化工原理课程设计.ppt

化工原理课程设计,课程开设准备,课程设计指导, 课程设计书写规范与考核, 课程设计总结与归档, 课程开设准备,设计题目,设计参考资料汇总,列管换热器的设计 板式精馏塔的设计 填料吸收塔的设计,设计参考书目单 设计用书 设计参考网址,设计题目,设计参考资料汇总, 课程设计指导,第一节 概述,第二节 板式精馏塔设计,第三节 填料吸收塔的设计,第四节 列管换热器的设计,第一节 概述,教学内容,一、课程设计意义与要求,二、课程设计的基本内容,三、课程设计的步骤,工程意识、工程问题解决方法,资料查阅、分析,工程计算方法、准确性,文字、图表表达,一、课程设计意义与要求,一、课程设计意义与要求,二、课程设计基本内容,设计内容,封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）,目录,设计任务书,设计方案简介；,设计条件及主要物性参数表,工艺设计计算；,辅助设备的计算及选型；,设计评述,设计结果汇总表,工艺流程图及设备工艺条件图,参考资料,设计说明书,三、课程设计步骤,动员和布置任务,绘图和编写说明书,设计计算,阅读指导书和查阅资料,考核,2,1,3,4,5,第二节 板式精馏塔设计,1 设计原则与步骤,2 理论塔板数的确定,3 塔板效率和实际塔板数,4 结构设计,5 塔高及辅助设备,根据设计任务书,搜集有关物性数据,确定精馏操作流程,物料衡算,确定塔板数,工艺条件计算（操作压力、温度、密度、粘度、表面张力）,塔的主要工艺尺寸计算,流体力学性能校核,绘出负荷性能图，确定操作弹性,选板间距,确定塔径,溢流装置,塔板布置（开孔率）,单板压降小于设计允许值,雾沫夹带小于0.1kg（液）/kg（气）,漏液量（温度系数）,液泛清液层高度(HT+hw),板式精馏塔工艺设计步骤框图,否,是,筛板塔化工设计计算 （1）塔的有效高度 Z 已知：实际塔板数 NP ； 塔板间距 HT；,选取塔板间距 HT ：,塔板间距和塔径的经验关系,塔体高度：有效高+顶部+底部+ 其它,有效塔高：,C：气体负荷因子，与 HT、 液体表面张力和两相接触状况有关。, 液泛气速,两相流动参数 FLV：,（2）塔径 确定原则： 防止过量液沫夹带液泛 步骤： 先确定液泛气速 uf (m/s)； 然后选设计气速 u； 最后计算塔径 D。,对于筛板塔(浮阀、泡罩塔)，可查图 ，C20=(HT 、FLV), 选取设计气速 u 选取泛点率： u / uf 一般液体， 0.6 0.8 易起泡液体，0.5 0.6,所需气体流通截面积,设计气速 u = 泛点率 uf, 计算塔径 D,塔截面积：,A = AT - Ad,塔径,说明：计算塔径需圆整，且重新计算实际气速及泛点率。,（3）溢流装置设计 溢流型式的选择 依据：塔径 、流量； 型式：单流型、U 形流型、双流型、阶梯流型等。, 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：由Ad/AT = 0.06 0.12 确定； 底隙 hb ：通常在 30 40 mm。, 溢流堰（出口堰） 作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。 型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。,堰长 lW ：影响液层高度。,堰高 hW：直接影响塔板上液层厚度 过小，相际传质面积过小； 过大，塔板阻力大，效率低。 常、加压塔：40 80 mm ； 减压塔：25 mm 左右。,说明：通常应使溢流强度VLh/lW 不大于100130 m3/（mh）。,或：,双流型:,单流型：,(4) 塔板及其布置 受液区和降液区 一般两区面积相等。 入口安定区和出口安定区,其中， E：液流收缩系数，一般可近似取 E =1。,堰上方液头高度 hOW ：,要求：, 边缘区：,（5）筛孔的尺寸和排列 筛孔： 有效传质区内，常按正三角形排列。 筛板开孔率 ：,单流型弓形降液管塔板：, 有效传质区：,双流型弓形降液管塔板：,筛孔直径 d0 : 3 8 mm (一般)。 12 25 mm (大筛孔) 孔中心距 t : (2.55) d0 取整。 开孔率: 通常为 0.08 0.12。 板厚：碳钢（3 4mm）、不锈钢。,筛孔气速：,筛孔数：,d0,t,(6) 塔板的校核 对初步设计的结果进行调整和修正。, 液沫夹带量校核 单位质量（或摩尔）气体所夹带的液体质量（或摩尔） ev ： kg 液体 / kg气体，或 kmol液体 / kmol气体 单位时间夹带到上层塔板的液体质量（或摩尔） e： kg 液体 / h 或 kmol液体 / h 液沫夹带分率：夹带的液体流量占横过塔板液体流量的分数。 故有：,所以,说明：超过允许值，可调整塔板间距或塔径。,ev的计算方法：,方法1：利用Fair关联图求，进而求出ev。 方法2：用Hunt经验公式计算ev。,式中Hf 为板上泡沫层高度：,要求： ev 0.1 kg 液体 / kg气体。, 塔板阻力的计算和校核 塔板阻力：,塔板阻力 hf包括 以下几部分: （a）干板阻力 h0气体通过板上孔的阻力（设无液体时）； （b）液层阻力 hl 气体通过液层阻力； （c）克服液体表面张力阻力 h孔口处表面张力。,清液柱高度表示：,（a）干板阻力h0,C0 孔流系数,（b）液层阻力 hl,查图求充气系数,说明：若塔板阻力过大，可增加开孔率或 降低堰高。,（c）克服液体表面张力阻力（一般可不计）, 降液管液泛校核,故塔板阻力：,降液管中清液柱高度 (m),（a） 液面落差一般较小，可不计。当不可忽略时，,一般要求： 0.5h0,（b） 液体通过降液管阻力 hd,包括底隙阻力 hd1和进口堰阻力hd2。,无进口堰时：,泡沫层高度,要求：,说明：若泡沫高度过大，可减小塔板阻力或 增大塔板间距。,泡沫层相对密度：对不易起泡物系，,易起泡物系，, 液体在降液管中停留时间校核 目的：避免严重的气泡夹带。,停留时间：,要求：,说明：停留时间过小，可增加降液管面积 或 增大塔板间距。,（a）计算严重漏液时干板阻力 h0 ,（b）计算漏液点气速 u0 ,说明：如果稳定系数k过小，可 减小开孔率 或 降低堰高。, 严重漏液校核 漏液点气速 u0 ：发生严重漏液时筛孔气速。 稳定系数：,要求：, 过量液沫夹带线（气相负荷上限线） 规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件。,（6）塔板的负荷性能图确定塔板的操作弹性, 液相下限线,整理出：,规定：, 严重漏液线（气相下限线）,代入相关公式，如hOW、u0，整理出。, 液相上限线, 降液管液泛线,规定：,塔板的操作弹性：,过量液沫夹带线,严重漏液线,液相下限线,液相上限线,降液管液泛线,V,L,塔板的负荷性能图,第三节 填料吸收塔设计,1 设计任务, 在单位时间所应处理的气体总量, 气体组成；, 被吸收组分的吸收率或排出气体的浓度；, 所使用的吸收液；, 操作温度和压力。,2 设计过程,2.1吸收流程的确定 2.2填料的选择 2.3基础物性数据 2.4物料衡算 2.5填料塔的工艺尺寸的计算 2.6填料层压降计算 2.7塔内辅助装置的选择和计算,2.1 吸收流程的确定,根据气、液两相流动方向的不同，分为逆流操作和并流操作两类，工业上常采用逆流操作。,一般需对吸收后的溶液继以脱吸，使溶剂再生，循环使用。因此，需一个完整的吸收-脱吸流程。,2.1 吸收流程的确定,1-吸收塔；2-富液泵；3-贫液泵；4-解吸塔,2.2 填料的选择,长期的研究，开发出许多性能优良的填料，如图是几种填料的形状。,2.2 填料的选择,拉西环,鲍尔环,阶梯环,环,按填料结构及其使用方式可以分为散堆填料和规整填料。,填料的性能评价,填料性能的优劣通常根据效率、通量及压降三要素衡量。在相同的操作条件下，填料的比表面积越大，气液分布越均匀，表面的润湿性能越好，则传质效率越高；填料的空隙率越大，结构越开敞，则通量越大，压降亦越低。采用模糊数学方法对九种常用填料的性能进行了评价，得出如下表所示的结论。,填料种类的选择,填料种类的选择要考虑分离工艺的要求，通常考虑以下几个方面： (1) 传质效率要高 一般而言，规整填料的传质效率高于散装填料 (2) 通量要大 在保证具有较高传质效率的前提下，应选择具有较高泛点气速或气相动能因子的填料 (3) 填料层的压降要低 (4) 填料抗污堵性能强，拆装、检修方便,填料规格是指填料的公称尺寸或比表面积。 散装填料规格的选择 工业塔常用的散装填料主要有DN16、DN25、DN38、DN50、DN76等几种规格。 同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减少，填料费用也增加很多。 而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低。 因此，对塔径与填料尺寸的比值要有一规定，一般塔径与填料公称直径的比值D/d应大于8。,填料规格的选择,填料规格的选择,（2）规整填料规格的选择 国内习惯用比表面积表示，主要有125、150、250、350、500、700等几种规格， 同种类型的规整填料，其比表面积越大，传质效率越高，但阻力增加，通量减少，填料费用也明显增加。 选用时应从分离要求、通量要求、场地条件、物料性质及设备投资、操作费用等方面综合考虑，使所选填料既能满足技术要求，又具有经济合理性。 应予指出，一座填料塔可以选用同种类型，同一规格的填料，也可选用同种类型不同规格的填料；可以选用同种类型的填料，也可以选用不同类型的填料；有的塔段可选用规整填料，而有的塔段可选用散装填料。设计时应灵活掌握，根据技术经济统一的原则来选择填料的规格。,2.3 基础物性数据,液相物性数据 气相物性数据 气液相平衡数据,液相物性数据,对于低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯溶剂的物性数据。 密度： 粘度： 表面张力： 扩散系数：,气相物性数据, 混合气体的平均摩尔质量 混合气体的平均密度： 混合气体的粘度，查手册 扩散系数,气液相平衡数据, 亨利系数 相平衡常数 溶解度系数,2.4 物料衡算,物料衡算与吸收操作线方程 吸收剂用量对操作线的影响 最小液气比,2.5 填料塔的工艺尺寸的计算,2.5.1. 填料塔塔径的计算 泛点气速的计算 塔径的计算及校核 2.5.2. 填料层高度的计算 2.1气相总传质单元高度的计算 2.2气相总传质单元数的计算,2.5.1. 填料塔塔径的计算,填料塔的直径D与操作空塔气速u及气体体积流量Vs之间存在以下关系： 式中：D 塔径，m; Vs气体体积流量，m3/s; u 操作空塔气速，m/s,（1）散堆填料泛点气速的计算,常用埃克特（Eckert）泛点气速关联图进行计算，该关联图是以X为横坐标，以Y为纵坐标进行关联的。其中：,（2）规整填料泛点气速的计算,匡国柱，史启才主编.化工单元过程及设备课程设计.北京：化学工业出版社.2002.1:263265,对于散装填料，其泛点率的经验值为u/uF=0.5-0.85对于规整填料，其泛点率的经验值为u/uF=0.6-0.95,Ecket泛点关联图,塔径的计算及校核,塔径的计算：,塔径的圆整：,单位：mm,（1）泛点率校核,（2）填料规格校核,（3）液体喷淋密度校核,填料塔的液体喷淋密度是指单位时间、单位塔截面上液体的喷淋量，其计算式为：,式中：U液体喷淋密度，m3/(m2h); Lh液体喷淋量，m3/h; D填料塔直径，m,为使填料能获得良好的润湿，塔内液体喷淋量应不低于某一极限值，此极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示,式中：Umin最小喷淋密度，m3/(m2h); (LW)min最小润湿密度，m3/h; at填料的总比面积，m2/m3,最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。其值可由经验公式计算，也可采用一些经验值。对于直径不超过75mm的散装填料，可取最小润湿速率(LW)min为0.08m3/(mh);对于直径大于75mm的散装填料，可取 (LW)min为0.12m3/(mh)。 对于规整填料，其最小喷淋密度可从有关填料手册中查得，设计中，通常取Umin=0.2。,2.5.2. 填料层高度的计算 2.1气相总传质单元高度的计算 2.2气相总传质单元数的计算,对于散装填料，一般推荐的分段高度为：,2.6 填料层压降计算,散装填料的压降值可由埃克特通用关联图计算。先根据气液负荷及有关数据，求出横坐标值，再根据操作孔塔气速u及有关物性数据，求出纵坐标值。通过作图得出交点 ，读出交点的等压线数值，即得到每米填料层压降值。,2.7 塔内辅助装置的选择和计算,1 液体分布器 2 填料塔附属高度 3 填料支承板 4 填料压紧装置 5 液体进、出口管,6 液体除雾器 7 筒体和封头 8 手孔 9 法兰 10 液体再分布装置,1、换热器类型的选择 2、流动空间的选择 3、流速的确定 4、流动方式的选择 5、流体出口温度的确定,一、设计方案的确定,二、列管式换热器的结构,三、列管式换热器设计计算,第三节 列管换热器设计,固定管板式换热器,固定管板式换热器管束连接在管板上，管板与壳体焊接。,1、换热器类型的选择,优点：1）传热面积比浮头式换热器大20%-30%；2）旁路漏流较水；3）锻件使用较少；4）没有内漏。,缺点： 1）不适用于换热管与壳程圆筒的热膨胀变形差很大的场合，管板与管头之间易产生温差应力而损坏；（为了减少热应力，通常在固定管板式换热器中设置柔性元件如：设置膨胀节来吸收热膨胀差） 2）壳程无法机械清洗，不适用于壳程结垢的场合； 3）管子腐蚀后造成连同壳体报废，壳体部件寿命决定于管子寿命，故设备寿命相对较低。,适用的场合： 1）管壳程金属温差不是很大的场合； 2）壳程流体清洁，无需经常抽出管束清洗的场合。,浮头式换热器,两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动，称为浮头。浮头由浮头管板、钩圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不会主生热应力。,优点：1)管束可以抽出，以方便清洗管程、壳程；2)壳程壁与管壁不受温差限制；3)可在高温、高压下工作，一般温度T450，P 6.4MPa;4)可用于结垢比较严重的场合;5)可用于管程腐蚀场合.,缺点: 1)浮头端易发生内漏； 2)金属材料耗量大，成本高20%； 3)结构复杂。,可用的场合： 1）管壳程金属温差很大场合； 2）壳程介质易结垢要求经常清洗的场合；,U形管式换热器,U形换热器的典型结构如图。这种换热器的结构特点是，只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热管有温差时，不会产生热应力。,优点：1）管束可抽出来机械清洗；2）壳体与管壁不受温差限制；3）可在高温、高压下工作，一般适用于T500，P 10MPa;4）可用于壳程结垢比较严重的场合;5）可用于管程易腐蚀场合.,缺点: 1)在管子的U型处易冲蚀，应控制管内流速; 2)管程不适用于结垢较重的场合;,可用的场合: 1)管程走清洁流体; 2)管程压力特别高; 3)管壳程金属温差很大,固定管板换热器连设置膨胀节都无法满足要求的场合.,2、流动空间的选择,3、流速的确定,4、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。,5、流体出口温度的确定,若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说，水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。不过，工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45，因为工业用水中所含的部分盐类（如CaCO3、CaSO4、 MgCO3和MgSO4等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性能很差的污垢，而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。,二、列管式换热器的结构,1、管程结构,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。,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。我国生产系列标准中管长有1.5m，2m，3m，4.5m，6m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46,管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。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。,管板,固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来 。,封头和管箱,封头 用于直径小的壳体。 管箱 用于直径大的壳体，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。,2、壳程结构,换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径。,单管程,壳体,（管心距一般是管外径的1.25倍）,多管程,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。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。 常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种，前者更为常用。切去的弓形高度约为外壳内径的1040，一般取25，过高或过低都不利于传热 。,两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的(0.21)倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降。,我国系列标准中采用的挡板间距为：,固定管板式有100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，700mm七种,浮头式有100mm，150mm，200mm，250mm，300mm，350mm，450mm（或480mm），600mm八种。,接管尺寸,换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算,Vs-流体的体积流量，m3/s；u -接管中流体的流速，m/s。,流速u的经验值为: 对液体：u=1.52 m/s； 对蒸汽：u=2050 m/s； 对气体：u=(1520)p/； 式中p为压强，单位为atm ； 为气体密度，单位为kg/m3,传热计算,给定的条件(1)热流体的入口温度T1、出口温度T2；(2)冷流体的入口温度t1 、出口温度t2； 热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量与热流体的放热量之间的关系式。由于换热器的热散失系数通常接近1，计算时不计算散热损失，则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等 。,三、列管式换热器设计计算,1、传热系数K,传热系数K是表示换热设备性能的极为重要的参数，是进行传热计算的依据。K的大小取决于流体的物性、传热过程的操作条件及换热器的类型等，K值通常可以由实验测定，或取生产实际的经验数据，也可以通过分析计算求得 。,列管式换热器中K值大致范围,2、平均温度差,3、对流传热系数（无相变）,对流传热系数（相变）,4、污垢热阻,换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为污垢热阻，这层污垢热阻在计算传热系数K时一般不容忽视。由于污垢层的厚度及其热导率不易估计，通常根据经验确定污垢热阻。若管壁内、外侧表面上的污垢热阻分别用Rdi和Rd0表示，根据串联热阻叠加原则,污垢热阻Rd的大致范围,污垢热阻Rd,ii 流体流动阻力(压强降)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大换热器。按一般经验，对于液体常控制在104105Pa范围内，对于气体则以103104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表,(1) 管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力 pt等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为,每程直管阻力；,每程回弯阻力,式中 Pi、Pr-分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/m2,Ft-结垢校正因数，无因次，对于252.5mm的管子，取为1.4， 对于192mm的管子，取为1.5； Np-管程数； Ns-串联的壳程数。,(2) 壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算壳程压强的公式,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；,管束阻力损失,折流板缺口阻力损失,NB 折流板数目；,NTc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； U0 - 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=0.4； f0 - 壳程流体摩擦系数,iii 列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结,设有流量为mh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tm已知时，要求取传热面积A必须知K，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。,1、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,2、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,3、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A0。裕度的计算式为：,4、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。, 课程设计书写规范与考核,设计书格式,绘图规范,考核方式,考核内容为设计方案、计算过程、相关图纸、说明书等； 成绩构成为：设计态度及出勤率（10分）、 设计质量（40分）、说明书质量（20分）、答辩情况（30分）， 最终成绩分为优、良、中、及格、不及格。,课程设计总结, 课程设计总结与归档,资料归档,对本次课程设计的学生情况、设计情况、存在问题进行全面总结。附课程设计成绩,课程设计实施方案,课程设计说明书,课程设计总结,课程设计题目,谢谢大家！,