αi=0.023λi/diRei0.8Prin（8）
加热n取0.4；冷却n取0.3
2.2.2管外传热膜系数
αo=0.36（λ/dm）Rei0.55Pri1/3（µ/µw）0.14（9）
Re=2×103～1×106
有相变对流传热的传热膜系数[5]
蒸汽在水平管外冷凝ao=1.163×0.945（λf3ρf2g/μfGg/）1/3（10）
2.3流体压强降的计算
2.3.1管程流动阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。
对于多程换热器，其总阻力∑ΔPi等于直管阻力、ΔP2阻力及进、出口阻力之和。
一般进、出口阻力可忽略不计，故管程阻力的计算式为
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）FtNp（11）
式中
ΔP1、ΔP2
分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；
Ft
结垢校正因数，无量纲，对Φ25×2.5mm的管子，取1.4，对Φ19×2mm的管子，取1.5；
Np
管程数；
ΔP1=λ（L/d）×（ρu2/2）（12）
ΔP2=3ρu2/2（13）
2.3.2壳程流动阻力
现已提出的壳程流动阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，因此使计算得到的结果相差很多。
下面壳程压强降ΔP0的公式，即
∑ΔP0=（ΔP1ˊ+ΔP2ˊ）FsNs（14）
式中
ΔP1ˊ
流体横过管束的压强降
ΔP2ˊ
流体通过折流板缺口的压强降，
Fs
壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取1.15，气体可取1.0
ΔP1ˊ=Ff0nc（NB+1）（ρu2/2）（15）
ΔP2ˊ=NB（3.5-2h/D）ρu2/2（16）
式中F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角正方形为0.4，正方形为0.3。
f0壳程流体的摩擦系数，当Reo＞500时，f0=5.0Re0-0.228；
nc横过管束中心线的管子数，管子按正三角形排列nc=1.1×n1/2
管子按正方形排列nc=1.19×n1/2
NB折流挡板数；
H折流挡板间距，m；
u0按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=H（D-ncd0）
一般来说，液体流经换热器的压强降为10～100kPa，气体的为1～10kPa。
第三章工艺流程
汽提塔（E101）底部的溶液经减压阀LC9202减压到1.76Mpa进入中压分解分离器（V102），溶液在此闪蒸并分解，分离后尿液进入中压分解塔（E102A/B），甲铵在此分解E102A壳体用0.5Mpa蒸汽供热，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分离器（V109）的2.5Mpa蒸汽冷凝供热。
从中压分解塔分离器顶部出来的含有氨和二氧化碳的气体先送到真空预浓缩器（E104）壳程中，被中压碳铵液泵（P103A/B）送来的碳铵液吸收，其吸收和冷凝热用来蒸发尿液中的部分水份，然后进入中压冷凝器（E106）用冷却水冷却，最终进入中压吸收塔（C101）。
中压吸收塔为泡罩塔，它用氨升泵（P105A/B）来的液氨和氨水泵（P107A/B）送来的氨水共同洗涤二氧化碳。
中压吸收塔顶部含有微量惰性气氨进入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器（V105），不凝气通过氨回收塔（C105）进入中压惰性气体洗涤塔（C103）。
惰性气体放空，其吸收热通过中压氨吸收塔（E111）用冷却水带走，氨水通过氨水泵（P107A/B）被送到中压吸收塔。
中压吸收塔底部溶液通过高压甲铵泵（P102A/B）加压到15.5Mpa送到甲铵冷凝器（E105），返回合成圈。
这里所做的换热器设计就是对中压吸收塔出来的气氨进行冷凝成液氨的设备进行设计计算，以下是氨冷凝器所在工艺流程中的位置（见附图3-1）。
第四章换热器工艺过程计算
4.1设计任务和条件
物料：
NH3、循环水等。
其中循环水走管程。
工艺条件：
壳程：
操作压力：
1.62MPa温度43℃～38℃（入/出）
管程：
操作压力：
0.4MPa温度32℃～36℃（入/出）
其中：
NH3：
流量：
580m3/h密度13Kg/m3
4.2设计过程
列管式换热器的选型和设计计算步骤
4.2.1试算并初选设备规格
（1）确定流体在换热器中的流动途径。
（2）根据传热任务计算热负荷Q。
（3）确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。
（4）计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。
（5）依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K值。
（6）由总传热速率方程Q=KSΔtm,初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。
4.2.2计算管程、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算壳程、管程流体的流速和压强降。
检查计算结果是否合理或满足工艺要求。
若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。
4.2.3核算总传热系数
计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K/，比较K的初设值和计算值，若Kˊ/K=1.15～1.25或（Kˊ-K）/K=15.5%～30%，则初选的换热器合适。
否则需另设K值，重复以上计算步骤[6]。
4.3工艺计算过程
4.3.1定性温度下流体物性
NH3：
ρ=13kg/m3μ=0.918×10-5 Pa·sλ=0.0215W/M·℃γ=1373kJ/kg
Cp=0.67kJ/kg·℃V=580m3/h
循环水：
ρ=995.7kg/m3μ=80.07×10-5Pa·sλ=0.6176W/M·℃
Cp=4.174kJ/kg·℃
液氨：
ρf=583kg/m3λf=0.432kcal/m·h·℃μf=0.306kg/m·h
g=12.7×107
本设计中涉及到氨的相变化传热过程，根据两流体的情况，循环水走管程，氨走壳程进行计算。
4.3.2试算和初选换热器的型号
（1）计算热负荷和冷却水流量Q=Q1（显热）+Q2（潜热）
Q1=WCp（T1-T2）=VρCp（T1-T2）=（580×13/3600）×0.67×103×（43-38）=7016.4w
Q2=Wγ=Vργ=（580×13/3600）×1373×103=2875672.2w
Q=Q1+Q2=7016.4+2875672.2=2882688.6w
WH20=Q/CpΔt=2882688.6/（4.174×103×（36-32））=172.657kg/s
VH2O=WH20/ρ=172.657/995.7=0.173m3/s
（2）计算两流体的平均温度差
暂按单壳程、多管程进行计算。
逆流时平均温度差为
NH343℃→38℃
水36℃←32℃
Δt7℃6℃
Δtmˊ=（Δt1+Δt2）/2=6.5℃
而R=（T1-T2）/（t2-t1）=1.25P=（t2-t1）/（T1-t1）=0.364
由P、R值查图4—17查得ΦΔt=0.92
所以Δtm=ΦΔt×Δtmˊ=0.92×6.5=5.98℃
（3）初选换热器型号
根据两流体的情况，假设K=1100W/M·℃
故S=Q/K×Δtm=2882688.6/1100/5.98=438.2m2
由于Tm-tm=5-4=1℃＜50℃因此不需要考虑热补偿。
据此，由换热器系列标准，有关参数如下表4-1：
表4-1换热器系列标准
Tab.4-1Heatexchangeisrelatedtodata
参数
壳径D/mm
1000
公称面积S0/m2
446.2
公称压强/MPa
1.62
管子尺寸/mm
Φ19×2
管子总数
1267
管长/m
6
管子排列方法
三角形
管程数
1
实际传热面积S0=ПndL=1267×3.14×0.019×（6-0.1）=446m2。
若采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为1100W/M·℃。
4.3.3核算压强降
（1）管程压强降
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）FtNp
其中Ft=1.5Np=1
管程流通面积Ai=（п/4）di2n/Np=0.785×0.0152×1267/2=0.2239m2
ui=Vs/Ai=0.173/0.2239=0.8m/s
Rei=diuiρ/μ=0.019×0.8×995.7/（80.07×10-5）=14922.4
设管壁粗糙度ε=0.1mm,ε/d=0.1/15=0.0067,由第一章中的λ-Re关系图中查得
λ=0.039
所以ΔP1=λ（L/d）×（ρu2/2）=0.039×（6/0.015）×（995.7×0.82/2）=4970.5Pa
ΔP2=3ρu2/2=3×995.7×0.82/2=955.9Pa
则∑ΔPi=（4970.5+955.9）×1.5×1=29839.35Pa＜100Kpa
（2）壳程压强降
∑ΔP0=（ΔP1ˊ+ΔP2ˊ）FsNs
其中Fs=1.0Ns=1
ΔP1ˊ=Ff0nc（NB+1）（ρu2/2）
管子为三角形排列，F=0.5nc=1.1n1/2=1.1×12671/2=39
取折流挡板间距h=0.3mNB=L/h-1=6/0.3-1=19
壳程流通面积A0=H（D-ncd0）=0.3×（1-39×0.019）=0.0777m2
u0=V0/A0=580/3600/0.0777=2.07m/s
Re0=d0u0ρ/μ=0.019×2.07×13/（0.918×10-5）=55696.1＞500
f0=5.0Re0-0.228=5.0×55696.1-0.228=0.414
所以ΔP1ˊ=0.5×0.414×39×（19+1）×13×2.072/2=4497Pa
ΔP2ˊ=NB（3.5-2h/D）ρu2/2=19×（3.5-2×0.3/1）13×2.072/2=1534.6Pa
∑ΔP0=（4497+1534.6）×1×1=6031.6Pa＜10kPa
计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。
4.3.4核算总传热系数
（1）管程对流传热系数αi
Rei=14922.4
Pri=μCp/λ=80.07×10-5×4.174×103/0.6176=5.41
αi=0.023λ/dRei0.8Pri0.4=0.023×（0.6176/0.02）×14922.40.85.410.4
=4061.6W/m2·℃
（2）壳程对流传热系数α0
由于发生相变传热可有公式α0ˊ=0.945（λf3ρf2g/μfGgˊ）1/3
Ggˊ=W/（L（Nt）2/3）=Vρ/（L（Nt）2/3）=580×13/（6×12672/3）=10.7kg/s
α0ˊ=0.945（λf3ρf2g/μfGgˊ）1/3
=0.945×（0.4323×5832×12.7×107/（0.306×10.7））1/3=9635.2kcal/m2·h·℃
α0=1.163α0ˊ=1.163×9635.2=11205.7W/m2·℃
（3）污垢热阻
查阅资料，管内、外侧污垢热阻分别取为
Rsi=0.00017m2·℃/WRs0=0.00017m2·℃/W
（4）总传热系数K0管外侧热阻忽略时，总传热系数K0为
K0=1/（1/α0+Rso+Rsid0/di+d0/di/αi）
=1/（1/11205.7+0.00017+0.00017×0.019/0.015+0.019/（0.015×4061.6））
=1272.3W/m2·℃
由前面的计算可知，选用该型号的换热器时要求过程的总传热系数为1100W/m2·℃。
在规定的流动条件下，计算出的K0为1272.3W/m2·℃，故所选择的换热器是合适的，安全系数为（K0-K）/K×100%=（1272.3-1100）/1100×100%=15.7%。
第五章换热器主体设备工艺尺寸的确定
5.1管子的规格和排列方法
选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不超过前面介绍的流速范围。
易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。
我国目前试用的列管换热器系列标准中仅为Ф25mm×2.5mm及Ф19mm×2mm两种规格的管子[7]。
管长的选择是以清洗方便即合理使用管材为原则。
长管不便于清洗，且容易弯曲。
一般出厂的标准管长为6m，则合理的换热管长应为1.5m、2m、3m和6m。
系列标准中也采用这四种管长。
此外管长和壳径应相适应，一般去L/D为4～6（对直径小的换热器可取大些）。
如前所述，管子在管板上的排列方法有正三角形、正方形和转角正方形等。
正三角形排列的优点有：
相同壳程内可排列更多的管子；管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数高。
正方形排列的优点是便于清洗列管外壁，使用与壳程流体易产生污垢的场所；但其对流传热系数较正三角形排列时低。
转角正方形排列则介于上述两者之间，与直列排列相比，对流传热系数可适当的提高。
管子在管板上排列的间距t（指相邻两管子的中心距），随管子和管板的连接方法的不同而异。
通常，胀管法取t=（1.3～1.5）d0，且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即t≥（d0+6）。
焊接法取t=1.25d0。
5.2管程和壳程数的确定
当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速降低，因而对流传热系数较小。
为了提高管内流速，可采用多管程。
但是程数过多时，导致管内流动阻力增
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