-
让品牌有温度、有情感
专注品牌策划15年
化工原理设计评述怎么写（化工原理设计评述怎么写好）
发布时间：2023-04-12 00:18:21
稿源：
创意岭 阅读：
124
大家好！今天让小编来大家介绍下关于化工原理设计评述怎么写的问题，以下是小编对此问题的归纳整理，让我们一起来看看吧。
创意岭作为行业内优秀的企业，服务客户遍布全球各地，相关业务请拨打电话：175-8598-2043，或添加微信：1454722008
文章目录列表:
一、化工原理课程设计
化工原理课程设计
题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计
目 录
设计任务书………………………………………………………………3
英文摘要前言……………………………………………………………4
前言………………………………………………………………………4
精馏塔优化设计…………………………………………………………5
精馏塔优化设计计算……………………………………………………5
设计计算结果总表………………………………………………………22
参考文献…………………………………………………………………23
课程设计心得……………………………………………………………23
精馏塔优化设计任务书
一、设计题目
乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计
二、设计条件
1．处理量： 15000 （吨/年）
2．料液浓度： 35 （wt%）
3．产品浓度： 93 （wt%）
4．易挥发组分回收率： 99%
5．每年实际生产时间：7200小时/年
6. 操作条件：①间接蒸汽加热；
②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；
三、设计任务
a) 流程的确定与说明；
b) 塔板和塔径计算；
c) 塔盘结构设计
i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；
ii. 流体力学验算；
iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它
i. 加热蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计
（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）
摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。
关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。
（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）
Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.
Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.
前 言
乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。
精馏塔优化设计计算
在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年
操作条件：①间接蒸汽加热
②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）
③进料热状况：泡点进料
一 精馏流程的确定
乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图
二 塔的物料衡算
查阅文献，整理有关物性数据
⑴水和乙醇的物理性质
名称
分子式
相对分子质量
密度
20℃
沸 点
101.33kPa
℃
比热容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
导热系数
(20℃)
/(m.℃) 表面
张力
(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8
⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。
表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%
气相 液相 气相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41
乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：
式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；
x——乙醇质量分数，％。
其他温度下的表面张力可利用下式求得
式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；
σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；
TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——组分i的摩尔分数；
TCi——组分i的临界温度， K。
料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
X==0.174
X==0.838
X==0.0039
平均摩尔质量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol
物料衡算
已知：F==74.83
总物料衡算 F=D+W=74.83
易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
联立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol
三 塔板数的确定
理论塔板数的求取
⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图
⑵求最小回流比Rmin和操作回流比
因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求
作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45
由工艺条件决定 R=1.6R
故取操作回流比 R=2.32
⑶求理论板数
塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压
组分 饱和蒸气压/kpa
塔顶 进料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0
①求平均相对挥发度
塔顶 ===2.29
进料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相对挥发度为
===2.23
===2.17
②理论板数
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利兰图查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③进料板
前已经查出 即
解得 N=6.42
故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7
总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）
进料板位置 =7
2、全塔效率
因为=0.17-0.616lg
根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、实际塔板数
精馏段塔板数：
提馏段塔板数：
四、塔的工艺条件及物性数据计算
以精馏段为例：
操作压力为
塔顶压力： =1.04+103.3=104.34
若取每层塔板压强 =0.7
则进料板压力： =104.34+130.7=113.4kpa
精馏段平均操作压力 =kpa
2、温度
根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得
塔顶 =78.36
进料板=95.5
=
3、平均摩尔质量
⑴ 塔顶==0.838 =0.825
= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 进料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔顶： = =796.7
进料板上 由进料板液相组成 =0.102
=
=
=924.2
故精馏段平均液相密度=
⑵气相密度
=
5、液体表面张力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液体粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=
以提馏段为例
平均摩尔质量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度
塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提馏段平均液相密度
=
⑵气相密度
==
五 精馏段气液负荷计算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63
== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m
六 提馏段气液负荷计算
V’=V=50.63
=0.382 m
L’=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m
七 塔和塔板主要工艺尺寸计算
1塔径
首先考虑精馏段：
参考有关资料，初选板音距=0.45m
取板上液层高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查图可得 =0.075
校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s
可取安全系数0.70，则
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s
2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
=(13-1)0.45=5.4m
提馏段有效高度为
=(20-1)0.45=8.55m
在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m
故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m
3 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管
⑴ 堰长
取堰长 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算
=
近似取E=1.03,则
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的宽度与降液管的面积
由查《化工设计手册》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留时间 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮阀数目击者及排列
取阀孔动能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮阀数 n===39(个)
取无效区宽度 =0.06m
安定区宽度 =0.07m
开孔区面积
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排间距h
h===0.06m
八 塔板流体力学校核
1、气相通过浮塔板的压力降，由下式
⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
=0.027+0.035=0.062m
常板压降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合设计要求)。
淹塔
为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中
由前计算知 =0.061m,按下式计算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液层高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可见：<，符合要求。
雾沫夹带
由下式可知 <0.1kg液/kg气
===0.069
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液体流经长度，m;
——板上液流面积，；
——泛点负荷系数，取0.126;
K——特性系数，取1.0.
泛点率=
=36.2% (<80%,符合要求)
九 塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
按泛点率=80%计
100%=80%
将上式整理得
0.039+0.626=0.0328
与分别取值获得一条直线，数据如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液线
通过式以及式得
=
由此确定液泛线方程。
=
简化上式得关系如下
计算数据如下表。
0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相负荷上限线
求出上限液体流量值（常数）
以降液管内停留时间=5s
则
4、漏夜线
对于型重阀，由，计算得
则
5、液相负荷下限线
去堰上液层高度=0.006m
根据计算式求的下限值
取E=1.03
经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图
由塔板负荷性能图可以看出：
① 在任务规定的气液负荷下的操作点
P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。
② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即
K==3.01
十 精馏塔的主要附属设备
1 冷凝器
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
传热面积：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的选择：釜式再沸器
对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。
（2）加热蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s
表 浮阀塔板工艺设计计算结果
序号 项目 数值
1 平均温度tm，℃ 86.93
2 平均压力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m 3/s 0.00035
4 气相流量VS，m 3/s 0.375
5 实际塔板数 33
6 塔径，m 0.70
7 板间距,m 0.45
8 溢流形式 单溢流
9 堰长，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液层高度，m 0.07
12 堰上液层高度，m 0.047
13 安定区宽度，m 0.07
14 无效区宽度，m 0.06
15 开孔区面积，m2 0.175
16 阀孔直径，m 0.039
17 浮阀数 39
18 孔中心距，m 0.075
19 开孔率 0.147
20 空塔气速，m/s 0.8
21 阀孔气速，m/s 8.07
22 每层塔板压降，Pa 700
23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069
24 气相负荷上限，m 3/s 0.00356
25 液相负荷上限，m 3/s 0.00028
26 操作弹性 3.01
参考文献
[1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4
[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5
[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8
[4]路秀林、王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004、1
[5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002、6
[6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7
[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002
[10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002
课程设计心得
通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。
二、暑假化工原理设计 换热器 求详解 给高分的哟
目 录
一、 概述 3
1. 换热器的结构形式 3
2.换热器材质的选择 3
3. 管板式换热器的优点 4
4.列管式换热器的结构 5
5.管板式换热器的类型及工作原理 7
二、 设计任务与操作条件 7
1.设计题目 7
2. 设计任务与操作条件 7
3.确定设计方案 8
4. 计算传热面积并初选换热器型号 8
1. 计算苯的流量： 8
2． 确定热流体及冷流体的物理性质： 8
3． 传热量计算： 8
4． 确定流体的温度： 8
5． 计算平均温度： 8
6． 设定管程流速、选择K值并估算传热面积： 9
5. 核算压力降： 10
1． 管程压力降： 10
2． 壳程压力降： 10
6. 核算总传热系数： 11
1、 管程对流传热系数 11
2、 壳程对流传热系数 12
三、 参考文献 13
四、 主要符号说明 13
五、 课程设计感想 14
一、 概述
目前管板式换热器产品达到了一个成熟阶段,凭借其高效、节能、环保的优势,在各行业领域中被频繁使用, 并被用以替换原有管壳式和翅片式换热器,取得了很好的效果。
1. 换热器的结构形式
管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：
（1） 固定管板式换热器
固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单，价格低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50℃且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。
带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70℃且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。
（2） 浮头式换热器
浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高；增加了浮头盖以及连接件，在该处一旦发生泄漏不易被发现；管束外缘与壳壁之间间隙较大，减少了排管数目，容易引起壳程流体短路。
（3） 填料涵式换热器
填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单，造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。
（4） U型管式换热器
结构简单，质量轻，适用于高温和高压的场合。换热管束可以抽出，热应力可以消除。但管程清洗困难，管程流体必须是洁净和不易结垢的物料。换热器的内层换热管一旦发生泄漏损坏，只能堵塞而不能更换。壳程内有一个不能排管的条形空间，影响结构的紧凑，而且要安装防短路的中间挡板。
2. 换热器材质的选择
在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。
一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。
（1）碳钢
价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。
（2）不锈钢
奥氏体系不锈钢以1Crl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。
管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过 350℃的场合。
（3）封头和管箱
封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。
①封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。
②管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。
③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。
3. 管板式换热器的优点
(1) 换热效率高,热损失小
在最好的工况条件下, 换热系数可以达到6000W/ m2K, 在一般的工况条件下, 换热系数也可以在3000～4000 W/ m2K左右,是管壳式换热器的3～5倍。设备本身不存在旁路,所有通过设备的流体都能在板片波纹的作用下形成湍流,进行充分的换热。完成同一项换热过程, 板式换热器的换热面积仅为管壳式的1/ 3～1/ 4。
(2) 占地面积小重量轻
除设备本身体积外, 不需要预留额外的检修和安装空间。换热所用板片的厚度仅为0. 6～0. 8mm。同样的换热效果, 板式换热器比管壳式换热器的占地面积和重量要少五分之四。
(3) 污垢系数低
流体在板片间剧烈翻腾形成湍流, 优秀的板片设计避免了死区的存在, 使得杂质不易在通道中沉积堵塞,保证了良好的换热效果。
(4) 检修、清洗方便
换热板片通过夹紧螺柱的夹紧力组装在一起,当检修、清洗时, 仅需松开夹紧螺柱即可卸下板片进行冲刷清洗。
(5) 产品适用面广
设备最高耐温可达180 ℃, 耐压2. 0MPa , 特别适应各种工艺过程中的加热、冷却、热回收、冷凝以及单元设备食品消毒等方面, 在低品位热能回收方面, 具有明显的经济效益。各类材料的换热板片也可适应工况对腐蚀性的要求。
当然板式换热器也存在一定的缺点, 比如工作压力和工作温度不是很高, 限制了其在较为复杂工况中的使用。同时由于板片通道较小,也不适宜用于杂质较多,颗粒较大的介质。
4. 列管式换热器的结构
介质流经传热管内的通道部分称为管程。
（1）换热管布置和排列间距
常用换热管规格有ф19×2 mm、ф25×2 mm(1Crl8Ni9Ti)、ф25×2.5 mm(碳钢10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。
（A） （B） （C）
（D） （E）
图 1-4 换热管在管板上的排列方式
(A) 正方形直列 （B）正方形错列 (C) 三角形直列
（D）三角形错列 （E）同心圆排列
正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。
管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过350℃的场合。
（3）封头和管箱
封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。
①封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。
②管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。
③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。
5. 管板式换热器的类型及工作原理
板式换热器按照组装方式可以分为可拆式、焊接式、钎焊式等形式;按照换热板片的波纹可以分为人字波、平直波、球形波等形式; 按照密封垫可以分为粘结式和搭扣式。各种形式进行组合可以满足不同的工况需求,在使用中更有针对性。比如同样是人字形波纹的板片还因采用粘结式还是搭扣式密封垫而有所不同, 采用搭扣式密封垫可以有效的避免胶水中可能含有的氯离子对板片的腐蚀, 并且设备拆装更加方便。又如焊接式板式换热器的耐温耐压明显好于可拆式板式换热器, 可以达到250 ℃、2. 5MPa 。因此同样是板式换热器, 因其形式的多样性,可以应用于较为广泛的领域,在大多数热交换工艺过程都可以使用。
虽然板式换热器有多种形式, 但其工作原理大致相同。板式换热器主要是通过外力将换热板片夹紧组装在一起, 介质通过换热板片上的通孔在板片表面进行流动, 在板片波纹的作用下形成激烈的湍流, 犹如用筷子搅动杯中的热水, 加大了换热的面积。冷热介质分别在换热板片的两侧流动,湍流形成的大量换热面与板片接触, 通过板片来进行充分的热传递,达到最终的换热效果。冷热介质的隔离主要通过密封垫的分割, 或者通过大量的焊缝来保证, 在换热板片不开裂穿孔的情况下, 冷热介质不会发生混淆。
二、 设计任务与操作条件
1. 设计题目
1.5万吨/年石脑油冷却器的设计
2. 设计任务与操作条件
1) 石脑油：入口温度140℃，出口温度40℃
2) 冷却介质：自来水，入口温度25℃，出口温度45℃
3) 允许压强降：不大于100kPa
4) 每年按300天24小时连续运行。
两流体在定性温度下的物性数据
物性
流体 密度 ㎏/m3 比热KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 导热系W/(m•oC)
石脑油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626
3. 确定设计方案
1) 选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度140℃出口温度40℃；冷体进口温度25℃出口温度为45℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用列管式换热器。
2) 管程安排
循环冷却水易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降。但是由于石脑油是一种有毒且易燃易爆具有一定危险性的轻质油品，考虑到安全性和两物流的操作压力方面，应该让石脑油走管程，所以从总体考虑，应使石脑油走管程，循环冷却水走壳程。
4. 计算传热面积并初选换热器型号
1．计算石脑油的流量：
根据《化工原理课程设计任务书》中的数据可以计算出石脑油的流量
2．确定热流体及冷流体的物理性质：
物性
流体 密度 ㎏/m3 比热KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 导热系W/(m•oC)
石脑油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626
3．传热量计算：
忽略热损失，冷却水耗量为
4．确定流体的温度：
本设计中热流体为石脑油，冷流体为水，故为使石脑油可以尽可能快的通过管壁面向冷却水中散热，可以增加传热面积提高冷却效果，令石脑油走管程而水走壳程。
5．计算平均温度：
按换热器中苯与水逆流来计算平均温度，以单壳程来考虑其温度校正系数 。
石脑油：140℃→40℃
水： 45℃←25℃
: 95℃ 15℃
计算R和P：
由R、P值，查《化工原理（上册）》（天津大学化工学院夏清主编，修订版）（以下所提《化工原理》均指本书）P232页，图5-11（b）
得 =0.85>0.8 , 故可以选用。
6．设定管程流速、选择K值并估算传热面积：
参照P280页表4-14管壳式换热器中易燃,易爆液体的安全允许速度
可取管程的流速为
由此可以确定所需单管程数 ，故取双管程管数为4
根据两流体的情况，取K值为200W/(m2 •℃),则可以计算出单程换热器的管长为
取单管管长为6.0m，则管程 =10,由此可得总管数 =4n=40
且
查找《化工原理（上册）》书后附录十九固定管板式换热器（TB/T 4715—92），
并考虑到两流体温度差 ,为减少温差所引起的热应力，可选用带有膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：G325Ⅳ-1.6-19，主要参数如下：
外壳直径：325mm
公称压力：1.6MPa
公称面积：19m2
管子尺寸：
管子数：40
管长：6m
管中心距：32mm
管程数 ：4
管子排列方式：正三角形
管程流通面积：0.0031
实际传热面积
通过计算可知， ，即采用此换热面积的换热器要求过程的总传热系数为 。
5. 核算压力降：
1．管程压力降：
，其中 =1.4， =1， =2。
管程流速：
雷诺系数为：
对于碳钢管，取管壁粗糙度 ，则相对粗糙度为 。
在《化工原理（上册）》P54页查图1—27知，摩擦系数
，将其带入前式，计算得
管程的压力降满足设计条件。
2．壳程压力降：
管子为正三角形排列，F=0.5
取折流挡板间距z=0.15m，D=0.7m，
折流挡板数为
壳程流通面积
壳程流速
故
计算结果表明，管程和壳程的压力降都能满足设计条件。
6. 核算总传热系数：
1、管程对流传热系数
（湍流）
普朗特数
对流传热系数
2、壳程对流传热系数
管子为正三角形排列，则
壳程中水被加热 （液体被加热时 ）
3、总传热系数K：
管壁热阻和污垢热阻可忽略时，总传热系数K为：
与 ，故所选换热器是合适的，安全系数是
设计结果为：选用带有膨胀节的固定管板式换热器，型号为G325Ⅳ-1.6-19。
三、 参考文献
[1]《化工原理》天津大学化工原理教研室编 天津：天津大学出版社. （1999）
[2]《换热器》秦叔经、叶文邦等 ，化学工业出版社（2003）
[3]《化工原理（第三版）上、下册》谭天恩、窦梅、周明华等，化学工业出版社（2006）
[4]《化工过程及设备设计》华南工学院化工原理教研室（1987）
[5]《 化工原理课程设计》贾绍义等，天津大学出版社（2003）
四、 主要符号说明
硝基苯的定性温度 T 冷却水定性温度 t
硝基苯密度 ρo 冷却水密度 ρi
硝基苯定压比热容 cpo 冷却水定压比热容 cpi
硝基苯导热系数 λo 冷却水导热系数 λi
硝基苯粘度 μo 冷却水粘度 μi
热流量 Wo 冷却水流量
热负荷 Qo 平均传热温差
总传热系数
管程雷诺数
温差校正系数
管程、壳程传热系数
初算初始传热面积
传热管数
初算实际传热面积 S 管程数
壳体内径 D 横过中心线管数
折流板间距 B 管心距 t
折流板数
NB 接管内径
管程压力降
当量直径
壳程压力降
面积裕度 H
五、 课程设计感想
经过一个星期的奋战，终于完成了一个还算可以的换热器设计，这几天我过的很充实，是我大学生活里继两次实习后又一次最充实的生活，看着我们小组的劳动成果，心里有种说不出的感觉。毕竟我们的努力还算有所回报，我为自己的努力感到自豪，当然我也认识到了自己学习中的不足。
我想说：功夫不负有心人，为完成这次课程设计我们确实很辛苦，但苦中仍有乐。我们一边忙着复习备考，一边还要做课程设计，时间对我们来说一下子变得很宝贵，真是恨不得睡觉的时间也拿来用了。当自己越过一个又一个难题时，笑容在脸上绽放。当我看到设计终于完成的时候，我乐了。对我而言，知识上的收获重要，精神上的丰收更加可喜。从这次的课程设计中，我不仅巩固了课本的知识，还学到了许许多多其他的知识。我知道了每一个课程之间是融会贯通的。在化工原理的课程设计中也用到了机械制图基础的知识，可是自己的机械制图基础没有学好，于是就要重新翻书来确定自己的一些设计是否正确。
其次了解到团队合作很重要，每个人都有分工，但是又不能完全分开来，还要合作，所以设计的成败因素中还有团队的合作好坏。
这次设计让我知道了学无止境的道理。我们每一个人永远不能满足于现有的成就，人生就像在爬山，一座山峰的后面还有更高的山峰在等着你。挫折是一份财富，经历是一份拥有。这次课程设计必将成为我人生旅途上一个非常美好的回忆！
当然我的设计肯定有不足之处，希望老师批评指正，下次一定会做得更好。
三、化工原理
化工原理：以物料衡算、能量衡算、物系平衡关系、传递速率及经济核算观点5个基本概念为基础，介绍了主要化工单元操作的基本原理、计算方法及典型设备。
化学工程学及其进展化学工程学，以化学、物理和数学原理为基础，研究物料在工业规模条件下，它所发生物理或化学状态变化的工业过程及这类工业过程所用装置的设计和操作的一门技术学科。化学工程学的进展：三阶段：单元操作。
20世纪初期，单元操作的物理化学原理及定量计算方法，奠定了化学工程作为一门独立工程学科的基础。“三传一反”概念：20世纪60年代多分支：20世纪60年代末。形成了单元操作、传递过程、反应工程、化工热力学、化工系统工程、过程动态学及控制等完整体系。
内容包括流体流动原理及应用（流体流动及输送机械）、传热原理及应用（传热理论及设备）、传质原理及应用（蒸馏、吸收、萃取及相应设备）、固体颗粒流体力学基础与机械分离、固体干燥、其他单元（蒸发、结晶、吸附、混合、膜分离），每章均配有工程案例分析及习题、思考题。
四、化工原理课程设计实习换热器
《化工原理课程设计》教学大纲(2005)0 一、 课程的性质、目的与任务 性质：课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试；是对学生在规定的时间内完成指定的化工单元操作设计任务的初步训练。 目的、任务： （1）通过化工原理课程设计，培养学生能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融会贯的独立思考能力，巩固和强化化工原理有关课程的基本理论和基本知识； （2）培养学生化工工程设计的技能以及独立分析问题、解决问题的能力，了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练； （3）培养学生分析和解决工程实际问题的能力，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，为学生后续课程及毕业设计打下一定的基础。 （4）使学生熟悉查阅并能综合运用各种有关的设计手册、规范、标准、图册等设计技术资料；进一步掌握识图、制图、运算、编写设计说明书等基本技能；完成作为工程技术人员在工艺设计方面所必备的设计能力的基本训练。 二、 课程设计的内容与安排 1. 课程设计课题目的选择 本课程的设计包括列管式换热器、板式精馏塔、板式吸收塔、填料精馏塔、填料吸收塔或其它典型化工设备的设计，学生可从中选择一种化工设备进行设计。 2．课程设计的内容及要求 2．1内容 A.列管式换热器（或其它换热器）的设计 ①主要技术要求和指标 a. 选择列管式换热器的结构 b. 计算传热平均温差 c. 计算总传热系数 d. 计算总传热面积 ②方案选择及原理 e. 列管式换热器型式的选择：主要依据换热系数及流过管壳程流体的温差来确定。 f. 流体流动空间的选择：主要从传热系数、设备结构、清洗方便来确定。 g. 流体流速的选择：由设备费和操作费的总和决定，即由经济衡算确定，同时流速的选择还应使管长和管程适当。 h. 流体流动管程的选择：主要从操作费用、设备费用综合考虑。 i. 流体的出口温度:主要依据操作费用及设备参数来确定。 j. 管程数与壳程数的确定:管内流体流量较小时,管内流速较低,对流传热系数较小,为提高管内流速可采用多管程数，但程数过多，流体流动阻力增大且平均温差下降，故设计时应综合考虑各因素来确定程数。 B. 板式塔的设计:筛板塔、浮阀塔或其它塔（精馏或吸收） ①主要技术要求和指标 a. 塔径 b.理论塔板数 c.实际塔板数 d.塔高、塔板的设计，溢流装置与流体流型、筛板的流体力学验算 ②方案选择及原理 a． 装置流程的确定：要较全面、合理地兼顾设备费用、操作费用、操作控制方便及安全因素。 b． 操作压强的选择：根据冷凝温度决定。 c． 进料状态的选择：原则上，在供热量一定的情况下，热量应尽可能由塔底进入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器。若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高，料液产生结焦或聚合，则应采用气态进料。 d． 加热方式的选择：大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器；当塔釜残留液的主要成分为水分时，可以用直接水蒸气加热，此时可省掉加热设备，但需要增加提馏段的塔扳数。 e． 回流比的选择：力求使总费用最低，一般经验值为R=(1.1～1.2)Rmin，对特殊物系与场合应根据实际情况选择回流比。 C. 填料塔的设计（精馏或吸收） 主要技术要求和指标 a. 合理选择填料种类、规格、材质； b. 塔径、填料层高度； c. 填料层压降计算； d. 填料塔内件选择，液体分布器设计，液体分布器布液能力的计算 2.2设计成果 (1)完成主要设备的工艺设计，设计说明书1份，按要求完成课程设计说明书。 (2)完成主要设备设计（包括外形图和剖面图各1张，零部件图1-2张）。 2.3设计成果要求 a. 按要求认真、仔细、完成课程设计说明书。说明书书面整洁，结构力求合理、完整； b. 设计合理、实用、经济、工艺性好,能理论联系实际，综合考虑问题， c. 查阅、计算、处理数据准确； d. 所绘图纸要求表达清晰、图面整洁，符合制图标准； 3.教学安排 本课程设计时间一周。 向学生布置课程设计有关任务， 学生也可以自己立题（相同题目少于5人），提出有关要求，讲解与设计有关的主要内容(2学时)；熟悉设计内容并查询有关资料（1天）；从事课程设计具体工作（2天）；绘制课程设计图纸（1天）；整理课程设计说明书（1天）。 课程设计的步骤和进度： 3.1准备阶段 1）设计前应预先准备好设计资料、手册、图册、计算和绘图工具、图纸及报告纸等； 2）认真研究设计任务书，分析设计题目的原始数据和工艺条件，明确设计要求和设计内容； 3）设计前应认真复习有关教科书、熟悉有关资料和设计步骤； 4）应结合现场参观，熟悉典型设备的结构，比较其优缺点。 3.2设计阶段 化工原理课程设计主要是对单元操作中主要设备进行工艺设计。根据单元操作中的工艺条件（压力、温度、介质特性、物料量等）及原始数据，查取有关数据，进行物料衡算；围绕着设备内、外附件的工艺尺寸进行选型、设计；并对设计结果进行校核。这一步往往通过“边算、边选、边改”的做法来进行。 3.3设计说明书 设计计算说明书是图纸设计的理论依据，是设计计算的整理和总结，是审核设计的技术文件之一。其内容大致包括： 1） 封面： 包括课程设计题目、系别、班级、学生姓名、设计时间等。 2） 目录 3） 设计任务 4） 概述与设计方案的分析和和拟定, 工艺流程简图与主体设备工艺条件图 5） 设计条件及主要物性参数表 6） 按设计任务顺序说明(有关参数计算、物料衡算，主要设备各部分工艺尺寸的确定和设计计算、设计结果校核) 7） 设计结果汇总表 8） 对本设计的评述 本部分主要介绍设计者对本设计的评价及设计者的学习体会。 9 ）参考文献 10） 附录 3.4制图 根据计算结果，选取一定比例，按要求进行制图。 3.5课程设计答辩 课程设计的图样及说明书全部完成后，须经指导教师审阅，得到认可后，方能参加答辩。 4.课程设计的成绩评定 课程设计的成绩要根据图样、说明书和答辩所反映的设计质量和能力，以及设计过程中的学习态度综合加以评定。 总体表现：态度认真，积极思考，独力分析问题、解决问题能力强 20% 设计说明书: 40% 其中 书写工整，结构合理、完整 10% 设计方案正确，思路清晰 10% 设计计算正确，条理清楚 20% 设计图图纸正确、清晰、整洁 25% 答辩 15% 教学建议： 希望能将课程设计与生产实习、毕业实习相结合，使该课程更好地发挥其作用。 四．教材及教学参考资料 教材：柴诚敬，刘国维，李阿娜主编.化工原理课程设计,天津:天津科学技术出版社,2002 (4) 参考资料： [1] 郑帜等.化工工艺设计手册,北京:化学工业出版社,1994(8) [2] 时钧等.化学工程手册 ,北京:化学工业出版社,1996(2) [3] 姚玉英主编.化工原理,天津:天津大学出版社,1999(1) 责 任 表 执笔人 邹丽霞 专业负责人 熊国宣 院长 罗明标 参加 讨论 人员 黄国林、熊国宣、刘峙嵘、许文苑、黄海清、陈中胜、孟利娜、梁喜珍，杨婥 日期 2005年1月10日
以上就是小编对于化工原理设计评述怎么写问题和相关问题的解答了，如有疑问，可拨打网站上的电话，或添加微信。
推荐阅读：
杭州普适自动化工程有限公司（杭州普适自动化工程有限公司税号）
新乡市园林绿化工程有限公司（新乡市园林绿化工程有限公司招聘）
赣公网安备 50019002502384号
