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表1.10 各气体在T?384℃时的黏度μ
? CO H2 CO2 N2 H2O H2S
μ（Cp） 0.0296 0.0152 0.0296 0.0306 0.0241 0.0358
摩尔分率yi（%） 0.12 0.31 0.235 0.004 0.327 0.004 摩尔质量M（kg/kmol） 28 2.016 44 28.02 18.02 34.09 注：1Cp?10?3pa?s
当T?384℃时，混合煤气黏度?m11212??yM???yMiiii1212i12
12?yiMi?0.12?28?0.31?2.016?0.235?44?1212120.004?28.02?0.327?18.02?0.004?34.09 ?4.0667??yMii12i?0.0296?0.12?28?0.0152?0.31?2.016121212?0.0296?0.235?44?0.0306?0.004?28.021212
12?0.0241?0.327?18.02?0.0358?0.004?34.09?0.106512则混合煤气黏度：?m1?yM???yMiiiii12?0..1065?2.62?10?5pa?s
4.06671.2.2.4热流体的导热系数
表1.11 各气体在T?384℃时的导热系数λ
? CO H2 CO2 N2 H2O H2S λ（kcal/m·h·℃） 0.0408 0.2994 0.0387 0.0404 0.0475 0.0542 W/（m·k） 0.0475 0.3482 0.0450 0.0470 0.0552 0.0630 摩尔分率yi（%） 0.12 0.31 0.235 0.004 0.327 0.004 摩尔质量M（kg/kmol）28 2.016 44 28.02 18.02 34.09 1kcal/m·h·℃=1.163 W/（m·k）
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计算H2S的λ时，应用公式?T2T?(2)1.786 ?T1T1其中?T1?0.0113，T1?273.15K，T2?384?273.15?657.15K
??T2?0.0542kcal/(m?h?0c)
?当T?384℃时，混合煤气的导热系数?m113?yM???yMiiiii1313
??yMiii13?0.0408?0.12?28?0.2994?0.31?2.01613131313?0.0387?0.235?44?0.0404?0.004?28.0213
?0.0475?0.327?18.02?0.0524?0.004?34.09?0.206113131313?yMii?0.12?28?0.31?2.016?0.235?441313?0.004?28.02?0.327?18.02?0.0.004?34.09 ?2.46813则混合煤气的导热系数?m1?1.2.2.5热流体的密度
??yM?yMiiii?i1313?0.2061?0.0835(w/m?k)
2.468表1.12 各气体在T?384℃，P=4.08MPa时的密度
CO H2 CO2 N2 H2O H2S ρ（kg/m-3） 20.9132 1.5058 32.8636 20.9281 13.4591 25.4618 摩尔分率yi（%） 0.326 0.103 0.028 0.004 0.534 0.004 摩尔质量M（kg/kmol） 28 2.016 44 28.02 18.02 34.09 由??MPT0MP???0.1203?(kg?m?3)计算得到表1.7中各值 22.4P0TT式中：P?4.08MPa,T?657.15K
℃,P=4.08MPa当T?384时混合煤气的密度
?
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?m1???i?yi?20.9132?0.12?1.5058?0.31?32.8636?0.235?20.9281?0.004?13.4591?0.327?25.4618?0.004?15.2859kg/m31.2.2.6热流体的平均摩尔质量
Mm1??yi?mi?0.12?28?0.31?2.016?0.235?44?0.004?28.02?0.327?18.02?0.004?34.09 ?20.4659kg?kmol?11.2.3冷热流体的物性表
表1.13冷热流体的物性表
摩尔流率 导热系数 黏度μ 比热Cp 平均摩尔质量 平均密度 Kmol/h W/（m·k） pa·s kcal/lmol·℃ kg/kmol kg/m3
冷流体 8540.101 0.0489 2.147×10-5 8.242 20.1388 19.0877 热流体 8540.101 0.0835 2.62×10-5 7.6939 20.4659 15.2859
1.3冷热流体的流程安排
换热器内流体流程安排依据：
(1) 粘性大的流体应走壳程，流体在有折流板的壳程流动时，在较低的雷诺数下，即可达湍流，有利于提高传热系数。
(2) 压力高的流体走管程，因为管子直径小，承受压力的能力好，还避免了采用高压壳体和高压密封。
(3) 具有腐蚀性的流体走管程，这样可以用普通材料制造壳体，而管束、管板和封头要采用耐蚀材料。
(4) 蒸汽一般通入壳程，因为这样便于排除冷凝液，而且蒸汽教清洁，其给热系数又与流速关系小。
(5) 需要提高流速以增大其给热系数的流体应当走管内，因为管内截面积小，而且易于采用多管程以增大流速。
(6) 被冷却的流体应走壳程，便于散热。
分析粗合成气和变换气的物理化学性质：本次设计任务中，粗合成气的压力等于变换气的压力；而且粗合成气中水汽处于饱和状态，H2S造成的腐蚀性大，而变换气中水汽处于不饱和状态，故H2S造成的腐蚀性较小；而且变换气是被冷却的流体。
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根据上述流程安排依据，综合考虑：冷热流体流程设计为粗合成气走管程，变换气走壳程。
1.4管壳程数及流体流型的确定
权衡传热和流体输送两方面的得失后，确定为双管程双壳程。 根据冷热流体的流程安排和所设计的管、壳程数（双管程双壳程）确定两流体呈逆流。 设计该换热器逆流操作有两方面原因：在冷热流体进出口温度相同的情况下，逆流的对数 平均传热温差恒大于并流，所需的传热面积比并流时的少，则设备费较低；逆流还可以节省冷却剂或加热剂的用量。
1.5传热平均温差的计算
已知 t1=244.8oC t2=260oC
T1=291.2 oC T2=376.8oC
因为该换热器是逆流操作，则
?t1=T1-t2=391.2 oC - 260oC =131.2oC ?t2=T2-T1= 376.8oC-244.8oC=132oC
则对数平均传热温差?tm??t2??t1132?131.2o?C?131.601oC ?t132ln()ln(2)131.2?t11.6估算传热面积
根据化工原理列管式换热器中K值的大致范围，取K=46kcal/㎡?h?℃,由传热基本方程式Q?KA?tm，得：
A??Q放K?tm?946176.2364?156.299m2
46?131.6011.7结构设计
1.7.1管程设计--确定换热器规格、管数和布管
??5.6m/s 初选管程流速u2选用Φ32×2.5冷拔无缝钢管
d0?32mm ??2.5mm di?32?2.5?2?27mm
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?? S2?4di?2?4?27?10?6?5.73?10?4m2
对于在t?252.4℃时的体积流率： Vs?粗算列管根数n?：
ms总?m2?174744.4?2.543m3/s
19.0877?3600n??VS2.543??397根 ??S2?2?5.6?5.73?10?42u2确定U型管在管板上的排列方法为正三角形排列，因为正三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。当管子排列大于六层（管数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子。这样既可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有利于传热。
表1.14 换热器中心距
换热管外径 d0(mm) 32
换热管中心距
t(mm) 40
分程隔板槽两侧相邻管中心距
tn(mm) 52
根据正三角形排列布管图确定管数n??408根，确定布管限定圆的直径
DL?1272mm
Di?DL?2?b3
式中，b3为列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离mm，
b3?0.25d0~1d0,且不小于10mm。
取b3?0.5d0?16mm ∴Di?1272?2?16?1304mm 圆整Di?1400mm
相应调整t?41mm，b3?27.52mm?(0.25d0~1d0) 1.7.2确定管程流速u2