化工原理课程设计

来源：求职简历网时间：2024-04-10 17:54:41编辑：皮带君

化工原理这一课程的认识

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解析:

化工原理课程是化学工业技术和化学工程科学发展的必然产物。十九世纪九十年代国外高等学校相继设置化学工程系，开出的课程大都是针对不同化工行业编写各自的生产工艺学，直到二十世纪初才明确认识到各行各业通用的物理操作的共性，并于二十年代出版了第一部化工原理教科书－Principles of Chemical Engineering，我国于上世纪二十年代创办化学工程系，并开设化工原理课程。

化工原理是一门关于化学加工过程的技术基础课，它为过程工业（包括化工、轻工、医药、食品、环境、材料、冶金等工业部门）提供科学基础，对化工及相近学科的发展起支撑作用。化工原理课程以单元操作为内容，以传递过程原理和研究方法论为主线，研究各个物理加工过程的基本规律，典型设备的设计方法，过程的操作和调节原理。化工原理课程教学包括三个环节，即：理论课教学、实验课教学和课程设计。实验课与理论课同步进行，课程设计安排在化工原理理论课之后进行。实验课程的设计思想：培养学生动手能力、观察能力、综合分析和处理问题的能力。课程设计是一个总结性的教学环节，针对化工厂中一个实际的化工单元操作，完成主体设备的工艺设计，附属设备的选型设计，主体设备总图的绘制。通过课程设计，使学生掌握化工设计的程序和方法，学会查阅资料、使用手册、选用数据和公式、合理确定工艺流程、正确进行工艺计算、用技术经济的观点评价设计结果，用文字数表图纸表达设计思想、以及严谨认真的工作态度和工作作风。

化工原理列管式换热器课程设计？

转载，供参考：列管式换热器的设计和选用（1）列管式换热器的设计和选用应考虑的问题
　　◎ 冷、热流体流动通道的选择
　　　具体选择冷、热流体流动通道的选择
　　在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：
a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。
b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。
c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。
d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。
f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。
g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。
　　以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。
　　◎ 流速的选择
　　　常用流速范围流速的选择
　　流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
　　表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体
宜结垢液体
气体0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
　　表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流动方式的选择
　　　流动方式选择流动方式的选择
　　除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。
　　当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。
　　◎ 换热管规格和排列的选择
　　　具体选择换热管规格和排列的选择
　　换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用和两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。
　　按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。
管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。
　　　　　　图4.7.11 管子在管板上的排列
　　◎ 折流挡板
　　　折流挡板间距的具体选择折流挡板
　　安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
　　对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。

　　　a.切除过少　　　b.切除适当　　c.切除过多
　　　　　　图4.7.12　挡板切除对流动的影响
　　挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：
　　固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种
浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算
　　换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)
0～105 (表压)
>105 (表压)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
　　　管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。
　　　具体计算公式管程阻力损失
　　管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力应是各程直管摩擦阻力、每程回弯阻力以及进出口阻力三项之和。而相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失：
　　　　　
　　　式中　每程直管阻力；
　　　　　　每程回弯阻力；
　　　　　　Ft－结构校正系数，无因次，对于的管子，Ft=1.4，对于的管子Ft=1.5；
　　　　　　Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；
　　　　　　Np－管程数；
　　由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即
　　　　　 ∝
　　对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。
　　◎ 壳程阻力
　　　对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。
　　　埃索法计算公式壳程阻力损失
　　对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：
　　　　　　　
　　　式中 -壳程总阻力损失，；
　　　　　　 -流过管束的阻力损失，；
　　　　　　 -流过折流板缺口的阻力损失，；
　　　　　　Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；
　　　　　　Ns-壳程数；
　　　又管束阻力损失　
　　折流板缺口阻力损失
　　　式中 -折流板数目；
　　　　　 -横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束，；对于正方形排列的管束，，为每一壳程的管子总数；
　　　　　B-折流板间距，m；
　　　　　D-壳程直径，m；
　　　　　 -按壳程流通截面积或按其截面积计算所得的壳程流速，m/s；
　　　　　F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；
　　　　　 -壳程流体摩擦系数，根据，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当亦可由下式求出：
　　　　　　　　　　
　　因，正比于，由式4.7.4可知，管束阻力损失，基本上正比于，即
　　　　　　　　　　 ∝
若挡板间距减小一半，剧增8倍，而表面传热系数只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。
　　　　　　　　图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续)　（3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤
　　设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据传热速率基本方程：
　　　　　　
　　当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
　　◎ 初选换热器的规格尺寸
　　◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
　　◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。
　　◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 ◎ 计算管、壳程阻力
　　在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
　　◎ 核算总传热系数
　　分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。
　　◎ 计算传热面积并求裕度
　　根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：
　　　　　　换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。
　　依总传热速率方程：
　　　　　　　　
强化方法：提高 K、A、均可强化传热。
　　◎提高传热系数K
　　　　
　　热阻主要集中于较小的一侧，提高小的一侧有效。
　　◆ 降低污垢热阻
　　◆ 提高表面传热系数
　　　提高的方法：
无相变化传热：
　　　　　1）加大流速；
　　　　　2）人工粗造表面；
　　　　　3）扰流元件。有相变化传热：
　　　　蒸汽冷凝：
　　　　　1）滴状冷凝，
　　　　　2）不凝气体排放，
　　　　　3）气液流向一致，
　　　　　4）合理布置冷凝面，
　　　　　5）利用表面张力（沟槽，金属丝）液体沸腾：
　　　　　1）保持核状沸腾，
　　　　　2）制造人工表面，增加汽化核心数。
　　◎ 提高传热推动力
　　　　　加热蒸汽P ，
　　◎ 改变传热面积A
　　关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。

苯—氯苯板式精馏塔设计

苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据
温度，℃80 90 100 110 120 130 131.8

苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900
氯苯 148 205 293 400 543 719 760要求年产纯度为99.8%的氯苯2.6万吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯35%
1）塔顶压强 4kPa（表压）
（2）进料热状况 q=1
（3）回流比 R/Rmin=2
（4）塔底加热蒸汽压强 506Kpa（表压）
(5) 单板压降≤0.7kPa
冷却水进口温度 20C,出口温度50C
工作日：
每年330 天，每天24 小时连续工作
厂址：
天津地区
设计内容：
（1）精馏塔的物料衡算
（2）塔板数的确定
（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（5）塔板主要工艺尺寸的计算
（6）塔板的流体力学验算
（7）塔板负荷性能图
（8）精馏塔接管尺寸计算
（9）绘制生产工艺流程图
（10）绘制精馏塔设计条件图
（11）对设计过程的评述和有关问题的讨论
设计基础数据