化工原理蒸餾公式總結賈紹義

❶ 列管式換熱器設計

2、設計方案的選擇
2．1換熱器型式的選擇
在乙醇精餾過程中塔頂一般採用的換熱器為列管式換熱器，故初步選定在此次設計中的換熱器為列管式換熱器。
列管式換熱器的型式主要依據換熱器管程與殼程流體的溫度差來確定。在乙醇精餾的過程中乙醇是在常壓飽和溫度下冷凝，進口溫度為76℃，出口溫度為45。冷卻介質為水，入口溫度為24℃，出口溫度為36℃，兩流體的溫度差不是很大，再根據概述中各種類型的換熱器的敘述，綜合以上可以選用固定管板式換熱器。
2．2流體流速的選擇
流體流速的選擇涉及到傳熱系數、流動阻力及換熱器結構等方面。增大流速，可加大對流傳熱系數，減少污垢的形成，使總傳熱系數增大；但同時使流動阻力加大，動力消耗增多；選擇高流速，使管子的數目減小，對一定換熱面積，不得不採用較長的管子或增加程數，管子太長不利於清洗，單程變為多程使平均傳熱溫差下降。因此，一般需通過多方面權衡選擇適宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范圍，可供設計時參考。選擇流速時，應盡可能避免在層流下流動。

表1 管殼式換熱器中常用的流速范圍
流體的種類 一般流體 易結垢液體 氣體
流速，m/s 管程 0.5 ~3.0 > 1.0 5.0 ~30
殼程 0.2 ~1.5 > 0.5 3.0 ~15

表2 管殼式換熱器中不同粘度液體的常用流速
液體粘度，mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 < 1
最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4

表3 管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允許速度
液體名稱 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮
安全允許速度，m/s < 1 < 2 ~3 < 10

由於使用的冷卻介質是井水，比較容易結垢，乙醇則不易結垢。水和乙醇的粘度都較小，參考以上三個表格數據可以初步選定管程流速為0.9m/s，殼程流速為7m/s。
2．3流體出口溫度的確定
冷卻介質水的入口溫度24℃，出口溫度為36℃，故，可以求得水的定性溫度為：Tm=30℃
熱流體乙醇在飽和溫度下冷凝，故可以確定入口溫度和出口溫度相同，故乙醇的定性溫度Tm=60.5℃。

2．4管程數和殼程數的確定
當換熱器的換熱面積較大而管子又不能很長時，就得排列較多的管子，為了提高流體在管內的流速，需將管束分程。但是程數過多，導致管程流動阻力加大，動力能耗增大，同時多程會使平均溫差下降，設計時應權衡考慮。管殼式換熱器系列標准中管程數有 1、2、4、6 四種。採用多程時，通常應使每程的管子數相等。
管程數N按下式計算：
N=u/v
式中 u——管程內流體的適宜流速；
V——管程內流體的實際流速。第二章 工藝設計計算
1確定物性數據
水的定性溫度為Tm=(24+36)/2=30℃，乙醇的定性溫度為Tm=(76+45)/2=60.5℃
兩流體在定性溫度下的物性數據
物性
流體
乙醇 60.5 757 0.6942 2.83 0.1774
水 30 996 0.0.8 4.20 0.617
2熱負荷及傳熱面積的確定
1、計算熱負荷
冷凝量=3.51Kg/s
熱負荷 Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW
2、計算冷卻水用量
換熱器損失的熱負荷：以總傳熱量的3%計；
則Q2=q/(1-0.03)=317.46kW
水的流量可由熱量衡算求得,即
==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s
3、計算有效平均溫度差：
逆流溫差℃。
4、選取經驗傳熱系數K值
根據管程走循環水，殼程走乙醇，總傳熱系數K現暫取：

5、估算換熱面積

3換熱器概略尺寸的確定
管徑和管內流速
選用Φ25×2.5mm較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速 u1=0.8m/s。
管程數和傳熱管數
可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數

按雙程管計算，所需的傳熱管長度為

按雙程管設計，傳熱管適中，可以用雙管程結構。根據本設計實際情況，現取傳熱管長l=4m，則該換熱器的管程數為

傳熱管總根數 N=38×2=76(根）
3、平均傳熱溫差校正及殼程數
平均溫差校正系數有 :
R=2.6 P=0.23
雙殼程，雙管程結構，查得 ε=0.923
平均傳熱溫差
由於平均傳熱溫差校正系數大於0.8，同時殼程流體流量較大，故取雙殼程合適。
4、殼體內徑
則橫過管數中心線管的根數
在計算殼體內徑時可用公式：
D=t
b取傳熱管外徑，則：
D=32（10-1）+50=338mm
按卷制殼體的進級檔，可取D=350mm
卧式固定管板式換熱器的規格如下：
公稱直徑D…………………………350mm
公稱換熱面積S……………………23.9m2
管程數……………………………2
管數n………………………………76
管長L………………………………4m
管子直徑……………………………
管子排列方式………………………正三角形
5、折流板
採用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的20%，則切去的圓缺高度為h=0.20*250=75mm。
取折流板間距B=0.3D，則
B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。
折流板數 N=傳熱管長/折流板間距-1=8000/150-1=26（塊）
4面積與總傳熱系數核算
1、殼程表面傳熱系數

2、管內表面傳熱系數
有公式：
管程流體流通截面積
管程流體流速

普朗特數
Pr=5.446
則ai=2.2

3、污垢熱阻和管壁熱阻
管外側污垢熱阻
所以管內側污垢熱阻
管壁熱阻計算，碳鋼在該條件下的熱導率為50.29w/(m·K)。所以

4、傳熱系數K
依傳熱系數公式

5、傳熱面積裕度
可得所計算傳熱面積Ap為：

該換熱器的實際傳熱面積為

該換熱器的面積裕度為

5.壓降校核
1、計算管程壓降
（結垢校正系數，管程數，殼程數）
取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，而Rei=9700，於是

對的管子有
<Pa
故, 管程壓降在允許范圍之內。

2、計算殼程壓降
按式計算
, ,
流體流經管束的阻力

F=0.5

殼程流體流速及其雷諾數分別為：
取

流體流過折流板缺口的阻力
, B=0.2m , D=0.5m

總阻力
第三章 計算結果一覽表
換熱器主要結構尺寸和計算結果列表如下：
項目 結果 單位
換熱器公稱直徑D 350
換熱器管程數 2 ---
換熱器管子總數N 76 根
換熱器單管長度L 4 m
換熱器管子規格 mm
換熱器管子排列方式 正三角形錯列 ---
管心距 32 mm
隔板中心到最近管中心距S 22 mm
各程相鄰管管心距2S 44 mm
折流板間距B 150 mm
折流板數N 26 塊
折流板外徑 365 mm
折流板厚度 5 mm
殼體厚度 10 mm
殼程流體進口接管規格 mm
殼程流體出口接管規格 mm
管程流體進出口接管規格 mm
封頭厚度 10 mm
封頭內徑 350 mm
封頭曲面高度 100 mm
封頭直徑高度 20 mm
傳熱負荷Q 317.46 KW
乙醇流量 3.51 kg/s
循環水流量 9.35 Kg/s
初選總傳熱系數Ko 450 W/m2.k
初步估算傳熱面積A 23.9 m
管程流速 0.8 m/s
殼程傳熱系數o 925.4 W/m2.k
管程傳熱系數i 2200 W/m2.k
總傳熱系數K 575.4 W/m2.k
所需傳熱面積A 20.3 m
實際傳熱面積A 21.34 m
傳熱面積裕度H 5.1% ---
管程壓降Pt 3200 Pa
殼層壓降Ps 5400 Pa

第四章 換熱管圖（見附圖）

第四章 流程圖（見附圖）

第四章 設計評述
通過分析管殼式換熱器殼程傳熱與阻力性能特點,說明在採用能量系數K/N來評
價強化傳熱時,應更著眼於提高其換熱性能。本設計中：
，
K/N=0.0669
滿足要求，性能良好。
本設計通過對面積校核，壓降校核，等計算可知均滿足要求，且傳熱效率符合要求，能很好的完成任務。
經濟和環境效益評價：生命周期方法是一種針對產品或生產工藝對環境影響進行評價的過程,它通過對能量和物質消耗以及由此造成的廢棄物排放進行辨識和量化,來評估能量和物質利用對環境的影響,以尋求對產品或工藝改善的途徑。這種評價貫穿於產品生產、工藝活動的整個生命周期,包括原材料的開采和加工、產品製造、運輸、銷售、產品使用與再利用、維護、再循環及最終處置。設計中使用水作冷卻劑，無污染，耗資少，無有害氣體產生，整個過程簡單，易操作，環境和經濟效益良好。
本設計中面積，傳熱系數，壓降等均有比較好的裕度保證，即使生產使用中出現比較大的誤差，設備結構也能保證不出現打的安全損傷的事故，具有良好可靠的安全保證。

第五章 個人小結
本次課程設計是理論聯系實際的橋梁，是我們學習化工設計基礎的初步嘗試。通過課程設計，使我們能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規定的時間內完成了指定的化工設計任務，從而得到了化工程序設計的初步訓練。通過課程設計，使我們更加深刻的了解了工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培養了我們分析和解決工程實際問題的能力。

此外，通過本次課程設計，提高了我們以下方面的能力：
1 熟悉查閱文獻資料，搜索有關數據。正確選用公式。
2 准確而迅速地進行過程計算用主要設備的工藝設計計算。
3 用精煉的語言，簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己的設計思想的計算結果。
4 同樣也發現了自己的諸多不足之處，對所學知識的熟悉程度不夠，浪費了不少的時間。

第六章 參考文獻

1．錢頌文主編，《換熱器設計手冊》，化學工業出版社，2002。

2. 賈紹義，柴誠敬等，《化工原理課程設計》,天津大學出版社,1994.

3．匡國拄，史啟才等，《化工單元過程及設備課程設計》,化學工業出版社,2002.

4. 王志魁主編，《化工原理》，化學工業出版社，2004.

5. 陳敏恆，叢德茲等. 化工原理(上、下冊)(第二版). 北京：化學工業出版社，2000.

6. 何潮洪等編，《化工原理》，科學出版社，2001年.

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目 錄

一、 概述 3
1. 換熱器的結構形式 3
2.換熱器材質的選擇 3
3. 管板式換熱器的優點 4
4.列管式換熱器的結構 5
5.管板式換熱器的類型及工作原理 7
二、 設計任務與操作條件 7
1.設計題目 7
2. 設計任務與操作條件 7
3.確定設計方案 8
4. 計算傳熱面積並初選換熱器型號 8
1. 計算苯的流量： 8
2． 確定熱流體及冷流體的物理性質： 8
3． 傳熱量計算： 8
4． 確定流體的溫度： 8
5． 計算平均溫度： 8
6． 設定管程流速、選擇K值並估算傳熱面積： 9
5. 核算壓力降： 10
1． 管程壓力降： 10
2． 殼程壓力降： 10
6. 核算總傳熱系數： 11
1、 管程對流傳熱系數 11
2、 殼程對流傳熱系數 12
三、 參考文獻 13
四、 主要符號說明 13
五、 課程設計感想 14

一、 概述
目前管板式換熱器產品達到了一個成熟階段,憑借其高效、節能、環保的優勢,在各行業領域中被頻繁使用, 並被用以替換原有管殼式和翅片式換熱器,取得了很好的效果。
1. 換熱器的結構形式
管殼式換熱器又稱列管式換熱器，是一種通用的標准換熱設備，它具有結構簡單，堅固耐用，造價低廉，用材廣泛，清洗方便，適應性強等優點，應用最為廣泛。管殼式換熱器根據結構特點分為以下幾種：
（1） 固定管板式換熱器
固定管板式換熱器兩端的管板與殼體連在一起，這類換熱器結構簡單，價格低廉，但管外清洗困難，宜處理兩流體溫差小於50℃且殼方流體較清潔及不易結垢的物料。
帶有膨脹節的固定管板式換熱器，其膨脹節的彈性變形可減小溫差應力，這種補償方法適用於兩流體溫差小於70℃且殼方流體壓強不高於600Kpa的情況。

（2） 浮頭式換熱器
浮頭式換熱器的管板有一個不與外殼連接，該端被稱為浮頭，管束連同浮頭可以自由伸縮，而與外殼的膨脹無關。浮頭式換熱器的管束可以拉出，便於清洗和檢修，適用於兩流體溫差較大的各種物料的換熱，應用極為普遍，但結構復雜，造價高；增加了浮頭蓋以及連接件，在該處一旦發生泄漏不易被發現；管束外緣與殼壁之間間隙較大，減少了排管數目，容易引起殼程流體短路。
（3） 填料涵式換熱器
填料涵式換熱器管束一端可以自由膨脹，與浮頭式換熱器相比，結構簡單，造價低，但殼程流體有外漏的可能性，因此殼程不能處理易燃，易爆的流體。
（4） U型管式換熱器
結構簡單，質量輕，適用於高溫和高壓的場合。換熱管束可以抽出，熱應力可以消除。但管程清洗困難，管程流體必須是潔凈和不易結垢的物料。換熱器的內層換熱管一旦發生泄漏損壞，只能堵塞而不能更換。殼程內有一個不能排管的條形空間，影響結構的緊湊，而且要安裝防短路的中間擋板。

2. 換熱器材質的選擇
在進行換熱器設計時，換熱器各種零、部件的材料，應根據設備的操作壓力、操作溫度。流體的腐蝕性能以及對材料的製造工藝性能等的要求來選取。當然，最後還要考慮材料的經濟合理性。一般為了滿足設備的操作壓力和操作溫度，即從設備的強度或剛度的角度來考慮，是比較容易達到的，但材料的耐腐蝕性能，有時往往成為一個復雜的問題。在這方面考慮不周，選材不妥，不僅會影響換熱器的使用壽命，而且也大大提高設備的成本。至於材料的製造工藝性能，是與換熱器的具體結構有著密切關系。
一般換熱器常用的材料，有碳鋼和不銹鋼。
（1）碳鋼
價格低，強度較高，對鹼性介質的化學腐蝕比較穩定，很容易被酸腐蝕，在無耐腐蝕性要求的環境中應用是合理的。如一般換熱器用的普通無縫鋼管，其常用的材料為10號和20號碳鋼。
（2）不銹鋼
奧氏體系不銹鋼以1Crl8Ni9Ti為代表，它是標準的18-8奧氏體不銹鋼，有穩定的奧氏體組織，具有良好的耐腐蝕性和冷加工性能。
正三角形排列結構緊湊；正方形排列便於機械清洗；同心圓排列用於小殼徑換熱器，外圓管布管均勻，結構更為緊湊。我國換熱器系列中，固定管板式多採用正三角形排列；浮頭式則以正方形錯列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是將受熱管束連接在一起，並將管程和殼程的流體分隔開來。
管板與管子的連接可脹接或焊接。脹接法是利用脹管器將管子擴脹，產生顯著的塑性變形，靠管子與管板間的擠壓力達到密封緊固的目的。脹接法一般用在管子為碳素鋼，管板為碳素鋼或低合金鋼，設計壓力不超過4 MPa，設計溫度不超過 350℃的場合。
（3）封頭和管箱
封頭和管箱位於殼體兩端，其作用是控制及分配管程流體。
①封頭 當殼體直徑較小時常採用封頭。接管和封頭可用法蘭或螺紋連接，封頭與殼體之間用螺紋連接，以便卸下封頭，檢查和清洗管子。
②管箱 換熱器管內流體進出口的空間稱為管箱,殼徑較大的換熱器大多採用管箱結構。由於清洗、檢修管子時需拆下管箱，因此管箱結構應便於裝拆。
③分程隔板 當需要的換熱面很大時，可採用多管程換熱器。對於多管程換熱器，在管箱內應設分程隔板，將管束分為順次串接的若干組，各組管子數目大致相等。這樣可提高介質流速，增強傳熱。管程多者可達16程，常用的有2、4、6程。在布置時應盡量使管程流體與殼程流體成逆流布置，以增強傳熱，同時應嚴防分程隔板的泄漏，以防止流體的短路。
3. 管板式換熱器的優點
(1) 換熱效率高,熱損失小
在最好的工況條件下, 換熱系數可以達到6000W/ m2K, 在一般的工況條件下, 換熱系數也可以在3000～4000 W/ m2K左右,是管殼式換熱器的3～5倍。設備本身不存在旁路,所有通過設備的流體都能在板片波紋的作用下形成湍流,進行充分的換熱。完成同一項換熱過程, 板式換熱器的換熱面積僅為管殼式的1/ 3～1/ 4。
(2) 佔地面積小重量輕
除設備本身體積外, 不需要預留額外的檢修和安裝空間。換熱所用板片的厚度僅為0. 6～0. 8mm。同樣的換熱效果, 板式換熱器比管殼式換熱器的佔地面積和重量要少五分之四。
(3) 污垢系數低
流體在板片間劇烈翻騰形成湍流, 優秀的板片設計避免了死區的存在, 使得雜質不易在通道中沉積堵塞,保證了良好的換熱效果。
(4) 檢修、清洗方便
換熱板片通過夾緊螺柱的夾緊力組裝在一起,當檢修、清洗時, 僅需松開夾緊螺柱即可卸下板片進行沖刷清洗。
(5) 產品適用面廣
設備最高耐溫可達180 ℃, 耐壓2. 0MPa , 特別適應各種工藝過程中的加熱、冷卻、熱回收、冷凝以及單元設備食品消毒等方面, 在低品位熱能回收方面, 具有明顯的經濟效益。各類材料的換熱板片也可適應工況對腐蝕性的要求。
當然板式換熱器也存在一定的缺點, 比如工作壓力和工作溫度不是很高, 限制了其在較為復雜工況中的使用。同時由於板片通道較小,也不適宜用於雜質較多,顆粒較大的介質。
4. 列管式換熱器的結構
介質流經傳熱管內的通道部分稱為管程。
（1）換熱管布置和排列間距
常用換熱管規格有ф19×2 mm、ф25×2 mm(1Crl8Ni9Ti)、ф25×2.5 mm(碳鋼10)。小直徑的管子可以承受更大的壓力，而且管壁較薄；同時，對於相同的殼徑，可排列較多的管子，因此單位體積的傳熱面積更大，單位傳熱面積的金屬耗量更少。換熱管管板上的排列方式有正方形直列、正方形錯列、三角形直列、三角形錯列和同心圓排列。

（A） （B） （C）

（D） （E）
圖 1-4 換熱管在管板上的排列方式
(A) 正方形直列 （B）正方形錯列 (C) 三角形直列
（D）三角形錯列 （E）同心圓排列
正三角形排列結構緊湊；正方形排列便於機械清洗；同心圓排列用於小殼徑換熱器，外圓管布管均勻，結構更為緊湊。我國換熱器系列中，固定管板式多採用正三角形排列；浮頭式則以正方形錯列排列居多，也有正三角形排列。
（2）管板
管板的作用是將受熱管束連接在一起，並將管程和殼程的流體分隔開來。
管板與管子的連接可脹接或焊接。脹接法是利用脹管器將管子擴脹，產生顯著的塑性變形，靠管子與管板間的擠壓力達到密封緊固的目的。脹接法一般用在管子為碳素鋼，管板為碳素鋼或低合金鋼，設計壓力不超過4 MPa，設計溫度不超過350℃的場合。
（3）封頭和管箱
封頭和管箱位於殼體兩端，其作用是控制及分配管程流體。
①封頭 當殼體直徑較小時常採用封頭。接管和封頭可用法蘭或螺紋連接，封頭與殼體之間用螺紋連接，以便卸下封頭，檢查和清洗管子。
②管箱 換熱器管內流體進出口的空間稱為管箱,殼徑較大的換熱器大多採用管箱結構。由於清洗、檢修管子時需拆下管箱，因此管箱結構應便於裝拆。
③分程隔板 當需要的換熱面很大時，可採用多管程換熱器。對於多管程換熱器，在管箱內應設分程隔板，將管束分為順次串接的若干組，各組管子數目大致相等。這樣可提高介質流速，增強傳熱。管程多者可達16程，常用的有2、4、6程。在布置時應盡量使管程流體與殼程流體成逆流布置，以增強傳熱，同時應嚴防分程隔板的泄漏，以防止流體的短路。
5. 管板式換熱器的類型及工作原理
板式換熱器按照組裝方式可以分為可拆式、焊接式、釺焊式等形式;按照換熱板片的波紋可以分為人字波、平直波、球形波等形式; 按照密封墊可以分為粘結式和搭扣式。各種形式進行組合可以滿足不同的工況需求,在使用中更有針對性。比如同樣是人字形波紋的板片還因採用粘結式還是搭扣式密封墊而有所不同, 採用搭扣式密封墊可以有效的避免膠水中可能含有的氯離子對板片的腐蝕, 並且設備拆裝更加方便。又如焊接式板式換熱器的耐溫耐壓明顯好於可拆式板式換熱器, 可以達到250 ℃、2. 5MPa 。因此同樣是板式換熱器, 因其形式的多樣性,可以應用於較為廣泛的領域,在大多數熱交換工藝過程都可以使用。
雖然板式換熱器有多種形式, 但其工作原理大致相同。板式換熱器主要是通過外力將換熱板片夾緊組裝在一起, 介質通過換熱板片上的通孔在板片表面進行流動, 在板片波紋的作用下形成激烈的湍流, 猶如用筷子攪動杯中的熱水, 加大了換熱的面積。冷熱介質分別在換熱板片的兩側流動,湍流形成的大量換熱面與板片接觸, 通過板片來進行充分的熱傳遞,達到最終的換熱效果。冷熱介質的隔離主要通過密封墊的分割, 或者通過大量的焊縫來保證, 在換熱板片不開裂穿孔的情況下, 冷熱介質不會發生混淆。

二、 設計任務與操作條件
1. 設計題目
1.5萬噸/年石腦油冷卻器的設計

2. 設計任務與操作條件
1) 石腦油：入口溫度140℃，出口溫度40℃
2) 冷卻介質：自來水，入口溫度25℃，出口溫度45℃
3) 允許壓強降：不大於100kPa
4) 每年按300天24小時連續運行。

兩流體在定性溫度下的物性數據
物性
流體 密度 ㎏/m3 比熱KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 導熱系W/(m•oC)
石腦油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626

3. 確定設計方案
1) 選擇換熱器的類型
兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度140℃出口溫度40℃；冷體進口溫度25℃出口溫度為45℃，該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用列管式換熱器。
2) 管程安排
循環冷卻水易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降。但是由於石腦油是一種有毒且易燃易爆具有一定危險性的輕質油品，考慮到安全性和兩物流的操作壓力方面，應該讓石腦油走管程，所以從總體考慮，應使石腦油走管程，循環冷卻水走殼程。
4. 計算傳熱面積並初選換熱器型號
1．計算石腦油的流量：
根據《化工原理課程設計任務書》中的數據可以計算出石腦油的流量
2．確定熱流體及冷流體的物理性質：
物性
流體 密度 ㎏/m3 比熱KJ/(㎏•oC) 粘度 mPa•s 導熱系W/(m•oC)
石腦油 825 2.22 0.715 0.140
水 994．0 4.17 0.727 0.626
3．傳熱量計算：

忽略熱損失，冷卻水耗量為

4．確定流體的溫度：
本設計中熱流體為石腦油，冷流體為水，故為使石腦油可以盡可能快的通過管壁面向冷卻水中散熱，可以增加傳熱面積提高冷卻效果，令石腦油走管程而水走殼程。
5．計算平均溫度：
按換熱器中苯與水逆流來計算平均溫度，以單殼程來考慮其溫度校正系數 。
石腦油：140℃→40℃
水： 45℃←25℃
: 95℃ 15℃

計算R和P：

由R、P值，查《化工原理（上冊）》（天津大學化工學院夏清主編，修訂版）（以下所提《化工原理》均指本書）P232頁，圖5-11（b）
得 =0.85>0.8 , 故可以選用。

6．設定管程流速、選擇K值並估算傳熱面積：
參照P280頁表4-14管殼式換熱器中易燃,易爆液體的安全允許速度
可取管程的流速為
由此可以確定所需單管程數 ，故取雙管程管數為4

根據兩流體的情況，取K值為200W/(m2 •℃),則可以計算出單程換熱器的管長為
取單管管長為6.0m，則管程 =10,由此可得總管數 =4n=40
且
查找《化工原理（上冊）》書後附錄十九固定管板式換熱器（TB/T 4715—92），
並考慮到兩流體溫度差 ,為減少溫差所引起的熱應力，可選用帶有膨脹節的固定管板式換熱器，初選換熱器型號為：G325Ⅳ-1.6-19，主要參數如下：
外殼直徑：325mm
公稱壓力：1.6MPa
公稱面積：19m2
管子尺寸：
管子數：40
管長：6m
管中心距：32mm
管程數 ：4
管子排列方式：正三角形
管程流通面積：0.0031
實際傳熱面積
通過計算可知， ，即採用此換熱面積的換熱器要求過程的總傳熱系數為 。
5. 核算壓力降：
1．管程壓力降：
，其中 =1.4， =1， =2。
管程流速：

雷諾系數為：

對於碳鋼管，取管壁粗糙度 ，則相對粗糙度為 。
在《化工原理（上冊）》P54頁查圖1—27知，摩擦系數
，將其帶入前式，計算得
管程的壓力降滿足設計條件。
2．殼程壓力降：

管子為正三角形排列，F=0.5

取折流擋板間距z=0.15m，D=0.7m，
折流擋板數為
殼程流通面積
殼程流速

故

計算結果表明，管程和殼程的壓力降都能滿足設計條件。
6. 核算總傳熱系數：
1、管程對流傳熱系數
（湍流）
普朗特數
對流傳熱系數
2、殼程對流傳熱系數

管子為正三角形排列，則

殼程中水被加熱 （液體被加熱時 ）

3、總傳熱系數K：
管壁熱阻和污垢熱阻可忽略時，總傳熱系數K為：

與 ，故所選換熱器是合適的，安全系數是

設計結果為：選用帶有膨脹節的固定管板式換熱器，型號為G325Ⅳ-1.6-19。
三、 參考文獻
[1]《化工原理》天津大學化工原理教研室編 天津：天津大學出版社. （1999）
[2]《換熱器》秦叔經、葉文邦等 ，化學工業出版社（2003）
[3]《化工原理（第三版）上、下冊》譚天恩、竇梅、周明華等，化學工業出版社（2006）
[4]《化工過程及設備設計》華南工學院化工原理教研室（1987）
[5]《 化工原理課程設計》賈紹義等，天津大學出版社（2003）
四、 主要符號說明
硝基苯的定性溫度 T 冷卻水定性溫度 t
硝基苯密度 ρo 冷卻水密度 ρi
硝基苯定壓比熱容 cpo 冷卻水定壓比熱容 cpi
硝基苯導熱系數 λo 冷卻水導熱系數 λi
硝基苯粘度 μo 冷卻水粘度 μi
熱流量 Wo 冷卻水流量

熱負荷 Qo 平均傳熱溫差

總傳熱系數
管程雷諾數

溫差校正系數
管程、殼程傳熱系數

初算初始傳熱面積
傳熱管數

初算實際傳熱面積 S 管程數

殼體內徑 D 橫過中心線管數

折流板間距 B 管心距 t
折流板數
NB 接管內徑

管程壓力降
當量直徑

殼程壓力降
面積裕度 H
五、 課程設計感想
經過一個星期的奮戰，終於完成了一個還算可以的換熱器設計，這幾天我過的很充實，是我大學生活里繼兩次實習後又一次最充實的生活，看著我們小組的勞動成果，心裡有種說不出的感覺。畢竟我們的努力還算有所回報，我為自己的努力感到自豪，當然我也認識到了自己學習中的不足。
我想說：功夫不負有心人，為完成這次課程設計我們確實很辛苦，但苦中仍有樂。我們一邊忙著復習備考，一邊還要做課程設計，時間對我們來說一下子變得很寶貴，真是恨不得睡覺的時間也拿來用了。當自己越過一個又一個難題時，笑容在臉上綻放。當我看到設計終於完成的時候，我樂了。對我而言，知識上的收獲重要，精神上的豐收更加可喜。從這次的課程設計中，我不僅鞏固了課本的知識，還學到了許許多多其他的知識。我知道了每一個課程之間是融會貫通的。在化工原理的課程設計中也用到了機械制圖基礎的知識，可是自己的機械制圖基礎沒有學好，於是就要重新翻書來確定自己的一些設計是否正確。
其次了解到團隊合作很重要，每個人都有分工，但是又不能完全分開來，還要合作，所以設計的成敗因素中還有團隊的合作好壞。
這次設計讓我知道了學無止境的道理。我們每一個人永遠不能滿足於現有的成就，人生就像在爬山，一座山峰的後面還有更高的山峰在等著你。挫折是一份財富，經歷是一份擁有。這次課程設計必將成為我人生旅途上一個非常美好的回憶！
當然我的設計肯定有不足之處，希望老師批評指正，下次一定會做得更好。

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影響不大，因為每一本書的編寫都不會漏掉最重要的知識，修訂只是為了加一部分新的知識，這部分知識大多為了增大學生的知識面，重在了解，一般不做很大的要求。對考研影響也不大，因為專家還是老的，重在重點。

❽ 化工原理課程設計

化工原理課程設計

題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計

目 錄

設計任務書………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精餾塔優化設計…………………………………………………………5

精餾塔優化設計計算……………………………………………………5

設計計算結果總表………………………………………………………22

參考文獻…………………………………………………………………23

課程設計心得……………………………………………………………23

精餾塔優化設計任務書

一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計

二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；

三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）

摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。

關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct 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

乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。

精餾塔優化設計計算

在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料

一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖

二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據

⑴水和乙醇的物理性質

名稱

分子式
相對分子質量
密度
20℃

沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力

(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常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 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

乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：

式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得

式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。

料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩爾質量
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
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖

⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32

⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板

前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算

以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==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 進料板： = 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
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=

5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提餾段為例
平均摩爾質量
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
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==

五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m

六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s

2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m

八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。

淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。

霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.

泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%

將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下

計算數據如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得

則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值

取E=1.03

經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖

由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;

r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，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
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，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為0.254 kg/s

表 浮閥塔板工藝設計計算結果

序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01

參考文獻

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[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5
[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8
[4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業出版社，2004、1
[5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業出版社，2002、6
[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[8]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質設備[M]。北京：化學工業出版社，1989、7
[9]劉光啟、馬連湘.化學化工物性參數手冊[M].北京：化學工業出版社，2002
[10]賀匡國.化工容器及設備簡明設計手冊[M].北京：化學工業出版社，2002

課程設計心得

通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。

❾ 誰有化工原理第二版夏清、賈紹義主編的課後習題答案

夏清

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