1、 35/35 摘要:換熱器是工業生產中為實現物料之間熱量傳遞的一種工藝設備。換熱器廣泛地應用于化工、煉油、動力、原子能等眾多工業部門和行業中。在一般化工廠的建設中，換熱器約占總投資的10%20%；在石油煉廠中，換熱器約占全部工藝設備投資的35%40%1。因此，在能源日益緊X的今天，設計及選擇高效的換熱器對降低設備費和操作費有重大作用。 本文設計的是列管式固定管板換熱器用于合成氨工藝中的CO變換。通過內插法計算冷熱流體的物性參數；通過試差法確定換熱器的管數、內徑、換熱管長度、長徑比、換熱面積、傳熱系數、管殼程流速等，并進行熱量、傳熱面積、壓降的校核。關鍵詞：列管換熱器；CO變換；內插法；試差法A

2、bstract:Heat exchanger in industrial production is for the realization of heat transfer between material of a kind of process equipment.Heat exchanger is widely used in chemical, oil refining, power, atomic energy, etc industries and the industrial sector.In general, the construction of the heat exc

3、hanger in chemical plant of total investment of 10%20%；In oil refinery, heat exchanger in about of all the process equipment investment of 35%40%1.Therefore, in the energy of the growing tension today, design and choose efficient to reduce the heat exchanger equipment fee and CaoZuoFei have major im

4、pact. This paper introduces the design of the tube type is fixed tubesheet heat exchanger used for synthetic ammonia process of CO transform.Through the interpolation of cold and heat fluid calculation petrophysical parameters；Through the interpolation of cold and heat fluid calculation petrophysica

5、l parameters; and through the test method is used to determine the tube heat exchanger poor number, diameter, heat exchange tube length, length, diameter ratio, heat transfer area, heat transfer coefficient, process flow speed of shell, and heat, heat transfer area, the pressure drop of checking.Key

6、words:Tube heat exchange；CO transform；interpolation； tryanderrormethod一、概述傳熱設備簡稱換熱器，是一種實現物料之間熱量傳遞的節能設備，是在石油、化工、石油化工、冶金、電力、輕工、食品等行業普遍應用的一種工藝設備。石油化工廠中，它的投資占到建廠投資的1/5左右，它的重量占工藝設備總重量的 40%；在我國一些大中型煉油企業中，各式熱交換器的裝置達到300500臺以上。就其壓力、溫度來說，國外的管殼式熱交換器的最高壓力達840bar，最高溫度達1500。而最大的外形尺寸長達33m，最大的傳熱面積達67002。按用途分為加熱器、冷

7、凝器、冷卻器、蒸發器、過熱器和廢熱鍋爐等3；換熱器按傳熱特征可分為直接接觸式、蓄熱式、間壁式等4；按制造材料可分為金屬、陶瓷、塑料、石墨、玻璃的交換器等；按熱流體與冷流體的流動方向可分為順流式、逆流式、錯流式等5。目前，在換熱設備中，使用量最大的是列管式換熱器。列管式換熱器又稱固定管板式換熱器。固定管板式換熱器由殼體、管束、管板、封頭等部件構成。其結構較緊湊，排管較多，在相同的直徑情況下面積較大，制造較簡單。其特點是傳熱面積比浮頭式換熱器大20%30%；旁路漏流較小；鍛件使用較少，成本低20%以上；沒有內漏；殼體和管子的溫差應力應小于等于50，大于50時應在殼體上設置膨脹節；殼程無法清洗適用于

8、管外物料比較清潔且不易結垢的場合6。由于結構緊湊、堅固，且能選用多種材料來制造，故適應性較強，尤其是在大型裝置和高溫、高壓中得到普遍的采用。本文設計的是單管程、單殼程的立式列管式固定管板式換熱器，用于合成氨工藝中CO的變換。以半水煤氣為原料，在有觸媒存在和一定溫度的條件下，水汽可將CO變換為CO2和H2。經變換后的濕混合氣可稱為變換氣。換熱器選用的252.5冷拔無縫鋼管，在管板上以正三角形排列；換熱器數為613根（其中6根為拉桿數量，實際換熱管數為607根）；換熱管長度為6000mm；換熱器內徑為900mm；換熱管中心距為32mm；折流擋板數為9塊，采用圓缺形且間距為600mm；換熱器與管板的

9、連接方法為焊接法，不需要采用熱補償裝置。二、換熱器的主要因素 完善的換熱器在設計時應滿足以下各項基本要求: (1) 合理地實現所規定的工藝條件 傳熱量、流體的熱力學參數（溫度、壓力、流量、相態等）與物理化學性質（密度、黏度、腐蝕性等）是工藝過程所規定的條件。設計時要根據這些條件進行熱力學和流體力學的計算，使所設計的換熱器有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內傳遞盡可能多的熱量。 (2) 安全可靠 換熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應力以及疲勞壽命計算時，應遵照我國鋼制石油化工壓力容器設計規定與鋼制管殼式換熱器設計規定等有關規定與標準。 (3) 有利于安裝、操作與維修直立設備的安裝費往往低于水

10、平或傾斜的設備。設備部件應便于運輸與裝拆。 (4) 經濟合理 評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內固定費用（設備費、安裝費）與操作費（動力費、消耗費、維修費）的總和最小。在設計時，如果幾種方案都能完成任務，這一指標尤為重要。在設計換熱器時，流體流速是一個很重要的因素。若選取較大流體的流速獲得較大的換熱系數，傳遞一定熱量所需的換熱面積小，可降低設備費，但高流速流體能耗大，操作費高。反之，選取小流速流體，設備費增加，操作費降低。因此，在設計時一定要選取一個合適的流速，使換熱器能完成生產任務的前提下總費用降到最小。中小型合成氨廠變換工段濕混合煤氣與變換氣用列管換熱器管程流體速度，一般僅為22.5m

11、/s。三、列管式換熱器的設計步驟3.1物料衡算 以每生產一噸氨為計算基準3.1.1凈化前組成 每生產一噸氨需半水煤氣量為3592標準米，即0，101.3kpa下，V1總=3592m3。0，101.3kpa下，1kmol氣體的體積為22.4m37。 表1 各氣體的摩爾質量H2COCO2N2CH4H2SO2H2OM（kg/kmol）2.016284428.0216.0334.093218.02 以H2作為典型計算 同理求得其余各組分的y%、ni、m、w%列于表2中 表2 凈化前半水煤氣的組成H2COCO2N2CH4H2SO2y%36.74 32.588.2721.55 0.35 0.31 0.2

12、n(kmol)58.915 52.244 13.262 34.557 0.561 0.497 0.321 m(kg)118.773 1462.832 583.528 968.287 8.993 16.94310.272 w%3.747 46.152 18.410 30.549 0.284 0.5350.3233.1.2凈化后組成凈化過程，半水煤氣中只有H2S的量發生變化，且要求H2S的摩爾分率降至0.1%，但其他氣體的總的體積量并未發生變化，則有此體積也是在0，101.3kpa下測得，故：以H2為典型計算 同理求得其余各組分的y%、ni、m、w%列于表3中表3 凈化后半水煤氣的組成H2COCO

13、2N2CH4H2SO2y%36.820 32.6488.28821.5950.3510.100 0.198 n(kmol)58.915 52.244 13.262 34.557 0.561 0.1600.321 m(kg)118.773 1462.832 583.528 968.287 8.993 5.45410.272 w%3.761 46.320 18.477 30.660 0.285 0.1730.3243.1.3混合后組成因為水蒸氣和半水煤氣的體積比為1:1所以飽和水蒸氣的體積 則濕混合氣的體積 因為為標準狀態（0，101.3KPa）下對應的體積，所以需將其轉化為實際狀態（150，7.

14、48kgf/）下的體積值。 T3=150+273.15=423.15K P0=101.3KPa T0=273.15K 由PV=nRT可得 反應后生成H2O H2COCO2N2CH4H2SO2H2O總y%18.42416.337 4.147 10.806 0.175 0.0500.100 49.961100.000 n(kmol)58.91552.244 13.26234.557 0.5610.1600.321159.76319.78m(kg)118.7731462.832 583.538968.287 8.9935.45410.272 2878.8756037.014 w%1.956 24.2

15、319.666 16.039 0.149 0.0900.17047.699 100.000表4 混合氣的組成3.1.4變換氣組成 變換反應中，CO的轉換率為88%，且O2全部消耗。變換爐中主反應：CO + H2O H2 + CO2 （1） 副反應：2H2 + O2 2H2O （2）根據（1）、（2）可知，進入換熱器的變換氣組成：在變換爐中，O2 完全反應，則有： 變換氣中其它組分未發生變化，變換氣的總摩爾數：則經過變換爐后，變換氣的各組成如表5：表5 變換氣的組成 H2COCO2N2CH4H2SO2H2O總y%32.6331.96218.54310.817 0.2040.0500 35.791

16、100.000 n(kmol)104.2486.26959.23734.557 0.5610.1600114.427319.459m(kg)210.164175.5322606.428968.287 8.9935.4540 2061.9756036.833w%3.4812.90843.17516.0400.1480.090034.158100.000變換氣從變換爐出來時： 3.2熱量衡算及物性數據3.2.1冷熱流體的摩爾流率 1噸： 熱流體 冷流體 每年估計天修、中修兩個月，年工作日按300天計，年產量為5500噸。5500噸： 熱流體 冷流體 3.2.2冷流體的物性參3.2.2.1冷流體的定

17、性溫度 t1=150,t2=380,3.2.2.2冷流體的比熱3.2.2.2.1常壓下，各氣體在時的比熱13 表6常壓下，0t時氣體的平均定壓熱容（kcal/kmol）溫度H2COCO2N2CH4O2H2O2006.947.176.936.979.089.418.073006.967.287.017.0510.0010.098.234006.987.387.087.1310.3010.788.38運用內插法，可求得： 同理可得其他氣體的定壓比熱容列于表7中。 表7 各氣體在常壓，時的平均定壓熱容（kcal/kmol）H2COCO2N2CH4H2SO2H2OCp(kcal/kmol.)6.953

18、7.0229.8886.9829.8528.5577.2428.174y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.9613.2.2.2.2常壓下，混合氣體在時的比熱。 3.2.2.2.3將常壓下，265時的校正為該溫度，733.333KPa下的。表8 各氣體組分的臨界溫度、臨界壓力9H2COCO2N2CH4H2SO2H2OTc(k)33.2132.9304.2126.2190.6373.2154.6647.3Pc(Mpa)1.2973.4967.3763.3944.6008.9375.04622.05 y（%）18.42416.3374.14710

19、.8060.1750.0500.10049.961查通用熱容校正圖可得：103.2.2.3冷流體的黏度3.2.2.3.1各氣體在時的黏度表9 各氣體在時的黏度11H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(cp)0.01220.0270.02560.02820.01770.02390.0320.0185 y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.02注：133.2.2.4冷流體的導熱系數3.2.2.4.1各氣體在時的導熱系數表10 各氣體在時的導熱

20、系數11H2COCO2N2CH4H2SO2H2O0.250.03480.0310.03680.06440.03790.03940.04310.29080.04050.03610.04280.07490.04440.04580.0502y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.023.2.2.4.2混合氣在時的導熱系數3.2.2.5冷流體的密度3.2.2.5.1各氣體在，P=733.333KPa時的密度表11 各氣體在，P=733.333KPa下的

21、密度H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M（kg/kmol）2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.020.33044.58927.21164.59252.62735.58745.24482.9535 3.2.2.5.2混合氣在,P=733.333KPa時的密度3.2.2.6冷流體的吸熱量3.2.2.7冷流體的平均摩爾質量3.2.3熱流體的物性參數3.2.3.1熱流體的出口溫度 設T2=220 T1=470 用內插法求得各氣體在時常壓下的比熱列于表12。表12

22、 用內插法求得各氣體在時常壓下的比熱H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy%32.6331.96218.54310.8170.2040.050035.791Tc(k)33.2132.9304.2126.2190.6373.2154.6647.3Pc(Mpa)1.2973.4967.3763.3944.6008.9375.04622.05Cp(kcal/kmol.)6.9697.08610.1357.041510.40059.7507.3258.2975查通用熱容校正圖可得：11 所以試差成功，取T2=2203.2.3.2熱流體的定性溫度 3.2.3.3熱流體的比熱 3.2.3.4熱流體的黏

23、度3.2.3.4.1各氣體在時的黏度表13 各氣體組分在時的黏度H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(Cp)0.01430.03150.02410.03210.02030.02810.03590.0227y(%)32.6331.96218.54310.8170.2040.05035.791M(kg/kmol)2.01628.0044.028.0216.0334.0932.0018.02注：3.2.3.5熱流體的導熱系數3.2.3.5.1各氣體在時的導熱系數表14 各氣體在時的導熱系數11H2COCO2N2CH4H2SO2H2O0.28300.03920.03610.04030.07930.

24、04370.04410.0860.03290.04560.04190.04690.09220.05280.05130.086y（%）32.6331.96218.54310.8170.2040.050035.791M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.023.2.3.5.2變換氣在時的導熱系數3.2.3.6熱流體的密度3.2.3.6.1各氣體在，P=705.882KPa時的密度表15 各氣體在,P=705.882KPa時的密度H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy（%）32.6331.96218.54310.8170.2040.050

25、.0035.791M（kg/kmol）2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.020.2773.84726.04563.84992.20254.68394.39682.47593.2.2.6.2各氣體在時的密度（705.882KPa）3.2.2.7熱流體的平均摩爾質量3.2.4冷熱流體的物性表表16 冷熱流體的物性表摩爾流率導熱系數黏度比熱Cp平均摩爾質量平均密度定性溫度kmol/h冷流體244.2760.05917.850618.87843.0942265熱流體244.0310.09888.087118.89642.59633453.3冷熱流體的流程安排換

26、熱器內流體流程流程安排依據： (1) 粘性大的流體應走殼程，流體在有折流板的殼程流動時，在較低的雷諾數下，即可達湍流，有利于提高傳熱系數。 (2) 壓力高的流體走管程，因為管子直徑小，承受壓力的能力好，還避免了采用高壓殼體和高壓密封。 (3) 具有腐蝕性的流體走管程，這樣可以用普通材料制造殼體，而管束、管板和封頭要采用耐蝕材料。 (4) 蒸汽一般通入殼程，因為這樣便于排除冷凝液，而且蒸汽教清潔，其給熱系數又與流速關系小。 (5) 需要提高流速以增大其給熱系數的流體應當走管內，因為管內截面積小，而且易于采用多管程以增大流速。 (6) 被冷卻的流體應走殼程，便于散熱。 分析濕混合煤氣和變換氣的物理

27、化學性質：本次設計任務中，濕混合煤氣的壓力大于變換氣的壓力；而且濕混合煤氣中水汽處于飽和狀態，H2S造成的腐蝕性大，而變換氣中水汽處于不飽和狀態，故H2S造成的腐蝕性較小；而且變換氣是被冷卻的流體。 根據上述流程安排依據，綜合考慮：冷熱流體流程設計為濕混合煤氣走管程，變換氣走殼程。3.4管殼程數及流體流型的確定 權衡傳熱和流體輸送兩方面的得失后，確定為單管程單殼程。 根據冷熱流體的流程安排和所設計的管、殼程數（單殼程單管程）確定兩流體呈逆流。 設計該換熱器逆流操作有兩方面原因：在冷熱流體進出口溫度相同的情況下，逆流的對數 平均傳熱溫差恒大于并流，所需的傳熱面積比并流時的少，則設備費較低；逆流還

28、可以節省冷卻劑或加熱劑的用量。3.5傳熱平均溫差的計算 已知 t1=150oC t2=380oC T1=470 oC T2=220oC 因為該換熱器是逆流操作，則 t1=T1-t2=470 oC - 380oC =90.000oC t2=T2-T1= 220oC-150oC=70.000oC 3.6估算傳熱面積表17 列管式換熱器K值的大致X圍高溫流體低溫流體總傳熱系數K（kcal/h） 氣體(612atm) 氣體(612atm)3060 根據列管式換熱器中K值的大致X圍，取K=30kcal/h,由傳熱基本方程式 3.7結構設計3.7.1管程設計-確定換熱器規格、管數和布管 初選管程流速 選用

29、252.5冷拔無縫鋼管 對于在時的： 對于在時的體積流率： 粗算列管根數： 確定列管在管板上的排列方法為正三角形排列，因為正三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，對流傳熱系數大。 表18 正三角形排列時管板上排管數目六角形的層數a對角線上的管數b不計弓形部分時管子的根數弓形部分管數管板上排管的總數在弓形的第一排在弓形的第二排在弓形的第三排在弓形部分內總管數122546984851713275479266613 表18是正三角形排列時不同層數對應可排列的管子數，當管子排列大于六層（管數超過127根），管束外緣與殼壁之間弓形區域應增排管子。這樣既可以充分利用設備空間，又可以防止殼程流體短路旁流，

30、有利于傳熱。 根據表18確定管數，b=27。 對于正三角形排列，布管限定圓直徑表19 換熱器中心距換熱管外徑d0(mm)換熱管中心距t(mm)分程隔板槽兩側相鄰管中心距tn(mm)253244 式中，為列管束最外層換熱管外壁到殼體內壁的最小距離mm，,且不小于10mm。 相應調整，3.7.2設置拉桿 為固定折流板或管子支持板，必須設置帶有同心定距管的拉桿（適用于換熱器外徑大于或等于19mm的管束）。 表20 拉桿直徑 表21 拉桿數量換熱器外徑mm拉桿直徑mm2516 拉桿直徑mmmmmm 公稱直徑DN 9001300166由表20和表21，確定拉桿直徑為16mm，拉桿數量為6根。拉桿應盡量均

31、勻布置在管束的外邊緣，對于大直徑的換熱器，在布管區內靠近折流板缺口處也應布置適當數量的拉桿。 一般每一根拉桿將占據一根換熱管的位置，根據管子排列層數a所對應的管子數，扣除拉桿數，即獲得實際的換熱管數n。 實際的換熱管數根。3.7.3確定管程流速 3.7.4殼程設計3.7.4.1確定換熱管長度 前面估算的傳熱面積 選取標準化L=6000mm 長徑比 因為換熱器豎放時長徑大于6之間，因此所設計換熱器為臥式。3.7.4.2管外傳熱面積的設計值A0 3.7.4.3設置折流板 為加大殼程流體的湍動程度，提高傳熱系數，還可代替支撐板起的支撐管子作用，當列管長度確定后，有式中 L列管長度，m； h板間距，m

32、； 確定選用圓缺形折流擋板，則弓形高度hd一般為外殼內徑的2045%。 取弓形高度 hd=25%，取 一般取板間距h=0.21D， 取h=600mm采用我國標準化的擋板間距，選用600mm板間距，有指導書查得，do=32mm的管子最大。 擋板數3.7.5核算傳熱面積A3.7.5.1管程對流傳熱膜系數 在管程定性溫度265下，物性數據前面已經求得： m2=2.1710-5Pas M=18.8784 kgkmol-1 m2=5.9110-2wm-1k-1 m2=3.0942kgm-3 Cpm2=（7.85064.187）KJkmol-1K-1= 根據公式：，當流體被加熱時，n=0.4 當Re=20

33、0010000時， 3.7.5.2殼程對流傳熱膜系數 在殼程定性溫度345oC下，物性數據前面已經求得： m1=2.3810-5Pas M=18.8964 kgkmol-1 m1=0.0988wm-1K-1 m1=2.5963kgm-3 Cpm=（8.08714.187）KJkmol-1K-1= 假設壁溫Tw=335 管子按正三角形排列時，當量直徑 流體流過的最大截面積S 當殼程設置有25%的圓缺形擋板： 壁溫 當Tw=335oC，查得各組分的黏度如下：表22 各氣體在Tw=335oC的黏度H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(Cp)0.01410.03400.02850.03150.02

34、000.02720.03500.0281在此溫度下，變換氣的黏度 因此假設成立，璧溫3.7.5.3污垢熱阻Ra的確定 由指導書上可知，半水煤氣之類氣體的污垢熱阻可以取為0.0010.002（m2hoCkcal-1），所以選取污垢熱阻Ra為0.0015（m2hoCkcal-1）。 管外壁污垢熱阻Ra0=0.0015（m2hoCkcal-1） = 管內壁污垢熱阻Rai=0.0015（m2hoCkcal-1） = 3.7.5.4管壁熱阻 式中：b為管壁厚度，m；為管壁材料的導熱系數，；管壁材料為鋼，鋼的導熱系數 3.7.5.5傳熱系數K0 以列管外表面Ao為基準的傳熱系數Ko按下式 式中： 3.7.

35、5.6核算傳熱面積A0按傳熱基本方程式計算需要的管外傳熱面積裕度3.8計算阻力壓降3.8.1管程阻力損失 流體流經管式換熱管時由于流動阻力而產生一定壓降，所以換熱器設計必須要滿足工藝要求的壓力降,則用下面公式計算總壓將 式中 Pt因摩擦阻力引起的壓降 Ft結垢系數，對于252.5mm管，取1.4 NS取殼程數 Np管程數每程直管的壓降： 因為輕度腐蝕的無縫鋼管，絕對粗糙度=0.2mm。 查摩擦系數與Re及的實驗關系圖可得：=0.04627每程局部阻力引起的壓降（包括回彎和進、出口）又因為設計的管殼程數為單管程單殼程 則管程總壓降 Pt=(136.4138+21.8977)111.4=172.2

36、914Pa又因為要求熱交換管殼程的壓力降小于250mm水柱。 故，即管程壓降符合要求的壓降X圍。3.8.2殼程阻力損失 殼程的流動狀態比較復雜，常用埃索法計算： 式中 P1流體橫向通過管束的阻力損失 P2流體通過折流擋板缺口的阻力損失 Fs殼程校正系數 Fs =1.0； Ns串聯殼程數 Ns=1.0； F管子排列方式對壓強的校正系數，正三角排列F=0.5； =5.0Reo-0.228； ； 0殼體流體的密度kg/m； 0殼程流體的黏度Pa.s； d0管外徑m； u0按殼程最大截面積計算的流速m/s； nc橫過管束中心線的管數； 單程數正三角形排列nc=1.1； n換熱器總管數； h折流擋板間距

37、m； D換熱器內徑m； NB折流擋板數 NB=9； ； ； 則殼程總壓降Ps=(P1+P2)FsNs =(1817.3894+441.6392)11 =2259.0816Pa 因為Ps P(250mmH2O)=2451.6Pa，所以殼程壓降符合要求的壓降X圍。3.9計算溫差應力，確定熱補償方法3.9.1換熱器壁溫的計算14 熱流體側的壁溫： 冷流體側的壁溫： 一般情況下取 式中： K以換熱管外表面積為基準計算的總傳熱系數，w/()； rdh熱流體側污垢熱阻，/w； rdc冷流體側污垢熱阻，/w； Tm,tm分別為熱、冷流體的平均溫度，； Ti,T0分別為熱流體的進、出口溫度，； Ti,to分別

38、為冷流體的進、出口溫度，； tt管壁溫度，；ts殼壁溫度，； tm流體的有效平均溫差，； 冷流體側以換熱器外表面積為基準計算的給熱系數，w/()； 熱流體側以換熱器外表面積為基準計算的給熱系數，w/()。， ， ， ， 3.9.2圓筒壁溫的計算當圓筒外部有良好的保溫，或殼程流體溫度接近于環境溫度，或傳熱條件使得圓筒壁溫接近介質溫度時，殼體壁溫取殼程流體的平均溫度。3.9.3溫差應力的計算15 管子或殼體中的溫差軸向力： 管子及殼體中的溫差應力： 式中：Et,Es分別為管子和殼體材料的彈性模量，MPa； 分別為管子和殼體材料的溫度膨脹系數，1/； to安裝時的溫度，； tt ,ts分別是為操作狀

39、態下管壁溫度和殼壁溫度，。 管子所選材料20，殼體材料為20R。 ， ， ， ， 其中：為列管式換熱器外壁的厚度，mm。3.9.4確定熱補償方法 一般，當管束與殼體的壁溫差大于50時，就需要采用一定的熱補償裝置。 因為 所以，不需要采用熱補償裝置。3.10設計管箱和接管3.10.1管箱換熱器管內流體進出口的空間稱為管箱，管箱的結構應便于裝拆，利于檢修和清洗拆下管箱。管箱的作用是將管道輸送來的流體均勻分布到每個傳熱管和把管內流體匯集在一起送出換熱器。因為采用的是固定管板式換熱器，而且年產量較小，換熱溫差較小，為了降低設備成本，所以不設置管箱，而采用與管板制成一體的固定管板筒體，再與封頭焊接在一起

40、，設計筒體參數為：耐受外壓壓力為1.0MPa，材料為20R，公稱直徑DN=900mm，長度L=90mm。3.10.2接管 接管應盡量沿換熱器的徑向或軸向設置，接管內表面宜與殼體內表面平齊，接管與外部線可采用焊接連接。當設計溫度高于300時，必須采用整體法蘭。 水煤氣進、出口料管：20010的熱軋無縫鋼管，材料20； 變換氣進、出口料管：15010的熱軋無縫鋼管，材料20； 排氣口：386的冷軋無縫鋼管，材料20。3.11確定換熱管與管板連接方法 換熱管與管板的連接方法通常采用的脹接法和焊接法，只有在密封有特殊要求的場合，才采用脹焊并用。 焊接法可用在壓力40kgfcm-2以上或溫度高于300的系統，而且焊接工藝比脹接工藝簡單，本次設計的換熱器溫度和壓力均小于允許最大值，設計的溫度大于300，因此優先選用焊接。3.12化工工藝設計參數匯總 換熱器主要結構尺寸和計算結果參數管程殼程摩爾流速/kmolh-1244.276244.031進口溫度/oC-1150470出口溫度/oC-1380220壓力/kgfcm-27.487.20 物性定性溫度/oC265345密度/kgm-33.09422.5963定壓比熱容/kcalkmol-1oC-17.85068.0871粘度/pas2.1710-52.3810-5熱導率/wm-1k-10.05910.0988 換熱器主要參數形式列管式臺數1殼體