赛区-狼牙小队-1设计04附录

目一 物料衡 物料衡算的原 物料衡算的任务及基 物料衡 再生工 偶联工 加氢工 二 能量衡 能量衡算的原 能量衡算的任务及基 能量衡 再生工 偶联工 加氢工 三 热集 概 流程节能设计思 物料流股提 最小传热温差ΔTmin的确 夹点技术简 投资费用与温差关系 能量分析与公用工程的选 构建优化换热网 能量的综合利用与节 四 设备选 储罐选 概 选型原 基本情 设计举 泵的选 选型依 泵的分类和适用范 泵的选型原 泵的选型依 典型化工用泵的特点和选用要 以原料泵P0101为例进行泵的选 反应器设 概 选型依据与原 亚硝酸酯再生反应器选 亚硝酸甲酯动力学研 反应器的设 反应器支座的设 塔型的选 填料塔与板式塔的比 塔型选择一般原则 塔盘的类型与选 浮阀塔的详细计 换热器选

以E0101为例进行换热器的选 其他换热器的选 压缩机设

以C0101压缩机为例，对该压缩机进行设 一.物料衡物料衡算的原dF/dt=FIN-dF/dt=FIN-物料衡算的任务及基7200小时的连续操作，其中一年内的两个月AspenPlusV7.2物料衡再生工ASPENPLUSV7.211再生工段模拟流程M01011-1再生工段混合器M0101物料衡InputOutputTemperaturePressure111Liquid000Solid000Molar Mass Enthalpy MolarMassMolarMass ComponentMoleFlow00000000000000000E01011-2再生工段加热器E0101物料衡InputOutputTemperaturePressure11Liquid00Solid00Molar Mass Enthalpy Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000000000E01021-3再生工段加热器E0102物料衡InputOutputIDTemperaturePressure00Liquid11Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow000000000000R01011-4再生工段反应器R0101物料衡InputOutputIDTemperaturePressure11Liquid00Solid00Molar Mass Enthalpy Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000000000R01021-5再生工段反应器R0102物料衡InputOutputIDTemperaturePressure10Liquid01Solid000Molar--Mass Enthalpy--MolarMassMolarMassComponentMoleFlow0000000000000E01031-6再生工段加热器E0103物料衡InputOutputTemperature0PressureLiquidSolid00Molar --Mass -Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000偶联工12偶联工段模拟流程E02011-7再生工段加热器E0201物料衡InputOutputTemperaturePressure11Liquid00Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000000000000000E02021-8再生工段加热器E0202物料衡InputOutputTemperature0Pressure11Liquid00Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow00000000E02031-9再生工段加热器E0203物料衡InputOutputTemperaturePressureLiquidSolid00Molar --Mass --Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000R02011-10再生工段反应器R0201物料衡InputOutputTemperaturePressure11Liquid00Solid000Molar---Mass -Enthalpy---MolarMassMolarMassComponentMoleFlow00000000000000F02011-11再生工段闪蒸罐F0201物料衡InputOutputIDTemperature88Pressure10Liquid01Solid000Molar---Mass- Enthalpy--Molar MassMolarMassComponentMoleFlow000000000F02021-12再生工段闪蒸罐F0202物料衡InputOutputIDTemperaturePressure10Liquid01Solid000Molar---Mass Enthalpy---MolarMassMolarMassComponentMoleFlow000000E02041-13再生工段加热器E0204物料衡InputOutputTemperaturePressure1Liquid0Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow0000T02011-14再生工段精馏塔T0201物料衡InputOutputTemperature8Pressure010Liquid101Solid000Molar---Mass--Enthalpy---Molar--MassMolarMassComponentMoleFlow000000加氢工13加氢工段模拟流程E03011-15加氢工段加热器E0301物料衡InputOutputIDTemperaturePressure3300Liquid11Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar -Mass Molar Mass ComponentMoleFlow00000000E03021-16加氢工段加热器E0302物料衡InputOutputTemperaturePressure3311Liquid00Solid00Molar Mass Enthalpy Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow00000000000000E03031-17加氢工段加热器E0303物料衡InputOutputTemperaturePressure30Liquid1Solid00Molar --Mass Enthalpy --Molar Mass Molar Mass ComponentMoleFlow000000000R03011-18加氢工段反应器R0301物料衡InputOutputIDTemperaturePressure33310Liquid01Solid000Molar--Mass Enthalpy--Molar-MassMolarMassComponentMoleFlow000000000000000000F03011-19加氢工段闪蒸罐F0301物料衡InputOutputTemperaturePressure010Liquid101Solid000Molar- -Mass Enthalpy--MolarMassMolarMassComponentMoleFlow000000000000T03011-20加氢工段精馏塔T0301物料衡InputOutputIDTemperaturePressure000Liquid111Solid000Molar---Mass Enthalpy---MolarMassMolarMassComponentMoleFlow000000000000二.能量衡V7.2能量衡算的原QWHOUTHINHOUTHIN能量衡算的任务及基确定分离操作中各精馏塔所需要的热量或冷量以及传递速率，计算换热设备的尺寸，确定加热剂和冷却剂的消耗量，为后续设计中比如供汽、供冷、供水等专业提供设备条件；能量衡再生工21再生工段模拟流程简

2-1HeatingHeat0Q=02-2流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure111MassFlow HinHout2-3热量平衡计算一览HinHout002-4HeatingHeat-Q=.72-5流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure11MassFlow HinHout2-6热量平衡计算一览HinHout 2-7HeatingHeatQ=879052.32-8流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure00MassFlow --Hin-Hout-2-9热量平衡计算一览HinHout--2-10热负荷HeatingHeat- 2-11流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure11MassFlow HinHout2-12热量平衡计算一览HinHout-02-13热负荷HeatingHeat-Q=.42-14流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure01MassFlow --Hin-Hout-表2-15热量平衡计算一览HinHout --2-16热负荷HeatingHeat-.82-17流股焓变计算InputOutputStreamTemperature0PresureMassFlow --Hin-Hout-2-18热量平衡计算一览HinHout --2-19热负荷HeatingHeatQ=2.4272e-082-20流股焓变计算InputOutputStreamTemperature000Presure01MassFlow ---Hin-Hout-2-21热量平衡计算一览HinHout--0偶联工AspenPlusV7.22-222偶联工段模拟流程简

2-22热负荷HeatingHeat-.12-23流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure11MassFlow --Hin-Hout-2-24热量平衡计算一览HinHout --2-25热负荷HeatingHeat .892-26流股焓变计算InputOutputStreamTemperature0Presure11MassFlow --Hin-Hout-2-27热量平衡计算一览HinHout--2-28热负荷HeatingHeat- 2-29流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure11MassFlow ---Hin-Hout-表2-30热量平衡计算一览HinHout---12-31热负荷HeatingHeat- 2-32流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresureMassFlow --Hin-Hout-2-33热量平衡计算一览HinHout---2-34热负荷HeatingHeatQ=-795325.292-35流股焓变计算InputOutputStreamTemperature88Presure10MassFlow ---Hin-Hout-2-36热量平衡计算一览HinHout--2-37热负荷HeatingHeat-.62-38流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure10MassFlow ---Hin---Hout2-39热量平衡计算一览HinHout --2-40热负荷HeatingHeat- 2-41流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure1MassFlow --Hin-Hout-表2-42热量平衡计算一览HinHout---02-43热负荷HeatingHeatQ=-743056.362-43流股焓变计算InputOutputStreamTemperature8Presure001MassFlow -- Hin-Hout-2-44热量平衡计算一览HinHout--加氢工AspenPlusV7.2对加氢工段进行能量衡算，加氢工段的模拟流程图，如图所23加氢工段模拟流程简

2-44热负荷HeatingHeat .5232-45流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure3300MassFlow --Hin-Hout-2-46热量平衡计算一览HinHout--2-47热负荷HeatingHeat-.92-48流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure3311MassFlow HinHout2-49热量平衡计算一览HinHout 02-50热负荷HeatingHeat- 2-51流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure30MassFlow --Hin-Hout-表2-52热量平衡计算一览HinHout---02-53热负荷HeatingHeat- 2-54流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure33301MassFlow --Hin-Hout-2-55热量平衡计算一览HinHout---02-56热负荷HeatingHeat-.52-57流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure010MassFlow --Hin---Hout2-58热量平衡计算一览HinHout --2-59热负荷HeatingHeat- 2-60流股焓变计算InputOutputStreamTemperaturePresure000MassFlow ---Hin-Hout-2-61热量平衡计算一览HinHout---三.热集概Aspen能量分析器软件采用过程系统最优化的方法进行过程热集成的设计，其是夹点技术。它主要是对过程系统的整体进行优化设计，包括冷热物流之性的三衡；最终的优化目标是总年度运行费用与设备投资费用之和（总年度流程节能设计思 化为产品的同时将副产物送往动力系统用或二次生产从而实现组分的第二物料流股提使用AspenEnergyyzer从AspenPlus流程模拟中提取全厂换热物流的基1011所示。31工艺中用到的应用流股参3最小传热温差ΔTmin的确夹点技术简换热网络综合设计技术常用的方法是以Linnhoff教授为首的研究小组提出echnologyT-H图法或问题表格法，在温-焓图（T-H）上分别将T-H图上我们可以很清楚的看出夹点的位置以及所需ΔTmin，由此出现了伪夹点（HRAT以及划分温度段温（TIAT=换热器允许的最小传热温差EMATHRAT夹点的最大能量值，并决定网络温度段的划分，EMAT决定系统中换热器中两股投资费用与温差关系最小传热温差ΔTmin直接影响换热网络总费用的大小：ΔTmin取值较小，系统AspenEnergyyzer（能量分析器）自带的经济衡算数据库对系统的物31最小传热温差曲线通过AspenEnergyyzer的自动导入功能对换热物流信息进行提取手动11℃，通过软件能量分析与公用工程的选采用ASPENENERGYYZERV7.2进行总流程系统能量消耗分析设定最小Curve32温焓（T-H）33总组合曲34应用物流温焓组合曲3-5本流程既定的换热目标参数汇由T-H图可以看出，系统在较大的焓值区间有较好的换热潜力，通过软件构建优化换热网通过对以上数据图表的深入分析，我们建立并优化了热交换网络，根据36换热网络能量的综合利用与节四.设备选储罐选概卧式圆筒形储罐适用于容量较小且需压力较高的液体。如液氨、液化石油气、乙烯等。双曲线储罐自出现后由于结构复杂，施工，造价高，国内没2050—60年代曾建造过，但由于顶板过薄易积水，锈蚀，途又分，计量，回流，中间周转，缓冲，混合等。选型原置浮顶，且需要适当加热，宜选用固定顶罐；气柜一般用于中间气体，一般可以设计的稍大些60-70%，因为计量罐的刻度一般在罐的直筒部分，使用度80-85%。5105至10基本情2～4小时，产品储罐时间为一周。设计举V0103可有总厂直接提供，因此选择产品天数为3天;体积流量88.99m3/hφ则V88.993240.88009.1m3VN=10000m3数量为116mm，材质为不锈钢。通过选型，最终确定选用HG21502.1-1992-241型储罐，泵的选选型依41选型依《化工原理》上册（）《化工工艺设计手册（中华工）泵的分类和适用范8-2：42泵的分叶片式泵（透平式泵低压泵（中压泵高压泵（泵的选型原必须满足介质以下特性的要求对输送易燃、易爆或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵；如泵，磁力驱动泵，隔膜泵等。经济上要综合考虑到设备费运转费维修费和的总成本最低扬程很低,流量很大时,介质粘度较大（大于650～1000mm2•s-1）时，可考虑选用转子泵或往复泵(6)75%37.4mm2•s-1时，可选用漩涡泵；B：对安装在室外环境温度低于—20摄氏度的泵，要求考虑泵的冷脆现象，C：对安装在区域的泵，应根据区域等级，采用防爆电动机泵的选型依1.1～1.5倍作为最大流量。25%—性质有温度c密度d，粘度u，介质中固体颗粒直径和气体的含量等，这涉及到4、装置系统的管路布置条件指的是送液高度送液距离送液，吸入侧最（绝对PZ、海拔高度、环境温度操作是间隙的还是连续的、典型化工用泵的特点和选用要入泵（加药泵、排污泵，油泵、润滑油泵和封液泵等，其中四种典型的泵8-3所示：43典型泵的特给料泵的温度也可大于10030~60℃；50%～100%制流量)；流量较大；泵温度选吸泵选用低汽蚀余量泵，100%。50%～100%流量较小；扬程较低；泵的100%，一般产品，50%～100%，对间断操以原料泵P0101为例进行泵的选工艺计671.89kgm35.5104PaH=Z+p

+hf1+hf2+hfZP/gu2/2gd 选用规格为Φ140×5的无缝。Redu取无缝的绝对粗糙度为

d取两截面处位头差Z=

u 100m lu2hf1=d2g

lu e 0.39md2g流体流经设备的阻力hf3

实际扬程为14.93m，流量为88.99m3/h=24.72L/s智能选泵结IXI100-80-125A,5.5kW60-41进水泵的安装信息42水泵的安装尺寸43泵的曲线性能反应器设概选型依据与原间歇式操作的特点是：进行反应所需的原料装入反应器内，然后在其例如等精细化工产品生产往往就属于这种情况。表4-4化学反应器的应用特点与生产应用举（催化剂）调节体向动，气体向上流动。机械搅拌的气-液-亚硝酸酯再生反应器选为避免床层流动阻力过高，催化剂颗粒不能太小，通常4-10mm，在当催化剂由于积炭、而失活时，更换催化剂不方便100μm1，能充分发挥催化剂的作用；反应器内氢气连续向动（为连续相，而苯以一种很薄的液膜形式沿着固体催化剂表面向动（为分散相，反应器内部部分配备有，分配器0Cr18Ni9。反应器详细装置列表。体。涓流床反应器通常采用多段绝热式，在段间换热或补充物料以调节温度；每段顶部设置分布器使液流均布，以保证催化剂颗粒的充分润湿。剂细粉的回收问题。缺点是：温度控制比较；反应过程中催化剂不能连续亚硝酸甲酯动力学研亚硝酸酯再生反应机2NO+1/2O+2ROH→似性。再生反应存在两个分开的反应过程：NONOx40（wtNO/O2NONO、氧气与烷基醇。首先，NO在氧气气氛下为红棕色刺鼻性气体，与N2O4间存在化学反应平衡，并且与等摩尔量的NO发生可逆反应生成N2O3（1-22）（1-23反应平衡常数如图1-4所示。N2O3、N2O4的生成为反应均为可逆反应，但是这两个反应的正逆方向的2NO+O2→NO2（1-21）NO+NO2→N2O3（1-22）2NO2→N2O4（1-23）由于气相混合物中N2O3和N2O4的含量很难检测在文献中常采用二价氮N2O3NO2分压、N2O3N2O4NOxNO2、N2O3、N2O4等各组分在与醇接触时发生酯化反应和其他NO不直接与甲醇发生化学反应。2627NO/O24:1。也存在较大的出入等在鼓泡塔反应器中测定了亚硝酸甲酯再生反应的宏反应器的设查阅文献并参考经验值，反应器内气体流速为20--200m/min，本设计最终选定气体平均流速（即空塔气速）180m/min，又根据产量定异构化反应器的气3.77m3/s，于是有

AQu4D 4H/D10

计算压力=设计压力+0.8MPaP1.05~1.1P1.1360~380400

pD0.882400 4

pD0.88240075.4 2δe14mm304L钢材。根C11mmC20.8mm

dC1141

2010304L不锈钢材料制造。相关结构参数如下：DN=1600h1575mm直边高度h2=40mm内表面积F=6.0m2V=1.76m3 2φ1；许用应力[σ]89MPa，计算得：13mm15.8mm人孔设反应操作压力为0.2MPa，根据标准HG/T21514-2005《钢制人孔和手孔的类型与4-4回转盖带颈平焊法兰人查阅《回转盖带颈平焊法兰人孔》HG/T21517-2005人孔设计相关标准，考A型人孔，人孔的具体规格如下：人孔RFⅣb- 500-1.0 其公称直 250mm。95mm。JB/T73-20式、全焊透焊接，补强圈放在釜壁外单面补强。所选人孔筒节内径为500mm，外径为520mm、壁厚为10mm。补强圈材料D2840mmD1510mm。其示意图如下所示：4-5人孔补强结构

=(di21)2(500210)(120.8) D 840 δ补——δ1——人孔筒节厚度δ2——器壁厚度（δn15mm）与腐蚀裕量（C20.8mm）mm；18mm反应器支座的设一般用于以下情况：塔径D>1000，且H/D≥30或D≤1000，且H/D≥25；2基本风压q≥0.5KN/m2或烈度≥8度时，采用裙座，半锥角≤15°。D1600mm，H/D值为10；查阅资料得到大港的烈度为7度，基本风压为400N/m2。因此，本排气Φ80的排气孔，以排放可能聚结在裙座与封头死区有害气体。排液孔裙座底部须开设100的排液孔，一般孔径Φ50，中心高50mm的长圆检修500mm引出管通道裙座与容器封头连裙座壳体过渡设备设计温度低于-202503044500mm。群座保护D≤1500mm时，仅外面敷D>1500mm50mm石棉水泥层。4-5反应器设计结果一览反应器体积反应器直径（续表反应器高度筒体壁厚封头直径封头厚度裙座高度2裙座厚度4塔型的选填料塔与板式塔的比塔型选择一般原则的塔板，堵塞的较小；46填料塔与板式塔比液-塔盘的类型与选47塔板性能的比48主要塔板性能的量化比5111.2-30.4-1.2-90.7-1.1-30.5-F110万252MPa浮阀塔的详细计49设计参操作压力AspenPlus模拟结果为基础进行塔体设计，通过其模拟8-94flowvaportowtliquidwtvaporDensityvaportoliquidvaportotensionliquid℃1234567890液相负荷最大的第14块塔板进行手工计算和校核然后再用CUP-TOWER进行软HThl0.44m

HT

hl1LhLV

hV46史密斯关联C200CC2020

LL

2.29m/u(0.6u0.8umax1.832m/D AD2 u

塔的安装高度=塔体高度+Np=14，HT=0.5m有效高度：Z=(Np-1)HT1.6m，液面-人孔,105-1020.30.2m9.5m裙座取堰长对于单溢流而言，lw为（0.6-0.8）Dlw0.8DhwhL

2Lhh0w1000EL wl2Ll2

lwD2Lh

4-7液流收缩系数计算whow0.00284Elw

，

hwWdlw图Af

d,

4-8弓形降液管参数

0.15

0.2Dθ3~5s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，3600Af

h uw0则 uw0则u0u0ho

'0.25m/s取阀孔动能因子F0=10，则孔速为Fu0 F

5.8m/d00.039m,Nd

40WC=0.04m,Ws=0.08m,即R2AR2

R2arcsin

xRRD

xDWW A则 间

t'

估t’现按t0.075mt'N=652uo

d2

5.8m/4F0

F0变化不大，9-12塔板开孔率=u/u0=14%，对于常压塔或减压塔，开孔率常小于10%—14%间2.hphchla阀全开前(u0 u0hc19.9 阀全开后(u0 uhc5.34V2L

u0<uocu0hc19.9 0.029mε0.5hlhLhphchlpLghpD>900mm80由 2.97kg/ H由 49泛点负荷因子图CF=0.13K=1 F V100%FT 0.78KCFTHd(HTHdhphl hd0.153Slwh0Hd

层液泛因子HThwHd(HT漏液线（气相负荷下限线F05对于F1型重阀，依式F 5计算，则u d2uN2.259m3/S 40过量雾沫夹带线（气相负荷上限线Vs 1.36LVs 1.36LsZLLF1

ZLD2WdAb

2

VS3.25how=0.05m2Lwhow0.00284Elw3sLAfHT

0.0636m3/e.HdhwhowhfHThw2L3600 Show0.00284E Sl

hfhdhdu0

Vd024

23HThw5.34V

0.153S

E S2L

lwh0

Hdhwhowhfh2V2166.77083.3L2 fK

7）T0201excel办公软件做出该塔的负荷性能图，如下图所4-10精馏塔负荷性能下限分别由降液管液泛和严重漏液所限制。可见，设计比较合理、适宜。7）8-11412精馏T0201手算结果汇型出口堰堰高hw孔心距降液管底隙h0边缘区宽度Wc单板压降破沫区宽度Ws5降液管液体停留时间浮阀直径釜液高度为开孔率7.4.5CUP-TOWERPOT0401CUP-TOWER模块化原理，以VisualBasic为平台，开发出塔内件设计软件，CUP-Tower支持的塔板和填料种类丰富计算模型先进功能包括塔内CAD塔板结构图的绘制。，为简化数据输入，CUP-TowerAspenPlusPRO/II工艺模拟软件数CUP-TOWERT0401CUP-TOWER可以用于塔盘计算，而且是不同类型的塔盘，在掌握工艺结CUP-TOWER软件的计算过程与具体计算过程的异同，也可以使T0101的步骤：据软件提示安全因子取0.82；由于该操作体系为不起泡体系取体系因子为1；1650<0.54-11所示。图4-11浮阀塔盘工艺条件的输4-12412初估浮阀塔盘的设计条4-13图4-13由初步设计得到塔板结构参点击板工艺参数选项卡，得到塔板工艺参数的计算结果，：4-14浮阀校核塔板工艺参数计算结4-15所示，415精馏塔塔板负荷性能0.操作线1.液相下限线3.4.50%漏液线5.雾沫夹带线6.120%413CUP-TOWER塔板设计结M个M个/2/%%m%mmmmm度mm度mmm力mmmkg液/kg子%ms相对量kg液0/mm/ms换热器选选型规414设计依1990-5-选型原对、维修的要价格、使用安全性和选型说换热器415换热器的类型及应温度（最大----股以上流体间进行高弹性的结构可以浮热应-当传热面积比较小（10m2~20m2）-管内流体经常在利用海水作介质的液化油气加热蛇管式换热器经常在罐中用以加热或冷却罐器--等≤500(空气钢260≤t≤10（-铜换热器流体空间的选不清洁或易结垢的流体，宜走容易的一侧。对于直管管束，宜走管程，便于；对于U型管管束，宜走壳程。Re数下（Re>100）即可达到湍流。换热器流体温度的选60°小于20°，低温端的温差不应小于5°20°。在冷却或者冷凝工艺物流时，冷却剂的温度应高于工艺物流中易5°C。料的，一般低5°C。C4产生水合物，堵塞换热管，被加热工艺物料出口温度必须高于其水合物(或冰点)，一般高5~10℃。10℃。压力4-16换热器压力降允许范允许的压力降0.1-0.004-换热器命名方GB151-1999《管壳式换热器》标准上的标准管壳式冷却B——表示前端管箱形式为封头管箱；EM——表示后端结构形式为固定管板（封头）700——2.5——2.5MPa，1.6200——9——9m，254——I——表示管束为I级，采用较高级冷拔换热左右，节约20%金属以上；但增加了制造难度，且小管子容易结垢，不易表4-17换热器常用直径规同样的管板面积上排列最多的管数。但因管外不易，其使用场合受到限制，主要适用于壳程介质污垢少，且不需要进行机械的场合。而采用正方形和转角正方形排列的管束，能够使管间小桥形成一条直线通道，便于管外机械。416管子排列形时还要留有进行的通道。换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外径，418常用的换热管中心换热管外径换热管中心距1～2。体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和管子。或管子时无须卸下管箱。常见的前端管箱形式有：A型（平盖管箱、B（封头管箱、C型（用于可拆管束与管板制成一体的管箱、N型（与管板制成一体的固定管板管箱、D型（特殊高压管箱L型（A相似的固定管板结构、M型（B型相似的固定管板结构、N型（C相似的固定管板结构P（填料函式浮头S（钩圈式浮头T（可抽式浮头、U型（U型管束、W型（带套环填料函式浮头；壳体形式:E型（单程壳体、H型（双分流、I型(U型管式换热器)、J型（无隔板分流或冷凝器壳体、K（釜式再沸器、O型（外导流。162、4、6程，其40～70%10～35%留有余量可相对较少。40～70%10～35%留有余量可相对较少。8-16419折流板间距常用公称直径————————4-20折流板数数量/12标准设备设换热器的种类有许多种，可分为直接传热式、间壁传热式和蓄热式换热器等几大类。根据我们的工艺特点，这里主要采用管壳式换热器类型，管壳式换热器主要：固定管板式换热器、U型管壳式换热器、浮头式换热器、填料函式式换热器、滑动管板式换热器等。（1）当冷热流体温差不大时，可采用固定管板式换热器，即两块管板和壳体是连在一起的特点是结构简单制造成本低但由于壳程不易或检修，壳程必须走洁净且不易结垢的流体。当两流体温差较大时，可采用具有膨胀节的壳体。但是不宜用于两流体温差过大和壳程压力过高的场合。（2）U这种换热器壳程易于，但管子，损坏管子难以调换，且管板的有效利用率低。（3）两端管板只有一端与壳体以法兰实行固定连接，称为固定端。另一端管板不与壳体连接而可相对滑动，称为浮头端。因此，管束的热膨胀不受壳体的约束检修和时只要将整个管束抽出即可适用于冷热流体温差较大，壳程介质腐蚀性强、易结垢的情况以E0101为例进行换热器的选421换热E0101的换热条温度设计压力水质量流量体积流量（m3h01管程，采用逆流换热的方式进行换热。选用φ25×2.5mm的碳，管内流速为T113.240壳程热流体的定性温度

t2029.326-94-22物性数据0kgm3λ0黏度0mPa液体表面张力N总传热系数的确Qoqmocpo74955.7190.9855.4106kJ/h

t1t2m㏑m2Re

n则0.023

00

0

2498.12W/m2 考虑到壳程流体为气体，且黏度很小，取壳程传热系数为o污垢热阻Rsi1.7197

0.8598104m2=45Kdo

ddobdod

761.06W/m2

i

o计算传热面S'

15%S1.15S'工艺结构尺寸的φ25×2.5传热管（碳钢，取管内流速ui0.5mn

d4L

R113.24029.3P29.3113.2

m按单壳程单管程结构，查有关温差校正系数的有关表格。可得t0.94m

t'

，列。取管心距a ，a1.2525横过管束中心线的管数nc

20cDan1c

b'1.2d0D653.75mmD=700mm0h0.25700