乙苯、苯乙烯精馏塔设备选型
乙苯制苯乙烯
南京工业大学化学化工学院《化工过程与工艺设计》设计题目乙苯脱氢制苯乙烯装置工艺设计学生姓名吴美妍班级、学号化工100704 指导教师姓名林陵设计时间 2013年 6 月27日-2013 年7月12日课程设计成绩：指导教师签字目录第一部分设计说明书前言·······················错误!未定义书签。
第一章概述····················错误!未定义书签。
工艺路线与产品················错误!未定义书签。
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精馏塔设计方案的选定
一、引言精馏塔是化工生产中常见的一种分离设备，通过利用不同组分在液相和气相之间的传质传热差异，实现物质的分离纯化。
精馏塔的设计方案的选定对于生产过程的效率和质量具有重要影响。
本文将从选择塔型、确定塔盘数以及优化操作参数三个方面，介绍精馏塔设计方案的选定。
二、选择塔型精馏塔的塔型选择是设计中的核心问题之一。
常见的精馏塔塔型包括板式塔、填料塔和结构塔。
不同塔型的选择将影响塔的装填方式、气液分布和传质效果。
1. 板式塔板式塔是将塔内空间分为多个水平的塔盘，用来支承塔板。
塔板可分为穿孔板、泡沫塔板和波纹塔板。
穿孔板适用于低液速和正常气速的流体，泡沫塔板适用于气速较高的流体，而波纹塔板适用于高液速和低气速的流体。
根据具体的操作条件和物料属性，选取适宜的塔盘型式。
2. 填料塔填料塔是通过将填料充满整个塔体来提供大量的表面积，增加气液接触，从而增强传质效果。
常用填料有环形填料、球形填料和片状填料等。
根据塔的高度和具体的应用要求，选择合适的填料类型。
3. 结构塔结构塔通过设置各种结构件，如槽板、静雾层和液下分布器等，来提高气液接触效果。
结构塔的选择需考虑到操作远程和疏水性等因素。
在特殊的工艺要求下，结构塔是一种较好的选择。
三、确定塔盘数塔盘数的确定会直接影响到塔的高度和设备投资。
为保证精馏的有效塔盘数，需要考虑到塔盘间的液体波动度、气液分布和传质效果等因素。
1. 传质传热效果传质传热效果是决定有效塔盘数的关键因素之一。
在设计中，需通过实验和计算确定传质传热的塔效，并据此确定有效塔盘数。
2. 液波动度液波动度是塔内液面上下波动的幅度，对有效塔盘数有一定的影响。
一般来说，液波动度较大时，需要增加塔盘数以提高塔的分离效果。
3. 落液区间精馏塔的下部是用于落液的区间，该区间的长度也会影响到有效塔盘数。
通常情况下，落液区间应满足液滴在下部区间内平均停留数秒的要求，并根据设计手册的要求确定有效塔盘数。
四、优化操作参数精馏塔设计方案的选定还要考虑到操作参数的优化。
苯-乙苯常压精馏塔设计
5塔板工艺尺寸计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - -- - - - -12
5.1塔径计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - -- - - - - - -- - - - -12
do——筛孔直径，m
D——塔径，m
uo'——液体通过降液体系的速度，m/s
ev——液沫夹带量，kg液/kg气
R——回流比
Vs——气体体积流量，m/s
Rmin——最小回流比
Wc——边缘无效区宽度，m
HT——塔板间距，m
K——稳定系数
H——板式塔高度，m
Hd——降液管内清夜层高度，m
HF——进料处塔板间距，m
塔型的选择：
本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
设计的依据与技术来源：
本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。
9辅助设备的计算及选型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26
9.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26
乙苯苯乙烯装置简介和重点部位及设备
乙苯苯乙烯装置简介和重点部位及设备简介乙苯苯乙烯是一种重要的有机化学品，广泛应用于合成树脂、橡胶、聚酰胺等方面。
乙苯苯乙烯的生产工艺一般采用乙苯和苯乙烯为原料，在特定的压力和温度下通过催化剂的作用进行反应，产生乙苯苯乙烯。
乙苯苯乙烯的生产装置主要包括反应器、蒸馏塔、冷凝器、氢气发生器、催化剂输送系统和控制系统等。
这些设备均采用先进的自动化控制技术，保证生产效率和生产质量。
重点部位反应器反应器是乙苯苯乙烯生产的核心部件，其主要功能是进行乙苯和苯乙烯的催化反应。
反应器通常由不锈钢或钛材料制成，具有高强度和耐腐蚀性，保证反应的稳定性和安全性。
蒸馏塔蒸馏塔是乙苯苯乙烯生产过程中用于分离产品和副产品的设备，其结构类似于塔式反应器。
蒸馏塔的主体部分由不锈钢、钼或钢化玻璃组成，具有优异的耐酸碱性和防腐蚀性。
冷凝器主要用于将反应产生的气体冷却成液态，便于进一步处理和收集。
冷凝器通常采用板式、管壳式或环形式等不同的结构形式，具有高效的冷却效果和低能耗。
氢气发生器氢气发生器是乙苯苯乙烯生产过程中必须的设备之一，其主要功能是将乙苯和苯乙烯中的杂质和催化剂去除，保障反应系统稳定、安全。
氢气发生器的最新型号采用了先进的膜技术，能够保证高效的反应速率和较小的能耗。
设备催化剂输送系统催化剂输送系统是乙苯苯乙烯生产过程中的重要设备之一。
催化剂是主要的反应物之一，其精准输送对于反应的催化速率和品质影响极大。
催化剂输送系统采用自动化控制技术，能够监控催化剂的输送精度，确保反应系统的稳定性和安全性。
控制系统控制系统是乙苯苯乙烯生产过程中的核心设备之一，主要包括PLC、变频器等。
该系统利用先进的仪表和自动化控制技术，对反应温度、压力、流量等参数进行精准监控和控制，确保反应系统的稳定性和安全性。
同时，控制系统也能够实现数据采集和分析，为工艺优化和质量管控提供有力的支持。
乙苯苯乙烯装置是一套复杂的生产设备系统，由多个部件相互配合完成反应、分离、处理等工艺过程。
乙基苯-苯乙烯精馏塔设计
乙基苯-苯乙烯精馏塔是用于分离乙基苯和苯乙烯的设备，下面是一般的设计步骤：
1. 确定馏分需求：首先需要明确产品要求和馏分纯度，例如乙基苯和苯乙烯的纯度要求。
2. 确定操作压力：根据物料的性质和工艺要求，选择合适的操作压力。
通常情况下，较低的操作压力可以提高苯乙烯的收率，但也会增加设备成本和操作难度。
3. 确定塔的类型：根据馏分过程的要求，选择合适的塔类型。
常见的选择包括板式塔和填料塔。
填料塔通常适用于高液体负荷和较大的塔径，而板式塔适用于较低的液体负荷和较小的塔径。
4. 确定塔内部组件：根据塔的类型和操作要求，选择合适的塔板或填料。
对于填料塔，选择具有良好质量传递和液体分布性能的填料材料。
对于板式塔，选择合适的塔板类型和开孔面积，以满足分离要求。
5. 进行热量平衡计算：根据进料和产品的物料性质，计算出所需的加热蒸汽和冷凝水量，以实现适当的回流比和塔顶温度。
6. 进行塔的设计计算：根据物料的性质、操作压力和分离要求，进
行塔的设计计算。
这包括确定塔径、塔高、塔板数目或填料高度以及其他塔内部组件的具体参数。
7. 进行塔的模拟和优化：使用流程模拟软件进行塔的模拟和优化，以验证设计参数的合理性，并进一步优化操作条件和设备配置。
8. 进行塔的机械设计：根据设计参数和机械强度要求，进行塔的机械设计，包括塔壳厚度、支撑结构和附件的选择等。
9. 进行安全和环保考虑：在设计过程中，要考虑安全和环保因素，确保塔的运行安全可靠，并满足相关的环境保护要求。
请注意，乙基苯-苯乙烯精馏塔的设计涉及复杂的化工工艺和设备工程知识，建议在实际设计中寻求专业工程师的帮助和指导。
精馏塔的设计及选型
精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 (1)1.1工艺条件 (1)1.2设计方案的确定 (1)2塔体设计计算 (3)2.1有关物性数据 (3)2.2物料衡算 (6)2.3塔板数的确定 (6)2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (10)2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (13)2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (17)2.7塔板流体力学验算 (21)2.8负荷性能图 (25)2.9精馏塔接管尺寸计算 (31)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (36)3.1原料预热器的设计 (36)3.2回流冷凝器的设计和选型 (39)3.3釜塔再沸器的设计和选型 (44)3.4泵的选择 (47)3.5筒体与封头 (48)1设计概述1.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。
所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。
（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。
母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。
苯乙苯精馏塔工艺设计与塔顶冷凝器选型设计
分类号： TQ051.8 单位代码： 108密级：一般学号： 2305024026 本科毕业论文（设计）题目：苯-乙苯精馏塔工艺设计与塔顶冷凝器选型设计专业：化学工程与工艺姓名：刘朋指导教师：张理平职称：教授答辩日期：二00九年六月六日目录前言 - 0 -第一章设计任务书 - 1 -1.1 设计题目 ......................................................- 1 - 1.2 设计要求 ......................................................- 1 -1.3 主要物性数据 ..................................................- 1 - 第二章工艺计算 - 3 -2.1 物料衡算 ........................................................................... ....................................- 3 -2.2 相图的绘制 .......................................................................... .................................- 4 -2.3回流比的确定2.4理论塔板数的计算2.5实际塔板数确定2.5.1全塔效率 ET2.5.2实际板数2.6 塔的工艺条件及物性数据计算 ....................................- 7 -2.6.1操作压强 .................................................- 7 -2.6.2板间距的选择和塔径的初步确定 .............................- 8 -2.6.3塔板结构2.6.4塔板的校核2.6.4.1精馏段塔板的校核2.6.4.2提馏段塔板的校核2.6.5塔板负荷性能图2.7设计结果一览表第三章塔的附属设备设计 3.1冷凝器的设计 .................................................- 11 -3.1.1热负荷3.1.2冷凝水出口温度3.1.3流动空间及流速的确定3.1.4有效平均温差及传热面积3.2 初选换热器的规格 ....................................................................... ......................- 12 -3.3 换热器的验算 .................................................- 16 -3.3.1 总传热系数 K o 的验算 ....................................- 16 -3.3.2 计算压强降 .............................................- 18 - 3.3.3 计算壳程压力降 .........................................- 18 -3.3.4 选型结果 ...............................................- 19 - 参考文献 - 30 -主要符号说明 - 31 -谢辞 - 32 -前言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
(化工安全)乙苯、苯乙烯装置简介和重点部位及设备
乙苯、苯乙烯装置简介和重点部位及设备一、装置简介(一)装置发展及其类型1．装置发展自1937年美国陶氏化学公司和德国巴斯夫公司同时实现乙苯脱氢制苯乙烯的工业化生产以来，苯乙烯已有50多年的工业化生产历史。
苯乙烯是重要的有机化工原料。
它作为重要的合成单体与其他烯烃单体发生共聚反应，可生产丁苯橡胶、聚苯乙烯树脂、ABS和SAN树脂、离子交换树脂及不饱和聚酯树脂；此外还用于制药，染料行业，或制取农药乳化剂及选矿剂等。
苯乙烯的主要生产方法为乙苯脱氢法和环氧丙烷共氧化法，前者约占苯乙烯生产能力的90％，乙苯催化脱氢制苯乙烯的工艺有孟山都／鲁姆斯法、巴斯夫法、Fina／Badger法、Cdf法和三菱油化／环球化学法。
而共氧化法步骤多，流程长，又存在环氧丙烷的联产问题，因此国内外生产和研究重点多放在乙苯脱氢法上。
近年来许多公司研究用甲苯代替苯制苯乙烯的方法，如孟山都公司和三菱油化公司的甲苯—甲醇、甲苯—甲烷直接合成苯乙烯方法，是一种全新的工艺路线。
在1992年第10届国际催化剂会议的大会专题报告中，该工艺开发研究列为当代4大烃化技术之一，值得引起苯乙烯技术研究者的重视。
目前，我国苯乙烯生产方法多采用乙苯催化脱氢法。
60年代和70年代建设的小型装置能耗和物耗较高，缺少市场竞争能力，随着国外技术的引进，大部分已停产，剩下的几套经多次技术改造，能耗和物耗有所下降，同时，利用地区差价和本企业下游产品的需求仍维持生产。
2．苯乙烯的主要生产方法及特点目前，世界范围内苯乙烯生产的主要工艺有脱氢法和环氧丙烷法。
脱氢工艺包含Fina／Badger工艺和鲁姆斯／环球化学工艺。
一些生产苯乙烯的公司拥有自身的技术，如陶氏、巴斯夫，其他大部分生产商采用UnitedCatalysts(UCl)和Criterion的催化剂。
UCI占据了70％的脱氢催化剂市场份额，Criterion占20％，其他生产厂家占10％。
在乙苯脱氢制苯乙烯的工艺技术方面，除德国巴斯夫公司外，各家外商技术基本相同，大都是采用高真空绝热脱氢反应和反应热能回收技术，蒸馏都是真空高效填料塔技术(EB／SN分离塔)，各项经济指标大体相同。
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设备计算部分：苯乙烯是含有饱和侧链的一种简单芳烃，是有机化工重要产品之一，为无色透明液体，常温下具有辛辣香味，易燃。
苯乙烯难溶于水，25摄氏度时其溶解度为0.066%，能溶于甲醇，乙醇，乙醚等溶剂中③苯乙烯用途苯乙烯（SM）是合成高分子工业的重要单体，它不但能自聚为聚苯乙烯树脂，也易与丙烯腈共聚为AS塑料，与丁二烯共聚为丁苯橡胶，与丁二烯、丙烯腈共聚为ABS塑料，还能与顺丁烯二酸酐、乙二醇、邻苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂等。
由苯乙烯共聚的塑料可加工成为各种日常生活用品和工程塑料，用途极为广泛。
一、精馏塔参数计算：1.1塔径的计算以所设计塔为中型估计塔径V l g ∗ρgl0.3=8.256∗1.580.3=0.0563根据上述所算出的参数及所设板距（620mm）,经读图可知如下C20=0.163可得液泛速度u=C ρL−ρGρG=0.163∗788.09−1.6871.687=2.89取液泛分率等于0.8塔的有效截面积A u=7.6540.8∗2.89=3.31m2则塔的总截面积为4.315m2塔径D=4Aπ=4∗4.3153.14=2.564m将塔径整数化D=2.6m得塔截面积A=5.306m21.2精馏塔其他部件主要参数1.2.1凹形降液管宽度Wd 和截面积Af 在精馏段 由因塔径D=2.0m ，选用单溢流弓形降液管查手册参数图得验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理 1.2.2降液管底隙高度h 0取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ 1.2.3降液管的尺寸和停留时间设计中依据堰长与塔径之比由图可查，为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的时间停留，由实践经验可知，液体在降液管停留时间不应小于3~5s ，因此确定降液管的尺寸和停留时间。
θ=13.68s A =0.112∗4.5=0.4131.2.4受液盘受液盘有凹形和平形两种型式.平形受液盘一般需在塔板上设置进口堰，以保证降液管液封，并使液体在板上分布均匀。
设置进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。
采用凹形受液盘不须设置进口堰。
凹形受液盘既可在低液量时形成良好的液封，且有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出.液封盘一般在降液管正下方，汇聚液体保持液面液封、分布均匀。
，因此选择凹型受液盘66.0/=D l W ss L H A hTf 555.1336000157.06.03545.036003600>=⨯⨯⨯==θ0722.0=Tf A A 124.0=DW d23545.0m A f =1、堰长2、溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度3、溢流装置计算取板上请液层高度 则同理可得提馏段：ℎOW =0.04m 1.2.5塔板布置1、取边缘区宽度W d =0.035m ,安定区宽度W s =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积212sin 180x A R R απ-⎛⎫= ⎪⎝⎭ ()()1.30.1820.0650.40322d s D x W W m =-+=-+= 1.30.0350.61522c D R W m=-=-=故:210.40320.615sin 1800.615A απ-⎛⎫= ⎪⎝⎭ 20.915m =②提馏段：依下式计算开孔区面积m D l W 65.15.266.066.0=⨯==OWW W h h h -=3/2)(100084.2Wh OW L L E h =m h OW 03.0)65.1.036000157.0(1100084.23/2=⨯⨯⨯=m h L 07.0=m h h h OW L W 04.003.007.0=-=-='''21'2sin180xA x RRαπ-⎛⎫= ⎪⎝⎭210.22320.365sin1800.365π-⎛⎫= ⎪⎝⎭=0.304m2()()''''0.80.1120.0650.22322d sDx W W m=-+=-+=''0.80.0350.36522cDR W m=-=-=1.2．6、筛孔数n与开孔率ϕ取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为4mm,取0/ 3.5t d=故孔中心距t=3.5 ⨯ 5.0=17.5m依下式计算塔板上筛孔数n ,即33221158101158100.915346017.5n Atα⎛⎫⎛⎫⨯⨯==⨯=⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即：2A0.907%7.5%(/)A t dαϕ===（在5~15%范围内）精馏段每层板上的开孔面积为20.0750.9150.0686oA A mαϕ=⨯=⨯=气孔通过筛孔的气速1.0415.16/0.6086soVu m sA===提馏段每层板上的开孔面积为''20.1010.3040.0307oA A mαϕ=⨯=⨯=气孔通过筛孔的气速''0'0.62720.42/0.0307s o V u m sA ===1.2.7、塔有效高度 精馏段；（20-1）*0.4=7.6m提馏段有效高度(16-1)*0.4=6m ；在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一 人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。
设人孔处的板间距等于或大于600m 。
根据此塔人孔设6个。
故：精馏塔有效高度 7.6+6.0+0.5*6=16.6m 总高度为16.6+0.6+0.5=17.7m二、换热器：2.1基本要求：该换热器作用是由于进料的温度较高因此在进料前安装换热器，使物料温度降为泡点温度，以便在接下来的工序得以正常使用，冷却介质为常温的冷水，保证在工艺条件下，长期运转，安全可靠，不泄露，维修清洗方便，满足工艺要求。
采用间壁式换热器2.2换热器类型的选择：因两种流体的温差较大，换热的难度较大，故选用浮头式间壁式换热器，并且使用能够耐腐蚀，承受较大压力的材料，以及采用逆流换热的方式。
2.3换热物料的实际参数2.4、换热器各项参数的确定及计算1、热流量；换热器中Q=4786480.943KJ/h=1329578.04W= 1329578.04J/s2、终端温差：热介质140.85137.89冷介质20.00 25.32温差 120.85115.57则平均温差经校正可计算得：φ=R2+1R−1ln1−P1−PRR2+1)2<0.8'0.9234.9632.16om m tt t Cϕ∆∆∆=⨯=＝67.785x0.6=40.6713、流量传热系数K、实际总传热面积：为求得传热面积A，须先求出传热系数K，而K 值又与给热系数、污垢系数、污垢热阻等有关。
在换热器直径、流速等参数均未确定时，给热系数也无法计算，只能进行试算。
由传热面积计算公式可得：A =203.65m 2 (1)传热计算 ①管程给热系数αiCp=2.345kJ ·kg -1·K -1330.980.0160.7540.02081010Prp ic μλ-⨯⨯⨯==−6×2.345×1030.05557=36.12 ()0.80.320.30.02080.0230.023*******.044/0.021Re 0.754Pr i i i i W C m d λα⎛⎫==⨯⨯⨯=∙ ⎪ ⎪⎝⎭=0.023x 0.0560.015x11520.8x36.120.3=73.84 W ·m -2·K -1 ②壳程对流传热系数αo已知壳程雷诺数Re 0=627.7，Cp=2.491 kJ ·kg -1·K -1Pr 0=c p μλ=2.491∗1.151=0.129 30.5500330.36Re 4.187100.72710 4.860.626e p d c μλαϕμλ-⨯⨯⨯===100＝（）（Pr）Pr取 1.05μϕ=，则α0=506.8 W ·m -2·K -1 ③确定污垢热阻查《化工原理》Rsi ＝0.18(m2·K)/kW 、Rs0＝0.18(m2·K)/kW④总传热系数K 0：00011oW mi i ibd d d so sid d dK R R αλα=++++即计算结果为 K 0=11506.8+0.18×10−3+0.002×1916.8×17+0.18×10−3×1915+1970.84×15=50.05所需传热面积A 0=209.65与换热器面积相差不大，故可以适用。
4、压力降的计算：根据管径越小，结构越紧凑，越便宜，常用外径为19mm ；使u i =10m/s ，设所需单程管数为n ，Φ19mm Х2mm 的管内径为0.015m ，从管内体积流量:Vs =n ×π4×0.0152×10×3600=4078.69m 3/h①管程流体阻力的计算流速 u i =Vs/S i =4078.69/36000.1090=10.3942m/s雷诺数 Re =duρμ=设管为光滑管，根据雷诺数范围，摩擦系数 λ=64Re =0.0350 则管内阻力损失1p ∆=λld u 22 ρ=0.0350×60.015×10.39422×1.02=0.71358kPa回弯阻力损失2p ∆=3×0.096582×6.82=0.0342k Pa有 12()i i s p p p p F N N ∑∆=∆+∆ 则管程总损失△p t = 1p ∆+2p ∆ Fi ∗Ns ∗Np = 7.1358+0.0342 ∗1.5∗2∗2=4.281kPa 式中：F i ——结垢校正因数，无因此，对φ19×2mm 的管子，取为1.5； Np ——管程数，Np ＝2； Ns ——串联的壳程数， Ns ＝2；同理壳程损失：12() 1.0(4.95 1.543) 1.157.467i p p p kpa''∑∆=∆+∆⨯=+⨯=x2=0.5kPa 则通过核算，管程及壳程的阻力损失都不超过30kPa ，故该换热器适用。
2.5、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h=0.25×400=100mm,取折流板间距B=0.3D ，则：B=0.3×400=120mm, 可取B=120mm. 折流板数NB=（传热管长）/(折流板间距)-1=4000/200-1=8块。