目录
1.设计任务 (4)
2.设计方案简介 (5)
3.三效并流蒸发设计计算 (6)
4.蒸发器的主要结构尺寸的计算 (16)
5.蒸发装置的辅助设备的选用计算 (19)
6.三效蒸发器结构尺寸确定 (21)
7.附图 (24)
8.参考文献 (25)
9.后记 (26)
10．CAD图 (27)
1.设计任务
1.1设计条件
（1）处理能力年产95000 吨NaOH水溶液
（2）设备形式中央循环式管式蒸发器
（3）操作条件
①NaOH水溶液的原料浓度为12％，完成液体浓度为30％，原
料液温度为第一效沸点温度。
②加热汽压力为500Kpa（绝热），冷凝器的绝压为20Kpa（绝热）。
③各效蒸发器的总传热系数分别为
K1=1800 W/（m2*0C）K2=1200 W/（m2*0C）K3=600 W/
（m2*0C）
原料液的比热容为3.77KJ /（Kg/0C），在三效中液体的平均密度分别为1120Kg/m3 、1290 Kg/m3 、1460 Kg/m3。
④蒸发器中溶液的液面高度为1.2m。
⑤各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，忽略热损失。
⑥每年按照300天计，每天24小时
⑦厂址：天津地区
1.2附加说明
（1）设计方案简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述（2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积
（3）蒸发器的主要结构尺寸设计
（4）主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。
（5）绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设备工艺简图（6）对本设计进行评述
2.设计方案简介
2.1 设计方案论证
多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。下面就此流程作一简要介绍。
并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。因此，本流程只适应于黏度不大的料液。
2.２蒸发器简介
随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可
分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升－降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。
中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40％～100％。加热管长一般为1～2m，直径25～75mm，长径比为20～40。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。
3.三效并流蒸发设计计算
3.1估计各效蒸发量和完成液浓度
Fx0=（F-W）x3 (1)
其中F—每小时的进料量，Kg/h
W—每小时的水份蒸发总量，Kg/h
W ＝F （1－3
0x x ）＝2430010950003??×（1－30.012
.0）＝7916.7Kg/h
因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取
W 1：W 2：W 3＝1: 1.1: 1.2
因为W= W 1+ W 2 + W 3 计算出各效的蒸发量W i
W 1=
3
.37
.7916=2399.0Kg/h W 2=1.1×2399.0=2638.9 Kg/h W 3 =1.2×2399.0=2878.8 Kg/h
由（1）式得∑-=)x x 1(F W 3
i
i (2)
由（2）式得 ∑-=
i
i W F Fx x 计算出各效的浓度
x 1=10W F Fx -= 0.23994.1319412.04.13194-? = 0.1467
x 2=
210W W F Fx --=9
.26380.23994.1319412.04.13194--?= 0.1941
x 3=0.30
３.２ 估计各效液的沸点和有效总温差 设各效间压力降相等，则总压力差为
48020500'
1=-=P -P =∑?P K kPa
各效间的平均压力差为 Δp i =
3p ∑?=3
480
=160 kPa 由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即
1P ' =P 1-ΔP i = 500 – 160 =340 kPa
2
P ' = P 1- 2ΔP i =500-2×160=180 kPa 3
P '= K P '=20 kPa
表1 有关资料列表 效数
Ⅰ Ⅱ Ⅲ 二次蒸气压力i P ', kPa 340 180 20 二次蒸气温度T i ＇，℃ (即下一效加热蒸汽温度) 137.7
116.6
60.1
二次蒸气的气化潜热r i ＇，KJ/Kg (即下一效加热蒸气的氢化热)
2155 2214 2355
３.２.１ 求各效因溶液沸点而引起的温度损失Δ’
根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度x i ，由NaOH 水溶液杜林线图可得各效NaOH 的沸点t Ai 分别为
t A1= 143 ℃ t A2 = 125℃ t A2 = 78℃ 则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失
Δ1＇ = t A1 - T 1＇=143 – 137.7 = 5.3 ℃ Δ2＇ = t A2 – T 2＇=125 – 116.6 = 8.4 ℃ Δ3＇ = t A3 – T 3＇=78 – 60.1 = 17.9 ℃
所以 6.319.174.83.5'
=++=∑? ℃
３.２.２ 求由于液柱静压力而引起的温度损失Δ’’
为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均压力
P av = P i ＇ + 2
av gl
ρ（其中l 为液面高度，m ） (3)
所以 P av1 = P 1＇
+ 2av gl
ρ =340 +22
.181.9120.1?? =346.6 kPa P av2 = P 2＇+ 2
av gl
ρ =180 +2
2
.181.9290.1?? =187.6 kPa
P av3 = P 3＇+
2
av gl
ρ = 20 +
2
2
.181.9460.1?? = 28.6 kPa
由平均压力查得对应饱和温度为
T 'Pav1 =138.5℃ T 'Pav2 =118.1℃ T 'Pav3=67.9℃
所以 Δ1＇＇
= T ＇Pav1– T ‘1 = 138.5 – 137.7 = 0.8 ℃
Δ2＇＇
= T ＇Pav2– T ‘2 = 118.1 – 116.6 = 1.5 ℃ Δ3＇＇= T ＇Pav3– T ‘3 = 67.9 – 60.1 = 7.8 ℃ 故 ∑?＇＇
= 0.8 + 1.5 + 7.8 = 10.1℃
３.２.３ 由流动阻力引起的温差损失Δ＇＇＇
取经验值1℃，即∑Δ1＇＇＇=Δ2＇＇＇=Δ3 ＇＇＇=1℃ ，则∑Δ＇＇＇
=3℃
综合(1)(2)(3)步得总温度损失
∑Δ=∑Δ＇+∑Δ＇＇ + ∑Δ＇＇＇=31.6 + 10.1 + 3= 44.7℃
３.２.４ 各效料液的温度和有效总温差
各效温度损失∑Δi =∑Δ1＇+∑Δ1＇＇ + ∑Δ1＇＇＇
得 ∑Δ1=Δ1＇+Δ1＇＇+Δ1＇＇＇= 5.3+ 0.8+1=7.1℃
∑Δ2=Δ2＇+Δ2＇＇+Δ2＇＇＇
=8.4+1.5+1=10.9℃ ∑Δ3=Δ3＇+Δ3＇＇ +Δ3＇＇＇=17.9+7.8+1=26.7℃
各效料液的温度为 由t i =------T i ＇+Δi
t 1=T 1＇+Δ1=137.7+7.1= 144.8℃
t 2=T 2＇+Δ2=116.6+10.9 = 127.5℃ t 3=T 3＇+Δ3=60.1+26.7= 86.8℃ 因t ∑?=(T s -T k )-∑?
由手册查得500kPa 饱和汽温度为151.7℃，气化潜热为2113KJ/Kg,所以t ∑?= (Ts-Tk)-∑?i= 151.7-60.1- 44.7 =46.9℃
3.３ 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算 由热量衡算式＇
Q i =D i r i =(F cp0-W 1c pw -W 2c pw -…-W n-1c pw )(t i -t i-1)+W i 1r '+1Q '………（4） 在(4)式，其中D i 一第i 效加热蒸气量,Kg/h
r i —第i 效加热蒸汽的汽化潜热,K Ｊ/Kg
1r '--第i 效二次蒸汽的汽化潜热, K Ｊ/Kg
c p0 —原料液的比热容,K Ｊ/(Kg/℃) c pw —水的比热容, K Ｊ/(Kg/℃)
t i ,t i-1—分别为地i 效和第i-1效溶液的温度(沸点), ℃
1Q '—热损失量,K Ｊ
由(4)式两边同时除以1r '得:
W i =D i r i /1r ' +(Fc p0-W 1c pw -W 2c pw -…-W n-1c pw )(t i -t i-1)/ 1r '-1Q ' /1r '……（5） 由式(5)去掉- 1Q '/1r ',乘以热利用系数ηi ，表示上式得: W i =ηi ［D i r i / 1r '+( Fc p0-W 1c pw -W 2c pw -…-W n-1c pw )(t i -t i-1)/ 1r '- 1Q '/1r '］
对于沸点进料t-0=t 1,考虑到NaOH 溶液浓度浓缩热影响，热利用系数算式为i η=0.98-0.7i x ?
其中i x ?为第i 效蒸发器中液料溶质质量分数的变化.
9613.0)12.01467.0(7.098.01=-?-=η
20.980.7(0.19410.1466)0.9468η=-?-=
30.980.7(0.300.1941)0.9059η=-?-= 第Ⅰ效热衡算式为 W 1=η1(111'D r r +0p FC 01
1'
t t r -) =111111
9426.02155
21139613.0'D D r r D ==η ……………………………(a) 第Ⅱ效热衡算式为 W 2=1212
2
0122()
''
p pw W r t t FC W C r r η-+- ]
2214
5
.1278.144)187.477.34.13194(22142115[9648.011-?-?+?=W W
=0.8735W 1 + 368.0…………………………………………(b) 同理得第Ⅲ效 23233301233[
()]''
p pw pw W r t t W FC W C W C r r η-=+-- ??
????---?+?=23558.865.127)187.4187.477.34.13194(235522149059.0212W W W
=0.7861W 2-0.06555W 1+778.8……………………………… (c) 又 W-1+W 2+W 3=7916.7………………………………………… (d) 联解式(a)至(d),可得
W 1=2597.8Kg/h W 2=2637.2Kg/h W-3-=2681.7 Kg/h D 1=2756.0Kg/h ３.４ 蒸发器传热面积估算 i
i i i
Q S K t =
?, Q i =D i r i
Q １=D 1r 1=3600
1021130.27563
??=1.618×106 W
Δt 1=T 1- t 1=151.7 -144.8 =6.9℃
S 1=111t K Q ?=
3.1309
.6180010618.16
=?? m 2 Q 2=W 1r 2＇
=3600
1021558.25973
??=1.555×106 W
Δt 2=T 2- t 2=T 1＇－ t 2=137.7 －127.5 =10.2℃
S 2=2
22Q K t ?=
0.1272
.10120010555.16=?? m 2 Q 3=W 2r 3＇
=622.13600
1022142.26373
=??×106 W
Δt 3=T 3- t 3=T 2＇- t 3=116.6 -86.8 =29.8℃
S 3=3
33Q K t ?=
7.908
.2960010622.16=?? m 2 误差05.0304.03
.1307
.9011max min >=-=-
S S ，误差较大，应调整各效有效温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。 ３.５ 有效温差的再分配 取平均面积 4.1049
.468
.297.902.100.1279.63.130=?+?+?=
S m 2
若使各Ｑ值保持不变则有ＳΔt i ＇＝Ｓi Δt i 其中Δt i ＇是各效经过有效温差再分配后的温差
Δt 1＇=11t S
S ?=
=?9.64.1043
.130 8.6℃ Δt 2＇=
22t S
S ?==?2.104.1040
.12712.4℃
Δt 3＇=
33t S
S ?==?8.294.1047
.9025.9℃ ３.６ 重复上述步骤
３.６.１ 计算各效料液的质量分数
X 1=1
0W F Fx -= 8.25974.1319412
.04.13194-?=0.149
X 2=
210W W F Fx --=2
.26378.25974.1319412.04.13194--? =0.199
X 3=0.3
３.６.２ 计算各效料液温度
因末效完成液浓度和二次蒸发汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液温度仍为86.8℃即 t 3=86.8℃ 则第Ⅲ效加热蒸气的温度为 T 3=T 2＇= t 3+Δt 3＇= 86.8+25.9=112.7℃ 查杜林图，得第Ⅱ效料液沸点为t A2=122℃,由液柱静压力及流动阻力引起的温度损失可视为不变,故第Ⅱ效的料液温度为
t 2= t A2+Δ2＇+Δ2＇＇＇=122+1.5+1.0=124.5℃
同理 T 2=T 1＇= t 2+Δt 2＇=124.5+12.4=136.9℃ 查杜林图，得第Ⅰ效料液沸点为t A1 =142℃ ，则
t 1= t A1+Δ1＇＇+Δ1＇＇＇
=142+0.8+1.0=143.8℃
t 1=T 1-Δt 1＇=151.7-8.6=143.1℃
由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有效总温差不变，即t ∑?=46.9℃温差重新分配后各效温度列于表2
表2 各效温差重新分配表
效次 Ⅰ Ⅱ Ⅲ 加热蒸汽温度，℃ T 1=151.7 T 1’=136.9 T 2’=112.7 有效温差，℃ Δt 1’=8.6 Δt 2’=12.4 Δt 3’=25.9 料液温度，℃
t 1=143.8
t 2=124.5
t 3=86.8
３.６.３ 各效热量衡算
查手册得出 T 1＇=136.9℃ r 1＇=2157 KJ/Kg T 2＇=112.7℃ r 2＇=2225KJ/Kg T 3＇=60.1℃ r 3＇=2355 KJ/Kg 第Ⅰ效
1η=0.98-0.7i x ?=0.98-0.7×(0.149-0.12)=0.9597 W 1=111111
D 9401.02157
2113
D 9597.0'r r D ==η………………(e) 第Ⅱ效
2η=0.98-0.7i x ?=0.98-0.7×(0.199-0.149)=0.945 W 2=]'
r t t )C W FC ('r r W [
22
1pw 10p 2212--+η ??
????-?-?+?=22255.1248.143)187.477.34.13194(22252157
945.011W W =0.8818W 1+407.7……………………………………（f ） 第Ⅲ效
3η=0.98-0.7i x ?=0.98-0.7×
(0.30-0.199)=0.91 2323
3301233[
()]''
p pw pw W r t t W FC W C W C r r η-=+-- ??
????---?+?=23558.865.124)187.4187.477.34.13194(23552225
91.0212W W W
=0.7988W 2－0.0610W 1+724.6……………………………………(g) 又 W 1+W 2+W 3=7916.7……………………………………………(h) 联解式(e)至式(h)，得
W 1=2557.7Kg/h W 2=2663.1Kg/h W 3=2695.9 Kg/h D 1=2721.0Kg/h 与第一次结果比较， 0157.07.25578.25971=- 0097.01.26632
.26371=- 0053.09
.26957
.26811=-
计算结果均在0.05以下，故各效蒸发量计算结果合理
３.６.４ 蒸发器传热面积计算
Q 1=D 1r 1=
63
10597.13600
1021130.2721?=?? W Δt 1＇=8.6℃
S 1=111t K Q ?=
2.1036
.8180010597.16
=?? m 2 Q 2=W 1r 1＇
=
63
10532.13600
1021577.2557?=?? W Δt 2＇= 12.4℃
S 2=2
22Q K t ?=
0.1034
.12120010532.16=?? m 2 Q 3=W 2r 2＇
=
63
10646.13600
1022251.2663?=??W Δt 3＇=25.9℃
S 3=3
33Q K t ?=
9.1059
.2560010646.16=?? m 2 误差027.09
.1050
.10311max min =-=-
S S <0.05 迭代计算结果合理，取平均传热面积S=104.0 m 2
３.７ 计算结果列表3
表3 计算结果表
效次
Ⅰ Ⅱ Ⅲ
冷凝器 加热蒸气温度T i , ℃ 151.7 136.7 112.7 60.1 操作压力P i ’,KPa 327 163 20 20 溶液温度(沸点)t i , ℃ 143.8 124.5 86.8 完成液浓度i x ,% 14.9 19.0 30 蒸发量Wi,Kg/h 2557.7 2663.1 2695.9 蒸汽消耗量D,kg/h 2721.0 传热面积Si ,m2
104.0
104.0
104.0
４.蒸发器的主要结构尺寸的计算 ４.１ 加热管的选择和管数的初步估算
所需管子数n =
)
1.0L (d S
0-π
其中 S —蒸发器的传热面积，m 2，由前面的工艺计算决定
d 0—加热管外径，m
L —加热管长度，m ，取L=2m,d 0=57mm
有n '=
()
3045.3031.02057.014.30
.104≈=-?? 根
４.２ 循环管的选择
有经验公式循环管内径D 1='n )1.0－4.0(d i ，因为S 较大，取D 1='n 4.0d i =551.0050.03044.0=?? m,取D i =0.551m ４.３ 加热室直径及加热管数目的确定 按正三角形排列，管束中心在线管数
n c =1.1n =1.1
304=19.2=20根
加热室内径D i =t(n c -1)+2b ' 其中t 为管心距，取0.07m, b '=1d 0
D i =0.07×(20-1)+2×1×0.057=1.444m, 取D i =1444mm
４.４ 分离室直径和高度的确定
分离室的体积V=U
3600W ρ 其中W 为某效蒸发器的二次蒸气流
量，kg/h ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m 3，U 为蒸气体积强度， 一般允许值为1.1—1.5m 3/（m 3·s ） 取W=W 3=2695.9kg/h ρ=0.1301kg/m 3 U=1.5m 3/(m 3·s)
所以V=
837.35
.11301.03600
/9.2695=? m 3
分离室高度H 与直径D 的关系：V=4πD 2
H,D=D i =1444mm
求出H=2.42m ４.５ 接管尺寸的确定
流体进出口的内径按d=
u
Vs
4π计算 ４.５.１ 热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs 为流体的体积流量
Vs=
ρ
3W =76.51301.03600
/9.2695=m 3/s
u 为流体的流速30m/s ，计算出d=4944.030
76
.54=??πm 取管为15530?? 验算出u=
35.295.014.376
.542
=?? m/s
４.５.２ 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量
Vs=
31027.31120
360
/4.13194-?= m 3/s
因为其流动为强制流动，u =0.8--15 m/s,所以取u = 4 m/s 则有
d=
0323.04
14.31027.343
=???- m ，取管为38 2.5φ?
则实际流速为u=3.825 m/s
４.５.３ 冷凝水出口，取W = 2695.9 kg/h 计算
Vs=
ρ
W =410403.79983600/9.2695-?= m 3/s
按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15 m/s,取u=0.12m/s ，则计算出d=0.0886m
取管9108?φ 实际流体流速为
u=120.00886
.014.310403.742
4
=???- m/s ５. 蒸发装置的辅助设备的选用计算
５.１气液分离器
５.１.１本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防
止损失有用的产品或防止污染冷凝液体。
其性能参数如表4
表4 惯性式除沫器性能参数如表
捕捉雾滴的直径压力降分离效率气速范围>50μm 196～588KPa 85～90 ％常压12～25m/s减压>25m/s
5.１.２分离器的选型
由D0 D1D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D-3
H=（0.4～0.5）D1
其中D0－二次蒸汽的管径，m
D1－除沫器内管的直径，m
D2－除沫器外管的直径，m
D3－除沫器外壳的直径，m
H－除沫器的总高度，m
H－除沫器的内管顶部与器顶的距离，m
所以D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06m
H= D3=1.06m h=0.4D1=0.212m
５.２蒸汽冷凝器的选型设计
５.２.１本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如
表5
表5 多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表
水气接触 压强 塔径范围 结构与要求 水量 面积大 1067～2000Pa 大小均可 较简单 较大
５.２.２ 蒸汽冷凝器的选型
５.２.１.１ 冷却水量的确定
查多孔板冷凝器的性能曲线得20kPa 的进口蒸汽压力，冷却水进口温度20℃,1m 3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg ，得V L =
87.5053
9.2695=m 3/h 与实际数据比，V L 偏小，故应取V L ＇
=1.2 V L =61.044m 3/h
５.２.１.２ 冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速
u=15m/s
则D=
699.01301
.01514.33600
/9.269544=???=
πρμ
v
W m
５.２.１.３ 淋水板的设计 因为D>500mm,取淋水板8块
淋水板间距以经验公式L n+1=0.7L n 计算，取L 末=0.15m
即L-7=0.15m.依次计算出：L 6=
21.07
.015.07.07==L
L 5=
30.07
.021
.07.06==L L 4= 43.07.030.07.05==L L 3=
61.07
.043.07.04==L L 2=87.07.061.07.03==L L 1=
24.17
.087
.07.02==L L 0=77.17.024.17.01==L 弓型淋水板的宽度 B ‘=0.8D=0.8×699=559.2mm
B=0.5D+50=0.5×699+50=399.5mm 其中B ‘为最上面的一块板，B 为其它板 淋水板堰高h, 取h=50mm
淋水板孔径 冷却水循环使用，取8mm 淋水板孔数 淋水孔流速u 0=gh 2η? 其中 η-淋水孔的阻力系数，η=0.95～0.98 ? -水孔收缩系数，Ψ=0.80～0.82 h-淋水板堰高,m
取η=0.98 ?=0.82 计算u 0=0.98×0.82s /m 80.005.081.92=?? 孔数n=
2
22
V 77.1
533360036000.800.0084
4
d u π
π
==?
?
??个
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×533=612个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n=1.05×533=560个 淋水孔采用正三角形排列。
6 .三效蒸发器结构尺寸确定
6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果
表6 蒸发器的主要结构尺寸的确定
加热管主要结构设计尺寸
加热管（无缝钢管）管径规格Φ570×3.5 mm 加热管（无缝钢管）长度 2 m
加热管（无缝钢管)管数304
循环管规格Φ570×3.5 mm
加热室内径1444 mm
分离室直径1444 mm
分离室高度2340 mm 溶液进出口管径Φ530×15 mm 加热蒸气进出口与二次蒸气出口
管径
Φ38×2.5 mm 冷凝水出口管径Φ108×9 mm
表7 气液分离器结构尺寸的确定气压分离器主要结构设计尺寸
除沫器内管的直径520 mm
除沫器外罩管的直径780 mm
除沫器外壳的直径
除沫器内管顶部与器顶的距离1040 mm 500 mm
表8 蒸汽冷凝器主要结构的确定
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；
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)
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
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。
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 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。
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
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