设计评述
热负荷为：310985kJ/h。
选用JB/T 4715-92型管壳式列管换热器一台，设备壳体直径D=1500mm，内有内径20mm，外径25mm，长6m的不锈钢管，换热管为正三角形排列，管心距为32mm。 （a）管内气体侧的给热系数 平均气体温度：t?360?320?340oC 2该温度下气体的物性数据为：
比热容：Cp?0.78kJ/mol?oC密度：???0.883kg/m3导热系数：??0.017334kcal/(m?h?oC)?0.020168W/(m?oC)
C?普朗特数：P??p?0.967粘度：??0.025mpa?s?体积流量：V?24.27m3/s为了简化计算，管内气体忽略杂志等副产物有机物，气体流量为：
W?24638kg/h
管内气体流速为：
u?W?d23600?n4?24638?14.9m/s 20.883?3600?1753?0.785?0.02Re?du?0.02?14.9?0.883??10525.3 μ0.025?10-3Re=10525.3>10000，0.7
λ??0.023Re0.8Prn
d流体被冷却时，n=0.3。将数据代入方程得给热系数：
??0.023
（b）冷却水的给热系数 冷却水的平均温度：t?25?80?52.5oC 2?dRe0.8Prn
该温度下水的物性数据为：
比热容：Cp?4.174kJ/mol?oC密度：??988.1kg/m3粘度：??54.98?10?5mpa?s导热系数：??64.78?10W/(m?C)普朗特数：P??3.54?2o
正方形排列时，当量直径de的计算公式为：
4(de?32?2t?d0)24 2?D式中 d0—管子外径，mm；
t—管间距，mm。
管外流体的流速根据流体流过的最大截面积S来计算，S的计算公式为：
S?hD(1?d0/t)
式中 h—两块挡板的距离，mm；
D—换热器壳体直径，mm； d0—换热管外径，mm； t—管间距，mm；
已知 t=32mm，d0=25mm，h=300mm，D=1500mm。 代入数据得
4(de?32?23?t?d0)4[?(0.032)2??(0.025)22424??0.02019m 22?d?d0.025)?0.0984m3 0.032u?0.0739m/s
S?hD(1?d0/t)?300?1.5?(1?管外冷却水流速为
du??1.1?105 μ0.14Re?Re值在2000~106之间可采用下式计算给热系数：
?μ?λ?1?0.36Re0.55Pr0.33??dμ?w?
带入数据得
?1?0.360.6474(1.1?105)0.552.980.3310.14
0.02019设计评述
?1?260.7
（c）总传热系数 碳钢的导热系数??45W/(m?k)，管壁厚2.5mm，冷却水侧污垢热阻为0.6×10-3m2·K/W，气体侧污垢热阻为0.1×10-3m2·K/W。
ddbd11?o?Rsio?o?Rso?K?ididi?dm?o?20200.0025201?0.1?10?5????6?10?4?62.3?25254522.5260.7
总传热系数：K?47.98W/(m2?oC) 热负荷：Q?4.67?106kJ/h 平均对数温度差：
?tm?317oC
换热面积为：A?256.7m2
取安全系数1.2，则换热面积为256.7m2，远小于换热面积510.4m2，所选的换热器能满足操作要求。
热交换器
1．
计算依据
（1）热流体进口温度25℃，出口温度145℃ （2）过热蒸汽进口温度300℃，出口温度250℃ 2．
计算传热量
介质均为粘度0.5cp以下的有机物查化学工业出版社《化工设计》得 总传热系数在190—370Kcal/m2.h.℃ 取K=220 Kcal/m2.h.℃
在t=(25+145)/2=85℃定性温度下的等压热容(Kcal/kg.℃) Q=CP.m.Δt =113902KJ/h
4.计算换热面积 S=Q/K.Δtm =38m2
选用AES600-2.5-55-3/19-2Ⅰ型管式换热器
邻二甲苯换热器
1． 计算依据 （1）设计温度 145℃
（2）进换热器温度25℃，出空冷器温度145℃ （3）进出口压力0.06MPa（表压） （4）换热量Q=13864.6KJ/h 2． 设计计算
查《化工装置的工艺设计》表9-31得轻有机物的传热系数为10英热单位/英尺.h.F 换算为国际单位制：K=10×0.86×4.18=204.25KJ/m2.h.℃ 假设过热蒸汽下降100℃
按逆流：△t1=300-200=100℃ △t2=145-25=120℃ △tm1=110℃ 取温差校正系数Φ=0.8 △tm=△tm1.Φ=110×0.8=88℃
则所需普通光管的表面积：A0=Q/K.△tm （4—1）
=13864.6/(204.25×88) =0.77m2
有上述计算可知：
换热器由?25mm?2.5mm的管组成 换热器传热面积可根据传热速率方程求得，即S?S?Q?1.11m3 k0?tmQ，换热器的传热量为： k0?tm2
o所以换热器的传热面积为1.11m2 尾气焚烧炉工艺计算 ? 所需空气量的计算 ?700l/h?60?10/85%?1.4289?106?21%Q0 5Q?THOD?21%Q0?0?Q0?1.65?104m3/h —THOD理论化学需氧量，一般为实际化学需氧量的80～90%之间，这里取85%
?—0为空气密度 Q—0为理论空气量
设计评述
空气过剩系数一般为1.1～1.4，这里取1.2，则实际空气流量为
4343Q?1.65?10?1.2m/h?1.98?10m/h 烟气量的计算按照经验及实验数据测试，烟气量的计算为：
Q0?1.2Q?0.0124War 43?Q?2.38?10m/h 0 烟气带出热计算有机废液含60%水，其他的平均摩尔质量跟水差不多，所以
Q?700l/h?700Kg/h 完全燃烧的发热量：8000KJ/Kg 所以烟气带出热大约为：
6Q?700?8000KJ/h?5.6?10KJ/h 1? 焚烧室体积尺寸计算
在焚烧室里，气体被压缩成3个大气压，所以燃烧室里实际烟气量为：
Q?2.38?104/3m3/h?0.79?104m3/h 本设计废液停留时间为4s，则燃烧室体积为
? 焚烧炉的操作
焚烧炉操作温度控制为800～850?c 压力控制为3个大气压，即0.3MPa ? 焚烧炉的效率
实际证明，在焚烧炉里温度达800～850?c，废液停留时间为4s时，废液的燃烧率为99%以上。
V?Qt?0.79?104?4m3?5.5m33600 (3-30)
塔的工艺与选型
T101 Ⅰ．计算依据：
(1)塔T101进、出物料流量组成：
表3-1物料组成
组分
反应器进口
组分
反应器出口