列管式换热器 (化工原理课程设计)

化工原理课程设计

题目：列管式换热器设计

班级：

姓名：

学号：

指导教师：

2015 年-2016 年学年第1 学期

目录

设计任务书 (3)

前言 (4)

一．工艺说明及流程示意图 (5)

1. 工艺流程 (5)

1.1酒精的工艺流程 (5)

1.2 冷却流程图 (5)

1.2.1白酒加工工艺流程 (5)

1.2.2 冷却流程 (5)

2. 工艺说明 (6)

2.1 流体流入空间的选择 (6)

2.2 出口温度的确定(含算法程序) (6)

2.3 流速的选择 (7)

2.4 计算平均温差 (8)

二．流程及方案的论证与确定 (8)

1. 设计方案的论证 (8)

2. 确定设计方案及流程 (8)

2.1 选择物料 (8)

2.2 确定两流体的进出口温度 (9)

2.3 确定流程 (9)

2.4 换热器类型的选择 (9)

三．设计计算及说明 (9)

1. 流体物性的确定 (9)

1.1 水的物性 (9)

1.2无水乙醇的物性 (9)

2. 初步确定换热器的类型和尺寸 (9)

2.1计算两流体的平均温度差 (9)

2.2计算热负荷和冷却水流量 (10)

2.3 传热面积 (10)

2.4 选择管子尺寸 (11)

2.5 计算管子数和管长,对管子进行排列,确定壳体直径 (11)

2.6 根据管长和壳体直径的比值,确定管程数 (12)

3. 核算压强降 (12)

3.1 管程压强降 (12)

3.2 壳程压强降 (12)

4. 核算总传热面积 (14)

4.1 管程对流传热系数α0 (14)

4.2 壳程对流传热系数αi (14)

4.3 污垢热阻 (15)

4.4 总传热系数K’ (15)

4.5 传热面积安全系数 (15)

4.6 壁温的计算 (15)

4. 7 偏转角的计算...................................... (15)

四．设计结果概要表 (16)

五．对设计的评价及问题的讨论 (17)

1.对设计的评价 (17)

2.问题的讨论 (17)

六．参考文献 (18)

七．致谢

八．附录：固定管板式换热器的结构图、花板布置图

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或自选热源加热至生产工艺所要求的温度。

三、设计条件：1．处理能力G = 学生学号最后2位数×300 t

/d；

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℃；加热器用热水或水蒸汽为热源，条件自选。

3．允许压降：不大于105Pa；

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.对确定的设计方案进行简要论述；

2.物料衡算、热量衡算；

3.确定列管式冷却器的主要结构尺寸；

4.计算阻力；

5.选择适宜的列管换热器并进行核算；

6.用Autocad绘制列管式换热器的结构图(3号图纸)、花板布置图(3号

或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.论文题目.刊物名称, 出版年,卷号(期号)：起止页码

专著格式为：作者姓名.专著书名.出版社名,出版年,起止页码

例：潘继红等. 管壳式换热器的分析与计算. 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

前言

酒精工业是十分重要的有机基础化学工业之一,又是新兴的能源工业之一。酒精在食品、医药、化工、燃料和国防工业等方面都有着广泛的用途。在酒精生产中, 水的用量很大, 根据各厂的管理水平、生产工艺、设备选型及原料的不同, 每生产一吨酒精用水量从几十吨到一百多吨不等。【1】在生产过程中,水除了部分用于工艺配料外,大部分是用于冷却物料,如:糖化醪的冷却;酒母、发酵醪的冷却;酒精蒸馏的冷凝、冷却等,可见在酒精生产中使用换热器的工序、部位很多,在设计过程中,换热器选型和设计将对酒精厂节约用水产生重要的影响。

乙醇是一种重要的基础化工原料，用于合成乙醛、乙醚、醋酸乙酯等基本有机原料，还是配制饮用酒和医药上的杀菌剂的原料。工业生产乙醇的主要原料是玉米、小麦或木薯等淀粉质，通过催化分解为可发酵的糖类，然后发酵转化为乙醇。燃料乙醇的关键生产技术是乙醇脱水。乙醇脱水传统技术主要包括分子筛吸附工艺、环烷酸恒沸蒸馏技术，比较先进的技术包括溶盐精馏技术和乙二醇萃取精馏技术等。

乙醇的工业生产方法主要有两种，即以糖类、淀粉和水解纤维素等碳水化合物为原料的发酵法和乙烯为原料的水化法。本工艺为以淀粉为原料的发酵法，经过一系列的生产工艺后得到的乙醇液体温度还接近于其沸点，且乙醇是易挥发液体。在相对高温下不利于白酒的装罐贮存，所以在蒸馏后冷凝和冷却必不可少。又因为是流体的大生产量冷却，故使用列管式换热器将其进行冷却以达到一定的贮存温度。

化工原理课程设计是化工类专业学生运用自己已学课程的知识来解决常规化工设计中的问题的一次很好地、全面地锻炼过程。通过设计可以不断增强学生运用综合知识的能力,解决工程实际问题的能力和全面分析问题的能力。

换热器是进行热量传递的通用工艺设备，它在炼油、轻化工及其他一般化学工业中广泛应用着，例如冷却、加热、蒸发和废热回收等。随着化学工业的迅速发展，各种换热器发展很快，新型结构不断出现，以满足各工业部门的需要。列管式换热器是目前生产上应用最广泛的一种传热设备，由于不断的改进，其结构也较完善。

换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器传热量大、应用最为广泛。本设计选用的是间壁式换热器中传热面积大，结构紧凑、坚固、传热效果好的列管式换热器。列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备，结构简单，适应性强；单位体积所具有的传热面积大并传热效果好；且种类多，型号全。【2】

一. 工艺说明及流程示意图

1.工艺流程图

1.1 酒精的工艺流程

酒精制造的传统工艺【3】

我国酒精制造的传统工艺分别是酿造工艺和水合工艺。酿造工艺的主要原料是以大米、小麦、红薯等淀粉质，主要方法是利用稻、麦、豆及红薯、土豆等高淀粉含量的植物对其淀粉里的酶在水溶作用下经过一系列的化学反应化合成为葡萄糖，对葡萄糖进一步进行化学反应生成酒精。整个过程的实质就是将原料粉碎、蒸煮、葡萄糖化和酵母发酵及蒸馏形成一个有机的整体。其具体的生产流程为:

淀粉→调浆→蒸煮→糖化酶→糖化→发酵→酒精

1.2 冷却流程图

1.2.1白酒加工工艺流程

淀粉原料——粉碎——拌料——蒸煮（糊化）——糖化（加糖化酶）——冷却——发酵（加酵母菌种）——蒸馏塔（蒸馏）——精馏塔（精馏）——95%乙醇——淡化——过滤——白酒

1.2.2 冷却流程

图1乙醇冷却示意图

2.工艺说明

2.1 流体流入空间的选择

固定管板式换热器要求不洁净和易结垢的流体宜走管程，易于清洁；腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管外空间的其他零件受腐蚀；根据冷热流体的特性，本设计选择让酒精走壳程而让冷河水走管程。这是因为相比而言河水更易结垢而管内便于清洗，走管程有助提高流速减少水垢；而作为热流体让白酒走壳程能增大与管壁接触面积，易于散热。

2.2 进出口温度的确定及成本计算

酒精将由85℃冷却到45℃，取冷却河水入口温度为25℃。对于列管换热器的优化设计,可以认为目标函数是指包括设备费用和操作费用在内的总费用,其最少值就是所求。本实验以河水为冷却介质，且河水的进口温度一定，有传热速率方程可知，冷却河水的出口温度将影响热温差，从而影响传热器的传热面积和投资费用，存在一个使设备费用和操作费用之和为最小的最优冷却河水出口温度。 换热器年总费用和水的出口温度有以下函数关系：

)

(3600)]()[(ln

1221122112t t c Q

H C t T t T t T t T K Q K C C pc y

U F A T -+-----=

Q=G pi

C (T 1–T 2)

式中G ———换热器热介质处理量,21×300×1000/24/2＝1.313×105kg/h;

pi

C ———热流体介质比热容, 2.784kJ/(kg?℃);

T 1，T 2———热流体的进出口温度,℃。

2/4200m C A 元投资费用，换热器单位传热面积的---- Q ―――-换热器的热负荷，1.46×107kJ/h=4.01×106W

h

H K K kg

C y F F u 7920330241.010/4.0=?----=--------年工作小时年，则使用年限为换热器的年折旧率，设元单位质量冷却水费用，

根据流体物性确定总传热系数经验值290~698 w/(m2·℃),并结合本工艺实际可取K=450w/(m2·℃)。

把C t C T C T ?

?==?=25,45,85121代入，结合工艺实际计算可得：

优化后的河水的出口温度为35℃

所以，无水乙醇的进出口温度分别为850C 、45℃；河水的进出口温度分别是250C 、35℃。 源程序如下:

#include

main()

{int Q,t2,tm,km;

long double a,b,c,d,e,f,g,h,total=1000000000000000;

for (t2=25; t2<=35; t2++) {a=(long double)t2; b=15/(90-a); c=log(b); d=a-75; e=4200*0.1*1221000*c/(1100*d); /*换热器的年固定费用*/ f=3600*0.4*24*330*1221000/(4187*(a-20)); /*换热器的操作费用*/ g=e+f; /*换热器的年总费用*/

if (g

printf("goodoneis %d %d",tm,km); }

2.3 流速的选择

换热器内的流速增加，传热膜系数增大，同时亦减小了污垢在管子表面沉积的可能性，降低了垢层阻力，从而使总传热系数提高，所需传热面积减少，设备投资费减少。但随着流速的增加，流动阻力也相应增加，动力消耗增大，使操作费用增加。因此，选择适宜的流速是十分重要的。经查阅相关资料，经过经济核算，可设定河水在管内的流速为0.6m/s 。

2.4 计算平均温差

按逆流计算时的平均温度差为： 无水乙醇 85℃45℃ 河水35℃25℃

△t （85-35）（45-25）

1

t ?=85-35=50℃

2

t ?=45-25=20℃

74.322050ln 20

50ln '2121=-=???-?=

?t t t t t m ℃

二、流程及方案的论证与确定

1. 设计方案的论证

1) 确定流程；

2) 计算定性温度以确定物性数据； 3) 计算热负荷；

4) 按纯逆流计算平均传热温差，然后按单壳程多管程计算温度校正，如果温差校正系

数小于0.8，应增加壳程数；

5) 选择适当的总传热系数K 以估算传热面积； 6) 计算冷却水用量；

7) 确定两流体流经管程或壳程，选定管程流体速度，由流速和流量估算单程管的管子

根数，由管子根数和估算的传热面积，估算管子长度和直径，再由系列标准选用适当型号换热器。

8) 传热管排列和分程方法；

9) 计算壳体内径和折流板间距、折流板数； 10) 计算壳程流体传热膜系数；

11) 计算管程流体流速，若结果与前面设定的流速不接近，则要从头在设定一个速度，

再开始算过，直到两者相互接近； 12) 计算管内传热膜系数；

13) 确定污垢热阻，计算总传热系数，如果相差较多，应重新估算；

14) 壁温核算，结果如果大于50℃，要设置温差补偿装置；如果超过105Pa ，则要从头

开始再设数据算，直到结果不大于105Pa 为止。 15) 计算壳程接管内径，选取壳程流体进出口接管规格； 16) 计算管程接管内径，选取管程流体进出口接管规格；

17) 计算传热面积安全系数，必须满足5％－15％的安全度，若不在此范围内，则要再

改数据再试算，直到符合要求；

2. 确定设计方案及流程 2.1 选择物料

本实验选择无水乙醇作为热流体，选择没经过处理的河水作为冷流体.

2.2 确定两流体的进出口温度

无水乙醇的进出口温度分别为85℃、45℃； 河水的进出口温度分别是250℃、35℃。 2.3 确定流程

由于无水乙醇是被冷却的流体，黏度大，在有折流板的壳程流动时容易达到湍流，同时，为便于清洗污垢，热流酒精应该走壳程；河水应走管程。 2.4 换热器类型的选择

对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其他特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能，流体的压力与温度，本设计的是无水乙醇由85℃降温到45℃；采用河水冷却。再根据几种列管式换热器类型的比较，选固定板管式换热器，因为其结构比较简单、紧凑、重量轻、造价低廉等优点。

三. 设计计算及说明

1.流体物性的确定

表1 无水乙醇与选用河水的物性参数 项目

密度kg/m3

比热容

KJ/(Kg ) 黏度Pa S 热导率W/（m ）

无水乙醇 765.7 2.784 0.899×10-3 0.1696 河水 995.7

4.174

0.801×10-3

0.6171

1.1 水的物性

t1=25℃，t2=35℃

水的定性温度为：Tm=(25+35)/2=30℃ 1.2无水乙醇的物性

T 1=85℃，T 2=45℃

无水乙醇的定性温度为：Tm=(85+45)/2=65℃ 2．初步确定换热器的类型和尺寸 2.1 计算两流体的平均温度差 按逆流计算时的平均温度差为：

白酒85℃45℃ 河水35℃25℃

△t （85-35）℃（45-25）℃

1

t ?=85-35=50℃

2

t ?=45-25=20℃

74.322050ln 20

50ln '2121=-=???-?=

?t t t t t m ℃

平均传热温差校正系数

0.4253545851221=--=--=

t t T T R

17.025

8525

351112=--=--=

t T t t P

根据P ，R 值，查温差校正系数图，εΔt ＝0.90>0.8,所以可选用单壳程 此时△tm=εΔt △tm ’=0.90×32.74=29.46℃ ?t 1，?t 2——分别是换热器两端冷热流体的温差 2.2 计算热负荷和冷却水流量

根据设计的要求，换热器的处理能力设为d t /630030021=?。因此无水乙醇的流量为：

h kg d t M i /5^10625.2/30021?=?=

由于这个处理量比较大，选择用两个换热器并联在一起处理。 所以，每一个换热器的处理量为：

2.625×105/2=1.313×105Kg/h

热负荷：

h kJ t c M Q i i p i i /104622.1)4585(784.21313007,?=-??=?= Q i ——热负荷，；

M i ——热流体的流量，kg/h ； ?t i ——热流体的温度差，℃

c ρ,i ——热流体的比热，kJ/kg ·℃。 河水的流量为：

?t o ——冷流体的温度差，℃ c p,o ——冷流体热容，kJ/kg ·℃ 2.3 传热面积

根据流体物性确定总传热系数经验值290~698 w/(m2·℃),并结合本工艺实际可取 K=450w/(m2·℃)。

/kJ h 97.22kg/s 25)

- (35 4.174 0 0

= = ? = ? = t c Qi W p c 3.50×105

kg/h 1.4622×107

2.4 选择管子尺寸

考虑到无水乙醇与水的黏度接近，而河水与无水乙醇相比更易在管子中结垢，故采

用直径的管子较合理。

2.5 计算管子数和管长,对管子进行排列,确定壳体直径 选用标准管长为l=6000mm 的管子，取管内流速0.6m/s 单管程所需的管子数

V ――管内的流体流量,m /s

0d －管内径，m

u ――管内流速，m/s 单程管束长度L 为：

m

d N S L s 41.902.014.351838.3060=??==π 单程管长太长故采用多程，管程数np=L/l ≈2管程，即设计采用双管程以提高换热器效率。

总管数为NT=518x2=1036根 壳体直径：

采用焊接法连接传热管和管板

管心距取a=1.25d 0=1.25×25=31.25 mm

壳体内径应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以，以管板直径的计算可以决定壳体的内径。通过按下式确定壳径。

D=a （b-1）+2e

式中：D —壳体内径，mm ；

a — 管心距，mm ；

b —横过管束中心线的管数，管子按正三角行排列：；

管子按正方形排列：；n 为换热器的总管数； e —管束中线上最外层管中心到壳体内壁的距离，一般取。 则D=a （b-1）+2e=

查表1-4得对应最小壁厚为14mm 。

mm mm 5.225?φ3

n b 1.1=n b 19.1

=)5.1~1(d e == ? ? +? 25 2 1036 1 . 1 ( 31.25 -1）

1.5 1150.2≈1151mm 6 .

0 02 . 0 4 / 14 . 3 . 97.22/995.7

4 2 2 0 = ? ? =

=

u d V

N s π 518根

.

3600

46 . 29 450 . t K Q S m i = ? ? = ? = 1.4622×1010

306.38m 2

2.6 根据管长和壳体直径的比值,确定管程数

根据管长和壳体直径的比值,确定换热器放置方式 L/D=6/1.151=5.2

属于立式的4~6规定范围之间，故采用立式放置。

管程数np=L/l ≈2程，即设计采用双管程以提高换热器效率。 3．核算压强降 3.1 管程压强降

管程流体流通截面积

管程流体流速

雷诺数

ΔP1、ΔP2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa ； Ft ——结垢校正系数，无因次，对于ф25×2.5mm 管子，取为1.4。 由Re=14916.8，取传热管相对粗糙度为0.01，查得λ=0.042， 所以有:

Pa d u l P 2.225802.0260.07.9956042.0220012=????==?ρλ

Pa

u P 7.537260.07.9953232

22

=??==?ρ

Pa Pa P 5

105.78284.12)7.5372.2258(<=??+=?∑

3.2 壳程压强降

ΔP 1'——流体横过管束的压强降，Pa ；

8.14916000801.07.99560.002.0Re 00000

=??==μρu d 2,1,4.1)(2

1

=

==?+?=?∑

p s t p

s

t

i

N N F N N F P P P s s i N F P P P )(21'?+'?=∑?A Wc

u 0.60m/s 0.162 7 . 995 97.22 0

0 0 = ? = =

ρ 2 2 2 0 0 162 . 0 518 02 . 0 m 4 n d 4 A = ? ? = = π

π

ΔP 2'——流体通过折流板缺口的压强降，Pa ； Fs ——壳程压强降的结垢校正因数，无因次，取1。

F ——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5； f i ——壳程流体的摩擦系数，当Re i >500时，f i =5.0 Re i -0.228； n c ——横过管束中心线的管子数；3641.3510361.11.1≈===T c N n

N B ——折流挡板数；（块）

h ——折流挡板间距，m ；h=0.6m 其中有Ns=1，Fs=1.15； 流体流经管束的阻力损失：

a

P P u

N n Ff i

i

B c i 98.4727232.07.76519(3667.05.02)1('2

21=??+???=+=?）ρ

流体流过折流板缺口的阻力损失：

a

P u D h N P i i B 07.867232.07.765)151.16.025.3(92)25.3('2

22=???-?=-=?ρ

a

P N F P P P S

S

i

5

1005.559511)07.86798.4727()''(2

1

<=??+=?+?=?∑

计算表明，管程和壳程的压强降都能满足题目要求

2)1(2

1i

i B

c i u N n Ff P ρ+='?2)25.3(2

2i

i B

u D h N P ρ-='?61190.6B l N h =-

=-=. 0.67

. 6813.8 0 . 5 Re 5.0228 . 0 -0.228 i = ? = = - i f 500

. 6813.8 000899

. 0 7

. 765 32 . 0 025 . 0 Re > = ? ? =

=

i

i i i du

μ

ρ s m A M u i i i i

/ 32 . 0 151

. 0 7 . 765 3600 10 313 . 1 5

= ? ? ? = = ρ

151. 0 ) 025 . 0 36 151 . 1 ( 6 . 0 ) ( d n D h A c i = ? - ? = - =

4． 核算总传热面积 4.1 管程对流传热系数α0

当Re 0=14916.8时，流体流动状态为湍流，所以： 普兰特数

当Re>10000，Pr=0.7~120，L/d 0=9.34/0.02=467.>60时

W/（m 2

·℃） d 0——管内径，m ；

μi ——热流体黏度，Pa ·S ； λi ——热流体传热系数，w/m ·℃ ɑi ——管内传热膜系数，W/(m 2·℃) 4.2 壳程对流传热系数αi

因为管子为正三角形排列，则当量直径为

壳程流通截面积

壳程流体流速

雷诺数为

普兰特数

管内水被加热，故取=1.05，此时

5

.49205.17.145.5672037.01696

.036.0)

(Pr R 36

.031

55.0e 14

.03

155

.0=????==w

e

i

d i

μμ

λαW/(m2·℃)

42.56171.010801.010174.4Pr 3

30

000

≈???==-λμp c 3045

42.58.1491602

.06171

.0023.0Pr Re 023.04

.08

.04

.00

8.000

=???==d λαm d d a d e

037.0025.014.3)025.0785.00375.023(4)423(42222=??-?=-=ππ7

.141696.010899.010784.2Pr 33=???==-i i

i p c λμ14.00)(w μμ000899 . 0 7 . 765 18 . 0 037 . 0 Re = ? ? =

= i i e u

d μ ρ 5672.5 s m A M u i i / 18 . 0 2302 . 0 7 . 765 3600 1.313×105 = ? ? = = ρ 2302m 2

. 0 ) 0375 . 0 025

. 0 1 ( 151 . 1 0.6 ) 1 ( a d hD A = - ? ? = - =

4.3 污垢热阻

管外侧污垢热阻 Ri=0.00014m 2·K/w 管内侧污垢热阻 R0=0.00021m 2·K/w 4.4 总传热系数K'

)W/(m 55.3505.4921

00014.05.224525105.200021.0020.03045025.01

1

1

'23

000C R d bd R d d K o i

i m ?=+

+???++?=

++++=

-αλα

则25.1'≈K K

,比值在1.15~1.25范围内，初步设计的换热器合适.

4.5 传热面积安全系数 理论面积：

2

6

3.44046.2955.3501001.4'm t K Q S m =??=?= 实际面积：

29.48710366025.014.3'm dlN S T =???==π

安全系数： %

75.9%1009.4873.4409.487%100''=?-=?-=S S S F

可见此安全系数在5％～15％范围内，满足设计要求。 4.6 壁温的计算

C T T T o m 61456.0854.06.04.021=?+?=+= C t t t o m 29256.0354.06.04.012=?+?=+=

a2=a0=3045W/(m 2·oC) a1=ai=492.5W/(m 2·oC) 所以

C

t T t o m m w 5.335.492304529

3045615.4922121=+?+?=++=

αααα

C C t o o w 505.33<=

故理论上不需要设置温差补偿，但为了减少热应力，防止管子压弯或管子从管板处 拉脱，可考虑添加补偿圈。

4.7 偏转角计算

管外径d 0=25mm,管心距a=31.25，查表1-3得偏转角=7°

四. 设计结果概要表

表2 物料特性及设备参数

管程壳程物料名称无水乙醇河水

流量,kg/h 1.313×105 3.50×105温度，℃进/出85/45 25/35

物性

定性温度℃65 30

密度kg/m3 765.7 995.7

热容kJ/（kg℃） 2.784 4．174

黏度P a·s0.899×10-30.801×10-3传热系数w/m·℃0.1696 0.6171 普兰特数14.7 5.42

设

备结构参数

类型固定管板式放置方法立式

管程数 2 壳程数 1

管径mm ф25×2.5 管心距mm 31.25 管长mm 6000 管子排列正三角型管数目（根）1036 折流板数（个）9

传热面积m2 487.9 折流板间距mm 600

壳体内径mm 1151 材料碳钢

壳体壁厚mm 14 偏转角7o

主要计算结果管程壳程

流速m/s 0.60 0.18

传热膜系数w/(m2·K) 3045 492.5

污垢热阻(m2·K)/w 0.00014 0.00021 阻力降Pa 2258.2 537.7

传热量W 4.01x106

传热温差℃29.46

总传热系数w/m2·℃350.55

传热面积安全系数9.75%

五. 对设计的评价及问题的讨论

1.对设计的评价：

1.本设计对冷却水的出口温度采用了优化设计,使换热器的年固定费用和操作费用之和最小。

2.创新方面:本实验在优化过程中应用了Excel和C语言编程等进行结合计算。

3.通过本次课程设计，使我们的独立工作能力、设计能力、动手能力得到了极大的提高。在设计的过程中锻炼了我们的统筹、创新、综合运用知识的能力；在反复演算的过程中既锻炼了我们的计算能力又锻炼了耐性。

4.本次课程设计提高了我们互相合作的精神，有谁的数据有问题找不出原因，大家都会一起研究，验算；有谁画图有问题，互相指正，学习。最后要感谢老师在整个设计过程中对我们帮助和指导，使我们能以顺利完成设计。

5.本次课程设计我收获了独立工作能力、设计能力、动手能力，统筹、创新、综合运用知识的能力，在反复演算的过程中锻炼了耐性。令自己掌握如何有效查阅文献资料、搜索有关数据，掌握了CAD工程制图的技术，巩固了自己对这门课程的认知，正确选用公式。增加了知识面，更好地掌握应用所学的化工知识，加强了个人动手能力与独立思考能力，增强了对换热器的认识，为日后在实际生产中工作打下基础。

6.总之,化工生产本身是复杂的,影响因素很多。综合平衡、全面考虑各种复杂的影响因素,是设计成功与否的关键。要获得这方面的知识和能力,唯一的途径是多次进行设计的实践。本次设计当然也必然存在它的不足,但我相信,通过多次的设计训练,所设计出的成果将日趋完善。

2.问题的讨论：

1.对于校核中的各项，实际流速、雷诺数、传热面积、安全系数等经过了反复的重新演算，虽然存在误差，但是反复演算下来还是得到了可以接受的数据。

2.列管式换热器具有处理能力大,适应性强,可靠性高,设计和制造工艺成熟,,生产成本低,清洗较为方便等优点。是目前生产工具中广泛应用的一种换热器。当然，这就要求这种换热器在设计上要满足：

1)换热效率高；

2)流体流动阻力小，即压力降小；

3)结构可靠，制造成本低；

4)便于安装，检修。

3.传热强化，就是指提高热，冷流体间的传热速率。传热过程中，可从三个方面强化传热：

1)增大传热面积；

2)增大平均温差；

3)增大总传热系数。

4．在整个设计的过程中，最大的困难就是不知道哪里有我需要的参数，我只能按照师兄师姐的指导下找到他们曾经用过的文献，但是这些参考文献都比较久远，这给运算带来了极大的不确定性；查到图书馆有我需要的文献，但是在所有的馆内都找不到原书，代借也借不到，给整个设计进程造成极大的困难；不同的参考资料的对同一个参数也有差别，这使没有经验的我们很难做出正确的选择。

5. 在设计换热器的时候应该从以下几点出发：

1）结构安全可靠，造价低；

2）在允许范围内尽可能增大传热面积、平均温差与总传热系数；

3）换热效率高，流体流动阻力小；

4）方便装设与维修。

六.参考文献

[1]曹静.谈酒精生产中换热器的选择及应用[J].中国酿造第五期.2000， 29~30.

[2]赵汝博，管国锋，徐南平.化工原理第三版.南京工业大学.2008，136~186.

[3]孙文达，牛国静.论如何优化酒精的生产工艺[J]. 科技论坛.2013，12~13.

[4]宋贤良李雁《化工原理课程设计指导书》2005，8~26.

[5]吴志全等编著《化工设计》华东理工大学出版社2002，63~64.

[6] 祝建章.Excel 在换热器设计中的应用.广州化工第十八期.2011，38~39.

[7]林慧珠.列管式换热器管子与管板连接方式[J]. 化学工业与工程技术,2001,(03).

[8]徐元敏.列管式换热器设计的几个问题[J].贵州化工第四期.1997,34~37

[9]范梅梅，马喜成.换热器应用案例选型分析[J].广东化工第十二期.2016，153~155

[10]杨成业.探究列管式换热器设计时的问题及措施[J].河南科技.2013,141

七. 致谢

在这次课程设计的撰写过程中，我得到了许多人的帮助。感谢李璐老师在课程设计上给予我的指导以及对我设计初稿提出的建议；感谢师姐提供给我的指导、支持和帮助，这是我能顺利完成这次报告的主要原因，更重要的是她帮我解决了许多技术上的难题；感谢丁非同学指导我完成CAD制图。在此期间，我不仅学到了许多新的知识，而且也开阔了视野，提高了自己的设计能力。当然，我也要感谢其他帮助过我的同学，他们也为我解决了不少我不太明白的设计上的难题。同时也感谢学院为我提供良好的做毕业设计的环境。最后再一次感谢所有在设计中曾经帮助过我的良师益友和同学。

八. 附录：固定管板式换热器的结构图、花板布置图（见后面）

化工原理课程设计——换热器的设计

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

化工原理课程设计样板

课程设计 课程名称化工原理课程设计 题目名称热水泠却器的设计 专业班级XX级食品科学与工程（X）学生姓名XXXX 学号XXXXXXXX 指导教师 二O一年月日

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。

化工原理课程设计

绪论 1.1换热器在工业中的应用 换热器在工、农业的各领域应用十分广泛，在日常生活中传热设备也随处可见，是不可或缺的工艺设备之一。因此换热设备的研究备受世界各国政府及研究机构的高度重视，在全世界第一次能源危机爆发以来，各国都在下大力量寻找新的能源及在节约能源上研究新途径。在研究投入大、人力资源配备足的情况下，一批具有代表性的高效换热器和强化元件诞生。随着研究的深入，工业应用取得了令人瞩目的成就，得到了大量的回报，如板翅式换热器、大型板壳式换热器和强化沸腾的表面多孔管、T型翅片管、强化冷凝的螺纹管、锯齿管等都得到了国际传热界专家的首肯，社会效益非常显著，大大缓解了能源的紧张情况。 换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。近年来随着节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。 随着环境保护要求的提高，近年来加氢装置的需求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和乳化油加氢装置等建设量增加，所需的高温、高压换热器数量随之加大。螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器、蜜蜂盖板式换热器技术发展越来越快，不仅在承温、承压上满足装置运行要求，而且在传热与动力消耗上发展较快，同时亦适用于乙烯裂解、化肥中合成氨、聚合和天然等场合，可满足承压高达35MPa，承温达700℃的使用要求。在这些场合，换热器占有的投资占50%以上。 1.2换热器的研究现状 20世纪80年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。各种新型、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益，市场经济的发展、私有化比例的加大，降低成本已成为企业追求的最终目标。因而节能设备的研究与开发备受瞩目。能源的日趋紧张、全球环境气温的不断升高、环境保护要求的提高和换热器及空冷式换热器及高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景。在地热、太阳能、核能、余热回收、风能的利用上，各国政府都加大了投入资金力度。 国内各研究机构和高等院校研究成果不断推陈出新，在强化传热元件方面华南理工

化工课程设计小结

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

化工原理课程设计

化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明

6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。

3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （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、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言

2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (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100℃，出口温度35℃；冷

化工原理课程设计最终版

青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期:

目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料

一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：

图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：

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 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(浮阀塔)

板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址

一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11

化工原理课程设计

《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

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)

最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc

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

化工原理课程设计样本

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

最新《化工原理课程设计-年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计》

湖南师范大学 《化工原理》课程设计说明书 设计题目年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计学生姓名周鹏 指导老师罗大志 学院树达学院 学号 200721180135 专业班级 07制药工程1班 完成时间2009年10月

《化工原理》课程设计成绩评定栏 评定基元评审要素评审内涵 满 分指导教师 实评分 评阅教师 实评分 设计说明书，40% 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 工艺计算 过程 工艺计算过程是否 正确、完整和规范 20 设计图纸， 40% 图纸规范图纸是否符合规范 5 标注清晰标注是否清晰明了 5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 平时成绩， 10% 上课出勤上课出勤考核 5 制图出勤制图出勤考核 5 答辩成绩， 10% 内容表述答辩表述是否清楚 5 回答问题回答问题是否正确 5 100 综合成绩成绩等级

指导教师评阅教师答辩小组负责人 (签名) (签名) (签名) 年月日年月日年月日 说明: 评定成绩分为优秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(<60) 目录 1前言 (1) 2设计任务 (2) 2.1设计任务 (2) 2.2操作条件 (2) 3设计条件及设计方案说明 (3) 4物性数据及相关计算 (3) 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度 (3) 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 (4) 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (7) 4.4蒸发器传热面积的估算 (8) 4.5有效温度的再分配 (8) 4.6重复上述计算步骤 (9) 4.7计算结果列表 (12) 5主体设备计算和说明 (12) 5.1加热管的选择和管数的初步估计 (13) 5.2循环管的选择 (13) 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定 (13)

化工原理课程设计

化工原理课程设计 ──板式塔的工艺设计 学院 专业班级 姓名 学号 指导老师 成绩 学年第二学期

目录 1.任务书 ····························································· - 3 - 2.任务要求 ····································错误！未定义书签。 3.设计过程 ·························································· - 3 - 3.1塔板工艺尺寸计算········································ - 4 - 3.2塔板流体力学验算········································ - 8 - 3.3塔板负荷性能图··········································- 10 - 3.4数据汇总···················································- 14 - 3.5心得体会与总结··········································- 15 -

1.任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 2.任务要求： 1．进行塔的工艺计算和验算 2．绘制负荷性能图 3．绘制塔板的结构图 4．将结果列成汇总表 5．分析并讨论

3.设计过程 3.1塔板工艺尺寸计算 （1）塔径：欲求塔径，先求出空塔气速u,而 u =安全系数?m ax u ； 最大允许速度m ax u 计算公式为：m ax u =V V L C ρρρ- 式中C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为： h h V L 5.0??? ? ??V L ρρ=0.09681.018191.8820.00640.5 =???? ??; 取板间距;45.0m H T =取板上液层高度m h L 06.0=； 那么，图中的参数值为：m h H L T 39.006.045.0=-=-； 根据以上的数值，查史密斯关联图可得0.078m/s C 20=; 因为物系的表面张力为m mN /38因此需要按照下式进行校正： 2 .02020??? ??=σC C 所以校正后得到C 为： 0.0887m/s 20380.0780.2 =? ?? ? ???=? ?? ? ??=2 .02020σC C ； 取安全系数为0.6，则空塔气速为： m ax u = 2.524m/s 1.01 1.01 8190.0887=-?=-V V L C ρρρ； 1.51m/s 2.5240.6u 0.6u max =?=?=； 塔径D 为： 1.26m 1.51 3.141.881 4πu 4V D S =??== ； 按照标准塔径圆整为m D 4.1=；则 塔截面积为：

化工原理课程设计范例

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 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

化工原理课程设计计算示例

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 =，

化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作 学院：化学化工学院 班级：化工 0902 姓名（学号）：侯祥祥 3091303039 朱晓燕 3091303036 熊甜甜 3091303035 周利芬 3091303033 指导教师：吴才玉 2012年01月

化工原理课程设计 目录 一、前言 (3) 二、设计内容 (5) （一）设计对象 (5) （二）工艺路线设计 (5) 1.路线选择 (5) 2.流程示意图 (8) 3.流程说明 (9) （三）工艺的设计计算 (10) 1.物料衡算 (10) 2.热量衡算 (12) （四）设备的设计计算 (21) 1.主要参数 (21) 2.直径 (21) 3.附加条件 (21) （五）设备示意图 (23) 三、总结体会 (24) 四、参考文献 (29) 五、附录 (31)

江苏大学化学化工学院

化工原理课程设计 前言 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。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、经济合理性。 在化工生产中，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的 目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生 产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在 特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用 的液体混合物的分离操作，它利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于 多次部分汽化和部分冷凝，从而达到轻重组分分离的目的。 塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间 的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来 越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的 代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的 是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。 填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀 材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔 多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能 塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究， 使填料塔技术得到了迅速发展。 筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造 维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高 于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍