吨每乙酸乙酯乙酸丁酯精馏塔装置设计

1、首届山东省 “隆腾双利杯 ”大学生化工过程实验技能竞赛7200吨/ 年乙酸乙酯乙酸丁酯精馏装置设计设计人：单位：指导教师 :完成时间 :2010-12-8目录课程设计任务书 . 摘要 第一章文献综述 . 第二章设计方案的确定 . 2.1 操作条件的确定 2.2 确定设计方案的原则 第三章塔体计算 . 3.1 设计方案的确定 3.2 精馏塔的物料衡算 3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.2.2 物料衡算 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 3.3.1 热量计算 3.3.2 热能利用 3.4 塔板数的确定 3.4.1 理论塔板层数的确定 3.4.2 全塔效率的估算 3.4.3 实际塔

2、板数 第四章精馏塔主体尺寸的计算 4.1 精馏塔的体积流量的计算 4.1.1 精馏段体积流量 4.1.2 提馏段体积流量 4.2 塔径的计算 4.3 塔高的计算 第五章塔板结构尺寸的确定 . 5.1 塔板结构 5.2 塔板尺寸 5.2.1 塔板基本尺寸 5.2.2 筛孔数目 5.3. 弓形降液管 5.3.1 堰高 5.3.2 降液管底隙高度 5.4 筛孔排列 第六章流体力学验算及塔板负荷性能图 6.1. 气体通过精馏段的压力降 （单板压降 ） 6.1.1 干板阻力 6.1.2 液层压力降 6.1.3 由表面张力引起的阻力 6.2. 精馏段漏液验算 6.3. 精馏段液泛验算 6.4. 精馏段雾沫

3、夹带验算 6.5. 气体通过提馏段的压力降 （单板压降 ） 6.5.1 干板阻力 6.5.2 液层压力降 6.5.3 由表面张力引起的阻力 6.6. 提馏段漏液验算 6.7. 提馏段液泛验算 6.8. 提馏段雾沫夹带验算 6.9. 精馏段操作性能负荷图 6.9.1 雾沫夹带上限线 6.9.2 液泛线 6.9.3 液体负荷上限线 6.9.4 漏液线 6.9.5 液相负荷下限线 6.10 提馏段操作性能负荷图 6.10.1 雾沫夹带上限线 6.10.2 液泛线 6.10.3 液体负荷上限线 6.10.4 漏液线 6.10.5 液相负荷下限线 第七章塔附件设计 . 7.1 泵的计算及选型 7.2.

4、换热器 7.2.1 设计任务及确定设计方案 7.2.1 换热器计算 7.2.1 换热器核算 附：填料塔的填料层高度的计算 设计小结 附录 参考文献 课程设计任务书一、课题名称 乙酸乙酯乙酸丁酯分离过程板式精馏塔（筛板塔）设计。二、课题条件（原始数据） 原料：乙酸乙酯乙酸丁酯 年处理量： 7200t原料组成（乙酸乙酯的质量分率） ：0.30 操作压力：常压进料温度：60 C 回流比： 6.8 单板压降：自选 进料状态：冷夜进料 塔顶产品浓度：塔顶的乙酸乙酯含量不小于 95%（质量分数 ） 塔底的产品浓度：苯含量不大于 3%（质量分数 ） 塔顶：采用全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板生

5、产时间：300天/年，每天24h运行设备形式：筛板塔三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、绘图等）1 设计方案的选定2 精馏塔的物料衡算3 塔板数的确定4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、 密度、粘度、比热 等）5精馏塔塔体工艺尺寸的计算6 塔板主要工艺尺寸的计算7 塔板的流体力学验算8 塔板负荷性能图9 换热器设计11制生产工艺流程图（带控制点）摘要精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到 广泛的应用。本设计的题目是乙酸乙酯一乙酸丁酯二元物系筛板式精馏塔的设计。在确定的 工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算

6、，塔辅助设备设计计算，精 馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；乙酸乙酯一乙酸丁酯；工艺计算；流程图第一章文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触 部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷 射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填 料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下 者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是： （1）生产能力大；（2）传热、传

7、质效率高； （3）气流的 摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （5）结构简单，材料耗用量少； （6） 制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。乙酸乙酯又称醋酸乙酯。是一种用途广泛的精细化工产品，具有优异的溶解性、快干 性，用途广泛，是一种非常重要的有机化工原料和极好的工业溶剂，被广泛用于醋酸纤维、 乙基纤维、氯化橡胶、合成橡胶、涂料及油漆等的生产过程中。其主要用途有：作为工业溶 剂，用于涂料、粘合剂、乙基纤维素、人造纤维等产品中；作为粘合剂，用于印刷油墨、人 造珍珠的生产；还可以作为提取剂，香料原料等。工业上一般由醋酸和正丁醇在有催化剂的情况下酯化而得，其中

8、硫酸催化工艺成 熟，但副反应较多，研究和改进乙酸乙酯与乙酸丁酯的精馏设备是有现实意义的，也 是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得 到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意 的事项是非常必要的。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板 上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价 低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀 塔。其缺点是稳定操作范围窄

9、，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒 子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径 筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例 如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面 结合课程设计的需要，对某些问题作如下阐述。2.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的 性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如

10、，采用减压操作有利于分离相 对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的 设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时， 一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的 处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量， 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。在本设计采用常压作为操 作压力。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料 状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入

11、塔中，这主要是由于此时塔的操 作比较容易控制，不致受季节气温的影响。但在本设计中采用的是冷夜进料。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达 到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必 须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时 传热量也可进行调整。因

12、此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计 算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的 仪表（ 如温度计、压强计，流量计等 ）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程 是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利 用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口 温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费 和设备费都有影响。本设计中将考虑到能量的合理利

13、用。2.2.3 保证安全生产塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因 而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作 较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章塔体计算3.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，冷液进料。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用饱和蒸汽间接加热， 塔底产品冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先

14、把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：同理可求得：xD 0.96161,心 0.03918原料液的平均摩尔质量：Mf XfM乙酸乙酯(1 Xf )M乙酸丁酯 0.36103 88.11(1 0.36103) 116.16106.03311kg/kmol同理可求得：Md 89.18684kg / kmol, MW 115.06100kg / kmol由图1可查得原料液、塔顶和塔底混合物的沸点。将上述计算结果汇总于表1。表1原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液30950.03Xf (摩尔分数)0.361030.961610.03918摩尔质量(kg / kmo

15、l)106.0331189.18684115.06100沸点温度C)99.2578.21121.75t-x-y 图05 1 15 2 25 3 35 4 45 5 55 6 65 7 75 8 85 9 95x(y)图13.2.2物料衡算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为:由全塔的物料衡算方程可写出：解得：3.3全凝器冷凝介质的消耗量3.3.1热量计算塔顶全凝气的热负荷：4r1 0.96161 32.231 0.96161 36.79 1000 3.24 10 kJ/kmol45Q1 Vr 25.66691 3.24 108.31738 10 kJ / h取水为冷凝介质，其进出

16、冷凝器的温度分别为20r和30C则平均温度下的比热Cpc 4.1785kJ/kgoC，于是冷凝水用量可求：塔顶冷却器热负荷：在 cp1 189.84290kJ /kmol k 下，查的产品的比热容 cp1 189.84290kJ / kmol k冷却水用量W2q2Cpc(t2右)23869.894.1785 (30 20)571.25500 kg/ h塔底再沸器热负荷:在表压为0.4MPa的条件下查的饱和水蒸气的汽化潜热为r3 2107.40000kJ / kg饱和水蒸气用量：塔底冷却器热负荷：40121 75在tm ；C下查的塔底产品的比热容Cpf 203.67096kJ/kmol k冷却水

17、用量：3.3.2热能利用以塔釜产品对预热原料液，则将原料由20r到60r所需的热量为Qf。其中tfm 笃色 40r,查得，此时原料液的比热容：原料所需热量：由于Q4 Qf，所以理论上可用塔釜产品对原料液加热。同理，塔顶饱和蒸汽也可以将原料液预热至所需温度。3.4塔板数的确定3.4.1理论塔板层数的确定平均温度 99.25 6079.62500oC，2在 79.625 时，cp乙酸乙酯=126.1kJ / (kmol k),Cp乙酸丁酯=247.5kJ / (kmol k)，原料液平均比热容 Cp=126.1 0.36103+247.5 (1 0.36103)203.67096kJ / (kmo

18、l k),原料液的汽化热rm 0.36103 32.23 103 (1 0.36103) 36.79 103 35143.7032 kJ / kmol，进而可求的q线方程与精馏段操作线方程的交点坐标d (0.37805,0.45286)由此可在x y图上画出提馏段操作线方程，综上，可绘制图2图2由图2得理论塔板数为：5块(精馏段2块，提馏段2块，加料板1块)3.4.2全塔效率的估算用奥康奈尔法(Oconenell)对全塔效率进行估算：X由相平衡方程式y可得：1(1)x根据乙酸乙酯乙酸丁酯体系的相平衡数据可以查得:y Xd 0.96161 xi 0.8440（塔顶第一块板）y 0.72103 X

19、f 0.36103 （加料板）y 0.14888 Xw 0.03918 （塔釜）因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：全塔的平均温度：在温度99.98oC下查得 乙酸乙酯 0.208mPa s,乙酸丁酯 0.315mPa s因为LXi Li所以,LD0.96161 0.208(1 0.96161) 0.3150.21211mPa s同理可得 lw 0.31081mPa s全塔液体的平均粘度：全塔效率Et 0.49（0.245L)0.4910 245(4.49550 0.26146).47.198%3.4.3实际塔板数由图二得，精馏段的理论塔板数为右上：2块，实际塔板数为：Np精馏段Nt精馏段/

20、Et 1 2/0.47198 1 6块同上，有图可知提馏段的理论塔板数为：2块，则实际塔板数为：Np提馏段 Nt提馏段/ Et 1 2/0.47198 1 6块加料板：1块实际塔板数为：13块第四章精馏塔主体尺寸的计算4.1精馏塔的体积流量的计算4.1.1精馏段体积流量整理精馏段的已知数据列于表 2,由表中数据可知:液相平均摩尔质量:99.25946kg / kmolMf Mu 106.0331192.48582 2液相平均温度：tm99.25 78.21 88.73OC2 2表2精馏段的已知数据位置进料板塔顶（第一块板）质量分数（）摩尔分数摩尔质量(kg / kmol )温度C）99.257

21、8.21在平均温度下查得 乙酸乙酯 815.4kg/m3,乙酸丁酯 809.8kg/m3液相平均密度为：其中，平均质量分数xLm 0.3 ；0407 0.55204所以， Lm 812.88188kg/m3精馏段的液相负荷：由 L RD 6.8 3.29063 22.37628kmol / h 同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表3。表3精馏段的汽液相负荷名称液相气相平均摩尔质量（kg / kmol ）99.2594692.56098平均密度（kg/m3）812.881883.11888体积流量（m / h ）32.73232(0.000758978 m /s)3761.73317

22、(0.21159 m /s)4.1.2提馏段体积流量整理提馏段的已知数据列于表 4,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷, 结果列于表5。表4提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/ kg / kmol温度/ r121.7599.25表5提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量（kg / kmol ）110.54606103.95956平均密度（kg/m3）782.867893.28815体积流量（m / h）4.79417(0.00133171 m3/s)879.28703(0.24425 m3/s)4.2塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制

23、造，我们取两段的 径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：塔径可以由下面的公式给出：由于适宜的空塔气速U （0.60.8）Umax，因此，需先计算出最大允许气速Umax取塔板间距Ht 0.35m，板上液层高度A 50mm 0.05m，那么分离空间:功能参数:(LS)LO.。0104534 797.87489 0.07238乂、V 0.227923.20352从史密斯关联图（图2）,查得：C200.059，史密斯关联图（图2）由于C C20（）0.2，在平均温度下由表面张力手册查的：20精馏段乙酸乙酯乙酸丁酯的平均表面张力

24、i 30.34734dyn/m2，提馏段乙酸乙酯乙酸丁酯的平均表面张力2 26.90581dyn / m2平均表面张力28.62658dyn / m所以：根据塔径系列尺寸圆整为D 700mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为：提馏段的上升蒸汽速度为：4.3塔高的计算塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：塔顶空间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（1.5 2.0 ）的 Ht，取Hd 1.75Ht 0.06125m人孔数目：为了塔板安装方便和物料的清洗，取 2个人孔，其直径为450mm塔底空间Hb :料板空间高度：开有人孔的塔板间距所以总塔高为：第五章塔板结构尺寸的确定5.1塔

25、板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900mm寸米用整块 式塔板，因此采用整块式。5.2塔板尺寸5.2.1塔板基本尺寸取无效边缘区宽度 WC 0.050m，破沫区宽度Ws 0.060m ,lW 0.065D=0.455m 由图 3 可得:弓形溢流管宽度Wd图30.1200D0.084m弓形降液管面积At20.38485m5.2.2筛孔数目筛孔数目N验算：A0液体在精馏段降液管内的停留时间液体在精馏段降液管内的停留时间AHTLst常;黑5 6.87805s 5s设计合理5.3.弓形降液管5.3.1堰高米用平直堰、单溢流，堰高hw h how取如下值:0 50mm,

26、 howL -O.。028%)3,取 E1,Lh2.73232 4.7941723.76325 ,5.3.2降液管底隙高度取h。28m m,那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段：提馏段：uo的一般经验数值为0.07 0.25m/ s5.4筛孔排列因为物系基本上没有腐蚀性，可选用S =3.5mm碳钢板,取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，孔中心距t 一般为（2.55.0 ）倍的d。，取t/ d0 =4,则t为20mm筛孔排列方式采等边三角形排列。校核：=A 0：01209 0.05670 在5%-15%之间合理第六章流体力学验算及塔板负荷性能图6.1气体通过精馏段的压力降（单板压降）6.

27、1.1干板阻力取 3.5mm查图得 C0=0.81 :所以 hc 0.051（旦）2 丄 0.08124mC0l6.1.2液层压力降取充气系数0.6，那么：6.1.3由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略 所以，综上所述，6.2.精馏段漏液验算稳定系数Ku。Uom所以K =7.179251.5 2.0，具有较大操作弹性 。uom不会产生过量漏液。6.3.精馏段液泛验算溢流管内的清液层高度叽 hp hd hL h取h0 28mm其中，hd10.153（亘）20.000543mJ%所以，Hd 0.05 0.0005430.000355 0.111240.1

28、6214m为防止液泛，通常Hd （Ht hw），取校正系数0.50，则有：（Ht hw） 0.50 （0.35 0.03839）0.19419m可见，Hd（Ht hw），即不会产生液泛。设计合理。64精馏段雾沫夹带验算可见，雾沫夹带在允许的范围之内6.5气体通过提馏段的压力降(单板压降)6.5.1干板阻力取3.5mm查图得 C0=0.81 :所以 he 0.051(-U)2 -0.08124mCol6.5.2液层压力降取充气系数0.6，那么：6.5.3由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略 所以，综上所述：6.6.提馏段漏液验算稳定系数Ku。uom所以

29、K =6.057071.5 2.0，具有较大操作弹性。uom不会产生过量漏液。6.7.提馏段液泛验算溢流管内的清液层高度Hd hp hd hL h取h0 28mm其中，hd10.153(亘)2 Iwh。0.00167 m所以，Hd0.050.001670.00109 0.148510.20127 m为防止液泛,通常Hd(Ht hw)，取校正系数0.50则有：(Hthw )0.50(0.35 0.03839)0.19419m可见，Hd(Hthw)，即不会产生液泛。设计合理。68提馏段雾沫夹带验算可见，雾沫夹带在允许的范围之内69精馏段操作性能负荷图6.9.1雾沫夹带上限线6.9.2液泛线液泛线方

30、程为aVS b cLS dL?3其中，a6.826322g -do2Nol4代入上式化简后可得：Vs2 0.01945 138.09118LS 0.26431L?36.9.3液体负荷上限线取 4s，那么6.9.4漏液线6.9.5液相负荷下限线取how 0.006m代入how的计算式： 型 1 2/3 0.006 1000lw整理可得：Lsmin 0.00038811 m3/s精馏段操作性能负荷图6.10提馏段操作性能负荷图6.10.1雾沫夹带上限线6.10.2液泛线液泛线方程为aV； b cLS dL?35.37 V2其中，a勿严L7.31363代入上式化简后可得:VS2 0.01815 12

31、8.89011LS 0.24670 L?36.10.3液体负荷上限线取 4s，那么，LSmax jAfH1 0.021617 0.35 0.0022899 m3/s46.10.4漏液线6.10.5液相负荷下限线空4 1 土匹严 0.006取hw 0.006m代入hw的计算式：1000 lw，整理可得：Lsmin 0.00038811 m3 / s提馏段操作性能负荷图第七章塔附件设计7.1泵的计算及选型原料液的流量：取罐内原料液平面为o-o面，进料管出口外侧为1-1面综上所述，选用IS50 32 160的离心泵可以完成任务。附：型号：IS50 32 16072换热器7.2.1设计任务及确定设计方

32、案用冷原料液冷凝塔顶蒸汽，达到预热原料液和冷凝塔顶蒸汽的双重效果。1、 选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体温度为78.21 T的饱和蒸汽，冷流体进口温度为20C，出口温度为60 r，选用列管式换热器。2、流程安排因为加热剂为饱和热蒸汽，冷凝过程中有饱和液体出现，故饱和蒸汽走壳程，冷原料液走管程。7.2.1换热器计算一、确定物性参数定性温度：对于一般气体和低粘度液体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程流体定性温度为78.21 T，管程定性温度 为T 竺戲 40C。2饱和蒸汽在在78.21 T下的有关物性参数原料液在40 C下的有关物性参数二、估算传热面积1 冷流量：Q1 FCp

33、c t 9.43102 206.838 4058.21kw2平均传热温差：3传热面积：由于原料液的粘度比较低，壳间为有机蒸汽冷凝，故其K值比较小，假设 K 60W/(m 2 K)4蒸汽用量：三、工艺结构尺寸1管径和管内流速：选用14 2mm较高冷拔传热管(碳钢)，取u 0.6m/s 2传热管数：按单程计算，所需管长:根据实际情况，取管长I 9m,则管程数为传热管总数：传热管总数 Nt 7 428根3由于用热蒸汽加热且在该温度下排除冷凝饱和液，故其平均温差不用校正。4传热管排列和分程方法：采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用 正方形排列。取管心距t d。6 20mm隔板中心到离

34、其最近一排管中心距 为S - 6 16mm2各程相邻管的管心距为32mm。5壳体内径：取管板利用率0.7，则按卷制壳体的进级档，可取 D 150mm6折流板：采用弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为取折流板间距为B 50mm7接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为 Ul 10m/s圆整后可取接管内径为50mm管程流体进出口接管：取接管内液体流速 为U2 1.1m/s圆整可取接管内径为20mm7.2.1换热器核算1热流量核算（1）壳体表面传热系数用克恩法计算壳程流通截面积：壳程流体流速及其雷诺数分别为：普朗特数：（2）管内表面传热系数管程流体流通截面积管程流体流速及其雷诺数分别为：普朗特数：（3）污垢热阻和管壁热阻2管外侧污垢热阻： Ro 0.00105m K / W2管内侧污垢热阻： Ri 0.00106m K / W2管壁热阻：碳钢在该条件下的热导率为 50W / (m K)4)传热系数5)传热面积裕度 实际换热面积 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务 .附：填料塔的填料层高度的计算通常填料层的高度有传质单元法和等板高度法两种方法。 又因传质单元法通常用于吸收、 脱吸、萃取等填料塔的设计计算，故此之计算填料层高度采用等板高度法。由幕赫提出的经验公式：按照常用散装填料