课程设计指导书(换热器+筛板塔) 本文简介：
课程设计指导书(换热器+筛板塔)前言化工原理课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生工程设计能力的一次基本训练，它要求学生按照课程设计任务书的要求，完成一项化工设备的设计工作，通过设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，同时在以下几个方面得到训练、培养和提高：1.综合应用化工原理课程及
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课程设计指导书(换热器+筛板塔)
前
言
化工原理课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生工程设计能力的一次基本训练，它要求学生按照课程设计任务书的要求，完成一项化工设备的设计工作，通过设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，同时在以下几个方面得到训练、培养和提高：
1.综合应用化工原理课程及有关先修课程的基本知识去分析和解决实际问题的能力。
2.查阅技术资料、选用计算方法、计算公式和收集数据的能力。
3.树立正确的设计思想，懂得工程设计应兼顾技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的安全可靠性。
4.用层次清楚的计算，辅以必要而简洁的文字说明和清析的图表来表达设计结果的能力。
5.工程制图的能力。
课程设计结果要求编写成“设计说明书”，绘制相应的工艺流程图和主体设备图。
设计说明书的内容一般应按如下项目编写
1.设计任务书。
2.目录。
3.中文摘要及中文关键词。
4.英文摘要及英文关键词。
5.设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。
6.设计计算过程：
①工艺计算及主体设备的设计计算。包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算等。
②辅助设备的选型计算。通过计算选定典型辅助设备的规格型号。
③计算章节，每一涉及计算章节后需有计算结果统计表。
7.图纸：
①工艺流程图。以单线条的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料走向、物流量、能流量和主要测量点。
②主体设备工艺条件图。图面应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表。
6.设计结果汇总。分表列举各流股物料量、能耗指标、主要操作参数、主体设备工艺尺寸以及辅助设备的规格、型号和数量等。
7.设计结果评述。
8.参考文献（至少5篇）。
本课程设计指导书根据化工原理教学大纲的要求，对给定化工单元操作典型设备的设计计算，给学生提示了设计计算步骤，指导计算方法，并提供了部分计算公式和数据，作为对课堂教学内容的补充。
设计计算中需要用到的大部分计算公式和数据应由学生自己查阅有关资料。第一章
热交换器
1.概述
热交换设备是工业生产中为实现物料之间热量传递的一种工艺设备，各种类型的换热器作为工艺过程必不可少的设备，广泛应用于化工、医药、动力、冶金、交通、制冷、轻工等众多部门。如何根据不同的工艺生产流程和生产规模，设计出投资省、能耗低、传热效率高、维修方便的换热器，是工艺设计人员重要的工作。按换热设备的传热特征，可将其分为三大类：直接接触式、蓄热式和间壁式。其中，又以间壁式热交换器的使用最为广泛。
间壁式热交换器的类型很多，传统的类型有列管式、套管式、蛇管式、夹套式，等等。为了提高传热效率和节约金属材料用量，近年来一些比较先进的间壁式换热设备，例如板式换热器、螺旋板式换热器、螺纹管换热器等，在我国正得到广泛应用。此外，热管换热器、平板型太阳集热器等新型换热设备的设计研究及工程应用工作也在进行。
目前应用最多的仍为列管式换热器，它与其他传统设备相比，单位体积设备所能提供的传热面积较大，传热效果较好，结构紧凑、坚固，用材可以多样，就是与一些新型设备相比，它也还具备适应性强、操作可靠等优点。
列管式换热设备已有国家系列化标准的定型产品，需要时可以通过计算选用。但是，掌握列管式换热器单体设备工艺设计计算的基本方法，亦属化工类工艺专业学生有必要接受的一项基本训练。
列管式换热器主要有以下四种：固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器、填料函式换热器。
⑴固定管板式换热器
结构特点：两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，结构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构的壳侧清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束合壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，会使管子与管板的接口脱开，从而发生介质的泄露。因此适用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。
⑵浮头式换热器
结构特点：两端管板只有一端与壳体完全固定，另一端则可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是当换热管与壳体间有温差存在、壳体或换热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力，并且管束可以从壳体内抽出，便于管内管间的清洗。缺点是结构复杂，用材量大，造价高，并且若浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄露，造成两种介质混合。
适用于管壁间温差较大或易于腐蚀和易于结垢的场合。
图1
固定管板式换热器
图2
浮头式换热器
⑶U形管式换热器
结构特点：只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管有温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，密封面少，运行可靠，管束可以抽出，管间清洗方便。缺点是管内清洗困难，由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低，管束内管程间距大，壳程易短路，内程管子损坏不能更换，因而报废率较高。此外其造价比固定管式管板高10%左右。
图3
U形管式换热器
⑷填料函式换热器
结构特点：管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低，管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。缺点是填料函密闭性不高，壳程介质可能通过填料函外漏，对于易燃、易爆、有毒和贵重的介质不适用。
图4
填料函式换热器
2．热交换器设计的主要因素
热交换器的设计过程主要有传热计算和流体阻力计算两个方面。所需数据可分为换热器的结构数据、工艺数据和物性数据三大类。在设计新的换热器时结构参数的选择最为重要，因为它是计算的基准。例如在管壳式换热器的设计中就有壳体型式、管程数、管子类型、管长、管子排列、折流板型式、冷热流体流动通道方式等方面的选择。工艺数据包括冷热流体的流量、进出换热器物流的温度、压力、管程与壳程的允许压力降及污垢系数。物性数据包括冷热流体在操作温度下的密度、比热容、黏度、热导率、表面张力。当涉及有相变的传热时，还需要流体的相平衡数据。因此在设计过程中应当综合考虑的因素很多，而流体速度是其中一个重要因素。
选取较大的流体速度，可以获得较大的传热系数，传递一定热量所需的传热面积就比较小，从而可以降低设备费用。但是，大的流体速度，使得流体通过热交换器的阻力压降大，能量消耗大，操作费用就高。如选取较小的流体速度，情况刚好相反，操作费用可以降低，设备费却要增加。因此，在热交换器设计中有一个最适宜流体速度的选取问题。
如要通过定量计算来解决最适宜流体速度的选取问题，是既费时而又很困难的，实际上有关的经验数据常被作为设计的依据。寻求其它设计因素的最佳条件时也往往是这样处理。表1和表2列出了工业上常用的流速范围，可供参考。
表1
换热器常用流速范围
介质
流速
循环
水
新鲜
水
一般
液体
易结垢
液体
低粘
度油
高粘
度油
气体
管程流速m/s
1.0~2.0
0.8~1.5
0.5~3.0
>1.0
0.8~1.8
0.5~1.5
5.0~30
壳程流速m/s
0.5~1.5
0.5~1.5
0.2~1.5
>0.5
0.4~1.0
0.3~0.8
2.0~15
表2
不同粘度液体流速（以普通钢壁为例）
液体粘度
μ×103
Pa·s
最大流速
m/s
液体粘度
μ×103
Pa·s
最大流速
m/s
>1500
0.6
100~35
1.5
1500~500
0.75
35~1
1.8
500~100
1.1
<1
2.4
按理，最低的流体速度也应使管、壳程内流体处于湍流状态为宜，但是在某些场合也有例外，为了降低系统阻力，管、壳程内流体速度的取值可以比表1、2所列数值范围的下限还要低得多。例如，中、小型合成氨厂变换工段湿混合煤气与变换气用列管换热器管程流体速度，一般仅为2～2.5m/s。
合理的流速要由允许压降来确定，表3给出了允许压强降的参考值。
表3
换热器的合理压降
工艺物料的压力状况
允许压力降△P/kPa
工艺气体
真空
＜3.5
常压
3.5～14
低压
15～25
高压
35～70
工艺液体
70～170
3．列管式热交换器的设计步骤
设计列管式热交换器时，给定的已知条件为工艺流体的流率和进、出口温度，以及换热介质的进口温度。待求的量除换热器的传热面积、换热介质的出口温度和流率外，还包括换热器的主要尺寸：壳径、管径、管子数目、长度和排列，以及管程和壳程的阻力降等。
3.1
物料衡算及热量衡算
根据任务书给定的工艺条件分别进行物料衡算及热量衡算。首先要选择计算基准，例如对合成氨厂的设计，可以每生产一吨氨为计算基准，确定实现换热的两载热体的质量流量（和），初始和最终温度（、和、），相互交换的热量即热负荷（）等。在确定这些量时，计算的顺序须根据已知工艺条件的具体情况而定。
3.1.1
确定两载热体的物性数据
设计中需要用到的物性数据，主要是比热（）或潜热（）、密度（）、粘度()、导热系数（）等，单纯流体的这些物性数据可由相关资料的图或表中查得。
一般情况下，为了简化计算，可以采用载热体在换热器进、出口位置的平均压力、平均温度下的物性数据值。
混合物质组成的流体物性数据一般缺乏现成的资料查取，需要由组成混合流体各组分的纯物质相关物性数据值，通过一些近似计算方法来确定，资料[1][3]均有介绍。
例如，对于混合气体的比热、粘度和导热系数等可以按下述简便办法估计：
[
Pa.s
]
[
W/m.℃
]
式中：、、
混合气体的比热、粘度、导热系数；
、、
混合气体中i组分的比热、粘度、导热系数；
、
混合气体中i组分的摩尔分率、分子量。
3.1.2
两载热体的流程安排
根据两载热体的物理、化学性质及操作压力、温度等条件，确定两载热体哪一个走管程，哪一个走壳程。
通常根据以下原则进行综合考虑，权衡利弊，作出选择：
⑴
不洁净和易结垢的液体宜走管程，因为管程方便清洗；
⑵
腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；
⑶
压强高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；
⑷
饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清净，对流传热系数与流速无关，而且冷凝液在壳程易于排除；
⑸
被冷却的流体宜走壳程，便于散热；
⑹
若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将对流传热系数大的流体进入壳程，以减小热应力；
⑺
流量小而粘度大的流体一般宜在壳程，因在壳程Re>100即可达到湍流。但如流动阻力损失允许，将这种流体进入管程而采用多管程结构，在高流速下可能得到更高的对流传热系数。
3.1.3管、壳程数的确定
列管式换热器最一般的形式为单管程单壳程，但多管程多壳程的设计亦很常见。当流量一定时，管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程有利。但是，采用多管程或多壳程必然导致流动阻力增大，即造成输送流体的动力费用增加。因此，在确定换热器程数时，需权衡传热和流体输送两方面的得失。
管程数一般有1、2、4、6、8、10、12等七种，分程时应尽可能使各管程的换热管数大致相等，分程隔板槽形状简单，密封面长度较短。
壳程数的增加可在壳体内安装纵向隔板将壳程分为双程，或设计成两台以上设备串联使用。
3.1.4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，；
——进行换热的两流体之间的平均温差，。
①总传热系数式中
、——管内、外流体对流传热系数（给热系数），；
、——管内、外径，；
、——管内、外污垢热阻；
——管壁厚，；
——管的平均直径，；
——管壁导热系数，。
②平均温度差
根据冷热流体的流程安排和所设计管、壳程数确定两流体呈逆流、并流、错流或其他复杂流动形式，计算传热平均温度差：
其中
；。
⑵热量恒算式
①无相变
若无热损失，传递热量为显热，，其中
；
②有相变
对于饱和蒸汽冷凝成同温度下的饱和冷凝水有相变热：
3.2
估算传热面积
首先要估计传热系数，可以根据有关资料推荐的值的经验取值范围先取一个值，然后由传热基本方程式计算传热面积，此即传热面积估算值，待结构设计结束以后，再对值和传热面积进行核算。
表4
列管式换热器中K值的大致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
kcal/m2.h.℃
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
有机溶剂
有机溶剂
100~300
SO3气体
SO2气体
5~7
气体（6~12atm）
气体（6~12atm）
30~60
3.3
结构设计
3.3.1
管程设计——确定换热管规格、管数和布管
初选管程流速；计算对应于的管程流道截面积；
选用列管规格。换热管直径越小，换热器单位体积的传热面越大。因此，对于洁净流体的管径可以取得小些，但对于不洁净或易结垢的流体，管径应大些，以免堵塞并便于清洗。目前，我国试行的系列标准规定采用Ф25×2.5和Ф19×2的冷拔无缝钢管，对一般流体是适应的。单体设备设计时，按GB151-89规定除了这两种规格的管子外，还可采用Ф32×3、Ф38×3等其他规格管子；
计算满足流道载面所需的列管根数；
确定列管在管板上的排列方法。常用的排列方法有正三角形排列，转角正三角形排列、正方形排列和转角正方形排列（见图5）。正三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。正方形排列比较疏散，对流传热效果较差，但对管束清洗方便，对管程易结垢流体较适用。转角正方形排列则可在一定程度上提高对流传热系数。
图5
列管排列方式
表5是正三角形排列时不同层数对应可排列的管子数，当管子排列大于6层（管数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子，这样既可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有利于传热。
根据表5确定一个管数与最接近的排列层数；
确定换热管中心距——管间距。换热管中心距一般不小于1.25倍换热管外径，常用的换热管中心距见表6。
计算换热器外壳的内径，对固定管板式换热器可按下式计算：
式中
——布管限定圆直径，mm；
——列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离，mm；见图6
。
～，且不小于10mm。
表5
正三角形排列时管板上排管数目
六角形
的层数
a
对角线上
的管数
b
不计弓形
部分时管
子的根数
弓形部分管数
管板上排
管的总数
n
在弓形的
第一排
在弓形的
第二排
在弓形的第三排
在弓形部分
内总管数
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
换热管中心距
mm
换热管外径
10
4
19
25
32
38
45
57
换热管中心距
13~14
9
25
32
40
48
57
72
分程隔板槽两侧
相邻管中心距
28
2
38
44
52
60
68
80
对于正三角形排列，布管限定圆直径用下式计算：
式中
，为管子排列正六边形对角线上的管子数；
——六角形的层数。
最初计算得到的往往是一个不规范的数值，为了设计和加工制造上的方便，应按一定的规范将圆整。按GB151-89，卷制圆筒的公称直径以400mm为基数，以100mm为进级档，必要时也可以采用50mm为进级档。圆整值以后，要返回重新调整相应的、等数值，使之与吻合。
图
63.3.2
设置拉杆
为固定折流板或管子支持板，必须设置带有同心定距管的拉杆（适用于换热管外径大于或等于19mm的管束）或设置与折流板点焊相连的拉杆（适用于换热管外径小于或等于14mm的管束），如图7。
图7
拉杆结构
拉杆的直径和数量一般可按表7、表8选用。
表7
拉杆直径mm
换热管外径
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
在保证大于或等于表8所给定的拉杆总截面积的前提下，拉杆直径和数量可以变动，但其直径不得小于10mm，数量不少于4根。
拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。对于大直径的换热器，在布管区内靠近折流板缺口处也应布置适当数量的拉杆。
一般，每一根拉杆将占据一根换热管的位置，根据管子排列层数所对应的管子数，扣除拉杆数，即获得实际的换热管数。
3.3.3
确定管程流速
由实际的换热管数计算。
3.3.4
壳程设计
⑴
确定换热管长度
由前述估算的传热面积计算列管的参考长度，，根据选取标准化的和结构上方便的换热管长度（1000、1500、2000、2500、3000、4500、6000、7500、9000、12000mm）。一般，换热器竖放时管长与外壳内径之比（）应在4～6之间，卧放时允许长径比较大，以6～10最为常见。如果列管的长度超过结构上方便的尺寸，需要调整结构设计，也可以考虑把换热器做成双管程或更多管程；
计算管外传热面积的设计值：
。
⑵
设置折流板
为加大壳程流体的湍动程度，提高传热系数，可在壳程设置折流挡板，折流板还可起到支撑管子的作用，故可代替支撑板。折流挡板通常有圆缺形和圆盘~圆环形两种。
圆缺形挡板缺口部份的弓形弦高度一般取为外壳内径的20～45%。当列管长确定以后，设置挡板数取决于板间距。一般，取
(0.2～1)，按等间距布置。
在允许的压力损失范围内，希望取较小的板间距。比较理想的是使缺口流通截面积和通过管束错流流动的截面积大致相等，这样可以减小压降，但是板间距不得小于壳内径的1/5或50mm。在不单独设置支撑管板时，最大间距应不大于外壳内径，且满足表9的要求。
表9
折流板最大无支撑跨距mm
换热管外径do
10
14
9
25
32
38
45
57
最大无支撑跨距
800
1100
500
1900
2200
2500
2800
3200
我国系列化标准中采用的挡板间距，固定管板式有150、300、600mm三种，浮头式有150、200、300、480、600mm五种。
当管束外缘与壳壁之间有较大间隙，又不能增加排列管子时，壳程流体会短路形成旁流；如管程分程，隔板处不能排管子，部分流体也将由此通道短路形成穿流。旁流和穿流都不利于传热，此时应考虑设计旁流挡板和安装假管来消除或减少旁流和穿流。
3.3.5
核算传热面积
⑴
管程对流传热膜系数的计算
按流体在圆管内流动时对流传热膜系数的通常计算方法计算。
⑵
壳程对流传热膜系数的计算。
本项以无相变流体为例说明。
如果列管换热器壳程未设挡板，流体可按平行管束流动考虑，应用圆管公式计算，不过管内径要以当量直径代替。如壳程设置挡板，壳程流体湍动程度增大，一般当>100即可达到湍流，这时壳程流体对流传热膜系数的计算，要根据壳程具体结构选用适宜的计算式。
当壳程设置有25%的圆缺形挡板，=2×103~106时，可用下式计算：
或定性温度取壳程流体平均温度，仅是指壁温下的流体粘度；当量直径要根据管子的排列情况决定，正三角形排列时，
式中
——管间距；——管子外径。
流速按流体流过的最大截面积计算，即
式中
——板间距；——外壳内径。
管壁温度的确定：
若壳程走热流体，则
；
若壳程走冷流体，则式中：、
——壳程走热流体或冷流体时的壁温；
、——壳程热流体或冷流体温度（进、出口平均值）；
——传热效率；
——壳程对流传热膜系数；
——换热管外表面积
由上可见，需要采用试差法进行计算。
⑶
污垢热阻的确定
通常是根据经验选用污垢热阻作为计算的依据，一些资料介绍有各种污垢热阻的经验取值。
半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.001～0.002
[m2﹒h﹒℃/kcal
]
⑷
管壁热阻
［ｍ2﹒℃/kW］
式中
——管壁厚度，m
——管壁材料的导热系数，kW/m·℃
⑸
总传热系数的计算
以列管外表面积为基准的传热系数按下式计算：
式中
、——管内、外流体对流传热系数（给热系数），；
、——管内、外径，；
、——管内、外污垢热阻；
——管壁厚，；
——管的平均直径，；
——管壁导热系数，。
⑹
核算传热面积
按传热基本方程式计算需要的管外传热面积：
比较需求值和设计值，应有>。为保证一定的富裕量，一般要求×100%=10~15%，或再大一点。如果设计值不足，应调整结构设计，参考已得出的结果，重新进行各项有关计算。
3.4
计算阻力压降
从降低能量消耗的角度出发，流体通过热交换器的阻力压降越小越好。
为选择流体输送机械，需要计算设备的阻力压降，有时设计课题事先对整个工艺流程进行平衡后再对单个设备的阻力压降提出限制值，这就更有必要对设备的阻力压降进行核算。由于流体在列管换热器内，尤其是在壳程的流动状况比较复杂，难以准确计算阻力压降。各种资料提供的计算公式不尽相同，所得结果往往相差也较大，设计者应根据具体情况选用。
如果阻力压降过大，应调整结构设计，以降低流动阻力，在一台设备不宜解决问题的情况下，必要时可设计成两台并联设备，但这无疑要增加设备费用。
3.5
计算温差应力，确定热补偿方法
固定管板式列管换热器，管束与壳体的温度是有差别的，它们又是刚性连接，这样就会在管束与外壳之间产生温差应力，若温度应力过大，可能导致换热管弯曲变形，或使管子自管板上拉脱，外壳轴向应力也会增加，从而使换热器毁坏，因此有必要计算温差应力，确定热补偿方法。
一般，当管束与壳体的壁温差大于50℃时，就需要采用一定的热补偿装置。
见附图1～4，若将换热器设计成浮头式、U型管式或填料函式，这些型式的管束与壳体的热胀冷缩互不牵制，可以完全消除温差应力。但是这些型式的设备，浮头式结构复杂，造价高；U型管式管子内壁清洗困难，管板上排列的管子少；填料函式壳程密封度有限，等等，都使它们的应用受到一定限制。
用得最多的热补偿方法是在固定管板式换热器的壳体上装设波形膨胀节，利用膨胀节的弹性变形来补偿壳体与管束膨胀的不一致性，从而达到减小温差应力的目的。
波形膨胀节一般采用U型，其结构如图8（a）所示，允许采用两个半波零件焊接成的膨胀节，其结构如图8（b）所示。膨胀节的选材和计算可按GB151-89规定进行。
3.6
设计管箱和接管
管箱结构应便于装拆，因为清洗、检修管子时需要折下管箱。
接管应尽量沿壳体的径向或轴向设置，接管与外部管线可采用焊接连接，但当设计温度高于或等于300℃时，则必须采用整体法兰。必要时可设置温度计接口、压力表接口及液面计接口；对于不能利用接管进行放气和排液的换热器，应在管程及壳程的最高点设置放气口，最低点设置排液口，其最小公称直径为20mm。
图8
波形膨胀节
当管程采用轴向入口接管或换热管内流体流速大于3m/s时，应在管程设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。
当壳程进口管流体的值（—流体密度，kg/m3；—流体流速，m/s）为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒：对非腐蚀性的单相流体，>2230kg/m.s2；其它液体，包括沸点下的液体，>740kg/m.s2；
而对有腐蚀的气体、蒸汽及汽液混合物，则一定要设置防冲板。必要时，蒸汽进口管可采用扩大管，以起缓冲作用。
3.7
确定换热管与管板连接方法
换热管与管板的连接方法通常采用的是胀接法和焊接法。只有在对密封性能有特殊要求的场合，才采取胀焊并用。
胀接是利用胀管器挤压伸入管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时发生弹性变形，当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板与管子之间就产生一定的挤紧压力，达到密封固紧连接的目的。胀接适用于设计压力小于等于40kgf/cm2，设计温度小于等于300℃及无严重应力腐蚀的场合，而且一般管板两侧的压差须小于3.5kgf/cm2，管子与外壳间的热膨胀差也应该比较小——对于钢或铜合金结构，设备中任何地方流体之间的最大温差不得超过95℃。
焊接法可用于压力在40kgf/cm2以上或温度高于300℃的系统。同时由于焊接工艺比胀管工艺简单，故有被优先采用的趋势。
附录
1．合成氨生产中一氧化碳变换工艺简介
合成氨生产过程中所使用的制取氨用的氮氢混合气称为合成氨原料气，主要由天然气、石油、重质油、煤、焦炭、焦炉气等原料制取（工艺过程见附图1）。工业上通常先在高温下将这些原料与水蒸气作用制得含氢、一氧化碳等组分的合成气，该过程称为造气。
附图1
各种原料生产合成氨原料气的典型过程
本设计拟采用焦炭、无烟煤等固体燃料生产合成氨原料气，用固定层间歇气化法或沸腾层气化法生产半水煤气。半水煤气的组成大致如下：
H2
36~37%
CH4
0.3~0.5%N2
21~22%
CO
32~35%
H2S
0.2~0.3%
CO2
6~9%
O2
0.2%
其中，除了N2、H2为合成氨的有用气体外，其余的CO、CO2、CH4、H2S、O2等气体都是合成氨所不需要的，如不除去，不仅占据设备体积，增加输送气体的机械和动力消耗，而且会使合成氨触媒中毒。因此，必须将原料气中的这些有害成份，在进入合成系统之前分步清除，该过程称为原料气的净制。
一般，大致按如下框图程序对原料气进行净制：
净制过程中，习惯上把脱除含硫化合物的过程称脱硫；脱除二氧化碳的过程称脱碳。所谓CO的变换，是将脱硫后的半水煤气用水蒸汽饱和，饱和水蒸汽后的半水煤气可称为湿混合煤气，在有触媒存在和一定温度的条件下，水汽可以将CO变换为H2和CO2，其反应式如下：
实际生产中合成氨变换工段采用工艺主要有：中温变换、中串低、全低及中低低4种工艺，其中又以中变串低变的工艺流程较常用。所谓中变串低变，指的是在B107等铁铬系催化剂之后串入钴钼系宽温变换催化剂。在中串低流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。
经过变换，既除去了湿混合煤气中的CO又提高了原料气中有用成份H2的含量，生成的CO2可在后续工序中用加压水洗法或热钾碱法除去。
变换反应除上述主反应外，尚有若干副反应可能发生。课程设计中作物料衡算时，副反应可只考虑下式：2H2+O2→2H2O。
变换过程中反应温度高达900℃左右，为充分利用热能，将转化炉出来的转换气（经变换后的原料气可称为转换气）送入废热锅炉，使其温度降至330℃左右，在废热锅炉出口加入水蒸汽使汽、气比达到3～5之间，然后进入中变炉将转换气中CO含量降到3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到180℃左右，进入低变炉将转换气中CO含量降到0.3%以下，再进入甲烷化工段。
经该过程CO的变换率（发生变换反应的CO量占湿混合煤气中CO总量的百分率）可达90%左右。
本次课程设计拟设计一列管式换热器，供经废热锅炉回收热能后的低变转换气与经中变炉变换后的中变转换气交换热量，流程如附图2所示。低变转换气温度约140℃～160℃，从热交换器的下部进入，被中变转换气预热至190℃～210℃，而后由中变炉的上部进入，在变换炉内经三层触煤发生变换反应，组成发生变化。变换气自变换炉内出来，温度约230℃～260℃左右，进入热交换器，被低变转换气冷却至170℃～190℃左右后流向后续工序。2．常压下，0～t℃时气体的平均定压热容[kcal/kmol.℃]
温度℃
H2
O2
N2
CO
CO2
CH4
H2O
0
6.90
6.98
6.76
6.78
9.00
8.295
7.75
100
6.92
7.07
6.85
6.88
9.35
8.814
7.91
200
6.94
7.17
6.93
6.97
9.68
9.41
8.07
300
6.96
7.28
7.01
7.05
10.00
10.09
8.23
400
6.98
7.38
7.08
7.13
10.30
10.78
8.38
500
7.00
7.47
7.15
7.21
10.58
11.46
8.51
3．3.5大气压（绝）下，过热蒸汽的焓
温度℃
焓kcal/kg
温度℃
焓kcal/kg
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．CO、CH4的导热系数[kcal/m.h.℃]
温度℃
CO
CH4
200
0.0314
0.053
300
0.0365
0.071
400
0.0416
0.090
5．物化数据表
⑴见附表1～附表6。
⑵查阅参考资料（如《化工工艺设计手册（第四版）》、《工业气体手册》等）。
附表1
饱和蒸汽压力—焓表（按压力排列）
压力MPa
温度℃
焓KJ
/
kg
压力MPa
温度℃
焓KJ
/
kg
0.001
6.98
2513.8
1.00
179.88
2777.0
0.002
17.51
2533.2
1.10
184.06
2780.4
0.003
24.10
2545.2
1.20
187.96
2783.4
0.004
28.98
2554.1
1.30
191.6
2786.0
0.005
32.90
2561.2
1.40
195.04
2788.4
0.006
36.18
2567.1
1.50
198.28
2790.4
0.007
39.02
2572.2
1.60
201.37
2792.2
0.008
41.53
2576.7
1.40
204.3
2793.8
0.009
43.79
2580.8
1.50
207.1
2795.1
0.010
45.83
2584.4
1.90
209.79
2796.4
0.015
54.00
2598.9
2.00
212.37
2797.4
0.020
60.09
2609.6
2.20
217.24
2799.1
0.025
64.99
2618.1
2.40
221.78
2800.4
0.030
69.12
2625.3
2.60
226.03
2801.2
0.040
75.89
2636.8
2.80
230.04
2801.7
0.050
81.35
2645.0
3.00
233.84
2801.9
0.060
85.95
2653.6
3.50
242.54
2801.3
0.070
89.96
2660.2
4.00
250.33
2799.4
0.080
93.51
2666.0
5.00
263.92
2792.8
0.090
96.71
2671.1
6.00
275.56
2783.3
0.10
99.63
2675.7
7.00
285.8
2771.4
0.12
104.81
2683.8
8.00
294.98
2757.5
0.14
109.32
2690.8
9.00
303.31
2741.8
0.16
113.32
2696.8
10.0
310.96
2724.4
0.18
116.93
2702.1
11.0
318.04
2705.4
0.20
120.23
2706.9
12.0
324.64
2684.8
0.25
127.43
2717.2
13.0
330.81
2662.4
0.30
133.54
2725.5
14.0
336.63
2638.3
0.35
138.88
2732.5
15.0
342.12
2611.6
0.40
143.62
2738.5
16.0
347.32
2582.7
0.45
147.92
2743.8
17.0
352.26
2550.8
0.50
151.85
2748.5
18.0
356.96
2514.4
0.60
158.84
2756.4
19.0
361.44
2470.1
0.70
164.96
2762.9
20.0
365.71
2413.9
0.80
170.42
2768.4
21.0
369.79
2340.2
0.90
175.36
2773.0
22.0
373.68
2192.5
附表2
饱和蒸汽温度－焓表（按温度排列）
温度℃
压力MPa
焓KJ
/
kg
温度℃
压力MPa
焓KJ
/
kg
0
0.000611
2501.0
80
0.047359
2643.8
0.01
0.000611
2501.0
85
0.057803
2652.1
1
0.000657
2502.8
90
0.070108
2660.3
2
0.000705
2504.7
95
0.084525
2668.4
3
0.000758
2506.5
100
0.101325
2676.3
4
0.000813
2508.3
110
0.14326
2691.8
5
0.000872
2510.2
120
0.19854
2706.6
6
0.000935
2512.0
130
0.27012
2720.7
7
0.001001
2513.9
140
0.36136
2734
8
0.001072
2515.7
150
0.47597
2746.3
9
0.001147
2517.5
160
0.61804
2757.7
10
0.001227
2519.4
170
0.79202
2768
11
0.001312
2521.2
180
1.0027
2777.1
12
0.001402
2523.0
190
1.2552
2784.9
13
0.001497
2524.9
200
1.5551
2791.4
14
0.001597
2526.7
210
1.9079
2796.4
15
0.001704
2528.6
220
2.3201
2799.9
16
0.001817
2530.4
20
2.7979
2801.7
17
0.001936
2532.2
240
3.348
2801.6
18
0.002063
2534.0
250
3.9776
2799.5
19
0.002196
2535.9
260
4.694
2795.2
20
0.002337
2537.7
270
5.5051
2788.3
22
0.002642
2541.4
280
6.4191
2778.6
24
0.002982
2545.0
290
7.4448
2765.4
26
0.00336
2543.6
300
8.5917
2748.4
28
0.003779
2552.3
310
9.8697
2726.8
30
0.004242
2555.9
320
11.29
2699.6
35
0.005622
2565.0
330
12.865
2665.5
40
0.007375
2574.0
340
14.608
2622.3
45
0.009582
2582.9
350
16.537
2566.1
50
0.012335
2591.8
360
18.674
2485.7
55
0.01574
2600.7
370
21.053
2335.7
60
0.019919
2609.5
371
21.306
2310.7
65
0.025008
2618.2
372
21.562
2280.1
70
0.031161
2626.8
373
21.821
2238.3
75
0.038548
2635.3
374
22.084
2150.7
附表3
过热蒸汽温度、压力－焓表(一)
T（℃）
MPa
0.01
0.1
0.5
1
3
5
0
0
0.1
0.5
1
3
5
10
42
42.1
42.5
43
44.9
46.9
20
83.9
84
84.3
84.8
86.7
88.6
40
167.4
167.5
167.9
168.3
170.1
171.9
60
2611.3
251.2
251.2
251.9
253.6
255.3
80
2649.3
335
335.3
335.7
337.3
338.8
100
2687.3
2676.5
419.4
419.7
421.2
422.7
120
2725.4
2716.8
503.9
504.3
505.7
507.1
140
2763.6
2756.6
589.2
589.5
590.8
592.1
160
2802
2796.2
2767.3
675.7
676.9
678
180
2840.6
2835.7
2812.1
2777.3
764.1
765.2
200
2879.3
2875.2
2855.5
2827.5
853
853.8
220
2918.3
2914.7
2898
2874.9
943.9
944.4
240
2957.4
2954.3
2939.9
2920.5
2823
1037.8
260
2996.8
2994.1
2981.5
2964.8
2885.5
1135
280
3036.5
3034
3022.9
3008.3
2941.8
2857
300
3076.3
3074.1
3064.2
3051.3
2994.2
2925.4
350
3177
3175.3
3167.6
3157.7
3115.7
3069.2
400
3279.4
3278
3217.8
3264
3231.6
3196.9
420
3320.96
3319.68
3313.8
3306.6
3276.9
3245.4
440
3362.52
3361.36
3355.9
3349.3
3321.9
3293.2
450
3383.3
3382.2
3377.1
3370.7
3344.4
3316.8
460
3404.42
3403.34
3398.3
3392.1
3366.8
3340.4
480
3446.66
3445.62
3440.9
3435.1
3411.6
3387.2
500
3488.9
3487.9
3483.7
3478.3
3456.4
3433.8
520
3531.82
3530.9
3526.9
3521.86
3501.28
3480.12
540
3574.74
3573.9
3570.1
3565.42
3546.16
3526.44
550
3593.2
3595.4
3591.7
3587.2
3568.6
3549.6
560
3618
3617.22
3613.64
3609.24
3591.18
3572.76
580
3661.6
3660.86
3657.52
3653.32
3636.34
3619.08
600
3705.2
3704.5
3701.4
3697.4
3681.5
3665.4
附表4
过热蒸汽温度、压力－焓表(二)
T
（℃）
MPa
7.00
10
14
20
25
30
0
7.10
10.1
14.1
20.1
25.1
30
10
48.80
51.7
55.6
61.3
66.1
70.8
20
90.40
93.2
97
102.5
107.1
111.7
40
173.60
176.3
179.8
185.1
189.4
193.8
60
256.90
259.4
262.8
267.8
272
276.1
80
340.40
342.8
346
350.8
354.8
358.7
100
424.20
426.5
429.5
434
437.8
441.6
120
508.50
510.6
513.5
517.7
521.3
524.9
140
593.40
595.4
598
602
605.4
603.1
160
679.20
681
683.4
687.1
690.2
693.3
180
766.20
767.8
769.9
773.1
775.9
778.7
200
854.63
855.9
857.7
860.4
862.8
856.2
220
945.00
946
947.2
949.3
951.2
953.1
240
1038.00
1038.4
1039.1
1040.3
1041.5
1024.8
260
1134.70
1134.3
1134.1
1134
1134.3
1134.8
280
1236.70
1235.2
1233.5
1231.6
1230.5
1229.9
300
2839.20
1343.7
1339.5
1334.6
1331.5
1329
350
3017.00
2924.2
2753.5
1648.4
1626.4
1611.3
400
3159.70
3098.5
3004
2820.1
2583.2
2159.1
420
3211.02
3155.98
3072.72
2917.02
2730.76
2424.7
440
3262.34
3213.46
3141.44
3013.94
2878.32
2690.3
450
3288.00
3242.2
3175.8
3062.4
2952.1
2823.1
460
3312.44
3268.58
3205.24
3097.96
2994.68
2875.26
480
3361.32
3321.34
3264.12
3169.08
3079.84
2979.58
500
3410.20
3374.1
3323
3240.2
3165
3083.9
520
3458.60
3425.1
3378.4
3303.7
3237
3166.1
540
3506.40
3475.4
3432.5
3364.6
3304.7
3241.7
550
3530.20
3500.4
3459.2
3394.3
3337.3
3277.7
560
3554.10
3525.4
3485.8
3423.6
3369.2
3312.6
580
3601.60
3574.9
3538.2
3480.9
3431.2
3379.8
600
3649.00
3624
3589.8
3536.9
3491.2
3444.2
附表5
一些气体在理想气体状态的比定压热容
适用范围：250
K~1200
K，带*的物质最高适用温度为500
K。
气体
分子式
水蒸气
H2O
1.79
0.107
0.586
-0.20
乙炔
C2H2
1.03
2.91
-1.92
0.54
空气
1.05
-0.365
0.85
-0.39
氨
NH3
1.60
1.4
1.0
-0.7
氩
Ar
0.52
0
0
0
正丁烷
C4H10
0.163
5.70
-1.906
-0.049
二氧化碳
CO2
0.45
1.67
-1.27
0.39
一氧化碳
CO
1.10
-0.46
1.9
-0.454
乙烷
C2H6
0.18
5.92
-2.31
0.29
乙醇
C2H5OH
0.2
-4.65
-1.82
0.03
乙烯
C2H4
1.36
5.58
-3.0
0.63
氦
He
5.193
0
0
0
氢
H2
13.46
4.6
-6.85
3.79
甲烷
CH4
1.2
3.25
0.75
-0.71
甲醇
CH3OH
0.66
2.21
0.81
-0.89
氮
N2
1.11
-0.48
0.96
-0.42
正辛烷
C8H18
-0.053
6.75
-3.67
0.775
氧
O2
0.88
-0.0001
0.54
-0.33
丙烷
C3H8
-0.096
6.95
-3.6
0.73
R22*
CHClF2
0.2
1.87
-1.35
0.35
R134a*
CF3CH2F
0.165
2.81
-2.23
1.11
二氧化硫
SO2
0.37
1.05
-0.77
0.21附表6
理想气体的平均比定压热容
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
0.915
0.923
0.935
0.950
0.965
0.979
0.993
1.005
1.016
1.026
1.035
1.043
1.051
1.058
1.065
1.071
1.077
1.083
1.089
1.094
1.099
1.104
1.109
1.114
1.118
1.123
1.127
1.131
1.039
1.040
1.043
1.049
1.057
1.066
1.076
1.087
1.097
1.108
1.118
1.127
1.136
1.145
1.153
1.160
1.167
1.174
1.180
1.186
1.191
1.197
1.201
1.206
1.210
1.214
—
—
1.040
1.042
1.046
1.054
1.063
1.075
1.086
1.093
1.109
1.120
1.130
1.140
1.149
1.158
1.166
1.173
1.180
1.187
1.192
1.198
1.203
1.208
1.213
1.218
1.222
1.226
—
—
0.815
0.866
0.910
0.949
0.983
1.013
1.040
1.064
1.085
1.104
1.122
1.138
1.153
1.166
1.178
1.189
1.200
1.209
1.218
1.226
1.233
1.241
1.247
1.253
1.259
1.264
—
—
1.859
1.873
1.894
1.919
1.948
1.978
2.009
2.042
2.075
2.110
2.144
2.177
2.211
2.243
2.274
2.305
2.335
2.363
2.391
2.417
2.442
2.466
2.489
2.512
2.533
2.554
2.574
2.594
0.607
0.636
0.662
0.687
0.708
0.724
0.737
0.754
0.762
0.775
0.783
0.791
0.795
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
—
1.004
1.006
1.012
1.019
1.028
1.039
1.050
1.061
1.071
1.081
1.091
1.100
1.108
1.117
1.124
1.131
1.138
1.144
1.150
1.156
1.161
1.166
1.171
1.176
1.180
1.184
—
—
列管式换热器的结构型式及零、部件名称：见附表7和附图１～４。
附表7
列管式换热器零、部件名称
序号
名称
序号
名称
序号
名称
1
平盖
21
吊耳
41
封头管箱（部件）
2
平盖管箱（部件）
22
放气口
42
分程隔板
3
接管法兰
23
凸形封头
43
悬挂支座（部件）
4
管箱法兰
24
浮头法兰
44
膨胀圈（部件）
5
固定管板
25
浮头垫片
45
中间挡板
6
壳体法兰
26
无折边球面封头
46
U形换热管
7
防冲板
27
浮头管板
47
内导流筒
8
仪表接口
28
浮头盖（部件）
48
纵向隔板
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
接管
52
浮动管板裙
13
拉杆
33
活动鞍座（部件）
53
剖分剪切环
14
定距管
34
换热管
54
活套法兰
15
支持板
35
挡管
55
偏心锥壳
16
双头螺柱或螺栓
36
管束（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
管箱垫片
20
外头盖法兰
40
管箱短节
化工原理课程设计任务书
班级________
学号_____
__
姓名_
_
______
设计题目：年产＿＿＿＿＿吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计
一.基础数据
１.半水煤气的组成（体积%）
H2
＿＿＿＿＿
CH4
＿＿＿＿＿
CO
＿＿＿＿＿
H2S
＿＿＿＿＿
CO2
＿＿＿＿＿O2
＿＿＿＿＿
N2
＿＿＿＿＿
２.水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为＿＿＿；饱和水蒸汽后湿低变转化气压力为＿＿＿kgf/cm2（绝）；温度为＿＿＿℃；要求经热交换器后温度达到＿＿＿℃后再进中变炉。
３.变炉变换率为＿＿％；变炉出口变换气温度为＿＿＿℃，压力为＿＿＿kgf/cm2（绝）。
４.每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。
５.每生产一吨氨需耗半水煤气量为＿＿＿＿Nm3。
６.要求热交换器管、壳程的压力降均小于＿＿＿＿mmH2O。
二.设计范围
１.列管热交换器传热面积；
２.列管热交换器结构及工艺尺寸；
３.绘制列管热交换器结构图。
第二章
板式塔
1.概述
塔设备是实现精馏、吸收、解吸和萃取等化工单元操作的主要设备，它可以使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。因此，塔设备在化工过程中有时也用来实现气体的冷却、除尘、增湿或减湿等。
最常用的塔设备可分为两大类：板式塔和填料塔。此外，还有多种内部装有机械运动构件的搭，例如脉动塔和转盘塔等，则主要用于萃取操作。
板式塔按其塔盘结构，填料塔按所用填料的不同，又各细分为多种塔型。
不管是何种塔型，除了首先要能使气（汽）液两相充分接触，获得较高的传质效率外，还希望能综合满足下列要求：（1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带及液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定，操作弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作．（3）流体流动阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。以节省动力消耗，降低操作费用。对于减压蒸馏，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀，不易堵塞，方便操作、调节和检修。
事实上，任何一种塔型都难以全面满足上述要求，而只能在某些方面具有独特之处。但是，对于高效率、大生产能力、稳定可靠的操作和低压降的追求，则推动着塔设备新结构型式的不断出现和发展．
筛板塔是板式塔中较早出现的塔型之一，它综合具有结构简单、制造维修方便、生产能力大（可比浮阀塔大），塔板效率较高（比浮阀塔稍低），压降小等优点。不足之处是操作弹性较小，筛孔也容易堵塞，使用曾一度受到限制。但是近几十年来，经大量工业规模研究，逐步掌握了筛板塔性能，并形成了较完善的设计方法，还开发了大孔径筛板（孔径可达20~25mm）、导向筛板等型式，使筛板塔的不足得到补救，即合理的设计可以保证较高的操作弹性（仅稍低于泡罩塔）。现在，筛板塔已成为生产上最为广泛采用的塔型之一。
二元物系精馏用筛板塔的工艺设计，主要包括精馏系统工艺流程的确定、物料衡算、塔板数的计算、塔板结构工艺设计、热量衡算和附属设备的选型计算等项。
2.精馏系统工艺流程的确定
根据原料液状况和工艺要求决定进料热状况、塔底釜液的加热方式、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案和换热器的类型等，确定系统的工艺流程。
对所确定的方案，编写说明书时应有必要的论证。
3.物料衡算
根据工艺条件进行物料衡算，以确定塔顶馏出液量D和塔底残液量W，并分别用kg/h、kmol/h、m3/h和m3/s等单位表达，便于后续计算中采用。
4.塔板数计算
4.1理论塔板数N的确定
可以采用逐板计算法或直角梯级图解法来确定理论塔板数。逐板计算法较为准确，但手算比较麻烦，提倡采用计算机辅助设计。图解法较为简便，但作图误差较大，尤其是对于需要塔板较多的场合。
采用图解法求解理论塔板数，在图解时，应将y～x图绘制足够大，以减小误差。若操作线与平衡线在部分线段过于靠近，直角梯级过于密集，可以采用局部放大的方法另绘一图对此部分进行图解，以避免整体图过大。
不管采用哪种方法，都要注意处理物料系统是否理想溶液，非理想溶液的汽液平衡关系与理想溶液有较大差别，在寻求最小回流比和计算最少理论板数具体方法都将有所不同。
适宜回流比R的选定是理论塔板数N设计的关键，一般可按如下步骤进行：（1）在y～x坐标图上绘出汽液平衡曲线，图解求出最小回流比Rmin。（2）计算最少理论塔板数Nmin：对理想溶液可用芬斯克（Fenske）公式计算；对非理想溶液可在y～x坐标图上，以对角线作为全回流操作线图解求得Nmin。（3）选取5～8个不同的回流比R，用吉利兰（Gilliland）关联图分别求得与之对应的理论塔板数N，然后在直角坐标上标绘N～R关系曲线，如图l，阴影区域的R值可视为最佳回流比范围，在此范围内选取一个R值作为实际回流比。
以上对二元物系精馏的处理方法，基于“恒摩尔流”等一些简化假设。在编写说明书时，应对有关假设用于设计的二元物系可能带来的误差作出必要的说明和论证。
实际回流比R确定以后，就可以算精馏段和提馏段的上升蒸气量V、Vˊ及回流液体量L、Lˊ，可分别以kg/h，kmol/h、m3/h和m3/s等单位表达，以便后续计算中使用。
4.2总板效率估计
总板效率受物系的性质、塔板结构和操作条件等影响，一般按下述三种方法之一来确定：（1）参考工厂同类塔型相同或相近物系的精馏操作的总板效率数据。（2）实验进行相关研究，获取经验数据。（3）采用简化经验计算法。例如使用“奥康内尔（O’Connell）蒸馏塔效率关联图”。
4.3计算实际塔板数Ne。
5.塔板结构的工艺设计
精馏塔精馏段和提馏段的上升蒸汽量V与V＇、下流液体量L与L′，因进料热状况而不一定相同，即精馏段与提馏段的气、液相负荷不一定相同。另外，各块塔板上汽液浓度沿板序而变化，泡、露点不同，汽、液物性数据也不一样。因此，作塔板结构设计时就要确定以哪一块板上的条件作为设计的依据，一般可以塔顶第一块板为设计基准。必要时，可以取精馏段和提馏段各一块板作设计基准，分别进行设计计算，这样就可能获得精馏段与提馏段塔径不同、结构参数有别的设计结果。但为制造方便通常还是采用同一塔径，仅在流速变化较大或用高合金钢制造的场合才有必要采用不同塔径。
一块筛孔塔板完整的工艺设计必须确定的主要结构参数有：（1）塔板直径D；（2）板间距HT；（3）溢流堰的型式，长度lw和高度hw；（4）降液管的型式，降液管底部与塔板间的距离ho；（5）液体进、出口安定区的宽度Ws，边缘区宽度We；（6）筛孔直径do，孔间距to。
筛板搭的各种性能是由上述各结构参数共同决定的，因此，这些参数不是完全独立的，而是通过液泛、液沫夹带、漏液、板压降等流动现象相互关联的。在设计时，要对所选定的结构参数进行各种水力学校核，并作必要的调整，以获取一个较好的方案。
塔板的设计可按如下步骤进行：
5.1初选塔板间距HT
板间距对塔的液沫夹带量和液泛气速有重要的影响。在一定的气液负荷及塔径条仵下，适当增加板间距，可减少液沫夹带量，且不易发生液泛，从而提高了操作负荷的上限。但是，塔板间距与塔高直接相关，其值不宜过大。
实际上，板间距的选择常常取决于安装和检修的方便，要保证足够的空间高度。在开人孔处，板间距不应小于600mm。
表1
给出了筛板塔不同塔径所推荐的板间距，可供参考。
表1
筛板塔的塔板间距
塔径Dmm
800
~
1200
1400
~
2400
2600
~
6600
板间距HT
mm
300、350、400
450、500
400
、450、500、550、600、650、700
450、500、550、600、650、700、750、800
5.2塔径D的计算
塔径和塔高是塔设备工艺设计最基本的参数。通常，确定塔板数时的误差没有确定塔径时的误差那么大。而且塔一旦建立起来，如果塔板数不适当，尚可以调节操作获得部份的补偿，可是塔径却不能再改变了。因此，确定塔径要留有余地。（1）塔径初算
利用筛板搭的泛点关联图和气体负荷参数计算液泛气速uF；
根据uF初定一个操作空塔气速u＇；
由u′计算塔径D；
参考表1，检查D与HT是否相适应，如果二者不相适应，应调整HT，重新计算D。
对调整计算后的塔径D要按规定圆整到系列值，然后再以圆整后的塔径D去计算实际操作气速u。
规范塔径的公称直径有400、450、500、600、700、800、900、1000、1200、1400、1600，……
等。（2）塔径的核算——检查液沫夹带量利用液沫夹带分率关联图由液气流动参数FLG和液泛分率估计出液沫夹带分率，一般不宜超过0.10，最高只能为0.15。如果过大，就需要加大塔径，即调小实际操作的空塔气速，或者加大板间距，然后重新估计液沫夹带分率。
从经济上看，加大板间距（即增加了塔高）往往比增加塔径有利。
5.3塔板上溢流型式的确定
溢流型塔板，液体流动须克服板上气液接触元件所引起的阻力，形成液面落差。于是气体较多地从塔板上低液位处通过，影响气流均匀分布，降低塔板效率。
筛板塔形成的液面落差较小，这一因素的影响不大。但是液流在塔板上能否均匀分布仍很重要，特别是当液流量较小或塔径较大时，因此，仍需注意正确设计液体流型。
可以按表2综合考虑塔径与液体负荷的关系，决定塔板上的液体流型。
表2
板上溢流型式与塔径、液体负荷关系
塔径mm
液体流量m3/h
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
5.4塔板布置
首先确定降液管型式。常用降液管型式为弓形降液管，只有在塔径较小时才采用圆形降液管。
对于单流型弓形降液管的塔板，如图2所示，其各结构参数，可参考筛板塔塔板结构参数尺寸数据的推荐范围，逐次确定。（1）筛孔孔径do
孔径的大小直接影响塔板操作性能。在开孔率、空塔气速和液流量相同的条件下增大孔径，虽可减小板压降，不易阻塞，但漏液量增大，操件弹性降低。一般在液相负荷低的小塔中，筛孔孔径采用do=4～6mm，塔径大时可采用do＝8～12mm，有特殊要求时，也可采用do＝2.2～3mm的小孔。
（2）筛孔中心距to和开孔率。
为使气液接触良好和最大限度地利用塔板面积，筛孔一般采用正三角形排列，这时孔径do、孔中心距to和开孔率之间的关系为：
孔中心距to，一般推荐值为
，而以最合适。当时，气流互相干扰，容易出现液面晃动和倾流；过大则鼓泡不均匀。
开孔率是影响筛板性能的重要因素，因它直接关系到筛孔动能因数。在相同的空塔气速下，开孔率大则动能因数小。如动能因数过小，塔板气液接触将呈鼓泡状态，漏液量大，塔板效率低。动能因数过高，气液接触呈部分喷射状态，液沫夹带量增加，亦降低塔板效率。泡沫工况操作时，要求按工作区截面积计算的开孔率为5~10%；喷雾工况操作时，开孔率可提高到12%以上。
（3）筛板厚度tp
在塔板结构强度、刚度许可的条件下，应尽可能选用较薄的板材制作筛板，这不仅可以降低干板压降，而且可以改善气液接触状态。筛孔用冲压加工制造的筛板，其厚度：对于碳钢tp≤do；对于不锈钢tp≤，否则加工困难。因此，筛板厚度的选取范围为tp=（0.4~0.8）do。
（4）溢流堰长lw
溢流堰具有保持塔板上一定的液层高度和促使液流均匀分布的作用。常用的溢流堰长为1w=(0.68~0.76)D。
溢流堰过长则堰上溢流强度低，由于塔板构件的安装误差，液体越堰时分布不匀；堰长不够则堰上液流强度高，堰上液头大，影响塔板操作的稳定性，也不利于液流中的气液分离。
堰上液流强度Li按下式计算：
式中
——液体的体积流量，m3/h。
堰上液流强度最好是Li<60m3/m.h,相应的堰上液头约44mm。最大液流强度不宜超过100~130m3/m.h。
（5）堰板高度hw
对于一般的筛板塔板，应使筛板上的清液层高度hL=50~100mm，即堰板高度为hw=(50~100)-how，式中how为堰上液头（mm）。
堰上液头how，对于平直堰，可用佛兰西斯（Francis）公式计算。
一般，堰板高度hw在25~75mm。
真空度较高或要求压力降很小的情况，可按hL≤25mm来决定堰板高，此时hw仅有6~15mm。通常情况则不应取得太低，以免影响气液接触时间和增加液沫夹带量——因为筛板持液量过低，由飞溅引起的液沫夹带量会反常增高。
（6）降液管下沿与塔板板面间距ta
在确定降液管下沿与塔板板面距ta的大小时，应使液体通过此截面的流速Wb<0.4m/s，从而保证液流通过此截面的压力降在13~25mm液柱。ta可按下式计算：
式中
VL——液体的体积流量，m3/s。
Wb一般取0.1~0.4m/s，易起泡的物系取低值；ta一般应大于20~25mm，但要比hw低6~12mm以上，以保证液封。
（7）安定区宽度Ws和边缘区宽度Wc
塔板入口安定区是为防止气体短路进入降液管及防止因降液管流出液流的冲击而漏液；出口安定区则为使液体在进入降液管前，有一定时间脱除其中所含的气体。一般，入、出口安定区的宽度等值设计，取为50~100mm。
边缘区留出一定的宽度Wc，为固定塔板用，其值大小应与塔径相应，一般可取为25~50mm。
5.5塔板各部分面积和对应气速计算
塔板面积可以分为以下几个部分：
（1）降液管截面积Ad
按几何关系先计算降液管宽度Wd
再计算溢流堰lw所对应的圆心角（角度）
则降液管截面积Ad按下式计算
（2）塔板工作面积Aa
指板上开孔区域的面积，按几何关系计算
式中
（3）塔有效截面积An
指塔板之上可供气体通过的面积，又称净截面积。其值为塔截面积A扣除降液管截面积，即An=A-Ad
（4）筛孔总面积Ao
按开孔率的定义
则
Ao=
Aa
以气体流量VG（m3/s）分别按塔截面积A、塔板工作面积Aa、塔有效截面积An、筛孔总面积Ao计算空塔速度u、表观气速ua、有效截面气速un和筛孔气速uo。
6.塔板流体力学校核
对前述设计的筛板必须进行流体力学校核，主要核算的内容为板上溢流强度、板压降、液面落差、漏液情况和液体在降液管内的停留时间等，以判断设计工作点是否在筛板的正常操作范围内。如有不适，必须对原设计的结构参数进行修正。最后，还要绘出所设计塔板的负荷性能图，以全面了解塔板的操作性能，决定设计是否认可。
6.1板上溢流强度检查
平直堰板设计，可采用佛兰西斯（Francis）公式计算堰上液头高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超过60mm，过大须改用双流型或多流型。为保持液流均匀，以往曾规定当平直堰水平偏差超过3mm时，how的下限为6mm，再小则改用齿形堰。但随塔径的增加，要求堰的水平偏差不超过3mm是困难的，因此又规定how的下限为13mm，再小就要改用齿形堰。
6.2气体通过塔板的压力降计算
气体通过塔板的压力降是塔板的重要流体力学特性，它不仅影响塔板的操作，还决定沿塔高的压力分布和全塔的压力降。在保证塔板效率的前提下，希望板压降尽可能低，以减少操作费用。
气体板压降通常采用加和性模型计算，即先分别计算干板压降ho和气体通过泡沫层的压力降hL，均用清液的液柱高表示，则气体通过塔板的压降=ho+hL。
如果算出的板压降超过允许值，可增大开孔率或降低堰板高度hW以减小干板压降ho或板上清液层高hL。
6.3液面落差校核
筛板塔板面液体流动阻力小，其液面落差通常可忽略不计。在塔径和液体流量很大时，可选取相应公式进行核算。
6.4漏液点气速校核
漏液点气速的高低，对筛板塔的操作弹性影响很大。为保证所设计筛板具有足够的操作弹性，通常要求设计筛孔气速uo与漏液点筛孔气速uo′之比（称为筛扳的稳定系数，以k表示）不小于1.5~2.0，即。
校核时，先计算漏液点干板压降，由计算漏液点筛孔气速，再计算稳定系数k，如k值过小就要修正筛板结构参数，改动塔板面积分配，甚至减小塔径，以求得合理的塔板结构尺寸。
6.5降液管内液面高度Hd和液体仃留时间校核
板式塔的液泛一般是由两个原因造成：一是由于气速过高，塔板压降增大，使降液管内液层增高；二是由于液体流量增加，通过降液管的流动阻力增大，也会使降液管内液层增高。当降液管内液面高到溢流堰顶时，即为液泛。
液体自降液管下流，必须克服三项阻力：
（1）液体通过降液管的压头损失hd；
（2）气体通过塔板的压力降；
（3）塔板上的液层压头（）
此三项之和即液体通过降液管所需的液位高度，即降液管内的清液层高度Hd。
实际上降液管内是充气液体，所以降液管内实际液层（发泡）高度为
式中
——相对泡沫密度。
计算出，按防止液泛条件，应有
<(HT+hw)
如果过大，应考虑是否需要加大板间距HT，或者调整塔板结构参数，例如加大降液管下沿与塔板板面距离ta，加大溢堰长lw等，以降低液流阻力来解决。
Hd亦不能过小，才能保证液体在降液管内有足够仃留时间释放夹带气泡，通常规定按清液计的仃留时间要大于3~5秒，即
7.塔板负荷性能图
7.1负荷性能图的绘制
有关五条气、液流量极限关系曲线可按如下原则作出：
（1）液流量下限线
以堰上液头how
的下限值6mm（最好采用13mm）计算对应的液体流量VL，即（VL）min，标绘液流量下限线。
（2）液流量上限线
以液体在降液管内停留时间的下限值3~5秒计算对应的液体流量VL，即（VL）max，标绘液流量上限线。
（3）漏液线
设定5~6个不同的液体流量VL（可在略比（VL）min～（VL）max大的范围
内较均匀地选取），按次计算对应的堰上液头how、漏液点干板压降、漏液点筛孔气速及气体流量下限（VG）min=Ao。
标绘VL～（VG）min曲线，即漏液线。
（4）液泛线
先计算降液管内允许的最大液面高度Hd=，然后设定5~6个不同的液体流量VL（同上条），按次计算对应的堰上液头how、液体流过降液管时的压头损失hd、气体通过泡沫层的压力降hL、允许最大板压降、干板压降ho、筛孔气速uo及气体流量上限(VG)max=uo
Ao。
标绘VL～（VG）max曲线，即液泛线。
（5）过量液沫夹带线
先规定一个液沫夹带量的上限值eG（通常可以取为0.1kg液沫/kg干气体）。然后设定5~6个不同的液体流量VL（同上条），按次计算对应的堰上液头how、有效截面气速uｎ及气体流量上限（VG）/max=uｎAn。
标绘VL～（VG）/max曲线，即过量液沫夹带线。
以上绘制塔板负荷性能图的计算过程，要求五条曲线要分别以一组数据作典型计算在说明书中表述清楚，各组数据的计算结果整理列表表示。
7.2塔板结构设计评述
塔板负荷性能图绘制好后，在图上标绘“操作线”，标明“操作点”，计算“极限负荷比”，并根据塔板负荷性能图图形、操作线和操作点在图中相对位置，对所设计塔的操作弹性大小、操作性能好坏作出评述，决定设计是否认可。
8.塔总体结构
塔的总体结构，如图3所示。它主要包括：
（1）塔体与裙座结构。
（2）塔盘结构
它包括塔盘板、受液盘、溢流堰、降液管及支承件、紧固件、密封件等。
塔盘按装配特点可分为整块式和分块式两种类型。一般塔径为300~900mm时，采用整块式塔盘；塔径在900mm以上时，人已能在塔内进行装拆，可采用分块式塔盘。
（3）除沫装置
常用的除沫装置有折板除沫器、丝网除沫器和旋流板除沫器。在分离要求不严格时，还可用填料层除沫器。
（4）设备管口
包括用于安装、检修塔盘的人（手）孔，气体及液体物料进出的接管，以及安装化工仪表用的短接管等。
（5）塔附件
包括支承保温材料的保温圈、吊装塔盘用的吊柱以及扶梯平台等。
另外，对于精馏用塔，若设分离式加热釜——再沸器，为使其能稳定工作，必须使塔底贮液高度维持恒定，因此还须在塔底设置垂直隔板（图3中未画出）。这种隔板主要有部分循环式、直流式和平衡式等几种。
8.1塔高的计算
有了塔板数和板间距，还需要计算塔的顶部、底部空间及支座高度，才能确定塔高。在因设计人（手）孔和进料管而调大了部分板间距时，计算塔高要相应考虑在内。
（1）塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一块板到塔顶封头切线处的距离。为了减少塔顶出口气体夹带液沫量，顶部空间一般取1.2~1.5m。若要更多地去除液沫，可在塔顶设除沫器，如用金属除沫网，则网底到塔板的距离一般不小于板间距。
（2）塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一块塔板到塔底封头切线处的距离。当进料系统有15分钟的缓冲容量时，釜液的仃留时间可取3~5分钟，否则须取15分钟。但对釜液流量大的塔仃留时间，一般也取3~5分钟；对于易结焦的物料，仃留时间应缩短，一般取1~1.5分钟。据此，就可以从釜液流量求出底部贮液空间，再由塔径求出底部贮液高度，加上板间距即塔底部空间高度。
（3）加料板的空间高度
加料板的空间高度取决于加料板的结构型式及进料状态。如果是液相进料，其高度可与板间距相同或稍大，如果是气相进料，则取决于进口管的形式。
（4）支座高度
塔体常用裙座支撑。裙座的形式分为圆柱形（图４）和圆锥形两种。
裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度。今以圆柱形裙座为例，可知裙座高度是由塔底封头切线至出料管中心线的高度U和出料管中心线至基础环的高度V两部分组成。
Ｕ的最小尺寸是由釜液出口管尺寸决定的；V测应按工艺条件确定，例如考虑与出料管相连接的再沸器高度，出料泵所需的位头等。
裙座上的人孔通常用长圆形，其尺寸为510×（1000~1800）mm，以方便进出。
8.2接管
（1）回流管和液体进料管
回流管和液体进料管的的设计应满足以下要求：液体不直接加在塔盘鼓泡区；尽量均匀分布；接管安装高度不妨碍塔盘上液体流动；液体内含气体时，应设法分离；管内允许流速一般不超过1.5~1.8m/s。
接管的结构形式很多，常用的有直管、弯管和T形管。物料清洁和腐蚀轻微时，可以用不可拆结构，即把进料管直接焊在塔壁上。否则，应用带套管的进料管。图５为直管进料管，其尺寸见表3。进料管距塔板的高度P和管长L，由工艺决定。
表3
进料管尺寸（mm）
内管dg1×s1
外管dg2×s2
a
ｂ
c
H1
H2
25×3
45×3.5
10
20
10
5
120
150
32×3.5
57×3.5
10
25
10
5
120
150
38×3.5
57×3.5
10
32
15
5
120
150
45×3.5
76×4
10
40
15
5
120
150
57×3.5
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
159×4.5
15
125
55
5
120
200
159×4.5
219×6
25
150
70
5
120
200
219×6
279×8
25
210
95
8
120
200
（2）釜液出口管
当塔支座直径小于800mm时，塔底釜液出料管一般可采用图6（a）所示结构，先焊弯段在封头上，再焊支座在封头上，最后焊法兰短接管在弯管上。
当支座直径大于800mm时，出料管可采用图6（b）所示结构。在出料管上，焊有三块支承扁钢，以便将出料管活嵌在引出管通道里。为了便于安装，出料管外尺寸m，应小于支座内径，引出管通道直径应大于出料管法兰外径。
（3）气体进口管
当气体分布要求不高时，用图7（a）所示结构的进气管；当塔径较大，进气要求均匀时，可用图7（b）所示结构的进气管，管上开有三排出气小孔，管径及小孔直径和数量，由工艺条件决定。当采用直接蒸汽加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔设在进入管的下方和侧方，孔径通常为5~10mm，孔中心距为5~10倍孔径，全部吹气孔总截面积约为鼓泡截面积的1.25至1.5倍。
（4）气体出口管
气体出口管安置在塔壁上或安置在塔顶封头上，通常都要考虑除沫问题，可以设置简单的除沫挡板或设置效率较高、结构较复杂的除沫装置。
8.3人孔和手孔
人孔和手孔的安设是为了安装、捡修设备内部装置。
塔径大于800mm时开设人孔，一般每隔10~20层塔板或5~10m塔段设置一个人孔。板间距小的塔按塔板数考虑，板间距大的塔按高度考虑。但在气液进出口等需经常维修、清理部位，应增设人孔。另外在塔顶和塔釜，也应各设置一个人孔。
人孔的形状有圆形和椭圆形两种。圆形人孔的直径一般为400~600mm；椭圆形人孔的最小尺寸为400×300mm。
塔体上宜采用垂直吊盖入孔，也可采用回转盖人孔。图8为一种回转盖快开人孔的结构图。
在设置人孔处，塔板间距至少应比人孔尺寸大150mm，且不得小于600mm。
塔径小于800mm时，可在塔顶设置法兰（塔径小于450mm的塔，采用分段法兰连接），不在塔体上开设人孔，必要处开设手孔。手孔的直径一般为150~250mm，它的结构如图9。
9.精馏塔附属设备选型计算
精馏塔附属设备主要指原料液加热器、釜液再沸器、馏出蒸气冷凝器等，应根据精馏流程先作热量衡算，分别计算原料液预热、釜液加热、塔顶蒸汽冷凝的热负荷，同时确定使用何种加热剂和冷却剂并计算其用量，然后作设备的选型计算。
附录
１、
乙醇～水溶液的密度（kg/m3）
质量%
温度℃
10
20
30
40
50
60
70
8.01
16.21
24.61
33.30
42.43
52.09
62.39
73.48
85.66
100.00
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～水蒸汽在沸腾条件下的密度（kg/m3）,
P=1.013×105
N/m2
质量%
ρ
质量%
ρ
质量
ρ
0
5
10
15
20
25
30
0.589
0.620
0.643
0.667
0.694
0.722
0.750
35
40
45
50
55
60
65
0.785
0.817
0.854
0.887
0.933
0.976
1.020
70
75
80
85
90
95
100
1.085
1.145
1.224
1.309
1.398
1.498
1.592
3、乙醇～水溶液汽液平衡数据（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%
0.01
0.03
0.04
0.05
0.06
0.07
0.08
0.09
0.10
0.15
0.20
0.30
0.40
0.50
0.60
0.70
0.80
0.90
1.00
2.00
3.00
4.00
7.00
10.00
13.00
16.00
0.004
0.0117
0.0157
0.0196
0.0235
0.0274
0.0313
0.0352
0.04
0.055
0.08
0.12
0.16
0.19
0.23
0.27
0.31
0.35
0.39
0.79
1.19
1.61
2.86
4.16
5.51
6.86
0.13
0.39
0.52
0.65
0.78
0.91
1.04
1.17
1.3
1.95
2.60
3.80
4.90
6.10
7.10
8.10
9.00
9.90
10.75
19.70
27.2
33.3
44.6
52.2
57.4
61.1
0.053
0.153
0.204
0.255
0.307
0.358
0.410
0.461
0.51
0.77
1.03
1.57
1.98
2.48
2.90
3.33
3.725
4.12
4.51
8.76
12.75
16.34
23.96
29.92
34.51
38.06
20.00
24.00
29.00
34.00
39.00
45.00
52.00
57.00
63.00
67.00
71.00
75.00
78.00
81.00
84.00
86.00
88.00
89.00
90.00
91.00
92.00
93.00
94.00
95.00
95.57
8.92
11.00
13.77
16.77
20.00
24.25
29.80
34.16
40.00
42.27
48.92
54.00
58.11
62.52
67.27
70.63
74.15
75.99
77.88
79.82
81.82
83.87
85.97
88.15
89.41
65.0
68.0
70.8
72.9
74.3
75.9
77.5
78.7
80.3
81.3
82.4
83.8
84.9
86.3
87.7
88.9
90.1
90.7
91.3
92.0
92.7
93.4
94.2
95.05
95.57
42.09
45.41
48.68
51.27
53.09
55.22
57.41
59.10
61.44
62.99
64.70
66.92
68.76
71.10
73.61
75.82
78.00
79.26
80.42
81.83
83.25
84.91
86.40
88.25
89.41
4、苯、甲苯的密度、表面张力和汽化潜热
温度℃
80
90
100
110
120
苯
密度kg/m3
表面张力dyn/cm
汽化潜热kJ/kg
820
21.3
398
810
20.0
389
790
18.7
384
780
17.6
373
770
16.4
365
甲苯
密度kg/m3
表面张力dyn/cm
汽化潜热kJ/kg
815
21.7
385
805
20.6
379
790
19.6
373
785
18.5
366
770
17.4
358
5、总传热系数（列管换热器）的大致范围
高温流体
低温流体
总传热系数
[千卡/米2·时·度]
苯、甲苯等有机物
水
370～730
水蒸汽
苯、甲苯等有机物
490～1000
水蒸汽
苯
555
水蒸汽
有机质液
490～980
苯蒸汽
水
600～1000
6、乙醇～水混合物的热焓,kJ/kg(kcal/kg)
质量%
密度ρ（15℃）kg/m3
沸腾温度t℃
沸液焓il
汽化热r
蒸气焓iw
kJ/kg
kca/kg
kJ/kg
kcal/kg
kJ/kg
kcal/kg
0
0.80
1.6
2.4
5.62
11.3
19.6
24.99
29.86
31.62
33.39
35.18
36.99
38.82
40.66
50.21
60.38
75.91
85.76
91.08
93.89
98.84
100
1000
998.5
997
996
990
982
972
968
958
955
952
949
946
942
938
918
895
859
834
820
812
804
794
100
99
98.9
97.3
94.4
90.7
87.2
86.1
84.6
84.3
84.1
83.8
83.5
83.3
83
81.9
80.9
79.7
79.1
78.5
78.3
78.25
78.25
418.68
424.96
429.57
434.17
448.82
438.78
420.35
414.49
404.86
402.35
399.84
397.32
393.98
391.05
368.86
360.90
341.64
321.55
269.21
249.95
243.67
238.23
234.04
100
101.5
102.6
103.7
107.2
104.8
100.4
99.0
96.7
96.1
95.5
94.9
94.1
93.4
92.4
86.2
81.6
76.8
64.3
59.7
58.2
56.9
55.9
2258.36
2235.75
2223.19
2213.14
2169.18
2090.89
1977.01
1930.95
1836.75
1812.47
1788.18
1763.90
1738.78
1713.66
1688.54
1557.49
1418.07
1205.38
1070.15
997.30
958.78
918.17
875.04
539.4
534
531
528.6
518.1
499.4
472.2
461.2
438.7
432.9
427.1
421.3
415.3
409.3
403.3
372
338.7
287.9
255.6
238.2
229
219.3
209
2677.04
2600.29
2652.76
2647.73
2618.01
2529.66
2397.36
2345.45
2241.61
2214.82
2188.02
2161.23
2132.76
2104.70
2075.40
1918.39
1759.71
1526.93
1339.78
1247.25
1202.45
1156.81
1109.08
639.4
635.4
633.6
632.4
625.3
604.2
572.6
560.2
535.4
529
522.6
516.2
509.4
502.7
495.7
458.2
420.3
364.7
320
297.9
287.2
276.3
264.9化工原理课程设计任务书
班级________
学号_____
__
姓名_
_
______
设计题目：乙醇水溶液筛板精馏塔的工艺设计
一．基础数据
1．原料液量＿＿＿＿＿＿＿＿
[kg/h]
2．原料液组成
乙醇＿＿＿＿％，水＿＿＿＿％
3．原料液温度
＿＿＿＿＿℃
4．馏出液组成
乙醇含量大于＿＿＿＿＿％
釜液组成
乙醇含量小于＿＿＿＿＿％
（以上浓度均指质量分率）
5．操作压力
常压
二．设计范围
1．精馏系统工艺流程设计，绘流程图一张；
2．筛板精馏塔的工艺计算；
3.
筛板精馏塔塔板结构的工艺设计，绘制塔板负荷性能图、塔板结构图和整体设备结构图；
4．附属设备选型计算。
课程设计指导书(换热器+筛板塔) 本文关键词：筛板，指导书，换热器，课程设计
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