化工課程設計基礎

❶ 化工工藝的課程設計答辯問題有哪些

結合你所設計的課題，從基礎理論到實現過程裝備以及達到的技術指標等都會涉及。

❷ 化工原理列管式換熱器課程設計

轉載，供參考：列管式換熱器的設計和選用（1） 列管式換熱器的設計和選用應考慮的問題
◎ 冷、熱流體流動通道的選擇
具體選擇冷、熱流體流動通道的選擇
在換熱器中，哪一種流體流經管程，哪一種流經殼程，下列幾點可作為選擇的一般原則：
a) 不潔凈或易結垢的液體宜在管程，因管內清洗方便。
b) 腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕。
c) 壓力高的流體宜在管內，以免殼體承受壓力。
d) 飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清潔，表面傳熱系數與流速無關，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流體一般以殼程為宜，因在殼程Re>100即可達到湍流。但這不是絕對的，如流動阻力損失允許，將這類流體通入管內並採用多管程結構，亦可得到較高的表面傳熱系數。
f) 若兩流體溫差較大，對於剛性結構的換熱器，宜將表面傳熱系數大的流體通入殼程，以減小熱應力。
g) 需要被冷卻物料一般選殼程，便於散熱。
以上各點常常不可能同時滿足，應抓住主要方面，例如首先從流體的壓力、防腐蝕及清洗等要求來考慮，然後再從對阻力降低或其他要求予以校核選定。
◎ 流速的選擇
常用流速范圍流速的選擇
流體在管程或殼程中的流速，不僅直接影響表面傳熱系數，而且影響污垢熱阻，從而影響傳熱系數的大小，特別對於含有泥沙等較易沉積顆粒的流體，流速過低甚至可能導致管路堵塞，嚴重影響到設備的使用，但流速增大，又將使流體阻力增大。因此選擇適宜的流速是十分重要的。根據經驗，表4.7.1及表4.7.2列出一些工業上常用的流速范圍，以供參考。
表4.7.1 列管換熱器內常用的流速范圍流體種類流速 m/s管程殼程一般液體
宜結垢液體
氣 體0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液體在列管換熱器中流速（在鋼管中）液體粘度 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◎ 流動方式的選擇
流動方式選擇流動方式的選擇
除逆流和並流之外，在列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復雜流動。當流量一定時，管程或殼程越多，表面傳熱系數越大，對傳熱過程越有利。但是，採用多管程或多殼程必導致流體阻力損失，即輸送流體的動力費用增加。因此，在決定換熱器的程數時，需權衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。
當採用多管程或多殼程時，列管式換熱器內的流動形式復雜，對數平均值的溫差要加以修正，具體修正方法見4.4節。
◎ 換熱管規格和排列的選擇
具體選擇 換熱管規格和排列的選擇
換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。因此，對於潔凈的流體管徑可取小些。但對於不潔凈或易結垢的流體，管徑應取得大些，以免堵塞。考慮到製造和維修的方便，加熱管的規格不宜過多。目前我國試行的系列標准規定採用 和 兩種規格，對一般流體是適應的。此外，還有 ，φ57×2.5的無縫鋼管和φ25×2, 的耐酸不銹鋼管。
按選定的管徑和流速確定管子數目，再根據所需傳熱面積，求得管子長度。實際所取管長應根據出廠的鋼管長度合理截用。我國生產的鋼管長度多為6m、9m，故系列標准中管長有1.5，2，3，4.5，6和9m六種，其中以3m和6m更為普遍。同時，管子的長度又應與管徑相適應，一般管長與管徑之比，即L/D約為4～6。
管子的排列方式有等邊三角形和正方形兩種（圖4.7.11a，圖4.7.11b）。與正方形相比，等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，表面傳熱系數大。正方形排列雖比較鬆散，傳熱效果也較差，但管外清洗方便，對易結垢流體更為適用。如將正方形排列的管束斜轉45°安裝（圖4.7.11c），可在一定程度上提高表面傳熱系數。
圖4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流擋板
折流擋板間距的具體選擇折流擋板
安裝折流擋板的目的是為提高管外表面傳熱系數，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當。
對圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對殼程流體的流動情況有重要影響。由圖4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都會產生"死區"，既不利於傳熱，又往往增加流體阻力。

a.切除過少b.切除適當 c.切除過多
圖4.7.12擋板切除對流動的影響
擋板的間距對殼體的流動亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面傳熱系數下降；間距太小，不便於製造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內徑的0.2～1.0倍。我國系列標准中採用的擋板間距為：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七種
浮頭式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八種。（2）流體通過換熱器時阻力的計算
換熱器管程及殼程的流動阻力，常常控制在一定允許范圍內。若計算結果超過允許值時，則應修改設計參數或重新選擇其他規格的換熱器。按一般經驗，對於液體常控制在104～105Pa范圍內，對於氣體則以103～104Pa為宜。此外，也可依據操作壓力不同而有所差別，參考下表。換熱器操作允許壓降△P換熱器操作壓力P(Pa)允許壓降△P<105 (絕對壓力)
0～105 (表壓)
>105 (表壓)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力計算式求得。
具體計算公式管程阻力損失
管程阻力損失可按一般摩擦阻力計算式求得。但管程總的阻力 應是各程直管摩擦阻力 、每程回彎阻力 以及進出口阻力 三項之和。而 相比之下常可忽略不計。因此可用下式計算管程總阻力損失 ：

式中 每程直管阻力 ；
每程回彎阻力 ；
Ft－結構校正系數，無因次，對於 的管子，Ft=1.4，對於 的管子Ft=1.5；
Ns－串聯的殼程數，指串聯的換熱器數；
Np－管程數；
由此式可以看出，管程的阻力損失（或壓降）正比於管程數Np的三次方，即
∝
對同一換熱器，若由單管程改為兩管程，阻力損失劇增為原來的8倍，而強制對流傳熱、湍流條件下的表面傳熱系數只增為原來的1.74倍；若由單管程改為四管程，阻力損失增為原來的64倍，而表面傳熱系數只增為原來的3倍。由此可見，在選擇換熱器管程數目時，應該兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。
◎ 殼程阻力
對於殼程阻力的計算，由於流動狀態比較復雜，計算公式較多，計算結果相差較大。
埃索法計算公式殼程阻力損失
對於殼程阻力損失的計算，由於流動狀態比較復雜，提出的計算公式較多，所得計算結果相差不少。下面為埃索法計算殼程阻力損失的公式：

式中 -殼程總阻力損失， ；
-流過管束的阻力損失， ；
-流過折流板缺口的阻力損失， ；
Fs-殼程阻力結垢校正系數，對液體可取Fs=1.15，對氣體或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-殼程數；
又管束阻力損失
折流板缺口阻力損失
式中 -折流板數目；
-橫過管束中心的管子數，對於三角形排列的管束， ；對於正方形排列的管束， ， 為每一殼程的管子總數；
B-折流板間距，m；
D-殼程直徑，m；
-按殼程流通截面積或按其截面積 計算所得的殼程流速，m/s；
F-管子排列形式對壓降的校正系數，對三角形排列F=0.5，對正方形排列F=0.3，對正方形斜轉45°，F=04；
-殼程流體摩擦系數，根據 ，由圖4.7.13求出（圖中t為管子中心距），當 亦可由下式求出：

因 ， 正比於 ，由式4.7.4可知，管束阻力損失 ，基本上正比於 ，即
∝
若擋板間距減小一半， 劇增8倍，而表面傳熱系數 只增加1.46倍。因此，在選擇擋板間距時，亦應兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。同理，殼程數的選擇也應如此。
圖4.7.13 殼程摩擦系數f0與Re0的關系列管式換熱器的設計和選用(續)（3）列管式換熱器的設計和選用的計算步驟
設有流量為去qm,h的熱流體，需從溫度T1冷卻至T2，可用的冷卻介質入口溫度t1，出口溫度選定為t2。由此已知條件可算出換熱器的熱流量Q和逆流操作的平均推動力 。根據傳熱速率基本方程：

當Q和 已知時，要求取傳熱面積A必須知K和 則是由傳熱面積A的大小和換熱器結構決定的。可見，在冷、熱流體的流量及進、出口溫度皆已知的條件下，選用或設計換熱器必須通過試差計算，按以下步驟進行。
◎ 初選換熱器的規格尺寸
◆ 初步選定換熱器的流動方式，保證溫差修正系數 大於0.8，否則應改變流動方式，重新計算。
◆ 計算熱流量Q及平均傳熱溫差△tm，根據經驗估計總傳熱系數K估，初估傳熱面積A估。
◆ 選取管程適宜流速，估算管程數，並根據A估的數值，確定換熱管直徑、長度及排列。 ◎ 計算管、殼程阻力
在選擇管程流體與殼程流體以及初步確定了換熱器主要尺寸的基礎上，就可以計算管、殼程流速和阻力，看是否合理。或者先選定流速以確定管程數NP和折流板間距B再計算壓力降是否合理。這時NP與B是可以調整的參數，如仍不能滿足要求，可另選殼徑再進行計算，直到合理為止。
◎ 核算總傳熱系數
分別計算管、殼程表面傳熱系數，確定污垢熱阻，求出總傳系數K計，並與估算時所取用的傳熱系數K估進行比較。如果相差較多，應重新估算。
◎ 計算傳熱面積並求裕度
根據計算的K計值、熱流量Q及平均溫度差△tm，由總傳熱速率方程計算傳熱面積A0，一般應使所選用或設計的實際傳熱面積AP大於A020%左右為宜。即裕度為20%左右，裕度的計算式為：
換熱器的傳熱強化途徑如欲強化現有傳熱設備，開發新型高效的傳熱設備，以便在較小的設備上獲得更大的生產能力和效益，成為現代工業發展的一個重要問題。
依總傳熱速率方程：

強化方法：提高 K、A、 均可強化傳熱。
◎提高傳熱系數K

熱阻主要集中於 較小的一側，提高 小的一側有效。
◆ 降低污垢熱阻
◆ 提高表面傳熱系數
提高 的方法：
無相變化傳熱：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）擾流元件。 有相變化傳熱：
蒸汽冷凝 ：
1）滴狀冷凝，
2）不凝氣體排放，
3）氣液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面張力 （溝槽 ，金屬絲）液體沸騰：
1）保持核狀沸騰，
2） 製造人工表面，增加汽化核心數。
◎ 提高傳熱推動力
加熱蒸汽P ，
◎ 改變傳熱面積A
關於傳熱面積A的改變，不以增加換熱器台數，改變換熱器的尺寸來加大傳熱面積A，而是通過對傳熱面的改造，如開槽及加翅片、以不同異形管代替光滑圓管等措施來加大傳熱面積以強化傳熱過程。

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❽ 高分急求化工原理課程設計《二次蒸汽冷凝器》技術要求

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❾ 化工原理課程設計水吸收二氧化碳填料塔模板

主要部件有塔體、填料及支承、流體分布器及再分布器、除沫器等。操作時，液體自塔上部進入，並通過液體分布氣均勻噴灑於塔截面上，並在填料表面呈膜狀流下；氣體自塔下部進入，通過填料層中的空隙由塔頂排出。氣液兩相在液膜表面進行傳質。
填料不僅提供了氣液兩相的接觸表面，而且促使氣液兩相分散，液膜不斷更新。填料性能可以由以下三方面予以評價。
⑴ 比表面積a：填料應提供盡可能多的表面積，以單位填充體積所具有的填料表面來表示填料的這一特性，稱為比表面積a，單位為m2/m3。
⑵ 空隙率ε：單位體積填料所具有的空隙體積，稱為空隙率。氣體是在填料間的空隙內流動的，為減少氣體的流動阻力，提高填料塔的允許氣速，填料層應有盡可能大的空隙率。
⑶ 填料的幾何形狀：比表面積、空隙率大致相同而形狀不同的兩種填料，在流體力學和傳質性能上可有顯著的差別，但目前對填料的幾何形狀還沒有定量的表達。
3、幾種常用填料
常用填料有散裝填料和規整填料，材質有實體材料和網體材料。
1、液體
理想的流動狀態是自上而下，沿填料表面成膜狀流動，液膜從一個填料到另一個填料不斷更新。要求液體在填料表面鋪展成膜、液體在塔內的分布要均勻、液膜厚度要合適。
液體在亂堆填料中有一定的自分布能力。因此，對於小塔，可利用自分布能力，預分布要求校低；對於大塔，很難利用填料的自分布能力達到全塔截面的分布均勻，對初始分布要求校高；另外，填料層內可能出現溝流現象或壁流現象，需對液體進行再分布。
液體在塔內的液膜厚度與持液量有關，持液量是單位填充體積所具有的液體量。噴淋量大，持液量也大，液膜厚度增加；在正常操作的氣速范圍內，氣速的增加，對液膜厚度的影響不大。
2、氣體
氣體在填料塔內在壓強差的推動下自下而上穿過填料空隙上升，並與液膜接觸進行傳質。氣體通過填料層的壓降與氣速及液體流量等因素有關。
當液體量為零時，干填料的壓降Δp隨氣速u的增大而增大。
當有液體噴淋時，液體量一定，氣速u增大，壓降Δp增大，相同氣速下壓降Δp較干填料的壓降高。在氣速u較小時，氣速u增大，液膜厚度變化不大。當氣速u增大到某一值時，液膜厚度開始增大，持液量也增大，出現攔液現象，此時，填料層壓降與空塔速度關系曲線的斜率增大，此點稱為載點。自載點以後，氣速u繼續增大到某一值時，持液量大增，液體積累出現液泛現象，此氣速值稱為液泛氣速。
液體量增大，泛點氣速下降，在相同氣速下，液體量大，壓降也大。
3、液泛：
液泛是填料塔的非正常操作。發生液泛時，液體不能順利流下，氣液傳質不能正常進行。在泛點之前，氣體為連續相，液體為分散相；泛點之後，氣體為分散相，液體為連續相。泛點又稱為轉相點，此時，壓降Δp劇增，液體返混和氣體液沫夾帶的現象嚴重，傳質效果極差。
設計時，操作氣速=50%～80%的泛點氣速。泛點氣速可根據泛點關聯圖估計。
4、填料塔的操作范圍
當液體量一定時，若氣體量很小，傳質過程主要靠擴散進行，傳質效果不好；氣體量很大，將會導致液泛發生。
當氣體量一定時，若液體量很小，會有部分填料得不到潤濕，傳質效果不好；若液體量很大，將會導致液泛發生。
最大氣體量或最大液體量，可以根據泛點氣速來估計；最小氣體量和最小液體量必須根據經驗來確定。
填料層內的傳質速率是一個極為復雜的問題，至今尚未搞清。有效接觸面積是真正參與傳質的面積。有效接觸面積，包括填料的有效潤濕表面和可能存在的液滴、氣泡表面積，有效接觸表面＜填料的接觸表面＜干填料表面。關於填料的潤濕表面，恩田等人提出了如下的經驗關聯式：
同時，他們還提出了一些傳質系數的經驗關聯式：
10.2.4 填料塔的附屬結構
⑴ 支撐板：主要是支撐塔內的填料，同時又能保證氣液兩相的順利通過。
⑵ 液體分布器：對進入塔內的液體進行分布，使得液體在塔截面上分布均勻。
⑶ 液體再分布器：為改善向壁偏流效應造成的液體分布不均，在填料層內部每隔一定高度設置的裝置。
⑷ 除沫器：用來除去由填料層頂部逸出的氣體中的液滴，安裝在液體分布器上方。

❿ 化工原理課程設計一個老師帶多少學生

有規定，副教授級別的不能超過7個，但實際中好像都多帶好幾個