毕业论文范文——三效蒸发制碱装置设计

南华大学机械学院毕业设计说明书三效蒸发制碱装置设计摘要： 在三效蒸发制碱装置的设计中， 运用了许多化过程装备与控制工程专业的基础知识，比如：管壳式换热器的设计，主要参考GB150-98、GB151-89；而在蒸发的工艺设计计算总则用到了有关化工原理的物料平衡及热量平衡的计算方法；在受内压的设备的选材时，都严格要求用容器用钢；以及在设备的形状及尺寸的确定中，参考了传统的化工设备设计的经验个方法。另外，由于本次设计的设备处理的介质是具有腐蚀性烧碱溶液，所以在一些与烧碱有接触的零件的选材时，一般都用到不锈钢0Cr18Ni9。而在管板的设计中，考虑到管板只有一侧与碱液有接触，如果全用不锈钢，那么不经济也不好加工。所以本次设计管板采用复合钢板，在管板的计算中还是按照一种材料进行计算和校核。关键词： 换热器 管板 物料平衡 碱液 复合钢板 蒸发器 ABSTRCT:At the design of the alkali device of triple effect evaporation heat exchanger ,we use a lot of basic knowledge of chemical engineering machinery. For example,at the design of cartridge heat exchanger,we consult GB150-98 and GB151-89 mainly.And at the calculation of evaporatice process desige,we use the computing method about material and heat balance in chemical engineering principle.At the choice of ento-press device,vessel steel is strict demanded. And at the ascertain of the shape of device ,the traditional experience and approach are reffered.By the way,we generally use the stainless steel OCr18Ni9 in the material choice of the details touched with the caustic alkali,because the medium in the design of the tube plates. But we didnt us a stainless steel completely in consideration of the economy benefit and we take the clad steel in stead of it.KEYWORD: heat exchanger tube plate clad steel basic slag materiel balance evaporation前言碱知识介绍：食碱亦即是食用碱，是指有别于工业用碱的纯碱(碳酸钠)和小苏打(碳酸氢钠)，小苏打是由纯碱的溶液或结晶吸收二氧化碳之后的制成品，二者本制上没有区别。食用碱呈固体状态，圆形，色洁白，易溶于水。食碱并不是一种常用调味品，它只是一种食品疏松剂和肉类嫩化剂，能使干货原料迅速涨发，软化纤维，去除发面团的酸味，适当使用可为食品带来极佳的色、香、味、形，以增进人们的食欲。食碱大量应用于食品加工上如面条、面包、馒头等。碱营养分析：1. 在发面的过程中会有微生物生成酸，面团发起后会变酸，必须加碱中和，才能制作出美味的面食；2. 食碱能中和深绿色蔬菜上由于农药的过量喷施而粘着的有机酸或硫化物，从而可以保住蔬菜原有的本色，并去除农药对蔬菜的污染；3. 食碱有较强的脱脂作用，可以去掉油发干货原料上的多余油脂；4. 食碱能释放玉米中不易释放的烟酸，使长期食用玉米的人不至于会因玉米中的烟酸缺乏而患癞皮病；5. 食碱的缺点是对食物中的维生素B1、B2和维生素C有较强的破坏作用，同时会影响人体对某些矿物质的吸收和利用，因此不可滥用。制碱法一、联合制碱法 (侯氏制碱法)NH3+CO2+H20+NaCl=NH4Cl+NaHCO3 (NaHCO3 因溶解度较小,故为沉淀,使反应得以进行) 2NaHCO3=Na2CO3+CO2+H2O (=上应有加热的符号)其要点是在索尔维制碱法的滤液中加入食盐固体，并在30 40 下往滤液中通入氨气和二氧化碳气，使它达到饱和，然后冷却到10以下，根据 NH4Cl 在常温时的溶解度比 NaCl 大，而在低温下却比 NaCl 溶解度小的原理，结晶出氯化铵(一种化肥)，其母液又可重新作为索尔维制碱法的制碱原料。此法优点：保留了氨碱法的优点，消除了它的缺点，使食盐的利用率提高到 96 ； NH4Cl 可做氮肥；可与合成氨厂联合，使合成氨的原料气 CO 转化成 CO2 ，革除了 CaCO3 制 CO2 这一工序。 碳酸钠用途非常广泛。虽然人们曾先后从盐碱地和盐湖中获得碳酸钠，但仍不能满足工业生产的需要。 1862年，比利时人索尔维（Ernest Solvay 18381922）发明了以食盐、氨、二氧化碳为原料制取碳酸钠的“索尔维制碱法”（又称氨碱法）。此后，英、法、德、美等国相继建立了大规模生产纯碱的工厂，并组织了索尔维公会，对会员以外的国家实行技术封锁。 第一次世界大战期间，欧亚交通梗塞。由于我国所需纯碱都是从英国进口的，一时间，纯碱非常缺乏，一些以纯碱为原料的民族工业难以生存。1917年，爱国实业家范旭东在天津塘沽创办了永利碱业公司,决心打破洋人的垄断，生产出中国的纯碱。他聘请正在美国留学的侯德榜先生出任总工程师。 1920年，侯德榜先生毅然回国任职。他全身心地投入制碱工艺和设备的改进上，终于摸索出了索尔维法的各项生产技术。1924年8月,塘沽碱厂正式投产。1926年，中国生产的“红三角”牌纯碱在美国费城的万国博览会上获得金质奖章。产品不但畅销国内，而且远销日本和东南亚。 针对索尔维法生产纯碱时食盐利用率低，制碱成本高，废液、废渣污染环境和难以处理等不足，侯德榜先生经过上千次试验，在1943年研究成功了联合制碱法。这种方法把合成氨和纯碱两种产品联合生产，提高了食盐利用率，缩短了生产流程，减少了对环境的污染，降低了纯碱的成本。联合制碱法很快为世界所采用。侯氏制碱法的原理是依据离子反应发生的原理进行的，离子反应会向着离子浓度减小的方向进行。也就是很多初中高中教材所说的复分解反应应有沉淀，气体和难电离的物质生成。他要制纯碱（Na2CO3），就利用NaHCO3在溶液中溶液中溶解度较小，所以先制得NaHCO3。再利用碳酸氢钠不稳定性分解得到纯碱。要制得碳酸氢钠就要有大量钠离子和碳酸氢根离子，所以就在饱和食盐水中通入氨气，形成饱和氨盐水，再向其中通入二氧化碳，在溶液中就有了大量的钠离子，铵根离子，氯离子和碳酸氢根离子，这其中NaHCO3溶解度最小，所以析出，其余产品处理后可作肥料或循环使用。二、氨碱法1862年，比利时人索尔维（Ernest Solvay,1832-1922）以食盐、氨、二氧化碳为原料，制得了碳酸钠，是为氨碱法（ammomia soda process）。 反应分三步进行：NH3+CO2+H2O=NH4HCO3NH4HCO3+NaCl=NaHCO3+NH4Cl2NaHCO3=Na2CO3+CO2 +H2O反应生成的CO2可以回收再用，而NH4Cl又可以与生石灰反应，产生NH3，重新作为原料使用：2NH4Cl+CaO=2NH3+CaCl2+H2O氨碱法使生产实现了连续性生产，食盐的利用率得到提高，产品质量纯净，因而被称为纯碱，但最大的优点还在于成本低廉。1867年索尔维设厂制造的产品在巴黎世界博览会上获得铜制奖章，此法被正式命名为索尔维法。此时，纯碱的价格大大下降。消息传到英国，正在从事路布兰法制碱的英国哈琴森公司取得了两年独占索尔维法的权利。1873年哈琴森公司改组为卜内门公司，建立了大规模生产纯碱的工厂，后来，法、德、美等国相继建厂。这些国家发起组织索尔维公会，设计图纸只向会员国公开，对外绝对保守秘密。凡有改良或新发现，会员国之间彼此通气，并相约不申请专利，以防泄露。除了技术之外，营业也有限制，他们采取分区售货的办法，例如中国市场由英国卜内门公司独占。由于如此严密的组织方式，凡是不得索尔维公会特许权者，根本无从问津氨碱法生产详情。多少年来，许多国家要想探索索尔维法奥秘的厂商，无不以失败而告终。消息传到英国，正在从事路布兰法制碱的英国哈琴森公司取得了两年独占索尔维法的权利。1873年哈琴森公司改组为卜内门公司，建立了大规模生产纯碱的工厂，后来，法、德、美等国相继建厂。制碱装置介绍主要用离子膜制碱、蒸发制碱等等。本次设计是三效蒸发制碱装置设计。1、概 述1.1蒸发 蒸发是重要的化学单元操作之一，蒸发操作是用加热的方法，在沸腾的状态下，使溶液中的水分或其他具有挥发性的溶剂部分汽化移除。其溶液中的溶质数量不变，从而使溶液被浓缩。因此蒸发过程是一个热传递过程，其传热率是政法过程的控制因素。1.2蒸发工艺流程及蒸发器型式的确定1、 由于单效蒸发器二次蒸汽温度较高，流量较大，所以热损失较大，采用多效蒸发的目的就是通过蒸发过程二次蒸汽的利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。表1为蒸发1Kg的水所消耗的加热蒸汽量。其中实际消耗量包括蒸发装置和其操作中各项热量损失。随蒸发器的型式、多效蒸发的流程不同，其稍有变化。效数理论蒸汽消耗量实际蒸汽消耗量蒸发1Kg水所需蒸发量1Kg蒸汽蒸发水量蒸发1Kg水所需蒸发量1Kg蒸汽蒸发水量在增加一效节约蒸汽百分量单效111.10.9993%二效0.520.571.75430%三效0.2530.42.525%四效0.240.33.3310%五效0.250.273.77%表1不同效蒸发装置的整齐消耗量 由上表可以看出，随着效数的增多，蒸汽节约越多，但效数的多少受以下几方面的限制：a、 设备费用的限制 表中效数由单效改为双效节约蒸汽的幅度最高，大93%。（理论为一倍）。但四效改为五效仅节约10%，然而随效数的增加其设备费用也不断增加。在设备折旧年限内，增加一效后其节约蒸汽费用不足抵消其设备投资费用时，则不能增加效数；另外，在设备投资有限制时，其效数也随此限而定。b、 温差限制一般工业生产中，加热蒸汽的压力和蒸发室的真空度有一定的限制，因此装置的总温差也一定，但由于多效蒸发时各效都有温差损失，因此单效的有效温度差比多效的温度差之和要大。也就是说，由于有效温差的减少，虽然N效蒸发器组的传热面积N倍于单效蒸发面积，但同样条件下，生产能力却要低于单效蒸发器。 2、多效蒸发的 操作流程 多效操作的蒸发流程包括加热蒸汽与料液的流向不同，可分为以下几种： 1）、顺流法（亦称并流法）。其料液和蒸汽成并流特点：A、各效间有较大的压差，料液和蒸汽能自动从前效进入后效，因而各效间有可省去输料泵。B、前效的操作温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过热状态、可以产生自蒸发。在各效间不必设预热器。C、由于辅助设备少、装置紧凑、管路短，因而温度损失少；D、装置的操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。 缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的粘度增加很大，降低了传热系数。因此对于随浓度增加很大的料液不宜采用并流。也就是说并流操作只适用于粘度不大的液体。 2）、逆流法。即蒸汽与料液呈逆流操作 优点：随着料液浓度的提高，其温度亦相应提高，这样料液的粘度增加较小，各效的传热系数相差不大，可成分发挥设备能力，由于浓缩液的排除温度较高，可利用其显热在减压下闪蒸增浓。 缺点：A、辅助设备较多，动力消耗大，各效间须设置料液泵和预热器，有时浓缩液出料时温度过高，还须增设冷却器；B、对浓缩液在高温时易分解的料液不适用；C、操作较复杂，工艺条件不稳定，必须设置较完善的控制和测量仪表。3）、错流法亦称混流法，它是并、逆流的结合。错流法的特点是兼有并逆流的优点而是避其缺点，但操作复杂，没偶比较完善的自控仪表难以实现其稳定操作，我国目前主要用于造纸工业碱回收系统。4）、平流法即各效都加入料液，又都引出浓缩液。此法除用于有结晶洗出的料液外， 其他一般不采用。此法还可以用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。综合以上四种的工艺流程的优缺点， 本次设计选用第一种，即顺流法。3、 蒸发装置的选型选型是蒸发装置设计的首要问题，选型时应该先考虑转热系数搞的型式，但料液的物理、化学性质常使一些传热系数高的型式在使用上受限制。选型时要考虑的因素：1）、料液的性质包括组成成分、粘度变化范围、热稳定性、发泡性、腐蚀性、是否易结垢、结晶、是否含固体悬浮物等。2）、工程技术要求包括处理量、蒸发量、料液进出口的浓度和温度、安装现场的面积和高度、设备投资额度、要求连续或间隙生产等。3）、公用系统的情况包括可利用的热源、蒸流供应量及压力、能利用的冷水之水量、水质和温度等。综合以上因素，本次三效制碱装置的设备采用列文式蒸发器。其原因如下：1）、设计要求的处理量较大；2）、电解液具有较强的腐蚀性；3）、料液粘度较小，随浓度变化也较小；4）、浓缩过程有结晶出现，较易结垢；5）、料液的稳定性较好，不须考虑热敏性影响另外，该型蒸发器结垢简单，制造成本低，操作和维修也很方便。因此整个工艺流程是采用操作， 三效分级蒸发；蒸发器的结构型式采用列文式。2、工艺设计及计算2.1主要操作条件1、年产量 3.5万吨NaoH (300天)每天24小时约5吨每小时2、成品碱规格NaoH30%, Nacl 5.8% 水 64.2%3、电解液的规格: NaoH 10%, Nacl 18 % 水72%4、电解液的预热温度 1305、末效真空度650mmHg6、系统洗水量500kg/(1t100%NaoH)7、生蒸汽压力 0.6MPa2.2整个系统总蒸发水量 Ws=5（1000xaxw-1000xa3xw3+500) xa电解液中NaoH的质量百分比 xs电解液中Nacl的质量百分比 xw电解液中水的质量百分比 xa3成品碱中NaoH的质量百分比 xs3成品碱中Nacl的质量百分比 xw3成品碱中水的质量百分比则 Ws=5（10000.10.72-10000.30.642+500） =22800Kgh将Ws在三效中进行分配，分配比可按1：1.1：1.2即：ws11:ws12:ws13=1：1.1：1.2ws11一效蒸发水量ws12二效蒸发水量ws13三效蒸发水量则：ws11=228001+1.1+1.2=6909Kgh ws12=228001+1.1+1.2*1.1=7600Kgh ws13=228001+1.1+1.2*1.2=8291Kgh2.3选取各效出效浓度加斯那个一效出效浓度为12.3%从手册中查得100时12.3%NaoH水溶液中：含NaoH：18.2% 、水：69.5% 则：ws1=51000xaxw-1000xa1xw1+5001+1.1+1.2 =510000.1*0.72-10000.123*0.695+5003.3 =8505.5Kgh因ws1近似等于ws11故xa1=12.3% xw1=69.5% xs1=18.2%假定二效出效浓度为17.2%，从手册中查得100时，在17.2%NaoH水溶液中含Nacl14.6% 水68.2%则ws2=51000xa1xw1-1000xa2xw2+5001+1.1+1.2*1.1 =510000.1230.695-10000.1720.682+5001+1.1+1.2*1.1 =9260Kgh因ws2=ws22故：xa2=17.2% xw2=68.2% xs2=14.6%所以，第三效蒸发水量ws3=ws-ws1-ws2=22800-8505.5-9260=5034.5Kgh所以各效碱溶液浓度分布为：NaoH Nacl水效进料xa=10%xs=18%xw=72%出料进料xa1=12.3%xs1=18.2%xw1=69.5%效出料进料xa2=17.2%xs2=14.6%xw2=68.2%效出料xa3=30%xs35.8%xw3=64.2%2.4物料平衡计算1、效的物料计算A、进料量 G=4000xa=40000KghB、进入淡水量： Gc1=500*5=2500KghC、蒸发水量 ： ws1=G+25003.3 =40000 =6958kg/hD、析出盐量： =40000（18%10%12.3%18.2%） =1200kg/hE、出料中洗水量 GC2=2500-606=1894kg/hF、出料中料液量 G1= =40000-6958-1200-1894 =29948kg/h2、效的物料衡算A、进料中料液量G1=29948kg/hB、蒸发水量ws2= =29948（69%12.3%17.2%68.2%）+833 =6891kg/hC、洗出盐量GS2=29948(18.2%-12.3%17.2%14.6%)=2324kg/hD、出料中洗水量Gc3=Gc2-25003.31.1=1060kg/hE、出料中的料液量 G2=29948-6891-2324=20733kg/h3、效的料液衡算A、进料量G2=21802-1069=20733kg/hB、蒸发水量ws3= =20733（68.2%-17.2%30%64.2%）+909 =10439kg/hC、洗出盐量Gs3=20733（14.6%-17.2%30%5.8%）=2338kg/hD、出料量 G3=20733-10439-2338+909=8865kg/h所以，各效物料平衡表为：（Kgh）效效效进料液量G1=40000G2=20733G3=8865进洗水量Gc1=2500Gc2=1894Gc3=1060蒸发水量ws1=6958ws2=6891ws3=10439析出盐量GS1=1200GS2=2324GS3=2338出料液量G1=29948G2=20733G3=8865出料中洗水量GC2=1894GC3=106002.5各效温度分配1）、查表6kgcm2饱和蒸汽温度为164.2650mmHg（0.15kgcm2）下水的沸点为53.6则：该蒸发系统的理论总温差为：t总=164.2-53.6=110.62)各效温差损失 溶液沸点升高引起的温差损失，查NaoH溶液沸点升高图 11=11 12=13 13=20.5 静压引起沸点升高值：21=2 22=2 23=3效间温差损失：31=32=33=1所以，各效温差损失表为效效效小计溶液沸点升高值111320.544.5静压引起沸点升高值2237效间温差损失1113合计141624.554.5实际温差为：= =110.6-54.5=56.13）、采用沸点试差法确定各效操作条件根据给定生蒸汽压力，末效真空度及三效经验数据，设效沸点分别为t1=150 、t2=120 、t377则各效二次蒸汽温度为：=150-11-2=137=120-13-2=105=77-20.5-3=53.5这样，从水蒸汽性质表可查得各效操作条件及有关热力参数：效： 加热蒸汽压力：6kg/h(表) 加热蒸汽温度：164.2 二次蒸汽压力：2.4kg/cm2（表 ） 二次蒸汽气化潜热：514.3千卡/kg 二次蒸汽温度：137 碱液温度：150效： 加热蒸汽压力：2.4kg/cm2 （表 ） 加热蒸汽温度：137 二次蒸汽压力：0.25kg/cm2（表 ） 二次蒸汽气化潜热： 535.7千卡/kg 二次蒸汽温度：105 碱液温度：120效：加热蒸汽压力：0.25kg/cm2（表 ） 加热蒸汽温度：105 二次蒸汽压力：0.15kg/cm2（表 ） 二次蒸汽气化潜热：566.9千卡/kg 二次蒸汽温度： 53.6 碱液温度：77根据经验，考虑热损系数，设效为5% 效为15% 效为15% 则各效热负荷为（千卡/h）效：q1=1.05425000.9（150-130）+6958514.3 =4560674.37效q2=1.156891535.6-226270.9(150-120) =3541874.19 效q3=1.1510439566.9-99250.9(120-77) =6363837.34 4）、温差分配：= = =1：1.5：2.15则：=12.0 =18.1 =26.05）、沸点校核： t1=164.2-12.0=152.2t2=137-18.1=119.9t3=105-26=79核算值与假设沸点值接近，停止试算，取所设沸点值。2.6加热蒸汽用量的计算1）、预热料液所需的热量q1=GC（t1-t0） =425000.9（150-130） =765000千卡/hC碱的平均比热容，取0.92）、蒸发水量所需的热量 查在压力为2.4kgcm2下水蒸气的汽化热为514.3千卡千克q2=ws1水 =6958514.3 =3578499.4千卡/h3）、碱液的浓缩热 q3=GxaHn xa进料液中NaoH的含量 G进料液量HnNaoH在进料与出料液的浓度下的溶解热之差查NaoH在水中的溶解度表可知：Hn=296-296-(296-294)52.3 =0.86千卡/千克q3=425000.10.86 =3655千卡/h4）、Nacl的结晶热 qs=Gs1HjHjNacl在进料与出料液的浓度下的溶解热之差qs=1200（-19.9）=-23880千卡/h5）、热损失 设定为5%蒸汽加入热量（Q） 则有Q=q1+q2+q3+q4+q5假设蒸汽在饱和温度下其所需的蒸汽量为：D=QI-Q=q1+q2+q3+q40.95（i-Q） I: 蒸汽的热焓 Q: 冷凝水的热焓查水蒸汽饱和表得：压力为6kgcm2的饱和蒸汽的热焓我饿661千卡千克其相同温度下的冷凝水热焓为：165.8千卡千克D=QI-Q=q1+q2+q3+q40.95（i-Q） =765000+3578499.4+3655-238800.95（661-165.8） =4323274.4470.44 =9190kg/h3、蒸发器的设计及计算3.1蒸发室内径和汽相空间高度的确定1、 蒸发室内径Dz的计算由公式：其中: 该蒸发器的蒸发水量 kgh a蒸发器的允许表面汽化强度kgm2ha 可取1200-1600这里取a=1500kgm2h效:=1.67m效=1.75m效=1.83m2、蒸发室汽相空间的高度HZ(蒸发液面到除沫装置底部距离)有上式： 式中：VS蒸发器汽化蒸汽的体积流量m3s B蒸发室的体积汽化强度 可取1-1.6常取b=1.2为了统一多效蒸发系统中蒸发器的高度这里仅根据真空效的操作条件计算HZ所以对于三效蒸发器来说0.25kgcm2（表）下 =30466.23/3600 =5.27 Hz=1.19m3.2蒸汽进出口管内径的确定对于蒸发器的加热蒸汽进口管和二次蒸汽的出口管，其内径可按公式：其中VZ蒸汽的体积流量m3s wZ蒸汽流速，一般在蒸发装置的设计中蒸汽在管内的流速可取40ms这里全取20ms 1、 效装置蒸汽进、出口管内径的装置查表450kpa压力下，c水=0.414(1)加热蒸汽进口管径 =0.155m(2)二次蒸汽进口管径查水蒸汽性质表，84.55kpa压力下，=1.981 =0.323m2、效装置蒸汽进、出口管内径确定=0.155m二次蒸汽出口管内径查手册 19.94kpa压力下，=7.671 =0.73m 3、效装置蒸汽进、出口管径的确定（1） 加热进口管径 =0.73m（2） 二次蒸汽出口管径查手册 19.44kpa压力下，=6.21=1.52m3.3蒸发器加热直径及高度确定1、 由于本设计所选得蒸发器为非沸式蒸发器，这类蒸发器为：强制循环蒸发器，列文式蒸发器等等，所以应根据料液在一次循环后所要求的温升值确定加热室的高度Hg计算公式如下： 其中： 蒸发器内料液的循环强度，取=1.5m/s 蒸发器内料液的速度 蒸发器内料液的比热 取c=0.9 料液一次循环后的温升 取=2.5 该蒸发器的传热系数 该蒸发器传热温度 换热管内径mm （不锈钢）换热管中径mm 42.5（1）、效加热室高度=4.9m（2）效加热室高度 （3）效加热室高度 2、 各效加热管取n =4461632千卡/小时 =3509854千卡/小时 =4165719千卡/小时取k1=2300, k2=1200, k3=1000又t1=12，t2=18.1 ，t3=26.0 =161.1 =161.6同理 =160.2取传热面积为162 取n = 240. =166.2 =2237 , =1166.8, =9643、计算加热室内径由公式 其中t加热管间隙m t=1.3d2 b最外层六角形对角线上的管数按正三角形布管=17根。 加热管外径， =1071mm4、加热器的设计计算4.1初步确定列文固定管板换热器规格尺寸如下1、壳径D 11000mm 公称面积S 管程数 1 壳程数 1 管数n 240根 管长l 5m 换热管 452.5 布管方式 正三角形布管2、换热器的实际传热面积S0 S0=166.2m23、各效穿热情要求的总传热系数4.2各效总传热系数的校核1、计算管程的对流传热系数（1）效：其中1按循环速度1=1.5ms由于碱液130150 定性温度查手册得碱液在140时的物性数据如下： =2.96*105 =36000.90.2410-30.69=1.13 =9729.3kcal(hm2)（2）效：查手册得120时12.27% NaoH溶液的物性参数如下：取则： =1.42105=36000.90.51050.07=2.42 =7242.1（3）效查手册在77时NaoH溶液的物性参数如下：取则： =29625=36000.92.41050.07=12.54 =3704.42、壳程内饱和蒸汽冷凝传热分系数 一般、效均取 i1=100003、不锈钢的导热系数查手册得：=154、料液的污垢热阻Rsi 第效忽略污垢热阻，、效则取：Rsi=2.6410-4而忽略蒸汽的污垢热阻Rso5、校核各效总传热系数（1）、效K01K01=1111+121+ =2706.7安全裕度：K01-K01K01*100%=21%（2）、效K02K01=1121+122+RSi =1453安全裕度：K01-K01K01*100%=24%（3）、三效K03K03=1131+132+RSi =1203符合要求5、管板的设计计算管板是管壳式换热器的主要部件。管板的设计是否合理对确保换热器的安全运行、节约金属材料，降低制造成不是至关重要的。本次设计中，管板用延长部分兼作法兰的管板，且由于考虑本次设计中的介质具有腐蚀性，且NaoH溶液走管程，管子用不锈钢 OCr18Ni9，而管板则不可能泉涌不锈钢，综合各因素，本次设计采用负荷钢板制作管板。5.1设计计算公式的基本考虑设计计算公式是把管板作为防止在弹性基础上，承受着均布载荷且受到管孔均布削弱的当量平板来考虑的，该方法主要是确定看管板周边支撑系数，使支撑情况符合实际，但在推导和计算中，还有一些问题，有待进一步提高，下面是推导的一些假定，1、 管束对管板的支撑作用如果管板的直径与管子直径比较足够大且管子数量又足够多，则离散的各个管子的支撑作用可以简化为均布连续支撑的弹性基础，一般成为第一弹性基础。管束对管板在外载荷作用下的转角也有一定的约束作用即为第二弹性基础，因第二弹性基础对管板强度较小，在这里忽略不计，只考虑管束对管板扰度的约束作用，不计算公式中管束加强系数K来表示。2、 管孔对管板的削弱作用有两个方面：1）、由于管板整体刚度削弱作用，采用刚度削弱系数；使管板整体强度减弱，采用强度削弱系数；2）、在管孔边缘产生局部的应力记者哦个不予考虑，这样就可以连续的把管板当作一块连续虚弱的当量平板来考虑。3、对管板周边系布管区的处理： 管板周边部分，通常存在一个较窄的布管区。该区域的存在管板边缘的应力下降，计算中布管区可简化为一环板，其面积应与无管区面积相等来考虑。 4、除了考虑管板的弯曲作用，还考虑了管板和法兰中的心面向的拉伸作用。本次设计的管板兼作法兰，拉伸因素可不考虑。 5、认为法兰变形时，其整个横截面的形状不变，而只有绕环截面连心中转动与径向移动；由于这种转动与径向移动造成法兰与管板中心面连接点处的径向移动量，应与管板本身延其中心面向的径向位移协调一致。 6、由温度膨胀与壳程压力ps与管程压力pt引起的壳壁的轴向位移和管板管束系统的轴向位移应在管板周边协调一致。7、管板边缘的转角应受壳体、法兰、封头、垫片系统的约束，其转角在连接部位处应协调一致。8、管板兼作法兰时，考虑了法律那力矩的作用对管板应力的影响，法兰必须有足够的刚度，深证密封要求。9、对于不同类的应力采用不同的作用值，有壳程压力ps，管程压力pt及法兰力矩引起的管板应力为一次弯曲应力，与壳体与管子的温度膨胀差在管板中引起的应力为二次应力。计算规定：将一次应力即无温差时限制在不超过1.5倍的许用应力，而将二次应力和一次应力的综合即在有温差时限制在不超过3倍许用应力。5.2管板强度的基本分析方法在换热器管板的强度分析中，按照上述的基本考虑，采用“结构”的方法，将换热器家乡的分为封头、分头法兰、壳体法兰、壳体、管板开孔区，螺栓、垫片等若干单独部位，各部件间相互作用的内力因素及位移的正方向共有Mn、Vn、H、VR、MR、Mt、Vt、Ms、Vs、Hs、Vb、Va共十三个耗内力因素。并一次作为基本未知量，给出每个单独部件的位移与作用在该部件上的内力的关系式，并将这些变形协调条件写出以内力素的基本未知量表达的变形协调方程组，解方程组以求得各内力素，并从而求得管板内的应力。5.3符号说明及计算 A壳体内径横截面积 At管板开孔后的横截面积n换热器的数目，已算n=240根 对于固定式换热器 P管件距 p=57mm At管板布管区的面积 m2对于单程换热器： i、正三角形布管 ii、正三角形布管对于多管换热器： At应取上式的计数值与隔板槽面积之和，但本次设计为单管程，所以不必这样考虑。 St换热器的壁厚 St=2.5mm S壳体的壁厚 S=10mm a一根换热管管壁横截面积 m2由公式 = B壳壁金属横截面积由公式 L换热管有效长度（两板内侧间距）假设管板厚45mm, 则 Et换热管材料的弹性模量， 本次设计，换热管用OCr18Ni9，查手册得： Et=206GPa Kt管束的模数 i、对于固定式换热器 即： ii、对于浮头式、填料式换热器由于本次设计用的是固定式，所以在这里就不给出计算过程 Dt管板布管区的当量直接，m由于正三角形布管，取， , Ep管板材料的弹性模量 选取管板内侧材料为16MnR， 查手册Ep=206GPai管子的回转半径，m由公式： = =0.015mlcr换热管受压失稳当量长度，m st换热管材料在设计温度下的屈服极限，Pa 查手册得 cr换热管滤定许用临界压力 又 由此式可知： 所以由公式： = =55.2Mpa管板刚度削弱系数 取=0.4 Es壳体材料（16MnR）弹性模量 查手册得Es=206GPa Q当壳体不带波形膨胀节时，换热管束与壳体的刚度比，由公式系数 系数 系数由公式 = =3.7 系数由公式 = =5.8 t管板布管区的当量直径与壳体半径之比 K固定换热器管板的管子加热系数由公式： = K=5.54 k管板周边不布管区的无量纲刚度 =5.54(10.84) =0.895.4法兰的选取及计算1、这里只给出效加热器的选取及计算 因设计压力：Pd=0.7MPa 设计温度：Td=170i、确定法兰类型： 公称直径： 公称压力： 选取长颈对焊法兰 （查JB470292） ii、确定法兰材料及尺寸根据， 而材料，t=200 , 合格 iii、确定法兰的结构尺寸尺寸参数值如下： D=1260mm D1=1219mm D2=1170mm D3=1160mm D4=1157mm b=46mm H=90mm 1=16mm 2=26mm R=12mm d=27mm螺栓规格：M24 数量 40个2、法兰的计算 螺栓用35#钢 螺母用25#钢 热处理使用的垫片是非金属不棉胶板（350），厚度=3mmDN=1100mm时，应对垫片的内径分别为d=1105mm D=1155mm计算时：垫片的基本密封宽度：D0=4mm 垫片的接触宽度：N=8mm 垫