换热器设计说明书

云南石化120万Nm3/h催化裂化烟气脱硫项目2017“东华科技陕鼓杯”第十一届全国大学生化工设计竞赛云南石化120万Nm3/h催化裂化烟气脱硫项目换热器计算说明书团队名称： 兰州理工大学鸿成团队 指导老师： 王东亮、朱照琪、张栋强、李宁、杨勇 团队成员： 史嘉桢、史娟利、张俊彦、朱文祥、罗正刚完成时间： 2017年8月 目录第一章 概述31.1概述31.2设计依据3第二章 换热器介绍42.1换热器的分类简介42.2换热器设计的一般原则6第三章 本设计换热器设计及选型103.1 E0103的设计计算103.1.1流程模拟103.1.2设计条件113.1.3主要物性数据113.1.4确定主要工艺参数123.1.5工艺过程计算123.1.6设计过程133.1.7校核过程163.1.8校核结果193.1.9强度校核213.2 E0107的设计计算213.2.1流程模拟223.2.2设计条件223.2.3主要物性数据233.2.4确定主要工艺参数233.2.5工艺过程计算243.2.6设计过程253.2.7校核过程283.2.8校核结果303.2.9强度校核313.3换热器设计汇总31第一章 概述1.1概述化工生产中传热过程十分普遍，传热设备在化工厂中占极为重要的地位。物料的加热、冷却、蒸发、冷凝、蒸馏等都需要通过换热器进行热交换，换热器时应用最为广泛的设备之一，大部分换热器已经标准化、系列化。各种类型的换热器作为工艺过程必不可少的设备，广泛应用于石油化工、医药、动力、冶金、交通、制冷、轻工等部门。如何根据不同的工艺生产流程和生产规模，设计出投资省、能耗低、传热效率高、维修方便的换热器，是工艺设计人员重要的工作。对于工业生产部门的设计人员来讲，首要的任务就是针对具体的生产条件选择最合适的换热器。目前已开发出多种结构形式的换热器，例如管壳式，螺旋板式、空冷器、热管等。换热器的设计过程主要有传热计算和流体阻力计算两个方面。所需数据主要有换热器的结构数据、工艺数据和物性数据三大类。其中在换热器的设计中结构参数的选择最为重要，因为它是计算的基准。工艺数据包括冷热流体的流量，进出换热器物流的温度、压力、管程与壳程的允许压力降及污垢系数。物性数据包括冷热物流在操作温度下的密度、比热容、黏度、热导率、表面张力。当涉及有相变的传热时，还需要流体的相平衡数据。1.2设计依据 化工设备设计全书换热器2003-5 石油化工设备选型手册换热器2009-1 化工工艺设计手册（第四版）2009-6 固定式压力容器安全技术监察规程TSG R0004-2009 压力容器GB 150-2011 热交换器GB/T 151-2014 化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列HG 20553-2011石油化工企业钢管尺寸系列SH/T 3405-2012换热器包括过程流股的加热器，塔的再沸器和冷凝器。根据工艺衡算和工艺物料的要求，掌握物料流量、温度、压力、化学性质、物性参数等特性，结合Aspen Energy Analyzer得出的有关设备负荷、换热面积、流程中的位置等来明确设计任务，选择换热器型式。第二章 换热器介绍2.1换热器的分类简介表2.1-1 换热器的结构分类换热器型式换热器特点管 式 管 壳 式固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗带膨胀节：有一定的温度补偿能力，管程只能承受较低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U形管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函：管间容易泄露，不宜处理易挥发、易燃易爆及压力较高的介质内填料函式：密封性差，只能用于压差较小的场合套 管 式釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器和预热器螺旋浸没式用于管内流体的冷却、冷凝，或者管外流体的加热盘管式喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板 式板式拆洗方便，传热面积能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能伞板式伞形传热板结构紧凑，拆洗方便，通道较小，易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能表2.1-2 间壁式换热器的分类与特性分类名称特 性相对费用耗用金属量/Kg/m2管壳式固定管板式使用广泛，已系列化，壳程不易清洗，当管壳两物流温差大于60时应设置膨胀节，最大使用温差不应大于1201.030浮头式壳程易清洗，管壳两物料温差可120，内垫片易渗漏1.2246填料函式优缺点同浮头式，造价高，不宜制造大直径设备1.28U形管式制造、安装方便，造价较低，管程耐高压，但结构不紧凑，管子不易更换和不易机械清洗1.01板 式板翅式紧凑、效率高，可多股物料同时热交换，使用温度15016螺旋板式制造简单、紧凑，可用于带颗粒物料，温位利用好，不易检修50伞板式制造简单，紧凑，成本低，易清洗，使用压力1.18106Pa，使用温度1500.616波纹板式紧凑，效率高，易清洗，使用温度150，使用压力1.47106Pa0.6管 式空冷器投资和操作费用一般较冷水低，维修容易，但受周围空气温度影响大0.81.8套管式制造方便、不易堵塞，耗金属多，使用面积不宜200.81.4150喷淋管式制造方便、可用海水冷却，造价较套管式低，对周围环境有水雾腐蚀0.81.160箱管式制造简单，占地面积大，一般作为出料冷却0.50.7100液膜式升降膜式接触时间短、效率高，无内压降，浓缩比5刮板薄膜式接触时间短，适用于高黏度、易结垢物料，浓缩比为1120离心薄膜式受热时间短、清洗方便，效率高，浓缩比15其他形式板壳式结构紧凑、传热好、成本低、压降小，较难制造24热管高导热性和导温性，热流密度大，制造要求高24表2.1-3 换热器的优缺点比较种类优点缺点浮头式换热器管束可以抽出，方便清洗；介质温度不受限制；可在高温高压下工作，一般温度450，压力6.4MPa可用于结垢比较严重的场合；可用于管程易腐蚀场合。小浮头易发生内漏；金属材料耗量大，成本高20%；结构复杂固定管板式换热器传热面积比浮头式换热器大20%30%；旁路漏流较小；锻件使用较少，成本低20%以上；没有内漏。壳体和管子壁温差一般宜小于等于50，大于50时应在壳体上设置膨胀节；管板与管头之间易产生温差应力而损坏；壳程无法机械清洗；管子腐蚀后造成连同壳体报废、壳体部件寿命决定于管子寿命，故设备寿命相对较低；不适用于壳程易结垢场合；2.2换热器设计的一般原则（一）基本要求 选用的换热器首先要满足工艺及操作条件要求。在工艺条件下长期运转，安全可靠，不泄露，维修清洗方便，满足工艺要求的传热面积，尽量有较高的传热效率，流体阻力尽量小，并且满足工艺布置的安装尺寸等。（二）介质流程介质走管程还是走壳程，应根据介质的性质及工艺要求，进行综合选择。以下是常用的介质流程安排。1、腐蚀性介质宜走管程，可以降低对外壳材质的要求；2、毒性介质走管程，泄露的概率小；3、易结垢的介质走管程，便于清扫和清洗；4、压力较高的介质走管程，以减少对壳体机械强度的要求；5、温度高的介质走管程，可以改变材质，满足介质要求。此外，由于流体在管程内容易达到湍流（Re100即可，而在管内流动Re10000才是湍流）因而主张黏度较大、流量较小的介质选管程，可提高传热系数。从压降考虑，也是雷诺数小的走壳程有利。（三）终端温差换热器的终端温度通常由工艺过程的需要而定，但在确定温差时，应考虑到对换热器的经济性和传热效率的影响。在工艺过程设计时，应使换热器在较佳范围内操作，一般认为理想终端温差如下。1、热端的温差，应在20以上；2、用水或其他冷却介质冷却时，冷端温差可以小些，但不要低于5；3、当用冷却剂冷凝工艺流体时，冷却剂的进口温度应当高于工艺流体中最高凝点组分的凝点5以上；4、空冷器的最小温差应大于20；5、冷凝含有惰性气体的流体时，冷却剂出口温度至少比冷凝组分的露点低5。（四）流速流速提高，流体湍流程度增加，可以提高传热效率，有利于冲刷污垢和沉积，但流速过大，磨损严重，甚至造成设备振动，影响操作和使用寿命，能量消耗亦增加。因此，主张有一个恰当的流速，根据经验，一般主张流体流速范围如下所示。表2.2-1 流体在直管内常见适宜流速常见物质适宜流速/m/s冷却水（淡水）0.73.5冷却用海水0.72.5低黏度油类0.81.8高黏度油类0.51.5油类蒸汽5.015.0气液混合流体2.06.0表2.2-2 壳程内的常见适宜流速常见物质适宜流速/m/s水及水溶液0.51.5低黏度油类0.41.0高黏度油类0.30.8油类蒸汽3.06.0气液混合流体0.53.0（五）压力降压力降一般考虑随操作压力不同而有一个大致的范围。压力降的影响因素较多，但通常希望换热器的压力降在下述参考范围内或附近。表2.2-3 换热器参考压力降操作压力压力降P真空（00.1MPa绝压）P=P/1000.07（MPa表压）P=P/20.071.0（MPa表压）P=0.035MPa1.03.0（MPa表压）P=0.035MPa0.18MPa3.08.0（MPa表压）P=0.070.25MPa（六）传热系数传热面两侧的对流传热系数1、2如相差很大时，值较小的一侧将成为控制传热效果的主要因素，设计换热器时，应尽量增大较小这一侧的对流传热系数，最好能使两侧的值大体相等。计算传热面积时，常以小的一侧为准。增加值的方法有：1、缩小通道截面积，以增大流速；2、增设挡板或促进产生湍流的插入物；3、管壁上加翅片，提高湍流程度也增大了传热面积；4、糙化传热表面，用沟槽或多孔表面，对于冷凝、沸腾等有相变化的传热过程来说，可获得大的膜系数。表2.2-4 常见K值经验数据管程壳程K值水水8501700水气体17280水轻有机物470815水中有机物290700水重有机物115470有机溶剂水280850有机溶剂有机溶剂115340轻有机物轻有机物230465中有机物中有机物115350重有机物重有机物60230水水蒸气冷凝（加压）23304650水水蒸气冷凝（常压或负压）17453490气体水蒸气冷凝30300水沸腾水蒸气冷凝20004250水溶液（0.002 Pas）水蒸气冷凝5802910轻有机物水蒸气冷凝5801190中有机物水蒸气冷凝290580重有机物水蒸气冷凝115350水轻有机物蒸汽冷凝5801160水重有机物蒸汽冷凝115350（七）污垢系数换热器使用中会在壁面产生污垢，这是常见的事，在设计换热器时应予以认真考虑。由于目前对污垢造成的热阻尚无可靠的公式，不能进行定量计算，在设计时要慎重考虑流速和壁温的影响。选用过大的安全系数，有时会适得其反，传热面积的安全系数过大，将会出现流速下降，自然的“去垢”作用减弱，污垢反会增加。有时在设计时，考虑到有污垢的最不利条件，但新开工时却无污垢，造成过热情况，有时更有利于真的结垢，所以不可不慎。应在设计时，从工艺上降低污垢系数，如改进水质，消除死区，增加流速，防止局部过热等。表2.2-5 常见流体的污垢热阻物质污垢热阻物质污垢热阻物质污垢热阻有机化合物蒸汽0.000086有机化合物0.000172石脑油0.000172溶剂蒸汽0.000172盐水0.000172煤油0.000172天然气0.000172熔盐0.000086汽油0.000172焦炉气0.000172植物油0.000516重油0.000086水蒸气0.000086原油0.0003440.001210沥青油0.000172空气0.000034柴油0.0003440.000516（八）标准设计和换热器的标准系列尽量选用标准设计和换热器的标准系列。有时可以将标准系列的换热器少数部件适当变动，避免使用特殊的机械规格。这样可以提高工程的工作效率，缩短施工周期，降低工程投资，对投产后维修、更换都有利。（九）结构参数的选择1、换热管一般推荐选用19mm的管子。对于易结垢的物料，为方便清洗，采用外径为25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的管径，例如再沸器、锅炉，多采用32mm的管径。直接火加热时多采用76mm的管径。管心距是两相邻管子中心的距离。管心距小、设备紧凑，但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大，一般选用范围为1.251.5d（d为管外径）。表2.2-6 换热管规格和排列形式外径壁厚/（mmmm）排列形式管心距/mm碳钢、低合金钢不锈钢252.5252正三角形32192192252、管长一般选用的管长为46m。对于大面积、或无相变的换热器可以选用89m的管长。3、管子的配布和管心距三角形的配布有利于壳程物流的湍流。正方形配布有利于壳程清洗。管心距是两相邻管子中心的距离。管心距小，设备紧凑，但将引起管板增厚，清洁不便，壳程压降增大，一般选用范围为1.251.5d（d为管外径）。4、管程数管程数有112程几种，常用的为1、2管程或4管程。管程数增加，管内流速增加，给热系数也增加。5、折流板折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束流动，获得较好的传热效果。折流板对于壳程进行蒸发、冷凝操作时或者管程传热系数很低时效果不明显。但对于带有不凝性气体的冷凝操作室，采用不等距的折流板可以改善传热效果。表2.2-7 折流板间距公称直径管长折流板间距50030001002003004506004500 6000600 8001500 1600150200300450600900 1300 60002003004506007500 , 90007501400 160060003004506007507500 , 90001700 18007500 , 9000450600750（十）裕量：对于工艺物流间的换热，留有4050%的裕量；对于工艺物流与公用工程间的换热，留有1525%的裕量。第三章 本设计换热器设计及选型本设计换热器的设计计算（以E0103、E0107为例）：3.1 E0103的设计计算在对工艺流程的换热器设计与选型中，先按照实际工业实施情况以及成本因素，对车间进行了热集成，优化了换热网络，然后针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据国家标准GB/T151-2014热交换器以及化工工艺设计手册（下）第四版，使用Aspen Exchanger Design and Rating V9.0进行换热设备的设计，以此作为参考从工艺手册上选取换热器。3.1.1流程模拟（一）建立流程：图3.1-1 流程模拟（二）运行程序并获取工艺条件：图3.1-2 工艺条件3.1.2设计条件从ASPEN模拟程序中获取设计条件。 表3.1-1设计条件列表操作条件参数壳程管程物流热流体冷流体介质To CondenserB1_TO_SI冷却水质量流量/（kg/s）172.173146.351进口温度/99.722.8出口温度/69.625.0进口压力/MPa0.1010.5出口压力/MPa0.0610.433.1.3主要物性数据（一）定性温度的确定：壳程的定性温度为T=99.7+69.62=84.65管程的定性温度为T=.22.8+252=23.9（二）流体有关物性数据：1、壳程热流体在定性温度T下的物性数据：热导率:lc=0.4953 W/(mK)粘度:hc =0.000307 Pa s 比热:cpc =4.097kJ/(kgK)密度:rc =972.19=kg/m 32、管程热流体在定性温度T下的物性数据：热导率:lc= 0.6032 W/(mK)粘度:hc = 0.000958 Pa s 比热:cpc = 4.175kJ/(kgK)密度:rc = 997.98=kg/m 33.1.4确定主要工艺参数（一）流体空间： 根据冷热流体的工艺条件可确定，冷流体走管程，热流体走壳程。（二）壳体和封头： 由于冷热流体进口温差于110，且污垢热阻小于0.00035m2.K/W ,换热器的冷热流体均为较清洁流体，故选择固定管板式换热器，前封头采用B型，后封头采用M型，壳体采用E型。（三）温度：该换热器的壳程工作温度为99.7-66.7，管程工作温度为22.8-25，进出口温差大于10，符合工业实际。设计温度以工作温度为依据。一般为工作温度+（1530）。这里取壳程的设计温度为100，管程设计温度为60。（四）压力： 这里取壳程设计压力为0.25MPa,管程的设计压力为0.6MPa。EDR中换热器的压降设置为自动默认值，也可自己设置压降，出口绝压小于0.1MPa（真空条件），压降不大于进口压强的40%，出口绝压大于0.1MPa，压降不大于进口压强的20%。（五）污垢热阻：基于传热膜系数、固壁热阻和污垢热阻计算得到，其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器的管程为冷却水，根据化工工艺设计手册（第四版）上册，冷却水平均污垢系数为0.00017m2K/W，壳程为吸收液，同样查得手册上的平均污垢系数为0.0002m2K/W。（六）尺寸：根据EDR推荐的设计方案，选择其中较为合理的一组。结GB/T28712.2-2012热交换器形式与基本参数第2部分：固定管板式热交换器规定，选择换热管内径为19mm，壁厚2mm，管心距25mm，排列方式为正三角形，壳程工程直径（内径）为900mm，壁厚24mm，换热管长度3000mm，折流板间距为600mm。换热管数量为866根。其余参数为EDR默认值。3.1.5工艺过程计算（一）热流量Q：由换热网络可以确定此换热器所通过的热流量为Q = 31.7MW（二）计算平均传热温差：tm=T1-t2-(T2-t1)lnT1-t2T2-t1=99.7-25-(69.6-22.8)ln99.7-2569.6-22.8=59.67其中：tm 对数平均传热温差t2 管程冷物流出口温度t1 程冷物流进口温度T2壳程热物流出口温度T1壳程热物流进口温度(三)传热系数 ：根据传热传质过程设备设计中对K值的范围，假设 K = 3413.7W/(m2 K)根据aspen Energy Analyzer 9.0得出了换热面积为149.6m2 。根据以上进出口温度参数及平均传热温差，选择卧式固定管板式换热器。（四）传热管排列方式及管心距：传热管按正三角形排列，如图所示。根据f19 2mm 的传热管规格，取常用的管心距t为25mm。图3.1-3 传热管正三角形排列换热过程是无相变传热场合，采用级较高级冷拔传热管。（五）壳体内径：换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。选用标准换器，忽略壳体壁厚，其壳体内径约为 D =900mm，采用无缝钢管制作筒体。（六）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30%，切去的圆缺高度为h=30%D=30%900=270mm取折流板间距为B=0.2DN=0.2900=180mm 折流板数NB为NB=传热管长度L折流板间距=3000600-1=4折流板数为4块，折流板圆缺面水平布置。3.1.6设计过程（一）输入介质：1、热流体组分输入图3.1-4 热流体组分2、获取热流体物性数据图3.1-5热流体物性数据3、冷流体组分输入图3.1-6 冷流体组分4、获取冷流体物性数据图3.1-7 冷流体物性数据（二）设计结果：1、结构参数图3.1-8 结构参数由图可知：换热器型式为BEM，壳径为925mm，管长2850mm，管数914，管外径19mm，管壁厚2mm，管子排列方式为正三角形，管心距25mm，折流板型式为单弓形折流板，板间距为585mm,圆缺率36%。（2）性能参数图3.1-9 性能参数由图可知：面积余量换热器面积余量为5%，满足工艺需求。热阻分布 壳侧、壳侧污垢、管壁、管侧污垢分布不合理，需在校核模式下调整。传热温差有效传热温差为55.63，满足工艺需求。压力降壳侧压力降为0.4bar,管侧压力降为1bar，均大于允许压力降，需在校核模式下调整。传热系数换热器总传热系数为3815.9W/（m2 K），在经验范围之内。流速壳侧流体最高流速为176.9m/s，管侧流体最高流速为1.97m/s，壳侧和管侧流体均在湍流状态，满足需求。流路分析在Flow Analysis页面，如图所示：图3.1-10 流路分析错流分率为0.87，基本合理；折流板管孔和管子间泄漏流分率为0.14，基本合理；折流板与壳内壁间泄漏流分率为0.11，基本合理；管束外围与壳内壁间旁流分率为0.03在合理范围内。3.1.7校核过程以E0103换热器为例，初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用Aspen EDR进行校核。（一）圆整结构参数：图3.1-11结构参数（二）工艺参数：图3.1-12工艺参数（三）性能参数：图3.1-13 性能参数由图可知：面积余量换热器面积余量为5%，满足工艺需求。热阻分布 壳侧、壳侧污垢、管壁、管侧污垢分布基本均衡。传热温差有效传热温差为54.36，满足工艺需求。压力降壳侧压力降为0.4bar,管侧压力降为0.2bar，均低于允许压降。传热系数换热器总传热系数为3911.8 W/（m2 K），在经验范围之内。流速壳侧流体最高流速为176.9m/s，管侧流体最高流速为1.97m/s，壳侧和管侧流体均在湍流状态，工艺需求。流路分析在Flow Analysis页面，如图所示：图3.1-14 流路分析错流分率为0.87，基本合理；折流板管孔和管子间泄漏流分率为0.13，在合理范围内；折流板与壳内壁间泄漏流分率为0.09，在合理范围内；管束外围与壳内壁间旁流分率为0.03，在合理范围内。由上述计算结果可以看出，换热管换热面积为149.6，实际换热面积比计算换热面积大30%-50%，故实际换热面积为209.44。流态分布均匀，且压降均在合理范围内。总传热系数为3911.8W/（m2K），进而确定换热器E0103型号为：BEM900-0.60.25-209.44-319-1I该换热器的操作压力为壳程1.013bar，管程5bar。换热器的设计压力为设计温度下的最大工作压力，一般为正常工作压力的1.1倍。这里取壳程设计压力为0.25MPa，管程设计压力为0.6MPa。EDR中换热器的压降设置为热物流为0.04MPa，冷物流的压降为0.02MPa,其表示意义为：封头管箱：900-换热器公称直径（mm），0.6-管程设计压力（MPa），0.25-壳程设计压力（MPa），209.44面积（m2）。3-换热管长（m），19-换热管外径（mm），1-单管程，级管束。3.1.8校核结果图3.1-15 换热器的设备图图3.1-16 换热器管道布置图图3.1-17 换热器设计结果3.1.9强度校核具体强度校核参见附录43.2 E0107的设计计算 在对工艺流程的换热器设计与选型中，先按照实际工业实施情况以及成本因素，对车间进行了热集成，优化了换热网络，然后针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据国家标准GB/T151-2014热交换器以及化工工艺设计手册（下）第四版，使用Aspen Exchanger Design and Rating V9.0进行换热设备的设计，以此作为参考从工艺手册上选取换热器。以E0107换热器为例，初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用Aspen 进行模拟计算。3.2.1流程模拟（一）建立流程：图3.2-1流程模拟（二）运行程序并获取工艺条件：图3.2-2 工艺条件3.2.2设计条件从ASPEN模拟程序中获取设计条件。表3.2-1设计条件列表操作条件参数壳程管程物流冷流体热流体介质冷却水 B5_heat质量流量/（kg/s）3146.35128.6进口温度/20115出口温度/22.382进口压力/MPa0.50.103出口压力/MPa0.0430.023.2.3主要物性数据（一）定性温度的确定：壳程的定性温度为T=20+22.32=21.15管程的定性温度为T=115+822=98.5（二）流体有关物性数据：1、壳程热流体在定性温度T下的物性数据：热导率:lc=0.6042W/(mK)粘度:hc =0.000943 Pa s 比热:cpc =4.524kJ/(kgK)密度:rc = 995.48=kg/m 32、管程热流体在定性温度T下的物性数据：热导率:lc= 0.6681 W/(mK)粘度:hc = 0.000294 Pa s 比热:cpc = 4.097kJ/(kgK)密度:rc =923.43=kg/m 33.2.4确定主要工艺参数（一）流体空间： 根据冷热流体的工艺条件可确定，冷流体走壳程，热流体走管程。（二）壳体和封头： 由于冷热流体进口温差于110，且污垢热阻小于0.00035m2.K/W ,换热器的冷热流体均为较清洁流体，故选择固定管板式换热器，前封头采用B型，后封头采用M型，壳体采用E型。（三）温度：该换热器的壳程工作温度为20-22.3，管程工作温度为82-115，进出口温差大于10，符合工业实际。设计温度以工作温度为依据。一般为工作温度+（1530）。这里取壳程的设计温度为35，管程设计温度为120。（四）压力：这里取壳程设计压力为0.6MPa,管程的设计压力为0.25MPa。EDR中换热器的压降设置为自动默认值，也可自己设置压降，出口绝压小于0.1MPa（真空条件），压降不大于进口压强的40%，出口绝压大于0.1MPa，压降不大于进口压强的20%。（五）传热系数：传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和污垢热阻计算得到，其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器的管程为冷却水，根据化工工艺设计手册（第四版）上册，冷却水平均污垢系数为0.00017m2K/W，管程为吸收液，同样查得手册上的平均污垢系数为0.0002m2K/W。（六）尺寸：根据EDR推荐的设计方案，选择其中较为合理的一组。结GB/T28712.2-2012热交换器形式与基本参数第2部分：固定管板式热交换器规定，选择换热管内径为19mm，壁厚2mm，管心距25mm，排列方式为正三角形，壳程工程直径（内径）为1500mm，壁厚50mm，换热管长度6000mm，折流板间距为600mm。换热管数量为1802根。其余参数为EDR默认值。3.2.5工艺过程计算（一）热流量Q：由换热网络可以确定此换热器所通过的热流量为Q = 30.3MW（二）计算平均传热温差：tm=T1-t2-T2-t1lnT1-t2T2-t1=115-22.3-（82-20）ln115-22.382-20=76.3其中：tm 对数平均传热温差t2 壳程冷物流出口温度t1 壳程冷物流进口温度T2 管程热物流出口温度T1 管程热物流进口温度(三)传热系数 ：根据传热传质过程设备设计中对K值的范围，假设 K = 2835.5W/(m2 K)根据aspen Energy Analyzer 9.0得出了换热面积为829.2m2 。根据以上进出口温度参数及平均传热温差，选择卧式固定管板式换热器。（四）传热管排列方式及管心距：传热管按正三角形排列，如图所示。根据f19 2mm 的传热管规格，取常用的管心距t为25mm。图3.2-3 传热管正三角形排列换热过程是无相变传热场合，采用级较高级冷拔传热管。（五）壳体内径：换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。选用标准换器，忽略壳体壁厚，其壳体内径约为 D =1500mm，采用无缝钢管制作筒体。（六）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30%，切去的圆缺高度为h=30%D=30%1500=450mm取折流板间距为B=0.4DN=0.41500=600mm 折流板数NB为NB=传热管长度L折流板间距=3000600-1=4折流板数为4块，折流板圆缺面水平布置。3.2.6设计过程（一）输入介质：1、热流体组分输入图3.2-4 热流体组分2、获取热流体物性数据图3.2-5 热流体物性数据3、冷流体组分输入图3.2-6 冷流体组分4、获取冷流体物性数据图3.2-7 冷流体物性数据（二）设计结果：1、结构参数图3.2-8 结构参数由图可知：换热器型式为BEM，壳径为1525mm，管长5400mm，管数3422，管外径19.05mm，管壁厚2.11mm，管子排列方式为正三角形，管心距23.81mm，折流板型式为单弓形折流板，板间距为520mm,圆缺率26%。2、性能参数图3.2-9 性能参数由图可知：面积余量换热器面积余量为3%，基本满足工艺需求。热阻分布 壳侧、壳侧污垢、管壁、管侧污垢分布基本均衡。传热温差有效传热温差为22.67，满足工艺需求。压力降壳侧压力降为0.3bar,管侧压力降为0.14bar，均低于允许压降。传热系数换热器总传热系数为2826.3 W/（m2 K），在经验范围之内。流速壳侧流体最高流速为1.2m/s，管侧流体最高流速为84.1m/s，壳侧和管侧流体均在湍流状态，工艺需求。流路分析图3.2-10 流路分析错流分率为0.41，在合理范围内；折流板管孔和管子间泄漏流分率为0.32，偏大；折流板与壳内壁间泄漏流分率为0.25，偏大；管束外围与壳内壁间旁流分率为0.02，在合理范围内。3.2.7校核过程以E0107换热器为例，初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用Aspen 进行模拟计算，模拟出来的换热器工艺参数如图所示。（一）圆整结构参数：图3.2-11结构参数（二）工艺参数：图3.2-12工艺参数（三）性能参数：图3.2-13 性能参数由图可知：面积余量换热器面积余量为34%，满足工艺需求。热阻分布 壳侧、壳侧污垢、管壁、管侧污垢分布基本均衡。传热温差有效传热温差为38.34，满足工艺需求。压力降壳侧压力降为0.025MPa,管侧压力降为0.017MPa，均低于允许压降。传热系数换热器总传热系数为2835.5 W/（m2 K），在经验范围之内。流速壳侧流体最高流速为0.99m/s，管侧流体最高流速为86.06m/s，壳侧和管侧流体均在湍流状态，工艺需求。流路分析图3