苯—甲苯课程设计苯－甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计.doc

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1、化工原理课程设计说明书设计项目：苯甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计威名化工厂拟采用一板式塔分离苯甲苯混合液。已知：原料质量流量为 11500 kg/h，料液组成为 40 （质量百分比，下同），初始温度为30，用流量为 11000 kg/h、温度为 170 的中压热水加热至沸点进料；要求塔顶产品中苯的含量不小于 95 、釜液中苯的含量不高于 4 。试根据工艺要求进行：（1）非标准浮阀式精馏塔的工艺设计；（2）标准列管式原料预热器的选型设计。设计附图清单：（1）苯-甲苯系统的t-x-y关系曲线图（并标注有原料液的沸点、塔顶操作温度、塔釜操作温度查取标记）；（2）最小回流比确定及理论塔板数计

2、算图（在同一个x-y坐标系中表示）；（3）精、提馏段的负荷性能图并标注精、提馏段的稳定操作区域及操作弹性计算点（在同一页面上显示两图）；（4）绘制浮阀塔的总装配图（包括设备主图、塔板分块结构总装图精、提馏段分别在对应主图的位置绘出，进出口接管图等。）目录设计任务书1课程设计成绩评定表2一、前言4二、苯甲苯精馏塔工艺设计6（一） 精馏方案的确定6（二） 产品流量计算6（三） 操作回流比确定7（四） 理论塔板数计算7（五） 实际塔板数计算7（六） 塔内气、液相流量计算8（七） 设计截面的选择8（八） 流体物性参数计算8（九） 设计截面结构参数计算9（十）负荷性能图校核与结构参数推广11（十一）塔设

3、备附件设计及选用13（十二）浮阀塔结构参数一览表14三、列管式料液预热器的选型设计14（一） 初选换热器14（二） 换热器性能校核16四、参考文献18五、结束语19 前言 本设计是为威名化工厂拟新建的苯-甲笨混合液分离系统进行的专项设计。主体拟采用浮阀式精馏塔。浮阀式精馏塔是近40年发展起来的，它兼备了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大的优点。由于阀片的采用，可以随气量的变化自由升降，漏液几率低；上升气流水平进入液层，气液两相接触时间长，具有较高的塔板效率。故浮阀塔具有操作弹性大，稳定性高，分离性能好等优点。由于浮阀塔优点显着，迄今为止仍是化工蒸馏过程中使用最广泛

4、的一种塔型。故本设计中主体分离设备拟采用该结构。原料预热器拟采用标准U形管式换热器。众所周知，换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器的种类根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。为便于废热利用，同时考虑到使用的普遍性，故本设计中采用间壁式换热器。而间壁式换热器又以列管式换热器应用最广，具有单位体积设备的传热面积大，间壁两侧流体可通过流体输送机械控制在强制湍流状态，故传热系数大，传热效果好等优点。故本设计中对原料预热器的设计拟采用列管式换热器。又由本设计工艺条件可知，作为加热剂的热水进口温度为1

5、70，苯甲苯混合液的初温为30，传热温差必超过50。因此，列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响，采取各种补偿的办法，以消除或减小温差应力。根据所采取的温差补偿措施，列管式换热器又可分为：a) 带膨胀节的固定管板式换热器优点：结构简单,成本低；适用场合：壳程流体不易结垢或容易化学清洗，温差低于6070，压力低于7kg/cm。缺点：壳程不易机械清洗，对高压流体膨胀节的胀缩不灵敏，温差范围低。b) 浮头式换热器优点：热补偿范围宽，易于清洗，应用较普遍。缺点：结构较为复杂，消耗金属材料多，浮头密封要求高，造价高。.c) U形管式换热器优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便

6、于加工。通常化工厂的机械车间即能制造。缺点：U形管的肘管部位不易清洗，适用于管程流体不易结垢的场合。本设计拟采用热水走管程，苯-甲苯混合液走壳程，以减少热损失，提高传热效率。由于壳程水易结垢，不易清洗；管程苯-甲苯混合液不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。设计分为两大部分进行：一.苯-甲苯精馏塔的工艺设计包括：（一）精馏方案的确定；（二）产品流量的计算；（三）操作回流比的确定；（四）理论塔板数计算；（五）实际塔板数计算；（六）塔内气液相流量计算；（七）设计截面选择；（八）流体物性参数计算；（九）设计截面结构参数计算；（十）负荷性能图校核与结构参数推广；（十一）浮阀塔

7、结构参数一览表二.列管式料液预热器的选型设计包括：（一）物性参数计算；（二）流体流动空间计算；（三）列管类型选择；（四）初估换器传热面积；（五）设备选型；（六）传热性能校核；（七）换热器结构参数一览表。采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为11500kg/h，按一年320个工作日计算，年处理料液能力可达近9万吨，馏出产量为5.5万吨/年，釜液产量5.4万吨/年，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，可创造可观的经济利润。为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广

8、至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强。本设计由倪源满、全辉辉、钱兵完成。在设计过程中得到了张洪流教授的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同仁，在此一并表示感谢！由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，设计中难免有不足之处，衷心希望得到各位专家的批评指正，以使设计更趋完美。项目名称设计计算过程一、苯甲苯精馏塔的工艺设计（一）精

9、馏方案的确定（二）产品流量计算（三）操作回流比确定（四）理论塔板数计算（五）实际塔板数确定（六）塔内气液流量计算（七）设计截面选择（八）流体物性参数计算（九）设计截面结构参数计算（十）负荷性能图较核与结构参数推广（十一）塔设备附件设计及选用十二浮阀塔结构参数一览表二、U形管式原料液预热器的选型设计（一）初选换热器（二）换热器性能校核1、相图的绘制本设计相图数据来源于化工原理中实验数据。在总压P=101.3 kPa下，取80.1至110.6共9组数据作出苯-甲苯的温度-组成相图与苯-甲苯的yx相图，其中9组数据计算结果见附表一。表一 苯甲苯物系在总压101.3kpa下的t-x(y)关系80.11

10、1840.8160.919880.6510.825920.5040.717960.3730.5241000.2570.4561040.1270.2581080.0570.125110.600用坐标纸绘制苯-甲苯的温度组成相图总压P=101.3 k、苯-甲苯x-y相图（见设计附图）2、分析系统由苯-甲苯的温度组成相图知在分离区域无恒沸组成、无热敏物质存在，沸点相差30，组分挥发能力差异较大，故可用普通常压连续精馏方法加以分离。综合塔板性能比较，确定采用浮阀式精馏塔作为分离主体。原料质量流量11500kg/h料液组成40塔顶产品苯95塔釜产品苯含量4设、代表塔顶、塔底产品质量流量，由进出口质量守衡

11、有0.95+0.04=115000.40+=11500 可求得=4549.451kg/h ,=6950.549kg/hF为料液流量（）,D,W分为塔顶、塔底摩尔流量（）。、为苯、甲苯的分子量。、分别苯的摩尔分率F=+=133.777=0.440=0.957=0.047D=F=133.777=57.774W=F-D=76.003注: =78.112, =92.138查元素周期表在苯-甲苯的x-y相图上,当线=0.440时与共交点为e,查得坐标值为e(0.440,0.66)。由取实际操作回流比R=1.7=1.71.35=2.295拟采用塔釜间接加热，塔顶为全凝器。用图解法计算理论塔板数，步骤如下：

12、1、 在x-y相中作出苯-甲苯平衡线和对角线如附图所示在对角线上定出点a、f、b2、 作精馏段操作线ac先计算：=，在y轴上标定点c，连接ac即得3、 作q线，对饱和液进料，q线为通过点（0.440，0）的垂直线4、 作提馏段操作线db ，由q线与ac线交点得两操作线交点d，连b、d即得由图中梯级数目知：全塔理论板数为10.3块（已扣除塔釜），其中精馏段需5.5块、提馏段4.8块。1、塔效率计算全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有查取化工工艺设计手册得知，95.35时苯粘度为，。故在全塔平均温度下平均粘度：cP因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相

13、对挥发度可用下式计算：故有 全塔塔板效率2、实际塔板数精馏段5.5/0.540711块提馏段4.8/0.54079块全塔实际塔板数为20块，其中上数第12块塔板为加料板。为便于调节浓度并考虑接管的方便，在10、14块塔板处加设辅助进料管。精馏段气相摩尔流量液相摩尔流量对q=1时提馏段有：液相流量 气相流量 对于沸点进料的精馏过程而言，在塔底部近釜处无论气、液相的流量均为最大，故易发生过量液沫夹带、气泡夹带及液泛事故。同时该部位压降最大所以若该部位能满足设计要求的话，则其他部分也一定够满足。所以可选择塔釜上侧的塔板作为设计塔板，此外，由于该板上气、液两相组成、度均与塔釜相差甚微，故可用釜底的性质

14、来代替该板上的气、液两相性质。由于精馏段顶部的第一块塔板上气、液两相流量最小，取易发生严重漏夜及干堰现象，所以对塔釜上侧塔板作为设计对象设计出的结构必须保证底部第一块板上的负荷性能的满足。可确定塔釜上侧塔板作为设计截面。1、 塔釜上侧塔板物性参数的计算由液相摩尔分率，查yx图得气相摩尔分率。气相平均分子量液相平均分子量液相密度由式计算（其中、分别为苯、甲苯质量分数）故 塔釜上侧塔板温度可视为釜底温度，因釜底近似为纯甲苯，故温度可按110.6计算。此时，系统总压为常压，即 P=101.3kpa，则：气相密度塔釜上侧塔板体积流量液相体积流量气液体积流量2、 塔顶第一块板气体物性参数计算气相摩尔分率

15、气相平均分子量液相平均分子量液相密度塔顶温度可视为80.1，此时苯、甲苯饱和蒸汽压=101.3，=39.0。此时系统为常压，即P=101.3kpa，则kPa气相体积流量液相体积流量1、 初估塔径为确保设计有效，应取塔内气液两相载荷最大区域为设计截面，故以塔釜上侧塔板为设计截面。初选板间距；选取板上清液层高度为。则 查史密式关联图得：查化工工艺手册得知，110.6时，由公式空塔气速取安全系数为0.6，则有塔径根据浮阀数要求，圆整为1.8m。故实际操作空塔气速为：2、确定溢流方式为提高传热和传质效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，查取塔板溢流方式选择表确定为单溢流方式。3、溢流装置设计溢流

16、堰：取堰长，计算堰上清液层高度：，查液流收缩系数图得E=1.04。则故堰高 降液管底隙及凹形受液盘：弓形降液管底隙高度可由经验公式确定凹形受液盘的深度选50mm。 降液管：宽度及面积计算，由，查降液管面积及宽度表得： 校核液体在降液管中停留时间：4、塔板布置 取入出口安定区宽度。塔板结构采用分块式塔板，查取塔板分块参考表得知分块数为5，分别为两侧与边梁搭接的弓形板、中间为便利检修的通道板及矩形板。其中：矩形板：短边长度统一规定为420mm，长边尺寸为通道板：短边长度统一规定为400mm，长边尺寸同上。弓形板：长边尺寸同上，矢高为=浮阀数及排列方式：拟选型浮阀，浮阀数计算公式为 根据采用叉排时，

17、相邻两阀中吹进气流搅拌液层的相互作用较顺排显著，鼓泡较为均匀，接触效果好，因此，浮阀在板上的排列选用叉排且为便于分块式塔板布阀采用等腰三角形排布，阀孔间距t采用75mm；排间距采用100mm。由于将对该设计进行负荷性能校核，故流体力学验算可以略去。对塔釜上侧板块进行负荷性能较核1、气相负荷下限线（漏液线）该线反映漏液量达10%时的气液两相流量间的定量关系。由于漏液量为10时，阀孔动能因数为56，故由公式代入数据可解得画出线。2、液相负荷下限线（干堰线） 为防止干堰必须有当，可画线。3、气相负荷上限线对一般常压大塔塔而言，约为(8082)。将代入泛点率两个计算公式得线为 再由，代入数据画线。4、

18、液泛线液泛线反映当降液管中的清夜层高度恰好等于（即发生液泛）时气液两相流量间的函数关系：代入数据化简得：通过设Ls，代入上式计算对应的Vs，则可得一一对应的坐标点，从而作出液泛线。表二 液泛线上的气液关系Ls04.5913.51822.526.5Vs 4.414.1653.93.5253.02.200.7235、液相负荷上限线液相负荷上限线反映当液体在降液管中停留时恰好为35s（即将发生气沫夹带）时对应液流量，由公式，可画出线。综上即可作出塔釜上侧塔板负荷性能图，见设计附图。在负荷性能图中作出提馏段操作点（0.0087，1.566），基本居于线所围成区域中间范围。操作弹性 符合弹性34的要求。

19、同上在塔板结构参数不变下，作出精馏段的操作点（0.00359，1.574），该点居于所围区域内，可以满足生产要求。但略偏于线，即易干堰，所以缩小堰长和塔径的比例为0.6（也即），同时缩小精馏段板间距为0.45m，适当改观居中情况。由此可以推广至全塔。调整结构后的顶部塔板的负荷性能图见设计附图。1、 接管规格接管规格按各自流体或蒸汽流量，取液体速度为1.6m2/s，蒸汽速度为1220 m2/s，算得管口直径，并查取化工设备设计基础，取工业常用规格。进料管规格573.5mm 回流管规格573.5mm待添加的隐藏文字内容3顶部蒸汽排出管规格3508mm釜液排出管规格894mm塔釜蒸汽进口管规格350

20、8mm2、塔顶捕沫器与塔顶分离空间设定为拦截塔顶气相中的液滴，在塔顶气相出口需设置有捕沫器。捕沫器通常是在一上下带外丝扣的空筒内用金属丝网卷制充填，上丝扣与气相出口管螺纹连接，下丝扣与镂空的填料压盖螺纹连接。直径比蒸汽出口管略大即可。塔顶分离空间需考虑顶部的椭圆封头占据的高度，及回流液进口、人孔等占据的高度等来设定。3、人孔 人孔数按照每5块塔板设置一个，以及塔顶、加料板、塔釜必设置人孔的原则确定。数目为5，人孔直径为500mm，（人孔最小尺寸按照450mm确定，过大会影响塔体强度）并采用开孔补强来减少因开孔对塔体强度的影响。考虑到人孔的尺寸、强度及进出方便等，对人孔所在的板间距进行放大到70

21、0mm。4、塔釜分离空间高度塔釜分离空间高度的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆封头、液位计、釜底蒸汽进口、人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定（通常要求精馏塔停车后底流排放时间为40min左右）。5、裙座参照化工设备设计基础教材确定，材料选择 Q235-AF。表三 浮阀塔结构参数一览表名称精馏段提馏段塔径（m）1.81.8板间距（m）0.450.6溢流方式单溢流单溢流塔板数（块）119出口堰高度（mm）21.8524.84出口堰长度（m）1.081.26弓形降液管宽度（m）0.2160.252弓形降液管底隙高度（mm）15.8518.84凹形收液盘深度（mm）5050浮阀数（个/每板）22922

22、9塔板分块数55通道板尺寸（mm）13124001240400矩形板尺寸（mm）13124201240420弓形板尺寸（mm）长边1312，矢高267长边1312，矢高267进料管规格、个数57mm3回流管规格573.5mm顶部蒸汽排出管规格3508mm釜液排出管规格894mm塔釜蒸汽进口管规格3508mm塔顶捕沫器规格400mm100mm人孔数及规格5500mm裙座Q235-AF 3060mm塔高（m）18.5m1.基本数据的查取混合液的定性温度 自附录查得苯及甲苯在定性温度下的物性数据，并通过计算可得混合液的物性数据为r871kg/m3，m=0.3710-3Pas，C=1.86kJ/kg，

23、l=0.152W/m。热水进口温度为170，根据热量衡算，算的热水出口温度为141.3水的定性温度 自附录查得水在定性温度下的物性数据为r907.4 kg/m3，m0.17310-3Pas，C4.346 kJ/kg，l0.683W/m， Pr=1.1。2流径的选择由于减少热量损失，增强加热效果，决定水走管程，混合液走壳程。3热负荷的计算因换热过程为加热过程，故热负荷应取冷流体苯的吸热量。又因为对该过程而言，热损失越小越有利于加热。Q=()=(11500/3600)1.86(9430)=380.88kW4传热温度差计算依照前言中的加热方案，该原料预热器拟采用U形管式换热器。故传热推动力如下：先求

24、逆流时的平均温度差：计算R和P 由R和P查图4-9a，0.960.8，故选用单壳程、偶数管程可行。Dtm=Dtm0.9692.588.85选K值，估算传热面积参照表4-4，取K=450W/m2m26初选换热器型号 由于两流体温差大于50，jDt0.8，且管程流体较洁净、不需要清洗，可选用浮头式换热器，由浮头式换热器的标准系列，初选换热器型号为： I 。主要参数如下表：外壳直径800mm公称压力1.6MPa公称面积54m2实际面积15.6 m2管子规格252.5mm管长3000mm管子数68管程数4管子排列方式正三角形管程流通面积0.0053m2管间距32mm采用此换热器，则要求过程的总传热系数

25、为W/m21、核算压降（1）管程压降Ft1.4 Ns1 Np4管程流速 m/s对于钢管，取管壁粗糙度e0.1mm e/d=0.1/20=0.005查莫狄图，得0.037 PaPaPa10kPa（2）壳程压降Fs1.15 Ns1管子为正三角形排列 F0.5D/t1=0. 8/0.0321=24取折流挡板间距h=0.2m，则NB=(L/h)1=(3/0.2)1=14Ao=h(Dncdo)=0.2(0.8240.025)0.04m2壳程流速 m/sfo5.0Reo0.228=5.0()0.228=0.704 PaPaPa10kPa可知，管程和壳程压降都能满足工艺要求。8核算传热系数（1）管程对流传热

26、系数 5839.4W/m2（2）壳程对流传热系数（凯恩法）由于换热管采用正三角形排列，故m壳程混合液被加热，取jw=1.05=475.4W/m2（3）污垢热阻 参照表4-5，管内外污垢热阻分别取为Rsi=2.1104m2/W Rso=1.72104m2/W（4）总传热系数 忽略壁面热阻，则总传热系数为 370.4W/m2因K计/K需370.4/274.951.35，故所选换热器是合适的。选型设计结果：选用浮头式换热器，型号： I。参考文献国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册(上册)，北京，化学工业出版社，1985.7国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册(下册)，北京，化学工

27、业出版社，1985.7张洪流，化工原理（上册），上海，华东理工大学出版社，2006.11张洪流，化工原理（下册），上海，华东理工大学出版社，2006.11张洪流，流体流动与传热，北京，化学工业出版社，2002.6谭天恩，化工原理（上册、下册），北京，化学工业出版社，2006.6 结束语综上所述，本设计方案是切实可行的，设计结果完全可以满足威名化工厂苯甲苯分离系统的工艺要求，且操作弹性大、分离性能好、造价相对较低，符合最优化生产要求。然而在设计过程中，我们也遇到了一些难以解决的问题，经过反复修改，结果仍然不尽人意。例如，以塔釜上侧塔板为设计板面确定的塔板结构参数在向全塔推广时，靠近塔釜板基本处于

28、可操作区域中心，但是靠近塔顶塔板负荷性能图中的操作点向左偏移，这意味着精馏段易发生“干堰”现象。虽缩小堰长占塔径的比例，以及调整了板间距，但操作点依然没有位于操作区域中心，从而为塔设备生产安全带来隐患。其根本办法唯通过减小塔径来解决，但其结果将导致精馏段与提馏段塔径不一，即异径塔，这样不但会降低塔体强度，而且会增加精馏塔自身建造的成本费用。若时间充裕，可适当缩小提馏段的直径，这样便可两全其美。此为设计遗憾之一。换热器的选型也不是很完美。所选的换热器压降核算合格，然而在传热系数的核算中 K计/K需1.35，不在1.1到1.25之间。主要是管程及壳程对流传热系数偏大。可通过调节流速来使最终的传热系

29、数落在合适的范围。然而要改变流体流速，必须重新选择换热器。由于时间仓促，来不及重新选择，实为设计的又一遗憾。为期两周的化工原理课程设计即将结束，通过设计使我们对化工原理课程的重要性有了更为深刻的认识，同时对我们所学的化工原理知识进行了有效的实战演练，收获和感慨颇多。谨在此对在我们设计过程中一直给予帮助与指导的张洪流教授致以崇高的敬意！123化工原理课程设计 -列管式换热器- 院 系: 化学化工学院 班 级： A0511 学 号: 20 姓 名： 余海君 指导老师： 李国朝 完成时间： 2007-12-06 A.设计方案简介 我生产的主要工艺流程是苯进入换热器，饱和水蒸气走壳程，冷却剂苯走管程冷

30、却饱和水蒸气。 B.列管式换热器的设计 （一）.设计任务和操作条件; 需要用150KPa的饱和水蒸气将常压下200C的苯加热到750C，苯的质量流量为45吨/h。试设计一列管式换热器,要求换流器的管程压降小于30KPa，设计完成上述任务的列管式换热器。 （二）.确定设计方案; 1. 选择换热器类型 两流体温度变化情况,热流体进口温度为111,出口温度为111,冷流体进口温度为20,出口温度为75.该换热器用水蒸气加热,两流体的温差不是很大,故采用固定管板式换热器. 2.由于水蒸气上海松江保洁公司,易于排除冷凝液,故安排走管间(壳程),根据黏度等性质,苯安排走管内(管程). 3.确定物性系数 a

31、.定性温度可取流体进出口温度平均值; 壳程流体(苯)的定性温度: 0C 管程流体(饱和水蒸气)的定性温度:t=1110C b.根据定性温度查得管.壳程流体的物性数据; 苯在47.5下的有关物性参数如下： 密度 1856.11kg/m3 定压比热容 Cp11.763kJ/kg 热导率 10.1407W/m?0C 粘度 10.4412mPa?s 饱和水蒸气在1110C下的物性参数如下： 密度 2951.01kg/m3 定压比热容 Cp24.234kJ/kg 热导率 20.6851W/m?0C 粘度 20.259mPa?s (三). 估算传热面积; 1.计算热负荷（忽略热损失） 2. 饱和水蒸气用量

32、（忽略热损失） 3. 传热平均温度差 先按逆流计算: 饱和水蒸气 : 1110C 1110C 苯: 750C 200C 360C 910C 由于T1/T2500 所以： 流体流过折流板缺口的阻力： 计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。 (七) .换热器的功能参数明细; 换热器的功能参数 传热面积 49.43? 工艺参数 管程 壳程 物料名称 苯 饱和水蒸气 操作压力 150kpa 150kpa 操作温度 47.5 111 金属转子流量计 45000kg/h 1954.1kg/h 流体密度 856.11kg/m3 951.01kg/m3 流速 0.73m/s 0.063m/s 管口

33、表 符号 尺寸 用途 连接型式 a 170mm 管程接管 焊接 b 15mm 壳程接管 焊接 c 16mm 拉杆 焊接 传热量 1210000W 总传热系数 447.3W/?K 管程阻力降 10981pa 壳程阻力降 465.3pa 管程数 2程 拉杆数 6根 推荐使用材料 碳素钢 管子规格 25mm2.5mm 管数 128根 管长 5m 离间距 32mm 横过中心线管数 13根 排列方式 正三角形 折流板型式 弓形 折流板间距 135mm 切口高度 112.5mm 壳体内径 450mm 保温层厚度 折流板数 38根 (八). 设计评述; 从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管

34、数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为苯的出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要. 本文提出的换热器的设计，在工艺设计上考虑了传热系数、管壳程压降等对换热器设计的影响，同时在机械设计上进行了部分筒化计算.虽然所列公式繁多，但运用计算机编程计算，将简便易行，能满足设计要求; (九) 附录; 1. 附录表一 ：压降P; 2. 附录表二：液体在换热器中的流速（在废旧钢筋调直机中）; 换热器操作允许压降 换热器操作压力 允许压降 105 (表压) 5104 Pa 液体流量计黏度Ns/k.? 最大流速m/s 1500 0.6 1000500 0.75 500100 1.1 10053 1.5 351 1.8 1 2.4 3. 管道的一般排列式： 4.折流板的选择; (十) 参考文献; 1 王国盛. 化工原理课程过程设计 大连理工大学出版社; 2 王志魁. 化工原理 化学工业出版社; 3 姚育英,陈常贵,柴诚敬. 化工原理学习指南 天津大学出版社; 4 曹玉璋. 传热学 北京航空航天大学出版社;