1、化工原理课程设计苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书目 录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 .2一设计题目 2二操作条件 2三塔板类型 2四工作日 2五厂址 2六设计内容 2七设计基础数据 3符号说明 4设计方案 7一设计方案的思考 7二设计方案的特点 71三工艺流程 7苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 .7一设计方案的确定及工艺流程的说明 8二全塔的物料衡算 8三塔板数的确定 9四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 .12五精馏段的汽液负荷计算 .15六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 .15七塔板负荷性能图 .20八附属设备的的计算及选型 .23筛板塔设计计算结果 .33设计评述
2、.34一设计原则确定 .34二操作条件的确定 .34设计感想 .36苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务一设计条件年产纯度为 99.5%的氯苯 4 万吨，原料液为苯和氯苯的的混合液，其中氯苯含量中为 38%（质量百分数） ，其余为苯，采用泡点进料，要求塔顶氯苯含量不高于 2%，精馏塔顶压强为 4kPa（表压） ，单板压降不大于 0.7kPa，采用 300 天/年工作日连续生产。二操作条件1.塔顶压强 4kPa（表压） ；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，自选；4压降不大于 0.7kPa；三塔板类型筛板或浮阀塔板（F1 型） 。2四工作日每年 300 天，每天 24
3、 小时连续运行五计内容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确定；3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板主要工艺尺寸的计算；6.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.设计计算结果总表。六计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 29000.1ip33-1kPa 氯苯 148 205 293 400 543 719 760其他物性数据可查有关手册。符号说明：a 填料的有效比表面积，/m 3at填料的总比表面积，/m 3aw填料
4、的润湿比表面积，/m3Aa塔板开孔区面积，m 2Af降液管截面积，m 2A0筛孔总面积，m 2At塔截面积，m 2c0流量系数，无因次C计算 umax 时的负荷系数，m/sd 填料直径，md0筛孔直径，mD 塔径，m3DL液体扩散系数，m 2/sDV气体扩散系数，m 2/sev液沫夹带量，kg(液)/kg(气)E液流收缩系数，无因次ET总板效率，无因次F气相动能因子，kg 1/2/(s.m1/2)F0筛孔气相动能因子，g重力加速度，9.81m/s 2h填料层分段高度，mHETP 关联式常数h1进口堰与降液管间的水平距离，mhc与干板压降相当的液柱高度，m 液柱hd与液体流过降液管的压降相当的液
5、柱高度，mhf塔板上鼓泡层高度，mhl与板上液层阻力相当的液柱高度，m 液柱hL板上清液层高度，mhmax允许的最大填料层高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上液层高度，mhW出口堰高度，mhW进口堰高度，mh 与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m 液柱H板式塔高度，m溶解系数，kmol/(m 3kPa)HB塔底空间高度，mHd降液管内清液层高度，mHD塔顶空间高度，mHF进料板处塔板间距，mHOG气相总传质单元高度，mHP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mH1封头高度，H2裙座高度，HETP等板高度，mkG气膜吸收系数，kmol/（m 2hkPa）kL液膜吸收系数，m/hK稳定系数，无
6、因次KG气膜吸收系数 kmol/（m 2hkPa）lW堰长，mLh液体体积流量，m 3/hLs液体体积流量，m 3/hLw润湿速率，m 3/（mh）m相平衡常数，无因次n筛孔数目4NOG气相总传质单元数，NT理论板层数P操作压力，PaP压力降，PaP P气体通过每层筛板的压降，Par鼓泡区半径，mu空塔气速，m/suF泛点气速，m/su0气体通过筛孔的速度，m/su0， min漏液点气速，m/su0液体通过降液管底隙的速度，m/sU液体喷淋密度，m 3/（m 2h）UL液体质量通量，/（m 2h）Umin最小液体喷淋密度，m 3/（m 2h）Uv气体质量通量，/（m 2h）Vh气体体积流量，m
7、 3/hVs气体体积流量，m 3/hwL液体质量流量，/hwV气体质量流量，/hWc边缘无效区宽度，mWd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数X液相摩尔比y气相摩尔分数Y气体摩尔比Z填料层高度 ，m充气系数，无因次；筛板厚度，m空隙率，无因次液体在降液管内停留时间，s粘度，Pas密度，kg/m 3表面张力，N/m开孔率或孔流系数，无因次填料因子，l/m液体密度校正系数，无因次下标max最大的min最小的L液相V气相设计方案5一设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔节可设置 12 个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏
8、塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。二设计方案的特点浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料
9、更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合 塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。三工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余6部分
10、经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。702.61./381.7/62Fx989D2/0W（二）平均摩尔质量MF 78.110.702(10.702)112.6188.39kg/kmolkg/mol59.7861.98.016.78D 222W（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 300 天，一天以 24 小时计，有：W40000t
11、/a5555.6kg/h，全塔物料衡算：FDW0.38F0.02D0.998WF15092.7kg/h F15092.7/88.39170.75kmol/hD9537.1kg/h D9537.1/78.59121.35kmol/hW5555.6kg/h W5555.6/112.549.38kmol/h三塔板数的确定（一）理论塔板数 的求取TN苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取 ，步骤TN如下：71.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 yx依据 ， ，将所得计算结果列表如下：BABt ppx/ tApxy/表 3-1 相关数据计算温度， （） 80 90
12、 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯 148 205 293 400 543 719 760x 10.6770.4420.2650.1270.0190两相摩尔分率 y 1 0.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压） ，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 平衡关系的影响完全yx可以忽略。2.确定操作的回流比 R将表 3-1 中数据作图得 曲线。yx图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图在 图上，因 ，查得 ，而 ， 。故yx1q
13、925.0ey702.Fe 986.Dx8有： 274.0.925.086eDmxyR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍，即： 548.07.m求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548121.35=66.50 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)121.35=187.85 kmol/hL=L+F=66.50+170.75=237.25 kmol/hV=V=187.85 kmol/h3.求理论塔板数精馏段操作线： 64.035.1xRxyD提馏段操作线： 72VWLw提馏段操作线为过 和 两点的直线。08.,2.84.0,图 3-2 苯-氯苯
14、物系精馏分离理论塔板数的图解图解得 块（不含釜） 。其中，精馏段 块，提馏段5.81.9TN 31TN9块，第 4 块为加料板位置。5.2TN（二）实际塔板数 pN1.全塔效率 TE选用 公式计算。该式适用于液相粘度为mlog61.07.0.071.4mPas 的烃类物系，式中的 为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为 0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值） ，在此平均温度下查化工原理附录 11 得： ， 。smPa24.0AsPa34.0B26987.137.2401FBFAmxx5698.loglog6.07.mTE2.实际塔板数 （近似取两段效率相同
15、）pN精馏段： 块，取 块7.52./311pN提馏段： 块，取 块8102p 2四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强 mp塔顶压强 ，取每层板的压降为 ，则进料板的压410.35.DPkPa0.7kpa强为： ，塔底压强为：679F，.2.Wk精馏段平均操作压强为： =()105.3+9=108.2mPkpa精 108.9提馏段平均操作压强为： .6.P（ 提 ）（2）温度 mt10根据操作压强,经计算得塔顶, ，进料板温度 ，塔底：082.5DtC092FtC，则精馏段平均温度： ，提馏段的平130.6WtC.87.5mt， 精均温度： 。,92130.6.mt提 0
16、（3）平均分子量 M塔顶： ， 10.986Dxy1.2x74(0986)1.578.9/Vm Kgmol.206LDM k进料板： ， 089Fy.3Fx.71(0.89)12.58.9/VM kgmol6.606L塔底： , 0.28wx.2wy71(0)1.5.871/VWM kgmol429.46/L Kl则精馏段平均分子量：，78.59231.580.29/VMkgmol0661L提馏段平均分子量：81.95.87 9.53/2VMkgol064 106L m（4）平均密度 m1.液相密度 L液相平均密度依下式计算，即 1/im11塔顶： ， ，92Dt 查 手 册 得 3/812m
17、KgLA3/10mKgLB塔顶： ，wt=130.6 查 手 册 得 35.7LA，3/98mKgLB加料板：由 ，t2F 查 手 册 得 3/801mKgLA3/102mKgLB由 （ 为质量分率）LBALma1故塔顶： ，即 ；1034.8296LmD 3/41.8mKgLmD塔底： ，即 ；976571LmW 3897LmW进料板，由加料板液相组成 31.0xA5416.02）61（.78630Aa，故02451LmF 3/89mKgLmF故精馏段平均液相密度： 851.72614.（ 精 ） Lm3/Kg提馏段平均液相密度： 3提 ）( m94.258kg/2813697.Lm2. 气
18、相密度由理想气体状态方程计算可得 3108.2459.8/.373.1VMVMPkgTR精 .6.49/8142.5VV m提（5）液体表面张力 m12BAmx由 , ，92Dt 查 手 册 得 顶 =21/顶 =26.1/由 21m/26.1/mFANN顶 B顶 ， 查 手 册 得 ，由 130.64.7504Wt 顶 顶 ， 查 手 册 得 ，0.986.07/LDM31216F mN.254.795.40.38/LWM精馏段平均表面张力： 1.02.61.2/L提馏段平均表面张力： 27638075MmN（6）液体粘度 Lmnilmx1log=log由 =82.5， 查 手册得， 顶 =
19、0.3.顶 =0.4.由， 920.275mpa.s0.365pa.sFABt 进 进 ， 查 手 册 得 ， ，由 , 130.619,24W底 底 ， 查 手 册 得 ，log8log.+4log.,LDMLDMsl .2750.365035F Fmpa0l.19l.2,.4.LWMLWMs精馏段平均液相粘度： ()1+=aLM精提馏段平均液相粘度： ()0.354.07p.2s提13六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m450THm60Lh39.6LTh2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 （即泛点气速 ）maxuFu0218.8.250
20、4.15.5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 C负荷因子 085.267.08.20 泛点气速：m/s380.1.2/19.5./max VLCu3.取安全系数为 0.7，则空塔气速为 /s96.07.ax4.精馏段的塔径 m542.196.0143/8.4/ uVDs圆整取 ，此时的操作气速 。m160/su5.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为m2.54.016HNZT）（）（ 精精提馏段有效高度为T）（）（ 提提在进料板上方开一人孔，其高度为 600mm故精馏塔的高度为2.25+4.5+0.6=7.35mZ提精14（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶
21、弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长） wl取 m96.01.6.0Dlw堰上溢流强度 ，满hm/130h/583./248/ whlL足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高 woLwh对平直堰 3/20284.whwlLE由 及 ，查化工原理课程设计图 5-5 得6/Dl 1.96.0/5.5. hl，于是：1E（满足要求）m069./24810. 3/2owh0816.oL（3）降液管的宽度 和降液管的面积dWfA由 ，查化原下 P147图 11-16 得 ，即：.0/Dlw 056./,1.0/TfdADW， ， 。m176.d 22m01.7
22、85.DAT 256.fA液体在降液管内的停留时间（满足要求）s.9./46.0/ sTfLH（4）降液管的底隙高度 oh液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速 ，则有：m/s08.ou15（ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足m0298960owsulLhoh要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度 与安定区宽度cWs边缘区宽度 ：一般为 5075mm，D 2m 时， 可达 100mm。cW安定区宽度 ：规定 m 时 mm； m 时 mm；s5.17s5.110s本设计取 mm， mm。60c0s（2）开孔区面积 aA2 12212m408.1
23、740.5sin.0854.07.5sin RxxRa式中： m26./ sdWDx740.80cR3.开孔数 和开孔率n取筛孔的孔径 ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，m5od 3且取 。故孔心距 。0.3/ot 153t每层塔板的开孔数 （孔）72840.10232 aAtn每层塔板的开孔率 （ 应在 515%，故满足要求）.397./.2odt每层塔板的开孔面积 2m14.08.1.0aoA气体通过筛孔的孔速 /s7/osVu（三）筛板的流体力学验算161.塔板压降(1)由 查图 5-10 得 =0.77267.13/50dc0m468.19.852.5.0.2 LVocCuh(2
24、)气体通过液层的阻力 由下式计算hlLlm/s95.0126.084AufTsa)/(95. 2/1210 mskgvaF查表 5-11，得 =0.57. 液 柱hhowLl 034.)9.048.(7)( （3）液体表面张力的阻力 计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算 液 柱mgdhL 02.5.819.5067243气体通过每层塔板的液柱高度为 液 柱 8334.6.hlcp气体通过每层塔板的压降为（满足工0.7kPa69.Pa25.6908.19.850 pLpg艺要求）2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带 2.36
25、107.5fTaVhHue17式中： =2.50.06=0.15Lfh5.2气 （ 满 足 要 求 ）液气液 /kg1.0/kg01. 06.524.0967.257. 2.33.36fTaVHue在本设计中液沫夹带量在允许范围中。4.漏液漏液点的气速 omu/s23.6 8.2/1950.0613.05.74/6.VLomhCu筛板的稳定性系数 （不会产生过量液漏）.4.2.7omuK5.液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 wTdhH苯氯苯物系属于一般物系，取 =0.5m25.0481.5.0wThH而 dLpd板上不设进口堰，则 01.238.015.153.02 owsd
26、hlhm4.6.8.dH成立，故不会产生液泛。wT七塔板负荷性能图1.液沫夹带线（1）以 气为限，求 关系如下kgev/.0液LVs_18（7-2.36107.5fTavhHue1）式中： ssfTsa VAVu53.0126.03/2 3/23/271.096.0184.52.01.25SswsowLf LLlEhh将已知数据代入式（7-1） 1.07.1205.167.2052.3/3 sLV（7-2）3/94ssV在操作范围内，任取几个 值，依式（7-2）算出对应的 值列于下表：s sV表 7-1/sm3,L0.0005 0.005 0.01 0.015 0.02sV4.396 3.92
27、9 3.579 3.286 3.024依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线（2）（7-dowpwThhH3） 3/2 3/23/2685.0 96.0184.04s swsowLLlEh 19222201438. 19.850.7.5.01.ss LVosLVoc ACCuh3/23/297 6.4.ssowl LLh020294.397.0148. 3/22sslcp LVhh2 5.186.65.153.0 ssowsdlL23/23/9.8.00481.9.0714.4. ssL（7-3/22 79.1sssLV4）在操作范围内，任取几个 值，依式（7-4）算出对应的 值列于下表：
28、s sV表 7-2/sm3,L0.0005 0.005 0.01 0.015 0.02sV3.385 3.069 2.675 2.11 1.1依据表中数据作出液泛线（2）3.液相负荷上限线（3）以 5LHAstf（7-/sm01.256.403max, fTs5）4.漏液线（气相负荷下限线） （4）owLh203/20284.whowlLEh漏液点气速 VLoomhCu/1.056 VLwhwsAVE/0284.34. 320in, 8.2/1950.96.0310284.1.3056.142.07.4 32 s整理得：（7-59.013.6/22min, ssLV6）在操作范围内，任取几个
29、值，依式（7-6）算出对应的 值列于下表：s sV表 7-3/sm,3L0.0005 0.001 0.01 0.015sV0.63 0.65 0.87 0.96依据表中数据作出漏液线（4）5.液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度 m， 。06.owh0.1E06.96.3284.360284. 3/23/2in, ssow LlLEh（7-/19.3min, sL7）21图 7-1 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=3.17m3/sVs,min=0.65m3/s故操作
30、弹性为： =4.88smin,ax,八设计计算结果总表浮阀塔工艺设计计算结果总表计算数据项目 符号 单位精馏段 提馏段各段平均压强 、1mp2kPa108.9 163各段平均温度 、t 87.25 111.3气相 、1sV2S3/s1.030.5平均流量液相 、sL423.2122实际塔板数 、1pN2块 7 13板 间 距 HT m 0.45 0.45塔 径 、1D2mm 1.022 1.022空塔气速 、u/s0.910.71塔板溢流形式 - - 单溢流型 单溢流型溢流管型式 - - 平顶弓形溢流堰 平顶弓形溢流堰堰 长 wlm 0.792 0.65堰 高 hm 0.62970.528m溢
31、流装置底隙高度 om 14/s31/s阀孔数目 N 个 95 105孔 径 Rm 0.390.9阀孔气速 、01u2m/s 584/s528m/s阀孔开孔率 - %01. 01.单板压强降 - kPa0.7 0.7气相最大负荷 maxV3/s0.651 0.004气相最小负荷 in0.4260.1926操作弹性 - - 2.9874 8.0八附属设备的的计算及选型(一）塔体总高度 板式塔的塔高如图 8-1 所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： (8-1)(2)DpTTFBHNSHH式中 H D塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； 23HF进料段高
32、度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） 。（二）塔顶空间 HD 塔顶空间（见图 8-1）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取 HD为（ 1.52.0）H T。若图 8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。（三）人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔 810 块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔 46 块塔板开一个人孔。人孔直径通常为 450mm（本设计取600mm） 。24图 8-1 板式塔总体结构简图2
33、5（四）塔底空间 HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15 分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取 35 分钟，否则需有1015 分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取 35 分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5 分钟。精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。（五）冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。1.整体式如图 8-2(a
34、)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。图 8-2 冷凝器的型式262.自流式如图 8-2（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。3.强制循环式如图 8-2（d） 、 （e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄
35、，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。4.管壳式换热器的设计与选型管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。5.流体流动阻力（压强降）的计算（1）管程流动阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力 p i等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为(8-2)12()i tsppFN式中：P 1、P 2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，P a；Ft结垢校正因数，对 25mm2.5mm 的管子取 1.4；对 19mm2mm的管子取 1.5；NP管程数
36、；Ns串联的壳程数。上式中直管压强降 P 1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降P 2由下面的经验公式估算，即（8-223up3）27（2）壳程流动阻力壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降 P 0的公式，即（8-012SppN（ ） F4）式中 P 1流体横过管束的压强降，Pa；P 2流体通过折流板缺口的压强降，Pa；FS壳程压强降的结垢校正因数；液体可取 1.15，气体可取 1.0。（8-2 0102(1)3.5cBupFfnNhD5）式中： F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列 F=0.5，对转角三角形为 0.4，正方形为 0.3；f0壳程流体的摩擦系
37、数；Nc 横过管束中心线的管子数；N c值可由下式估算：管子按正三角形排列： 管子按正方形排列： 9式中： n换热器总管数。NB折流挡板数；h折流挡板间距； u0按壳程流通截面积 A0计算的流速，m/s，而 A0=h(D-ncd0)。6.管壳式换热器的选型和设计计算步骤(1)计算并初选设备规格a确定流体在换热器中的流动途径b根据传热任务计算热负荷 Q。c确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。28d计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于 0.8 的原则，决定壳程数。e依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数 K 值
38、。f由总传热速率方程 Q = KSt m，初步计算出传热面积 S，并确定换热器的基本尺寸（如 D、L、n 及管子在管板上的排列等） ，或按系列标准选择设备规格（2）计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。（3）核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻 Rsi和 Rso，在计算总传热系数 K，比较 K 的初设值和计算值，若 K /K=1.151.25，则初选的换热器合适。否则需另设 K 值，重复以上计算
39、步骤。7.再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。（1）釜式式再沸器如图 8-2（a）和（b）所示。 （a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810 分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有 300mm 高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的 1.31.6 倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留
40、有蒸发空间，一般液面维持在容积的 70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。（2）热虹吸式再沸器如图 8-2（c） 、 （d） 、 （e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混29合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于 40%，否则传热不良。（3）强制循环再沸器如图 8-2 中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。 图 8-2 再沸器的型式8.接管直径各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：4SVdu式中：V S流体体积流量，m 3/ s；
