化工原理课程设计汇总

前言

课程设计是本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，是学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求能够综合运用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通，并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。

蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。

蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液，是化工、医药、食品等工业中较为常见的单元操作。化工生产中蒸发主要用于以下几种目的：1获得浓缩的溶液产品；

2、将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品；

3、脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。

本次设计的主要是三效蒸发装置。

第一章设计方案的确定

1.1蒸发操作条件的确定

蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽压强（或温度）、冷凝器操作压强（或温度)的选定。正确选择蒸发过程的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。

1.1.1加热蒸汽压强的确定

通常被蒸发的溶液有一个被允许的最高温度，若超过此温度物料就会变质、破坏或分解，这是确定加热蒸汽压强的一个依据。应使操作在低于最大温度范围内进行，可以采用加压蒸发、常压蒸发或真空蒸发。

蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为后续蒸发过程或者其它加热用的热源，即要求蒸发

装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高蒸汽的利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽是有利的，但通常所用饱和蒸汽的温度不超过180℃，超过时相应的压强就很高，这将增加加热设备费用和操作费用。一般的加热蒸汽压强在400―800kPa范围之内。

本设计选700kPa。

1.1.2冷凝器操作压强的确定

若一次采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度较高时，溶液粘度低，传热效果好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作，此时各效二次蒸汽温度低，进入冷凝器冷凝需要消耗大量冷却水，而且溶液粘度大，传热差。但对于那些热敏性物料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用真空蒸发的。对混合式冷凝器，其最大真空度取决于冷凝器内的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为80―90kPa。

本设计冷凝器的绝对压力选20kPa。

1.2蒸发器的类型及其选择

1.2.1蒸发器的类型

蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸汽，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。

蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。分述如下：

由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类：（1）循环型蒸发器

特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有:

a.中央循环管式蒸发器；

b.悬筐式蒸发器；

c.外热式蒸发器；

d.列文式蒸发器；

e.强制循环蒸发器。

其中，前四种为自然循环蒸发器。

（2）单程型蒸发器

特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。

优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。

缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。

此类蒸发器主要有:

a.升膜式蒸发器；

b.降膜式蒸发器；

c.刮板式蒸发器。

1.2.2蒸发器的选择

蒸发设备的种类很多，但无论何种类型的蒸发设备，在构造上必须有利于过程的进行。因此设计蒸发设备时应考虑以下几个因素：

(1)尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证设备具有较大的传热系数；

(2)能适应溶液的某些特性，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等；

(3)能完善汽化、液的分离；

(4)能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。

从机械加工的工艺性、设备的投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备的设计还应满足以下几项要求：

a、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理；

b、设备的检修和清洗方便，使用寿命长；

c、有足够的机械强度。

在实际设计过程中，要完全满足以上各点困难的，必须权衡轻重，研究主次，加以综合考虑。

本次设计采用的是中央循环管式蒸发器。

结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。

这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器"之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为1～2m；加热管径多为25～75mm之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.4～0.5m/s 以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。

1.3蒸发操作的分类

按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。

按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。

按操作压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点：

（1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；

（2）可以利用低压蒸汽作为加热剂；

（3）有利于对热敏性物料的蒸发；

（4）操作温度低，热损失较小。

在加压蒸发中，所得到的二次蒸汽温度较高，可作为下一效的加热蒸汽加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。

1.3.1多效蒸发效数的确定

在流程设计时首先应考虑采用单效还是多效蒸发，为充分利用热能，生产中一般采用多效蒸发。

经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。多效蒸发中，随着效数的增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，是操作费用降低。随着效数的增加，设备费用成倍增长，而所节省的生蒸汽量愈来愈少，所以无限制增加效数已无实际意义，最适宜时的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。

技术上的限制是指效数过多，蒸发操作将难以进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定的限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总传热温度差为一定值。在效数过多时，由于各效温度差损失之和的增加，使总的有效传热温度差减小。当分配到各效的有效传热温度差减小到无法保证操作呈正常的沸腾状态时，蒸发操作将无法进行下去。

因此基于上述因素考虑，实际的多效蒸发过程效数并不多。为保证传热的正常进行，各效的有效传热温度差不能小于6—10℃。通常对于电解质溶液，如NaOH、NH4OH等水溶液，由于沸点升高较大，采用2—3效；对于非电解质溶液、有机溶液等，其沸点升高较小，可采取为4—6效。但真正适宜的效数，需通过最优化的方法加以确定。

本设计选择3效蒸发。

1.4多效蒸发流程的选择

根据加热蒸汽与料液的流向的不同，多效蒸发的操作流程可分为并流、逆流、平流、错流等流程。

（1）并流流程也称顺流加料流程，料液与蒸汽在效间流动同向。并流流程结构紧凑，操作简便，应用较广。并流流程只使用于处理黏度不大的料液。

（2）逆流流程料液与加热蒸汽在效间呈逆流流动。自前效到后效，料液组成渐增，温度同时升高，黏度及传热系数变化不大，温度分配均匀，适用于处理黏度较大的料液，不适于处理热敏性料液。

（3）平流流程每一效都有进料和出料，适合于有大量结晶析出的蒸发过程（4）错流流程也称为混流流程，它是并、逆流的结合，其特点是兼有并、逆流的优点，但操作复杂，控制困难。我国目前仅用于造纸工业及有色金的碱回收系统中。

采用多效蒸发装置是节能的途径之一。此外为了回收系统中的热量，应尽量利用低温热源，如蒸发冷凝液的利用及二次蒸汽的压缩再利用等。

本设计采用并流操作。

1.4.1三效蒸发的工艺流程

蒸发过程的两个必要组成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不断除去汽化的水蒸气，前一部分在蒸发器内进行，后一部分在冷凝器完成。蒸发器实质上是一个换热器，由加热室和分离室两部分组成，加热室通常用饱和水蒸气加热，从溶液中蒸发出来的水蒸气在分离室分离后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带出，一般在蒸发器顶部设有气液分离用的除沫装置从蒸发器蒸出的蒸汽称为二次蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效的物料加热。冷却水从冷凝器顶加入，与上升的蒸汽接触，将它冷凝成水从下部排出，不凝气体从顶部排出。通常不凝气体来源有两个方面，料液中溶解的空气和系统减压操作时从周围环境中漏入的空气。

料液在蒸发器中蒸浓达到要求后称为完成液，从蒸发器底部放出，是蒸发操作的产品。

采用多效蒸发的目的是为了减少新鲜蒸汽用量，具体方法是将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽。

1.5进料温度的选择

进蒸发器料液的温度高低直接影响到蒸发器中的传热情况和蒸发器传热面积的大小，生产上通常为了节约蒸汽用量和提高传热效果，在进蒸发器之前利用可回收的低温热源将料液预热到接近或达到沸点状态，以实现节能降耗。

本设计进料温度为25℃。

第二章三效蒸发的工艺计算

三效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。

蒸发器的设计计算步骤三效蒸发的计算一般采用试算法。

根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。

根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。 根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。

根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。

根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3)至（5），直到所求得各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。

2.1.各效蒸发量和完成液组成的估算

本设计的操作条件是：

（1） NaOH 的水溶液的处理量68kt/a ；原料液的浓度为10%，完成液浓度为30%。

用三效并流蒸发装置。每小时将8500kt 浓度为10%的NaOH 浓缩为30%，原料液温度为第一效的沸点。

（2） 加热蒸汽压强为700kPa,冷凝器的压强为20kPa.

（3） 各效蒸发器的总传热系数：K 1=1800 W/（m 2.℃）, K 2=1200 W/（m 2.℃） K 3=800

W/（m 2.℃）。 蒸发溶液浓度的计算

已知：进料量F= 68kt/a ，质量分率0x =10%，3x =30% F=68000000÷8000=8500kg/h

则总蒸发量:)1(30x x

F W -==8500?(1-03.010.0)=5666.67 kg/h

并流加料蒸发中无额外蒸汽引出, W 1: W 2: W 3=1:1:1 则各效蒸发量为： W 1= W 2= W 3=1888.89 kg/h

则各效的完成液浓度为：

3000

.01800.089

.1888-89.1888-85001

.085001286

.089

.188885001

.0850032102101==?=--=

=-?=-=x W W F Fx x W F Fx x

2.2估算各效二次蒸汽温度'i T

各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差△p 为：

kPa p 7001=

kPa p 20'3=

kPa n p p p n 67.2263

20700'

1=-=-=?

故第i 效二次蒸汽压强'i p 为：p i p p i i ?-='

kPa p p p 33.47367.2267001'1=-=?-=

kPa p p p 66.24667.226270021'

2=?-=?-= kPa p p p 99.1967.226370031'3=?-=?-=

由'i p 可查得或计算得到对应温度'i T 和气化潜热'i r ，同时前一效的二次蒸汽即为后一效的加热蒸汽。

kg

kJ r kg

r kg

kJ r C

T C

T C

T 93.23540.2370)1599.19(15200.23709.2354kJ 2186.682204.6)20066.246(2002506.22044.218571.21194.2125)45033.473(4505004.21252.211309.605.53)1599.19(15

205.531.6073.1262.120)20066.246(2002502.1202.12757.1497.147)45033.473(4505007

.1477.151'3'2'10'30'20'1=+-?--==+-?--==+-?--==+-?--==+-?--==+-?--=

表2-1 各效二次蒸汽的压力、二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热[]1

效次

Ⅰ Ⅱ Ⅲ 二次蒸汽的压力i p '，kPa 473.33 246.66 19.99 二次蒸汽的温度T ',℃ （即下一效蒸汽的温度）

149.57

126.73

60.09

二次蒸汽的汽化潜热i r '，kJ /kg (即

下一效加热蒸汽的汽化潜热)

2119.71 2186.68 2354.93

2.3计算各效传热温度差i t ?

2.3.1计算校正因数

'

2

')273(0162.0i

i i r t f += 3647.171.211927357.1490162.0)273(0162.02

'

12'11=+?=+=）

（r t f 1838.168.218627373.1260162.0)273(0162.02'22'22=+?=+=）

（r t f

7632.093

.235427309.600162.0)273(0162.02

'

32'33=+?=+=）

（r t f 2.3.2计算水溶液的沸点Ai t

2.3.3常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失'

0i ?

100'0-=?A t

2.3.4由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失'?

校正系数法：'0'??f =

C f 0'011'169.517.43647.1=?=?=? C f 0'022'209.883.61838.1=?=?=?

C t C t C

t A A A 02

020151.117115)11512021

.2673.3321.263083.106105)105107(53.1432.1853.1400.1817.104104)104105(51.1253.1451

.1286.12=+-?--==+-?--==+-?--=（C

C C 0'030'020'0151.1710051.11783.610083.10617.410017.104=-=?=-=?=-=?

C f 0'033'336.1351.177632.0=?=?=?

2.3.5由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失''?

①为简便计溶液内部沸点升高按液面与底层的平均压强p m 下水的沸点和二次蒸汽压强p '下水的沸点差估算。平均压强按静力学方程式计算：

2

'

gL p p i i m ρ+=

计算NaOH 水溶液的密度

3

1323

13279.1325.1)73.2900.30(73

.2920.30325.1330.11972.1195.1)80.1700.18(80.17255.18195

.1200.11403.1140.1)83.1286.12(83.1228.13140

.1145.1cm g cm g cm g =+-?--==+-?--=

=+-?--=

ρρρ kPa kpa gL

p p m 87.48726

.281.91403.133.473211

1=??+

=+'=ρ

kPa kpa gL p p m 96.26126.281.91972.166.2462222=??+=+'=ρ

kPa kpa gL p p m 95.362

6.281.93279.199.192333=??+=+'=ρ

②计算对应m p 下水的沸点m p t ，对应'p 下水的沸点'p t

()()()()()()C

t C

t C

t C

t C

t C

t p p p pm pm pm 0'30'20'1030201047.60953.581999.191920953.58058.6038.1256.119650.20266.246650.202925.3036

.1199.13241.1489.142300.40533.473300.405625.5069

.1421.15196.7334.733695.3636

37345.73994.7339.1276.119650.20296.261650.202975.3036

.1199.13258.1499.142300.40587.487300.405625.5069

.1421.151=+-?--==+-?--==+-?--==+-?--==+-?--==+-?--=

③计算'"p p t t m -=?

17.141.14858.149111

=-='-=?''p pm t t ℃ 01.238.12539.127222

=-='-=?''p pm t t ℃

91.13047.6096.73333=-='-=?''p pm t t ℃

2.3.6各效总的温度差损失i

?

在多数蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温差损失即为'''?。根据经验，一般取'''?=1℃。

''''''i i i i ?+?+?=?

C

C C 0

3333022

220111

127.28191.1336.131.11101.209.886.7117.169.5=++=?'''+?''+?'=?=++=?'''+?''+?'=?=++=?'''+?''+?'=?

各效传热温度差计算式为：i i i t T t -=-'

1?

其中'1-i T 为前一效二次蒸汽温度

（即第i 效加热蒸汽温度），i t 为第i 效溶液沸点，其计算式为：

i i i T t ?+='

式中： 'i T 为第i 效二次蒸汽温度，i ?为第i 效温度差损失。

C

T t C T t C T t 03'3302'2201'1136.8827.2809.6083.1371.1173.12643.15786.757.149=+=?+==+=?+==+=?+= C

t T t C t T t C t T t 03'2302'1201'137.3836.8873.12674.1183.13757.14927.743.15770.164=-=-=?=-=-=?=-=-=? 2.4计算各效蒸发量W i 和传热量Q i

考虑溶液的稀释热,引入对NaOH 水溶液蒸发热利用系数i η:

x i ?-=7.098.0η

第Ⅰ效：因沸点进料，故 0t =1t

热利用系数:=1η0.98－0.71x ?=0.98－0.7（12.86%－10%）=0.96 查水蒸汽表得：

压力为700kPa 的加热蒸汽的汽化热1r =2071.5kg kJ ,1t =157.43℃的二次蒸汽的汽化热1r '=2119.71kg kJ 。

(1)

11'111

1194.071

.21195

.201796.0D D r r D W =?==η

第Ⅱ效:

引入热利用系数i η：

热利用系数2η=0.98－0.72x ?=0.98－0.7（18%－12.86%）=0.94

第Ⅱ效中溶液沸点2t =137.83℃的二次蒸汽的汽化热2r '=2186.68kg kj ，无额外蒸汽引出,12r r '≈=2119.71kg kJ 。

已知kJ c p 77.30=/(kg ·℃)，kJ c pw 187.4=/(kg ·℃)。

D i ――第i 效的加热蒸汽量，kg/h ；当无额外蒸汽引出时， D i =W i-1

',i i r r ――分别为第i 效加热蒸汽、二次蒸汽的气化潜热，kJ/kg ；且'1-=i i r r

.............................................................................................(2) 第Ⅲ效:

热利用系数3η=0.98－0.7?

3x =0.98－0.7（30%－18%）=0.90

第Ⅲ效中溶液沸点3t =88.36℃的二次蒸汽的汽化热3r '=2354.93kg kJ

，无额

外蒸汽引出，23r r '≈=2186.68kg kJ ,则

(3)

67.5666321=++=W W W W kg/h ....................................

(4)

联立（1）—（4）式，可得

1W =1856.24h kg /，2W =1904.59h kg /，3W =1905.79h kg /，1D =1974.72h kg /

2.4.1各效传热量的计算

()10

.27188.068.218683.13743.157187.477.3850068.218671.211994.0)111'22110'2

2122+=??

? ?????

-?-?+?=?

?????--+=W W W r t t c W c F r r W W pw p η94

.604079.076.0]

93

.235436

.8883.137)187.4187.477.3850093.235468.2186[90.0])([12212

33221033233+-=-??-?-?+?='

---+'=W W W W W r t t C W C W FC r r W W pw pw p （η

2.5 各效蒸发器传热面积计算 2.6计算平均面积：

m

t t S t S t S S ∑??+?+?=

3

32211

37

.3874.1127.737

.3869.3774.1158.7727.783.86++?+?+?=

208.52m = %72.6608.5208.5283.86max =-=-=s s s ε

误差为%72.66＞%4，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。

2.7重新计算过程

2.7.1有效温度差的重新分配

C

t S S t C t S S t C t S S t 033'

3022'

2011'102.2737.3808.5269.3749.1774.1108.5258.7712.1227.708.5283.86=?=?=?=?=?=?=?=?=

?

2.7.2计算各效料液浓度

由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

W

r D Q 8.11362863600105.207172.19743

111=??==W

r W Q 581.109296936001071.211924.18563

112=??='=W

r W Q 128.115686936001068.218659.19043223=?='=i

i i i t K Q S ?=

2

3

111183.8627.71800108.1136286m t K Q S =??=?=2

3212258.7774

.11120010

581.1092969m t K Q S =??=?=2

333369.3737

.38800128

.1156869m t K Q S =?=?=

300.03=x

0x ——原料液的浓度 F ——原料液的进料量，kg/h

1W 、2W —分别为总的、第一效和第二效水的蒸发量，kg/h

2.7.3计算各效料液沸点

'

1-i T 为前一效二次蒸汽温度（即第i 效加热蒸汽温度）

i t 为第i 效溶液沸点 'i T 为第i 效二次蒸汽温度

i ?为第i 效温度差损失

'1T ――操作压强下水的沸点，?即二次蒸汽饱和温度，℃; 'r ――操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg 。 第3效：

因完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即

C 0

333327.28191.1336.13=++=?'''+?''+?'=?

故末效溶液的温度仍为88.36℃,即: C t 0336.88=

C t t T 03

3238.11527.0288.36=+='?+='

第2效：

第二效二次蒸汽的冷凝温度2T '=115.38℃，

水蒸气的汽化潜热2r '=2217.66 kJ/kg ，相应的压力为'

2p =175.87kPa. '

2p 下水溶液的沸点：C t A 0280.106=

常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失:100'0-=A t ?

C 0'0280.610080.106=-=?

i

i i i

i i T t t T t ?+=-=?-''

11279.01856.24

-85000.10

8500101=?=-=W F Fx x 1794

.01904.59

-1856.24-85000.10

85002102=?=--=

W W F Fx x

由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失'?:'0'??f =

C f 0'022'249.780.61019.1=?=?=?

kPa

gL

p p m 13.19126

.281.9101965.11087.1752

33

2'

2

2=???+?=+

=ρ

对应2m p 下水的沸点：C t pm 0237.117=

对应'

2p 下水的沸点：C t p 0

'

242.114=

C t t p pm 0'

22"295.242.11437.117=-=-=?

C 0'''21=?

C 0'

''222244.11195.249.7''=++=?+?+?=?

第二效溶液的沸点为：C T t 022283.12644.1138.511=+=?+'=

C t t T 02

2132.14483.12649.17=+='?+=' 第1效：

第一效二次蒸汽的冷凝温度为1T '=144.32℃， 水蒸气的汽化潜热1r '=2135.70kJ/kg

相应的压力为='1p 410.70 kPa. '

2

p 下水溶液的沸点：C t A 0280.106= '1p 下水溶液的沸点：C t A 0114.104=

C 0'0114.410014.104=-=?

C f 0'011'147.514.43210.1=?=?=?

kPa

gL

p p m 23.42526

.281.9101396.11070.4102

33

1'1

1=???+?=+

=ρ

对应2m p 下水的沸点：C t pm 0151.144=

对应'

2p 下水的沸点：C t p 0'133.143=

C t t p pm 0'

11"118.133.14351.144=-=-=?

C 0'''11=?

C 0'

''111165.7118.147.5''=++=?+?+?=?

3210

.170.2135)27332.144(0162.021=+?=f '

2

')273(0162

.0i i i r t f +=()1019.166.221727338.1150162.0)273(0162.02'

22'

22=-=+=r t f

故第1效溶液的沸点为：

C T t 011197.15165.742.144=+=?+'= C t t T 01'1'09.16497.15112.12=+=+?=

温度分配表

效次 Ⅰ

Ⅱ

Ⅲ

加热蒸汽温度℃ ='T 164.09

='1T 144.32

='2T 115.38

有效温度差i t '?，℃ 12.12 17.49 27.02 料液温度（溶液沸点）i t ，℃

151.97

126.83

88.36

2.7.4 加热蒸汽用量及各效蒸发量

蒸汽温度和汽化潜热见表

不同压力下蒸汽温度和汽化潜热

效数

参 数

加热蒸汽

第1效

第2效

第3效

二次蒸汽压强i p /kPa

689.83 410.7 175.87 19.99 二次蒸汽的温度'

i T /C o

164.09 144.32 115.38 60.09 气化潜热 '

i r /(kJ/kg)

2073.5

2135.70

2217.66

2354.93

第1效：

热利用系数:=1η0.98－0.71x ?=0.98－0.7（12.86%－10%）=0.96

111111

193.07.21355

.207396.0D D r r D W =??='=η（1)

第2效：

])([

2211022222r t

t C W FC r r D W pw p '

--+'=η ]66

.221783

.12697.151)187.477.3850066.221770.2135[

94.011-??-?+??=W W （

35.33186.01+=W

2η=0.98－0.72x ?=0.98－0.7（18%－12.86%）=0.94

第3效

3η=0.98－0.7?

3x =0.98－0.7（30%－18%）=0.90

])([

33221033333r t

t C W C W FC r r D W pw pw p '---+'=η

]

93.235436

.8883.126)187.4187.479.3850093.235466.2217[

90.0212-??-?-?+??=W W W （

1.47006.079.012+-=W W (3)

67

.5666321=++=W W W W (4)

1η、2η、3η—分别为第一效、第二效和第三效的热利用系数

1t 、2t 、3t —分别为第一效、第二效和第三效溶液的沸点，℃

1r '、2r '、3r '—分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg W 、1W 、2W 、3W —分别为总的、第一效、第二效和第三效水的蒸发量，kg/h D 1、D 2、D 3—分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽量，kg/h ，当无额外蒸汽抽出时，1-=i i W D

联解式（1）至（4），可得

1W =1856.71h kg /，2W =1928.12h kg /，3W =1881.91h kg /，1D =1996.47h kg / 各效传热量的计算

kW

r D Q 80.114836005

.207147.1996111=?== kW

r W Q 49.1101360070

.213571.1856112=?='= kW

r W Q 75.1187360066

.221712.1928223=?='=

1D —第一效加热蒸汽量，kg/h

W 1、W 2—分别为第一效和第二效水的蒸发量，kg/h

1r 、1r '、2r '—分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的汽化潜热，kJ/kg

2.7.5各效蒸发器传热面积计算

2

3

111148.5212.1218001080.1148m t K Q S =??=?= 2

3

222248.5249.1712001049.1101m t K Q S =??=?=

2

3

333395.5402.278001075.1187m t K Q S =??=?= 与第一次计算结果比较，其相对误差为:

m

t t S t S t S S ∑??+?+?=

3

32211

02

.2749.1712.1202

.2795.5449.1748.5212.1266.52++?+?+?=

270.53m =

%3.270

.5370

.5395.54max =-=-=

S S S ε 2.3%<4%计算相对误差在0.04以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。

232136.53395.5448.5266.523m S S S S =++=++=

根据要求最终选面积为: 25936.53%)101(m S =?+=

计算结果总表

效数

第1效 第2效 第3效 冷凝器 加热蒸汽温度i T ，℃ 1 144.32 115.38 60.09 操作压力'i p ，kPa 689.83 410.7 175.87 19.99

溶液温度（沸点）i t '，℃ 151.97 126.83 88.36 完成液浓度i x 0.1279 0.1794 0.30 蒸发量i W ，kg/h 1856.7 1928.12

1881.91

蒸汽消耗量D ，kg/h 1996.47 传热面积i S ，m 2

52.66

52.48 54.95 第三章 蒸发器工艺尺寸的设计

中央循环管式蒸发器式蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间，

其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。

3.1 加热管的选择和管束的初步估计

3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计

加热管通常选用φ25×2.5mm ，φ38×2.5mm ，φ57×3.5mm 等几种规格的无缝钢管，长度一般为2-6m 。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。本设计加热管选用φ38×2.5mm ，长为3.0m 。

当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数n ′：

)

1.0(0-=

'L d S

n π

式中： S 为蒸发器的传热面积，m 2 ，由前面的工艺计算决定； d 0为加热管的外径，m ； L 为加热管长度，m 。

因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算n ′时管长用（L-0.1）m 。为完成传热任务所需的最小实际管数n 只有在管板上排列加热管后才确定。

n ′=()

1.033814.310593

-??=171 3.1.2 循环管的选择

循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积的40%-100%，若以D 1表示循环管内径，则:

24i D π=（0.4～1）24

i d n π

'

因而：()()mm d n D i 33525.2381716.01~4.01=?-??='=

对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出D 1后，应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要n 与n ′相差不大，循环管的规格可一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积。循环管选取Φ377×14mm 的无缝不锈钢管。

3.1.3 加热室直径及加热管数目的确定

加热室的内径取决于加热管和循环管的规格，数目及在管板上的排列方式有正三角形，正方形，同心圆等，目前以三角形排列居多。管心距t 为相邻两管中心线之间的距离，t 一般为加热管外径的1.25-1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距则为确定值。管心距值见表3-1。

表3-1 不同加热管尺寸的管心距

加热管外径d 0，mm 19 25 38 57 管心距t ，mm

25

32

48

70

加热室内径和加热管数采用做图法来确定,具体做法是；先计算管束中心线上管束n c ：管子按正三角形排列时,n c =1.1n ；管子按正方形排列时，n c =1.19n 。式中n 为总加热管数。

本设计采用正三角形排列加热管，即

n c =1.1n =1.1×171=14.38 b '=1.5×

38=57mm i D =t(c n -1)+2b '=48×(15－1)+2×57=786mm

根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一内径作为加热室内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图所得管数n 必须大于初估值n ′，如不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适为止。壳体内径的标准尺寸列于表3-2。

表3-2 壳体的尺寸标准 壳体内径mm 400-700 800-1000 1100-1500 1600-2000 最小壁厚mm

8

10

12

14

根据表3-2列表,本设计选取加热室壳体内径为900 mm ，壁厚为10 mm 。

3.1.4 分离室直径与高度的确定

分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积的强度有关。

分离室体积V 的计算公式为：

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

《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；

化工原理课程设计报告

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

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

化工原理课程设计报告样本

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

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

化工原理课程设计报告(换热器)

《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

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：

天津大学化工原理课程设计

《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

《化工原理》课程设计实践教学总结

《化工原理》课程设计实践教学总结 摘要：化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。通过课程设计使学生初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。 关键词：化工原理；课程设计；实践；可行性 中图分类号：G642.0 文献标志码：A 文章编号：1674-9324（2014）22-0205-02 《化工原理》是化学工程与工艺专业的必修专业课程之一，理论课之后国内大部分高校的本科人才培养计划中安排了实践教学环节――《化工原理》课程设计。我们学校的化学工程与工艺专业培养计划也如此。《化工原理》课程设计是培养化工专业学生综合运用所学的理论知识，树立正确的设计思想，解决常规化工设计中一些实际问题的一项重要的实践教学。其出发点是通过课程设计提高学生搜集资料、查阅文献、计算机辅助绘图、分析与思考解决实际生产问题等能力。笔者从事了3届的课程设计教学，从中总结了许多宝贵的经验和教学方法，以期提高教学效果。现将笔者的教学体会作一介绍。 一、课程设计题目应具有普遍性、代表性

我校化学工程与工艺专业的《化工原理》课程设计一般为二周时间。课程设计基本要求是通过这一设计过程使每个学生都受到一定程度的训练，使将来在不同岗位就业的学生都能受益，都能解决这类工程的实际问题，并可以举一反三。所以课程设计的选题需要我们指导老师慎重，尽量选择化工行业中最普遍且最具代表性的单元操作进行设计。根据以往的教学的经验，题目的选取应从以下几个方面考虑： 1.课程设计题目尽可能接近实际生产，截取现有的某化工项目中的某一操作单元为设计模型，比如某合成氨厂的传热单元的设计，流体输送过程中离心泵的设计，管壳式换热器等等。这样学生在课程设计过程中有参照体系，不至于出现不合理的偏差。 2.课程设计题目应该围绕着常见的化工操作单元进行展开，比如我们都知道在讲授《化工原理》理论知识时其中的单元操作有流体输送、传热、精馏、吸收、萃取等等。一个课程设计题目应该包括2～3个常见的单元操作，从而实现某一简单的化工任务。 3.课程设计题目中涉及的物质尽可能常见易得。因为完成虚拟的生产任务过程中需要这些物质的物性参数进行核算，常见易得的物质能够降低学生在查阅参数方面的工作量。比如，如果我们设计分离任务尽量选择苯-甲苯，或甲醇-水等这样的体系，因为这些混合体系的参数大部分工具

化工课程设计心得体会

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。

化工原理课程设计模板施

化工原理课程设计 乙醇-水填料式精馏塔设计学生姓名徐程 学院名称化学化工学院 学号 班级13级2班 专业名称应用化学 指导教师王菊 2016年5月20日

摘要 填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身，而且还对产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此，掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇-水的填料式精馏塔的设计，通过对填料式精馏塔的设计，熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生产当中去。 关键词乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；

摘要........................................................................ I 第一部分概述 (3) 概述 (3) 文献综述 (3) 填料类型 (3) 填料塔 (4) 填料选择 (4) 设计任务书 (4) 设计题目 (4) 设计条件 (4) 设计任务 (5) 设计思路 (5) 第二部分工艺计算 (6) 平均相对挥发度的计算 (6) 绘制t-x-y图及x-y图 (6) 全塔物料衡算 (7) 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7) 平均摩尔质量 (8) 全塔物料衡算： (8) 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (8) 最小回流比 (8) 确定最适操作回流比R (9) 热量衡算 (9) 求理论板数及加料 (10) 精馏段和提馏段操作线方程的确定 (10) 理论板数及加料板位置 (11) 填料高度计算 (11) 精馏塔主要尺寸的设计计算 (12) 流量和物性参数的计算 (12) 塔板效率 (14) 第三部分塔板结构设计 (14) 气液体积流量 (15) 精馏段的气液体积流量 (15) 提馏段的气液体积流量 (16) 塔径计算 (16)