常压分离环己醇—苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计

1、化工原理课程设计学生姓名： 张 杏 娟 专业班级： 化工11002 指导老师： 吴 洪 特 设计分数： 时 间： 2013.7.1-2013.7.11 目录1化工原理课程设计任务书41.1设计题目41.2设计条件41.3设计内容41.4设计成果52 设计计算52.1精馏流程的确定52.2全塔物料恒算52.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率52.2.2平均摩尔质量52.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率62.3 塔板数的确定62.3.1理论塔板数的求取62.3.2实际塔板数Np112.4 塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算112.4.1 平均压强Pm112.4.2平均温度tm122.4

2、.3平均分子量Mm122.4.4平均密度m132.4.5液体的平均表面张力m142.4.6液体平均粘度的计算142.4.7精馏段的汽负荷计算152.5 精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算162.5.1塔径162.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算162.5.3塔板布置182.6 塔板上的流体力学验算192.6.1塔板压降192.7 精馏段塔板负荷性能图212.7.1漏液线212.7.2液沫夹带线222.7.3液相负荷下限线222.7.4液相负荷上限线232.7.5液泛线233辅助设备选型与计算253.1 塔高253.2接管设计253.2.1塔顶蒸汽出口管径253.2.2回流液管径253.2.

3、3加料管管径263.2.3釜液排出管管径263.3封头和法兰263.3.1法兰263.3.2封头263.4精馏塔的附属设备263.4.1塔顶回流全凝器264精馏塔的设计计算结果汇总一览表315附基础数据326总结331化工原理课程设计任务书1.1设计题目常压分离环己醇苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计任务书1.2设计条件1.2.1处理量(t/a)：7000t1.2.2料液组成(质量分数)：环己醇301.2.3塔顶产品组成(质量分数)： 99.01.2.4塔顶易挥发组分回收率： 99.01.2.5每年实际生产时间：7200h1.2.6进料状态：泡点进料1.2.7塔顶压强：760mmHg(1mmHg

4、133.322Pa)1.2.8公用工程：循环冷却水进口温度：301.2.9预热油温度：2601.3设计内容1.3.1设计方案的确定及流程说明1.3.2塔的工艺计算1.3.3塔和塔板的工艺尺1.3.3.1塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定1.3.3.2塔板的流体力学验算1.3.3.3塔板的负荷性能图1.3.4设计结果概要或设计一览表1.3.5辅助设备选型与计算1.3.6生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图1.3.7对本设计的评述或有关问题的分析讨论1.4设计成果1.4.1设计说明书一份1.4.2 A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图2 设计计算2.1精馏流程的确定环己醇苯酚混合料经原料预热器加热

5、至泡点后，送至精馏塔，塔顶采全凝器冷凝后，一部分作回流，其余为塔顶产品经冷却后送贮槽，塔釜采用间接预热油再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽，流程图如图1 2.2全塔物料恒算2.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率环己醇和苯酚的相对摩尔分子质量分别为100和94kg/kmol。xF=30/10030100+70/94=0.287xD=99/10099100+1/94=0.989由已知条件得处理量F7000t/a=810.19kg/h全塔物料恒算： FD+ WxF FxD D+ xw WxD D/(xF F) w=F- FxF xD=810.19-810.190.2870.990.989=

6、577.43kg/hD=F-w=810.19-577.43=232.76kg/hxw=（xF F- xD D）w=（0.287810.19-0.989232.76 ）577.43=0.00403 2.2.2平均摩尔质量MF=1000.287+1-0.28794=95.72kg/kmolMD=1000.989+1-0.98994=99.93kg/kmolMW=1000.00403+1-0.0040394=94.02kg/kmol2.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率F=810.1995.72=8.46kmol/hD=232.7699.93=2.33kmol/hW=577.4394.02=6.14km

7、ol/h2.3 塔板数的确定2.3.1理论塔板数的求取 2.3.1.1相平衡线方程的求取附表1 环己醇苯酚的相平衡数据txytxy181.9179.1176.4173.8171.3169.6166.7164.5162.4160.4158.5156.7154.9153.2151.7150.0148.5147.0145.6144.2142.90.0000.0250.0500.0750.1000.1250.1500.1750.2000.2250.2500.2750.3000.3250.3500.3750.4000.4250.4500.4750.5000.0000.0990.1860.2630.333

8、0.3960.4510.50l0.5460.5870.6230.6560.6870.7140.7390.7620.7830.8020.8190.8350.850141.6140.4139.2138.0136.9135.8134.7133.7132.7131.7130.7129.8129.0128.1127.2126.4125.6124.8124.0123.30.5250.5500.5750.6000.6250.6500.6750.7000.7250.7500.7750.8000.8250.8500.8750.9000.9250.9500.9751.0000.8640.8770.8880.899

9、0.9090.9180.9270.9350.9430.9500.9560.9630.9680.9740.9790.9840.9880.9920.9961.000将表1中的数据作图得x y图（图2），并将其理合得到相平衡方程。将表1中的数据作图得t-x(y)图（图3）。各梯级的数据表3梯级线xy10.9890.9890.9410.98920.9410.9610.8140.96130.8140.8860.5810.88640.5810.7470.3380.7475加料板0.3380.6020.2120.60260.2120.4210.1150.42170.1150.2260.0490.22680.

10、0490.0950.0180.09590.0180.0330.0060.033100.0060.0080.0010.0080.0010.0012.3.1.2确定操作的回流比 xe=xF=0.287 , xD=0.989, ye=5.6150.2871+4.615*0.287=0.693。故有： Rm=xD-yeye-xe=0.989-0.6930.693-0.287=0.729 取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即有：R=2Rm=20.729=1.4582.3.1.3求理论板数精馏段操作线：y=RR+1x+xDR+1=0.376+0.61382xq线方程：x=.287 提馏段操作线：y=-

11、0.0038+1.94356x 图解得NT=10-1=9块（不含釜）。其中精馏段NT1=4块，提馏段有5块，第5块为加料板位置。 2.3.2实际塔板数Np 2.3.2.1全塔板效率塔的平均温度为181.9+123.32=152.6（取塔顶塔釜的平均温度），在此平均温度下查化工原理附录得： A=0.22 mpa.s , B=0.27 mpa.s L=AxF +B(1-xF)=0.220.287+0.27(1-0.287)=0.256 mpa.s在152.6下环己醇对苯酚的相对挥发度由内插法可算得：=5.214板效率用E=0.49L-0.245则有E=0.49L-0.245=0.49（5.2140

12、.256）-0.245=45.65对于筛板精馏塔，总板效率的相对值要大与1，取1.1则实际板效率ET=1.1E=1.145.65=50.222.3.2.2实际塔板数Np精馏段：Np1=40.5022=8块提馏段：Np2=50.5022=10块总板数：Np=Np1+Np2=8+10=18块不包括塔釜2.4 塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算 2.4.1 平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kpa计算。塔顶： PD=101.3kpa 加料板： PF=101.3+0.78=106.9kpa平均压强：Pm=101.3+106.92=104.1kpa 2.4.2平均温度tm查表1并由内插法得：塔顶为

13、123.7；加料板为155.8，塔底为181.5则tm=123.7+155.82=139.82.4.3平均分子量Mm塔顶、塔底平均摩尔质量计算塔顶： y1=xD=0.989, x1=0.941由相平衡方程式求得 MVD,m=0.98994+1-0.989100=94.066 kg/kmol MLD,m=0.94194+1-0.941100=93.354 kg/kmol加料板：yF=0.693, xF=0.287由相平衡方程求得 MVF,m=0.69394+1-0.693100=95.842 kg/kmol MLF,m=0.28794+1-0.287100=98.278 kg/kmol塔底： y

14、w=0.022 xF=0.00403由相平衡方程求得 MVw,m=0.02294+1-0.022100=99.868 kg/kmol MLw,m=0.28794+1-0.287100=99.976 kg/kmol精馏段平均摩尔质量： MVm=94.066+95.8422=94.954 kg/kmol MLm=93.354+98.2782=95.816 kg/kmol提馏段平均摩尔质量： MVm=99.868+95.8422=97.855 kg/kmol MLm=99.976+98.2782=99.127 kg/kmol2.4.4平均密度m 2.4.1.1液相平均密度L,m 塔顶： LD,A=7

15、85.8kgm3 LD,B=979.4kgm3 1LD,m=aALD,A+aBLD,B=0.99785.8+0.01979.4 LD,m=787.4kgm3进料板：LF,A=764.2kgm3 LF,B=945.3kgm3 1LF,m=aALF,A+aBLF,B=0.3764.2+0.7945.3 LF,m=882.6kgm3塔底： LW,A=744.5kgm3 LW,B=919.5kgm3 aA=0.004031000.00403100+1-0.0040394=0.0043 aB=1-0.0043=0.9957 1LW,m=aALW,A+aBLW,B=0.00403744.5+0.99579

16、19.5 Lw,m=918.9kgm3精馏段：L，m=(784.4+882.6)2=833.5kgm3 提馏段：W，m=(918.9+882.6)2=900.8kgm32.4.1.2汽相平均密度V,mV,m=pmMV,mRTm=104.194.9548.314（273+139.8）=2.880kgm32.4.5液体的平均表面张力m塔顶： D,A=17.57mNm D,B=28.85 mNm (123.7) D,m=D,A D,B D,AxD,B+ D,B xD,A=17.5728.8517.570.011+28.850.989=17.65 mNm进料板：F,A=15.07 mNm F,B=25

17、.87 mNm (155.8) F,m=F,A F,B F,A xF,B+ F,B xF,A=15.0725.8715.070.713+25.870.287=21.46 mNm 塔底: w,A=12.76 mNm w,B=23.15 mNm (181.5) w,m=w,A w,B w,Axw,B+ w,B xw,A =12.7623.1512.760.00403+23.150.99597=12.78 mNm精馏段：L,m=(17.65+21.46)2=19.56mNm提馏段：L,m=(12.78+21.46)2=17.12mNm 2.4.6液体平均粘度的计算查化工原理书的在123.7，155.

18、8和181.5环己醇和苯酚的粘度分别为： D,A=0.65mpa.s D,B=0.51mpa.s (123.7) F,A =0.20mpa.s F,B=0.26mpa.s (155.8) W,A=0.11mpa.s W,B=0.15mpa.s (181.5)按加权求平均粘度 塔顶： LD,m=D,AxD,A+D,BxD,B =0.650.989+0.510.011=0.649mpa.s 加料板:LF,m=F,AxF,A+F,BxF,B =0.200.287+0.260.713=0.243mpa.s 塔底： Lw,m= W,AxW,A+W,BxW,B =0.110.00403+0.150.995

19、97=0.150mpa.s 精馏段液相平均粘度：L,m=（0.649+0.243）2=0.446mpa.s 提馏段液相平均粘度：L,m=（0.150+0.243）2=0.197mpa.s 2.4.7精馏段的汽负荷计算汽相摩尔流率 V=R+1D=1.458+12.33=5.727kmolh汽相体积流量 Vs=VMv,m3600v,m=5.72794.95436002.880=0.052m3s汽相体积流量 Vh=187.2m3h液相回流摩尔流率L=RD=1.4582.33=3.397kmolh液相体积流量 Ls=LML,m3600L,m=3.39795.8163600883.5=0.00011m3

20、s液相体积流量 Lh=0.391m3h2.5 精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 2.5.1塔径1.初选塔板间距HT=0.5m及板上液层高度hL=0.06m,则：HT-hL=0.5-0.06=0.44m2.按Smith法求取允许的空塔气速umax(即泛点气速uF) LsVsLv0.5=0.000110.052833.52.8860.5=0.0360查Smith通用关联图得C20=0.096负荷因子C=C20200.2=0.09619.56200.2=0.096泛点气速： max=CL，m-v,mv,m0.5=0.096833.5-2.8852.8850.5=1.629ms3.操作气速取=0.7

21、max=0.71.629=1.14ms4.精馏段的塔径. D=4Vs=40.0523.141.14=0.24m圆整取300mm,此时的操作气速为0.736m/s2.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算采用单溢流型的平顶弓型溢流堰、弓型降液管、平型受液管，且设进口內堰。2.5.2.1溢流堰长Lw取Lw=0.6D=0.60.3=0.18m 堰上溢流强度LhLw=0.3910.3=1.30m4h 5s（满足要求） 2.5.2.4降液管的底隙高度h0降液管底缘与下一板的间隙h0应比外堰高度hw低，一般取 hw- h0=612mm,液相通过此间隙时的流速应小于0.4 m/s ，取0=0.03m/s，则有

22、： h0=LsLw0=0.000110.180.03=0.0204m(h0不宜小于0.020.025m,本结果满足要求)2.5.2.5內堰高度hw hw=0.051 mh0=0.0204m,故取hw=7mm,以保证液封管的液封，并液体在板上分布均匀，减少进口处液体水平冲出而影响塔板入口处的操作2.5.3塔板布置2.5.3.1塔板因D=300mm800mm，故塔采用整块式，板间距可采用200mm2.5.3.2边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws取边缘区宽度Wc=60mm取安定区宽度Ws=70mm2.5.3.3开孔面积Aa. Aa=2xR2-x2+180R2sin-1xR =20.050.0081-0.

23、0025+1800.0081sin-10.050.09=0.0085m2式中x=D2-Wd+Ws=0.32-0.03+0.07=0.05m.R=D2-Wc=0.32-0.06=0.09m 2.5.3.4开孔数和开孔率 取筛孔的孔径d0=5mm,正三角形排列，取筛板厚度=3mm，且取td0=2.5。故孔心距t=35=15mm。 每层塔板的开孔数目n=1158103t2Aa=11581031520.017=88(个） 每层塔板的开孔率=0.907td02=0.0972.5=0.15(应在515,满足条件) 每层塔板的开孔面积A0=Aa=0.150.0170=0.0035m2 气体通过筛孔的孔速0=

24、VsA0=0.0520.0035=14ms 2.5.3.5精馏段的塔高Z1 .Z1=Np1-1HT=8-10.5=3.5m 2.6 塔板上的流体力学验算 2.6.1塔板压降 2.6.1.1 干板阻力hc的计算 由d0=53=1.67,查干筛板的流量系数图得C0=0.8 故hc=0.0510C02v,ml,m=0.051140.822.880833.5=0.05m 2.6.1.2气体通过液层的阻力hl 气体通过有效流通截面积的气速a,对单流型塔板有： .a=VsAT-Af=0.0520.071-0.0036=0.772ms 动能因子Fa=av,m=0.7722.880=1.310 查图得=0.5

25、0（一般取0.50.6，符合要求） hl=hL=0.500.06=0.03m 2. 6.1.3液体表面张力的阻力计算h h=4L,mL,mgd0=419.560.001833.59.810.005=0.0019m 气体通过每层塔板的液柱高度hp hp=hc+hl+h=0.05+0.03+0.0019=0.0819m 气体通过每层板的压降为 pa=L,mghp=833.59.810.09=669.7pa700pa(设计允许值） 2. 6.1.4液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径的液流量都不大，故可忽略液面落差的影响。 2.6.1.5液沫夹带 ev=5.7610-6LuaHT-Hf3.2=

26、5.7610-619.5610-30.7720.5-0.0753.2 =0.0020kg液kg气om 稳定系数为：.K=oom=145.220=2.681.5 2.6.1.7液泛 为防止降液管内发生液泛，降液管内液层高度应满足Hd(HT+hw) 设进口堰时hd=0.2LsLwh02=0.20.000110.180.02042=0.00018m Hd=hc+hL+hd=0.05+0.06+0.00018=0.110m HT+hw=0.50.5+0.051=0.551m0.110m,故不会产生液泛。 根据以上塔板各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。 2.7 精馏段塔板负荷性能图

27、 2.7.1漏液线 由.om=4.4C00.0056+0.13hl-h om=Vs,minA0 . hL=hw+how how=0.00284ELhLw23 得 Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hw+0.000284ELhLw23-hL,mV,m =4.40.80.0035 0.0056+0.130.051+0.002841.073600Ls0.1823-0.0019883.52.880。整整理得Vs,min=0.0123.169+88.96Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4中。表4 漏液线流量Lsm3s0.000050.00010.0

28、00150.00020.000250.00030.000350.0004Vsm3s0.021770.022000.022190.022360.022520.022670.022800.022932.7.2液沫夹带线 以ev=0.1kg液kg气为限，求Vs-Ls关系如下： ev=5.7610-6LuaHT-Hf3.2 a=VsAT-Af Hf=2.5hl=2.5（hw+how） hw=0.051m. how=0.00284ELhLw23=0.002841.073600Ls0.1823=2.239Ls23 故Hf=0.1275+5.5975Ls23 Hf-HT=0.3725-5.5975Ls23

29、ev=5.7610-619.5610-314.84Vs0.3725-5.5975Ls233.2=0.1 整理得Vs=0.1551-2.3307Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表5中。表5 液沫夹带流量Lsm3s0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004Vsm3s0.151940.150080.148520.147130.145850.144660.143520.14245 2.7.3液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准， how=0.00284ELhLw23

30、=0.002841.073600Ls0.1823=2.239Ls23 则Ls,min=0.000139m3s 2.7.4液相负荷上限线 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限， 得 =AfHTLs=5s 故Ls,max=AfHT5=0.00360.55=0.00036m3s 2.7.5液泛线 令Hd=(HT+hw) 由Hd=hc+hL+hd=0.05+0.06+0.00018=0.110m hp=hc+hl+h=0.05+0.03+0.0019=0.0819m . hl=hL=0.500.06=0.03m. hL=hw+how 联立得HT+-1hw=+1how+hc+hd+h将各参数方程代入

31、上式中，可以整理得.aVs2=b-cLs2-dLs23 a=0.051A0C02v,mL,m=0.0510.00350.822.880833.5=22.48 b=HT+-1hw=0.50.5+0.5-0.5-10.051=0.199 c=0.153(Lwh0)2=0.153(0.180.0204)2=11347.13 d=2.8410-3E1+3600Lw23 =2.8410-31.071+0.5036000.1823=3.359 故.22.48Vs2=0.199-11347.13Ls2-3.359Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表6中。表6 液流量Lsm

32、3s0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004Vsm3s0.093000.092330.091760.091220.090710.090210.089710.08922 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图4所示。 在负荷性能图上操作点为A(0.00011,0.052),由操作线过 OA得出操作线方程为: y=472.73x，做出操作线。 由图4可看出该筛板塔的操作上限为液泛线，下限为漏液线。 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min 之比，即：Vs,maxVs,min=

33、0.091320.02176=4.203辅助设备选型与计算3.1 塔高 已知全塔板间距HT=0.5m，可选择塔顶空间高度HD=2.0HT=1m。塔底空间 HB=1.6m。全塔共有18 块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的手孔数为S=3个，手孔处的板间距选择为HF=0.45m，进料高度取HF =600mm。 H =HD+Np-2-SHT+SHT+HF+HB =1+18-2-30.5+30.450+0.6+1.6 =11.05m3.2接管设计各接管直径由流体速度及其流量，按如下关系进行计算:d=4Vsu3.2.1塔顶蒸汽出口管径低压气体管内流速为1520ms所以取蒸汽速度uD=15ms,则管径

34、为dD=4VsuD=40.0523.1415=0.066m查GB8163-87,选用764mm的无缝钢管。3.2.2回流液管径由于用泵回流，所以uR=1.5ms，则管径dR=4LsuR=40.000113.141.5=0.010m 查GB8163-87,选用183mm的无缝钢管。3.2.3加料管管径由于用泵进料，所以取uF=1.5ms，则 Fs=FMLF,m3600LF,m=8.4698.2783600882.6=2.6210-4m3s dF=4FsuF=42.6210-43.141.5=0.015m查GB8163-87,选用253mm的无缝钢管。3.2.3釜液排出管管径 釜液流出速度取uw=

35、0.5ms，又 Ws=WMLw,m3600Lw,m=6.1499.9763600918.9=1.8610-4m3s 则管径. dW,L=4Wsuw=41.8610-43.140.5=0.022m查GB8163-87,选用323mm的无缝钢管。3.3封头和法兰3.3.1法兰 由于常压操作所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的直径选相应的法兰。如：根据进料管选取进料管接管法兰：PN 0.25MPa DN 15(GB 20593-1997),其余选取方法同。3.3.2封头 本设计采用椭圆封头，由公称直径 DN=300，查得曲面高度h1=75mm边高度h2=25mm。选用封头 DN 3006 (

36、JBT 4737-95)3.4精馏塔的附属设备3.4.1塔顶回流全凝器考虑到易于清洗和检修采用浮头式换热器3.4.1.1设备选型由于循环冷却水较易结垢,且塔顶压力为常压，塔顶温度为123.7，所以可采用锯齿形板式换热器。选取管径252.5mm,管内流速ui=1.50ms已知冷凝水进口温度t1=30； 混合气进口温度T2=123.7 取冷凝水出口温度t2=40; 混合气出口温度T1=603.4.1.2工艺计算冷凝水的定性温度：t=30+402=35 混合气的定性温度：T=123.7+602=91.85查得两流体在定性温度下的物性数据见7物性数据定性温度/密度kgm3黏度mPas比热容KJ/(kg

37、)热导率W/(m)汽化热kJkg-1混合气91.853589993.60.510. 7421.324.1740.01220.628304水 计算热负荷： Q=ms1CP1T1-T2+ms1r1=232.7636001.32123.7-60+232.763600304 =25.09kw 冷凝水用量为 ms2=QCP2t1-t2=25.0910004.174(40-30)=0.601kgs 计算平均温差（按逆流计算） tm=123.7-60-（60-30）ln123.7-60/(60-30)=29.00 初估换热面积及版型取K为370w/(m2) 初估换热面积 A=QKtm=31.76100037

38、029.00=2.34m2 考虑15%的面积裕度A=1.15A=1.152.34=2.69m2管径252.5mm,管内流速u1=1.30ms,根据传热管内径和流速确定单程传热管数ns: ns=V0.785d2u1=0.601993.60.7850.0221.32=2根按单管程计算所需换热管的长度： L=Ansd0=2.6923.140.025=17.13m 按单管程设计，传热管过长，根据实际情况取管长L=6m,则该换热器的管程为Np=Ll=17.136=3（管程） 传热管的总根数为：NT=23=6根 P=t2-t1T1-T2=40-30123.7-60=0.16 R=1P=6.37查双壳程的温

39、差系数图得=0.97 故tm=tm=0.9729.00=28.13 初估换热面积为 A1=QKtm=25.0910337028.13=2.41m2 传热管排列和分程方法 采用组合排列，即每层内按正三角形排列，隔板两侧按正方形排列。取管心距t=1.25d0=1.2525=32mm 隔板中心到其中最近的一排管中心距离S:按净空不小于6mm的原则确定，亦可按下式求取： S=t2+6=322+6=22mm分程隔板两侧相邻管排之间的管心距 ta=2S=222=44mm管中心距t与分程隔板槽两侧相邻管排中心距ta的计算结果与相关表给出数据完全一致，证明可用。采用3管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径

40、D=1.05tNT-1=1.053260.7=98.37mm圆整取D=100mm。折流板：采用弓形折流板，取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0.25100=25mm,取h=25mm。取折流板间距为B=0.3D=0.3100=30mm。则折流板数. NB=传热管长折流板间距-1=600030-1=199块折流板水平安装。2.核算总传热系数K壳程对流传热系数 当量直径由正三角形排列得de=32t2-4d02d0=320.0322-3.1440.02523.140.025=0.020m壳程流通截面积S0=BD1-d0t=0.030.11-0.0250.032=6.5610-4m2 u0=232.763600896.5610-4=1.10ms. Re0=0.0201.1890.5110-3=3839 Pr0=1.321030.5110-30.0122=55.18 0=0.360.01220.02038390.5555.18131=141.13W(m2) 管程给热系数 管程流通截面积Si=0.7850.020262=9.4210-4m2 ui=232.763600993.69.4210-4=0.07ms Rsi=0.0200.07993.60.74210-3=1874710000 Pr0=4