课程设计指导书(换热器+筛板塔)
前 言
化工原理课程设计化工原理课程总结性教学环节培养学生工程设计力次基训练求学生课程设计务书求完成项化工设备设计工作通设计学生掌握化工设计基程序方法时方面训练培养提高：
1综合应化工原理课程关先修课程基知识分析解决实际问题力
2查阅技术资料选计算方法计算公式收集数力
3树立正确设计思想懂工程设计应兼顾技术先进性济合理性操作安全性
4层次清楚计算辅必简洁文字说明清析图表表达设计结果力
5工程制图力
课程设计结果求编写成设计说明书绘制相应工艺流程图体设备图
设计说明书容般应项目编写
1设计务书
2目录
3中文摘中文关键词
4英文摘英文关键词
5设计方案简介：定选定工艺流程设备型式进行简述
6设计计算程：
①工艺计算体设备设计计算包括工艺参数选定物料衡算热量衡算体设备结构工艺尺寸设计计算等
②辅助设备选型计算通计算选定典型辅助设备规格型号
③计算章节涉计算章节需计算结果统计表
7图纸：
①工艺流程图单线条形式绘制标出体设备辅助设备物料走物流量流量测量点
②体设备工艺条件图图面应包括设备工艺尺寸技术特性表接表
6设计结果汇总分表列举流股物料量耗指标操作参数体设备工艺尺寸辅助设备规格型号数量等
7设计结果评述
8参考文献（少5篇）
课程设计指导书根化工原理教学纲求定化工单元操作典型设备设计计算学生提示设计计算步骤指导计算方法提供部分计算公式数作课堂教学容补充
设计计算中需部分计算公式数应学生查阅关资料
第章 热交换器
1概述
热交换设备工业生产中实现物料间热量传递种工艺设备种类型换热器作工艺程必少设备广泛应化工医药动力冶金交通制冷轻工等众部门根工艺生产流程生产规模设计出投资省耗低传热效率高维修方便换热器工艺设计员重工作换热设备传热特征分三类：直接接触式蓄热式间壁式中间壁式热交换器广泛
间壁式热交换器类型传统类型列式套式蛇式夹套式等等提高传热效率节约金属材料量年较先进间壁式换热设备例板式换热器螺旋板式换热器螺纹换热器等国正广泛应外热换热器板型太阳集热器等新型换热设备设计研究工程应工作进行
目前应列式换热器传统设备相单位体积设备提供传热面积较传热效果较结构紧凑坚固材样新型设备相具备适应性强操作等优点
列式换热设备已国家系列化标准定型产品需时通计算选掌握列式换热器单体设备工艺设计计算基方法属化工类工艺专业学生必接受项基训练
列式换热器四种：固定板式换热器浮头式换热器U形式换热器填料函式换热器
⑴固定板式换热器
结构特点：两端壳体连体子固定板结构简单相壳体直径排较紧凑种结构壳侧清洗困难壳程宜易结垢清洁流体束合壳体间温差太产生热膨胀时会子板接口脱开发生介质泄露适温差温差较壳程压力高场合
⑵浮头式换热器
结构特点：两端板端壳体完全固定端壳体轴伸缩该端称浮头浮头式换热器优点换热壳体间温差存壳体换热膨胀时互约束会产生温差应力束壳体抽出便间清洗缺点结构复杂材量造价高浮头盖浮动板间密封严易发生泄露造成两种介质混合
适壁间温差较易腐蚀易结垢场合
图1 固定板式换热器
图2 浮头式换热器
⑶U形式换热器
结构特点：块板换热U型子两端固定块板程少两程束伸缩壳体U型环热温差时会产生温差应力U型式换热器优点结构简单密封面少运行束抽出间清洗方便缺点清洗困难子需定弯曲半径板利率较低束程间距壳程易短路程子损坏更换报废率较高外造价固定式板高10左右
图3 U形式换热器
⑷填料函式换热器
结构特点：板端壳体固定连接端采填料函密封束伸缩会产生壳壁壁温差引起温差应力优点结构较浮头式换热器简单制造方便耗材少造价浮头式低束壳体抽出间均进行清洗维修方便缺点填料函密闭性高壳程介质通填料函外漏易燃易爆毒贵重介质适
图4 填料函式换热器
2．热交换器设计素
热交换器设计程传热计算流体阻力计算两方面需数分换热器结构数工艺数物性数三类设计新换热器时结构参数选择重计算基准例壳式换热器设计中壳体型式程数子类型长子排列折流板型式冷热流体流动通道方式等方面选择工艺数包括冷热流体流量进出换热器物流温度压力程壳程允许压力降污垢系数物性数包括冷热流体操作温度密度热容黏度热导率表面张力涉相变传热时需流体相衡数设计程中应综合考虑素流体速度中重素
选取较流体速度获较传热系数传递定热量需传热面积较降低设备费流体速度流体通热交换器阻力压降量消耗操作费高选取较流体速度情况刚相反操作费降低设备费增加热交换器设计中适宜流体速度选取问题
通定量计算解决适宜流体速度选取问题费时困难实际关验数常作设计寻求设计素佳条件时样处理表1表2列出工业常流速范围供参考
表1 换热器常流速范围
介质
流速
循环
水
新鲜
水
般
液体
易结垢
液体
低粘
度油
高粘
度油
气体
程流速ms
10~20
08~15
05~30
>10
08~18
05~15
50~30
壳程流速ms
05~15
05~15
02~15
>05
04~10
03~08
20~15
表2 粘度液体流速（普通钢壁例）
液体粘度 μ×103 Pa·s
流速 ms
液体粘度 μ×103 Pa·s
流速 ms
>1500
06
100~35
15
1500~500
075
35~1
18
500~100
11
<1
24
理低流体速度应壳程流体处湍流状态宜某场合例外降低系统阻力壳程流体速度取值表12列数值范围限低例中型合成氨厂变换工段湿混合煤气变换气列换热器程流体速度般仅2～25ms
合理流速允许压降确定表3出允许压强降参考值
表3 换热器合理压降
工艺物料压力状况
允许压力降△PkPa
工艺气体
真空
＜35
常压
35～14
低压
15～25
高压
35～70
工艺液体
70～170
3．列式热交换器设计步骤
设计列式热交换器时定已知条件工艺流体流率进出口温度换热介质进口温度求量换热器传热面积换热介质出口温度流率外包括换热器尺寸：壳径径子数目长度排列程壳程阻力降等
31 物料衡算热量衡算
根务书定工艺条件分进行物料衡算热量衡算首先选择计算基准例合成氨厂设计生产吨氨计算基准确定实现换热两载热体质量流量（）初始终温度（）相互交换热量热负荷（）等确定量时计算序须根已知工艺条件具体情况定
311 确定两载热体物性数
设计中需物性数热（）潜热（）密度（）粘度()导热系数（）等单纯流体物性数相关资料图表中查
般情况简化计算采载热体换热器进出口位置均压力均温度物性数值
混合物质组成流体物性数般缺乏现成资料查取需组成混合流体组分纯物质相关物性数值通似计算方法确定资料[1][3]均介绍
例混合气体热粘度导热系数等述简便办法估计：
[ Pas ]
[ Wm℃ ]
式中： 混合气体热粘度导热系数
混合气体中i组分热粘度导热系数
混合气体中i组分摩尔分率分子量
312 两载热体流程安排
根两载热体物理化学性质操作压力温度等条件确定两载热体走程走壳程
通常根原进行综合考虑权衡利弊作出选择：
⑴ 洁净易结垢液体宜走程程方便清洗
⑵ 腐蚀性流体宜走程免束壳体时受腐蚀
⑶ 压强高流体宜走程免壳体承受压力
⑷ 饱蒸汽宜走壳程饱蒸汽较清净流传热系数流速关冷凝液壳程易排
⑸ 冷流体宜走壳程便散热
⑹ 两流体温差较刚性结构换热器宜流传热系数流体进入壳程减热应力
⑺ 流量粘度流体般宜壳程壳程Re>100达湍流流动阻力损失允许种流体进入程采程结构高流速更高流传热系数
313壳程数确定
列式换热器般形式单程单壳程程壳程设计常见流量定时程壳程越流传热系数越传热程利采程壳程必然导致流动阻力增造成输送流体动力费增加确定换热器程数时需权衡传热流体输送两方面失
程数般124681012等七种分程时应程换热数致相等分程隔板槽形状简单密封面长度较短
壳程数增加壳体安装隔板壳程分双程设计成两台设备串联
314热量恒算
⑴稳态传热方程
式中 ——总传热系数
——换热器总传热面积
——进行换热两流体间均温差
①总传热系数
式中 ——外流体流传热系数（热系数）
——外径
——外污垢热阻
——壁厚
——均直径
——壁导热系数
②均温度差
根冷热流体流程安排设计壳程数确定两流体呈逆流流错流复杂流动形式计算传热均温度差：
中
⑵热量恒算式
①相变
热损失传递热量显热中
②相变
饱蒸汽冷凝成温度饱冷凝水相变热：
32 估算传热面积
首先估计传热系数根关资料推荐值验取值范围先取值然传热基方程式计算传热面积传热面积估算值结构设计结束值传热面积进行核算
表4 列式换热器中K值致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
kcalm2h℃
水
水
1200~2400
气体
水
10~240
水蒸汽
水
1000~3400
水蒸汽
气体
24~240
导热油蒸汽
气体
20~200
机溶剂
机溶剂
100~300
SO3气体
SO2气体
5~7
气体（6~12atm）
气体（6~12atm）
30~60
33 结构设计
331 程设计——确定换热规格数布
初选程流速计算应程流道截面积
选列规格换热直径越换热器单位体积传热面越洁净流体径取洁净易结垢流体径应免堵塞便清洗目前国试行系列标准规定采Ф25×25Ф19×2冷拔缝钢般流体适应单体设备设计时GB15189规定两种规格子外采Ф32×3Ф38×3等规格子
计算满足流道载面需列根数
确定列板排列方法常排列方法正三角形排列转角正三角形排列正方形排列转角正方形排列（见图5）正三角形排列较紧凑外流体湍动程度高流传热系数正方形排列较疏散流传热效果较差束清洗方便程易结垢流体较适转角正方形排列定程度提高流传热系数
图5 列排列方式
表5正三角形排列时层数应排列子数子排列6层（数超127根）束外缘壳壁间弓形区域应增排子样充分利设备空间防止壳程流体短路旁流利传热
根表5确定数接排列层数
确定换热中心距——间距换热中心距般125倍换热外径常换热中心距见表6
计算换热器外壳径固定板式换热器式计算：
式中 ——布限定圆直径mm
——列束外层换热外壁壳体壁距离mm见图6 ～10mm
表5 正三角形排列时板排数目
六角形
层数
a
角线
数
b
计弓形
部分时
子根数
弓形部分数
板排
总数
n
弓形
第排
弓形
第二排
弓形第三排
弓形部分
总数
1
3
7
—
—
—
—
7
2
5
19
—
—
—
—
19
3
7
37
—
—
—
—
37
4
9
61
—
—
—
—
61
5
11
91
—
—
—
—
91
6
13
127
—
—
—
—
127
7
15
169
3
—
—
18
187
8
17
217
4
—
—
24
241
9
19
271
5
—
—
30
301
10
21
331
6
—
—
36
367
11
23
397
7
—
—
42
439
12
25
469
8
—
—
48
517
13
27
547
9
2
—
66
613
14
29
631
10
5
—
90
721
15
31
721
11
6
—
102
823
16
33
817
12
7
—
114
931
17
35
919
13
8
—
126
1045
表6 换热中心距 mm
换热外径
10
4
19
25
32
38
45
57
换热中心距
13~14
9
25
32
40
48
57
72
分程隔板槽两侧
相邻中心距
28
2
38
44
52
60
68
80
正三角形排列布限定圆直径式计算：
式中 子排列正六边形角线子数
——六角形层数
初计算规范数值设计加工制造方便应定规范圆整GB15189卷制圆筒公称直径400mm基数100mm进级档必时采50mm进级档圆整值返回重新调整相应等数值吻合
图 6
332 设置拉杆
固定折流板子支持板必须设置带心定距拉杆（适换热外径等19mm束）设置折流板点焊相连拉杆（适换热外径等14mm束）图7
图7 拉杆结构
拉杆直径数量般表7表8选
表7 拉杆直径mm
换热外径 do
10
14
19
25
32
38
45
57
拉杆直径
10
12
12
16
16
16
16
16
表8 拉杆数量
公称直径DNmm
拉杆直径mm
<400
≥400～<700
≥700～<900
≥900～<1300
≥1300～<1500
≥1500～<1800
≥1800～≤2000
10
4
6
10
12
16
18
24
12
4
4
8
10
12
14
18
16
4
4
6
6
8
10
12
保证等表8定拉杆总截面积前提拉杆直径数量变动直径10mm数量少4根
拉杆应量均匀布置束外边缘直径换热器布区折流板缺口处应布置适数量拉杆
般根拉杆占根换热位置根子排列层数应子数扣拉杆数获实际换热数
333 确定程流速
实际换热数计算
334 壳程设计
⑴ 确定换热长度
前述估算传热面积计算列参考长度根选取标准化结构方便换热长度（10001500200025003000450060007500900012000mm）般换热器竖放时长外壳径（）应4～6间卧放时允许长径较6～10常见果列长度超结构方便尺寸需调整结构设计考虑换热器做成双程更程
计算外传热面积设计值：
⑵ 设置折流板
加壳程流体湍动程度提高传热系数壳程设置折流挡板折流板起支撑子作代支撑板折流挡板通常圆缺形圆盘~圆环形两种
圆缺形挡板缺口部份弓形弦高度般取外壳径20～45列长确定设置挡板数取决板间距般取 (02～1)等间距布置
允许压力损失范围希取较板间距较理想缺口流通截面积通束错流流动截面积致相等样减压降板间距壳径1550mm单独设置支撑板时间距应外壳径满足表9求
表9 折流板支撑跨距mm
换热外径do
10
14
9
25
32
38
45
57
支撑跨距
800
1100
500
1900
2200
2500
2800
3200
国系列化标准中采挡板间距固定板式150300600mm三种浮头式150200300480600mm五种
束外缘壳壁间较间隙增加排列子时壳程流体会短路形成旁流程分程隔板处排子部分流体通道短路形成穿流旁流穿流利传热时应考虑设计旁流挡板安装假消减少旁流穿流
335 核算传热面积
⑴ 程流传热膜系数计算
流体圆流动时流传热膜系数通常计算方法计算
⑵ 壳程流传热膜系数计算
项相变流体例说明
果列换热器壳程未设挡板流体行束流动考虑应圆公式计算径量直径代壳程设置挡板壳程流体湍动程度增般>100达湍流时壳程流体流传热膜系数计算根壳程具体结构选适宜计算式
壳程设置25圆缺形挡板2×103~106时式计算：
定性温度取壳程流体均温度仅指壁温流体粘度量直径根子排列情况决定正三角形排列时
式中 ——间距——子外径
流速流体流截面积计算
式中 ——板间距——外壳径
壁温度确定：
壳程走热流体
壳程走冷流体
式中： ——壳程走热流体冷流体时壁温
——壳程热流体冷流体温度（进出口均值）
——传热效率
——壳程流传热膜系数
——换热外表面积
见需采试差法进行计算
⑶ 污垢热阻确定
通常根验选污垢热阻作计算资料介绍种污垢热阻验取值
半水煤气类气体污垢热阻取0001～0002 [m2﹒h﹒℃kcal ]
⑷ 壁热阻 ［ｍ2﹒℃kW］
式中 ——壁厚度m
——壁材料导热系数kWm·℃
⑸ 总传热系数计算
列外表面积基准传热系数式计算：
式中 ——外流体流传热系数（热系数）
——外径
——外污垢热阻
——壁厚
——均直径
——壁导热系数
⑹ 核算传热面积
传热基方程式计算需外传热面积：
较需求值设计值应>保证定富裕量般求×10010~15点果设计值足应调整结构设计参考已出结果重新进行项关计算
34 计算阻力压降
降低量消耗角度出发流体通热交换器阻力压降越越
选择流体输送机械需计算设备阻力压降时设计课题事先整工艺流程进行衡单设备阻力压降提出限制值更必设备阻力压降进行核算流体列换热器尤壳程流动状况较复杂难准确计算阻力压降种资料提供计算公式相结果相差较设计者应根具体情况选
果阻力压降应调整结构设计降低流动阻力台设备宜解决问题情况必时设计成两台联设备疑增加设备费
35 计算温差应力确定热补偿方法
固定板式列换热器束壳体温度差刚性连接样会束外壳间产生温差应力温度应力导致换热弯曲变形子板拉脱外壳轴应力会增加换热器毁坏必计算温差应力确定热补偿方法
般束壳体壁温差50℃时需采定热补偿装置
见附图1～4换热器设计成浮头式U型式填料函式型式束壳体热胀冷缩互牵制完全消温差应力型式设备浮头式结构复杂造价高U型式子壁清洗困难板排列子少填料函式壳程密封度限等等应受定限制
热补偿方法固定板式换热器壳体装设波形膨胀节利膨胀节弹性变形补偿壳体束膨胀致性达减温差应力目
波形膨胀节般采U型结构图8（a）示允许采两半波零件焊接成膨胀节结构图8（b）示膨胀节选材计算GB15189规定进行
36 设计箱接
箱结构应便装拆清洗检修子时需折箱
接应量壳体径轴设置接外部线采焊接连接设计温度高等300℃时必须采整体法兰必时设置温度计接口压力表接口液面计接口利接进行放气排液换热器应程壳程高点设置放气口低点设置排液口公称直径20mm
图8 波形膨胀节
程采轴入口接换热流体流速3ms时应程设置防板减少流体均匀分布换热端蚀
壳程进口流体值（—流体密度kgm3—流体流速ms）列数值时应壳程进口处设置防板导流筒：非腐蚀性单相流体>2230kgms2液体包括沸点液体>740kgms2
腐蚀气体蒸汽汽液混合物定设置防板必时蒸汽进口采扩起缓作
37 确定换热板连接方法
换热板连接方法通常采胀接法焊接法密封性特殊求场合采取胀焊
胀接利胀器挤压伸入板孔中子端部端发生塑性变形板孔时发生弹性变形取出胀器板孔弹性收缩板子间产生定挤紧压力达密封固紧连接目胀接适设计压力等40kgfcm2设计温度等300℃严重应力腐蚀场合般板两侧压差须35kgfcm2子外壳间热膨胀差应该较——钢铜合金结构设备中方流体间温差超95℃
焊接法压力40kgfcm2温度高300℃系统时焊接工艺胀工艺简单优先采趋势
附录
1．合成氨生产中氧化碳变换工艺简介
合成氨生产程中制取氨氮氢混合气称合成氨原料气天然气石油重质油煤焦炭焦炉气等原料制取（工艺程见附图1）工业通常先高温原料水蒸气作制含氢氧化碳等组分合成气该程称造气
附图1 种原料生产合成氨原料气典型程
设计拟采焦炭烟煤等固体燃料生产合成氨原料气固定层间歇气化法沸腾层气化法生产半水煤气半水煤气组成致：
H2 36~37 CH4 03~05 N2 21~22 CO 32~35 H2S 02~03 CO2 6~9 O2 02
中N2H2合成氨气体外余COCO2CH4H2SO2等气体合成氨需仅占设备体积增加输送气体机械动力消耗会合成氨触媒中毒必须原料气中害成份进入合成系统前分步清该程称原料气净制
般致框图程序原料气进行净制：
净制程中惯脱含硫化合物程称脱硫脱二氧化碳程称脱碳谓CO变换脱硫半水煤气水蒸汽饱饱水蒸汽半水煤气称湿混合煤气触媒存定温度条件水汽CO变换H2CO2反应式：
实际生产中合成氨变换工段采工艺：中温变换中串低全低中低低4种工艺中中变串低变工艺流程较常谓中变串低变指B107等铁铬系催化剂串入钴钼系宽温变换催化剂中串低流程中宽变催化剂串入操作条件发生较变化方面入炉蒸汽较幅度降低方面变换气中CO含量幅度降低中变串宽变催化剂操作系统操作弹性增加变换系统便操作幅度降低耗
变换湿混合煤气中CO提高原料气中成份H2含量生成CO2续工序中加压水洗法热钾碱法
变换反应述反应外尚干副反应发生课程设计中作物料衡算时副反应考虑式：2H2+O2→2H2O
变换程中反应温度高达900℃左右充分利热转化炉出转换气（变换原料气称转换气）送入废热锅炉温度降330℃左右废热锅炉出口加入水蒸汽汽气达3～5间然进入中变炉转换气中CO含量降3通换热器转换气温度降180℃左右进入低变炉转换气中CO含量降03进入甲烷化工段
该程CO变换率（发生变换反应CO量占湿混合煤气中CO总量百分率）达90左右
次课程设计拟设计列式换热器供废热锅炉回收热低变转换气中变炉变换中变转换气交换热量流程附图2示低变转换气温度约140℃～160℃热交换器部进入中变转换气预热190℃～210℃中变炉部进入变换炉三层触煤发生变换反应组成发生变化变换气变换炉出温度约230℃～260℃左右进入热交换器低变转换气冷170℃～190℃左右流续工序
2．常压0～t℃时气体均定压热容[kcalkmol℃]
温度℃
H2
O2
N2
CO
CO2
CH4
H2O
0
690
698
676
678
900
8295
775
100
692
707
685
688
935
8814
791
200
694
717
693
697
968
941
807
300
696
728
701
705
1000
1009
823
400
698
738
708
713
1030
1078
838
500
700
747
715
721
1058
1146
851
3．35气压（绝）热蒸汽焓
温度℃
焓kcalkg
温度℃
焓kcalkg
200
684
340
753
210
689
350
758
220
694
360
762
230
699
370
767
240
704
380
772
250
709
390
777
260
714
400
782
270
719
410
787
280
723
420
792
290
728
430
797
300
733
440
802
310
738
450
807
320
743
460
812
330
748
470
817
4．COCH4导热系数[kcalmh℃]
温度℃
CO
CH4
200
00314
0053
300
00365
0071
400
00416
0090
5．物化数表
⑴见附表1～附表6
⑵查阅参考资料（化工工艺设计手册（第四版）工业气体手册等）
附表1 饱蒸汽压力—焓表（压力排列）
压力MPa
温度℃
焓KJ kg
压力MPa
温度℃
焓KJ kg
0001
698
25138
100
17988
27770
0002
1751
25332
110
18406
27804
0003
2410
25452
120
18796
27834
0004
2898
25541
130
1916
27860
0005
3290
25612
140
19504
27884
0006
3618
25671
150
19828
27904
0007
3902
25722
160
20137
27922
0008
4153
25767
140
2043
27938
0009
4379
25808
150
2071
27951
0010
4583
25844
190
20979
27964
0015
5400
25989
200
21237
27974
0020
6009
26096
220
21724
27991
0025
6499
26181
240
22178
28004
0030
6912
26253
260
22603
28012
0040
7589
26368
280
23004
28017
0050
8135
26450
300
23384
28019
0060
8595
26536
350
24254
28013
0070
8996
26602
400
25033
27994
0080
9351
26660
500
26392
27928
0090
9671
26711
600
27556
27833
010
9963
26757
700
2858
27714
012
10481
26838
800
29498
27575
014
10932
26908
900
30331
27418
016
11332
26968
100
31096
27244
018
11693
27021
110
31804
27054
020
12023
27069
120
32464
26848
025
12743
27172
130
33081
26624
030
13354
27255
140
33663
26383
035
13888
27325
150
34212
26116
040
14362
27385
160
34732
25827
045
14792
27438
170
35226
25508
050
15185
27485
180
35696
25144
060
15884
27564
190
36144
24701
070
16496
27629
200
36571
24139
080
17042
27684
210
36979
23402
090
17536
27730
220
37368
21925
附表2 饱蒸汽温度－焓表（温度排列）
温度℃
压力MPa
焓KJ kg
温度℃
压力MPa
焓KJ kg
0
0000611
25010
80
0047359
26438
001
0000611
25010
85
0057803
26521
1
0000657
25028
90
0070108
26603
2
0000705
25047
95
0084525
26684
3
0000758
25065
100
0101325
26763
4
0000813
25083
110
014326
26918
5
0000872
25102
120
019854
27066
6
0000935
25120
130
027012
27207
7
0001001
25139
140
036136
2734
8
0001072
25157
150
047597
27463
9
0001147
25175
160
061804
27577
10
0001227
25194
170
079202
2768
11
0001312
25212
180
10027
27771
12
0001402
25230
190
12552
27849
13
0001497
25249
200
15551
27914
14
0001597
25267
210
19079
27964
15
0001704
25286
220
23201
27999
16
0001817
25304
20
27979
28017
17
0001936
25322
240
3348
28016
18
0002063
25340
250
39776
27995
19
0002196
25359
260
4694
27952
20
0002337
25377
270
55051
27883
22
0002642
25414
280
64191
27786
24
0002982
25450
290
74448
27654
26
000336
25436
300
85917
27484
28
0003779
25523
310
98697
27268
30
0004242
25559
320
1129
26996
35
0005622
25650
330
12865
26655
40
0007375
25740
340
14608
26223
45
0009582
25829
350
16537
25661
50
0012335
25918
360
18674
24857
55
001574
26007
370
21053
23357
60
0019919
26095
371
21306
23107
65
0025008
26182
372
21562
22801
70
0031161
26268
373
21821
22383
75
0038548
26353
374
22084
21507
附表3 热蒸汽温度压力－焓表()
T（℃）
MPa
001
01
05
1
3
5
0
0
01
05
1
3
5
10
42
421
425
43
449
469
20
839
84
843
848
867
886
40
1674
1675
1679
1683
1701
1719
60
26113
2512
2512
2519
2536
2553
80
26493
335
3353
3357
3373
3388
100
26873
26765
4194
4197
4212
4227
120
27254
27168
5039
5043
5057
5071
140
27636
27566
5892
5895
5908
5921
160
2802
27962
27673
6757
6769
678
180
28406
28357
28121
27773
7641
7652
200
28793
28752
28555
28275
853
8538
220
29183
29147
2898
28749
9439
9444
240
29574
29543
29399
29205
2823
10378
260
29968
29941
29815
29648
28855
1135
280
30365
3034
30229
30083
29418
2857
300
30763
30741
30642
30513
29942
29254
350
3177
31753
31676
31577
31157
30692
400
32794
3278
32178
3264
32316
31969
420
332096
331968
33138
33066
32769
32454
440
336252
336136
33559
33493
33219
32932
450
33833
33822
33771
33707
33444
33168
460
340442
340334
33983
33921
33668
33404
480
344666
344562
34409
34351
34116
33872
500
34889
34879
34837
34783
34564
34338
520
353182
35309
35269
352186
350128
348012
540
357474
35739
35701
356542
354616
352644
550
35932
35954
35917
35872
35686
35496
560
3618
361722
361364
360924
359118
357276
580
36616
366086
365752
365332
363634
361908
600
37052
37045
37014
36974
36815
36654
附表4 热蒸汽温度压力－焓表(二)
T （℃）
MPa
700
10
14
20
25
30
0
710
101
141
201
251
30
10
4880
517
556
613
661
708
20
9040
932
97
1025
1071
1117
40
17360
1763
1798
1851
1894
1938
60
25690
2594
2628
2678
272
2761
80
34040
3428
346
3508
3548
3587
100
42420
4265
4295
434
4378
4416
120
50850
5106
5135
5177
5213
5249
140
59340
5954
598
602
6054
6031
160
67920
681
6834
6871
6902
6933
180
76620
7678
7699
7731
7759
7787
200
85463
8559
8577
8604
8628
8562
220
94500
946
9472
9493
9512
9531
240
103800
10384
10391
10403
10415
10248
260
113470
11343
11341
1134
11343
11348
280
123670
12352
12335
12316
12305
12299
300
283920
13437
13395
13346
13315
1329
350
301700
29242
27535
16484
16264
16113
400
315970
30985
3004
28201
25832
21591
420
321102
315598
307272
291702
273076
24247
440
326234
321346
314144
301394
287832
26903
450
328800
32422
31758
30624
29521
28231
460
331244
326858
320524
309796
299468
287526
480
336132
332134
326412
316908
307984
297958
500
341020
33741
3323
32402
3165
30839
520
345860
34251
33784
33037
3237
31661
540
350640
34754
34325
33646
33047
32417
550
353020
35004
34592
33943
33373
32777
560
355410
35254
34858
34236
33692
33126
580
360160
35749
35382
34809
34312
33798
600
364900
3624
35898
35369
34912
34442
附表5 气体理想气体状态定压热容
适范围：250 K~1200 K带*物质高适温度500 K
气体
分子式
水蒸气
H2O
179
0107
0586
020
乙炔
C2H2
103
291
192
054
空气
105
0365
085
039
氨
NH3
160
14
10
07
氩
Ar
052
0
0
0
正丁烷
C4H10
0163
570
1906
0049
二氧化碳
CO2
045
167
127
039
氧化碳
CO
110
046
19
0454
乙烷
C2H6
018
592
231
029
乙醇
C2H5OH
02
465
182
003
乙烯
C2H4
136
558
30
063
氦
He
5193
0
0
0
氢
H2
1346
46
685
379
甲烷
CH4
12
325
075
071
甲醇
CH3OH
066
221
081
089
氮
N2
111
048
096
042
正辛烷
C8H18
0053
675
367
0775
氧
O2
088
00001
054
033
丙烷
C3H8
0096
695
36
073
R22*
CHClF2
02
187
135
035
R134a*
CF3CH2F
0165
281
223
111
二氧化硫
SO2
037
105
077
021
附表6 理想气体均定压热容 kJ(kg·K)
气体
温度℃
O2
N2
CO
CO2
H2O
SO2
空气
0
100
200
300
400
500
600
700
800
900
1 000
1 100
1200
1 300
1 400
1 500
1 600
1 700
1 800
1 900
2 000
2 100
2 200
2 300
2 400
2 500
2 600
2 700
0915
0923
0935
0950
0965
0979
0993
1005
1016
1026
1035
1043
1051
1058
1065
1071
1077
1083
1089
1094
1099
1104
1109
1114
1118
1123
1127
1131
1039
1040
1043
1049
1057
1066
1076
1087
1097
1108
1118
1127
1136
1145
1153
1160
1167
1174
1180
1186
1191
1197
1201
1206
1210
1214
—
—
1040
1042
1046
1054
1063
1075
1086
1093
1109
1120
1130
1140
1149
1158
1166
1173
1180
1187
1192
1198
1203
1208
1213
1218
1222
1226
—
—
0815
0866
0910
0949
0983
1013
1040
1064
1085
1104
1122
1138
1153
1166
1178
1189
1200
1209
1218
1226
1233
1241
1247
1253
1259
1264
—
—
1859
1873
1894
1919
1948
1978
2009
2042
2075
2110
2144
2177
2211
2243
2274
2305
2335
2363
2391
2417
2442
2466
2489
2512
2533
2554
2574
2594
0607
0636
0662
0687
0708
0724
0737
0754
0762
0775
0783
0791
0795
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
1004
1006
1012
1019
1028
1039
1050
1061
1071
1081
1091
1100
1108
1117
1124
1131
1138
1144
1150
1156
1161
1166
1171
1176
1180
1184
—
—
列式换热器结构型式零部件名称：见附表7附图１～４
附表7 列式换热器零部件名称
序号
名称
序号
名称
序号
名称
1
盖
21
吊耳
41
封头箱（部件）
2
盖箱（部件）
22
放气口
42
分程隔板
3
接法兰
23
凸形封头
43
悬挂支座（部件）
4
箱法兰
24
浮头法兰
44
膨胀圈（部件）
5
固定板
25
浮头垫片
45
中间挡板
6
壳体法兰
26
折边球面封头
46
U形换热
7
防板
27
浮头板
47
导流筒
8
仪表接口
28
浮头盖（部件）
48
隔板
9
补强圈
29
外头盖（部件）
49
填料
10
圆筒
30
排液口
50
填料函
11
折流板
31
钩圈
51
填料压盖
12
旁路挡板
32
接
52
浮动板裙
13
拉杆
33
活动鞍座（部件）
53
剖分剪切环
14
定距
34
换热
54
活套法兰
15
支持板
35
挡
55
偏心锥壳
16
双头螺柱螺栓
36
束（部件）
56
堰板
17
螺母
37
固定鞍座（部件）
57
液面计接口
18
外头盖垫板
38
滑道
58
套环
19
外头盖侧法兰
39
箱垫片
20
外头盖法兰
40
箱短节
化工原理课程设计务书
班级________ 学号_____ __ 姓名_ _ ______
设计题目：年产＿＿＿＿＿吨合成氨厂变换工段列式热交换器工艺设计
基础数
１半水煤气组成（体积）
H2 ＿＿＿＿＿ CH4 ＿＿＿＿＿
CO ＿＿＿＿＿ H2S ＿＿＿＿＿
CO2 ＿＿＿＿＿ O2 ＿＿＿＿＿
N2 ＿＿＿＿＿
２水蒸汽饱半水煤气时体积＿＿＿饱水蒸汽湿低变转化气压力＿＿＿kgfcm2（绝）温度＿＿＿℃求热交换器温度达＿＿＿℃进中变炉
３变炉变换率＿＿％变炉出口变换气温度＿＿＿℃压力＿＿＿kgfcm2（绝）
４年估计修中修两月年工作日300天计
５生产吨氨需耗半水煤气量＿＿＿＿Nm3
６求热交换器壳程压力降均＿＿＿＿mmH2O
二设计范围
１列热交换器传热面积
２列热交换器结构工艺尺寸
３绘制列热交换器结构图
第二章 板式塔
1概述
塔设备实现精馏吸收解吸萃取等化工单元操作设备气（汽）液液液两相间进行紧密接触达相际传质传热目塔设备化工程中时实现气体冷尘增湿减湿等
常塔设备分两类：板式塔填料塔外种部装机械运动构件搭例脉动塔转盘塔等萃取操作
板式塔塔盘结构填料塔填料细分种塔型
种塔型首先气（汽）液两相充分接触获较高传质效率外希综合满足列求：
（1）生产力较气（汽）液流速致发生量雾沫夹带液泛等破坏正常操作现象
（2）操作稳定操作弹性塔设备气（汽）液负荷量较波动时较高传质效率进行稳定操作．
（3）流体流动阻力流体通塔设备压力降节省动力消耗降低操作费减压蒸馏较压力降系统法维持必真空度
（4）结构简单材料耗量制造安装容易
（5）耐腐蚀易堵塞方便操作调节检修
事实种塔型难全面满足述求某方面具独特处高效率生产力稳定操作低压降追求推动着塔设备新结构型式断出现发展．
筛板塔板式塔中较早出现塔型综合具结构简单制造维修方便生产力（浮阀塔）塔板效率较高（浮阀塔稍低）压降等优点足处操作弹性较筛孔容易堵塞度受限制十年量工业规模研究逐步掌握筛板塔性形成较完善设计方法开发孔径筛板（孔径达20~25mm）导筛板等型式筛板塔足补救合理设计保证较高操作弹性（仅稍低泡罩塔）现筛板塔已成生产广泛采塔型
二元物系精馏筛板塔工艺设计包括精馏系统工艺流程确定物料衡算塔板数计算塔板结构工艺设计热量衡算附属设备选型计算等项
2精馏系统工艺流程确定
根原料液状况工艺求决定进料热状况塔底釜液加热方式塔顶蒸汽冷凝方式余热利方案换热器类型等确定系统工艺流程
确定方案编写说明书时应必证
3物料衡算
根工艺条件进行物料衡算确定塔顶馏出液量D塔底残液量W分kghkmolhm3hm3s等单位表达便续计算中采
4塔板数计算
41理塔板数N确定
采逐板计算法直角梯级图解法确定理塔板数逐板计算法较准确手算较麻烦提倡采计算机辅助设计图解法较简便作图误差较尤需塔板较场合
采图解法求解理塔板数图解时应y～x图绘制足够减误差操作线衡线部分线段直角梯级密集采局部放方法绘图部分进行图解避免整体图
采种方法注意处理物料系统否理想溶液非理想溶液汽液衡关系理想溶液较差寻求回流计算少理板数具体方法
适宜回流R选定理塔板数N设计关键般步骤进行：
（1）y～x坐标图绘出汽液衡曲线图解求出回流Rmin
（2）计算少理塔板数Nmin：理想溶液芬斯克（Fenske）公式计算非理想溶液y～x坐标图角线作全回流操作线图解求Nmin
（3）选取5～8回流R吉利兰（Gilliland）关联图分求应理塔板数N然直角坐标标绘N～R关系曲线图l阴影区域R值视佳回流范围范围选取R值作实际回流
二元物系精馏处理方法基恒摩尔流等简化假设编写说明书时应关假设设计二元物系带误差作出必说明证
实际回流R确定算精馏段提馏段升蒸气量VVˊ回流液体量LLˊ分kghkmolhm3hm3s等单位表达便续计算中
42总板效率估计
总板效率受物系性质塔板结构操作条件等影响般述三种方法确定：
（1）参考工厂类塔型相相物系精馏操作总板效率数
（2）实验进行相关研究获取验数
（3）采简化验计算法例奥康尔（O’Connell）蒸馏塔效率关联图
43计算实际塔板数Ne
5塔板结构工艺设计
精馏塔精馏段提馏段升蒸汽量VV＇流液体量LL′进料热状况定相精馏段提馏段气液相负荷定相外块塔板汽液浓度板序变化泡露点汽液物性数样作塔板结构设计时确定块板条件作设计般塔顶第块板设计基准必时取精馏段提馏段块板作设计基准分进行设计计算样获精馏段提馏段塔径结构参数设计结果制造方便通常采塔径仅流速变化较高合金钢制造场合必采塔径
块筛孔塔板完整工艺设计必须确定结构参数：
（1）塔板直径D
（2）板间距HT
（3）溢流堰型式长度lw高度hw
（4）降液型式降液底部塔板间距离ho
（5）液体进出口安定区宽度Ws边缘区宽度We
（6）筛孔直径do孔间距to
筛板搭种性述结构参数决定参数完全独立通液泛液沫夹带漏液板压降等流动现象相互关联设计时选定结构参数进行种水力学校核作必调整获取较方案
塔板设计步骤进行：
51初选塔板间距HT
板间距塔液沫夹带量液泛气速重影响定气液负荷塔径条仵适增加板间距减少液沫夹带量易发生液泛提高操作负荷限塔板间距塔高直接相关值宜
实际板间距选择常常取决安装检修方便保证足够空间高度开孔处板间距应600mm
表1 出筛板塔塔径推荐板间距供参考
表1 筛板塔塔板间距
塔径Dmm
800 ~ 1200
1400 ~ 2400
2600 ~ 6600
板间距HT
mm
300350400
450500
400 450500550600650700
450500550600650700750800
52塔径D计算
塔径塔高塔设备工艺设计基参数通常确定塔板数时误差没确定塔径时误差塔旦建立起果塔板数适尚调节操作获部份补偿塔径改变确定塔径留余
（1）塔径初算
利筛板搭泛点关联图气体负荷参数计算液泛气速uF
根uF初定操作空塔气速u＇
u′计算塔径D
参考表1检查DHT否相适应果二者相适应应调整HT重新计算D
调整计算塔径D规定圆整系列值然圆整塔径D计算实际操作气速u
规范塔径公称直径4004505006007008009001000120014001600…… 等
（2）塔径核算——检查液沫夹带量
利液沫夹带分率关联图液气流动参数FLG液泛分率估计出液沫夹带分率般宜超010高015果需加塔径调实际操作空塔气速者加板间距然重新估计液沫夹带分率
济加板间距（增加塔高）增加塔径利
53塔板溢流型式确定
溢流型塔板液体流动须克服板气液接触元件引起阻力形成液面落差气体较塔板低液位处通影响气流均匀分布降低塔板效率
筛板塔形成液面落差较素影响液流塔板否均匀分布重特液流量较塔径较时需注意正确设计液体流型
表2综合考虑塔径液体负荷关系决定塔板液体流型
表2 板溢流型式塔径液体负荷关系
塔径mm
液体流量m3h
U形流型
单流型
双流型
阶梯流型
600
1000
1200
1400
1500
2000
2400
3000
4000
5000
<5
<7
<9
<9
<10
<11
5~25
<45
9~70
<70
11~80
11~110
11~110
<110
<110
<110
11~160
110~180
110~200
110~230
110~250
200~300
230~350
250~400
54塔板布置
首先确定降液型式常降液型式弓形降液塔径较时采圆形降液
单流型弓形降液塔板图2示结构参数参考筛板塔塔板结构参数尺寸数推荐范围逐次确定
（1）筛孔孔径do
孔径直接影响塔板操作性开孔率空塔气速液流量相条件增孔径减板压降易阻塞漏液量增操件弹性降低般液相负荷低塔中筛孔孔径采do4～6mm塔径时采do＝8～12mm特殊求时采do＝22～3mm孔
（2）筛孔中心距to开孔率
气液接触良限度利塔板面积筛孔般采正三角形排列时孔径do孔中心距to开孔率间关系：
孔中心距to般推荐值 合适时气流互相干扰容易出现液面晃动倾流鼓泡均匀
开孔率影响筛板性重素直接关系筛孔动数相空塔气速开孔率动数动数塔板气液接触呈鼓泡状态漏液量塔板效率低动数高气液接触呈部分喷射状态液沫夹带量增加降低塔板效率泡沫工况操作时求工作区截面积计算开孔率5~10喷雾工况操作时开孔率提高12
（3）筛板厚度tp
塔板结构强度刚度许条件应选较薄板材制作筛板仅降低干板压降改善气液接触状态筛孔压加工制造筛板厚度：碳钢tp≤do锈钢tp≤否加工困难筛板厚度选取范围tp（04~08）do
（4）溢流堰长lw
溢流堰具保持塔板定液层高度促液流均匀分布作常溢流堰长1w(068~076)D
溢流堰长堰溢流强度低塔板构件安装误差液体越堰时分布匀堰长够堰液流强度高堰液头影响塔板操作稳定性利液流中气液分离
堰液流强度Li式计算：
式中 ——液体体积流量m3h
堰液流强度Li<60m3mh相应堰液头约44mm液流强度宜超100~130m3mh
（5）堰板高度hw
般筛板塔板应筛板清液层高度hL50~100mm堰板高度hw(50~100)how式中how堰液头（mm）
堰液头how直堰佛兰西斯（Francis）公式计算
般堰板高度hw25~75mm
真空度较高求压力降情况hL≤25mm决定堰板高时hw仅6~15mm通常情况应取太低免影响气液接触时间增加液沫夹带量——筛板持液量低飞溅引起液沫夹带量会反常增高
（6）降液塔板板面间距ta
确定降液塔板板面距ta时应液体通截面流速Wb<04ms保证液流通截面压力降13~25mm液柱ta式计算：
式中 VL——液体体积流量m3s
Wb般取01~04ms易起泡物系取低值ta般应20~25mmhw低6~12mm保证液封
（7）安定区宽度Ws边缘区宽度Wc
塔板入口安定区防止气体短路进入降液防止降液流出液流击漏液出口安定区液体进入降液前定时间脱中含气体般入出口安定区宽度等值设计取50~100mm
边缘区留出定宽度Wc固定塔板值应塔径相应般取25~50mm
55塔板部分面积应气速计算
塔板面积分部分：
（1）降液截面积Ad
关系先计算降液宽度Wd
计算溢流堰lw应圆心角（角度）
降液截面积Ad式计算
（2）塔板工作面积Aa 指板开孔区域面积关系计算
式中
（3）塔效截面积An 指塔板供气体通面积称净截面积值塔截面积A扣降液截面积AnAAd
（4）筛孔总面积Ao
开孔率定义
Ao Aa
气体流量VG（m3s）分塔截面积A塔板工作面积Aa塔效截面积An筛孔总面积Ao计算空塔速度u表观气速ua效截面气速un筛孔气速uo
6塔板流体力学校核
前述设计筛板必须进行流体力学校核核算容板溢流强度板压降液面落差漏液情况液体降液停留时间等判断设计工作点否筛板正常操作范围适必须原设计结构参数进行修正绘出设计塔板负荷性图全面解塔板操作性决定设计否认
61板溢流强度检查
直堰板设计采佛兰西斯（Francis）公式计算堰液头高度howhow宜45mm左右限宜超60mm须改双流型流型保持液流均匀规定直堰水偏差超3mm时how限6mm改齿形堰塔径增加求堰水偏差超3mm困难规定how限13mm改齿形堰
62气体通塔板压力降计算
气体通塔板压力降塔板重流体力学特性仅影响塔板操作决定塔高压力分布全塔压力降保证塔板效率前提希板压降低减少操作费
气体板压降通常采加性模型计算先分计算干板压降ho气体通泡沫层压力降hL均清液液柱高表示气体通塔板压降ho+hL
果算出板压降超允许值增开孔率降低堰板高度hW减干板压降ho板清液层高hL
63液面落差校核
筛板塔板面液体流动阻力液面落差通常忽略计塔径液体流量时选取相应公式进行核算
64漏液点气速校核
漏液点气速高低筛板塔操作弹性影响保证设计筛板具足够操作弹性通常求设计筛孔气速uo漏液点筛孔气速uo′（称筛扳稳定系数k表示）15~20
校核时先计算漏液点干板压降计算漏液点筛孔气速计算稳定系数kk值修正筛板结构参数改动塔板面积分配甚减塔径求合理塔板结构尺寸
65降液液面高度Hd液体仃留时间校核
板式塔液泛般两原造成：气速高塔板压降增降液液层增高二液体流量增加通降液流动阻力增会降液液层增高降液液面高溢流堰顶时液泛
液体降液流必须克服三项阻力：
（1）液体通降液压头损失hd
（2）气体通塔板压力降
（3）塔板液层压头（）
三项液体通降液需液位高度降液清液层高度Hd
实际降液充气液体降液实际液层（发泡）高度
式中 ——相泡沫密度
计算出防止液泛条件应
<(HT+hw)
果应考虑否需加板间距HT者调整塔板结构参数例加降液塔板板面距离ta加溢堰长lw等降低液流阻力解决
Hd保证液体降液足够仃留时间释放夹带气泡通常规定清液计仃留时间3~5秒
7塔板负荷性图
71负荷性图绘制
关五条气液流量极限关系曲线原作出：
（1）液流量限线
堰液头how 限值6mm（采13mm）计算应液体流量VL（VL）min标绘液流量限线
（2）液流量限线
液体降液停留时间限值3~5秒计算应液体流量VL（VL）max标绘液流量限线
（3）漏液线
设定5~6液体流量VL（略（VL）min～（VL）max范围
较均匀选取）次计算应堰液头how漏液点干板压降漏液点筛孔气速气体流量限（VG）minAo
标绘VL～（VG）min曲线漏液线
（4）液泛线
先计算降液允许液面高度Hd然设定5~6液体流量VL（条）次计算应堰液头how液体流降液时压头损失hd气体通泡沫层压力降hL允许板压降干板压降ho筛孔气速uo气体流量限(VG)maxuo Ao
标绘VL～（VG）max曲线液泛线
（5）量液沫夹带线
先规定液沫夹带量限值eG（通常取01kg液沫kg干气体）然设定5~6液体流量VL（条）次计算应堰液头how效截面气速uｎ气体流量限（VG）maxuｎAn
标绘VL～（VG）max曲线量液沫夹带线
绘制塔板负荷性图计算程求五条曲线分组数作典型计算说明书中表述清楚组数计算结果整理列表表示
72塔板结构设计评述
塔板负荷性图绘制图标绘操作线标明操作点计算极限负荷根塔板负荷性图图形操作线操作点图中相位置设计塔操作弹性操作性坏作出评述决定设计否认
8塔总体结构
塔总体结构图3示包括：
（1）塔体裙座结构
（2）塔盘结构 包括塔盘板受液盘溢流堰降液支承件紧固件密封件等
塔盘装配特点分整块式分块式两种类型般塔径300~900mm时采整块式塔盘塔径900mm时已塔进行装拆采分块式塔盘
（3）沫装置 常沫装置折板沫器丝网沫器旋流板沫器分离求严格时填料层沫器
（4）设备口 包括安装检修塔盘（手）孔气体液体物料进出接安装化工仪表短接等
（5）塔附件 包括支承保温材料保温圈吊装塔盘吊柱扶梯台等
外精馏塔设分离式加热釜——沸器稳定工作必须塔底贮液高度维持恒定须塔底设置垂直隔板（图3中未画出）种隔板部分循环式直流式衡式等种
81塔高计算
塔板数板间距需计算塔顶部底部空间支座高度确定塔高设计（手）孔进料调部分板间距时计算塔高相应考虑
（1）塔顶部空间高度
塔顶部空间高度指塔顶第块板塔顶封头切线处距离减少塔顶出口气体夹带液沫量顶部空间般取12~15m更液沫塔顶设沫器金属沫网网底塔板距离般板间距
（2）塔底部空间高度
塔底部空间高度指塔底末块塔板塔底封头切线处距离进料系统15分钟缓容量时釜液仃留时间取3~5分钟否须取15分钟釜液流量塔仃留时间般取3~5分钟易结焦物料仃留时间应缩短般取1~15分钟釜液流量求出底部贮液空间塔径求出底部贮液高度加板间距塔底部空间高度
（3）加料板空间高度
加料板空间高度取决加料板结构型式进料状态果液相进料高度板间距相稍果气相进料取决进口形式
（4）支座高度
塔体常裙座支撑裙座形式分圆柱形（图４）圆锥形两种
裙座高度指塔底封头切线基础环间高度圆柱形裙座例知裙座高度塔底封头切线出料中心线高度U出料中心线基础环高度V两部分组成
Ｕ尺寸釜液出口尺寸决定V测应工艺条件确定例考虑出料相连接沸器高度出料泵需位头等
裙座孔通常长圆形尺寸510×（1000~1800）mm方便进出
82接
（1）回流液体进料
回流液体进料设计应满足求：液体直接加塔盘鼓泡区量均匀分布接安装高度妨碍塔盘液体流动液体含气体时应设法分离允许流速般超15~18ms
接结构形式常直弯T形物料清洁腐蚀轻微时拆结构进料直接焊塔壁否应带套进料图５直进料尺寸见表3进料距塔板高度P长L工艺决定
表3 进料尺寸（mm）
dg1×s1
外dg2×s2
a
ｂ
c
H1
H2
25×3
45×35
10
20
10
5
120
150
32×35
57×35
10
25
10
5
120
150
38×35
57×35
10
32
15
5
120
150
45×35
76×4
10
40
15
5
120
150
57×35
76×4
15
50
20
5
120
150
76×4
108×4
15
70
30
5
120
150
89×4
108×4
15
80
35
5
120
150
108×4
133×4
15
100
45
5
120
200
133×4
159×45
15
125
55
5
120
200
159×45
219×6
25
150
70
5
120
200
219×6
279×8
25
210
95
8
120
200
（2）釜液出口
塔支座直径800mm时塔底釜液出料般采图6（a）示结构先焊弯段封头焊支座封头焊法兰短接弯
支座直径800mm时出料采图6（b）示结构出料焊三块支承扁钢便出料活嵌引出通道里便安装出料外尺寸m应支座径引出通道直径应出料法兰外径
（3）气体进口
气体分布求高时图7（a）示结构进气塔径较进气求均匀时图7（b）示结构进气开三排出气孔径孔直径数量工艺条件决定采直接蒸汽加热釜液时蒸汽进入安装液面孔设进入方侧方孔径通常5~10mm孔中心距5~10倍孔径全部吹气孔总截面积约鼓泡截面积12515倍
（4）气体出口
气体出口安置塔壁安置塔顶封头通常考虑沫问题设置简单沫挡板设置效率较高结构较复杂沫装置
83孔手孔
孔手孔安设安装捡修设备部装置
塔径800mm时开设孔般隔10~20层塔板5~10m塔段设置孔板间距塔塔板数考虑板间距塔高度考虑气液进出口等需常维修清理部位应增设孔外塔顶塔釜应设置孔
孔形状圆形椭圆形两种圆形孔直径般400~600mm椭圆形孔尺寸400×300mm
塔体宜采垂直吊盖入孔采回转盖孔图8种回转盖快开孔结构图
设置孔处塔板间距少应孔尺寸150mm600mm
塔径800mm时塔顶设置法兰（塔径450mm塔采分段法兰连接）塔体开设孔必处开设手孔手孔直径般150~250mm结构图9
9精馏塔附属设备选型计算
精馏塔附属设备指原料液加热器釜液沸器馏出蒸气冷凝器等应根精馏流程先作热量衡算分计算原料液预热釜液加热塔顶蒸汽冷凝热负荷时确定种加热剂冷剂计算量然作设备选型计算
附录
１ 乙醇～水溶液密度（kgm3）
质量
温度℃
10
20
30
40
50
60
70
801
1621
2461
3330
4243
5209
6239
7348
8566
10000
990
980
970
950
940
910
890
870
840
800
980
970
960
950
930
910
880
860
830
790
980
960
950
930
910
880
860
830
810
780
970
960
940
920
900
870
860
830
800
770
970
950
930
910
890
870
840
820
790
760
960
940
930
900
880
860
830
810
780
750
960
920
910
890
870
850
820
800
770
750
2乙醇～水蒸汽沸腾条件密度（kgm3） P1013×105 Nm2
质量
ρ
质量
ρ
质量
ρ
0
5
10
15
20
25
30
0589
0620
0643
0667
0694
0722
0750
35
40
45
50
55
60
65
0785
0817
0854
0887
0933
0976
1020
70
75
80
85
90
95
100
1085
1145
1224
1309
1398
1498
1592
3乙醇～水溶液汽液衡数（常压）
液体组成
蒸汽组成
液体组成
蒸汽组成
质量
分子
质量
分子
质量
分子
质量
分子
001
003
004
005
006
007
008
009
010
015
020
030
040
050
060
070
080
090
100
200
300
400
700
1000
1300
1600
0004
00117
00157
00196
00235
00274
00313
00352
004
0055
008
012
016
019
023
027
031
035
039
079
119
161
286
416
551
686
013
039
052
065
078
091
104
117
13
195
260
380
490
610
710
810
900
990
1075
1970
272
333
446
522
574
611
0053
0153
0204
0255
0307
0358
0410
0461
051
077
103
157
198
248
290
333
3725
412
451
876
1275
1634
2396
2992
3451
3806
2000
2400
2900
3400
3900
4500
5200
5700
6300
6700
7100
7500
7800
8100
8400
8600
8800
8900
9000
9100
9200
9300
9400
9500
9557
892
1100
1377
1677
2000
2425
2980
3416
4000
4227
4892
5400
5811
6252
6727
7063
7415
7599
7788
7982
8182
8387
8597
8815
8941
650
680
708
729
743
759
775
787
803
813
824
838
849
863
877
889
901
907
913
920
927
934
942
9505
9557
4209
4541
4868
5127
5309
5522
5741
5910
6144
6299
6470
6692
6876
7110
7361
7582
7800
7926
8042
8183
8325
8491
8640
8825
8941
4苯甲苯密度表面张力汽化潜热
温度℃
80
90
100
110
120
苯
密度kgm3
表面张力dyncm
汽化潜热kJkg
820
213
398
810
200
389
790
187
384
780
176
373
770
164
365
甲苯
密度kgm3
表面张力dyncm
汽化潜热kJkg
815
217
385
805
206
379
790
196
373
785
185
366
770
174
358
5总传热系数（列换热器）致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
[千卡米2·时·度]
苯甲苯等机物
水
370～730
水蒸汽
苯甲苯等机物
490～1000
水蒸汽
苯
555
水蒸汽
机质液
490～980
苯蒸汽
水
600～1000
6乙醇～水混合物热焓kJkg(kcalkg)
质量
密度ρ（15℃）kgm3
沸腾温度t℃
沸液焓il
汽化热r
蒸气焓iw
kJkg
kcakg
kJkg
kcalkg
kJkg
kcalkg
0
080
16
24
562
113
196
2499
2986
3162
3339
3518
3699
3882
4066
5021
6038
7591
8576
9108
9389
9884
100
1000
9985
997
996
990
982
972
968
958
955
952
949
946
942
938
918
895
859
834
820
812
804
794
100
99
989
973
944
907
872
861
846
843
841
838
835
833
83
819
809
797
791
785
783
7825
7825
41868
42496
42957
43417
44882
43878
42035
41449
40486
40235
39984
39732
39398
39105
36886
36090
34164
32155
26921
24995
24367
23823
23404
100
1015
1026
1037
1072
1048
1004
990
967
961
955
949
941
934
924
862
816
768
643
597
582
569
559
225836
223575
222319
221314
216918
209089
197701
193095
183675
181247
178818
176390
173878
171366
168854
155749
141807
120538
107015
99730
95878
91817
87504
5394
534
531
5286
5181
4994
4722
4612
4387
4329
4271
4213
4153
4093
4033
372
3387
2879
2556
2382
229
2193
209
267704
260029
265276
264773
261801
252966
239736
234545
224161
221482
218802
216123
213276
210470
207540
191839
175971
152693
133978
124725
120245
115681
110908
6394
6354
6336
6324
6253
6042
5726
5602
5354
529
5226
5162
5094
5027
4957
4582
4203
3647
320
2979
2872
2763
2649
化工原理课程设计务书
班级________ 学号_____ __ 姓名_ _ ______
设计题目：乙醇水溶液筛板精馏塔工艺设计
．基础数
1．原料液量＿＿＿＿＿＿＿＿ [kgh]
2．原料液组成 乙醇＿＿＿＿％水＿＿＿＿％
3．原料液温度 ＿＿＿＿＿℃
4．馏出液组成 乙醇含量＿＿＿＿＿％
釜液组成 乙醇含量＿＿＿＿＿％
（浓度均指质量分率）
5．操作压力 常压
二．设计范围
1．精馏系统工艺流程设计绘流程图张
2．筛板精馏塔工艺计算
3 筛板精馏塔塔板结构工艺设计绘制塔板负荷性图塔板结构图整体设备结构图
4．附属设备选型计算
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前 言
化工原理课程设计化工原理课程总结性教学环节培养学生工程设计力次基训练求学生课程设计务书求完成项化工设备设计工作通设计学生掌握化工设计基程序方法时方面训练培养提高：
1综合应化工原理课程关先修课程基知识分析解决实际问题力
2查阅技术资料选计算方法计算公式收集数力
3树立正确设计思想懂工程设计应兼顾技术先进性济合理性操作安全性
4层次清楚计算辅必简洁文字说明清析图表表达设计结果力
5工程制图力
课程设计结果求编写成设计说明书绘制相应工艺流程图体设备图
设计说明书容般应项目编写
1设计务书
2目录
3中文摘中文关键词
4英文摘英文关键词
5设计方案简介：定选定工艺流程设备型式进行简述
6设计计算程：
①工艺计算体设备设计计算包括工艺参数选定物料衡算热量衡算体设备结构工艺尺寸设计计算等
②辅助设备选型计算通计算选定典型辅助设备规格型号
③计算章节涉计算章节需计算结果统计表
7图纸：
①工艺流程图单线条形式绘制标出体设备辅助设备物料走物流量流量测量点
②体设备工艺条件图图面应包括设备工艺尺寸技术特性表接表
6设计结果汇总分表列举流股物料量耗指标操作参数体设备工艺尺寸辅助设备规格型号数量等
7设计结果评述
8参考文献（少5篇）
课程设计指导书根化工原理教学纲求定化工单元操作典型设备设计计算学生提示设计计算步骤指导计算方法提供部分计算公式数作课堂教学容补充
设计计算中需部分计算公式数应学生查阅关资料
第章 热交换器
1概述
热交换设备工业生产中实现物料间热量传递种工艺设备种类型换热器作工艺程必少设备广泛应化工医药动力冶金交通制冷轻工等众部门根工艺生产流程生产规模设计出投资省耗低传热效率高维修方便换热器工艺设计员重工作换热设备传热特征分三类：直接接触式蓄热式间壁式中间壁式热交换器广泛
间壁式热交换器类型传统类型列式套式蛇式夹套式等等提高传热效率节约金属材料量年较先进间壁式换热设备例板式换热器螺旋板式换热器螺纹换热器等国正广泛应外热换热器板型太阳集热器等新型换热设备设计研究工程应工作进行
目前应列式换热器传统设备相单位体积设备提供传热面积较传热效果较结构紧凑坚固材样新型设备相具备适应性强操作等优点
列式换热设备已国家系列化标准定型产品需时通计算选掌握列式换热器单体设备工艺设计计算基方法属化工类工艺专业学生必接受项基训练
列式换热器四种：固定板式换热器浮头式换热器U形式换热器填料函式换热器
⑴固定板式换热器
结构特点：两端壳体连体子固定板结构简单相壳体直径排较紧凑种结构壳侧清洗困难壳程宜易结垢清洁流体束合壳体间温差太产生热膨胀时会子板接口脱开发生介质泄露适温差温差较壳程压力高场合
⑵浮头式换热器
结构特点：两端板端壳体完全固定端壳体轴伸缩该端称浮头浮头式换热器优点换热壳体间温差存壳体换热膨胀时互约束会产生温差应力束壳体抽出便间清洗缺点结构复杂材量造价高浮头盖浮动板间密封严易发生泄露造成两种介质混合
适壁间温差较易腐蚀易结垢场合
图1 固定板式换热器
图2 浮头式换热器
⑶U形式换热器
结构特点：块板换热U型子两端固定块板程少两程束伸缩壳体U型环热温差时会产生温差应力U型式换热器优点结构简单密封面少运行束抽出间清洗方便缺点清洗困难子需定弯曲半径板利率较低束程间距壳程易短路程子损坏更换报废率较高外造价固定式板高10左右
图3 U形式换热器
⑷填料函式换热器
结构特点：板端壳体固定连接端采填料函密封束伸缩会产生壳壁壁温差引起温差应力优点结构较浮头式换热器简单制造方便耗材少造价浮头式低束壳体抽出间均进行清洗维修方便缺点填料函密闭性高壳程介质通填料函外漏易燃易爆毒贵重介质适
图4 填料函式换热器
2．热交换器设计素
热交换器设计程传热计算流体阻力计算两方面需数分换热器结构数工艺数物性数三类设计新换热器时结构参数选择重计算基准例壳式换热器设计中壳体型式程数子类型长子排列折流板型式冷热流体流动通道方式等方面选择工艺数包括冷热流体流量进出换热器物流温度压力程壳程允许压力降污垢系数物性数包括冷热流体操作温度密度热容黏度热导率表面张力涉相变传热时需流体相衡数设计程中应综合考虑素流体速度中重素
选取较流体速度获较传热系数传递定热量需传热面积较降低设备费流体速度流体通热交换器阻力压降量消耗操作费高选取较流体速度情况刚相反操作费降低设备费增加热交换器设计中适宜流体速度选取问题
通定量计算解决适宜流体速度选取问题费时困难实际关验数常作设计寻求设计素佳条件时样处理表1表2列出工业常流速范围供参考
表1 换热器常流速范围
介质
流速
循环
水
新鲜
水
般
液体
易结垢
液体
低粘
度油
高粘
度油
气体
程流速ms
10~20
08~15
05~30
>10
08~18
05~15
50~30
壳程流速ms
05~15
05~15
02~15
>05
04~10
03~08
20~15
表2 粘度液体流速（普通钢壁例）
液体粘度 μ×103 Pa·s
流速 ms
液体粘度 μ×103 Pa·s
流速 ms
>1500
06
100~35
15
1500~500
075
35~1
18
500~100
11
<1
24
理低流体速度应壳程流体处湍流状态宜某场合例外降低系统阻力壳程流体速度取值表12列数值范围限低例中型合成氨厂变换工段湿混合煤气变换气列换热器程流体速度般仅2～25ms
合理流速允许压降确定表3出允许压强降参考值
表3 换热器合理压降
工艺物料压力状况
允许压力降△PkPa
工艺气体
真空
＜35
常压
35～14
低压
15～25
高压
35～70
工艺液体
70～170
3．列式热交换器设计步骤
设计列式热交换器时定已知条件工艺流体流率进出口温度换热介质进口温度求量换热器传热面积换热介质出口温度流率外包括换热器尺寸：壳径径子数目长度排列程壳程阻力降等
31 物料衡算热量衡算
根务书定工艺条件分进行物料衡算热量衡算首先选择计算基准例合成氨厂设计生产吨氨计算基准确定实现换热两载热体质量流量（）初始终温度（）相互交换热量热负荷（）等确定量时计算序须根已知工艺条件具体情况定
311 确定两载热体物性数
设计中需物性数热（）潜热（）密度（）粘度()导热系数（）等单纯流体物性数相关资料图表中查
般情况简化计算采载热体换热器进出口位置均压力均温度物性数值
混合物质组成流体物性数般缺乏现成资料查取需组成混合流体组分纯物质相关物性数值通似计算方法确定资料[1][3]均介绍
例混合气体热粘度导热系数等述简便办法估计：
[ Pas ]
[ Wm℃ ]
式中： 混合气体热粘度导热系数
混合气体中i组分热粘度导热系数
混合气体中i组分摩尔分率分子量
312 两载热体流程安排
根两载热体物理化学性质操作压力温度等条件确定两载热体走程走壳程
通常根原进行综合考虑权衡利弊作出选择：
⑴ 洁净易结垢液体宜走程程方便清洗
⑵ 腐蚀性流体宜走程免束壳体时受腐蚀
⑶ 压强高流体宜走程免壳体承受压力
⑷ 饱蒸汽宜走壳程饱蒸汽较清净流传热系数流速关冷凝液壳程易排
⑸ 冷流体宜走壳程便散热
⑹ 两流体温差较刚性结构换热器宜流传热系数流体进入壳程减热应力
⑺ 流量粘度流体般宜壳程壳程Re>100达湍流流动阻力损失允许种流体进入程采程结构高流速更高流传热系数
313壳程数确定
列式换热器般形式单程单壳程程壳程设计常见流量定时程壳程越流传热系数越传热程利采程壳程必然导致流动阻力增造成输送流体动力费增加确定换热器程数时需权衡传热流体输送两方面失
程数般124681012等七种分程时应程换热数致相等分程隔板槽形状简单密封面长度较短
壳程数增加壳体安装隔板壳程分双程设计成两台设备串联
314热量恒算
⑴稳态传热方程
式中 ——总传热系数
——换热器总传热面积
——进行换热两流体间均温差
①总传热系数
式中 ——外流体流传热系数（热系数）
——外径
——外污垢热阻
——壁厚
——均直径
——壁导热系数
②均温度差
根冷热流体流程安排设计壳程数确定两流体呈逆流流错流复杂流动形式计算传热均温度差：
中
⑵热量恒算式
①相变
热损失传递热量显热中
②相变
饱蒸汽冷凝成温度饱冷凝水相变热：
32 估算传热面积
首先估计传热系数根关资料推荐值验取值范围先取值然传热基方程式计算传热面积传热面积估算值结构设计结束值传热面积进行核算
表4 列式换热器中K值致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
kcalm2h℃
水
水
1200~2400
气体
水
10~240
水蒸汽
水
1000~3400
水蒸汽
气体
24~240
导热油蒸汽
气体
20~200
机溶剂
机溶剂
100~300
SO3气体
SO2气体
5~7
气体（6~12atm）
气体（6~12atm）
30~60
33 结构设计
331 程设计——确定换热规格数布
初选程流速计算应程流道截面积
选列规格换热直径越换热器单位体积传热面越洁净流体径取洁净易结垢流体径应免堵塞便清洗目前国试行系列标准规定采Ф25×25Ф19×2冷拔缝钢般流体适应单体设备设计时GB15189规定两种规格子外采Ф32×3Ф38×3等规格子
计算满足流道载面需列根数
确定列板排列方法常排列方法正三角形排列转角正三角形排列正方形排列转角正方形排列（见图5）正三角形排列较紧凑外流体湍动程度高流传热系数正方形排列较疏散流传热效果较差束清洗方便程易结垢流体较适转角正方形排列定程度提高流传热系数
图5 列排列方式
表5正三角形排列时层数应排列子数子排列6层（数超127根）束外缘壳壁间弓形区域应增排子样充分利设备空间防止壳程流体短路旁流利传热
根表5确定数接排列层数
确定换热中心距——间距换热中心距般125倍换热外径常换热中心距见表6
计算换热器外壳径固定板式换热器式计算：
式中 ——布限定圆直径mm
——列束外层换热外壁壳体壁距离mm见图6 ～10mm
表5 正三角形排列时板排数目
六角形
层数
a
角线
数
b
计弓形
部分时
子根数
弓形部分数
板排
总数
n
弓形
第排
弓形
第二排
弓形第三排
弓形部分
总数
1
3
7
—
—
—
—
7
2
5
19
—
—
—
—
19
3
7
37
—
—
—
—
37
4
9
61
—
—
—
—
61
5
11
91
—
—
—
—
91
6
13
127
—
—
—
—
127
7
15
169
3
—
—
18
187
8
17
217
4
—
—
24
241
9
19
271
5
—
—
30
301
10
21
331
6
—
—
36
367
11
23
397
7
—
—
42
439
12
25
469
8
—
—
48
517
13
27
547
9
2
—
66
613
14
29
631
10
5
—
90
721
15
31
721
11
6
—
102
823
16
33
817
12
7
—
114
931
17
35
919
13
8
—
126
1045
表6 换热中心距 mm
换热外径
10
4
19
25
32
38
45
57
换热中心距
13~14
9
25
32
40
48
57
72
分程隔板槽两侧
相邻中心距
28
2
38
44
52
60
68
80
正三角形排列布限定圆直径式计算：
式中 子排列正六边形角线子数
——六角形层数
初计算规范数值设计加工制造方便应定规范圆整GB15189卷制圆筒公称直径400mm基数100mm进级档必时采50mm进级档圆整值返回重新调整相应等数值吻合
图 6
332 设置拉杆
固定折流板子支持板必须设置带心定距拉杆（适换热外径等19mm束）设置折流板点焊相连拉杆（适换热外径等14mm束）图7
图7 拉杆结构
拉杆直径数量般表7表8选
表7 拉杆直径mm
换热外径 do
10
14
19
25
32
38
45
57
拉杆直径
10
12
12
16
16
16
16
16
表8 拉杆数量
公称直径DNmm
拉杆直径mm
<400
≥400～<700
≥700～<900
≥900～<1300
≥1300～<1500
≥1500～<1800
≥1800～≤2000
10
4
6
10
12
16
18
24
12
4
4
8
10
12
14
18
16
4
4
6
6
8
10
12
保证等表8定拉杆总截面积前提拉杆直径数量变动直径10mm数量少4根
拉杆应量均匀布置束外边缘直径换热器布区折流板缺口处应布置适数量拉杆
般根拉杆占根换热位置根子排列层数应子数扣拉杆数获实际换热数
333 确定程流速
实际换热数计算
334 壳程设计
⑴ 确定换热长度
前述估算传热面积计算列参考长度根选取标准化结构方便换热长度（10001500200025003000450060007500900012000mm）般换热器竖放时长外壳径（）应4～6间卧放时允许长径较6～10常见果列长度超结构方便尺寸需调整结构设计考虑换热器做成双程更程
计算外传热面积设计值：
⑵ 设置折流板
加壳程流体湍动程度提高传热系数壳程设置折流挡板折流板起支撑子作代支撑板折流挡板通常圆缺形圆盘~圆环形两种
圆缺形挡板缺口部份弓形弦高度般取外壳径20～45列长确定设置挡板数取决板间距般取 (02～1)等间距布置
允许压力损失范围希取较板间距较理想缺口流通截面积通束错流流动截面积致相等样减压降板间距壳径1550mm单独设置支撑板时间距应外壳径满足表9求
表9 折流板支撑跨距mm
换热外径do
10
14
9
25
32
38
45
57
支撑跨距
800
1100
500
1900
2200
2500
2800
3200
国系列化标准中采挡板间距固定板式150300600mm三种浮头式150200300480600mm五种
束外缘壳壁间较间隙增加排列子时壳程流体会短路形成旁流程分程隔板处排子部分流体通道短路形成穿流旁流穿流利传热时应考虑设计旁流挡板安装假消减少旁流穿流
335 核算传热面积
⑴ 程流传热膜系数计算
流体圆流动时流传热膜系数通常计算方法计算
⑵ 壳程流传热膜系数计算
项相变流体例说明
果列换热器壳程未设挡板流体行束流动考虑应圆公式计算径量直径代壳程设置挡板壳程流体湍动程度增般>100达湍流时壳程流体流传热膜系数计算根壳程具体结构选适宜计算式
壳程设置25圆缺形挡板2×103~106时式计算：
定性温度取壳程流体均温度仅指壁温流体粘度量直径根子排列情况决定正三角形排列时
式中 ——间距——子外径
流速流体流截面积计算
式中 ——板间距——外壳径
壁温度确定：
壳程走热流体
壳程走冷流体
式中： ——壳程走热流体冷流体时壁温
——壳程热流体冷流体温度（进出口均值）
——传热效率
——壳程流传热膜系数
——换热外表面积
见需采试差法进行计算
⑶ 污垢热阻确定
通常根验选污垢热阻作计算资料介绍种污垢热阻验取值
半水煤气类气体污垢热阻取0001～0002 [m2﹒h﹒℃kcal ]
⑷ 壁热阻 ［ｍ2﹒℃kW］
式中 ——壁厚度m
——壁材料导热系数kWm·℃
⑸ 总传热系数计算
列外表面积基准传热系数式计算：
式中 ——外流体流传热系数（热系数）
——外径
——外污垢热阻
——壁厚
——均直径
——壁导热系数
⑹ 核算传热面积
传热基方程式计算需外传热面积：
较需求值设计值应>保证定富裕量般求×10010~15点果设计值足应调整结构设计参考已出结果重新进行项关计算
34 计算阻力压降
降低量消耗角度出发流体通热交换器阻力压降越越
选择流体输送机械需计算设备阻力压降时设计课题事先整工艺流程进行衡单设备阻力压降提出限制值更必设备阻力压降进行核算流体列换热器尤壳程流动状况较复杂难准确计算阻力压降种资料提供计算公式相结果相差较设计者应根具体情况选
果阻力压降应调整结构设计降低流动阻力台设备宜解决问题情况必时设计成两台联设备疑增加设备费
35 计算温差应力确定热补偿方法
固定板式列换热器束壳体温度差刚性连接样会束外壳间产生温差应力温度应力导致换热弯曲变形子板拉脱外壳轴应力会增加换热器毁坏必计算温差应力确定热补偿方法
般束壳体壁温差50℃时需采定热补偿装置
见附图1～4换热器设计成浮头式U型式填料函式型式束壳体热胀冷缩互牵制完全消温差应力型式设备浮头式结构复杂造价高U型式子壁清洗困难板排列子少填料函式壳程密封度限等等应受定限制
热补偿方法固定板式换热器壳体装设波形膨胀节利膨胀节弹性变形补偿壳体束膨胀致性达减温差应力目
波形膨胀节般采U型结构图8（a）示允许采两半波零件焊接成膨胀节结构图8（b）示膨胀节选材计算GB15189规定进行
36 设计箱接
箱结构应便装拆清洗检修子时需折箱
接应量壳体径轴设置接外部线采焊接连接设计温度高等300℃时必须采整体法兰必时设置温度计接口压力表接口液面计接口利接进行放气排液换热器应程壳程高点设置放气口低点设置排液口公称直径20mm
图8 波形膨胀节
程采轴入口接换热流体流速3ms时应程设置防板减少流体均匀分布换热端蚀
壳程进口流体值（—流体密度kgm3—流体流速ms）列数值时应壳程进口处设置防板导流筒：非腐蚀性单相流体>2230kgms2液体包括沸点液体>740kgms2
腐蚀气体蒸汽汽液混合物定设置防板必时蒸汽进口采扩起缓作
37 确定换热板连接方法
换热板连接方法通常采胀接法焊接法密封性特殊求场合采取胀焊
胀接利胀器挤压伸入板孔中子端部端发生塑性变形板孔时发生弹性变形取出胀器板孔弹性收缩板子间产生定挤紧压力达密封固紧连接目胀接适设计压力等40kgfcm2设计温度等300℃严重应力腐蚀场合般板两侧压差须35kgfcm2子外壳间热膨胀差应该较——钢铜合金结构设备中方流体间温差超95℃
焊接法压力40kgfcm2温度高300℃系统时焊接工艺胀工艺简单优先采趋势
附录
1．合成氨生产中氧化碳变换工艺简介
合成氨生产程中制取氨氮氢混合气称合成氨原料气天然气石油重质油煤焦炭焦炉气等原料制取（工艺程见附图1）工业通常先高温原料水蒸气作制含氢氧化碳等组分合成气该程称造气
附图1 种原料生产合成氨原料气典型程
设计拟采焦炭烟煤等固体燃料生产合成氨原料气固定层间歇气化法沸腾层气化法生产半水煤气半水煤气组成致：
H2 36~37 CH4 03~05 N2 21~22 CO 32~35 H2S 02~03 CO2 6~9 O2 02
中N2H2合成氨气体外余COCO2CH4H2SO2等气体合成氨需仅占设备体积增加输送气体机械动力消耗会合成氨触媒中毒必须原料气中害成份进入合成系统前分步清该程称原料气净制
般致框图程序原料气进行净制：
净制程中惯脱含硫化合物程称脱硫脱二氧化碳程称脱碳谓CO变换脱硫半水煤气水蒸汽饱饱水蒸汽半水煤气称湿混合煤气触媒存定温度条件水汽CO变换H2CO2反应式：
实际生产中合成氨变换工段采工艺：中温变换中串低全低中低低4种工艺中中变串低变工艺流程较常谓中变串低变指B107等铁铬系催化剂串入钴钼系宽温变换催化剂中串低流程中宽变催化剂串入操作条件发生较变化方面入炉蒸汽较幅度降低方面变换气中CO含量幅度降低中变串宽变催化剂操作系统操作弹性增加变换系统便操作幅度降低耗
变换湿混合煤气中CO提高原料气中成份H2含量生成CO2续工序中加压水洗法热钾碱法
变换反应述反应外尚干副反应发生课程设计中作物料衡算时副反应考虑式：2H2+O2→2H2O
变换程中反应温度高达900℃左右充分利热转化炉出转换气（变换原料气称转换气）送入废热锅炉温度降330℃左右废热锅炉出口加入水蒸汽汽气达3～5间然进入中变炉转换气中CO含量降3通换热器转换气温度降180℃左右进入低变炉转换气中CO含量降03进入甲烷化工段
该程CO变换率（发生变换反应CO量占湿混合煤气中CO总量百分率）达90左右
次课程设计拟设计列式换热器供废热锅炉回收热低变转换气中变炉变换中变转换气交换热量流程附图2示低变转换气温度约140℃～160℃热交换器部进入中变转换气预热190℃～210℃中变炉部进入变换炉三层触煤发生变换反应组成发生变化变换气变换炉出温度约230℃～260℃左右进入热交换器低变转换气冷170℃～190℃左右流续工序
2．常压0～t℃时气体均定压热容[kcalkmol℃]
温度℃
H2
O2
N2
CO
CO2
CH4
H2O
0
690
698
676
678
900
8295
775
100
692
707
685
688
935
8814
791
200
694
717
693
697
968
941
807
300
696
728
701
705
1000
1009
823
400
698
738
708
713
1030
1078
838
500
700
747
715
721
1058
1146
851
3．35气压（绝）热蒸汽焓
温度℃
焓kcalkg
温度℃
焓kcalkg
200
684
340
753
210
689
350
758
220
694
360
762
230
699
370
767
240
704
380
772
250
709
390
777
260
714
400
782
270
719
410
787
280
723
420
792
290
728
430
797
300
733
440
802
310
738
450
807
320
743
460
812
330
748
470
817
4．COCH4导热系数[kcalmh℃]
温度℃
CO
CH4
200
00314
0053
300
00365
0071
400
00416
0090
5．物化数表
⑴见附表1～附表6
⑵查阅参考资料（化工工艺设计手册（第四版）工业气体手册等）
附表1 饱蒸汽压力—焓表（压力排列）
压力MPa
温度℃
焓KJ kg
压力MPa
温度℃
焓KJ kg
0001
698
25138
100
17988
27770
0002
1751
25332
110
18406
27804
0003
2410
25452
120
18796
27834
0004
2898
25541
130
1916
27860
0005
3290
25612
140
19504
27884
0006
3618
25671
150
19828
27904
0007
3902
25722
160
20137
27922
0008
4153
25767
140
2043
27938
0009
4379
25808
150
2071
27951
0010
4583
25844
190
20979
27964
0015
5400
25989
200
21237
27974
0020
6009
26096
220
21724
27991
0025
6499
26181
240
22178
28004
0030
6912
26253
260
22603
28012
0040
7589
26368
280
23004
28017
0050
8135
26450
300
23384
28019
0060
8595
26536
350
24254
28013
0070
8996
26602
400
25033
27994
0080
9351
26660
500
26392
27928
0090
9671
26711
600
27556
27833
010
9963
26757
700
2858
27714
012
10481
26838
800
29498
27575
014
10932
26908
900
30331
27418
016
11332
26968
100
31096
27244
018
11693
27021
110
31804
27054
020
12023
27069
120
32464
26848
025
12743
27172
130
33081
26624
030
13354
27255
140
33663
26383
035
13888
27325
150
34212
26116
040
14362
27385
160
34732
25827
045
14792
27438
170
35226
25508
050
15185
27485
180
35696
25144
060
15884
27564
190
36144
24701
070
16496
27629
200
36571
24139
080
17042
27684
210
36979
23402
090
17536
27730
220
37368
21925
附表2 饱蒸汽温度－焓表（温度排列）
温度℃
压力MPa
焓KJ kg
温度℃
压力MPa
焓KJ kg
0
0000611
25010
80
0047359
26438
001
0000611
25010
85
0057803
26521
1
0000657
25028
90
0070108
26603
2
0000705
25047
95
0084525
26684
3
0000758
25065
100
0101325
26763
4
0000813
25083
110
014326
26918
5
0000872
25102
120
019854
27066
6
0000935
25120
130
027012
27207
7
0001001
25139
140
036136
2734
8
0001072
25157
150
047597
27463
9
0001147
25175
160
061804
27577
10
0001227
25194
170
079202
2768
11
0001312
25212
180
10027
27771
12
0001402
25230
190
12552
27849
13
0001497
25249
200
15551
27914
14
0001597
25267
210
19079
27964
15
0001704
25286
220
23201
27999
16
0001817
25304
20
27979
28017
17
0001936
25322
240
3348
28016
18
0002063
25340
250
39776
27995
19
0002196
25359
260
4694
27952
20
0002337
25377
270
55051
27883
22
0002642
25414
280
64191
27786
24
0002982
25450
290
74448
27654
26
000336
25436
300
85917
27484
28
0003779
25523
310
98697
27268
30
0004242
25559
320
1129
26996
35
0005622
25650
330
12865
26655
40
0007375
25740
340
14608
26223
45
0009582
25829
350
16537
25661
50
0012335
25918
360
18674
24857
55
001574
26007
370
21053
23357
60
0019919
26095
371
21306
23107
65
0025008
26182
372
21562
22801
70
0031161
26268
373
21821
22383
75
0038548
26353
374
22084
21507
附表3 热蒸汽温度压力－焓表()
T（℃）
MPa
001
01
05
1
3
5
0
0
01
05
1
3
5
10
42
421
425
43
449
469
20
839
84
843
848
867
886
40
1674
1675
1679
1683
1701
1719
60
26113
2512
2512
2519
2536
2553
80
26493
335
3353
3357
3373
3388
100
26873
26765
4194
4197
4212
4227
120
27254
27168
5039
5043
5057
5071
140
27636
27566
5892
5895
5908
5921
160
2802
27962
27673
6757
6769
678
180
28406
28357
28121
27773
7641
7652
200
28793
28752
28555
28275
853
8538
220
29183
29147
2898
28749
9439
9444
240
29574
29543
29399
29205
2823
10378
260
29968
29941
29815
29648
28855
1135
280
30365
3034
30229
30083
29418
2857
300
30763
30741
30642
30513
29942
29254
350
3177
31753
31676
31577
31157
30692
400
32794
3278
32178
3264
32316
31969
420
332096
331968
33138
33066
32769
32454
440
336252
336136
33559
33493
33219
32932
450
33833
33822
33771
33707
33444
33168
460
340442
340334
33983
33921
33668
33404
480
344666
344562
34409
34351
34116
33872
500
34889
34879
34837
34783
34564
34338
520
353182
35309
35269
352186
350128
348012
540
357474
35739
35701
356542
354616
352644
550
35932
35954
35917
35872
35686
35496
560
3618
361722
361364
360924
359118
357276
580
36616
366086
365752
365332
363634
361908
600
37052
37045
37014
36974
36815
36654
附表4 热蒸汽温度压力－焓表(二)
T （℃）
MPa
700
10
14
20
25
30
0
710
101
141
201
251
30
10
4880
517
556
613
661
708
20
9040
932
97
1025
1071
1117
40
17360
1763
1798
1851
1894
1938
60
25690
2594
2628
2678
272
2761
80
34040
3428
346
3508
3548
3587
100
42420
4265
4295
434
4378
4416
120
50850
5106
5135
5177
5213
5249
140
59340
5954
598
602
6054
6031
160
67920
681
6834
6871
6902
6933
180
76620
7678
7699
7731
7759
7787
200
85463
8559
8577
8604
8628
8562
220
94500
946
9472
9493
9512
9531
240
103800
10384
10391
10403
10415
10248
260
113470
11343
11341
1134
11343
11348
280
123670
12352
12335
12316
12305
12299
300
283920
13437
13395
13346
13315
1329
350
301700
29242
27535
16484
16264
16113
400
315970
30985
3004
28201
25832
21591
420
321102
315598
307272
291702
273076
24247
440
326234
321346
314144
301394
287832
26903
450
328800
32422
31758
30624
29521
28231
460
331244
326858
320524
309796
299468
287526
480
336132
332134
326412
316908
307984
297958
500
341020
33741
3323
32402
3165
30839
520
345860
34251
33784
33037
3237
31661
540
350640
34754
34325
33646
33047
32417
550
353020
35004
34592
33943
33373
32777
560
355410
35254
34858
34236
33692
33126
580
360160
35749
35382
34809
34312
33798
600
364900
3624
35898
35369
34912
34442
附表5 气体理想气体状态定压热容
适范围：250 K~1200 K带*物质高适温度500 K
气体
分子式
水蒸气
H2O
179
0107
0586
020
乙炔
C2H2
103
291
192
054
空气
105
0365
085
039
氨
NH3
160
14
10
07
氩
Ar
052
0
0
0
正丁烷
C4H10
0163
570
1906
0049
二氧化碳
CO2
045
167
127
039
氧化碳
CO
110
046
19
0454
乙烷
C2H6
018
592
231
029
乙醇
C2H5OH
02
465
182
003
乙烯
C2H4
136
558
30
063
氦
He
5193
0
0
0
氢
H2
1346
46
685
379
甲烷
CH4
12
325
075
071
甲醇
CH3OH
066
221
081
089
氮
N2
111
048
096
042
正辛烷
C8H18
0053
675
367
0775
氧
O2
088
00001
054
033
丙烷
C3H8
0096
695
36
073
R22*
CHClF2
02
187
135
035
R134a*
CF3CH2F
0165
281
223
111
二氧化硫
SO2
037
105
077
021
附表6 理想气体均定压热容 kJ(kg·K)
气体
温度℃
O2
N2
CO
CO2
H2O
SO2
空气
0
100
200
300
400
500
600
700
800
900
1 000
1 100
1200
1 300
1 400
1 500
1 600
1 700
1 800
1 900
2 000
2 100
2 200
2 300
2 400
2 500
2 600
2 700
0915
0923
0935
0950
0965
0979
0993
1005
1016
1026
1035
1043
1051
1058
1065
1071
1077
1083
1089
1094
1099
1104
1109
1114
1118
1123
1127
1131
1039
1040
1043
1049
1057
1066
1076
1087
1097
1108
1118
1127
1136
1145
1153
1160
1167
1174
1180
1186
1191
1197
1201
1206
1210
1214
—
—
1040
1042
1046
1054
1063
1075
1086
1093
1109
1120
1130
1140
1149
1158
1166
1173
1180
1187
1192
1198
1203
1208
1213
1218
1222
1226
—
—
0815
0866
0910
0949
0983
1013
1040
1064
1085
1104
1122
1138
1153
1166
1178
1189
1200
1209
1218
1226
1233
1241
1247
1253
1259
1264
—
—
1859
1873
1894
1919
1948
1978
2009
2042
2075
2110
2144
2177
2211
2243
2274
2305
2335
2363
2391
2417
2442
2466
2489
2512
2533
2554
2574
2594
0607
0636
0662
0687
0708
0724
0737
0754
0762
0775
0783
0791
0795
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
1004
1006
1012
1019
1028
1039
1050
1061
1071
1081
1091
1100
1108
1117
1124
1131
1138
1144
1150
1156
1161
1166
1171
1176
1180
1184
—
—
列式换热器结构型式零部件名称：见附表7附图１～４
附表7 列式换热器零部件名称
序号
名称
序号
名称
序号
名称
1
盖
21
吊耳
41
封头箱（部件）
2
盖箱（部件）
22
放气口
42
分程隔板
3
接法兰
23
凸形封头
43
悬挂支座（部件）
4
箱法兰
24
浮头法兰
44
膨胀圈（部件）
5
固定板
25
浮头垫片
45
中间挡板
6
壳体法兰
26
折边球面封头
46
U形换热
7
防板
27
浮头板
47
导流筒
8
仪表接口
28
浮头盖（部件）
48
隔板
9
补强圈
29
外头盖（部件）
49
填料
10
圆筒
30
排液口
50
填料函
11
折流板
31
钩圈
51
填料压盖
12
旁路挡板
32
接
52
浮动板裙
13
拉杆
33
活动鞍座（部件）
53
剖分剪切环
14
定距
34
换热
54
活套法兰
15
支持板
35
挡
55
偏心锥壳
16
双头螺柱螺栓
36
束（部件）
56
堰板
17
螺母
37
固定鞍座（部件）
57
液面计接口
18
外头盖垫板
38
滑道
58
套环
19
外头盖侧法兰
39
箱垫片
20
外头盖法兰
40
箱短节
化工原理课程设计务书
班级________ 学号_____ __ 姓名_ _ ______
设计题目：年产＿＿＿＿＿吨合成氨厂变换工段列式热交换器工艺设计
基础数
１半水煤气组成（体积）
H2 ＿＿＿＿＿ CH4 ＿＿＿＿＿
CO ＿＿＿＿＿ H2S ＿＿＿＿＿
CO2 ＿＿＿＿＿ O2 ＿＿＿＿＿
N2 ＿＿＿＿＿
２水蒸汽饱半水煤气时体积＿＿＿饱水蒸汽湿低变转化气压力＿＿＿kgfcm2（绝）温度＿＿＿℃求热交换器温度达＿＿＿℃进中变炉
３变炉变换率＿＿％变炉出口变换气温度＿＿＿℃压力＿＿＿kgfcm2（绝）
４年估计修中修两月年工作日300天计
５生产吨氨需耗半水煤气量＿＿＿＿Nm3
６求热交换器壳程压力降均＿＿＿＿mmH2O
二设计范围
１列热交换器传热面积
２列热交换器结构工艺尺寸
３绘制列热交换器结构图
第二章 板式塔
1概述
塔设备实现精馏吸收解吸萃取等化工单元操作设备气（汽）液液液两相间进行紧密接触达相际传质传热目塔设备化工程中时实现气体冷尘增湿减湿等
常塔设备分两类：板式塔填料塔外种部装机械运动构件搭例脉动塔转盘塔等萃取操作
板式塔塔盘结构填料塔填料细分种塔型
种塔型首先气（汽）液两相充分接触获较高传质效率外希综合满足列求：
（1）生产力较气（汽）液流速致发生量雾沫夹带液泛等破坏正常操作现象
（2）操作稳定操作弹性塔设备气（汽）液负荷量较波动时较高传质效率进行稳定操作．
（3）流体流动阻力流体通塔设备压力降节省动力消耗降低操作费减压蒸馏较压力降系统法维持必真空度
（4）结构简单材料耗量制造安装容易
（5）耐腐蚀易堵塞方便操作调节检修
事实种塔型难全面满足述求某方面具独特处高效率生产力稳定操作低压降追求推动着塔设备新结构型式断出现发展．
筛板塔板式塔中较早出现塔型综合具结构简单制造维修方便生产力（浮阀塔）塔板效率较高（浮阀塔稍低）压降等优点足处操作弹性较筛孔容易堵塞度受限制十年量工业规模研究逐步掌握筛板塔性形成较完善设计方法开发孔径筛板（孔径达20~25mm）导筛板等型式筛板塔足补救合理设计保证较高操作弹性（仅稍低泡罩塔）现筛板塔已成生产广泛采塔型
二元物系精馏筛板塔工艺设计包括精馏系统工艺流程确定物料衡算塔板数计算塔板结构工艺设计热量衡算附属设备选型计算等项
2精馏系统工艺流程确定
根原料液状况工艺求决定进料热状况塔底釜液加热方式塔顶蒸汽冷凝方式余热利方案换热器类型等确定系统工艺流程
确定方案编写说明书时应必证
3物料衡算
根工艺条件进行物料衡算确定塔顶馏出液量D塔底残液量W分kghkmolhm3hm3s等单位表达便续计算中采
4塔板数计算
41理塔板数N确定
采逐板计算法直角梯级图解法确定理塔板数逐板计算法较准确手算较麻烦提倡采计算机辅助设计图解法较简便作图误差较尤需塔板较场合
采图解法求解理塔板数图解时应y～x图绘制足够减误差操作线衡线部分线段直角梯级密集采局部放方法绘图部分进行图解避免整体图
采种方法注意处理物料系统否理想溶液非理想溶液汽液衡关系理想溶液较差寻求回流计算少理板数具体方法
适宜回流R选定理塔板数N设计关键般步骤进行：
（1）y～x坐标图绘出汽液衡曲线图解求出回流Rmin
（2）计算少理塔板数Nmin：理想溶液芬斯克（Fenske）公式计算非理想溶液y～x坐标图角线作全回流操作线图解求Nmin
（3）选取5～8回流R吉利兰（Gilliland）关联图分求应理塔板数N然直角坐标标绘N～R关系曲线图l阴影区域R值视佳回流范围范围选取R值作实际回流
二元物系精馏处理方法基恒摩尔流等简化假设编写说明书时应关假设设计二元物系带误差作出必说明证
实际回流R确定算精馏段提馏段升蒸气量VVˊ回流液体量LLˊ分kghkmolhm3hm3s等单位表达便续计算中
42总板效率估计
总板效率受物系性质塔板结构操作条件等影响般述三种方法确定：
（1）参考工厂类塔型相相物系精馏操作总板效率数
（2）实验进行相关研究获取验数
（3）采简化验计算法例奥康尔（O’Connell）蒸馏塔效率关联图
43计算实际塔板数Ne
5塔板结构工艺设计
精馏塔精馏段提馏段升蒸汽量VV＇流液体量LL′进料热状况定相精馏段提馏段气液相负荷定相外块塔板汽液浓度板序变化泡露点汽液物性数样作塔板结构设计时确定块板条件作设计般塔顶第块板设计基准必时取精馏段提馏段块板作设计基准分进行设计计算样获精馏段提馏段塔径结构参数设计结果制造方便通常采塔径仅流速变化较高合金钢制造场合必采塔径
块筛孔塔板完整工艺设计必须确定结构参数：
（1）塔板直径D
（2）板间距HT
（3）溢流堰型式长度lw高度hw
（4）降液型式降液底部塔板间距离ho
（5）液体进出口安定区宽度Ws边缘区宽度We
（6）筛孔直径do孔间距to
筛板搭种性述结构参数决定参数完全独立通液泛液沫夹带漏液板压降等流动现象相互关联设计时选定结构参数进行种水力学校核作必调整获取较方案
塔板设计步骤进行：
51初选塔板间距HT
板间距塔液沫夹带量液泛气速重影响定气液负荷塔径条仵适增加板间距减少液沫夹带量易发生液泛提高操作负荷限塔板间距塔高直接相关值宜
实际板间距选择常常取决安装检修方便保证足够空间高度开孔处板间距应600mm
表1 出筛板塔塔径推荐板间距供参考
表1 筛板塔塔板间距
塔径Dmm
800 ~ 1200
1400 ~ 2400
2600 ~ 6600
板间距HT
mm
300350400
450500
400 450500550600650700
450500550600650700750800
52塔径D计算
塔径塔高塔设备工艺设计基参数通常确定塔板数时误差没确定塔径时误差塔旦建立起果塔板数适尚调节操作获部份补偿塔径改变确定塔径留余
（1）塔径初算
利筛板搭泛点关联图气体负荷参数计算液泛气速uF
根uF初定操作空塔气速u＇
u′计算塔径D
参考表1检查DHT否相适应果二者相适应应调整HT重新计算D
调整计算塔径D规定圆整系列值然圆整塔径D计算实际操作气速u
规范塔径公称直径4004505006007008009001000120014001600…… 等
（2）塔径核算——检查液沫夹带量
利液沫夹带分率关联图液气流动参数FLG液泛分率估计出液沫夹带分率般宜超010高015果需加塔径调实际操作空塔气速者加板间距然重新估计液沫夹带分率
济加板间距（增加塔高）增加塔径利
53塔板溢流型式确定
溢流型塔板液体流动须克服板气液接触元件引起阻力形成液面落差气体较塔板低液位处通影响气流均匀分布降低塔板效率
筛板塔形成液面落差较素影响液流塔板否均匀分布重特液流量较塔径较时需注意正确设计液体流型
表2综合考虑塔径液体负荷关系决定塔板液体流型
表2 板溢流型式塔径液体负荷关系
塔径mm
液体流量m3h
U形流型
单流型
双流型
阶梯流型
600
1000
1200
1400
1500
2000
2400
3000
4000
5000
<5
<7
<9
<9
<10
<11
5~25
<45
9~70
<70
11~80
11~110
11~110
<110
<110
<110
11~160
110~180
110~200
110~230
110~250
200~300
230~350
250~400
54塔板布置
首先确定降液型式常降液型式弓形降液塔径较时采圆形降液
单流型弓形降液塔板图2示结构参数参考筛板塔塔板结构参数尺寸数推荐范围逐次确定
（1）筛孔孔径do
孔径直接影响塔板操作性开孔率空塔气速液流量相条件增孔径减板压降易阻塞漏液量增操件弹性降低般液相负荷低塔中筛孔孔径采do4～6mm塔径时采do＝8～12mm特殊求时采do＝22～3mm孔
（2）筛孔中心距to开孔率
气液接触良限度利塔板面积筛孔般采正三角形排列时孔径do孔中心距to开孔率间关系：
孔中心距to般推荐值 合适时气流互相干扰容易出现液面晃动倾流鼓泡均匀
开孔率影响筛板性重素直接关系筛孔动数相空塔气速开孔率动数动数塔板气液接触呈鼓泡状态漏液量塔板效率低动数高气液接触呈部分喷射状态液沫夹带量增加降低塔板效率泡沫工况操作时求工作区截面积计算开孔率5~10喷雾工况操作时开孔率提高12
（3）筛板厚度tp
塔板结构强度刚度许条件应选较薄板材制作筛板仅降低干板压降改善气液接触状态筛孔压加工制造筛板厚度：碳钢tp≤do锈钢tp≤否加工困难筛板厚度选取范围tp（04~08）do
（4）溢流堰长lw
溢流堰具保持塔板定液层高度促液流均匀分布作常溢流堰长1w(068~076)D
溢流堰长堰溢流强度低塔板构件安装误差液体越堰时分布匀堰长够堰液流强度高堰液头影响塔板操作稳定性利液流中气液分离
堰液流强度Li式计算：
式中 ——液体体积流量m3h
堰液流强度Li<60m3mh相应堰液头约44mm液流强度宜超100~130m3mh
（5）堰板高度hw
般筛板塔板应筛板清液层高度hL50~100mm堰板高度hw(50~100)how式中how堰液头（mm）
堰液头how直堰佛兰西斯（Francis）公式计算
般堰板高度hw25~75mm
真空度较高求压力降情况hL≤25mm决定堰板高时hw仅6~15mm通常情况应取太低免影响气液接触时间增加液沫夹带量——筛板持液量低飞溅引起液沫夹带量会反常增高
（6）降液塔板板面间距ta
确定降液塔板板面距ta时应液体通截面流速Wb<04ms保证液流通截面压力降13~25mm液柱ta式计算：
式中 VL——液体体积流量m3s
Wb般取01~04ms易起泡物系取低值ta般应20~25mmhw低6~12mm保证液封
（7）安定区宽度Ws边缘区宽度Wc
塔板入口安定区防止气体短路进入降液防止降液流出液流击漏液出口安定区液体进入降液前定时间脱中含气体般入出口安定区宽度等值设计取50~100mm
边缘区留出定宽度Wc固定塔板值应塔径相应般取25~50mm
55塔板部分面积应气速计算
塔板面积分部分：
（1）降液截面积Ad
关系先计算降液宽度Wd
计算溢流堰lw应圆心角（角度）
降液截面积Ad式计算
（2）塔板工作面积Aa 指板开孔区域面积关系计算
式中
（3）塔效截面积An 指塔板供气体通面积称净截面积值塔截面积A扣降液截面积AnAAd
（4）筛孔总面积Ao
开孔率定义
Ao Aa
气体流量VG（m3s）分塔截面积A塔板工作面积Aa塔效截面积An筛孔总面积Ao计算空塔速度u表观气速ua效截面气速un筛孔气速uo
6塔板流体力学校核
前述设计筛板必须进行流体力学校核核算容板溢流强度板压降液面落差漏液情况液体降液停留时间等判断设计工作点否筛板正常操作范围适必须原设计结构参数进行修正绘出设计塔板负荷性图全面解塔板操作性决定设计否认
61板溢流强度检查
直堰板设计采佛兰西斯（Francis）公式计算堰液头高度howhow宜45mm左右限宜超60mm须改双流型流型保持液流均匀规定直堰水偏差超3mm时how限6mm改齿形堰塔径增加求堰水偏差超3mm困难规定how限13mm改齿形堰
62气体通塔板压力降计算
气体通塔板压力降塔板重流体力学特性仅影响塔板操作决定塔高压力分布全塔压力降保证塔板效率前提希板压降低减少操作费
气体板压降通常采加性模型计算先分计算干板压降ho气体通泡沫层压力降hL均清液液柱高表示气体通塔板压降ho+hL
果算出板压降超允许值增开孔率降低堰板高度hW减干板压降ho板清液层高hL
63液面落差校核
筛板塔板面液体流动阻力液面落差通常忽略计塔径液体流量时选取相应公式进行核算
64漏液点气速校核
漏液点气速高低筛板塔操作弹性影响保证设计筛板具足够操作弹性通常求设计筛孔气速uo漏液点筛孔气速uo′（称筛扳稳定系数k表示）15~20
校核时先计算漏液点干板压降计算漏液点筛孔气速计算稳定系数kk值修正筛板结构参数改动塔板面积分配甚减塔径求合理塔板结构尺寸
65降液液面高度Hd液体仃留时间校核
板式塔液泛般两原造成：气速高塔板压降增降液液层增高二液体流量增加通降液流动阻力增会降液液层增高降液液面高溢流堰顶时液泛
液体降液流必须克服三项阻力：
（1）液体通降液压头损失hd
（2）气体通塔板压力降
（3）塔板液层压头（）
三项液体通降液需液位高度降液清液层高度Hd
实际降液充气液体降液实际液层（发泡）高度
式中 ——相泡沫密度
计算出防止液泛条件应
<(HT+hw)
果应考虑否需加板间距HT者调整塔板结构参数例加降液塔板板面距离ta加溢堰长lw等降低液流阻力解决
Hd保证液体降液足够仃留时间释放夹带气泡通常规定清液计仃留时间3~5秒
7塔板负荷性图
71负荷性图绘制
关五条气液流量极限关系曲线原作出：
（1）液流量限线
堰液头how 限值6mm（采13mm）计算应液体流量VL（VL）min标绘液流量限线
（2）液流量限线
液体降液停留时间限值3~5秒计算应液体流量VL（VL）max标绘液流量限线
（3）漏液线
设定5~6液体流量VL（略（VL）min～（VL）max范围
较均匀选取）次计算应堰液头how漏液点干板压降漏液点筛孔气速气体流量限（VG）minAo
标绘VL～（VG）min曲线漏液线
（4）液泛线
先计算降液允许液面高度Hd然设定5~6液体流量VL（条）次计算应堰液头how液体流降液时压头损失hd气体通泡沫层压力降hL允许板压降干板压降ho筛孔气速uo气体流量限(VG)maxuo Ao
标绘VL～（VG）max曲线液泛线
（5）量液沫夹带线
先规定液沫夹带量限值eG（通常取01kg液沫kg干气体）然设定5~6液体流量VL（条）次计算应堰液头how效截面气速uｎ气体流量限（VG）maxuｎAn
标绘VL～（VG）max曲线量液沫夹带线
绘制塔板负荷性图计算程求五条曲线分组数作典型计算说明书中表述清楚组数计算结果整理列表表示
72塔板结构设计评述
塔板负荷性图绘制图标绘操作线标明操作点计算极限负荷根塔板负荷性图图形操作线操作点图中相位置设计塔操作弹性操作性坏作出评述决定设计否认
8塔总体结构
塔总体结构图3示包括：
（1）塔体裙座结构
（2）塔盘结构 包括塔盘板受液盘溢流堰降液支承件紧固件密封件等
塔盘装配特点分整块式分块式两种类型般塔径300~900mm时采整块式塔盘塔径900mm时已塔进行装拆采分块式塔盘
（3）沫装置 常沫装置折板沫器丝网沫器旋流板沫器分离求严格时填料层沫器
（4）设备口 包括安装检修塔盘（手）孔气体液体物料进出接安装化工仪表短接等
（5）塔附件 包括支承保温材料保温圈吊装塔盘吊柱扶梯台等
外精馏塔设分离式加热釜——沸器稳定工作必须塔底贮液高度维持恒定须塔底设置垂直隔板（图3中未画出）种隔板部分循环式直流式衡式等种
81塔高计算
塔板数板间距需计算塔顶部底部空间支座高度确定塔高设计（手）孔进料调部分板间距时计算塔高相应考虑
（1）塔顶部空间高度
塔顶部空间高度指塔顶第块板塔顶封头切线处距离减少塔顶出口气体夹带液沫量顶部空间般取12~15m更液沫塔顶设沫器金属沫网网底塔板距离般板间距
（2）塔底部空间高度
塔底部空间高度指塔底末块塔板塔底封头切线处距离进料系统15分钟缓容量时釜液仃留时间取3~5分钟否须取15分钟釜液流量塔仃留时间般取3~5分钟易结焦物料仃留时间应缩短般取1~15分钟釜液流量求出底部贮液空间塔径求出底部贮液高度加板间距塔底部空间高度
（3）加料板空间高度
加料板空间高度取决加料板结构型式进料状态果液相进料高度板间距相稍果气相进料取决进口形式
（4）支座高度
塔体常裙座支撑裙座形式分圆柱形（图４）圆锥形两种
裙座高度指塔底封头切线基础环间高度圆柱形裙座例知裙座高度塔底封头切线出料中心线高度U出料中心线基础环高度V两部分组成
Ｕ尺寸釜液出口尺寸决定V测应工艺条件确定例考虑出料相连接沸器高度出料泵需位头等
裙座孔通常长圆形尺寸510×（1000~1800）mm方便进出
82接
（1）回流液体进料
回流液体进料设计应满足求：液体直接加塔盘鼓泡区量均匀分布接安装高度妨碍塔盘液体流动液体含气体时应设法分离允许流速般超15~18ms
接结构形式常直弯T形物料清洁腐蚀轻微时拆结构进料直接焊塔壁否应带套进料图５直进料尺寸见表3进料距塔板高度P长L工艺决定
表3 进料尺寸（mm）
dg1×s1
外dg2×s2
a
ｂ
c
H1
H2
25×3
45×35
10
20
10
5
120
150
32×35
57×35
10
25
10
5
120
150
38×35
57×35
10
32
15
5
120
150
45×35
76×4
10
40
15
5
120
150
57×35
76×4
15
50
20
5
120
150
76×4
108×4
15
70
30
5
120
150
89×4
108×4
15
80
35
5
120
150
108×4
133×4
15
100
45
5
120
200
133×4
159×45
15
125
55
5
120
200
159×45
219×6
25
150
70
5
120
200
219×6
279×8
25
210
95
8
120
200
（2）釜液出口
塔支座直径800mm时塔底釜液出料般采图6（a）示结构先焊弯段封头焊支座封头焊法兰短接弯
支座直径800mm时出料采图6（b）示结构出料焊三块支承扁钢便出料活嵌引出通道里便安装出料外尺寸m应支座径引出通道直径应出料法兰外径
（3）气体进口
气体分布求高时图7（a）示结构进气塔径较进气求均匀时图7（b）示结构进气开三排出气孔径孔直径数量工艺条件决定采直接蒸汽加热釜液时蒸汽进入安装液面孔设进入方侧方孔径通常5~10mm孔中心距5~10倍孔径全部吹气孔总截面积约鼓泡截面积12515倍
（4）气体出口
气体出口安置塔壁安置塔顶封头通常考虑沫问题设置简单沫挡板设置效率较高结构较复杂沫装置
83孔手孔
孔手孔安设安装捡修设备部装置
塔径800mm时开设孔般隔10~20层塔板5~10m塔段设置孔板间距塔塔板数考虑板间距塔高度考虑气液进出口等需常维修清理部位应增设孔外塔顶塔釜应设置孔
孔形状圆形椭圆形两种圆形孔直径般400~600mm椭圆形孔尺寸400×300mm
塔体宜采垂直吊盖入孔采回转盖孔图8种回转盖快开孔结构图
设置孔处塔板间距少应孔尺寸150mm600mm
塔径800mm时塔顶设置法兰（塔径450mm塔采分段法兰连接）塔体开设孔必处开设手孔手孔直径般150~250mm结构图9
9精馏塔附属设备选型计算
精馏塔附属设备指原料液加热器釜液沸器馏出蒸气冷凝器等应根精馏流程先作热量衡算分计算原料液预热釜液加热塔顶蒸汽冷凝热负荷时确定种加热剂冷剂计算量然作设备选型计算
附录
１ 乙醇～水溶液密度（kgm3）
质量
温度℃
10
20
30
40
50
60
70
801
1621
2461
3330
4243
5209
6239
7348
8566
10000
990
980
970
950
940
910
890
870
840
800
980
970
960
950
930
910
880
860
830
790
980
960
950
930
910
880
860
830
810
780
970
960
940
920
900
870
860
830
800
770
970
950
930
910
890
870
840
820
790
760
960
940
930
900
880
860
830
810
780
750
960
920
910
890
870
850
820
800
770
750
2乙醇～水蒸汽沸腾条件密度（kgm3） P1013×105 Nm2
质量
ρ
质量
ρ
质量
ρ
0
5
10
15
20
25
30
0589
0620
0643
0667
0694
0722
0750
35
40
45
50
55
60
65
0785
0817
0854
0887
0933
0976
1020
70
75
80
85
90
95
100
1085
1145
1224
1309
1398
1498
1592
3乙醇～水溶液汽液衡数（常压）
液体组成
蒸汽组成
液体组成
蒸汽组成
质量
分子
质量
分子
质量
分子
质量
分子
001
003
004
005
006
007
008
009
010
015
020
030
040
050
060
070
080
090
100
200
300
400
700
1000
1300
1600
0004
00117
00157
00196
00235
00274
00313
00352
004
0055
008
012
016
019
023
027
031
035
039
079
119
161
286
416
551
686
013
039
052
065
078
091
104
117
13
195
260
380
490
610
710
810
900
990
1075
1970
272
333
446
522
574
611
0053
0153
0204
0255
0307
0358
0410
0461
051
077
103
157
198
248
290
333
3725
412
451
876
1275
1634
2396
2992
3451
3806
2000
2400
2900
3400
3900
4500
5200
5700
6300
6700
7100
7500
7800
8100
8400
8600
8800
8900
9000
9100
9200
9300
9400
9500
9557
892
1100
1377
1677
2000
2425
2980
3416
4000
4227
4892
5400
5811
6252
6727
7063
7415
7599
7788
7982
8182
8387
8597
8815
8941
650
680
708
729
743
759
775
787
803
813
824
838
849
863
877
889
901
907
913
920
927
934
942
9505
9557
4209
4541
4868
5127
5309
5522
5741
5910
6144
6299
6470
6692
6876
7110
7361
7582
7800
7926
8042
8183
8325
8491
8640
8825
8941
4苯甲苯密度表面张力汽化潜热
温度℃
80
90
100
110
120
苯
密度kgm3
表面张力dyncm
汽化潜热kJkg
820
213
398
810
200
389
790
187
384
780
176
373
770
164
365
甲苯
密度kgm3
表面张力dyncm
汽化潜热kJkg
815
217
385
805
206
379
790
196
373
785
185
366
770
174
358
5总传热系数（列换热器）致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
[千卡米2·时·度]
苯甲苯等机物
水
370～730
水蒸汽
苯甲苯等机物
490～1000
水蒸汽
苯
555
水蒸汽
机质液
490～980
苯蒸汽
水
600～1000
6乙醇～水混合物热焓kJkg(kcalkg)
质量
密度ρ（15℃）kgm3
沸腾温度t℃
沸液焓il
汽化热r
蒸气焓iw
kJkg
kcakg
kJkg
kcalkg
kJkg
kcalkg
0
080
16
24
562
113
196
2499
2986
3162
3339
3518
3699
3882
4066
5021
6038
7591
8576
9108
9389
9884
100
1000
9985
997
996
990
982
972
968
958
955
952
949
946
942
938
918
895
859
834
820
812
804
794
100
99
989
973
944
907
872
861
846
843
841
838
835
833
83
819
809
797
791
785
783
7825
7825
41868
42496
42957
43417
44882
43878
42035
41449
40486
40235
39984
39732
39398
39105
36886
36090
34164
32155
26921
24995
24367
23823
23404
100
1015
1026
1037
1072
1048
1004
990
967
961
955
949
941
934
924
862
816
768
643
597
582
569
559
225836
223575
222319
221314
216918
209089
197701
193095
183675
181247
178818
176390
173878
171366
168854
155749
141807
120538
107015
99730
95878
91817
87504
5394
534
531
5286
5181
4994
4722
4612
4387
4329
4271
4213
4153
4093
4033
372
3387
2879
2556
2382
229
2193
209
267704
260029
265276
264773
261801
252966
239736
234545
224161
221482
218802
216123
213276
210470
207540
191839
175971
152693
133978
124725
120245
115681
110908
6394
6354
6336
6324
6253
6042
5726
5602
5354
529
5226
5162
5094
5027
4957
4582
4203
3647
320
2979
2872
2763
2649
化工原理课程设计务书
班级________ 学号_____ __ 姓名_ _ ______
设计题目：乙醇水溶液筛板精馏塔工艺设计
．基础数
1．原料液量＿＿＿＿＿＿＿＿ [kgh]
2．原料液组成 乙醇＿＿＿＿％水＿＿＿＿％
3．原料液温度 ＿＿＿＿＿℃
4．馏出液组成 乙醇含量＿＿＿＿＿％
釜液组成 乙醇含量＿＿＿＿＿％
（浓度均指质量分率）
5．操作压力 常压
二．设计范围
1．精馏系统工艺流程设计绘流程图张
2．筛板精馏塔工艺计算
3 筛板精馏塔塔板结构工艺设计绘制塔板负荷性图塔板结构图整体设备结构图
4．附属设备选型计算
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