年產5萬噸氯苯工藝設計畢業(yè)論文

年產5萬噸氯苯工藝設計DesignofProcesswithAnAnnualOutputof50000TonsofChlorobenzene目錄TOC\o"1-3"\h\u31377中文摘要、關鍵詞 I16979英文摘要、關鍵詞 II4877引言 13789第1章產品與設計方案簡介 4245651.1產品簡介 4134954239164121071.2設計方案的確定和說明 42122242582358006511019529441517600620552第2章工藝計算及主體設備設計 7292662.1全塔的物料衡算 710625710877730878733102.2塔板數的確定 715889725061931752.3塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數據的計算 102248510117421030524107014101792911309591279982.4塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數據的計算 121049012104301222969122467313164642.5塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算 141708714689415249231563592.6塔板上的流體力學驗算 16110221632663172281724308181709818290262.7塔板負荷性能圖 18684518299441916982202694120766520164632.8精餾塔的設計計算結果匯總一覽表 218632第3章精餾塔的結構設計 23179553.1封頭 23226193.2塔底空間 23222653.3人孔 23246393.4塔頂空間 2315903.5裙座 2370163.6塔總體高度設計 248511第4章附屬設備設計 25285214.1接管 2556472577102517310261766726108344.2換熱器的設計 261647726226742622405284965299548結論 314082致謝 3223586參考文獻 33年產5萬噸氯苯工藝設計摘要:本設計提出節(jié)能型苯和氯苯的精餾裝置工藝,采用篩板式精餾塔。設計中采用泡點進料,其精餾是利用多次部分汽化和多次部分冷凝分離液體混合物的過程,在工業(yè)生產中,要求將大量混合液進行較為徹底分離進,須采用連續(xù)精餾,將原料液經原料預熱器加熱到指定的溫度,進入精餾塔的中部,在塔內進行精餾。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜用再沸器加熱水至飽和過熱水蒸氣狀態(tài)，送至塔內，塔釜塔底產品經冷卻后送至儲罐。其優(yōu)點是操作穩(wěn)定,能保持塔內部分溫度及組成均不變,自動化程度高,處理能力大,回流比較大。本設計對精餾塔的一些主要設計參數進行了演算。關鍵詞：篩板式精餾塔連續(xù)精餾全凝器再沸器飽和過熱水蒸汽泡點DesignofProcessWithAnAnnualOutputof50000TonsofChlorobenzeneAbstract:Thedesignproposesrectifyingdevicetechnologyofbenzeneandchlorobenzeneofenergysavingtype,usingthesieveplatedistillationcolumn.Usedinthedesignofbubblepointfeeding,thedistillationistheliquidmixtureseparationprocessoftheuseofrepeatedmanyofvaporizationandcondensation.Intheindustrialproduction,thedemandofalargenumberofmixedliquidseparationintomorethoroughly,mustusethecontinuousdistillation.Therawmaterialliquidrawmaterialpreheaterheatingtoaspecifiedtemperature,entersthemiddleoftherectifyingtower,inthecolumnfordistillation.Steamwithfullcondensercondensation,condensateinthebubblingunderpartialrefluxtothetower,theremainingpartoftheproductissenttothecondensercoolingtank.Thetowerkettlereboilerheatingwatertosaturatedwatervaporstate,whichissenttothetower,theproductoftowerreactorandtowerbottomaftercoolingissenttostoragetanks.Theutilitymodelhastheadvantageofstableoperation,themaintainofthetemperatureandcompositionofthetower,ahighdegreeofautomation,largeprocessingability,therelativelylargereturn.Thedesigncalculatesthemaindesignparametersofdistillationcolum.Keywords:sieveplatedistillationcolumn;continuousdistillation;fullcondenser;reboiler;saturatedsteamoverwatervapor;bubblepoint引言塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的[1]。常見的塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸、和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。化工廠或煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量、質量、產能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)保等各個方面，都有重大的影響。據有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設備投資費用的較大比例（見表1.1）。它所好用的剛才重量在各類工藝設備中也屬較多（見表1.2）。因此，塔設備的設計和研究，受到化工、煉油等行業(yè)的極大重視。表1.1化工生產裝置中各類工藝設備所占投資的比例【2】裝置名稱工藝設備類別攪拌設備反應設備換熱設備塔設備合計化工和石油化工6.1522.1945.5525.39100%煉油和煤化工2.6313.0219.5034.85100%人造纖維12.192.3040.1644.90100%藥物和制藥33.1630.6025.929.87100%油脂工業(yè)19.588.9950.9420.49100%油漆和涂料53.6622.0312.9111.40100%橡膠15.3812.0457.4715.11100%表1.2化工生產裝置中塔設備所占的重量比例化工裝置名稱塔設備重量所占百分比250萬噸/年常壓蒸餾16.9250萬噸/年常減壓蒸餾45.560及120萬噸/年催化裂化48.911.5及30萬噸/年乙烯25.0~28.37及16萬噸/年芳烴抽提21.0~27.010萬噸/年苯38.34.5萬噸/年丁二烯54.08萬噸/年氯乙烯33.3工業(yè)上最早出現的板式塔是篩板塔和泡罩塔。篩板塔出現于1830年【3】，很長一段時間內被認為難以操作而未得到重視。泡罩塔結構復雜，但容易操作，自1854年應用于工業(yè)生產以后，很快得到推廣，直到20世紀50年代初，它始終處于主導地位。第二次世界大戰(zhàn)后，煉油和化學工業(yè)發(fā)展迅速，泡罩塔結構復雜、造價高的缺點日益突出，而結構簡單的篩板塔重新受到重視。通過大量的實驗研究和工業(yè)實踐，逐步掌握了篩板塔的操作規(guī)律和正確設計方法，還開發(fā)了大孔徑篩板，解決了篩孔容易堵塞的問題。因此，50年代起，篩板塔迅速發(fā)展成為工業(yè)上廣泛應用的塔型。與此同時，還出現了浮閥塔，它操作容易，結構也比較簡單，同樣得到了廣泛應用。而泡罩塔的應用則日益減少，除特殊場合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生產規(guī)模不斷擴大,大型塔的直徑已超過10m。為滿足設備大型化及有關分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現，已有數十種。工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。產品與設計方案簡介1.1產品簡介產品性質產品性質【4】：有杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。密度1.105g/cm3。沸點131.6℃。凝固點-45℃。折射率1.5216(25℃)。閃點29.4℃。燃點637.8℃，折射率1.5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面張力33.28×10-3N／m．溶解度參數δ＝9.5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數有機溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1..3％-7.1％(vol)。溶于大多數有機溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長時間沸騰則脫氯。蒸氣經過紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。有毒．在體內有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官。對皮膚和粘膜有刺激性．對神經系統(tǒng)有麻醉性，LD502910mg／kg，空氣中最高容許濃度50mg／m3。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險。質量指標氯苯純度不低于99.8%，塔頂產品苯純度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均為質量分數）1.2設計方案的確定和說明裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設備【5】。精餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)精餾和間接精餾兩種流程。連續(xù)精餾具有生產能力大，產品質量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產中以連續(xù)精餾為主。精餾是通過物料在塔內的多次部分氣化與多系部分冷凝實現分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器——全凝器兩種不同的設置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器?？傊_定流程時要較全面、合理地兼顧設備、操作費用、操作控制及安全諸因素。操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實驗采用的是常壓精餾。進料熱狀況的選擇精餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內各層塔板的氣、液相負荷。工業(yè)上多采用接近泡點液體進料和飽和液體（泡點）進料，通常用釜殘液預熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產生聚合或結焦，則應采用氣態(tài)進料。加熱方式的選擇精餾大多采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時宜用直接整齊加熱，其優(yōu)點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需要在提餾段增加塔板以達到生產要求?；亓鞅鹊倪x擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設備費和操作費用之和最低。設計時，應根據實際需要選定回流比，也可參考同類生產的經驗值選定。必要時可選用若干個R值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對應理論板數N，作出N——R曲線，從中找出適宜操作回流比R，也可作出R對精餾操作費用的關系線，從中確定適宜回流比R。塔設備的選取精餾塔是現在化工廠中必不可少的設備，因此出現了很多種的精餾塔。塔設備按其結構形式基本可分為兩類：板式塔和填料塔。其中，浮閥塔是內置一定數量的閥，浮閥可根據氣體的流量自行調節(jié)開度，可以避免漏夜降低氣速。浮閥塔保留了泡罩塔的操作彈性大的優(yōu)點并且浮閥塔板的生產能力大于泡罩塔板。因此發(fā)展很快。所以做分離苯－氯苯的課程選擇了篩板塔。

1.3工藝流程及說明38%氯苯原料儲存38%氯苯原料儲存原料預熱精餾再沸99.8%氯苯儲存分配冷凝冷卻98%苯儲存冷卻第2章工藝計算及主體設備設計2.1全塔的物料衡算料液及塔頂底產品含苯的摩爾分率【6】苯和氯苯的相對摩爾質量分別為和平均摩爾質量原料液及塔頂底產品的摩爾流率依題給條件：則｛2.2塔板數的確定理論塔板數的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M·T法）求取，步驟如下：.1.根據苯-氯苯的相平衡數據，利用泡點方程和露點方程求取依據，，將所得計算結果列表如下：溫度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.680.440.260.130.020y10.910.780.610.380.0750本題中，塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數據，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。.2確定操作的回流比[7]將上表中數據作圖得曲線。在圖上，因，查得，而，。故有：考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：.3求精餾塔的汽、液相負荷.4求操作線方程精餾段操作線：提餾段操作線方程：.5圖解法求理論板層數精餾段操作線過q線為提餾段操作線過c和精餾段操作線與q線的交點d圖2.1苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數的圖解圖解得總理論板層數（包括再沸器）進料板位置實際塔板數.1全塔效率選用公式計算式中的為塔頂與塔底平均溫度下液體的平均粘度操作溫度計算由曲線可讀出塔頂溫度℃進料溫度℃塔底溫度℃塔頂塔底平均溫度℃查得此溫度下苯氯苯的飽和蒸氣壓求得此溫度下.2實際塔板數（近似取兩段效率相同）精餾段塊，取6塊提餾段塊，取12塊總塔板數+再沸器=6+12+1=19塊2.3塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數據的計算平均壓強取每層塔板壓降為0.8kPa塔頂操作壓力加料板平均壓強平均溫度塔頂為80.34℃，加料板為91.1℃精餾段平均溫度=85.72℃平均分子量塔頂，（查平衡曲線）加料板（查平衡曲線）精餾段平均摩爾質量平均密度.1汽相平均密度.2液相平均密度塔頂由℃時，純苯氯苯在任何溫度下的計算【8】得進料板由℃得進料板液相的質量分率精餾段液體的平均表面張力塔頂：由℃查手冊得進料板：由℃查手冊得精餾段液相平均表面張力液體的平液均粘度液相平均粘度依公式計算塔頂由℃查手冊得進料板由℃查手冊得精餾段2.4塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數據的計算平均壓強取每層塔板壓降為0.8kPa塔底操作壓力：加料板：平均壓強平均溫度塔底為131.5℃，加料板為91.1℃提餾段平均溫度=111.3℃平均分子量塔底（查平衡曲線）加料板（查平衡曲線）提餾段平均摩爾質量平均密度.1汽相平均密度.2液相平均密度塔底由℃時，純苯氯苯在任何溫度下的計算得進料板：由℃得進料板液相的質量分率提餾段：2.5塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算塔徑.1塔徑的計算【9】精餾段的汽相體積流率精餾段的液相體積流量.2按Smith法求取允許的空塔氣速【10】（即泛點氣速）由式中C由公式其中的由查Smith通用關聯圖查取圖的橫坐標為初選塔板間距及板上液層高度，則：查Smith通用關聯圖得負荷因子m/s.3操作氣速取安全系數為0.7，則空塔氣速為.4精餾段的塔徑圓整取塔截面積為實際空塔氣速為精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板,精餾段，提留段上放開一人孔，其高度為0.7m故精餾塔的有效高度為塔板工藝結構尺寸的設計與計算.1溢流裝置因塔徑故采用單溢流型弓形降液管【12】，凹形受液盤，且不設進口內堰。溢流堰長取溢流堰高對平直堰;查液體收縮系數計算圖，近似取，于是：降液管的寬度和降液管的面積由查化工原理課程設計圖5—7得，即液體在降液管內的停留時間（滿足要求）降液管的底隙高度（不宜小于0.02~0.025m，本結果滿足要求）選用凹形受液盤，深度2.5邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度本設計取mmmm開孔區(qū)面積式中開孔數和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取故孔心距每層塔板的開孔數（孔）每層塔板的開孔率（應在5~15%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速2.6塔板上的流體力學驗算氣體通過篩板壓降和的驗算.1氣體通過干板的壓降式中孔流系數由查化工原理課程設計P115圖5-10得出，.2氣體通過板上液層的壓降式中充氣系數的求取如下氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有動能因子?。ㄒ话憧山迫。?2】。.3氣體克服液體表面張力產生的壓降.4氣體通過篩板的壓降（單板壓降）和（滿足工藝要求）液面落差的驗算對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。霧沫夾帶量的驗算式中，驗算結果表明不會產生過量的霧沫夾帶。漏液的驗算漏液點的氣速實際孔速篩板的穩(wěn)定性系數（不會產生過量液漏）液泛的驗算為防止降液管發(fā)生液泛，應使降液管中的清液層高度苯氯苯屬一般物系，取=0.5，成立，故不會產生液泛。通過流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適，若要做出最合理的設計，還需重選及，進行優(yōu)化設計。2.7塔板負荷性能圖霧沫夾帶線以式中將已知數據代入上式（1-1）在操作范圍內，任取幾個值，依式（1-1）算出對應的值列于下表0.00030.00500.01000.01500.02000.02505.0094.5644.2553.9963.7653.552依據表中數據做出霧沫夾帶線（2)液泛線由聯立得忽略，將的關系式代入上式，并整理得式中故（2-2）在操作范圍內，任取幾個值，依式（2-2）算出對應的值列于下表：0.00500.01000.01500.02000.02503.353.092.782.651.913依據表中數據做出液泛線（5)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，則（3-3）據此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線（2)漏液線漏液點氣速整理得（4-4）在操作范圍內，任取幾個值，依式（4-4）算出對應的值列于下表：0.00030.00500.01000.01500.02000.02500.8850.9681.0211.0641.1011.134依據表中數據做出漏液線（1)液相負荷下限線取平直堰堰上液層高度m，（5-5）據此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線(3)在負荷性能圖上做出操作點A（）即（0.00289，1.968）連接OA即操作線。在操作性能圖上作出操作線，算出操作彈性由圖看出：塔板的氣相負荷上限有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；任務規(guī)定的氣，液相負荷下的操作點A，處在適宜操作區(qū)內的適中位置；操作彈性為4.962.8精餾塔的設計計算結果匯總一覽表精餾塔的設計計算結果匯總一覽表項目符號單位計算結果精餾段提餾段平均壓強PmkPa107.4114.91平均溫度tm℃85.72111.3平均流量氣相m3/s1.968液相m3/s0.00289實際塔板數塊612板間距m0.450.45塔段的有效高度Zm25.7塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.979塔板液流型式單流型單溢流溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長m1.121.12堰高m0.04740.0474溢流堰寬度m0.24160.2416底隙高度m0.04140.0414板上清液層高度m0.0600.060孔間距mm1515孔數n個68766876開孔面積A0m21.33941.3394篩孔氣速m/s14.5414.54塔板壓降kPa0.8000.8第3章精餾塔的結構設計3.1封頭以內徑為公稱直徑，，查【13】得封頭曲面高度,直邊高度故3.2塔底空間塔底空間(發(fā)揮空間)（一般取0.2~0.5m）帶入數據得3.3人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔體的唯一通道，人孔的設置應便于工作人員進入任何一層塔板。由于設置人孔處的板間距較大，應等于或大于600mm【14】，一般每隔6～8層塔板設一人孔。人孔直徑一般為450～550mm本塔有18塊塔板，設置人孔數為3分別置于塔釜一個，塔頂一個，進料口那層（從上數第6﹑7層塔板之間）一個。人孔直徑選為500mm。塔體上采用垂直吊蓋人孔，設有人孔處的板間距為3.4塔頂空間3.5裙座裙座高度為1.48基礎環(huán)尺寸的確定3.6塔總體高度設計塔總體高度設計計算公式為式中H——塔高，m；——實際塔板數；——進料板數；——進料板數板間距，m；——設人孔處的板間距，m；——塔底空間高度，m；——塔頂空間高度，m；——封頭高度，m； 第4章附屬設備設計4.1接管塔頂蒸汽出料管對其出料管的基本要求是：盡可能減少霧沫夾帶，以降低液體物料的損失，故采用直管出料。本塔頂蒸汽出料管為塔頂冷凝器的進口管，常壓操作取則回流管回流的方式一般有兩種，直管回流和彎管回流。本設計采用直管強制回流。強制回流時：取則進料管進料管的結構類型有很多，其中直管進料方便，而且阻力小，故采用直管進料。進料方式有多種，由泵直接進料操作方便且容易調節(jié)流量，但波動較大，本設計量較大，采用泵直接進料。取則塔釜出料管塔底的液體出料管一般有直管出料和經過裙座的彎管出料，本塔的塔徑較大，宜采用直管出料。該塔的出料管即為塔底再沸器的進口管。塔釜出料進再沸器取則塔釜進氣管對塔釜進氣管的基本要求是：避免液體淹沒氣體通道，盡量使氣體沿塔的橫截面分布均勻，本設計采用帶有斜切口的直管進氣，斜切口可改善氣體的分布狀況。該塔的進氣管即為塔底再沸器的出口管。取則4.2換熱器的設計設計任務處理能力：5t/a氯苯的后工序處理的預熱設備型式：固定管板式換熱器操作條件：進料溫度60℃，出口溫度91.1℃循環(huán)水蒸汽入口溫度130℃，出口溫度130℃允許壓降不大于Pa每年按300天計算，每天24小時連續(xù)運行確定物性數據定性溫度:可取流體進出口溫度的平均值。殼程水蒸氣的定性溫度為T==130℃管程原料的定性溫度T==75.5℃根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。苯在75.55℃下的有關物性數據如下密度定壓比熱容[13]導熱系數0.1285粘度氯苯在75.55℃下的有關物性數據如下密度定壓比熱容【13】導熱系數0.122粘度0.000475故原料液在75.55℃下的有關物性數據如下密度定壓比熱容[13]導熱系數粘度循環(huán)水蒸氣在130℃下的物性數據密度定壓比熱容導熱系數粘度計算總傳熱系數熱流量=18874=909656.8循環(huán)水蒸汽用量==213234平均傳熱溫差91.1-60=31.1總傳熱系數K管程傳熱系數==23537=0.02353.53假設殼程傳熱系數：2900.0001720.00008598管壁的導熱系數:45==233.75計算傳熱面積34.76考慮15%的面積裕度：40工藝結構尺寸管徑和管內流速選用傳熱管（碳鋼），取管內流速0.5；管程數和傳熱管數依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(根)按單程管計算，所需的傳熱管長度為按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。現取傳熱管長，則該換熱器管程數傳熱管總根數(根)傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。取管心距，則：橫過管束中心線的管數(根)殼體內徑采用多管程結構，取管板利用率，則殼體內徑為：345.5圓整后可取350mm.折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去