U型管换热器设计综合实训总结报告

1、目录第1章 催化裂化工艺及流程图概述11.1催化裂化工艺11.1.1催化裂化的反应机理11.1.2催化裂化的工艺流程11.2分馏塔部分流程概述21.2.1油浆系统21.2.2回炼油系统21.2.3一中循环回流系统31.2.4二中段循环回流系统31.2.5轻柴油系统31.2.6粗汽油系统31.2.7顶循环回流系统3第2章 换热器的选用与工艺设计42.1换热器的概述42.1.1选择换热器的类型42.1.2流体流入空间的选择42.2确定物性数据52.3估算传热面积52.3.1热负荷52.3.2传热平均温度差62.3.3初算传热面积72.4工艺结构尺寸72.4.1选管子规格72.4.2确定总管数和管程

2、数72.4.3确定管子在管板上的排列方式82.4.4计算壳体内径82.4.5画出排管图92.4.6计算实际传热面积及过程的总传热系数102.4.7折流板直径与数量及有关尺寸的确定102.4.8温度补偿圈的选用102.5换热器校核102.5.1管程压力降校核102.5.2壳程压强降112.5.3校核总传热系数13第3章 换热器的结构设计153.1筒体部分计算153.1.1筒体厚度的计算153.1.2壳体圆筒的液压试验及压力试验时应力校核163.2椭圆封头计算163.3法兰的选取173.4管板的选取173.4.1管板计算173.4.2几何物理系数计算183.4.3强度影响系数计算193.4.3.1

3、旋转刚度193.4.3.2 法兰力矩203.4.3.3危险组合20表3-2 危险组合203.5鞍式支座233.6接管23第4章 换热器的强度校核254.1计算容器重量载荷的支座反力254.1.1设备自重254.1.2充满介质时液体介质重量254.1.3作用于每个支座上的反力254.2筒体轴向应力验算264.2.1轴向弯矩计算264.2.1.1鞍座截面处的弯矩264.2.1.2跨中截面处弯矩264.2.2轴向应力的计算264.2.2.1跨中截面最高点的轴向应力264.2.2.2跨中截面最低点的轴向应力274.3鞍座处的切向剪应力校核274.4鞍座处筒体周向应力验算274.4.1鞍座板的应力计算2

4、74.4.1.1筒体最低的周向应力274.4.1.2鞍座边角处的周向应力284.4.2鞍座腹板的强度校核28第5章 设计结果汇总29参考文献30第1章 催化裂化工艺及流程图概述1.1催化裂化工艺催化裂化是石油二次加工的主要方法之一。在高温和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。主要反应有分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合、生焦等。与热裂化相比，其轻质油产率高，汽油辛烷值高，柴油安定性较好，并副产富含烯烃的液化气。1.1.1催化裂化的反应机理与按自由基反应机理进行的热裂化不同，催化裂化是按碳正离子机理进行的，催化剂促进了裂化、异构化和芳构化反应，裂化产物比热裂化具

5、有更高的经济价值，气体中和较多，异构物多；汽油中异构烃多，二烯烃极少，芳烃较多。其主要反应包括：分解，使重质烃转变为轻质烃；异构化；氢转移；芳构化；缩合反应、生焦反应。异构化和芳构化使低辛烷值的直链烃转变为高辛烷值的异构烃和芳烃。1.1.2催化裂化的工艺流程催化裂化的流程主要包括三个部分：原料油催化裂化；催化剂再生；产物分离。原料喷入提升管反应器下部，在此处与高温催化剂混合、气化并发生反应。反应温度480530,压力0.140.2mpa（表压）。反应油气与催化剂在沉降器和旋风分离器(简称旋分器)，分离后，进入分馏塔分出汽油、柴油和重质回炼油。裂化气经压缩后去气体分离系统。结焦的催化剂在再生器用

6、空气烧去焦炭后循环使用，再生温度为600730。1.2分馏塔部分流程概述催化裂化主分馏塔共分为两段，上端为精馏段，下端为脱过热段，塔下装有人字挡板。反应油气（500）自沉降器集气室顶出来，经大油气线进入分馏塔（t301）底部，经脱过热段脱去油气过热，再经30层塔盘分离切割。塔底抽出油浆；三层抽出回炼油；一中循环回流自十七层抽出，二十层返塔；二十一层抽出轻柴油；顶循环回流自三十层抽出，三十四层返塔。从反应器来的高温油气，夹带少量粉末进去分馏塔下部的脱过热段，与冷却到250左右的油浆在人字挡板上逆流接触换热，脱除油气混合物在分馏段分成几个中间产品。塔顶为粗汽油和富气，测线有轻柴油、重柴油和回炼油，

7、塔底为油浆。轻柴油、重柴油先通过汽提塔，再经换热冷却后出装置。为取走分馏塔内的过剩热量，设有顶循环回流、一个或两个中段循环回流和塔底油浆循环回流。1.2.1油浆系统油浆（350）自塔-301底油浆泵抽出，一部分作为产品油浆经油浆冷却槽后送往罐区；一部分直接进提升管反应器回炼；绝大部分作为循环油浆先送至常减压装置同初顶油换热，再返回催化装置进入原料油加热器（e300）与原料油换热，再进入油浆蒸汽发生器，发生3.8mpa中压饱和蒸汽,油浆降温后,分上下两股返回分馏塔，上返塔返回分馏塔人字形档板上，同反应油气逆向接触，脱除油气过热并洗涤油气中携带的催化剂；下返塔返回分馏塔人字形挡板下，调节塔底温度。

8、1.2.2回炼油系统 回炼油（350）自3层集油箱流入v303，由回炼油泵（p305/1，2）抽出升压分为四路：一路送芳烃抽提装置；一路与原料油混合进提升管反应器；一路返回分馏塔二层；一路作为分馏二中进中压蒸汽发生器e314发生中压饱和蒸汽，冷却后的回炼油进分馏塔七层。 1.2.3一中循环回流系统 一中循环回流（280300）自17层集油箱用p304/1，2抽出，先作稳定塔重沸器（e403）热源，再进原料油-一中换热器（e313a，b）换热，经空冷305/4冷却后返回分馏塔二十层,以控制柴油质量。1.2.4二中段循环回流系统二中段循环回流用泵自第10层下部抽出送往

9、塔底作热载体后再经回流泵送至第5层塔板。1.2.5轻柴油系统 轻柴油(200300)自21层塔盘进入汽提塔（t302/1）与过热蒸汽逆向接触，汽提掉其中的汽油组分，油气返回分馏塔第21层塔盘上部，汽提后的轻柴油用p303/1、2、3抽出依次进轻柴-焦化蜡油换热器（e312/a，b）、轻柴-富吸收油换热器（换701/1）、轻柴油-软化水换热器（换701/2）换热，再经空冷305/1-3冷却至75，一路作为产品送至装置外；另一路进冷-306/1，2冷至40，送至再吸收塔作为吸收剂。 1.2.6粗汽油系统粗汽油、富气和水蒸气从分馏塔顶出来，经空冷和水冷冷凝冷却器，进入分馏塔顶油气

10、分离器。未冷凝的油气（富气）送到气体压缩机加压后进入吸收稳定系统，冷凝的粗汽油用泵送往吸收稳定系统，有时也可作为塔顶冷回流。顶循环系统 1.2.7顶循环回流系统顶循环回流（140150）自30层集油箱用p302/1，2抽出进顶循-原料油换热器（e311a，b）与原料油换热后进换-305/1，2（顶循-除盐水换热器），再依次经空冷冷-303/1-4、顶循后冷器（冷-304）冷却至60返回分馏塔第34层塔盘，以控制汽油质量。第2章 换热器的选用与工艺设计2.1换热器的概述 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标的热量交换设备，又称热交换器。换热器作为传热

11、设备被广泛用于锅炉暖通领域，随着节能技术的飞速发展，换热器的种类越来越多。列管式换热器是一种通用的标准换热设备。它具有结构简单、坚固耐用、造价低廉、用途广泛、清洗方便、适应性强等优点，在化工、石油、轻工、冶金、制药等行业中得到了广泛应用。根据列管式换热器的结构特点主要分为固定管板式换热器、u型管式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器。2.1.1选择换热器的类型换热器类型的选定，主要可按流体压强，管壁与壳壁的温差及其污垢的清洗等方面来考虑。 两流体的温度变化情况： 热流体（油品）进口温度, 出口温度 冷流体（原油）进口温度，出口温度 从两流体温度来看，估计换热器的管、壳程壁温温差小于70，同时为

12、了便于清洁壳程污垢，初步确定选用固定管板式换热器1。2.1.2流体流入空间的选择冷热流体在换热器内的流动路径，需进行合理安排，通常可依一系列原则确定。原则：不洁净和易结垢的流体走易于清洗的一侧。 被冷却的流体宜走管程。 流量小而粘度大的液体一般以走壳程为宜。该设计任务的热流体为油品，冷流体为原油，油品温度较高，走管程可以减少热损失，且原油黏度较大，当装有折流挡板时，走壳程可以在较低的re下既能达到湍流，有利于提高壳程一侧的给热系数。故根据以上原则我们确定原油走管程，油品走壳程。2.2确定物性数据油品的定性温度：原油的定性温度：查得油品、原油在各自定性温度下的各物性数据如表（2-1）所示：表2-

13、1 物性参数物料密度比热kj/(kgk)导热系数w/(k)粘度原油8151.9860.1360.0029油品6302.20.1190.00522.3估算传热面积2.3.1热负荷在热损失可以忽略不计的条件下，两流体均无相变的情况下，热负荷可由下式计算2: （）式中：热负荷，w 热、冷流体的质量流量，kg/s 热、冷流体的定压比热容，kj/(kgk) 热流体的进、出口温度， 冷流体的进、出口温度，热负荷：w 2.3.2传热平均温度差选取逆流流向，先按单壳程考虑，计算出平均温差. （2-2）式中 进、出口两端流体温差中较低一侧的温差； 进、出口两端流体温差中较高一侧的温差； 则平均温差按下式计算因数

14、r和p值： (2-3) (2-4) 故 根据r、p值，查得温度校正系数，符合要求。所以得到，因此选用单壳程。2.3.3初算传热面积查表值为20400 w/(k), 取w/(k)，总传热速率方程式2： (2-5) 式中 估算的传热面积，m 假设的总传热系数，w/(k) 平均传热温度差，得：2.4工艺结构尺寸列管式换热器结构主要基本参数包括：公称直径、公称压力、设计温度、换热管长、换热器规格、折流板间距及公称换热面积等。2.4.1选管子规格选用中的无缝钢管3，管长。2.4.2确定总管数、管程数在选定管子的规格后，可由下式求出总管数和单程流速2：总管数： (2-6)式中：总管数； 管子外径，m； 管

15、长，m。 故单程流速： （2-7）式中：总管数； 管内流体的体积流量，m/s； 管内流体的适宜流速，m/s; 管子内径，m。故m/s 因单程流速较低，为提高传热效果考虑采用多管程。油品的黏度为 ,查得管内流速为0.8m/s，所以管程数为，因此取两管程2.4.3确定管子在管板上的排列方式由于选用的是多程换热器，且选用固定管板式换热器，故采用三角形排列法，管子与管板采用焊接结构。2.4.4计算壳体内径 （2-8） 式中：壳体内径，m； 管子中心距，用焊接方法连接，； 横过管束中心线的管数； 换热器的总管数；管子按三角形排列：； 管束中心线上最外层管中心至壳体内壁的距离，m；通常取。 由于管中心距：

16、mm； 横过管束中心线的管数。 管束中心线最外层的中心至壳体内壁的距离： m 所以m 按壳体直径标准系列圆整，取d=700mm 因为，管长径比合适2。2.4.5画出排管图 根据壳体内径、管中心距t、横过管束中心距的管数及其排列方式，绘制出排管图，如图2-1所示。由图可见，中心排有21根管时，按正三角形排列，可排348根，除去6根拉杆位置，故实际管子根数=342根。图2-1 管子排列图2.4.6计算实际传热面积s0及过程的总传热系数m2w/(m2k)2.4.7折流板直径与数量及有关尺寸的确定选取折流板与壳体间的间隙为3.0mm，因此：折流板直径mm切去弓形高度mm折流板数量取折流板间距=300m

17、m，那么。 实际折流板间距查标准手册得选用12mm的钢拉杆3，数量6条，定距管采用与换热器相同的管子，即钢管。2.4.8温度补偿圈的选用，故需考虑设置温度补偿圈。2.5换热器校核2.5.1管程压力降校核（原油走管程）管程压力降可由一般的摩擦阻力公式求得2： （2-9）式中 管程总压力降，pa； 分别为单程直管阻力与局部阻力，pa； 校正系数，对于管子，取； 串联壳程数； 管程数。据上述结果可知：管程数=2，串联壳程数=1；对于的换热管，结构校正系数为。 （2-10） （2-11）由于 n/m 取mm，那么，可查得，故 pa pa，满足要求。2.5.2壳程压强降（油品走壳程）当壳程无挡板时，流体

18、顺着管束流动，此时壳程流体压力降可按下式计算2： （2-12） 式中 壳程总压力降，pa； 流体流过管束的压力降，pa； 流体流过折流板缺口的压力降，pa; 结垢校正系数，对于液体，=1.15； 壳程数。其中流体流经管束的压强降2： （2-13） （2-14） 式中：折流板数目； 横过管子中心数；壳程的摩擦系数； 管子排列方式对压力降的校正因数； 壳程流体横过管束的最小流速，m/s； 折流板间距，m。由于，管子排列方式对压强降的校正因子，f=0.5，壳程流体的摩擦系数：，横过管子中心数：，折流板数： （2-15） 其中：m m/s 故 n/mpa 故有：<pa，满足要求。2.5.3校核总

19、传热系数列管式换热器面积是以传热管外表面积为基准，在利用关联式计算总传热系数也应以管外表面积为基准，其计算公式为2： （2-16） 式中：总传热系数w/(mk）； 分别为管程和壳程流体的传热膜系数，w/(mk）； 分别为管程和壳程的污垢热阻； mk/w； 导热率，mk/w； 分别为传热管内直径、外直径，m。其中: （2-17） （2-18） （2-19） 式中：壳程流体传热膜系数，w/(k); 管程流体传热膜系数，w/(k); 壳程流体的导热系数，w/(k); 当量直径；m； 流体在定性温度下的粘度，pas; 流体在壁温下的粘度，pas； pr普兰特准数。 由上述公式则有： w/(k)故：w/

20、(k) 一般比值在1.15到1.25之间，本设计的换热器可适用，但传热面积稍大的要取更合理的设计。第3章 换热器的结构设计3.1筒体部分计算筒体部分计算包括筒体厚度计算以及应力的校核3.1.1筒体厚度的计算 根据工作条件选择壳程圆筒的材料为q245r钢板，在设计温度200时许用应力为mpa，常温时许用应力为mpa，屈服极限mpa。按gb1502011标准中，壳程圆筒计算厚度5 （3-1）式中：筒体厚度，mm； 外壳内直径，mm； 材料在设计温度下的许用应力，mpa； 焊缝系数；本设计采用双面焊缝取； 设计压力，mpa；取=1.1mpa 腐蚀裕度，mm。可在mm范围内，根据流体的腐蚀性而定。本设

21、计取mm。故有：mm考虑到安全系数，以及开孔强度等措施，gb1502011中规定当壳体内径mm时，壳体的最小厚度为mm，则取mm即mm。3.1.2壳体圆筒的液压试验及压力试验时应力校核试验液体为水，试验压力按gb1502011或tsgr00042009计算 mpa压力试验时，圆筒的总体薄膜应力按下式4： mpa3.2椭圆封头计算根据工作条件选择封头的材料为q245r，在设计温度为200时许用应力为mpa。按gb150-2011中，封头壁厚公式 (3-2)式中：封头厚度，mm。 形状系数，这里由于封头是标准的，故取.则有： mm取mm，mm。考虑到安全系数以及开孔补强等措施，gb1502011中

22、规定封头内径mm时，最小厚度不小于8mm，筒体厚度为mm，则封头=10mm在gb150-2011中可查出该封头的参数：封头深度mm，直边长h=25mm，筒体名义厚度为mm，封头容积为m。3.3法兰的选取查jb4700-2000压力容器法兰可选甲型平焊法兰其具体尺寸如表3-26：（单位为mm） 图3-1 甲型平焊法兰示意图（凹面） 图3-2 甲型平焊法兰示意图（凹面）表3-1 法兰参数表 螺柱规格数量830790755743742461704623m20323.4管板的选取3.4.1管板计算初始数据:壳程圆筒内径；壳壁厚度；管箱厚度；换热管外径；壁厚；根数；间距有效长度；管箱法兰外径 ；厚度。假

23、设管板厚度，法兰部分厚度，延长部分兼做法兰的管板。各零件材料在设计温度时的物理参数，机械性能如下：壳体材料：q245r 弹性模量：线膨胀系数： 换热管材料：q245r 弹性模量：线膨胀系数：管屈服极限封头法兰材料：15crmo 弹性模量管板材料：15crmo 弹性模量法兰材料：15crmo 弹性模量许用应力：壳程圆筒： 换热管：管箱封头法兰： 管板：3.4.2几何物理系数计算壳程圆筒内径面积管板开孔后面积 壳程圆筒金属横截面积 换热管金属截面积 管板布管区面积（三角形排列） 管板布管区当量直径 管板布管区的当量直径与壳程圆筒内径之比 系数 管束模数： 管束加强系数：（取 ） 管板周边不布管区无

24、景纲宽度： 3.4.3强度影响系数计算3.4.3.1旋转刚度 壳程圆筒与法兰（或凸缘）的旋转刚度参数：管箱圆筒与法兰（或凸缘）的旋转刚度参数： 旋转刚度无量纲参数：3.4.3.2 法兰力矩基本法兰力矩： 管程压力作用时的法兰力矩gb150.32011式7-14确定： 按，；查得，； 按，；查得， 系数： 管板边缘力矩变化系数法兰边缘力矩变化系数3.4.3.3危险组合表3-2 危险组合壳程压力作用下壳程设计压力mpa管程设计压力管程压力作用下壳程设计压力管程设计压力mpa不计膨胀差计入膨胀差不计膨胀差计入膨胀差0.001160.0011661.8261.825.4367.3-5.456.420.

25、0680.00545-0.068-0.0065 0.0700.00815-0.06530.0092 1.0300.119-0.9520.1341.5000.394-54.64-0.249由， 查图7-6得0.240.1由，查图7-6得0.0220.032管板径向应力系数0.02310.0053管板径向应力系数0.000050.00172管板周边处径向应力系数0.1370.0199管板周边处径向应力系数-0.118-0.0127管板布管区周边剪切应力系数 0.09630.053管板布管区周边剪切应力系数0.000230.054校核管板、壳体法兰、换热管、壳程圆筒以及拉脱应力。壳程压力作用下壳程设

26、计压力管程设计压力 管程压力作用下壳程设计压力 管程设计压力 不计膨胀差计入胀胀差不计膨胀差计入膨胀差管板径向应力管板径向应力管板布管区周边处径向应力 管板布管区周边处径向应力管板布管区周边剪切应力管板布管区周边剪切应力壳体法兰应力壳体法兰应力换热管轴向应力换热管轴向应力壳程圆筒轴向应力壳程圆筒轴向应力拉脱应力拉脱应力3.5鞍式支座选择重型（b型）鞍式支座，120包角重型带垫板式不带垫板结构和尺寸如表3-37：表3-3 鞍式支座参数表公称直径dn允许载荷kn高度 h底板腹板700170200640150108筋板垫板鞍座质量，kg弧长带垫板不带垫板350120883024065630213.6接管伸出长度：由经验可知，保温换热器保温厚度不超过100mm，所以取伸出长度mm且壳程和管程一样。管程接管(原油)高粘度液体 0.51.0m/s，取m/smm取mm则m/s ，符合标准规定。壳程接管（油品）高粘度液体 0.51.0m/s，取m/smm取mm，则m/s，符合标准规定4。第4章 换热器的强度校核4.1计算容器重量载荷的支座反力4.1.1设备自重筒体重：n封头重：n热器重：附件重：n则设备自重：n4.1.2充满介质时液体介质重量 液体介质的重量等于壳程液体的质量与管程液体的质量之和，即：n4.1.3作用于每个支座上的反力n<60kn故支座选择合