工艺设计要点

-.z.阀的种类及计算选型在化工装置的管线系统中，阀是一个很重要的部件。其种类繁多，下面列出一些最常见的阀。球阀最普通；隔膜阀有破裂的可能；闸阀的使用场合有限；阀杆的上下位移有可能导致流体的泄漏。正是由于各种阀特性的原因，工程师在选择阀时要格外注意。尤其在当前许多精细化工，制药，生物工程中，绝对不允许因为阀泄漏的原因而使产品或环境受到污染。球阀(BallValves)球阀适用于经常关闭的公用工程/工艺流体场合。流体直接通过球阀，并产生压降。大多数球阀的密封圈是由起密封作用的尼龙或PTFE(聚四氟乙烯)制成，但要注意最大操作温度及磨蚀流体对其的影响，否则采用石墨密封圈。闸阀(GateValves)闸阀通常有两种形式：楔形闸板和平行闸板。可以安装：暗阀杆(nonrisingstems),明阀杆内螺纹(inside-risingstems)明阀杆外螺纹(outsiderisingstems)当阀开启时可以得到最小的压降。闸阀用来阻止流体的流动，对流量不做任何调节。采用这种阀要注意当阀关闭时，流体压力的积累升高。这是由于冷流体的受热膨胀，或流体内部的化学反响引起流体和壁之间压力的积累升高。解决方法是安装泄压阀。上图中阴影局部是动作阀杆，升降式止回阀(LiftCheckValves〕止回阀通常用在严禁流体反向倒流的场合，或者用来降低流体压力。当上游压力比下游压力高(>0.35Kg/cm2)时，止回阀受力开启。上游连续的高压使止回阀保持开启。如果流体停顿流动或反向倒流，弹簧或提升活塞使得止回阀关闭。一旦提升活塞封闭，较高的下游压力使止回阀保持关闭。通常在提升活塞上放置一个较轻的弹簧，来帮助提升活塞封闭。升降式止回阀有三种设计：截止，立式和角式。立式升降式止回阀用在垂直管线中流体向上流动的场合。截止止回阀用在水平管线的场合。升降式止回阀不能用在流体中含有悬浮固体的场合。截止止回阀(GlobeCheckValves)立式止回阀(VerticalCheckValves)角式止回阀〔AngleCheckValves〕图中箭头所示为流体流动方向，虚线为阀体的位移运动。碟阀(Butterflyvalves)占地面积小，密封好，扭距小。相对闸阀其压降较大。图中实体为操作阀杆，虚线箭头所示为阀件转动位置，实线所示为关闭位置，虚线所示为开启位置。隔膜阀(DiaphragmValves)隔膜阀利用一个隔膜作为关闭器件。因为隔膜材料是化学降解的，所以要注意操作条件限于低压及温度范围。隔膜阀可以调节大多数气体和液体的流量。有堰式和直通式两种。由于隔膜的磨损及破裂，调节用的隔膜阀需要经常维护。当使用隔膜阀时，要清楚操作压力和温度是否在隔膜材料的使用范围之内。对于工艺要求阀件内不能有死角的场合，选用隔膜阀较好。直通式隔膜阀压降小。堰式(WeirConfiguration)直通式(Straight-throughConfiguration)隔膜止回阀(Diaphragmcheckvalve)还有许多用于不同场合,不同功能的阀：切断阀(Stopvalve)底阀(FootValve)平安阀(SafetyValve)管道盲板阀(LineBlindValve)减压阀(ReducingValve)调节阀(RegulatingValve)换向阀(ChangeValve)三通阀(T-portValve)针阀(NeedleValve)旋塞阀(CockValve)盖阀(FlatValve)快开/关阀(QuickOpening/ClosingValve)软管阀(PinchValve)放净阀(OutletValve)自动排液阀(Self-drainingValve)电磁阀(SolenoidValve)滴流阀(trickleValve)旁通阀(BypassValve)同径阀(FullwayValve)泄压阀(ReliefValve)热膨胀阀(ThermoE*pansionValve)计算孔板口径与压降的关系：参见"控制阀选型计算Cv〞参见"限流孔板计算程序试用版〞-.z.计算不可压缩流体管道的管径(一)管径的初步选择(1)根据流体的性质，按照工艺过程的要求，可从表"流体的流速和压力降推荐值〞或实际经历数据选定流速及允许压力降值，同时，估计管道的长度(包括管件的当量长度)，初选管径。(2)据SHJ35-91规定，当采用流体输送设备(如泵、压缩机、鼓风机或通风机)或管道一端的压力由管道的阻力降确定时，管道的内径应根据每百米计算管长的最大阻力降控制值计算，并选取标准规格的管径。(二)阻力降的计算和管径确实定(1)阻力降的计算：管径在初步选择后，可计算管道的阻力降。对于允许阻力降限制比拟严格的管道，须进展详细的管道阻力降计算，应进展直管阻力降和阀门、管件等的局部阻力降计算。(2)直管的阻力系数应根据雷诺数和管壁的绝对粗糙度求取或按公式计算。①流体流动状态确实定，流动状态可用雷诺数Re表示。②直管的阻力系数可根据雷诺数计算。③管壁的绝对粗糙度可按表取值。(3)局部阻力降计算：①阀门和管件的局部阻力降可按当量长度法或局部阻力系数法计算。a.当量长度法：因局部阻力而导致的压力降，相当于流体通过其一样管径的*一长度直管的压力降，此直管长度称为当量长度。b．局部阻力系数法:②调节阀的阻力降宜取正常流量下管道系统阻力降的30％，但在流量比拟平稳的管系中可取管道系统阻力降的20％。有特殊要求的调节阀，应根据生产条件和调节阀的特性确定其阻力降。③按正常生产条件下的最大流量计算管道的阻力降，当不能确定设计的最大流量时，可根据正常流量计算的直管的阻力降与阀门管件等的局部阻力降之和的1.2倍。④流体由管道进入容器(出管口)或由容器进入管道(入管口)处的压力降可按公式计算。(三)最终管径确实定管径应根据设计的管线长度和阀门、管件数量及初选的管径，经过阻力降计算并与管道的允许阻力降比拟后确定。当计算的管道阻力降小于管道允许的阻力降时，初选的管径即可以采用，否则应向较大规风格整管径，并进展阻力降复核。计算可压缩流体管道的管径气体在管道内的流动过程，因速度高而导致压力降较大时，气体的密度将产生显著的变化，当管道末端的压力小于始端压力的80％时，应按可压缩流体的计算方法选择管径和计算压力降。理想气体在温度不变的情况下流动时，称之为等温流动，当管内气体和管壁间的热交换可以忽略不计时，称之为绝热流动。实际上，气体在管内的流动既非等温、又非绝热，而是一种多变过程。管长大于1000倍管内径的不隔热管道，应按气体在管内进展等温流动计算；隔热管道和长度小于1000倍管内径且不隔热的管道，可按绝热流动计算。在同一管道内，气体按等温或绝热流动计算所得到的流通能力是不同的。绝热流动的能力比等温流动的能力大20％左右，但等温流动计算方法较简单，在工程设计时，如果用等温流动计算绝热流动管道，其结果偏于平安，也是允许的。(SHJ35-91只要求按等温流动进展计算)。(一)管径的初步选择1．马赫(Mach)数的控制值可压缩流体在管道内流动时，流速和马赫数随始端距离的增长而增大，初选管径时，先要按马赫数的控制值计算气体质量流速。可压缩气体在一般常用管道末端的马赫数控制值小于0.3；在特殊管道和紧急泄放管道末端的马赫数控制值不应大于0.7。2．气体流动的马赫数气体在管道内流动时的马赫数是气体介质流速与声速之比。马赫数与相应的压力有关，可由气体在管道末端的马赫数控制值计算出管道始端的马赫数控制值。3．管径最小控制值根据马赫数控制值求得的气体质量流速，再按公式计算管径最小控制值。按管径最小控制值，圆整到管材的标准规格，确定试选管径，然后按公式计算气体的质量流速。当管道上设置截面收缩的阀门(如截止阀、角阀等)或孔板时，应按公式核算截面收缩处所能通过的最大质量流量。阀门或孔板前所能通过的最大质量流量必须大于或等于设计的质量流量。(二)最终确定管径按所选管径计算的质量流速应满足公式要求。如能满足上述要求，即为最终确定管径，否则应另选较大规格的管径进展核算；直到满足要求。计算输送气体、其他介质管道的管径据SHJ35-91的规定，应按以下原则选择：(1)当输送气体管道进出口端的压差小于进口端绝对压力的20％时，可按不可压缩流体计算管径。流体的密度或比容按规定取值。①管道进出口端压差小于进口绝对压力的10％时，可取进口端或出口端的密度或比容值；②管道进出口端压差大于进口绝对压力的10％时，应取平均压力下的密度或比容值。(2)当输送气体管道进出口端的压差大于进口端绝对压力的20％时，管径应按可压缩流体的计算方法计算。(3)当输送有聚合、分解、化合反响而可能发生危险的介质时，应按平安流速计算管径，平安流速应根据有关平安规定或生产经历数据选定；(4)当输送悬浮固体颗粒的液体时，管道应按常用流速计算管径，常用流速应符合要求。(5)装置范围内，汽车罐车装油管的流速应满足要求。流体在管道内的流速、最大压力损失推荐值在设计工作中，要根据不同的适用场合、范围，参考、选取以下标准、手册中推荐的设计数据。(1)"工业金属管道设计标准"(GB50316)规定的常用管内流速范围。(2)"石油化工装置工艺管道安装设计手册"的流体的流速和压力降推荐值。(3)"石油化工企业工艺装置管径选择导则"(SHJ35-91)规定：每百米管长的最大阻力降控制值；输送腐蚀性介质的管道，应采用最大流速计算管径，即腐蚀性介质的最大流速；输送低于大气压的蒸汽管道，宜按最大流速计算管径，即低于大气压的蒸汽管道最大流速；由于尚不具备条件，这里没有规定平安流速数据。(4)"化学工程手册"关于"流体流动〞的篇章中提供了一些气体的流动数据：乙烯、乙炔气、氢、氧气、乙醚、苯、二硫化碳、甲醇、乙醇、汽油及丙酮。(5)"石油库设计标准"(GB50074-2000)中提供了一些液体的流动数据：汽油、煤油、轻柴油、重柴油、重油、成品油及可燃性液体。(6)"液体石油产品静电平安规程"(GB13348-92)中提供了一些液体石油产品的装油速度：油罐注油、汽车罐车注油、铁路油罐车的装油及飞机注油。(7)"油库设计"里提供了不同粘度的油品，在管路中的经济流速，即油品在管路中的经济流速。管径和管道压力损失计算的准则(1)管径确实定应按正常生产条件下介质的最大流量考虑，其最大压力损失应不超过工艺允许值，其流速应位于根据介质的特性所确定的平安流速的范围内。(2)综合权衡建立费用和运行费用。一般应在允许压力损失的前提下尽可能选用较小管径，特别是对大直径、厚壁、合金钢等管道，管径更需慎重对待以节省投资。但是管径太小则介质流速增高、摩擦阻力增大、增加了机、泵的投资和功率消耗，从而增加运行费用，因此应进展比拟，取其最正确值。(3)不同流体按其性质、状态和操作要求的不同，宜选用不同的流速。粘度较高的液体摩擦阻力较大，宜选用较低的流速；允许压力损失较小的管道，例如常压自流管道和输送泡点状态液体的泵入口管道，宜选用较低流速；允许压力损失较大或介质粘度较小的管道一般选用较高流速。对容易堵塞的流体不宜采用DN<25mm的管道；为防止因流速过高而引起管道的冲蚀、磨损、振动和噪声等现象，液体流速一般不宜超过4m/s；气体流速一般不超过其临界速度的85％；真空下最大流速不超过lOOm/s；含有固体物质的流体其流速不应过低，以免固体沉积在管内而堵塞管道，但也不应过高，以免加速管道的磨损或冲蚀。(4)当允许压力损失一样时，小流率介质管道应选用较小流速；大流率可选用较高流速。(5)选用符合管材的标准规格。对于工艺管道，不推荐选用DN32、65、125的管子。平安阀的公称压力、开启压力、排放压力、回座压力、启闭压差？锅炉压力容器平安阀的开启压力是如何规定的？平安阀的公称压力表示平安阀在常温状态下的最高许用压力，高温设备用的平安阀不应考虑高温下材料许用应力的降低。平安阀是按公称压力标准进展设计制造的。开启压力：也叫整定压力，是平安阀阀瓣在运行条件下开场升起时的介质压力。排放压力：阀瓣到达规定开启高度时进口侧的压力。回座压力：平安阀排放后，阀瓣重新压紧阀座，介质停顿排出时的进口压力。回座压力是表征平安阀使用品质的一个重要参数，一般要求它至少为工作压力的80％，上限以不产生阀瓣频繁跳动为宜。启闭压差：开启压力和回座压力之差。对锅炉和过热器的平安阀的开启压力规定如下：(1)额定蒸汽压力小于1.27MPa时，开启压力分别为工作压力+0.02MPa和工作压力+0.04MPa；(2)额定蒸汽压力大于1.27MPa，但小于3.82MPa时，开启压力分别为1.04倍的工作压力和1.06倍的工作压力；(3)额定蒸汽压力大于3.82MPa时，开启压力分别为1.05倍工作压力和1.08倍工作压力。省煤器平安阀的开启压力为省煤器工作压力的1.5倍。压力容器平安阀的开启压力不得超过压力容器的设计压力。工艺设计要点之二十五：孔板流量计早期的文丘里流量计是一种可靠的流量测试装置。而且，它只有很微小的压力损失。因此它被广泛的应用，尤其适用于大体积容量的液体和气体工况。但是这种流量计在构造上相对复杂，造价较高。所以在小管线上的测量，由于本钱原因更少采用。因此更简单的孔板流量计应运而生。孔板流量计包括一个扁平的、带有圆形钻孔的孔板。孔板的上、下游位置上分别设置有取压点。流量系数就取决于取压点的位置。取压点类型上游取压点距孔板面的距离下游取压点距孔板面的距离法兰一英寸一英寸缩脉一个管径(实际内径)0.3到0.8个管径，取决于值管子2.5倍公称管径8倍公称管径孔板流量计原理与文丘里流量计是一样的。流动介质在通过孔板时，横截面积缩小导致消耗压头的速度头增大，压力计测量出取压点之间的压力降值，伯努利方程说明了速度头的增加与压头减少的关联：这里β=Db/Da=(Ab/Aa)0.5不同于文丘里流量计的是，流通面积从截面"a〞处的Aa减少至孔板开口横截面(Ao)，再到缩脉断面Ab通过关联式中的缩脉系数Cc可以从孔板面积得出缩脉面积。Cc=Ab/Ao因此vbAb=voAo,i.e.,vo=vbCc将值Ab=CcAo代入前式：用出口系数(孔板系数)计算出流量计中的摩擦损失和参数Cc、通过管子的流量Q：Co是随着Ao/Aa比值几雷诺数变化的。虽然在低雷诺数时，标准流量计孔板系数(Co)变化很大，但可以取雷诺数超过10000时的值为0.61。恒定的压力损失取决于β值(β=Do/Da)，当=0.5时，损失的压头约占孔板总压降73%。工艺设计要点之二十：反响器1．反响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0.1mm，泥浆床一般为1mm，固定床一般为2~5mm。3．对于均相全混釜反响器，输入搅拌浆的功率应该为0.1~0.3kW/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．当平均停留时间到达组分均一所需时间的5~10倍时，就到达了CSTR的理想状态。适当设计的搅拌约500~2000次旋转，才能到达组分均一。5．液体或者淤浆介质间相当慢的反响，通常最经济的配置应该采用3~5个全混釜反响器串联。6．平推流反响器的典型应用，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．当到达平衡条件下95%的转化率时，一个5级全混釜反响器相当于一个活塞流反响器的性能。8．温度升高10oC，通常反响速率会加快一倍。9．非均相反响的反响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响速率更有效。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，以提高产能或者别离要求。3.对于气相流率为14m3/min时，宜选用25mm规格的填料；对于气相流率为57m4.塔径与填料直径的比值通常应该大于15。5.为防止被压扁，塑料填料层单段高度宜限制在3~4m，而金属填料床层单段可高达6~7.66.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6.5m7.大于900mm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)，25mm鲍尔环为0.4~0.56m；50mm鲍尔环为0.76~0.910.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0.002~0.0030.001~0.002气体洗涤塔水为溶剂化学品溶剂0.003~0.0050.002~0.003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，以及再沸器中为防止工艺物流热降解而允许的最高温度。3。对于顺序别离精馏塔系列：首先进展最容易的别离(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充裕出10%。7。板间距应该取450~610mm8。塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为0.6m/s真空条件下蒸气线速度为1.8m/s。9。每块塔盘的典型压降为0.007bar。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130~15015。最普通的堰高为50~76mm，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0.9m，其顶部应该留1.2m底部应该留1.8m高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。20。由于风载和根底的原因，塔高不宜超过为60m21。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，106kcak/hr；塔径D，m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、38mm，三角形排列，管长6000、3000、90003。当管外径为25mm，管长为6m，双程固定管板式壳径300mm的换热器面积约为28壳径600mm的换热器面积约为119壳径900mm的换热器面积约为2834。换热管内液体流速应该为1~3m/s；气体流速应该为9~30m5。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0.1bar；其他工况约为0.2~0.68bar。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10oC；对于冷剂约为5oC。9。凉水塔出口温度通常为30oC，返水温度不高于45oC。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10~20m12。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160oC，由于其高效传热及"交织温差〞的特性，而被广泛应用。工艺设计要点之十六：压缩机和真空设备1。根据以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2.75bar(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/Cv4。绝热可逆流体的出口温度T2=T1×(P2÷P1)a5。出口温度不应该超过204oC。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一样。压缩比=(Pn/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2.8~47m3/s的大型离心式压缩机效率约为76~7810。活塞往复真空泵可以抽真空到1torr(绝)；活塞旋转真空泵可以抽真空到0.001torr(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100kg13。泄露进真空设备中的空气量=k×V2/3其中当压力大于90torr时，k=4.8；压力在3～20torr时，k=1.9；压力小于1torr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1.2~6.1m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×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=50~300ft；G=100~1000GPM；偏差为3.5%4。离心泵：单级流量为0.057~18.9m3/min时，最大压头流量为0.076~41.6m3/min时采用多级，最大压头1675在流量为0.378m3/min时，效率为45%在流量为1.89m3/min时，效率为70%在流量为37.8m3/min时，效率为80%5。轴流泵用于流量为0.076~378m3压头可高达12m液柱，效率约为65~85%。6。旋转泵用于流量为0.00378~18.9m3压头可高达15,200m液柱，效率约为7。往复泵用于流量为0.0378~37.8m3/min压头可高达300,000m功率为7.46kW时的效率约为70%；功率为37.3kW时的效率约为85%；功率为373kW时的效率约为90%。工艺设计要点之十四：管道1。对于液体管线尺寸设计:适宜的流速为1.5+0.004×Dm/s，泵出口端压降约为0.04kg/cm2/100m管线。在泵入口端，流速为0.4+0.002×Dm/s，压降约为0.008kg/cm2/100m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：适宜的流速为0.24×Dm/s，压降约为0.01kg/cm2/100m管线。3。过热、干蒸汽、气体管线的流速限制在61m/s及压降0.1kg/cm2/饱和蒸汽管线的流速限制在37m/s以防止冲蚀。4。对于型钢管线的压降估算式：ΔP=35×M1.2μ0.2/(D4.2ρ)其中： P为摩擦阻力降，kg/cm2/100m当量管线 M为质量流率，kg/hrμ为管内流体粘度，cPρ为管内流体密度，kg/m3 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：*=[ΔPL/ΔPG]0.5则，总压降计算如下：ΔP总=YLΔPL或者YGΔPG其中：YL=4.6*-1.78+12.5*-0.68+0.65 YG=*2YL6。控制阀至少需要0.69bar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175bar。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50mm10。管道表号为：其中 P为管道设计压力，Psiσ为管材的许用工作压力，Psi常用的管道表号为Sch=40。工艺设计要点之十三：压力容器和贮罐1。在-30oC到345oC之间的设计温度，取最大操作温度加上25oC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0.69～1.7bar，取大者。最大操作压力取正常操作压力值加上1.7bar。3。对于真空操作，设计压力取相对于全真空的1bar(表)压力。4。保证罐体构造平安的最小壁厚为：对于直径为1.07m及以下尺寸的罐，壁厚取6.4mm对于直径为1.07~1.52m尺寸的罐，壁厚取8.1m对于直径为1.52m以上尺寸的罐，壁厚取9.7mm5。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-30~345oC400oC455oC540oC碳钢SA2031290bar1070bar686bar273bar不锈钢302SS1290bar1290bar1100bar431bar7。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：腐蚀性介质9mm非腐蚀性介质4mm蒸汽罐或空气槽1.5mm9。小于3.8m10。3.8～38m11。大于38m12。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。工艺设计要点之十二：混合与搅拌1。中等搅拌程度的流体外表速度为0.03～0.06m/s，而强烈搅拌的流速为0.2～0.3m2。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kW/m3m/s掺混0.033～0.082-均相反响0.082～0.2472.29～3.05带传热的反响0.247～0.8243.05～4.57液～液混合0.8244.57～6.09气～液混合0.824～1.6474.57～6.09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/104。对于需要沉降速度为9m/s对于需要沉降速度为46m/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%。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，0.1～10cm/s0.1～10cm/min0.1～12。如果5分钟之内不能形成3mm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7335kg/day-m2，转速20转/hr，真空度457～635mmHg。7。对于需要过滤矿脉固体和结晶的场合，转鼓速率为29340kg/day-m2，转速20转/hr，真空度51～152mmHg。0cm/hr为慢速；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19～63mm之间，管长在3.6～9.1m之间。2。强制循环速度一般在4.5～6m/s3。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异。4。当BPR大于4oC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本钱的串联设计，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)。工艺设计要点之九：罐式容器1。液体罐通常是卧式的，气液别离罐通常是立式的。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；气液别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。压缩机前气液别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。液液别离器的设计停留时间应该维持沉降速度为0.85~1.3mm7。气液别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/s8。除沫器中丝网层厚度通常为150mm9。对于正压别离系统，丝网层之前的别离空间为150～450mm丝网层之后的别离空间为300mm。工艺设计要点之八：固体枯燥1。喷雾枯燥只需几秒钟的时间，而转筒式枯燥时间则需几分钟，乃至一个小时。2。处理3～15mm球粒状物料枯燥的连续板/带式枯燥器的枯燥时间约为10～2003。用于处理高粘度流体物料的鼓式枯燥器接触时间约为3～12秒，产品片厚约1～3mm。转鼓直径约0.5～1.5m，转速约为2～10转/分。最大蒸发能力约为1363kg/hr4。转筒式枯燥器操作的空气流速为1.5～3m/s，最高达11m停留时间约5～90分钟。对于新设计的转筒枯燥器，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10～20oC。而并流操作的设计，要保证固体物料出口温度为100oC。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。气流输送枯燥器适用于1～3mm的颗粒枯燥，甚至大至10空气速度约为10～30m/s，典型的单程枯燥停留时间接近1分钟。设备尺寸约为直径0.2～0.3m，长1～38m。6。流化床式枯燥器适合处理4mm气速的设计参数为最小流化速度的1.7～2倍。一般连续操作的枯燥时间取1～2分钟就足够了。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75kW(100hp)以下的用户，通常采用电机，最高可用于15000kW(20000hp)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37kW(50hp)左右。适用于低转速往复压缩机。4。蒸汽透平机很少用于75kW(100hp)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/lbCp=常压热容，Btu/lboFT1=入口温度，oRP1=入口压力，psiaP2=出口压力，psiaK=Cp/Cv工艺设计要点之六：结晶器1。大多数结晶过程中，C/Csat(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0.5～1.2oC较适宜。4。常见的晶体生长速度约为0.1～0.8mm工艺设计要点之五：输送装置1。对于大于120m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(0.4～0.8Bar)，输送空气速度为10～37m/s。输送空气量约在0.03～0.5m3/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75～480mm，输送速度为0.2～1.3m/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，且物质是比拟粘稠、研磨的物料。500×500mm容量抓斗的处理能力可达28m提升速度为0.5m/s，最快速度可达1.5m/s4。带式输送机用于长距离、大通量输送。倾斜度最大为30o角，600mm宽的皮带输送能力达85m3/hr，输送速度约为0.5m/s，最快速度可达3m/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46m距离的输送。倾斜度最大为20o角，300mm直径螺旋板的输送能力达85m3/hr，转速为40～60转/分时的输送能力可达28～85m3/hr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，实际上可以到达环境饱和空气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52.4151.0250.553。循环水量通常在5～10m3/hr-m2，空气速度通常在1.5～2m/s4。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℃之内，通常在3～65。对于需要每冷却6℃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%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0.017～0.025Kg/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0.0043～0.009Kg/cm2在此操作条件下的填料等板高度HETP是最低的，也即别离效率最高。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900mm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300～400mm；真空塔盘间距为500～750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460mm。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去除污垢。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，可以表达出其经济性能。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一1～1.7Kg/cm2操作表压的二分之一1.7kg/cm2以上0.35Kg/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历关联式为：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。油品的恩氏粘度有时工程设计当中会遇到恩氏粘度的换算问题，如*工程的数据表中粘度为3～12Engler，如何换算呢？过去炼油工业中常用恩氏粘度也有称恩格拉粘度(Engler)，作为石油产品的一个指标，它表示*一温度下200cm3油品与同体积20℃纯水，从恩氏粘度计中流出所需时间之比，无单位量纲。恩氏粘度(oE)与运动粘度(mm2/s)的关系可按经历公式换算。运动粘度υ(mm2/s)=7.31*恩氏粘度-6.31/恩氏粘度而我们平常工程设计中常用的粘度也有称之为流体的动力粘度η。它与同温度下该流体的密度ρ的比值称为运动粘度υ(也有称动粘度的)。它的物理意义是这种流体在重力作用下流动阻力的度量。在国际单位制(SI)中，运动粘度的单位是m2/s。也有采用斯(托克斯)表示的：1St=10-4m过去通常使用厘斯(cSt)作运动粘度的单位，1厘斯(cSt)=10-6m2/s=1mm由运动粘度换算成(动力)粘度：η=ρ.υ式中η-动力粘度，Pa.sρ-密度，kg/m3

υ-运动粘度，m2/s上例中：恩氏粘度为3oE，换算为运动粘度：7.31*3-6.31/3=19.8267mm2/s(cSt)恩氏粘度为12oE，换算为运动粘度：7.31*12-6.31/12=87.1942mm2/s(cSt)则粘度为3～12Engler油品的运动粘度为19.83～87.19厘斯。粘度的度量方法分为绝对粘度和相对粘度两大类。绝对粘度分为动力粘度和运动粘度两种；相对粘度有恩氏粘度、赛氏粘度和雷氏粘度等几种表示方法。赛氏粘度也称赛氏通用粘度(SayboltUniversalViscosity)。美国多习惯用这种粘度单位，美国标准方法为ASTMD88。其定义是在*规定温度下从赛氏粘度计流出60ml液体所需时间，单位为秒。赛氏粘度(S)与运动粘度(mm2/s)的关系可按下式换算。运动粘度υ(mm2/s)=0.225*赛氏粘度当S>285秒(sec)时适用上式。雷氏粘度也称雷氏通用粘度(Redwood)。此粘度主要在英国和日本沿用。其定义是以50ml试油在规定温度60℃或98.9℃下流过雷氏粘度计所需时间，单位为秒。雷氏粘度(R)与运动粘度(mm2/s)的关系可按下式换算。运动粘度υ(mm2/s)=0.26*雷氏粘度-172/雷氏粘度当R>225秒(sec)时,则用下式：运动粘度υ(mm2/s)=0.26*雷氏粘度化学组分热力学性质计算在工艺系统设计中需要用到许多根底物性数据，其来源可以有以下几种：专利商提供的工艺包；由工艺模拟计算软件PRO/II、ASPEN根据特定的热力学状态参数得出；从工程设计手册、图表中内插、外延计算得出；用一些简便小型计算程序估算得出。下面推荐一些计算程序，可以用来计算：空气、水、氨及水溶液、理想气体、氧气、氮气、氟里昂、以及甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、乙烯、丙烯等纯组分或混合物的热力学性质(平衡温度、压力、比容、热焓等)。对于混合物，可以先算出单组分的性质，再通过混合规则计算混合物的物性。要注意的是，所有计算出来的物性值必须与操作数据比照验证，才能用于工程设计当中。再沸器安装高度计算在设计塔底热虹吸式(自循环)再沸器时，工艺工程师要计算出塔底裙座与再沸器的相对标高。现在这一工作，通常在做换热器设计时，由专门的程序(HTRI或HTFS)计算出来，无需再手工计算。了解其中的依据、原理，就可以快捷、方便地校核、验证有关外来的数据。热虹吸式再沸器是利用入口段液相与出口段气液混相的密度差实现自然循环操作的。以立式热虹吸为例,只有当阻力小于推动力时，热虹吸再沸器才能自然循环、动平衡运转起来。系统的阻力=△Pin+△Pch-in+△Psc+△Ptp+△Pch-out+△Pout式中△Pin为塔釜至再沸器入口管线中的压降，Kg/cm2△Pch-in为再沸器入口管箱内的压降，Kg/cm2△Psc为再沸器中过冷段中的压降，Kg/cm2△Ptp为再沸器中两相汽化段中的压降，Kg/cm2△Pch-out为再沸器出口管箱内的压降，Kg/cm2△Pout为再沸器出口至塔入口管线中的压降，Kg/cm2系统的推动力为塔釜液面至再沸器中汽化面上的静压头,Pa根据压头转换式得静压头=HD×ρ×g式中HD为塔釜液面至再沸器中汽化面的垂直距离,mρ为釜液的密度，Kg/m3g为重力加速度，9.8067(m/s2)在工程设计中简单为静压头,Kg/cm2静压头=HD×ρ/10000根据HD(m)的值就可以设计、确定再沸器安装标高了。工程设计中常取HD的1.0～1.25倍作为平安裕量。长管路中的水锤现象分析计算近来在管道系统设计中，经常会遇到业主要求提供*管路的瞬间水力学水锤冲击分析(TransientHydraulicHammerSurgeAnalysis)报告，随着进入WTO，为使设计工作更加与国际接轨，从装置操作平安、稳定角度考虑，这方面设计分析和系统计算的需求就显得日益重要和迫切。目前，国际上流行的应用软件有：Surge5HytranImpulsePipenetARTS...这些程序软件可以用来对管路系统进展分析计算。管路中阀门的突然翻开或关闭；泵输送系统中机泵的启动或停顿；由于操作工况改变而引起管路中流动介质的流量突然增加；由于设备运转故障而引起的操作失误；...由于上述种种原因，流动介质流速(动量)的突然变化可能会在管路中产生瞬间的压力变化，这一非稳态现象的后果是管道破裂、损坏(管路、容器上的)仪表，如果没有防范措施会导致管路系统的破坏。工艺系统、水处理、机泵专业的工程师在设计管路时应格外注意，以确保因为水锤现象而引起的压力冲击小于管道材料可以承受的允许值内，同时在设计中采取防范措施，以尽快减缓、吸收水锤现象带来的瞬间冲击压力波。在没有专门程序软件来做分析计算的情况下，工程上通常采用简单的估算式：△P=-ρ×△V×C式中△P为压力的变化，Paρ为流体介质的密度，kg/m3△V为流速的变化，m/sC为波速，即在流体介质中的声速，m/s例如泵出口设置一段长290m的输送丙烯酸管路，流量为85m3/h，管径为100mm，操作压力为500kPa，操作温度为20oC，如果管路末端的阀门突然关闭，管路系统是否能平安操作？根据工艺计算，得知500kPa，20oC条件下丙烯酸的密度为1055.7kg/m3操作工况下管路中的正常流速为V0=85/(3600×π×(0.1/2)2)=3m/s阀门关闭后管路中的流速为V1=0m/s从下表中查得在丙烯酸(Acrylicacid)介质中的声速为870m/s则压力升高为△P=-1055.7×(0-3)×870=2755377Pa对管路的冲击压力为P1=500000+2755377=3255377Pa=3.3MPa为减少冲击压力波对管路的破坏，须采取防范措施来吸收瞬间的压力波。在管路设计中采取的防范措施有：选择慢开/关阀门，合理设计管路系统中各个阀门的操作顺序；增加管径，减小△V；增加管道支架以吸收压力波；增大管道材料等级，选择适宜的管材；在管路中设置平安泄压阀；在管路中设置缓冲器以吸收压力波；...假设产生的压力波传到管路末端关闭阀后，再返回到泵出口时冲击压力波在往返一次路程上所需时间为t=2×L/C式中t为阀门的关闭时间，secL为管路的长度，mC为波速，即在流体介质中的声速，m/s工程上也有用更大裕量的公式t=6×L/C来确定阀门在2秒时间内关闭，使得动态压力波大大地降低。工业上常见的各种流体介质的声速(SonicVelocity)C值表Liquidm/secGasesm/secAceticacid1173Air(Dry)331.46Acetone1203Air346Acrylicacid870Ammonia415Aniline1640Argon323Argon813Carbonmono*ide338Benzene1310Carbondio*ide259Bismuth1651Chlorine206Bromobenzene1169Deuterium890Butane1034Ethane3121-Butanol1258Ethylene331n-Butanol1242Helium965Caesium980Hydrogen1310Carbondisulphide1140Hydrogenbromide200Carbontetrachloride921Hydrogenchloride296Chlorobenzene1311Hydrogeniodide157Chloroform984Hydrogensulfide289Cyclohe*ane1280Methana450Cyclohe*anol1465Neon4351-Decene1250Nitrico*ide325Diethylether976Nitrogen353Ethane1326Nitrouso*ide263Ethanol1162O*ygen330Ethanolamide1724Sulfurdio*ide213Ethylalcohol1145Steam473Ethylether985Ethylene1309Ethyleneglycol1658Fluorobenzene1183Freon524Glycerol1904Helium180Heptane11621-Heptene1128He*ane1083n-He*anol1303Hydrogen1101Indium2313Iodobenzene1114Kerosene1324Lead1766Mercury1450Methane1337Methanol1121Naphthalene1248Neon540Nitrobenzene1463Nitrogen9391-Nonene1218Octane11971-Octene1184Oil(castor)1490Oil(lubricating)1461Oil(sperm)1411O*ygen9061-Pentadecene1351Pentane1008n-Pentanol1277Potassium1869Propane11581-Propanol1223n-Propanol1207Pyridine1417Rubidium1247Sodium2520Tetrachloromethane930Tin2471Toluene1306Trichloromethane987Turpentine12551-Undecene1275Water1497Water(heavy)1384water(sea)1535*ylenehe*aflouride879zinc2780同样道理，在突然启动管路输送系统的操作时，也会发生瞬间压力波的现象。尤其在产生负压的情况下，还要格外注意泵入口处NPSHa值的变化。工艺设计要点之一：物性数据*些工程设计实践经历是十分珍贵的。听说*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，能估计出其外表温度；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，这些经历公式只是用于估算，在*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，凭经历和这些设计要点可以省却很多时间。实际工程经历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，实际工程经历是十分重要的。估算在*些时候、*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。希望广阔设计人员，尤其是工艺系统工程师们搜集工作中的点滴经历、体会，奉献出来，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热容kJ/kg-oC4.21.0～2.52.01.02.0～4.0密度kg/m31000700～13001.29STP见下式潜热kJ/kg1200～2100200～1000导热系数W/m-oC0.55～0.70.1～0.20.025～0.070.025～0.050.02～0.06粘度cP1.80oC0.5750oC0.28100oC0.14200oC随温度变化0.01～0.030.02～0.050.01～0.03普兰德数1～1510～10001.00.70.7～0.8Prandtl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：Tbp(oC)=(压力MPa×109)0.25其他常用的工程常数：在空气中的声速=346m/s光速=3.0×108m/s重力常数=980.665gmcm/gfs2阿佛迦德罗常数=6.02×1023/mol普适气体定律常数R=1.9872gcal/gmolK=8.31434J/molK=8.31434m3质-能关系=8.99×1016J/kg=913.5MeV/u介电常数=8.85×10-12F/m=1.26×10-6H/m普朗克(Planck)常数=6.63×10-34Js=4.14*10-15eVs波尔兹曼(Boltzmann)常数=1.38×10-23J/K=8.62×10-5eV/K元素电荷=1.60×10-19C电子静质量=9.11×10-31kg质子静质量=1.67×10-27kg玻尔(Bohr)半径=5.29×10-11m玻尔(Bohr)磁子=9.27×10-24J/T=5.79×10-5eV/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)表示惯性力与外表*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。海水的冰点计算工程上有用海水做公用工程介质的，有时需要计算海水的冰点，通常取-1.9oC左右即可。下面是严格计算海水冰点的公式(UNESCOReportNo.28,1978)：Tf=-0.0575*S+1.710523*10-3*S3/2-2.154996*10-4*S2-7.53*10-4*P式中：S为海水的盐度(Salinity),P为压力(分巴)例如：当盐度为40，压力为500dbar时，上式计算结果为海水的冰点Tf=-2.588567oC海水的密度(kg/m3)=σt+1000当温度下降5oC、盐度增加1PSU(PracticalSalinityUnits)或压力增加200分巴时，大约密度会上升千分之一。盐度是指单位体积中所含盐分的数量。海水的平均盐度是35，即每千克大洋水中的含盐量为35克。地中**部海域盐度到达39.58,西部受到大西洋影响，只有37。红海海水盐度到达40，局部地区高达42.8。死海外表的盐度为227到275。深度40米处，海水盐度到达281。如何设计换热器及平均总传热系数U的初估在换热器尺寸设计中，通常要以下几个步骤1。从工艺条件中确定换热介质的流率和进/出口温度；2。计算传热负荷Q；3。选择换热器类型；4。计算有效平均温差MTD；5。为此换热过程假设一个总传热系数U；6。用假设的总传热系数U，计算传热面积A1；7。在面积A的范围内，确定换热器几何尺寸；8。计算流体通过换热器的压降，修改内件尺寸以满足压降与换热器尺寸间的合理匹配；9。根据流体物性，污垢系数及换热器尺寸严格计算总传热系数U；10。再根据Q,U和MTD计算传热面积A211。将计算出来的A2与假设的A1进展比拟，重复步骤6，直至A2与A1相等。化工装置中热交换器所需的面积A可以由经典的传热公式确定。这里：Q=传递的热负荷；U=平均总传热系数；=平均传热温差对于换热介质的流率和进/出口温度，可以直接计算出热负荷。如果确定了流型(纯逆流或并流),则对数平均温差就能很容易地计算出来。MTD取决于流型，在初步设计阶段，可以取对数平均温差LMTD；(参见工艺园地"换热器中不同流型对LMTD的校正计算〞)而总的传热系数U则不同了，推导计算起来很烦琐:尤其在方案评估、可行性研究等设计初期阶段时，计算U所需的根底数据还不具备。因此，典型的U值(平均总传热系数)对于迅速估算换热器面积就很有用了。公开发表的文献中有很多这样的可以用于工业换热器实践U值。(参见公司BCD.41A29-94标准"热交换器污垢热阻的选取〞)以下表中U数值说明了其数量级范围，低限值适用于诸如较低流速，高粘度及附加污垢热阻等苛刻操作条件，高限值适用于良好操作条件。实际设备的U值可能会小于或大于表中所列的范围值。但这些值不能在换热器最终设计阶段时，作为输入值代入严格传热计算方法中。应该取由HTFS或HTRI等专用程序计算出来的U值。而表中所列U值则仅供参考比照。工业应用中典型的U值，Btu/(ft2oFh)=5.67826334W/(m2K)=4.885695035Kcal/(m2oCh)类型应用及条件U值，W/(m2K)U值，Btu/(ft2oFh)管内外常压气体5-351-6管内外高压气体150-50025-90管外(内)液体，管内(外)常压气体15-703-15管内高压气体，管外液体200-40035-70管内外液体150-120025-200管壳式加热或冷却管外蒸汽，管内液体300-120050-200类型应用及条件U值，W/(m2K)U值，Btu/(ft2oFh)管外蒸汽，管内冷却水1500-4000250-700管壳式冷凝管外有机物蒸气或氨，管内冷却水300-120050-200类型应用及条件U值，W/(m2K)U值，Btu/(ft2oFh)管外蒸汽，管内高粘液体，自然循环300-90050-150管外蒸汽，管内低粘液体，自然循环600-1700100-300管壳式蒸发管外蒸汽，管内液体，强制循环900-3000150-500类型应用及条件U值，W/(m2K)U值，Btu/(ft2oFh)水的冷却600-750100-130轻烃液体的冷却400-55070-95焦油的冷却30-605-10空气或烟道气的冷却60-18010-30烃类气体的冷却200-45035-80低压蒸汽的冷凝700-850125-150空气冷却器有机物蒸气的冷凝350-50065-90注:上表中空气冷却器的U值是基于换热器光管外外表积A。类