构,取管板利用率6.0=η,则壳体内径为 mm N t D 7.6966.02583205.105.1=?==η 圆整可取mm D 696= 5.6 折流板
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为 mm h 17469625.0=?= 取折流板间距D B 25.0=， 则mm B 17469625.0=?= 可取B 为200mm 。 折流板数
（块）
折流板间距传热管长1912004000
1=-=-=
B N
折流板圆缺面水平装配。 5.7 接管
壳程流体进出口接管:取接管内流速为s m u /0.1=，则接管内径为
()）
（m u
V d 146.00.114.381536004900044=???==
π
取标准管径为150mm 。
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速s m u /1=，则接管内
径为
()）（m u V d 134.00.114.371536003650044=???==
π
取标准管径为150mm 。
六、换热器核算
6.1 热量核算
6.1.1 壳程对流传热系数
对圆缺形折流板,可采用克恩公式
14
.02
3155
.02
2
2Pr Re 36
.0???
? ??=w e
d μ
μλα
当量直径,由正方形排列得
()
)
(027.0025.014.3025.0785.0032.0444222222m d d t d e =??-=?
?? ??
-=ππ
壳程流通截面积
)(031
.0032.0025.0172.02.012m t d BD S o =???
??-?=??? ??-=
壳程流体流速及其雷诺数分别为
())/(54.0031.08153600490002s m u =?=
3
3
01096.310381554.0027.0Re ?=???=-
普兰特准数
56
.51128.01031020.2Pr 3
3=???=-
粘度校正05.114
.0≈???
? ??w μ
μ
()
℃m W ?=?????
=23155.032/62605.156.51)1096.3(027.0128
.036.0α
6.1.2 管程对流传热系数
3
.08.01
1
1Pr Re 023
.0d λα=
管程流通截面积
)(014.06276
02.0785.0221m S =?
?=
管程流体流速及其雷诺数分别为
013
.1014.0)
7153600/(365001=?=
u 4
1026.200064.0715013.1020.0Re ?=??=
普兰特准数
9
.11133.01064.01048.2Pr 3
3=???=-
()
℃m W ?=????
=23.08.041/9809.11)1026.2(02.0133
.0023.0α
6.1.3 传热系数 K
2221211121
1αλα++++=
d m d R d bd d d R d d K
6261
000172.00225.045025.00025.0020.0025.0000172.0020.0980025.01+
+??++?=
()
℃m W ?=2/303
6.1.4 传热面积 S
2
6
1.717
.55303102.1m t K Q S m =??=?=
该换热器的实际传热面积p S
()
()()
)(3.792027606.04025.014.32
2m n N L d S c p =-?-??=-=π
该换热器的面积裕度为
％
％％S
S S H p 5.111001.711
.713.79100=?-=
?-=
传热面积裕度大,该换热器能够完成生产任务 6.2 换热器内流体的流动阻力 6.2.1 管程流动阻力
()p s t N N F P P P 211?+?=∑?
1=s N , 6=p N , 4.1=t F
221
1u d l P ρλ=? , 22
2u P ρζ=?
由4
1026.2Re ?=，传热管相对粗糙度005.02001
.0=，查图——摩擦系
数与雷诺准数及相对粗糙度的关系得℃m W ?=/033
.01λ，流速s m u /013.11=，3/715m kg =ρ，
所以
Pa
P 24212715
013.102.04033.021=???=?
Pa u P 11012013.17153222
2=??==?ρζ
()()Pa Pa N N F P P P p
s t 5211103.08.2958464.11101
2421?<=??+=?+?=∑? 管程流动阻力在允许范围之内。 6.2.2 壳程阻力
()s t N F P P P ''212?+?=∑?
1=s N 15.1=t F 流体流经管束的阻力
()
2122'
1
o
B c u N n Ff P ρ+=?
4.0=F
7563.039605228
.02=?=-f 20=c n
19=B N ，54.0=o u
()Pa
P 14379254.0815119207563.04.02'
1
=??+???=?
流体流过折流板缺口的阻力
225.32
2'
2
u D B N P B ρ?
?? ??
-=? m B 2.0=，m D 72.0=
Pa P 6648254.081572.02.025.3192
'
2
=??
??? ??
?-?=?
总阻力 Pa Pa P 52103.02418115.1)664814379(?<=?+=∑? 壳程流动阻力也比较适宜。
七、设计计算
7.1 筒体的计算 7.1.1 计算条件
计算压力 P c =2.25 MPa 设计温度 t =60℃ 内径 D i =500 mm 选用的材料 16M n R 钢板负偏差 C 1=0
钢板的腐蚀裕量 C 2=3 mm
操作温度下的许用应力 [σ]=170 MPa 设计温度下的许用应力 [σ]t =170 MPa 试验温度下的屈服点 s σ=345 MPa 焊接系数 φ=0.85
7.1.2 厚度的计算
计算厚度 δ=
c
t i
c P D P -φσ][2
=2.25×500÷﹙2×170×0.85-2.25﹚ =3.9 mm
设计厚度 2C d +=δδ=3.9+3=6.9mm 名义厚度 ?+=d n δδ=6.9+0.1=7mm
有钢材标准规格，可取δn =8 mm
有效厚度 21C C n e --=δδ=8-0-3=5mm
7.2 .管箱短节的计算 7.2.1 计算条件
计算压力 P c =2.1 MPa 设计温度 t =60℃ 内径 D i =500 mm 选用的材料 16M n R 钢板负偏差 C 1=0
钢板的腐蚀裕量 C 2=3 mm
操作温度下的许用应力 [σ]=170 MPa 设计温度下的许用应力 [σ]t =170 MPa 试验温度下的屈服点 s σ=345 MPa 焊接系数 φ=0.85
7.2.2 厚度计算
计算厚度 δ=
c
t
i
c P D P ]σ[2 =2.1 ×500÷﹙2×170×0.85-2.1 ﹚ =3.7 mm
设计厚度 2C d +=δδ=3.3+3=6.7mm 名义厚度 ?+=d n δδ=6.7+0.3=7mm 有钢材标准规格，可取δn =8 mm 有效厚度 21C C n e --=δδ=8-0-3=5mm
7.3 外头盖短节计算 7.3.1 计算条件
计算压力 P c =2.25 MPa 设计温度 t =60℃
内径 D i =600 mm 选用的材料 16M n R 钢板负偏差 C 1=0 钢板的腐蚀裕量 C 2=3 mm
操作温度下的许用应力 [σ]=170 MPa 设计温度下的许用应力 [σ]t =170 MPa 试验温度下的屈服点 s σ=345 MPa 焊接系数 φ=0.85
7.3.2 厚度计算
计算厚度 δ=
c
t
i
c P D P ]σ[2 =2.25×600÷﹙2×170×0.85-2.25﹚ =4.7 mm
设计厚度 2C d +=δδ 4.7+3=7.7mm 名义厚度 ?+=d n δδ7.7+0.3=8mm 有钢材标准规格，可取δn =8 mm 有效厚度 21C C n e --=δδ=8-0-3=5mm
7.4 管箱封头计算 7.4.1 计算条件
计算压力 P c =2.1 MPa 设计温度 t =60℃ 内径 D i =500 mm 选用的材料 16M n R 钢板负偏差 C 1=0
钢板的腐蚀裕量 C 2=3 mm
操作温度下的许用应力 [σ]=170 MPa 设计温度下的许用应力 [σ]t =170 MPa 试验温度下的屈服点 s σ=345 MPa 焊接系数 φ=0.85
7.4.2 厚度计算
计算厚度 δ=
c
t i
c P D P ]σ[2
=2.1 ×500÷﹙2×170×0.85-2.1 ﹚ =3.6 mm
设计厚度 2C d +=δδ=3.3+3=6.6mm 名义厚度 ?+=d n δδ=6.6+0.4=7mm 有钢材标准规格，可取δn =8 mm 有效厚度 21C C n e --=δδ=8-0-3=5mm
7.5 外封头盖计算 7.5.1 计算条件
计算压力 P c =2.25 MPa 设计温度 t =60℃ 内径 D i =600 mm 选用的材料 16M n R 钢板负偏差 C 1=0
钢板的腐蚀裕量 C 2=3 mm
操作温度下的许用应力 [σ]=170 MPa 设计温度下的许用应力 [σ]t =170 MPa 试验温度下的屈服点 s σ=345 MPa 焊接系数 φ=0.85
7.5.2 厚度计算
计算厚度 δ=
c
t
i
c P D P ]σ[2 =2.25×600÷﹙2×170×0.85-2.25﹚ =4.7mm
设计厚度 2C d +=δδ=4.7+3=7.7mm 名义厚度 ?+=d n δδ=7.7+0.3=8mm 有钢材标准规格，可取δn =8 mm 有效厚度 21C C n e --=δδ =8-0-3=5mm
7.6 管板的设计
7.6.1 管板厚度的计算
n ＇=22, S =32, S n =44
()S S S n A n d -?=1
=22×32﹙44-32﹚ =8448mm 2 n =132
d t A nS A +=2 =132×322＋8448 =143616 mm 2 D t =
π
t
A 4
=
14
.3143616
4?
=428 mm
垫圈外径 D =565 mm ，垫圈内径 D =525 mm 密封基本宽度 ()2/0d D b -= =﹙600-550﹚/2 =20 mm b 0>6.4 053.2b b = =11.31 mm b D D G 2-=
=565-2×11.31 =542.38mm
G t t D D /=ρ =0.789 ()t t d n na δπδ-=
=132×3.14×2.5×﹙25-2.5﹚ =23314.5mm 2 4/21d n A A t π-= =78853.5mm 2 1/A na =β=0.300
设管板厚度 δ=98mm E t =191.5×103 MPa δ2-=总L L =6000-3-2×98 =5801mm t t t LD na E /K =
=191.5×103×23314.5/5801×428 =1798MPa η=0.4 E p =204.5×103 MPa
《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)
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锯齿形板式热水冷却器的设计任务书一、设计题目： 锯齿形板式热水冷却器的设计 二、设计参数： （1）处理能力：7.3×104t/Y热水 （2）设备型式：锯齿形板式热水冷却器 （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30℃，出口温度40℃。 3、允许压降：不大于105Pa。 4、每年按330天，每天按24小时连续运行。 5、建厂地址：蚌埠地区。
目录 1 概述 (1) 1. 1 换热器简介 (1) 1. 2 设计方案简介 (2) 1. 3 确定设计方案 (2) 1. 3. 1 设计流程图 (3) 1. 3. 2 工艺流程简图 (4) 1. 3. 3 换热器选型 (4) 1. 4 符号说明 (4) 2 锯齿形板式热水冷却器的工艺计算 (5) 2.1 确定物性数据 (5) 2.1.1 计算定性温度 (5) 2.1.2 计算热负荷 (6) 2. 1. 3 计算平均温差 (6) 2. 1. 4 初估换热面积及初选板型 (6) 2. 1. 5 核算总传热系数K (7) 2. 1. 6 计算传热面积S (9) 2. 1. 7 压降计算 (10) 2.2 锯齿形板式热水冷却器主要技术参数和计算结果 (10) 3 课程设计评述 (11) 参考文献 (12) 附录 (13)
1 概述 1.1 换热器简介 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。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛，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。换热器种类很多，若按换热器传热面积形状和结构可分为管式换热器和特殊形式换热器。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各一相同，故换热器的类型很多，特点不一、可根据生产工艺要求进行选择。 1.2 设计方案简介 根据设计要求:用入口温度30 ℃，出口温度40℃的循环水冷却热水（热水的入口温度80℃，出口温度60℃），通过传热量、阻力损失传热系数、传热面积的计算，并结合经验值确定换热器的工艺尺寸、设备型号、规模选定，然后通过计算来确定各工艺尺寸是否符合要求，符合要求后完成工艺流程图和设备主体条件图，进而完成设计体系。 设计要求：选择一台适宜的锯齿形换热器并进行核算。下图中左面的为板式换热器外形，右边的是板式换热器工作原理图。
课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；
目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)
化工原理课程设计报告样本
《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 完成日期年月日 7
目录 一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比 的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7
加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流 量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7
5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力 降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7
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
成绩 化工原理课程设计 设计说明书 设计题目：万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计 。 姓名陈端 班级化工07-2班 学号 006 】 完成日期 2009-10-30 指导教师梁伯行
化工原理课程设计任务书 (化工07-1,2,3,4适用) 一、设计说明书题目: — (万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二、设计任务及条件 (1).处理量: (3000＋本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计); (2). 进料热状况参数：( 2班)为, (3). 进料组成: ( 2班) 含苯为25％(质量百分数), (4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数); (5). 塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。 装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。 三、【 四、设计说明书目录(主要内容) 要求 1)前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的）， 2)装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明 3)装置物料衡算 4)精馏塔工艺操作参数确定 5)适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算 6)精馏塔主要结构尺寸的确定 7)精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定 8)、 9)装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号 10)装置配管及机泵选型 11)适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较) 12)精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价 13)附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。 五、经济指标及参考书目 1)6000元/(平方米塔壁)(塔径～乘, 塔径～乘, 塔径以上乘, 2)4500元/(平方米塔板), 3)# 4)4000元/(平方米传热面积), 5)16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水), 6)250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年, 7)装置主要固定资产年折旧率为10% , 银行借贷平均年利息%。 8)夏清陈常贵主编《化工原理》(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学 出版社2005 9)贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津; 天津大学出版社2002
《化工原理课程设计任务书》（1） 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35℃。 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： 1. 99000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。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。
（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取
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》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师
化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。
设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。
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 =，
目录 第一章前言 (1) 1.1 精馏及精馏流 (1) 1.2 精馏的分类 (2) 1.3精馏操作的特点 (2) 1.3.1沸点升高 (2) 1.3.2物料的工艺特性 (2) 1.3.3节约能源 (2) 1.4 相关符号说明 (4) 1.5相关物性参数 (6) 1.5.1苯和甲苯的物理参数............................... .6 第二章设计任务书. (7) 第三章设计内容 (8) 3.1设计方案的确定及工艺流程的说明 (8) 3.2全塔的物料衡算 (8) 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8) 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 (8) 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.3塔板数的确定 (9) 3.3.1平衡曲线的绘制 (9) 3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算 (12) 3.4.1平均压强p m (12) 12 3.4.2平均温度t m..................................... M (13) 3.4.3平均分子量 m 3.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力 (14) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)
3.5.1塔径的计算 (16) 3.5.2精馏塔有效高度的计算 (18) 3.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (18) 3.6.1溢流装置计算 (18) 3.6.2塔板布置 (19) 3.6.3气象通过塔板压降的计算 (21) 3.7塔板负荷性能图 ................................ ..23 3.7.1漏液线 (23) 3.7.2 雾沫夹带线 (23) 3.7.3 液相负荷下限线 (24) 3.7.4 液相负荷上限线 (24) 3.7.5液泛线 (25) 第四章附属设备的选型及计算 (27) 4.1接管——进料管 (27) 4.2法兰 (27) 4.3筒体与封头 (27) 4.4 人孔 (28) 4.5热量衡算 (28) 参考文献 (31) 课程设计心得 (32)
化工原理课程设计终稿 成绩华北科技学院环境工程系《化工原理》课程设计报告设计题目分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计学生姓名张帆学号200801034215指导老师孙春峰专业班级化工B082班教师评语设计起止日期：2011年6月14日至2011年6月26日化工原理课程设计化工原理课程设计任务书 1.设计题目：分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 2.原始数据及条件：进料：乙醇含量45%，其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量99%；塔底乙醇含量% 生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强(绝压)；泡点进料；R=5 3.
设计任务：完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。- 2 - 化工原理课程设计目录第一章绪论 4 第二章塔板的工艺设计 5 精馏塔全塔物料衡算5 有关物性数据的计算 5 理论塔板数的计算12 塔径的初步计算14 溢流装置15 塔板分布、浮阀数目与排列1 6 第三章塔板的流体力学计算18 、气相通过浮阀塔板的压降18 、淹塔19 、雾沫夹带20 、塔板负荷性能图20 物沫夹带线20 液泛线21 相负荷上限21 漏液线
22 相负荷下限22 浮阀塔工艺设计计算结果23第四章塔附件的设计25 接管............................................................... ............................................... 25 筒体与封头............................................................... ................................... 27 除沫器............................................................... ........................................... 27 裙座............................................................... ............................................... 27 人孔............................................................... ............................................... 27 第五章塔总体高度的设计............................................................... ........................ 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔的顶部空间高度............................................................... ....................... 28 塔总体高
传热膜系数测定实验（第四组） 一、实验目的 1、了解套管换热器的结构和壁温的测量方法 2、了解影响给热系数的因素和强化传热的途径 3、体会计算机采集与控制软件对提高实验效率的作用 4、学会给热系数的实验测定和数据处理方法 二、实验内容 1、测定空气在圆管内作强制湍流时的给热系数α1 2、测定加入静态混合器后空气的强制湍流给热系数α1’ 3、回归α1和α1’联式4 .0Pr Re ??=a A Nu 中的参数A 、a *4、测定两个条件下铜管内空气的能量损失 二、实验原理 间壁式传热过程是由热流体对固体壁面的对流传热，固体壁面的热传导和固体壁面对冷流体的对流传热三个传热过程所组成。由于过程复杂，影响因素多，机理不清楚，所以采用量纲分析法来确定给热系数。 1）寻找影响因素 物性：ρ，μ ，λ，c p 设备特征尺寸：l 操作：u ，βgΔT 则：α=f （ρ，μ，λ，c p ，l ，u ，βgΔT ） 2）量纲分析 ρ[ML -3]，μ[ML -1 T -1]，λ[ML T -3 Q -1]，c p [L 2 T -2 Q -1]，l [L] ，u [LT -1]， βg ΔT [L T -2]， α[MT -3 Q -1]] 3）选基本变量（独立，含M ，L ，T ，Q-热力学温度） ρ，l ，μ, λ 4）无量纲化非基本变量 α：Nu ＝αl/λ u: Re ＝ρlu/μ c p : Pr ＝c p μ/λ βgΔT : Gr ＝βgΔT l 3ρ2/μ2 5）原函数无量纲化 ??? ? ???=223,,μρβλμμρλαtl g c lu F l p 6）实验 Nu ＝ARe a Pr b Gr c 强制对流圆管内表面加热：Nu ＝ARe a 圆管传热基本方程： m t A K t T t T t T t T A K Q ???=-----?=111 22112211 1ln ) ()( 热量衡算方程： )()(12322111t t c q T T c q Q p m p m -=-= 圆管传热牛顿冷却定律： 2 2112211 22211221121 1ln ) ()(ln )()(w w w w w w w w T T T T T T T T A t t t t t t t t A Q -----?=-----?=αα 圆筒壁传导热流量：)] /()ln[)()()/ln(11221122121 2w w w w w w w w t T t T t T t T A A A A Q -----?-?=δλ 空气流量由孔板流量测量：54 .02.26P q v ??= [m 3h -1，kPa] 空气的定性温度：t=(t 1+t 2)/2 [℃]
《化工原理课程设计》报告 10000kg/h 甲醇~水 精馏装置设计
一、概述 (3) 1.1 设计依据 (3) 1.2 技术来源 (3) 1.3 设计任务及要求 (3) 二、计算过程 (4) 1 设计方案及设计工艺的确定 (4) 1.1 设计方案 (4) 1.2.设计工艺的确定 (4) 1.3、工艺流程简介 (4) 2. 塔型选择 (5) 3. 操作条件的确定 (5) 3.1 操作压力 (5) 3.2 进料状态 (5) 3.3加热方式的确定 (6) 3.4 热能利用 (6) 4. 有关的工艺计算 (6) 4.1精馏塔的物料衡算 (9) 4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (10) 4.1.3物料衡算 (10) 4.2 塔板数的确定 (10) 4.2.1 理论板层数NT的求取 (10) 4.2.3 热量衡算 (12) 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 4.3.1 操作压力的计算 (14)
4.3.3 平均摩尔质量的计算 (15) 4.3.4 平均密度的计算 (15) 4.3.5 液相平均表面力的计算 (16) 4.3.6 液体平均粘度的计算 (17) 4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 (18) 4.4.1塔径的计算 (18) 4.4.2 精馏塔有效高度的计 (19) 4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (19) 4.5.1溢流装置的计算 (19) 4.5.2 塔板布置 (21) 4.6 筛板的流体力学验算 (24) 4.6.1 塔板压降 (24) 4.6.2 液面落差 (25) 4.6.3 液沫夹带 (26) 4.6.4 漏液 (26) 4.6.5 液泛 (27) 4.7 塔板负荷性能图 (27) 4.7.1、液漏线 (27) 4.7.2、液沫夹带线 (28) 4.7.3、液相负荷下限线 (29) 4.7.4、液相负荷上限线 (29) 4.7.5、液泛线 (29) 5.热量衡算 (32) 5.1塔顶换热器的热量衡算 (33)
实验一 伯努利实验 一、实验目的 1、熟悉流体流动中各种能量和压头的概念及相互转化关系，加深对柏努利方程式的理解。 2、观察各项能量（或压头）随流速的变化规律。 二、实验原理 1、不可压缩流体在管内作稳定流动时，由于管路条件（如位置高低、管径大小等）的变化，会引起流动过程中三种机械能——位能、动能、静压能的相应改变及相互转换。对理想流体，在系统内任一截面处，虽然三种能量不一定相等，但能量之和是守恒的（机械能守恒定律）。 2、对于实际流体，由于存在内磨擦，流体在流动中总有一部分机械能随磨擦和碰撞转化为热能而损失。故而对于实际流体，任意两截面上机械能总和并不相等，两者的差值即为机械损失。 3、以上几种机械能均可用U 型压差计中的液位差来表示，分别称为位压头、动压头、静压头。当测压直管中的小孔（即测压孔）与水流方向垂直时，测压管内液柱高度（位压头）则为静压头与动压头之和。任意两截面间位压头、静压头、动压头总和的差值，则为损失压头。 4、柏努利方程式 ∑+++=+++f h p u gz We p u gz ρ ρ2222121122 式中： 1Z 、2Z ——各截面间距基准面的距离 （m ） 1u 、2u ——各截面中心点处的平均速度（可通过流量与其截面 积求得） (m/s) 1P 、2p ——各截面中心点处的静压力（可由U 型压差计的液位 差可知） （Pa ） 对于没有能量损失且无外加功的理想流体，上式可简化为 ρ ρ2 2 22121122p u gz p u gz + +=++ 测出通过管路的流量,即可计算出截面平均流速ν及动压g 22 ν，从而可得到各截面测管水头和总水头。 三、实验流程图
《化工原理课程设计》指导书 一、课程设计的目的与性质 化工原理课程设计是化工原理课程的一个实践性、总结性和综合性的教学环节，是学生进一步学习、掌握化工原理课程的重要组成部分，也是培养学生综和运用课堂所学知识分析、解决实际问题所必不可少的教学过程。 现代工业要求相关工程技术人员不仅应是一名工艺师，还应当具备按工艺要求进行生产设备和生产线的选型配套及工程设计能力。化工原理课程设计对学生进行初步的工程设计能力的培养和训练，为后续专业课程的学习及进一步培养学生的工程意识、实践意识和创新意识打下基础。 二、课程设计的基本要求 (1)在设计过程中进一步掌握和正确运用所学基本理论和基本知识，了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，培养发现问题、分析问题和解决问题的独立工作能力。 (2)在设计中要体现兼顾技术上的先进性、可行性和经济上的合理性，注意劳动条件和环境保护，树立正确的设计思想，培养严谨、求实和科学的工作作风。 (3)正确查阅文献资料和选用计算公式，准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。 (4)用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想和计算结果。 三、设计题目 题目Ⅰ：在生产过程中需将3000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅱ：在生产过程中需将5000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。 题目Ⅲ：在生产过程中需将7000kg/h的某种油（在90℃时，密度为825kg/m3；定压比容为2.22kJ/kg·℃；导热系数为0.140W/m·℃；粘度为0.000715Pa·s；污垢热阻为0.000172m2·℃/W）从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa，冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水的入口温度为35℃，出口温度为45℃。设计一列管式换热器满足上述生产需要。
列管式换热器设计说明书 设计者：班级： 姓名： 学号： 日期： 指导教师设计成绩日期
目录 一、方案简介 (3) 二、方案设计 (4) 1、确定设计方案 (4) 2、确定物性数据 (4) 3、计算总传热系数 (4) 4、计算传热面积 (5) 5、工艺结构尺寸 (5) 6、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、对设计的评述 (11) 五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）································· 六、参考文献 (12) 七、主要符号说明 (12) 附图··········································································
一、方案简介 本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器. 选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。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作为设计基础。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93℃冷却到50℃。处理能力为1×105吨/年。 冷却介质采用自来水，入口温度27℃，出口温度37℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按300天，每天24小时连续运行） 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 热流体进口温度93℃，出口温度50℃冷流体。 冷流体进口温度27℃，出口温度37℃。 从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。 2、确定物性数据 定性温度：可取流体进口温度的平均值。 壳程硝基苯的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝5. 71 2 50 93 T 管程流体的定性温度为： ℃ ＝ ＋ ＝32 2 37 27 t 管内流体流态最好完全 湍流。Re>10000，d=0.02， μ=0.001，ρ=1000，故 u i ≥0.5m/ｓ 出口水温是可以自行改动的。 冷却水温差最好在5～10℃ 一年的工作日一般 300～340天。可以自行 选定。 流程安排说理要充分。
化工原理课程设计--填料吸收塔设计（水吸收氨气） 一、精馏塔主体设计方案的确定 1.1装置流程的确定 本次设计采用逆流操作：气相自塔低进入由塔顶排出，液相自塔顶进入由塔底排出，即逆流操作。 逆流操作的特点是：传质平均推动力大，传质速率快，分离效率高，吸收剂利用率高。工业生产中多采用逆流操作。 1.2 吸收剂的选择 因为用水做吸收剂，故采用纯溶剂。 2-1 工业常用吸收剂 1.3填料的类型与选择 填料的种类很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。 1.3.1 填料种类的选择 本次采用散装填料。散装填料根据结构特点不同，又可分为环形填料、鞍形填料、环鞍形填料及球形填料等。鲍尔环是目前应用较广的填料之一，本次选用鲍尔环。 1.3.2 填料规格的选择 工业塔常用的散装填料主要有Dn16\Dn25\Dn38\ Dn76等几种规格。同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用也增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低。因此，对塔径与填料尺寸的比值要有一规定。 常用填料的塔径与填料公称直径比值D/d的推荐值列于。
表3-1 填料种类 D/d 的推荐值 拉西环 D/d ≥20~30 鞍环 D/d ≥15 鲍尔环 D/d ≥10~15 阶梯环 D/d>8 环矩鞍 D/d>8 1.3.3 填料材质的选择 工业上，填料的材质分为瓷、金属和塑料三大类 聚丙烯填料在低温（低于0度）时具有冷脆性，在低于0度的条件下使用要慎重，可选耐低温性能良好的聚氯乙烯填料。 综合以上：选择塑料鲍尔环散装填料 Dn50 1.4 基础物性数据 1.4.1 液相物性数据 对低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯水的物性数据。由手册查得 20 ℃水的有关物性数据如下： 1. 3 998.2/l kg m ρ= 2. 0.001. 3.6/.l pa s kg m h μ==黏度： 3. 表面力为:2 72.6/940896/z dyn cm kg h σ== 4. 3320:0.725/CNH H kmol m kpa ?=? 5. 62320:7.3410/l CNH D m h -?=? 6. 22320:0.225//v CNH D cm s m h ?== 1.4.2 气相物性数据 1. 混合气体的平均摩尔质量为 0.0617.03040.942928.2818vm i i M y m =∑=?+?= (2-1) 2. 混合气体的平均密度 由3 101.328.2818 1.17618.314293 VM vm PM kg m RT ρ?===? (2-2) R=8.314 3/m KPa kmol K ??