工艺设计要点24点

工艺设计要点之一：物性数据
某些工程设计实践经验是十分宝贵的。

听说某资深工程师在现场转一转，瞄着一根管线和旁边流量计的读数，就能估算出其压降来，
不超过5%误差；不要做什么复杂的计算，就能目测出容器的大概尺寸；向裸管上吐一口唾沫，能估
计出其表面温度；这些专业特技绝活非一日之功，都是经过长期的实践和体会摸索得来的。

除了已经定式的一些概念、数据之外，肯定还有一些简便的算法、规则在其脑海里。

但要强调
的一点是，这些经验公式只是用于估算，在某些场合下不能替代严格设计计算。

它只适用于远离设
计本部的施工现场，手头又没有严格正规的设计计算程序、手册。

这时，凭经验和这些设计要点可
以省却很多时间。

实际工程经验的积累是从一个普通工程师到资深工程师的转折点。

对一个化学工程师来说，实
际工程经验是十分重要的。

估算在某些时候、某些场合要比严格计算更加实惠、便捷。

在以后不定期刊发的“工艺设计要点之...”系列选辑中，将汇编一些工程设计中常见的数据、
图表和关联式。

希望广大设计人员，尤其是工艺系统工程师们搜集工作中的点滴经验、体会，贡献
出来，取长补短，共同提高我们的设计水平的技能。

本期从几个方面陈列一些常用的工程数据，供化学工程师参考。

常用物质的物理性质数据
物性单位水有机物液体蒸汽空气有机物气体
4.2 1.0～2.5 2.0 1.0 2.0～4.0 热容
kJ/kg-o C
1000 700～1300 1.29@STP 见下式
密度
kg/m3
潜热kJ/kg 1200～2100 200～1000
导热系数
0.55～0.7 0.1～0.2 0.025～0.07 0.025～0.05 0.02～0.06
W/m-o C
随温度变化0.01～0.03 0.02～0.05 0.01～0.03 粘度cP
1.8@0o C
0.57@50o C
0.28@100o C
0.14@200o C
普兰德数1～15 10～1000 1.0 0.7 0.7～0.8
Prandtl数表示流体物性对传热的影响。

有机物液体密度与温度的关联式：
ρL∝(Tc-T)0.3
有机物气体密度可按下式计算：
ρG=(MW×P)÷(Z×R×T)
水的沸点是压力的函数：
T bp(o C)=(压力MPa×109)0.25
其他常用的工程常数：
在空气中的声速= 346 m / s
光速= 3.0×108 m / s
重力常数=980.665 g m cm / g f s2
阿佛迦德罗常数=6.02×1023 /mol
普适气体定律常数R= 1.9872 g cal / g mol K =8.31434 J / mol K =8.31434 m3 Pa / mol K 质-能关系=8.99×1016 J/kg =913.5 MeV / u
介电常数=8.85×10-12 F / m=1.26×10-6 H / m
普朗克(Planck)常数=6.63×10-34 Js =4.14 x 10-15 eVs
波尔兹曼(Boltzmann)常数=1.38×10-23 J / K =8.62×10-5 eV / K
元素电荷=1.60×10-19 C
电子静质量=9.11×10-31 kg
质子静质量=1.67×10-27 kg
玻尔(Bohr)半径=5.29×10-11 m
玻尔(Bohr)磁子= 9.27×10-24 J / T =5.79×10-5 eV / T
其他常见的无因次数群：
雷诺数(Reynolds)表示惯性力与粘滞力之比；
普兰德数(Prandtl)表示流体物性对传热的影响；
施密特数(Schmidt)表示流体物性对传质的影响；
努塞尔数(Nusselt)表示给热系数；
欧拉数(Euler)表示压差；
马赫数(Mach)表示线速与声速之比；
施伍德数(Sherwood)表示传质系数；
史坦顿数(Stanton)表示传递热量与流体热容量之比；
韦勃数(Weber)表示惯性力与表面张力之比；
弗鲁德数(Froude)表示重力对流动过程的影响；
伽利略数(Galileo)表示重力与粘滞力的关系；
格拉斯霍夫数(Grashof)表示自然对流对传热的影响；
路易斯数(Lewis)表示物性对传热和传质的影响；
彼克列数(Peclet)表示总体传热量与扩散传质量之比。

工艺设计要点之二：精馏塔和管壳式换热器
精馏塔
1。

填料塔：
(a)根据每米填料层高度的压降，来判断是否会液泛。

通常每米填料的液泛压降为0.017～0.025 Kg/cm2
(b)而在载点以下操作，则是正常稳定的操作条件。

通常每米填料的载点压降为0.0043～0.009 Kg/cm2
在此操作条件下的填料等板高度HETP是最低的，
也即分离效率最高。

2。

由于风载和地基等原因，塔的高度一般不超过53米。

3。

对于小于900 mm直径的小塔，通常采用填料塔。

这是基于小直径板式塔制造费用高昂的考虑。

4。

典型的全塔效率通常在60～90 %之间。

5。

通常筛板塔盘间距为300～400 mm；真空塔盘间距为500～750 mm。

如果考虑方便维修，相应的板间距要大一些，机械设计上的最低要求为460 mm。

管壳式换热器
1。

换热介质的流向配置：
(a)将腐蚀性强的流体安排在管内，这样只需少量的贵重合金管材即可。

如果壳间走腐蚀性流体，不仅需要昂贵的壳体材料，而且壳内的管子也需耐腐材料。

(b)将易结垢的流体安排在管内，通过流速控制可以适当清除污垢。

检修期间，不用抽出管束就可以机械清洗直管段。

(c)对于高温/高压操作的流体安排在管内，可以省却特殊、昂贵的制造材料。

(d)将较低流速的介质安排在壳侧，可以体现出其经济性能。

因为低流速流体在壳侧比在管内更易产生有利于传热的湍流现象。

2。

在各种操作压力条件下，换热器中较为合理的压降如下：
操作压力合理的压降
真空～常压操作绝压的十分之一
操作表压的二分之一
1～1.7 Kg/cm2
1.7 kg/cm2以上0.35 Kg/cm2或更高
3。

当冷却粘度较大流体时，顺流操作比逆流换热要好。

因为冷流体可以获得较高的传热系数。

4。

壳径与列管根数的经验关联式为：
D=1.75×d×(n×Np)0.47
其中 D为壳内径，mm
d为管外径,mm
n为每程的列管根数
Np为每壳程内的管程数。

工艺设计要点之三：材料选择
优点缺点
碳钢便宜、易成型、最常用、耐微碱性环境不耐酸、强碱物料、相对易脆(尤其低温环境下)
不耐含氯物料、在高温环境下降低性能参数
不锈钢相对便宜、易成型、相对碳钢更适合于
各种酸、碱性环境
254 SMO 中等价格、相对易成型、相对不锈钢更
稍耐含氯物料、在高温环境下稍降低性能参数适合于各种酸、碱性环境
钛合金耐含氯物料(海水环境)、高强度薄材稍昂贵、难成型、焊接难
铅钛合金耐含氯物料(高温、海水环境) 非常昂贵、难成型
镍耐碱性物料(高温、海水环境) 昂贵、焊接难
哈氏合金耐酸性物料(适应范围广) 相当昂贵、易焊接
石墨耐弱盐酸性物料非常昂贵、易脆、难成型
钽其他材料的替代品(非常苛刻的场合) 极其昂贵、慎重选用
工艺设计要点之四：凉水塔
1。

在工业凉水塔设计中，取决于空气的温度和湿含量，
湿球温度就是水可以被冷却到的最低理想温度，
实际上可以达到环境饱和空气90 %左右的冷却等级。

2。

凉水塔的尺寸大小是与水温、湿球温度有关的。

其相对大小比例如下：
T水-T湿，oF 相对尺寸大小
5 2.4
15 1.0
25 0.55
3。

循环水量通常在5～10 m3/hr-m2，空气速度通常在1.5～2 m/s
4。

逆流诱导式通风塔是最常见的。

这些塔的操作条件可达湿球温度的1 oC之内，通常在3～6 oC的温差之内。

5。

对于需要每冷却6 oC左右的凉水塔，约有1 %的循环量损失。

飘散损失约占循环量的0.25 %左右，排放约占循环量的3 %左右，
以防止氯盐类物质等化学品在系统中的累积。

工艺设计要点之五：输送装置
1。

对于大于120 m长距离、大通量物质传递的场合，选用气流输送装置是最适宜的。

还适用于多个输送源、多个目的地的工况。

对于真空或低压系统(0.4～0.8 Bar)，输送空气速度为10～37 m/s。

输送空气量约在0.03～0.5 m3/m3输送固体。

2。

拖曳型刮板输送机是全封闭的，适合于短距离输送物质。

块料尺寸约为75～480 mm，输送速度为0.2～1.3 m/s,
所需动力比其他形式的输送装置要大。

3。

斗式提升机常用于垂直输送物料的场合，且物质是比较粘稠、研磨的物料。

500×500 mm容量抓斗的处理能力可达28 m3/hr，
提升速度为0.5 m/s，最快速度可达1.5 m/s
4。

带式输送机用于长距离、大通量输送。

倾斜度最大为30o角，600 mm宽的皮带输送能力达85 m3/hr，
输送速度约为0.5 m/s，最快速度可达3 m/s
所需动力相对要小些。

5。

螺旋输送机用于粘稠、研磨物料的长达46 m距离的输送。

倾斜度最大为20o角，300 mm直径螺旋板的输送能力达85 m3/hr，
转速为40～60 转/分时的输送能力可达28～85 m3/hr
工艺设计要点之六：结晶器
1。

大多数结晶过程中，C/C sat(浓度/饱和浓度)之比保持在1.02～1.05之间。

2。

晶体生长速度和晶粒大小取决于溶液的过饱和度。

3。

在冷却结晶过程中，溶液温度保持在给定浓度的饱和点以下0.5～1.2o C较合适。

4。

常见的晶体生长速度约为0.1～0.8 mm/hr
工艺设计要点之七：电机与透平
1。

电机马达的效率一般在85 ~ 95% ；
蒸汽透平的效率一般在42 ~ 78% ；
燃气透平的效率一般在28 ~ 38% 。

2。

对于75 kW (100 hp)以下的用户，通常采用电机，
最高可用于15000 kW (20000 hp)的用户。

3。

最常用的是感应电动机。

例如转速低达150 转/分的同步电动机，其额定功率为37 kW (50 hp)左右。

适用于低转速往复压缩机。

4。

蒸汽透平机很少用于75 kW (100 hp)以下的用户，其转速可以控制。

5。

采用气体膨胀机可以回收上百马力的能量，同时也是获取低温的手段。

膨胀机每产生100kW的功率，相当于移去了360kJ/h的热量。

6。

由下式估算透平机的功耗：
其中ΔH = 实际可用功，Btu/lb
Cp = 常压热容，Btu/lb o F
T1 = 入口温度，o R
P1 = 入口压力，psia
P2 = 出口压力，psia
K = Cp/Cv
工艺设计要点之八：固体干燥
1。

喷雾干燥只需几秒钟的时间，而转筒式干燥时间则需几分钟，乃至一个小时。

2。

处理3～15 mm球粒状物料干燥的连续板/带式干燥器的干燥时间约为10～200分钟。

3。

用于处理高粘度流体物料的鼓式干燥器接触时间约为3～12秒，
产品片厚约1～3 mm。

转鼓直径约0.5～1.5 m，转速约为2～10转/分。

最大蒸发能力约为1363 kg/hr
4。

转筒式干燥器操作的空气流速为1.5～3 m/s，最高达11 m/s。

停留时间约5～90分钟。

对于新设计的转筒干燥器，需要85 %的横截面积空间。

采用逆流操作的设计，出口气体温度高于固体温度约10～20o C。

而并流操作的设计，要保证固体物料出口温度为100o C。

转速通常为4～5转/分，转速与筒径(m)的乘积约为4.6～7.6。

5。

气流输送干燥器适用于1～3 mm的颗粒干燥，甚至大至10 mm的颗粒物料。

空气速度约为10～30 m/s，典型的单程干燥停留时间接近1分钟。

设备尺寸约为直径0.2～0.3 m，长1～38 m。

6。

流化床式干燥器适合处理4 mm以下的颗粒干燥。

气速的设计参数为最小流化速度的1.7～2倍。

一般连续操作的干燥时间取1～2分钟就足够了。

工艺设计要点之九：罐式容器
1。

液体罐通常是卧式的，气液分离罐通常是立式的。

2。

适宜的长度/直径比为3，范围在2.5 ~ 5。

3。

半充满回流罐的停留时间为5分钟；
气液分离罐进料到另一个塔之间的设计停留时间为5 ~ 10分钟。

4。

炉前进料罐的停留时间最好是30 分钟。

5。

压缩机前气液分离罐的设计停留时间应该为每分钟液体体积通量的10 倍。

6。

液液分离器的设计停留时间应该维持沉降速度为0.85 ~ 1.3mm/s
7。

气液分离罐中气体临界速度= 0.048 (液体密度/气体密度-1)0.5
密度为kg/m3，临界速度为m/s
8。

除沫器中丝网层厚度通常为150 mm。

9。

对于正压分离系统，丝网层之前的分离空间为150～450 mm，
丝网层之后的分离空间为300 mm。

工艺设计要点之十：蒸发器
1。

最常见的类型是垂直长管自然或强制循环蒸发器。

管径在19～63 mm之间，管长在3.6～9.1 m之间。

2。

强制循环速度一般在4.5～6 m/s范围内。

3。

溶液沸点温度升高(BoilingPointRise或B.P.Elevation)
是由于溶液中存在不挥发溶质的作用，
而导致溶液温度与饱和蒸汽温度的差别。

4。

当BPR大于4o C时，较经济的做法是采用4～6效串联蒸发器设计。

温差愈小，采用取决于蒸汽消耗成本的串联设计，其经济效果愈加明显。

5。

增加多效之间的蒸汽压力，可以采用喷射器(20～30%效率)，
或者机械压缩机(70～75%效率)。

工艺设计要点之十一：过滤器
1。

通常依据实验室真空滤叶试验的形成滤饼时间来分类的，
0.1～10 cm/s为快速；
0.1～10 cm/min为中速；
0.1～10 cm/hr为慢速；
2。

如果5分钟之内不能形成3 mm厚的滤饼，则不应采用连续过滤方法。

3。

对于需要快速过滤的场合，最好选择带卸料、顶加料的转鼓过滤机和加压式离心过滤机。

4。

对于需要中速过滤的场合，最好选择带真空鼓式和边沿式离心过滤机。

5。

对于需要慢速过滤的场合，最好选择压滤机或者澄清式离心过滤机。

6。

对于需要过滤微细砂矿石的场合，转鼓速率为7335 kg/day-m2，
转速20 转/hr，真空度457～635 mm Hg。

7。

对于需要过滤矿脉固体和结晶的场合，转鼓速率为29340 kg/day-m2，
转速20 转/hr，真空度51～152 mm Hg。

工艺设计要点之十二：混合与搅拌
1。

中等搅拌程度的流体表面速度为0.03～0.06 m/s，而强烈搅拌的流速为0.2～0.3 m/s。

2。

测量有挡板搅拌槽内的搅拌强度，主要依据是所需动力和叶轮尖端速度：
动力输入叶端线速
m/s
kW/m3
掺混0.033～0.082 -
均相反应0.082～0.247 2.29～3.05
带传热的反应0.247～0.824 3.05～4.57
液～液混合0.824 4.57～6.09
气～液混合0.824～1.647 4.57～6.09
淤浆 1.647 -
3。

各种搅拌槽的几何尺寸都与其容器的直径(D)有关：
液位=D
涡轮叶片的直径=D/3
叶轮距槽底距离=D/3
叶片宽度=D/15
四直叶挡板宽度=D/10
4。

对于需要沉降速度为9 m/s的固体悬浮物，采用涡轮式叶轮设计；
对于需要沉降速度为46 m/s的场合，则采用强化搅拌的推进式叶轮设计；
5。

气～液混合所需的动力比完全液体混合所需的动力约小25～50 %。

工艺设计要点之十三：压力容器和贮罐
1。

在-30 o C到345o C之间的设计温度，取最大操作温度加上25o C 的余量。

2。

一般情况下，设计压力取最大操作压力的110 % 或者在最大操作压力值上再加0.69～1.7 bar ，取大者。

最大操作压力取正常操作压力值加上1.7 bar 。

3。

对于真空操作，设计压力取相对于全真空的1 bar(表)压力。

4。

保证罐体结构安全的最小壁厚为：
对于直径为1.07 m及以下尺寸的罐，壁厚取6.4 mm ；
对于直径为1.07 ~ 1.52 m尺寸的罐，壁厚取8.1 m ；
对于直径为1.52 m以上尺寸的罐，壁厚取9.7 mm 。

5。

许用工作应力取材料强度极限的1/4。

6。

最大许用工作应力：
温度范围-30 ~ 345 o C 400 o C 455 o C 540 o C
碳钢SA203 1290 bar 1070 bar 686 bar 273 bar
不锈钢302 SS 1290 bar 1290 bar 1100 bar 431 bar
7。

容器壁厚估算式：
壁厚=(压力×外曲率半径)÷(许用应力×焊接效率-0.6×压力)+腐蚀余量
其中：压力为psi(表)；
曲率半径为英寸；
应力为psi；
腐蚀余量为英寸。

初始设计工况的焊接效率通常取0.85。

8。

腐蚀余量取值：
已知腐蚀性介质9 mm；
非腐蚀性介质4 mm；
蒸汽罐或空气槽1.5 mm。

9。

小于3.8 m3容量的贮罐，采用带支腿的立式罐。

10。

3.8 ～38 m3之间容量的贮罐，采用混凝土支承的卧式罐。

11。

大于38 m3容量的贮罐，采用混凝土座的立式罐。

12。

贮存低蒸气压的液体，采用浮顶罐。

13。

原料贮罐通常按30天供料设计。

14。

贮罐容积应该设计为货运槽车容积的1.5倍。

工艺设计要点之十四：管道
1。

对于液体管线尺寸设计:
合适的流速为1.5+0.004×D m/s ，泵出口端压降约为0.04 kg/cm 2/100 m 管线。

在泵入口端，流速为0.4+0.002×D m/s ，压降约为0.008 kg/cm 2/100 m 管线。

其中D 为管线直径，mm 。

2。

对于蒸汽或者气体管线尺寸设计：
合适的流速为0.24×D m/s ，压降约为0.01 kg/cm 2/100 m 管线。

3。

过热、干蒸汽、气体管线的流速限制在 61 m/s 及压降0.1 kg/cm 2/100 m 管线； 饱和蒸汽管线的流速限制在 37 m/s 以防止冲蚀。

4。

对于型钢管线的压降估算式：
ΔP =35×M 1.2μ0.2/(D 4.2ρ)
其中： P 为摩擦阻力降，kg/cm 2/100 m 当量管线 M 为质量流率，kg/hr
μ为管内流体粘度，cP ρ为管内流体密度，kg/m 3
D 为管线内径，mm 。

对于光滑的换热器钢管，须用30替换35。

5。

对于两相流，通常采用lockhart / Martinelli 估算式， 首先计算管线内每一相单独存在时的压降，然后计算：
X = [ΔP L /ΔP G ]0.5
则，总压降计算如下：
ΔP 总 = Y L ΔP L 或者Y G ΔP G
其中： Y L = 4.6X -1.78 + 12.5X -0.68 + 0.65
Y G = X 2Y L
6。

控制阀至少需要0.69 bar 的压降来正常地操作。

7。

管道法兰的公称压力等级有10，20，40，103和175 bar 。

8。

截止阀通常适用于需要严密阻断气体介质的场合，闸阀适用于其他大多数场合。

9。

螺纹管件适用于小于50 mm 管径的管道中，较大的管线连接易采用法兰或焊接以防泄露。

10。

管道表号为：
[]
1000
.⨯=
σP
Sch
其中 P 为管道设计压力，Psi
σ为管材的许用工作压力，Psi
常用的管道表号为Sch=40。

工艺设计要点之十五：泵
1。

用泵输送液体所需要的功率：
kW=1.67×[流率(m3/min)]×[压降(bar)]÷效率
2。

NPSH=(在叶轮眼处的蒸气压力)÷(密度×重力常数)
通常为1.2 ~ 6.1 m 液柱的压头
3。

GPSA工程数据手册的效率估算式：
效率= 80-0.2855×F+0.000378FG-0.000000238×F×G2+0.000539×F2-0.000000639×F2×G+
0.0000000004×F2×G2
其中：F 为压头，ft；G 为流率，GPM。

应用范围在F=50 ~ 300 ft；G=100 ~ 1000 GPM；偏差为3.5%。

4。

离心泵：单级流量为0.057 ~ 18.9 m3/min 时，最大压头152 m ；
流量为0.076 ~ 41.6 m3/min时采用多级，最大压头1675 m 。

在流量为0.378 m3/min 时，效率为45% ；
在流量为1.89 m3/min 时，效率为70%；
在流量为37.8 m3/min 时，效率为80%。

5。

轴流泵用于流量为0.076 ~ 378 m3/min 的场合，
压头可高达12 m 液柱，效率约为65 ~ 85%。

6。

旋转泵用于流量为0.00378 ~ 18.9 m3/min的场合，
压头可高达15,200 m 液柱，效率约为50 ~ 80%。

7。

往复泵用于流量为0.0378 ~ 37.8 m3/min 的场合，
压头可高达300,000 m 液柱，
功率为7.46 kW 时的效率约为70%；
功率为37.3 kW 时的效率约为85%；
功率为373 kW 时的效率约为90%。

工艺设计要点之十六：压缩机和真空设备
1。

根据下图选择压缩机类型：
2。

风扇用来升高压力约3% ；鼓风机只能升高压力不到2.75 bar(表) ；压缩机则可以升到更高的压力。

3。

理论上可逆绝热功率估算式：
功率= m×z1×R ×T1×[(P2÷P1)a - 1] ÷a
其中：T1为入口温度；
P1、P2为进出口压力；
R为气体普适常数∴
z1为压缩因子；
m为摩尔流率；
a = (k-1)/k ，及k = Cp/Cv
4。

绝热可逆流体的出口温度T2 = T1×(P2÷P1)a
5。

出口温度不应该超过204o C 。

6。

对于双原子气体(Cp/Cv = 1.4)的压缩比约为4。

7。

对于多级压缩，每一级的压缩比应该接近相同。

压缩比= (P n / P1) 1/n共有n级压缩。

8。

往复式压缩机的效率：
压缩比为1.5时的效率为65%；
压缩比为2时的效率为75%；
压缩比为3 ~ 6时的效率为80 ~ 85%。

9。

入口流率为2.8 ~ 47 m3/s 的大型离心式压缩机效率约为76~78%。

10。

活塞往复真空泵可以抽真空到1 torr(绝)；活塞旋转真空泵可以抽真空到0.001 torr(绝).
11。

单级喷射泵可以抽真空到100torr(绝)；双级可达10torr(绝)；三级可达1torr(绝)；五级可达0.05torr(绝)。

12。

三级喷射泵维持抽真空在1torr(绝)，每kg空气需要100 kg蒸汽。

13。

泄露进真空设备中的空气量=k×V2/3
其中当压力大于90 torr时，k=4.8；
压力在3～20 torr时，k=1.9；
压力小于1 torr时，k=0.6；
V为真空设备的容积，m3；
泄露进真空设备的空气量，kg/h
工艺设计要点之十七：换热器
1。

热交换器计算式Q = U×A×F×(LMTD)中LMTD的校正因子可取F = 0.9。

2。

最常见的换热管外径为19、25、38 mm ，三角形排列，管长6000、3000 mm 。

3。

壳径300 mm的换热器面积约为9.3 m2；
壳径600 mm 的换热器面积约为37.2 m2；
壳径900 mm的换热器面积约为102 m2。

4。

换热管内液体流速应该为1 ~ 3 m/s ；气体流速应该为9 ~ 30 m/s 。

5。

带有腐蚀、污浊、锈蚀或者高压的流体通常安排在管内侧。

6。

粘性和冷凝的流体通常安排在管外壳侧。

7。

对于蒸发工况，压降约为0.1 bar；其他工况约为0.2 ~ 0.68 bar。

8。

管壳式换热器中对于同端面管内外流体的最小温差约为10o C；对于冷剂约为5o C 。

9。

凉水塔出口温度通常为30o C ，返水温度不高于45o C 。

10。

从参考文献中可以找到许多管壳式换热器中传热系数的估算式，
参见本园地2000-12-22刊发的“如何设计换热器及平均总传热系数U的初估”。

11。

对于换热面积为10 ~ 20 m2的工况，最好选用套管式换热器。

12。

螺旋板换热器通常用于泥浆及含有固体物料的工况。

13。

带垫片的板式换热器温度可高达160o C，由于其高效传热及“交错温差”的特性，而被广泛应用。

工艺设计要点之十八：板式塔
1。

对于理想混合物，其相对挥发度可以取其纯组分蒸汽压的比值。

2。

塔的操作压力主要取决于冷凝器中冷剂的冷凝温度，
以及再沸器中为避免工艺物流热降解而允许的最高温度。

3。

对于顺序分离精馏塔系列：
首先进行最容易的分离(采用最小塔板数及最小回流比)
如果相对挥发度及进料组成变化不是很大，可一次将需要的产品精馏出塔顶。

如果相对挥发度及进料组成变化很明显，按照其挥发度的降序排列，依次精馏出所需产品。

如果进料浓度变化很明显，但是相对挥发度相差不多，
按照其浓度的降序排列，依次精馏出所需产品。

4。

最经济的回流比通常在最小回流比的1.2 ~ 1.5倍之间。

5。

最经济的塔板数通常取最小理论板数的两倍，
而最小理论板数是由Fenske-Underwood关联式决定的。

6。

通常塔盘设计中实际塔盘数目要比计算值富余出10 % 。

7。

板间距应该取450 ~ 610 mm 。

8。

塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为0.6 m/s ；
真空条件下蒸气线速度为1.8 m/s 。

9。

每块塔盘的典型压降为0.007 bar。

10。

水溶液物系精馏的塔盘效率通常在60 ~ 90 % ，而气体吸收和汽提塔的塔盘效率接近于10 ~
20 %。

12。

最常见的三类塔盘为浮阀、筛板和泡罩。

泡罩适用于要求低漏液率的工况，其压降比浮阀和筛板塔盘还要低。

13。

筛板塔盘筛孔直径约为6 ~ 13mm，开孔面积约占塔盘总鼓泡面积的10 %。

14。

浮阀塔盘阀孔直径为38mm，每平方米鼓泡面积中约设置130 ~ 150个浮阀。

15。

最普通的堰高为50 ~ 76 mm，典型的堰长取塔径值的75 %。

16。

回流泵的输送能力应该有至少10 %的设计余量。

17。

适宜的Kremser吸收因子通常在1.25 ~ 2.00之间。

18。

回流罐通常是卧式安装，设计停留时间为5分钟时充满罐容积的一半。

19。

对大多数的塔，直径至少为0.9 m ，其顶部应该留1.2 m高度的蒸气排放空间，底部应该留1.8 m高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。

20。

由于风载和基础的原因，塔高不宜超过为60 m。

21。

塔的长径比一般不超过30，最好低于20。

22。

根据塔径粗估再沸器热负荷：
Q = 1.36×D2对于加压精馏塔；
Q = 0.8×D2对于常压精馏塔；
Q = 0.4×D2对于真空精馏塔。

其中热负荷Q，106 kcak/hr；塔径D，m
工艺设计要点之十九：填料塔
1。

填料塔的压降总是比相应的板式塔要低。

2。

经常采用规整填料来改造现有板式塔，以提高产能或者分离要求。

3。

对于气相流率为14 m3/min 时，宜选用25 mm 规格的填料；
对于气相流率为57 m3/min 时，宜选用50 mm 规格的填料。

4。

塔径与填料直径的比值通常应该大于15。

5。

为避免被压扁，塑料填料层单段高度宜限制在3 ~ 4 m ，
而金属填料床层单段可高达6 ~ 7.6 m。

6。

对于鲍尔环填料，沿塔高每间隔5 ~ 10倍塔径时，就应该设置液体再分布器；
对于其它散堆填料，每间隔6.5 m时，就应该设置液体再分布器。

7。

大于900 mm塔径的液体再分布器喷淋头，约为塔截面积上86 ~ 130 个/m2；
小塔中的喷嘴密度还应更大些。

8。

填料塔操作泛点率应该在70 %左右。

9。

对于气液吸收塔的理论板当量高度(HETS)，25 mm鲍尔环为0.4 ~ 0.56 m ；
50 mm鲍尔环为0.76 ~ 0.9 m。

10。

设计压降：
工况压降，Bar/m填料
吸收和再生塔
不发泡体系中等发泡体系0.002 ~ 0.003 0.001 ~ 0.002
气体洗涤塔
水为溶剂化学品溶剂0.003 ~ 0.005 0.002 ~ 0.003
常压或加压蒸馏塔0.003 ~ 0.007
减压蒸馏塔0.001 ~ 0.003
任何体系的最大值0.008
工艺设计要点之二十：反应器
1。

反应速率数据必须由实验室的研究工作得出，
停留时间和空速数据的最终确定必须在试验台上取得。

2。

催化剂颗粒的尺寸：流化床一般为0.1 mm，泥浆床一般为1 mm，
固定床一般为2 ~ 5 mm。

3。

对于均相全混釜反应器，输入搅拌浆的功率应该为0.1 ~ 0.3 kW/m3。

然而如果有传热发生，则所需功率应该三倍于上述数值。

4。

当平均停留时间达到组分均一所需时间的5 ~ 10倍时，就达到了CSTR的理想状态。

适当设计的搅拌约500 ~ 2000次旋转，才能达到组分均一。

5。

液体或者淤浆介质间相当慢的反应，通常最经济的配置应该采用3 ~ 5个全混釜反应器串联。

6。

平推流反应器的典型应用，在高流率产出物及短停留时间，当需要明显的热量传递时选择它。

7。

当达到平衡条件下95%的转化率时，一个5级全混釜反应器相当于一个活塞流反应器的性能。

8。

温度升高10o C，通常反应速率会加快一倍。

9。

非均相反应的反应速率经常是由传热或传质因素控制的，而不是化学动力学。

10。

有时，改善催化剂选择性能比增加反应速率更有效。

工艺设计要点之二十一：制冷
1。

一冷冻吨相当于移出12,000 Btu/h 的热量。

2。

各种常用的制冷剂：
温度，o C 制冷剂
-18 ~ -10 深冷盐水、乙二醇
-45 ~ -10 氨、氟里昂、丙烷/丙烯
-100 ~ -45 乙烷、乙烯
3。

取决于凉水塔的规模，冷却水出口温度在27 ~ 32o C 之间，
回水温度应该在42 ~ 52o C 之间，海水回水温度不应该高于43o C。

4。

传热流体：石油馏分油315o C 以下；
导生油或其他合成油400o C以下；熔盐600o C 以下。

5。

通常压缩空气的压力有：3、10、20、30 kg/cm2几种。

6。

仪表空气参数一般为3 kg/cm2，-18o C露点温度。

Btu是什么的缩写？
请问Btu是什么的缩写？和J，Cal是如何换算的啊？
能否给出冷冻吨的具体定义。

谢谢
BTU是英热单位和冷吨的定义、换算
BTU： British Thermal Unit 的缩写。

1 BTU = 1.055 kJ
1 kcal = 3.9683 BTU
冷吨： 1冷吨表示1吨0℃的饱和水在24小时冷冻到0℃的冰所需要的制冷量。

通常冷吨分：冷吨、美国冷吨、日本冷吨,其换算单位为：
1 冷吨 = 1.09127 美国冷吨（USRT） = 1.02167 日本冷吨 = 3300 kcal/h = 13100 BTU/h
1 美国冷吨 = 1.06810 日本冷吨 = 3024 kcal/h = 12000 BTU/h
1 日本冷吨 = 3230 kcal/h = 12820 BTU/h。