化工原理课程设计(循环水冷却器设计说明书)汇总

第一篇：化工原理课程设计(循环水冷却器设计说明书)汇总

齐齐哈尔大学化工原理课程设计

齐 齐 哈 尔 大 学

化工原理课程设计

题

目

循环水冷却器的设计

学

院

化学与化学工程学院

专业班级

制药工程

学生姓名

夏天

指导教师

吕君

成绩

2016年

07月

01日

齐齐哈尔大学化工原理课程设计

目 录

摘 要 ……………………………………………………………………………错误！未定义书签。

Abstract………………………………………………………………………………错误！未定义书签。

第1章 绪论 ………………………………………………………………………1 1.1设计题目：循环水冷却器的设计 …………………………………………1 1.2设计日任务及操作条件 ……………………………………………………1 1.3厂址：齐齐哈尔地区 ………………………………………………………1 第2章 主要物性参数表 …………………………………………………………1 第3章 工艺计算 …………………………………………………………………2 3.1确定设计方案 ………………………………………………………………2 3.2核算总传热系数 ……………………………………………………………4 3.3核算压强降 …………………………………………………………………6 第4章 设备参数的计算 …………………………………………………………8 4.1确定换热器的代号 …………………………………………………………8 4.2计算壳体内径DⅠ ……………………………………………………………9 4.3管根数及排列要求 …………………………………………………………9 4.4计算换热器壳体的壁厚 ……………………………………………………9 4.5选择换热器的封头 …………………………………………………………11 4.6选择容器法兰 ………………………………………………………………11 4.7选择管法兰和接管 …………………………………………………………13 4.8选择管箱 ……………………………………………………………………14 4.9折流挡板的设计 ……………………………………………………………15 4.10支座选用……………………………………………………………………16 4.11拉杆的选用和设置…………………………………………………………16 4.12垫片的使用…………………………………………………………………18 总结评述 ……………………………………………………………………………20 参考文献 ……………………………………………………………………………21 主要符号说明 ………………………………………………………………………22 附 表1 ……………………………………………………………………………24 附 表2 ……………………………………………………………………………25 致 谢 ……………………………………………………………………………26

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摘要

在国内外的化工生产工程中，列管式换热器在目前所用的换热器中应用极为广泛——由于它具有结构牢固，易于制造，生产成本较低等特点。

管壳式换热器作为一种传统的标准换热器，在许多部门中都被大量使用。其结构由许多管子所组成的管束，并把这些管束固定在管板上，热管板和外壳连接在一起。为了增加流体在管外的流速，以改善它的给热情况在筒体内安装了多块挡板。

我们的进行作业时列管换热器的设计，根据所给的任务，进行综合考虑。首先确定流体流径。我们选择冷却水通入管内，儿循环水通过入管间。

其次，我们确定两流体的定性温度，由于温度引起的热效应不大，可以选择固定管板式换热器。根据初算的总传热系数和热负荷，以及换热器的换热面积，换热器的根数和长度，来确定管程数。并查阅相关资料。

初步工作完成之后，对设备的各种参数校核，包括换热器壳体，封头，管箱，管板，法兰的选用等等，接着进行一系列的检查。

选择这些附件，不仅要与所选换热很好的匹配，而且要兼顾经济的要求，让换热器既造价低廉又坚固耐用，以达到即经济又实惠的效果。

换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，又称热交换器。换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备，在热交换器中，至少有两种温度不同的流体，一种是流体温度较高，放出热量，另一种是温度较低，吸收热量。

在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随意我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，对换热器的要求也日益增强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。根据不同的目的，换热器可以是热交换器、加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器等。

关键字：换热器；列管式换热器；循环水；冷却器

I

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Abstract Heat exchanger is part of the thermal fluid heat transfer to cold fluid equipment, in order to realize the different temperature of heat transfer between fluid, also called heat exchanger.Heat exchanger is to realize the heat exchange and transmission in the process of chemical production indispensable equipment, in the heat exchanger, there are at least two different fluid temperature, fluid temperature is higher, one is gives off heat, the other is a low temperature, absorption of heat.In chemical, petroleum, power, refrigeration, food and other industries widely used in all kinds of heat exchanger, and they are universal equipment, these industry occupies very important position.Optional constant development of the industry in our country, to the

requirement of increasing the energy utilization, development and conservation, the

requirement of the heat exchanger is also growing.The design and manufacture of heat exchanger structure improvement and the heat transfer mechanism of research is very active, appeared some new high efficiency heat exchanger.According to different purposes, the heat exchanger can be heat exchanger, heater, cooler, evaporator, condenser, etc.Because of the different conditions of use, heat exchanger can have various forms and structures.In production, heat exchanger is a separate equipment sometimes, sometimes, is a part of the process equipment.Key Words：Heat exchanger；Shell and tube heat exchanger；Floating-head type

II

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第1章

绪论

1.1 设计题目

循环水冷却器的设计

1.2 设计任务及操作条件

1.2.1 设计任务

①处理能力：72000kg/h ②设备型式：列管式换热器

1.2.2 操作条件

①循环水：入口温度55℃，出口温度40℃ ②冷却介质水：入口温度25℃，出口温度35℃ ③管程和壳程的压强不大于1.0MPa ④换热器的热损失4% 1.3 厂址

齐齐哈尔地区

第2章

主要物性参数表

在定性温度下：t定冷=（25+35）/2=30℃ t定循=（55+40）/2=47.5℃

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由4.1.2可知：冷却水用量=28.8kg/s

则

Mc/ ρc=0.0289m3/s

Ns=4V/（3.14(0.02)2×0.5）=184根

根据列管式换热器传统标准，此数据可选取按单程算，所需的单程热管 长度

L=A/3.14dins=7.65m

(3-5)取传热管长l=8m

则该传热管的管程数为：Np=L/l=

1传热总根数NT=Npns=1×184=184根

实际传热面积So=N3.14d（1-0.1）=91.29㎡

则要求过程的总传热系数为

Ko=Q/So△tm=693w/(㎡·℃)

(3-6)该换热器的基本结构参数如下：

表4-1换热器的基本结构参数

公称直径：500m 总管数：NT=184根

管数：184 管长：8.0m

工程压强：1.0MPa 管间距：t=32mm 管程数：m=1 工程面积：80㎡

管子排列方式：正三角形排列

3.2 核算总传热系数

3.2.1 管程对流传热系数

Ai4di2n3.141840.0220.05778mNp41uiVs/As0.0289/0.057780.5002m/s

Reidicuiccphc0.020.5002995.712435.37

0.00008007普兰特准数：

Pric4.1741030.000080075.42

0.617

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0.80.43i0.23dReiPr0.0230.6170.02(12435.4)0.8(5.42)0.i

2631.5W/(m2 K)3.2.2壳程传热系数

取换热器管心距t=32 mm 壳程流通截面积为：

AhD(1d0/t)

其中：h-折流板间距。取为300㎜。D-壳体公称直径，取为600㎜ d-管子外径，可取25㎜ t-中心距，可取32㎜。

壳程流体流速：

u0Vc/A072000/(3600988.10.039)0.5125m/s 当量直径按三角形排列有：当量直径

d2e4(0.866t2d0/4)/(d0)0.0202m

Redecu00.02020.5125988.10c0.000549418709.87

普兰特准数：

Prcpcc4.1741030.549410300.64783.54

c用壳方流体的对流传热系数的关联式计算

1.360.6478000.020244810.90.553.5430.953738.8W/(m2 ℃)

带入数据得：

0.647800.360.02021.5240.953738.8w/m2·℃

3.2.3 计算总传热系数

(3-7)

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K01

(3-9)

d0Rsid0bd01(Rso)idididmo其中：0,1——壳程管程对流传热系统w/㎡·℃

d0,di,dm——换热管外径内径和内外径的平均值mm ℃/w Rsi,Rs0——管内侧外侧污垢热阻㎡·b——换热器壁厚，取 0.0025m ℃ λ——碳钢的导热系数，取45 w/㎡·管壁热阻碳钢在该条件下λ=45 w/㎡·℃ 0.0025Rw0.06103m2·℃/W

450.0250.000090.02510.060.0250.00009)

0.022631.50.023738.80.021000980.87w/m2℃(计算安全系数K01k计k选980.87850100%15.40% k选850核算表明该换热器可以完成任务。

3.3 核算压强降

3.3.1 管程流体阻力

[11]

Pi(P1P2)NpFt

(3-10)

Lui2 Np2,pi

(3-11)

di2（1）对于ΔP1的计算：管程流通截 n1843.14Aidi2··0.0220.0578m2

4NP14由此可知uiVi0.02890.5m/s

Ai0.0578

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Rui.70.020.5eidi99580.0710-512435.37 设管壁粗糙度0.1mm,1d0.i200.00

5λ=0.037代入P1计算式 ΔP1=0.037×P6995.7（0.51210.0370.02）2958.23Pa（2）对于P2的计算

P3u2995.7(0.5)22232373.38Pa

（3）对于Pi的计算

则：P(P''i1P2)FtNp(958.23373.38)1.423728.53Pa 由此可知，管程流通阻力在允许范围之内。

3.3.2 壳程压强降校核

P(P'P'[12]012)NsFs

2其中： P'1Ffu00nc(NB1)2

P'N.52hu20

2B(3D)2Fs是壳程压强降届后校正因数，液体取1.15 Ns是壳程数，为1（1）对于P' 1 的计算

由于换热器列管呈三角形排列F=0.5

Nc1.1n1.118414.9

取折流板间距为300mm；

N8b0.3112块

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换热器的规定。查化学化工出版杜《化工工艺设计手册》（上）第120页表3-10《列管式固定管板换热器标准图号和设备型号》得到壳体内径Di，公称压强，管根数及排列要求而确定。

4.2 计算壳体内径Di

'公式：Di(nc1)2b

(4-1)其中：t——管中心距，m对252.5

nc——横过管束中心线的管线，用nc1.1n计算

b'——管束中心线上2管的中心到壳体内辟的距离，取b'1.5d0 计算：

Di0.032(14.921)21.50.00250.452m500mm

4.3 管根数及排列要求

（1）换热器采用252.5的无缝钢管，材质选用可焊接性好的10号钢，管长8m，共184根管。

（2）排列方式及管中心距的确定 1）可该换热器列管采用三角排列

2）管子与管板采用焊接，故可取t1.25

d032mm

4.4 计算换热器壳的壁厚

4.4.1 选适宜的壳体材料

根据《化工设备手册-材料与部件》（上海）第102页压力容器用碳素碳及普通低合金厚板钢(YB53669)，换热器公称压强为1.6MPa选用A3F钢板。

4.4.2该钢板的主要工艺参数性能

加工工艺性能好，可冷卷，气割下料开坡口，炭弧气刨挑焊根开坡口。冷冲压力热冲压性能好，使用温度20~475℃，可以作中低压设备，所以简体材质选用A3F钢板，钢板标准GB3274。

4.4.3壁厚的计算

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将有关数据代入原式可得

2.0(5005.4)T110.11MPa

25.40.85查阅《化工设备机械基础》（华东理工大学出版社）表14-3，《钢制压力容器中使用的钢许用应力》可得到A3F钢制容器在常温水压试验时s235MPa

从而，有[T]0.9s0.9235211.5MPa所以壳体壁厚满足水压试验的强度要求。

4.5 选择换热器的封头

（1）公式：

dpDDiC1C2

(4-5)t2[]0.5pt其中：由于Di5001200mm，用整块钢板冲压成型，此时

1,Pc1.0MPa,C10.6mm,C22.0mm

1.65000.62.05.62mm

2131.8910.51.6（3）选择适宜厚度，并确定封头型式规格（2）计算：d根据《化工设备手册材料与零部件》<上册>第327页椭圆封头JB115473应选封头mm，且根据其选用一椭圆封头尺寸如下：

型式 椭圆形

公称直径 500mm

曲面高度 125mm

直边高度 0.309m2

4.6 选择容器法兰

4.6.1 选择法兰的型式

选用甲型平焊容器法兰。已知换热器的公称压力为PN1.0MPa，公称直径500mm。查阅《压力容器与化工设备使用手册》中3-1-1，《压力容器法兰分类》，宜采用甲型平焊容器法兰。法兰材料为板材Q235-B，工作温度>-20摄氏度的最大工作压力为1.05MPa，小于公称压力，故甲型平焊容器法兰最大允许工作压力满足要求。

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4.6.2 确定法兰相关尺寸

查阅《压力容器与化工设备使用手册》第467页。表3-1-2（A）《甲型平焊法兰尺寸》和表3-1-2（B）《甲型平焊法兰质量》可得法兰相关尺寸如下表：

法兰质量（kg）衬环质量（kg）

平面 36.81 1.7

凸面 38.43 3.7

凹面 37.21 2.5

公称直径DN 500

D 630

D1

D2

法兰 D3

D4

d

螺栓 规格 数量 20

590 555 545 542 44 23

4.6.3 选用法兰并确定标记

选用甲型平焊容器（凹凸密封面）为宜 标记为：法兰AT5001.6 JB/T47012000 结构如图

MFM

图4-3法兰

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4.7选择管法兰和接管

4.7.1热流体进出口接管

取接管热流体流速为u=1.7/ m s，则接管内径为

11D1[4V/(u.1)][40.0289/3.141.7]2 125mm2可取接管:1334mm,长150mm两个

4.7.2冷流体进出口接管

取接管内流体流速u2=1.5m/s,则接管内径为 D2[4V/(u2)][428.8/995.7/(3.141.65)]

156mm11 可取接管：Φ159×4.5，长150 mm两

表4—3钢制管法兰（HGJ45-91）

公称 直径DN 管子 外径 A

连接尺寸

法兰外 螺栓孔 螺栓孔径D

中心圆 直径L 直径K

螺栓 孔数 n

螺栓 长度

螺栓柱 螺柱 长度

法兰 厚度 C

法 兰 内 径 B

156 125 159 133 220 250

180 210 18 6

70

20

135

4.7.3选择法兰

根据公式直径与公称压力选用板式干旱钢制管法兰。HG20593-97

SO150-2.5RF

16Mn 4.8 选择管箱

查阅《化工设备标准图册》，选择封头管箱，材料为

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4.10支座选用

查阅《化工设备设计手册材料与零部件》第625页, 选用A3F材料，采用鞍式支座

Dg500AJB1167-73.尺寸如下表

表5-4鞍式支座DG500AJB1167-73

公称直径

DN

500 每个支座允许负荷

t

23.0

160 460 120 330 90 200 b

L

B

K1

b

m

图4-6鞍式支座

4.11 拉杆的选用和设置

4.11.1拉杆的选用

查阅《化工过程和设备设计》 第15页表可知：

516

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4.12.2管法兰用垫片

材料：耐油橡胶石棉板 S20——0056——3.厚度3mm.垫片：1.MFM

150——2.5

2.MFM

200----2.5

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总结评述

在教师的悉心指导下，在团队中每个人的积极努力下，在这历时两个星期的课程设计中我们解决了很多难题。

然而，在这次课程设计中，大家更多的发现了自己的不足，以及对实践经验的缺乏，在诸多方面还需提高。在学习中大家分工明确，在每个环节中都能出色的完成。

我组主要进行了以下环节：

一．数据计算——在设计刚开始时，大家积极查询相关资料，翻阅了图书馆里的很多相关书籍。在大家不断查找资料、不断的理解公式原理不断进行可行性分析的前提下,很多问题都得到了解决，在很多难点上都有了很大的突破。经过了几天的团结协作完成了计算部分。

二．设计说明书——在这个环节中，大家认真的将每一个公式字句输入文档中，输完之后又进行了多次检查，多次审核，终于经过了几天的精诚合作，完成了文档的输入工作。说明书的设计，从封皮到公式到逐字逐句都显得十分谨慎。

三．画图——对于每一个环节，都需要每个成员在该环节上有所突破。在这个环节中，在组长的领导下，大家默契配合，充分体现了团队精神，通过对数据的深刻理解，认认真真的完成了制图的工作，终于完成了该设计的最后环节。

通过这次设计我们看到了团队的力量，个人离不开团队，团队需要每一个人的精诚合作，才能发挥团结协作的精神。

通过老师的耐心的讲解和帮助，我们把公式及其应用范围都巩固了一遍。经过这次课程设计，我们充分的理解了课程设计的真正含义。本次设计给了我知识和技能的同时，也给予我很多经验和教训。

在今后的学习和工作中，我将不断努力学习科学文化知识，不断完善自己，不断的挖掘自己的潜力。

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参考文献

[1]天津大学，化工原理，天津，天津科学技术出版社，1999.7 [2]郑晓梅，魏崇关，化工工程制图，北京，化学工业出版社，2005.8 [3]化工设备结构图册；编写组，化工设备结构图册，上海，上海科学技术出版2003.7 [4]柴诚敬，刘国维，李阿娜，化工原理课程设计，天津，天津科学技术出版社，（2006.2）

[5]化学工程手册（1999-2005）

[6]华南理工大学，化工工程及设备设计，广州，华南理工大学出版社2006.10 [7]刁玉伟，王立业编，化工设备机械基础，大连，大连理工大学出版社2008.12 [8]中华人民共和国化学工业部工程建设标准，钢制管法兰，垫片化学工业出版社 [9]钢制列管式固定板式换热器结构手；1994.1 [10]化工设备设计手册材料与零部件，上海人民出版社2005.3 [11]姚玉英主编化工原理（上）天津大学出版社2012.1 [12]大连理工大学教研室编，化工原理课程设计大连理工大学出版社，1994.6 [13]夏清主编化工原理（上）天津大学出版社2005.1 [14]齐齐哈尔大学化工原理教研室主编，化工原理课程设计2003.7 [15]谭天恩，麦本熙，丁慧华：化工原理--第二版，北京，化学工业出版社2011.6 [16]Tian-Guang HVDC transmission project: Converter Transformer Maintenance Manual[Z].Germany: Siemens, 2001.8

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重要符号说明

Q ——热负荷

KJ/h mi——热流体质量流速

KJ/h Cph——热流体比热容 KJ/(kg℃)Cpc——冷流体比热容 KJ/(kg℃)

di ——传热管的内径 m do ——传热管的外径 m de——当量直径 m D ——公称直径m K ——选取的传热系数 kw/m2.c t1——冷流体进口温度 c t2——冷流体出口温度 c T1——热流体进口温度 c T2——热流体出口温度 c R——平均温差校正系数的参数 Ft——温度校正系数

P——公称压力 Mpa ai——管程传热膜系数 uo——壳程速度 m/s De——当量直径 m Reo——壳程雷诺准数 Pro——课程普兰特数

——流体在定性温度的黏度，Pa.s ——导热系数，wdm——平均管径 m

m2.c

2Rsi——管程的污垢热阻 m.c

w2Rso——壳程的污垢热阻 m.c

w

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b——壁厚 m △p——管程压力降 Pa

——相对粗糙度 mm i

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附表2

列管式换热器的常用流量

·公称直径mm 1.5 12 400 10 10--500------600------800------

公称面积㎡

管长m 2.0 16 15 14------------110 110 100 100

3.0 26 24 20 40 40 35 60 55 55

6.0 52 48 42 80 80 70 125 120 110 230 220 210 200

管程数 1 1 2 4 1 2 4 1 2 4 1 2 4 4

管数 13 113 102 90 177 172 152 269 258 242 501 488 456 444

公称压强

425-

第二篇：化工原理课程设计

化工原理课程设计

摘 要 本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完 整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏 塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进 行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本次设计是精馏塔及其进料预 热的设计，分离质量分数为 20％的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到 95%，塔 底釜液质量分数为 2%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分 离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为 12。根据经验式算得全塔效率为 0.5386。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 10，提馏段实际板数为 13。实际 加料位置在第 11 块板。精馏段弹性操作为 2.785，提馏段弹性操作为 2.864。塔径为 1.4m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作 点符合操作要求。

关键词：苯-甲苯；精馏；负荷性能图；精馏塔设备结构-I-化工原理课程设计

Abstract This design is in two yuan of the distillation analysis, selection, calculation, calculation and drawing, is a complete distillation design process.This tower was process design, including its auxiliary equipment and import and export pipeline calculation, draw plate load performance diagram, and the design results are summarized.The design of the sieve plate tower is the chemical industry in the production of gas-liquid mass transfer equipment.The design of rectifying device comprises a distillation column reboiler, condenser and other equipment, heat from the reactor input, material in the column after repeated partial gasification and partial condensation distillation separation by top product condenser cooling medium to heat away.The design of distillation column and its feed preheating design, separation and mass fraction of 20% benzeneII-化工原理课程设计 前 言 课程设计是化工原理课程的一个非

第三篇：化工原理课程设计方案煤油冷却器设计方案

化工原理课程设计 煤油冷却器的设计 设计者: ____________ 班 级: __________ 学 号: ________ 指导老师: _________ 设计成绩: __________________ 2012 目录 设计任务 3 换热器简介 3 确定设计方案 4 选择换热管的类型 4 流动空间及流速的确定 4 工艺计算及主体设备设计 4（一）、定性温度 5（二）、计算热负荷: 5（三）、估算传热面积A估: 6（四）、试选型号: 6（五）、校核总传热系数: 6 设计结果概要 8 综述： 附图 9 设计任务 设计一台煤油冷却器，完成下列工艺要求：

v 处理能力：

6×104吨/年 v 煤油：入口温度120 ℃，出口温度40 ℃ v 冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃ v 每年按330天计，每天24小时连续运行 换热器简介 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，故换热器的类型也是多种多样。

工业上最常见的换热器是间壁式换热器。根据结构特点，间壁式换热器可以分为管壳式换热器和紧凑式换热器。

管壳式换热器包括了广泛使用的列管式换热器以及夹套式、套管式、蛇管式等类型的换热器。其中，列管式换热器被作为一种传统的标准换热设备，在许多工业部门被大量采用。列管式换热器的特点是结构牢固，能承受高温高压，换热表面清洗方便，制造工艺成熟，选材范围广泛，适应性强及处理能力大等。这使得它在各种换热设备的竞相发展中得以继续存在下来。

使用最为广泛的列管式换热器把管子按一定方式固定在管板上，而管板则安装在壳体内。因此，这种换热器也称为管壳式换热器。常见的列管换热器主要有固定管板式、带膨胀节的固定管板式、浮头式和U形管式等几种类型。

列管式换热器又称管壳式换热器，在化工生产中被广泛使用。它的结构简单、坚固、制造较容易，处理能力大，适应性能，操作弹性较大，尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。

换热器选择原则：通常需要在了解各种换热器的结构、特点与用途的基础上，根据生产工艺要求，通过计算，选用适当的换热器。

完善的换热器在选型设计时应满足以下各项基本要求：

（1）合理地实现规定的工艺条件（2）安全可靠（3）有利于安装、操作与维修（4）经济合理 确定设计方案 选择换热管的类型 两流体温度的变化情况：热流体进口温度120℃ 出口温度40℃；

冷流体进口温度30℃，出口温度为40℃，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。

流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢，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，所以从总体考虑，应使循环水走管程，煤油走壳程。

选用Φ25mm×2.5mm的碳钢管，管内循环水流速取1m/s。

工艺计算及主体设备设计 组分物性参数 煤油、水在定性温度下的物理特性 参 数 项 目 温度0C 密度（g/cm3）黏度(10-4Pas)比热容()执导率()入口 出口 煤油 120 40 825 7.15 2.22 0.14 冷却水 30 40 993.9 7.225 4.17 0.626（一）、定性温度，按单管程,多壳程计算,有:。

温度差较正系数ψ 查上图得温度较正系数，故:（二）、计算热负荷: 由此可得：

（三）、估算传热面积A估: 据书表4－7数据初选传热系数，则传热面积（四）、试选型号: 为避免冷却水结垢，需要提高冷却水的流速，故应让水走管程，煤油走壳程。

取管内水的流速，传热管为的碳钢制管，其内径d1=0.02m，d2=0.025m。

估算单程管子根数为：。根据传热面积A估估算管子长度。

若用4管程，则每根管程长选用L=6m。，根据以上数据初选浮头式列管换热器型号为:AES-500-1.6-53.7-6/25-4 I。

其中管总数116根，每管程的管数为n=116/4=29根;管中心距t≥1.25d2≈32mm，故取t=32mm ；

正方形错列，壳体内径为DN＝500mm，取折流挡板间距h=250mm，传热面积A选＝53.7m2。

（五）、校核总传热系数: ² 管程对流传热系数 管内冷却水流速: ² 壳程对流传热系数: 壳程最大流通面积: 煤油流量: 正方形排列的当量直 雷诺数：

普朗特数：

由此可得传热系数为：

² 总传热系数：

取污垢热阻。碳钢的执导率，则：

² 传热面积：，与原估计值基本相符。，即传热面积有19.9%的裕量。

计算表明所先换热器规格可用。

设计结果概要 此次根据设计任务的要求选用的是AES－500－1.6－53.7－6/25－4 I较高级冷拔换热管，其具体参数见下表：

公称直径DN/mm 管 根数 管程流通面积/m2 管长L/m 传热面积A/m2 中心排管数 管程数 500 116 0.0053 6 53.7 9 4 AES－500－1.6－53.7－6/25－4 I列管换热器工艺参数 设计结果一览表：

项目 计算结果 管程 壳程 物料组分 冷却水 煤油 质量流量q(kg/s)8.95 2.1 流速U(m/s)0.989 0.093 雷诺数Re 27207.4 2897.3 普朗特数Pr 4.82 11.34 污垢热阻Rd(m2∙k/W)0.000344 0.0000172 传热系数α(W/m2∙k)4767 336 总传热系数K 255.8 W/m2∙k 传热面积A 44.8 m2 裕度 19.9% 由上表数据可知，本设计中选用的AES－500－1.6－53.7－6/25－4 I换热器可达到工艺标准要求。

综述：

在工程应用中,qv由生产任务决定,u由经济权衡决定。对本次课设任务而言，要想增大传热系数，在具体操作时，可通过减少金属壁、污垢及金属侧流体等热阻中较大者的热阻来。当金属壁很薄，其热导率较大，且壁面无污垢时，则减小两侧流体的对流热阻就成为强化传热的主要方面。若两侧液体的对流传热系数α相差较大时，增大小者对提高K值、增强传热最有效。本次设计任务可通过适当增大冷却水的流速，或者在管内插入旋流元件或者增大传热面的表面积来强化传热效果。

课程设计不仅仅考察我们对换热器传热过程基本计算的掌握情况，同时要求我们对整个传热流程有一个系统性的认识，是对我们课堂知识的一个扩展和深化，将传热的原理，换热器的工作原理和具体情境中的工艺条件的影响，以及生产成本等诸多信息进行整合进行设计对我而言是一次综合性的锻炼。

在本次课设进行的过程中，我发现了自身存在的诸多问题，如对知识的理解不够细腻，考虑问题不够全面，平常对一些“不重要”内容的不求甚解等，它们的出现再一次提醒我要诚恳的对待生活！附图

第四篇：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。

我们小组的课程设计是甲醇——水筛板式精馏塔设计图。在开始时，我们不知道如何下手，书中的计算步骤看起来比较简单，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，和在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合我们课程设计是实验数据。并逐渐建立了自己的模版，自己的计算过程。

在实际计算过程中，我们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。为此，在计算玩精馏塔精馏段方程后，把其可能被后来计算所用到的重要数据列于几张数据表中，方便四人在计算时能及时查找数据，节省了大量时间。在做完提馏段计算后把所有计算步骤和计算得到的数据汇成表格。让指导老师检查其可行性。经老师挑出数点不符合实际操作的环节和计算数据后，我们又经过讨论和修改。最终得到了老师的肯定。

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，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。

第五篇：化工原理课程设计题目

化工原理课程设计题目：

设计题目

１、苯－甲苯混合液常压连续精馏塔设计；

２、乙醇－水混合液的常压连续精馏塔设计；

３、正戊烷-正己烷混合液的常压连续蒸馏塔设计

４、氯仿（三氯甲烷）－四氯化碳混合液的常压连续蒸馏塔设计； ５、正庚烷－正辛烷混合液的常压连续蒸馏塔设计；

６、苯－氯仿混合液的常压连续蒸馏塔设计；

７、苯－苯乙烯混合液的常压连续蒸馏塔设计。

日处理原料量80吨，一天按20小时工作时计算。原料液中轻组分含量41%，要求塔顶馏出液中轻组分含量不低于96%，釜液中重组分含量不低于96%（以上均为质量含量）。用筛板塔常压蒸馏。（设计要求

１ 生产任务选择题目相同，需要对任务中的各数字进行改动，必须做到每人一题，且数据不同。）

进料方式：自选 q=1

乙醇和水：70吨/日，原料液轻组分为50%，馏出液轻组分98%，釜液重组分96%

2、设计内容

（1）实际塔板数的确定，加料板位置的确定，塔高的计算，塔径的计算

（2）塔顶冷凝器的选择计算，（选用列管式换热器）

（3）塔底再沸器热量恒算。水蒸气的用量。

（4）原料储存设备和精馏塔之间距离8米，根据物料衡算和能量衡算，选择管路流动路线，管路尺寸，材料，管路中所需泵的型号。

3、说明

（1）计算过程中两组分的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算，理论板数可用作图法求出。由理论板数求实际板数时，全塔效率E可选用经验值。

（2）计算塔高时，板间距选用经验值。