85万吨年芳烃生产中加氢工段能量利用分析

1、毕业设计(论文)热力计算书学生姓名： 学 号： 所在学院： 能源学院 专 业： 热能与动力工程 设计(论文)题目： 85万吨/年芳烃生产中加氢工段 能量利用分析 指导教师： 2008 年 4 月 30 日第一章 文 献 综 述1.1芳烃生产现状芳烃(苯、甲苯、二甲苯(BTX)是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料。其衍生物广泛用于生产合成纤维，合成树脂，合成橡胶以及各种精细化学品。据统计，2002年全球苯、甲苯、二甲苯的消费量分别为33.6，15.0，23.3 Mt，预计2008年将分别达到42.1，19.1，33.5 Mt，年均增长速率分别为3.8 ，4.1 ，6.3。最初芳烃生产以

2、煤焦化得到的焦油为原料。随着炼油工业和石油化学工业的发展，芳烃生产已转向以催化重整油和裂解汽油为主要原料的石油化工路线1。芳烃是石油化工的重要基础原料，在总数约800万种的已知有机化合物中，芳烃化合物占了约30，其中BTX芳烃(苯、甲苯、二甲苯)被称为一级基本有机原料。由此可见，芳烃的社会需求量是非常大的，前景是非常诱人的2。1.2芳烃生产技术 目前，石油芳烃大规模的工业生产通过现代化的芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置包括催化重整，裂解汽油加氢，芳烃转换，芳烃分离等装置3。但是目前，国内在催化重整、甲苯歧化烷基转移及二甲苯异构化等技术领域，都开发出具有国际同等水平的催化剂4。但是国内芳烃生

3、产技术与国外还有一定的差距，主要表现：缺乏具有自主知识产权的芳烃生产工艺，目前多数主要芳烃生产装置采用国外的工艺技术；现有芳烃生产技术缺乏有效的整合，至今尚未提出自主的芳烃生产组合技术及工艺流程，国内的芳烃联合装置全部都以国外的工艺流程为主体进行设计；国内芳烃生产在原料来源，产品系列化进程和工业化程度上与国外存在一定差距5。然而，随着各种资源的自然减少，我们所面临的能源危机愈加严重，煤炭，石油，天气等各种资源的供应已经呈现非常紧张的局面。然而，随着社会的工业化，反而需求更多的能源，因此能源的供求矛盾更加凸显出来4。因此，如何能够利用尽可能少的能源，创造出更大的工业利润来，是人们现在迫切追求的。

4、这就迫使人们认真研究各种动态能量的开发和合理利用，火用的概念引起了人们的高度重视并且得到了广泛应用，解决了热力学和能源科学长期没有任何一个参数可以单独评价能量的价值的问题。火用的概念具有深远的理论意义和重大的实际意义。随着“节能减排”的提出，节能工作的深入，火用分析在能源管理，石油化工，热能动力，制冷领域都得到广泛的应用78。1.3火用分析法的应用凡是实施把热量从一种介质传给另一种介质的设施都称为换热器,换热器已是各种能量系统中使用最为广泛的单元设备之一,因此,如何对换热器换热过程进行分析和评价,如何正确设计和选择换热器,对提高能源利用率,降低能量消耗具有重要意义9。为此,许多学者从各个方面对

5、换热器的性能进行了热力学分析,提出了许多换热器热力学性能的评价指标,诸如火用效率、熵产率、无因次熵产数、无因次熵产率等。无疑,这些指标在评价换热器的热力学性能上都起到了一定的作用,然而,在大多数情况下我们还需知道影响换热器性能的主要因素是什么。即在换热器的不可逆传热火用损失和流动火用损失中,在不同的设备尺寸和不同的工况下这两部分损失对换热器的性能有多少影 1011。在对热力系统进行热经济分析过程中,需要计算各设备的火用效率,从而指出热力学性能需要改进的设备,并提出改进的方案。换热器是热力系统中的一种常见设备,在对热力系统进行热经济分析时,当发现某换热器的火用效率较低时,人们通常会认为是传热温差

6、过大，热损失也过大或压力损失过大所致。因为,由热力学第二定律可知,温差传热过程是不可逆的,温差越大,不可逆性越大,因此火用效率越低；而热损失或压力损失均可造成火用损失,因此会造成火用效率降低1213。但在热经济分析中,有时会发现某些火用效率较低的换热设备,其换热温差、热损失及压力损失并不大。由此可见,当忽略热损失及压力损失时,换热器火用效率的影响因素除了换热温差之外,还有其他因素 14 15。为说明系统的火用效率,首先要说明燃料和产品的定义。产品是指系统的目的,以火用参数来衡量,符号为F。燃料是指系统为获得该产品所必需消耗的代价,也以火用参数来衡量,符号为P。就换热器来说,如果其目的是用热流体

7、来加热冷流体,则产品为冷流体火用的增加值,而燃料为热流体火用的减少值；如果其目的是用冷流体来冷却热流体,则产品为热流体火用的减少值,而燃料为冷流体火用的增加值161718火用效率定义为系统的产品与燃料的比值,即: = 在热力设备运行的过程中,收益的火用Eg 与付的火用Ep 的比值,称为该系统的火用效率。即E = (1) 根据热力学第二定律可知,任何不可逆过程都要引起火用的损失,但是任何系统或过程所引起的火用损失,用符号El 表示。即El = Ep- Eg (2)火用损失量El 与消耗火用量Ep 的比值,称为该系统的火用损失系数,用符号表示： = (3)将(1) 、(2) 及(3) 式联立,则e

8、 = 1 - (4)可见,火用效率是消耗火用利用份额,而损失系数是消耗火用的损失份额。根据热力学第二定律,任何过程的火用效率都不可能大于1。对于理想的可逆过程,由于火用损失等于零,故火用效率等于1 ,而实际过程都是不可逆的,都有火用损失,故火用效率通过火用平衡分析,可通过综合能量的量和质两个方面来正确评价热力设备的完善性,用以指导这些设备节能技术改造的方向1819。 在一切实际过程中,由于存在不可逆损失,所以火用值不守恒。用火用的概念对过程进行热力学分析,把能量的“量”的大小和“质”的高低都考虑进去了。通过火用值的平衡计算可以找出真正的损失所在,从而为改进过程指出方向。值得注意的是火用损失的数

9、值是衡量过程不可逆程度的一种度量21。它可以对各种过程的好坏进行定量分析。火用损失是一个绝对量,它无法比较不同工作条件下各过程或各设备中火用的利用程度,为此,在火用分析中广泛使用火用效率概念。一般火用效率常用如下定义:ex = 获得、输出的火用/ 供给、输入的火用对可逆过程和可逆循环,不存在火用损失,所以火用效率等于1；对不可逆过程和不可逆循环,存在火用损失,其火用效率小于122 23。因此，一方面要强化目的传递过程的传递效率, 另一方面要准确估算和尽可能降低由于传递过程强化所引起的不可逆的火用损失的代价。上述给出的能量传递效率与能量损耗( 火用损) 及其与强化传递过程推动力之间的相互约束关系

10、表明, 降低能量损耗和提高能量传递效率,可以通过协调传递过程中所包含的不同推动力之间的关系或调整驱动力与火用损的关系得以控制,使能量传递单元设计最优化。如改变不同驱动力之间的交角、或者调整推动力的大小。所给出的目标函数可以作为能量传递过程强化的热力学判据, 以此发展能量传递单元或系统设计优化的方法, 为进一步研究能量传递过程单元或系统的优化设计提供了努力的方向24 25。 参考文献1 李燕秋,白尔铮,段启伟.芳烃生产技术的新进展.石油化工J. 2005年第34卷第4期2 米 多.国内外芳烃生产及消费预测.技术经济与市场.江苏化工J.第32卷第 6 期3 邱 江.芳烃生产技术现状及研究进展.当代

11、化工J.2006年10月.第35卷第5期4 刘一心,何智勇.轻烃芳构化技术进展J.石油与天然气化工.2005.34(3)1651675 胡德铭我国催化重整装置发展空问的探讨炼油技术与工程J.2004.34(10)596 杨宝贵. 石脑油加工流程问题的探讨.炼油技术与工程J.2004 年10月第34卷第10期 7 王松平，华贲，陈清林，尹清华.能量、火用、火无之间的转换关系.1997年第2期8 S.H. Amini, J.A.M. Remmerswaal, M.B. Castro, M.A. Reuter. Quantifying the quality loss and resource ef

12、ficiency of recycling by means of exergy analysis. Journal of Cleaner Production. 2007. 32. 281296 9 钱伟.浅论节能潜力分析方法.应用能源技术J.2003年第5期10 刘一心,杨维军.芳烃生产技术现状评述.石油与天然气化工J.第35卷第1期11 路守彦.降低芳烃抽提装置能耗的探讨.乙烯工业.2000.12(1)12 Geoffrey P. Hammond. Industrial energy analysis, thermodynamics and sustainability. Applied

13、 Energy. 2007. 84. 67570013 葛玉林,沈胜强.芳烃产品整体节能方案探讨J.2006年第2期(总第283期)14 Noam Lior, Na Zhang. Energy, exergy, and Second Law performance criteria. Energy.2007.32.28129615 Oleg Ostrovski, Guangqing Zhang. Energy and exergy analyses of direct ironsmelting processes. Energy. 2007. 30. 2772278316 马吉民,王洪泳,耿世

14、彬,张华兴.换热器火用分析计算和火用焓图表示.制冷与空调J.2002年第3期17 邵理堂,舒伟.换热器的火用损失分析.淮海工学院学报J.2000年3月第9卷第1期18 项敬岩,王海青.换热器火用效率的影响因素及其在热经济分析中的作用.沈阳电力高等专科学校学报J.2003年4月第5卷第2期19 李庚生,李永华,闫顺林,苗鑫华.火用经济学的发展及应用华北电力M.No. 20 王松平,陈情林,尹清华.能量、火用、火无之间的转换.第2期21 王松平,陈清林,华贲.能量传递系统强化的热力学判据.华北电力大学学报J.第34卷第2期2007年3月22 杨丽明.以火用分析法比较制冷工质的流动换热性能.华中科技

15、大学学报(自然版)J.第31卷,第6期.2003年6月23 Ahmet Duran Sahin, Ibrahim Dincer, Marc A. Rosen. Thermodynamic analysis of solar photovoltaic cell systems. Solar Energy Materials & Solar Cells. 2007. 91. 15315924 李永达,刘晋玲,肖德仓, 周欢,刘惠宁.用火用分析法评价热力设备的探讨.应用能源技术J.2001年第2期(总第68期)25 钱伟.浅论节能潜力分析方法.应用能源技术.2003年第5期(总第83期)第二章 能量

16、利用分析2.1加氢工段主要设备分类由加氢台帐表可知，主要设备中含有空冷器11台、热交换器89台、反应器5台、塔设备14台、加热炉5台等。以统计图表示如下 图3.1由上统计图可以得知：热交换器占主要设备的72%.以下是对热交换器的介绍与分类。 热交换器介绍：讲某种流体的热量以一定的传热方式传递给其他流体的设备，称为换热器。在这种设备内，至少有两种不同温度的流体参与传热。一种流体温度较高，放出热量；另一种流体温度较低，吸收热量。换热器的分类多种多样，按传热壁面的形状，换热器可分为：U型式，固定管板式，板式，浮头式，头盖式等等。管壳式换热器是指由圆筒形壳体和装配在壳体内的带有管板的管束所组成的管式换

17、热器。因为其具有结构简单、造价低、流通截面较宽、易于清洗水垢等优点，所以在日常生产中大量使用。此工段的加热器大概分类如下图 图3.由统计图可以看出，加氢工段中，U型和浮头式管壳换热器所占比重较大。U形管式换热器：U形管式换热器的管束弯曲成U形，两管口一端固定在管板上，U形管一端不固定，可以自由伸缩，所以没有温差力。U形管式换热器结构简单，只有一个管板，节省材料。但这种换热器管内流体为双程，管束中心有一部分空隙。壳程流体容易走短路。管子不易更换，坏了的管子就只能堵塞不用。U形管式换热器适用于管内走高温、高压、腐蚀性较大，但不易结垢的流体。管外可以走易结垢的流体。浮头式换热器：浮头式换热器的一端管

18、板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动。这种浮头式换热器壳体和管束的热膨胀是自由的。浮头式换热器管束可以抽出，便于清洗管间和管内。浮头式换热器的缺点是结构复杂，造价高，在运行中浮头处发生泄露，不易检查处理2.2设备热力计算主要符号热流体进口温，K热流体出口温度，K冷流体进口温度，K冷流体出口温度，K热流体的定压比热J/（mol*K）冷流体的定压比热J/（mol*K）S熵，J/KE火用，J火用效率T0环境温度，KP产品F燃料h焓，J2.2.1火用效率的定义为说明系统的火用效率,首先要说明燃料和产品的定义。产品是指系统的目的,以火用参数来衡量,符号为F。燃料是指系统为获得该产品所必

19、需消耗的代价,也以火用参数来衡量,符号为P。就换热器来说,如果其目的是用热流体来加热冷流体,则产品为冷流体火用的增加值,而燃料为热流体火用的减少值;如果其目的是用冷流体来冷却热流体,则产品为热流体火用的减少值,而燃料为冷流体火用的增加值。火用效率定义为系统的产品与燃料的比值,即2.2.2 火用效率公式推导假设某换热器的目的是用热流体来加热冷流体,为简P化分析,假设参与传热的热冷流体为理想气体,压力保持不变,质量流量相同并为定值,燃料为：产品为换热器的火用效率为：2.2.3设备能量利用分析结果下表格是对各设备能量利用分析结果名称单位重量换热量/106J/th)火用收益E106/J/h火用效率h/

20、%单位面积火用收益EF/103J/(m2h)新鲜进料/一系列反应出料换热器1814.61532091.073 83.886 1814.615循环气/一系列反应出料换热器892.50011950.97884.42847803.912一系列反应出料调节冷却器2317.2412700.79859.1225591.714循环氢/二系列反应出料换热器1570.80011698.45960.04868412.039重石脑油气提塔釜液/脱戊烷塔釜液换热器1501.6443266.36284.32722857.676鲜进料/二系列反应出料换热器1848.00011414.22958.01767539.814新

21、鲜进料/二系列反应出料换热器1848.00011414.22958.01767539.814脱戊烷塔进料/二系列反应出料换热器2679.3107566.61357.97447144.004二系列反应出料调节冷却器201.395165.93059.758453.361补充氢压缩机中间冷却器1015.647297.86731.6532158.457补充氢压缩机后冷却器736.296238.97735.2511927.234名称单位重量换热量/106J/(th)火用收益E106/J/h火用效率h/%单位面积火用收益EF/103J/(m2h)脱戊烷塔塔顶馏分调节冷却器4831.504844.54159

22、.4414373.592氢气压缩机冷却器1793.750359.19324.9823070.022重石脑油调节冷却器240.22073.11048.137435.960脱丁戊塔冷凝器75.76282.33941.700129.975再生塔冷凝器615.56382.33931.2601306.967再生塔再沸器938.000453.00383.1137550.052C4水冷器1641.500123.887110.4123539.623液化气水冷器1641.50094.39999.0572551.3342.3 计算结果分析 通过对所提供台帐中热交换器的计算分析，氢气压缩机冷却器单位面积火用效率很低

23、，需要改进的空间较大，以下就是对该设备的重新设计优化，从而使该热交换器的火用效率提高。参考文献1史美中，王中铮.热交换器原理与设计M.南京：东南大学出版社，2003.2杨世铭，陶文铨.传热学M.第三版.北京：高等教育出版社，1998.3马吉民，王洪泳等.换热器火用分析计算和火用熵图表示J.制冷与空调，2002，3：58.4吴双应,牟志才，刘泽筠换热器性能的火用经济评价J.热能动力工程，1999，1（84）：437440.5宋长华，罗明坤.换热器的优化设计探讨J.重庆电力高等专科学校学报，2003，8（4）：1013.6沈维道，蒋智敏，童钧耕. 工程热力学M.第三版.北京：高等教育出版社，200

24、1.第三章 换热器的设计3.1换热器的分析选择第二章已经分析得出，氢气压缩机冷却器单位面积火用效率很低，造成的能量损失很大，因此需要对该换热器进行重新设计。管壳式换热器因为其具有结构简单、造价低、流通截面较宽、易于清洗水垢等优点，因此我们将其设计为 型的固定管板式换热器。3.2原始数据以及流体的物性参数氢气项目符号数值单位冷却水项目符号数值单位进口温度t130进口温度t33出口温度t43出口温度t43工作表压力p0.35MPa工作表压力p5.8MPa定性温度t86.5定性温度t38比热C14.3 kJ/（kg)比热C4.178 kJ/(kg)密度0.089 kg/m密度993 kg/m黏度10

25、2.5 kg/(ms)黏度52510kg/(ms)导热系数8030 W/(m)导热系数0.652 W/(m)普朗特数Pr10.1825-普朗特数Pr23.36-3.3设计计算3.3.1传热量及平均温差热损失系数 取用0.98 换热量为2392KW冷却水用量M2=C ()=2065/4.178（43-33）=57.25kg/s氢气质量流量=()=2065/14.3(130-43)=1.66 kg/s逆流时的对数平均温差=35.59参数P及R P=0.103 R=8.700温差修正系数查表得 =0.986有效平均温差=0.98635.59=35.103.3.2估算传热面积及传热面结构初选传热系数K

26、查参考资料，以外径为准，取K=400W/(m)估算传热面积FF=2050/40035.10=146 m管子材料选用碳钢无缝钢管尺寸为502.5管程内冷却水的流速选用=1m/s管程所需流通截面A A=0.0577 m每程管数n n= =40.0577/0.0502=30每根管长L L= F/n=146/7220.050=6.43m 取标准长6m管子排列方式选等边三角形管中心距s由表取64mm分程隔板槽处管中心距由表取76mm平行于流向的管距ss=scos30=76cos30=55.6mm垂直于流向的管距ss=ssin30=76sin30=38 mm拉杆直径为16 mm六边形层数a=5一台管子数n

27、=60根一台拉杆数4根一台传热面积F=ndL=600.0506=56.5管束中心至最外层管中心距离算出为0.384m管束外缘直径D D=0.38420.050=0.818m壳体内径Db3=0.25d=25.0mmD= D+2b=0.818+0.05=0.868m按GB151-1999规定，取标准直径0.9 m长径比L/ D=6/0.9=6.7，合理3.3.3管程计算管程接管直径DD=1.13=1.13=271 mm,取标准值，接管型号为2737管程雷诺数Re Re =83222管程换热系数=47783.3.4壳程结构及壳程计算折流板形式选定为弓形折流板缺口高度h, 取h=0.25D=0.250

28、.9=0.225mm折流板的圆心角为120折流板间距取0.60m折流板数目N=6000/600-1=9个折流板上管孔数102-21=81个折流板上管孔直径d,由GB151-1999规定0.O5545m通过折流板上管子数为52根折流板缺口处管束为18根折流板直径D由GB151-1999 规定0.894m折流板缺口面积A A= =0. m错流区内管数占总管数的百分数F F=0.66缺口处管子所占面积AA= =0.02135 m流体在缺口处流通面积A A= A- A=0.-0.02135=0. m流体在两折流板间错流流通截面积 =0.25 m壳程流通截面积A A=0.1604 m壳程接管直径D，按=

29、0.1604计算，并由钢管标准选相近规格，选取4509错流区管排数N=4 每一缺口内的有效错流管排数N N=0.8=0.80.225/0.0556=3.2旁流通道数N=1旁通挡板数N=3对错流面积中旁流面积所占分数F F= =0.288一块折流板上管子和管孔间泄露面积A A=d=0.0426 m折流板外缘与壳体内壁之间泄露面积A A= =0. m壳程雷诺数Re Re=21805理想管束传热因子j查图得0.010折流板缺口校正因子j查图得1.08折流板泄露校正因子j 由=0.1930 及=0.1171查图得j=0.78旁通校正因子j由=0.5 及F=0.288 查图得j=0.90壳程传热因子j

30、j=jjjj=0.0101.080.780.90=0.0076壳程质量流速G G=1.66/0.1604=10.35kg/( ms)壳侧壁面温度t假定为35壁温下氢气的粘度查物性表得23910 kg/(ms)壳侧换热系数 =jGCPr/ =0.007610.3514300 =8823.3.5需用传热面积水垢热阻查相关资料得0.00034（m）/W氢气热阻查相关资料得0.00017（m）/W管壁热阻忽略传热系数K K= =510 W/( m)传热面积F F=/51077.54=52.21 m传热面积之比F/F=56.5/52.21=1.08检验壳侧壁温t t= t-K =50.21，与原假定值差

31、0.043.3.6阻力计算管内摩擦因子f查图得f=0.0058管侧壁温t假定为43壁温下水的粘度查物性表的498.7 kg/(ms)沿程阻力 =4=4 =3307Pa回弯阻力 =4=3972 Pa进出口连接管阻力 =1.5=745 Pa管程总阻力=+=3307+3972+745=8024 Pa理想管束摩擦系数f查图可得 f=0.2理想管束错流段阻力 =4f=799 Pa理想管束缺口处阻力 =2359 Pa旁路校正系数R查图可得 R=0.9折流板泄露校正系数R查图可得 R=0.51折流板间距不等的校正系数R,间距相等，不需校正R=1壳程总阻力= = =26983 Pa总阻力没有超过管壳式换热器规

32、定的范围。此换热器设计合理。优化之前，热交换器的单位面积火用效率为3.106J/(m2h)。优化之后，热交换器的单位面试火用效率为6.106J/(m2h)。3.4强度校核及结构计算3.4.1换热器的主要技术特性管壳式换热器型号：BEM900（1）、公称直径DN为900mm，换热面积F为56.5m2，公称长度LN为6m。（2）、管程和壳程管程数Nt为2，壳程数Ns为1。（3）、压力（表压）壳程工作压力为0.35MPa，设计压力为0.8MPa。管程设计压力为5.8MPa，设计压力为6.4MPa。（4）、温度壳程工作温度为52.5，设计温度为46。管程工作温度为38，设计温度为33。（5）、主要受压

33、元件材质为20号钢。（6）、物料名称壳程为冷却水，管程为氢气。3.4.2壳体、管箱壳体和封头的设计及强度校核，压力试验（1）、壁厚的确定壳体、管箱壳体和封头共同组成了管壳式换热器的外壳。壳体、管箱壳体、封头的材料选用20号钢。由热力计算，壳体选取标准钢管9008，管箱壳体内径亦9008，封头为标准椭圆封头，长半轴为442mm，短半轴为221mm，厚度为8mm。（2）、强度校核壳程设计压力MPa管程设计压力MPa1）壳体壁厚校核 查表得，MPa 许用应力下的计算厚度为，mm 名义厚度为，mm8mm 满足强度要求。2）换热管壁校核 查表得，MPa 许用应力下的计算厚度为，mm 名义厚度为，mm3m

34、m 满足强度要求。3）椭圆封头校核 查表得，MPa 许用应力下的计算厚度为，mm 名义厚度为，mm0.581MPa 管程 MPa0.875MPa 管程、壳程满足压力试验强度校核。3.4.3管板与换热器结构设计(1)、管板管板是管壳式换热器的一个重要元件，它除了与管子和壳体等连接外，还是换热器的一个重要受压元件。1）管板结构固定式管板换热器兼作法兰的管板，法兰与管板连接的密封面为突面，分程板槽拐角处的倒角为1045。碳钢隔板槽宽度为12mm，槽深取6mm。2）管板尺寸选用管板尺寸时，若管板密封面尺寸和螺柱中心孔尺寸与相应法兰标准不符，则以法兰标准为准。(2)、换热管1）换热管的规格换热管标准为G

35、B/T8163-1987输送液体用无缝钢管，材料为20号钢，管子选取标准钢管503mm。2）换热管的排列型式管子排列型式等边三角形排列，因为管子间距都相等，所以在同一管板面积可以排相同多的管子数，而且便于管板的划线与钻孔。换热管中心距：64mm（由热力计算）换热管排列原则a、换热管的排列应使整个管束完全对称。b、在满足布管限定圆直径和换热管与防冲板间的距离规定的范围内，应布满换热管。c、拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘，在靠近折流板缺边位置处应布置拉杆，期间距小于或等于700mm，拉杆中心折流板缺边的距离应尽量控制在换热管中心距的（0.51.5）范围内。d、多管程的各程管数应尽量相等。3）管程

36、分程换热管的换热面积较大而管子又不很长时，就得排列较多的管子，为了提高流体在馆内的流速，增大管内传热膜系数，就须将管束分程，本换热器中管程分2程，每程中的管数相同。(3)、管孔由表，级管束管板管孔直径为55.45mm，允许偏差为mm。(4)、进出口设计在换热器的壳体和管箱上均装有接管为进出口管，在壳体和管箱底部装有排液管，上部设有排气管。1）接管外伸长度l按表得，管程接管为2737mm，长度l为200mm，壳程接管为2196mm，长度l为200mm。2）接管与壳体，管箱壳体（包括封头）连接的结构型式，采用插入式焊接结构，接管不得凸出于壳体的内表面。3）排气管、排液管为提高传热效率，排除或回收工

37、作残液（气）及凝液，凡不能借助其他接管排气或排液的换热器，应在其壳程和管程的最高、最低点，分别设置排气、排液接管，排气、排液接管的端部必须与壳体或管箱壳体内壁齐平。排气管、排液管：603mm，l=200mm4）接管最小位置为了使传热面积得以充分利用，壳程流体进出口接管应尽量靠近两端管板，而管箱进出口接管应尽量接近管箱法兰，可缩短管箱壳体长度，减轻设备重量。然而，为了保证设备的制造，安装，管口距法兰的距离也不能靠的太近，它受最小位置的限制，通常取l为1.5D（D为接管外径）。管箱接管位置l=407mm壳程接管位置l=330mm排气、排液接管位置l=407mm(5)、拉杆1）拉杆与管板焊接，拉杆孔

38、结构2）拉杆的位置拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘，任何折流板应不少于3个支撑点。3.4.4壳体与管板、管板与法兰及换热管的连接(1)、壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接型式为不可拆式，管板与壳体是用焊接连接。(2)、管板与发生蓝的连接管板兼作法兰，管箱与法兰的连接为固定式，比较简单。除了满足工艺上的要求，选择一定的密封面型式外，按压力，温度来选用法兰的结构型式。(3)、管子与管板连接采用焊接，由于管孔不需要开槽，而且管孔的粗糙度要求不高，管子端部不需退火和磨光，因此制造加工简便。焊接结构强度高，抗拉能力强，当焊接部位渗漏时，可以补焊。如需调换管子，可采用专用刀具拆卸焊接破漏管，反而比膨胀管

39、方便。3.4.5法兰、密封面、垫片、螺母、螺柱的选取(1)、法兰的选取由HG20592-97，法兰类型：板式平焊法兰，代号：PL(2)、密封面的选取由HG20592-97，密封面型式：凸面，代号：RF(3)、连接尺寸的选取(4)、垫片的选取由HG20606-97，材料：石棉橡胶板，代号：XB350，垫片表面应平整，五翘曲变形，不允许由疙瘩，裂缝，气泡，外来夹杂及其他可能影响使用的缺陷，边缘切割应整齐。垫片应有整张板材制成，不允许拼接。(5)、螺柱、螺母的选取由HG20613-97选取(6)、数据汇总表格密封面尺寸：项目单位管程壳程排气、排液管壳体dmm4092661181001f1mm2225

40、cmm20201638数据来源HG20592-97表8.0.1连接尺寸：项目单位管程壳程排气、排液管壳体Dmm5304151851115Kmm4603451451050Lmm36361833ThM332M332M16M302n1612428数据来源HG20592-97表7-1垫片尺寸：项目单位管程壳程排气、排液管壳体Dmaxmm32522077920D2mm4172731271017Tmm5553b3334数据来源HG20592-97表4.0.2-2螺柱尺寸：项目单位管程壳程排气、排液管壳体ThmmM332M332M16M302nmm1612428lmm185145100215m10-3106

41、26771312430数据来源HG20592-97表A0.2-13、18螺母尺寸：ThmmM332M332M16M303m10-3242.8184.429605.2数据来源HG20592-97表A0.2-273.4.6其它附件(1)、折流板折流板的结构设计主要根据工艺过程及要求来确定，设置折流板的主要是为了增加壳程流体的流速，提高壳程的传热膜系数，从而达到提高总传热系数的目的。同时折流板对于卧式换热器的换热管具有一定的支撑作用，当换热管过长，而管承受的压应力过大时。在满足换热器壳程允许压降的情况下，增加折流板的数量，折流板的间距，对缓解换热器的手里状况和防止流体流动诱发振动有一定的作用。而且设

42、置折流板也有利于换热管的安装。1）折流板的型式弓形（单弓形）2）折流板尺寸 折流板缺口高度为0.225mm（见热力计算） 折流板最小厚度为8mm（GB151-1999） 折流板圆心角为120（见热力计算） 折流板数目为9（见热力计算） 折流板直径为0.894m（见热力计算）3）折流板管孔 由GB151-1999得，钢管换热级管束管孔直径为55.45mm，允许偏差为mm。4）折流板外直径的允许偏差 折流板外直径的允许偏差为mm。5）折流板的布置 折流板的布置一般应使管束两端的折流板尽可能靠近壳程进出口接管，其次折流板按等距布置，靠近管板的折流板与管板的距离可按热管技术及其工程应用计算。 折流板的

43、缺口水平、上下布置 折流板间距600 mm 折流板间距见热力计算为600mm(2)、旁路挡板旁路挡板的厚度为8mm（与折流板相同），数量为1对，应与折流板焊接实用。(3)、分程隔板分程隔板的厚度为10mm（由GB151-1999），槽深为4mm，宽度为12mm。(4).支座的选取 根据BJ/T712-92选取鞍式支座，3.4.7重量计算(1).换热管的重量单位长度重量为3.47kg总重为：3.34(2).壳体与管箱的重量：530kg(3).管板重量：两个管板的重量：2(4).折流板重量9块折流板的重量为： (5).接管重量：壳程接管：管程接管：排气排液管：(6).法兰重量：排气排液管法兰：1.

44、85kg壳程接管法兰：6.85kg管程接管：11.9kg壳体法兰：69.1kg法兰总重量：(7).支座重量：2(8).封头重量：59kg( 9).拉杆重量：3.4 小结重新设计的换热器与原换热器的参数比较，见表3-14.表3-14换热器的参数比较名称程数壳/管换热面积m2热负荷Q/KW传热系数K/w/(m2oC)火用效率h/%单重/吨设计的换热器1/252.21239251048.91.795原换热器1/21172392694.350.84.8 由上表3-12可以看到换热器的火用效率和性能指标并没有显著的变化，传热系数得到了显著的提高，但换热面积却减少了许多，再从单重上看来，降低了很多，发挥了固定管板式换热器结构简单，重量轻的优点。由于热负荷没有改变，因而同时也增加了单位重量的换热量。从以上看来，此次优化设计是成功的。参考文献1史美中，王中铮.热交换器原理与设计M.南京：东南大学出版社，2003.2董金善.制冷装置与锅炉用压力