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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流化工原理课程设计甲苯乙苯精馏塔浮阀.精品文档.六盘水师范学院化工原理课程设计甲苯乙苯精馏塔（浮阀）学 院 六盘水师范学院专 业 化学工程与工艺目录第一部分 设计任务书一、设计相关符号说明5（二）、设计参考资料 6（三）、设计任务 7（四）、设计参数 7（五）、设计指标 7（六，设计项目7 第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算8 （一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率8 （二）、物料衡算 8二、塔板数的确定8 （一）、理论板层数的求取8（二）、回流比的确定 9（三）、求精馏塔的气液相负荷 10（四）、操作线方程 10（五）、求实际踏板数
2、 11三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 11 （一）、操作压力计算 11 （二）、操作温度计算 12 （三）、平均摩尔质量计算12 （四）、平均密度计算13 （五）、液体平均表面张力计算14（六）、液体平均粘度计算 15（七）提馏段液相平均粘度 16四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算16 （一）、塔径的计算17 (二）、精馏塔有效高度的计算18五、塔板主要工艺尺寸的计算18 （一）、溢流装置计算18 （二）、塔板布置20六、踏板的流体力学验算21 (一) 、塔板压降 21 (二) 、淹塔 22 (三) 、液沫夹带 22 (四) 、液泛 24 （五）、液相负荷上限25(六) 、漏液 25（七）
3、、液相负荷下限25七、精馏塔的设计计算结果汇总一览表25八、冷凝器的设计26（一）、确定设计方案26（二）、确定物性数据 27(三)、热计算负荷 28（四）、冷却水用量 29（五）、估算传热面积 30（六）、换热器的工艺结构尺寸30(七）、换热器核算 31（八）、换热器主要结构尺寸和计算结果 35九、精馏过程流程图 37十、结束语 38一、相关符号说明英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；D 塔径,m
4、；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料层分段高度,m；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m；hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hL 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液层高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱
5、；H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m；HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m；HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m；K 稳定系数,无因次；LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h；Ls 液体体积流量,m3/s；Lw 润湿速率,m3/(ms)；m 相平衡系数,无因次；n 筛孔数目；NT理论板层数；P 操作压力,Pa；P压力降,Pa；PP气体通过每层筛板的降压,Pa；t筛孔的中心距,m；u空塔气速,m/s；uF 泛点气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s；u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s；Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流
6、量,m3/s；wL液体质量流量,kg/s；wV气体质量流量,kg/s；Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m；Ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数；X液相摩尔比；y气相摩尔分数；Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。max最大的；min最小的；L 液相的；V 气相的液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mPas；开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,N/m；密度,kg/m二、参考资料：1 董大勤.化工设备机械基础M. 北京：化学工业出版社，2012. 2 全国化工设备技术中心站.化工设备图样技术要求2000版S 3 GB150.14-2011.压力容器S4 郑晓梅.化工工
7、程制图 化工制图M北京：化学工业出版社，2002.5 JB/T4710-2005.钢制塔式容器S6 天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，19947化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备. 化学工业出版社，19878 路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，20049 陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，200010 柴诚敬、王军等化工原理课程设计，天津科学技术出版社 2006年.11 王存文、孙伟 化工原理实验与数据处理，化工工业出版社 2008年12 陈英南、刘玉兰常用化工单元设备的设计，华东理工大学
8、出版社 2005年13 王明辉化工原理单元过程课程设计，化学工业出版社 2002年14 任晓光 主编 化工原理课程设计指导 化学工业出版社 2009.215 中华人民共和国行业标准，HG20583-98钢制化工容器结构设计规定，199816 中华人民共和国行业标准，HG20593-97钢制管法兰、垫片、紧固件，199717 化工工艺制图 周大军、揭嘉 化工工业出版社，200618 化工工艺设计手册 中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社2003. 819 化学工程师手册 机械工业出版社，2001.120 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,2002
9、21 张受谦.化工手册(上卷).济南:山东科学技术出版社,198622 张受谦.化工手册(下卷).济南:山东科学技术出版社,198423 路秀林，王者相.塔设备.北京：化学工业出版社，200424 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,200225 北京化工研究院“板式塔”专题组，浮阀塔M北京：燃料化学工业出版社，197526 王松汉主编：石油化工设计手册，化学工业出版社，200227 卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006.28 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编.化学工程手册(上卷).北京：化学工业出版社2002.129 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工
10、物性数据手册(无机卷).北京:化学工业出版社,2002设计条件：（三）、设计任务：设计一分离甲苯-乙苯混合物的连续精馏塔（四）、设计参数： 原料液的处理量： 8.0 万t/a：0.35(甲苯质量分数) 塔板形式：浮阀原料液组成 设计条件： 操作压力 4kPa(塔顶产品出料管表压)；4kPa（釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压） 进料热状况 泡点 回流比 自选 单板压降 0.7kPa 年工作时间 300天（24小时连续生产） 建厂地址 六盘水地区（五）、设计指标：塔顶馏出液组成（质量分数）：0.96塔底釜液组成（质量分数）：0.02（六）、设计项目：1. 设计方案简介：对确定的工艺流程、塔及
11、塔板类型进行简要论述；2. 精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；3. 辅助设备的计算及选型；4. 绘制精馏工艺流程图（2号）及精馏塔工艺条件图(2号)；5. 对本设计的评述。第二章 精馏塔的工艺计算一、精馏塔的物料衡算 (一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol（二）、物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量F= 联立解得D=35.55 kmol/h , W=37.67 kmol/h二、塔板数的确定 （一）、理论板层数
12、NT的求取 表1 按托尼方程常数Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163 表2 甲苯乙苯气液平衡相对挥发度相对挥发度由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出 t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0
13、.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 =可得2.10742.09322.07562.05862.04212.02612.01051.99531.98061.9695从而推出 （二）、确定操作的回流比R 因q=1、xe=xf=0.383=0.5581故有：
14、 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即：R=2Rm=4.636所以平衡线方程（三）.求精馏塔的气液相负荷（四）、操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为： 同理可算出如下值：（五）、所以总理论板数为14块（包括再沸器），第8块板上进料。求实际踏板数查的 =0.6 精馏段：Np1=NT1/0.6=14，取Np1=14块； 提留段：NP2=NT2/0.6=10；取Np2=10块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=24块三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）、操作压力计算 塔顶操作压力 ：PD101.325+4
15、=105.325 kPa 每层塔板压降 ：取P0.7 kPa 进料板压力 ：PF101.325+40.714115.325 kPa 塔底操作压力 ：PW105.3250.724122.12 kPa 精馏段平均压力：Pm1（105.325115.325）/2110.325 kPa 提馏段平均压力：Pm2（115.325122.325）/2118.825 kPa（二）、操作温度计算 查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD112.4 进料板温度 ：TF122.5 塔底温度 ： TW134.83 精馏段平均温度 ：Tm1（112.4122.5）/2 = 117.45 提馏段平均温度 ：Tm
16、2（122.4134. 83）/2 = 128.61 （三）、平均摩尔质量计算 精馏段摩尔质量: 由拉格朗日插入法得：气相组成： 液相组成： 提馏段平均摩尔质量 :气相组成： 液相组成： （四）、平均密度计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。气相平均密度用计算液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8
17、737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度求得在平均温度下甲苯和乙苯的密度Tm1 = 117.45 ， kg/m3 ， kg/m3同理：Tm2 = 128.61 ， kg/m3 ， kg/m3精馏段液相平均密度:气相平均密度计算 kg/m3液相平均密度计算 kg/m3提馏段液相平均密度:气相平均密度计算 kg/m3液相平均密度计算 kg/m3（五）、液体平均表面张力计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉
18、及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 A=-0.1053T30.095 乙苯 B=-0.1016T31.046 而液相平均表面张力用计算 表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T110120130140150表面张力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83 1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD112.4 得
19、： DA=-0.1053112.430.095=18.229 mN/m DB=-0.1016112.431.046=18.676 mN/m Dm=0.994518.229(1-0.9945)19.7904=17.42mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF122.5 得： FA=-0.1053122.530.095=17.23mN/m FB=-0.1016122.531.046=18.74 mN/m Fm=0.434417.23（10.4344）18.5289=17.71 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW134.83 得： WA=-0.1053134.8330.09
20、5=15.47mN/m WB=-0.1016134.8331.046=17.035 mN/m Wm=0.0229815.6707(1-0.02298)17.0355=17.103 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力 Lm1=(DmFm)/2=（17.4217.71/2=17.56mN/m 5、提馏段液相平均表面张力 Lm2=(FmWm)/2=（17.4217.103)/2=17.26 mN/m（六）、液体平均粘度计算 表5 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（）温度 T/60708090100粘度（mPas）甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4
21、260.3880.3540.3250.3温度 T/110120130140150粘度（mPas）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213Tm1 = 117.45 ，, mPas , mPas同理;Tm2 = 138.61时， mPas， mPas精馏段液相平均粘度 ： mPas（七）提馏段液相平均粘度：mPas精馏段质量流量：kg/skg/s体积流量: 提馏段质量流量：kg/skg/s体积流量: 四 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 史密斯图 1、 精馏段塔径的计算取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 0.07m。液气动能参数 ：查
22、Smith通用关联图得负荷因子：最大允空塔气速： m/s估算塔径 ：，圆整取，上下塔径一致塔截面积： AT1=0.785D2=0.7852.22=3.7994 m2空塔气速： m/s 2、 提馏段塔径的计算取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 0.07m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：2=0.7F=0.7203 m/s 估算塔径 ：，为加工方便，圆整取. 塔截面积： AT2=0.785D2=0.7852.22=3.7994 m2 空塔气速： m/s 表6 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016
23、002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600（二）、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(14-1) 0.45=6 m 提馏段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(10-1) 0.45=4 m 在进料板上方开一人孔HT，其高度为0.5 m 故精馏塔的有效高度Z =Z精Z提0.5=640.5=10.5 m 五、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径D2.2 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰。各项计算如下：、堰长： 取、溢
24、流堰高度hw1 根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 hOW1可由Francis经验公式计算得：精馏段：提留段： 、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由查弓形降液管的参数图得： 验算液体在降液管中停留时间：精馏段： 提留段：故降液管设计合理。 、降液管底隙高度精馏段： 取则提留段： 取则 （不宜小于0.020.025 m，满足要求）故降液管底隙高度设计合理。 （二）、塔板布置及浮阀数目与排列（1） 塔板分布本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。（2） 浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子,则孔速m/s每层塔板上浮阀数目： 块取边缘
25、区宽度,破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即： 其中 所以浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=72mm则排间距： mm因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取mm，按t=73mm, mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数380个。 按N=380重新计算： m/s塔板开孔率：提留段：取阀孔动能因子,则孔速m/s每层塔板上浮阀数目： 块浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距： mm六、塔板的流体力学计算（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据计算精馏段：干板阻力：m/s因，故 板上充气
26、液层阻力：取， 液面表面张力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： Pa提留段：干板阻力：m/s因，故 板上充气液层阻力：取， 液面表面张力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： Pa（二）、淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。 ,即（1）精馏段：单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：液体通过液体降液管的压头损失：板上液层高度：，则取，已选定则可见，所以符合要求。(2)提留段：单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：液体通过液体降液管的压头损失：板上液层高度：，则取，已选定则可见，所以符合要求。（三）
27、、物沫夹带（1） 精馏段：泛点率泛点率板上液体流经长度：板上液流面积： 查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。（2）提留段：查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得qe对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。物沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：精馏段：整理得：由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出提留段：整理得：表6物沫夹带线上的气液体积流量精馏段0.00
28、25.4140.015.1150提留段0.0025.13270.014.8514（四）、液泛线由此确定液泛线，忽略式中精馏段：整理得：提留段：整理得：在操作范围内任取若干个值，算出的值。 表7 液泛值精馏段0.0018.8487960.0038.7380250.0048.6906660.0078.559268提留段0.0018.2571760.0038.150080.0048.1124490.0077.998738（五）、液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于。液体降液管内停留时间以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：（六、漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，
29、则精馏段：提留段：（七）、液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1.0，则由以上作出塔板负荷性能图 七、精馏塔的设计计算结果汇总一览表表 9项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PkPa110.325118.825平均温度T117.45128.61平均密度气相kg /m32.7842.89液相775.36764.25平均流量气相Vskg /s1.9062.7476液相Lskg /s0.0081430.014实际塔板数31块1113板间距HTm0.450.45塔径Dm2.22.2塔板液流型式单流型单流型溢流堰堰长m1.
30、364板上清液层高度堰高hWmm2.034631.364溢流堰宽度hom0.27282.9830 底隙高度m0.030.2728hLm0.070.070.05 孔径d0mm3.93.9孔数n个380380 孔气速uom/s6.09685.90塔板压降PpkPa0.70.7液体在降液管中的停留时间s15.1368.804泛点率%45.4046.45漏液点气速uOMm/s1.40231.2354负荷上限Lsmaxm3/s0.024470.02447负荷下限Lsminm3/s0.001300.00130气相最大负荷m3/s5.25.1气相最小负荷m3/s1.41.3八、冷凝器的设计一、确定设计方案
31、1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度112.4，以饱和温度流出换热管；冷流体进口温度35，出口温度80。估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 2、流动空间及流速的确定 为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用252.5的碳钢管，管内流速取u=0.5m/。 二、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： 管程水的定性温度为 ： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2、壳程流体在110.783下的有关物性数据如下： 密 度 ： 1= 780.3 kg/m3 定
32、压比热容 ： cp1= 2.08 kJ/(kg) 导热系数 ： 1= 0.113119 W/(m) 粘 度 ： 1=Dm=0.0002379 Pas 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=1000 kg/m3 定压比热容 ：cp=4.2kJ/(kg) 导热系数 ：=0.648 W/(m) 粘 度 ：=0.00055 Pas三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=200.036 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=103.533 kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=20743.78 kg/h =5.76 kg/s 2、壳程流体
33、的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、乙苯在某些温度下的汽化潜热（如表），将其以T为x轴、r为y轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线（如图）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的汽化潜热可用下式算得： 表 10 汽化潜热与温度的关系温度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5 图 8 甲苯 ：r=-0.001T20.4373T420.92 乙苯 ：r=0.0008T20.3999T407.22 由T=112.4 可计算出相
34、应的汽化潜热： 3、热负荷 热负荷：Q=ms1rm=2.1021359.105=754.87 KW（忽略热损失）（3） 逆流平均温差（四）、冷却水用量（五）、估算传热面积 由于管程走水，壳程走冷凝液，总传热系数K=467814 W/（m2），现取K=650 W/（m2） 传热面积： 考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1520.67=23.77 m2。（六）、换热器的工艺结构尺寸 1、换热管及管内流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径为25mm2.5mm的碳钢管，管内流速取u=0.5 m/s。 2、管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根
35、按单程管计算，所需的传热管长度为 （do为管外径）。显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=5 m，则该换热器管程数为，传热管总根数 N=282=58(根) 3、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=1.25 do，则t=1.2525=31.2532(mm) 横过管束中心线的管数 4、壳体内径 采用单管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D400 mm 5、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h0.25400100 mm；取折流板间距B0.3D，则B0.340012
36、0 mm，可取板间距B=150 mm；折流板数，折流板圆缺面水平装配。 6、接管 壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 45 mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 800 mm（七）、换热器核算 1、热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 因是正三角形排列所以当量直径： 壳程流通截面积： 壳程流体流速及其雷诺数分别： 普兰特准数： 粘度校正： 管程对流传热系数 管程流通截面积 管程流体流速及其雷诺数分别 普兰特准数 传热系数K 污垢热阻Rs=0.000344 m2/W , Rs1=0.000172 m2/W；管壁的导热系数=48 W/(m)；。