酒精回收装置再沸器的设计

1、酒精回收装置再沸器的设计作者姓名 专业过程装备与捽制工程指导教师姓名 专业技术职务 摘 要1第一章 21.1 33摘要（内容采用小四号仿宋体）关键词：（小四号、黑体、加黑、顶格）2 个空格）ABSTRACT（内容采用小四号 Times New Roman1r体）Key words：（小四号、Times New Roman 黑体、力口黑、顶格）1 个空格及（内容采用小四号、Times New Romans体、接排、各关键词之间有 分号）第一章再沸器的设计1.1 概述酒精回收装置是酒精蒸馏后的醪液再次的回收利用，以达到节约成本、生产高效、减少浪费为目的，倡导低碳生产。再沸器 （也称重沸器）顾名思义

2、是使液体再一次汽化。它的结构与冷凝器差不多， 不过一种是用来降温，而再沸器是用来升温汽化。再沸器多与分馏塔合用：再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器。在再沸器中的物料液位和分馏塔液位在同一高度。从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常在再沸器中有25-30%的液相被汽化。被汽化的两相流被送回到分馏塔中，返回塔中的气相组分向上通过塔盘，而液相组分掉回到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。目前国内外再沸器的选用原则是: 工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装

3、空间高度要合适。下面是几种常见的再沸器介绍 . 立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因， 壳程不能采用机械方法洗涤，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，增加了塔的裙座高度，但可以考虑采用耳式支座。 . 卧式热虹吸再沸器也是利用塔底单相釜液与再沸器中气液混合物的密度差维持循环。卧式热虹吸再沸器的传热系数和釜液在加热段的停留时间均为中等，

4、维护和清理方便，适用于传热面积大的情况，对塔釜液面高度和流体在各部位的压降要求不高，可适于真空操作，出塔釜液缓冲容积大，故流动稳定。缺点是占地面积大。立式及卧式热虹吸再沸器本身没有气、液分离空间和缓冲区，这些均由塔釜提供。立式再沸器：工艺物流测在管程，传热系数高，投资低，裙座高度高，汽化率为3%-35%。卧式再沸器：工艺物流测在壳程，传热系数中偏高，投资适中，占地面积大，裙座高度低，汽化率为3%-35%。 . 强制循环式再沸器是依靠泵输入机械功进行流体的循环，适用于高粘度液体及热敏性物料、固体悬浮液以及长显热段和低蒸发比的高阻力系统。 . 釜式再沸器由一个带有气液分离空间的壳体和一个可抽出的管

5、束组成，管束末端有溢流堰，以保证管束能有效地浸没在液体中。 溢流堰外侧空间作为出 料液体的缓冲区。再沸器内液体的装填系数，对于不易起泡沫的物系为80%对于易起泡沫的物系则不超过65%釜式再沸器的优点是对流体力学参数不敏感， 可靠性高，可在高真空下操作，维护与清理方便；缺点是传热系数小，壳体容积 大，占地面积大，造价高，塔釜液在加热段停留时间长，易结垢。.内置式再沸器是将再沸器的管束直接置于塔釜内而成，其结构简单，造 价比釜式再沸器低；缺点是由于塔釜空间容积有限，传热面积不能太大，传热效 果不够理想。因此综合考虑，一般选用立式热虹吸式再沸器，研究方法如下所示。1.2 设计任务和设计条件1.2.1

6、 酒精提纯的工艺过程流程图如图所示：原酒精浓度在4045%条件下，进料量为3m3/h时，蒸储塔应满足酒精成品 浓度80%、浓度80%的酒精产量1.5m3/h、废酒精排放浓度0 0.5%的设计要 求。原浓度45%勺酒精进入蒸储塔，进料量为 3n3/h,在蒸储塔中蒸储煮沸，禾I 用酒精和水蒸发温度的不同而达到所需要酒精的浓度。酒精的学名叫乙醇，它是沸点为 78.4摄氏度，而水的沸点为100摄氏度。 在酒厂里是将低浓度的酒（实质上是酒精与水的混合物）放在酒精精储塔中水浴 加热至酒精的沸点以上，但又远远低于水的沸点，这样酒精就大量地从酒液中蒸 发出来，通过上部的冷凝器重新变成液态酒精被收集起来，在此温

7、度下，洒中所含的水份却不会被大量蒸发而留了下来。当然，在蒸储塔工作温度下，水也会有部分蒸发，所以通过这种普通的精储 方法制成的酒精纯度都不会太高，一般为 95%,当然也可以通过高纯度的精储 法可以制成96%纯度的酒精。排出的酒精废液进入再沸器再次的分离酒精和水， 利用高效的换热技术来增 加酒精的浓度和产量。当酒精达到一定的浓度，再进入蒸储塔中蒸储。而剩余的 废液经过排废器达到环境允许排放的标准排放到废水沟中。从蒸储塔中蒸储出的酒精成品浓度80%进入酒精储罐，还有一部分进入回 流罐，经过冷凝器再进入蒸储塔中回收利用。 整套设备可以更经济有效地生产出 所需要的酒精产品。现设计一台用于20%酉精醪液

8、蒸发回收达到 0.5%-排放浓度的换热器 再沸器，该换热器的工艺条件如下。1.2.2 工艺条件序号名 称指标田壳程1设计压力/MPa0.20.42工作压力/MPa0.20.43设计温度C1301604工作温度C1201505介质名称酒精蒸汽6腐蚀裕度/mm007容器类别I8焊接接头系数0.850.85该换热器的工艺、机械设计如下1.3确定设计方案1.3.1 选择换热器的类型该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁 度，不易在管道内产生污垢以及温差不大， 故初步选择固定管板式换热器。 尽管 酒精的腐蚀性较小，但考虑到酒精产品的纯度要求较高，为此将换热器的管子和 壳体均采

9、用不锈钢制造。1.3.2 流程安排该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁度，不易在管道内产生污垢，且具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳4程，便于排出冷凝液，因此考虑酒精走管程，水蒸气走壳程。1.4 确定物性数据应根据设计温度来设计该设备。定性温度：对于蒸汽和酒精低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程蒸汽的定性温度为T=(160+130)/2=145( )管程流体的定性温度为t= ( 130+130) /2=130()壳程凝液在145下的有关物性数据如下：密度p o=859kg/m3定压比热容Cp0=4.25kJ/ ( kg )热导率入o=0

10、.54W/ ( m C)动力黏度4 0=2.32x104kg/ (m s)潜热：r 0=1704 kJ/kg管程流体在130下的物料数据：密度p i=950 kg/m3定压比热容Cpi=4.2 kJ/ ( kg)热导率 入i =0.68 W/ (mC)-4动力黏度r i =2.5x10 kg/ (m s)汽相密度p v=0.88 kg/m 3-5汽相黏度=1.2x10 kg/ (m s)1.5 工艺计算1.5.1 换热器热流量对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定：=Dr 式中，为热流量，W D为蒸汽冷凝质量流量，kg/s ;r 为饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg

11、。蒸汽的冷凝量为6908kg/h6 =6908x1704/3600=3270kJ/s=3.27x10 W1.5.2 管子和壳体的材料管程介质：酒精壳程介质：蒸汽其腐蚀性弱，但要防止生锈，所以选择不锈钢材料。1.5.3 确定两种流体的流向，并计算出流体的有效平均温差设计时初算平均温差A tm,均将换热过程先看做逆流过程计算对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按下式进行计算： At-At2 (160 130) (140 130) o ,、八Atm= = =18.2 (KOI At11 160-130In InAt2140 130式中A t1、A t2分别为大端温差与小端温差。1.5.4估算传热面积

12、利用传热速率方程，估算传热面积 Ap：2Ap=D/(K Atm) 根据物料性质选取 K值为2263W/(m k)WJ Ap=3.27x106/ (2263x18.2) =79.4 m22圆整后取Ap=80 m1.5.5初步确定换热器的基本参数(1)换热管型号： 管径：选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积 设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造 麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。由于酒精腐蚀性小是清洁流体，故可以选用d0=(|)25x2的不锈钢管。管间距：由于管程介质干净，管外无需清洗查表5-1 ,取管间距a=32mm 管长：按单

13、程管计算，所需的传热管长度为L=4 =80=2.4m冗 d0n 3.14x0.025x425根据国内管材生产规格，同时考虑管长与管径的配合初选长度L=2.5m。 管子根数：对于已定的传热面积，当选定管径和管长后，由式 n=进行冗d0L计算 n=Ap/3.14d(L-0.1)=80/3.14x0.025(2.5-0.1)=424.6425 根管程数：初选1管子排列方式：管子在管板上的排列，应力求分布均匀、紧凑，一般选正三 角形排列如图(2)平均传热温差校正及壳程数:30平均传热温差校正系数有R=16080=1.3130 70P=13016070 =0.44按单壳程，单管程结构，查图得e At=0

14、.83平均传热温差 A tm=e At Atm=0.83x18.2=15.1K由于平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量较大，故取单壳程合 适。 壳体内径：依据公式 Di=a (m-1) +2b式中a一换热器管间距，取a=32mmm-正六角形对角线上的管子数，卞g据换热器管子的排列方式，m=23b-最外层管子外表面至壳内壁边缘的距离，取 b=0.5d0。Di =32x (23-1 ) +2x0.5x25=729mm取筒体直径：Di =1000mm 布管限定圆 DlWDi-2b=1000-2*0.5*25=975mm(5)折流板： 选择弓形折流板其形式为其上圆缺切口大小和板间距的大小是

15、影响传热和压降的两个重要因素，因为壳程有相变，圆缺切口的高度 h=0.43Di=0.43x1000=430mm查表5-2折流板管子外径d0=25mm管孔直径d=25.8mm允许误差+0.4/0 折流板外直径与壳体的直径之间应有一个合适的间隙，查表 5-3取折流板名 义外直径DN-6=994mmfc许误差0/-0.8折流板间距 不小于50mm不超过Di, B=0.3Di=0.3x1000=300mm换热管最大 无支撑间距 查表5-5为1850mm可取 B=470mm 折流板数 N=L/B-1=2500/470-1=4.3 取 4 块折流板厚度查表5-4为12mm折流板圆缺面水平装配如图(6)拉杆

16、：拉杆结构：因为拉杆定距管结构适用于换热管外径大于或等于选取如图所示19mm勺管束故拉杆直径取16mm 拉杆数量查表5-6为6个 拉杆长度：因为折流板的间距为 B=470mm所以选取 5 根 L1 >470x4+20+60=1960mm取 L1=1980;1 根 L2 >470x3+20+60=1490mm取 L2=1495mm查得管板上拉杆孔深Ld=20mm470mm(433-6=427)。 定距管：折流板间距取I长度为 470x2+12=952mm U长度为 (7)实际换热管根数：在设置六根拉管的情况下，实际排得换热管的根数为427根如图1.5.6进行传热系数的校核和阻力降的计

17、算(1)传热系数校核：1)显热段传热系数Kcl设传热管出口处汽化率xe=0.024 ,则用式qmt=qmb/xe计算循环流量qmt其中qmb为釜液汽化质量流量；qmt=4600/ (3600x0.024) =53.24kg/s显热段管内表面传热系数用下式计算传热管内质量流速G为G=qnt/SiSi=Ttdi2N742其中Si为管内流通截面积，m； di为传热管内径，M为传热管系数G=53.24x4/ (3.14x0.021 2x1800) =85.44kg/ (m2 s)管内雷诺数和普朗特数分别为Re=dG/S Pr=c pi 4 i / 入 iRe=0.021x85.44/2.5x10 -4

18、=10200Pr=4200x2.5x10 -4/0.68=1.54用式 hi=0.023 Re0.8Pr0.4 =0.023x0.68x10200 0.8x1.540.4/0.021=1078W/ (m2 K)计算管外冷凝表面传热系数用式(3-61)计算蒸汽冷凝的质量流量qm。为qm0= /r0=3.27x10 6/1704000=1.92kg/s计算传热管外单位润湿周边上冷凝的质量流量M为M=q/兀 d0Nr=1.92/ (3.14x0.025x1800 ) =0.0135kg/ (m§计算冷凝液膜的Re0为Re0=4MA =4x0.0135/2.5x10 -4=217<21

19、00计算管外冷凝表面传热系数h0为h0=0.75x1.88x Re0 -1/3 / (4 2/ p 2g 入 3) 1/3=0.75x1.88x217 -1/3/ (2.5x104) 2/(859 2x9.81x0.54 3) 1/3=6160 W/ (m2 K) 式中，0.75为校正系数，是对双组分冷凝按单组分计算的校正。 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧Ri=4.299x104 mK/W；冷凝侧4=1.72x104 m2K/W,管壁热阻 Rw=4.299x1。5 m2 K/W。计算显热段传热系数Kcl为Kcl=1/ (do/h i di +Rdc/d i +Rwdd m+R+1/h。)=1/ (2

20、5/1078x21+4.299x10-4x25/21+4.299x10 -5x25/23+1.72x10 -4+1/6160), 2- =2280 W/ (m K)2)蒸发段传热系数Kce计算传热管内釜液的质量流量Gh为Gh=3600G=3600x85.44=3.08x10 kg/ (rnih)当 xe=0.024 时，计算 Martinelli 参数 Xtt 为Xtt=(1-x)/x0.9( p v/ p b)0.5 " b/ 4 v)0.1=(1-0.024)/0.0240.9( 0.88/950) 0.5 (2.5x10 -4/0.012x10 -5)0.1=1.1581/Xt

21、t=1/1.158=0.864由 Gh=3.08x105 kg/ (m2 h)及 1/Xtt=0.864 ,查图得 a=1.0。当 x=0.4x e=0.4x0.024=0.0096 时1/Xtt=1/(1-0.0096)/0.00960.9( 0.88/950) 0.5 (2.5x10 -4/0.012x10 -5) 0.1=0.374由 Gh=3.08x1C5 kg/ (m h)及 1/Xtt=0.374 ,查图得 a，=1.0。计算泡核沸腾修正因数 2为2= (1.0+1.0 ) /2=1.0用式计算泡核沸腾表面传热系数hnb为hnb=0.225x ,b/dixPr0.69x(d/Apr

22、b月b)0.69(pb/ Pv-1) 0.33(pdi/ a)0.31 =0.225x0.68/0.021x1.54 0.6工(3.27x106x0.021 / 80x2225x103x0.25x10-3)。.( 950/0.88 -1) 0.33 (1.6x1 05x0.021 /) 0.312 一=2051 W/ (m K)计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数hihi=0.023 bRe (1-x) 0.8 Pr0.4 di=0.023x0.68x10200 (1-0.0096 ) 0.8x1.540.4/0.021=2076 W/ (m2 K)计算对流沸腾因子 Ftp=3.5 (1

23、/Xtt ) 0.5=3.5x0.374 0.5 =2.14，一，一2计算两相对流表面传热系数 htp=Ftphi=2.14x2076=4442.64 W/ (m K)2计算沸腾传热膜系数为 hiE=htp+ahnb=4442.64+1x2051=6494 W/ (m K)计算蒸发段传热系数Kce为Kce=1/(d0/h iEdi +Rd0/d i+Rwd/d m+R0+1/ho) =1/(25/6494/21+4.3x10 -4x25/21+4.3x 10-5x25/23+1.72x10-4+1/6160) =3100 W/ (m2 K)3)显热段和蒸发段长度 计算显热段的长度Lbc与传热管

24、总长L的比值Lb(/L=1.961x10-3/1.961x10-3+(3.14x0.021x427x671.2x25016)/(4228.9x950 x120.86)=0.322Lbc =3x0.322=0.97mLcd =2.5-0.97=1.53m4)平均传热系数计算传热系数Kc为,2 一Kc=(KclLbc+KCELcd)/L=(2280x0.97+3100x1.53)/2.5=2782 W/(m K)需要传热面积为 Ac=/(KcxAtm尸 3.27x10 6/ (2782x18.2) =65nn5)面积裕度实际传热面积0.52A=3.14x0.025x2.5x427=84mH=(A-

25、Ac)/A=(84-65)/84=22.6%该再沸器的热面积合适。(2)循环流量校核1)循环推动力 当 x=xe/3=0.024/3=0.008 时，用式(3-65)计算 Martinelli 参 数Xtt为X 1 0.0080.9 0.880.5 0.250.1Xtt0.0089500.012用RlXtt2-Xtt 21Xtt0.35920.53.15721 3.157 13.1570.008处的两相流平均密度用式 tp v1 RlbRL 计算 x 00243tp 0.88 1 0.359 950 0.359 1P341.6 kg/m3x Xe0.024是，用 Xtt0.90.51 XX v

26、 b bv0.1计算 Martinelli 参数Xtt为 X 1 0.024刀Xtt0.0240.9%5500.0121.158同上面计算RL时计算两相流的液相分率为Rl1.158_21.15820.521 1.158 10.024同理，计算xtp 0.88 1Xe 0.024处的两相流平均密度tp为 0.024 950 0.024 213.7 kg/m3pDLCDb tp l tp g一中的l值，查资料得，并根据 焊接需要取为1.4m,于是可用上式计算 循环推动力 pD2.03 950 341.6 1.4 213.7 9.819181Pa(2)循环阻力管程进口管阻力 pi的

27、计算q mt-计算釜液管程进口管内的质量流速G为2根据G120.86 2 _2462 kg/m2 ?s0.252同时根据Rei0.25DG计算釜液在进口管内的 流动雷诺系数Rei b2462 0.25 10 32462000根据LiDi 0.0254 2 0.3462 Di 0.0254 0.19140.252计算可得 Li 0.025429.3m0.3462 0.250.0254 0.19140 7534 i 0.01227 -7誉计算进口管内的流体流 动的摩擦系数i为 0.38Rei用式 i 0.01227 0.7534/0 38 5646Pai2462000传热管显热段阻力T根据计算釜液

28、在传热管内的质量流速为G 120.86 0.785398 0.0212 1800193.9 kg/m2?SRe dG/计算釜液在传热管内流动使得雷诺数Re 0.021 193?(0.25 10-3)16287.6根据i 0.012270 7534 -38-计算进口管内的流体流 动的摩擦系数为Rei0.012270.7534 16287.6 Q380.0312根据Pv3lcd v diG2 一L计算传热管显热段阻力P2为2 vP20.0312_ 20.97193.90.021 2 95028.5pa一 一2 一G 193.9kg/ m ?sGvxG计算气相在传热管内的 质量流速为根据 Gv2 0

29、.0243 193.93.102 kg/ m2 ?sRevdGv根据计算气相在传热管内的流动雷诺数Rev0.021 3.10235428.50.012 10 3根据的摩擦阻力系数l 0.01227 竺等计算传热管内气相流动ReL0.01227 07543/038 0.0415428.5根据PL3LCDLW0.0412.030.021G2旦计算传热管内气相流动2 b_ 23.10221.7Pa2 0.88阻力Pv3根据Gl G Gv计算液相在传热管内的 质量流速Gl为2GL G-GV 193.9-3.102 190.798kg/m2 ?s根据ReL d且计算液相在传热管内流动雷诺数为 bReL

30、0.021 190.798-316027eL0.25 103根据0 7543.,.0.01227 笠崇计算传热管内气相流动ReL的摩擦阻力系数0.01227 0.75430.38 0.03131602.7根据LCD pL3 L - diG2计算传热管内气相流动2 b阻力Pv3_22.03 190.7890.0313 -57.97 Pa0.0212 950根据P3PL34计算传热管内两相流动阻力P3管程内流体的质量流速G=193.9kg/(m2.s)2Xe1Rl_0 25_ 0 25 421.757.97584.82Pa管程内因动量变化引起的阻力1Xe 2用式 RL计算蒸发段管内动量变化引起的阻

31、力系数为一 2一 21 0.0249500.0242d 10.2240.881 0.2244.054P3根据P4G/b计算蒸发段管程内因动 量变化引起的阻力 侬92 4.054950 16。44PaP4为管程出口阻力根据G 0D4120.86-计算管程出口管中气液 两相总质量流速G22427.5 kg / m2 ? s0.785398 0.6GVxG计算气相在管程出口管内的质量流速为根据 GV0.024 427.5 2 _10.26 kg / m ?sDi0.0254” .,.、- t计算管程出口管的长度 与局部阻力的当量长度 之和为0.3426 i 0.0254 0.19140.60.025

32、40 3426 0.60.34260.025469.5m0.1914根据RevdiGvv计算气相在管程出口管0.6 10.2630.012 10 3内的流动雷诺数Rev513000根据0 7543 一.V 0.01227稣3计算管程出口管内气相流动的摩擦阻力系数ReL0.01227 0.7543/0 38 0.0174513000根据Gl G GV计算液相在管程出口管 内的质量流速Gl为2GL G-GV 427.5-10.26 417.24kg/ m2 ?sReL里计算液相在管程出口管中流动雷诺数为bReL 0.6 417.24-310013760.25 10根据0 7543 .0.01227

33、 ”3计算管程出口管内液相流动的摩擦阻力系数ReL0.01227 0.75430380.01621001376 .根据LCDpL5 L - di流动阻力Pl5G2一L计算管程出口管内液相2 b0.016269.50.62417.242 950171.94Pa根据P5pV34pL34 4计算传热管内两相流动 阻力P50 25_ 0 25 4120.55197.942312.6Pa根据Pf P1P2P3P4P55646 28.5 584.82 160.44 2312.68732.36Pa循环推动力 Pd/ Pi 91818732 36 1.05 8 7 32.36循环推动Pd略大于循环阻力Pf,说

34、明所设的出口气化 率Xe 0.024基本正确，因此所设计 的再沸器可以满足传热 过程对循环流量的要求1.6设计结果汇总第二章再沸器的机械设计2.1 壳体和管箱壁厚的计算2.1.1 壳体壁厚计算根据工艺条件壳程的设计压力为p=0.4Mpa,焊接采用双面对接焊局部无损探伤，焊接接头系数6=0.85,材料用0CU8Ni9, 二137Mpa取钢板的厚度负 偏差c1=0.8mm 腐蚀裕量c2=2mm c=c1+c2=2.8mm 设计壁厚td为： td=pDi/(2 (rt d-p)+c=0.4x1000/(2x137x0.85-0.4)+2.8=4.5mm 考虑到换热器立体摆放，壳体上需安装支座，为此适

35、当增加筒体壁厚，且对合金钢最小壁厚要求，取筒体的名义厚度为tn=8mm2.1.2 管箱壁厚计算换热器的管箱材料为Q235-B,该材料在设计温度下许用应力为113MPa焊接采用双面对接焊局部无损探伤，焊接接头系数6=0.85,钢板的厚度负偏差c1=0.8mm 腐蚀裕量c2=2mm c=c1+c2=2.8mm管箱的设计壁厚td为： td=pDi/(2 (T t-p)+c=(0.4x1000)/(2x137x0.85-0.4)+2.8=4.5mm 取管箱壁厚为tn=6mm2.1.3 换热器水压试验水压试验压力有 pT=1.25p(t/(TlOBMpa和 pT=p+0.1=0.5Mpa 中取一大值 p

36、T=0.5Mpa。(T 产pTDi+(tn-c)/2(tn-c)=0.5x1000+(8-0.8)/2(8-0.8)=35Mpa所用Q235-B板材在常温时(T s=235Mpa 0.4(rsO =0.4x235x0.85=80Mpa可见水压试验时筒体、封头壁内应力都小于 0.4(rs(),水压试验安全。2.2 壳体、管子与管板连接结构设计2.2.1 管板形式由于壳体壁厚小于等于12mmi壳程设计压力不大于1Mp敞管板选择兼做法 兰式。2.2.2 壳体与管板的连接结构选择不可拆式，采用焊接的方法连接参照5-7 表选取附图2.2.3 换热管与管板连接形式换热管与管板具有较好的可焊性，且没有较大的

37、振动及有间隙腐蚀的场合, 故采用强度焊加贴胀。如图换热管规格：外径 x壁厚25x2 换热管最小伸出长度li=1.5mm l 3=2mml 2=2.5mm2.2.4 固定管板式换热器管板尺寸查得：外径 D=1130mm D1=1090mm D3=997mmD7=1045mnmz厚 b=51mm c=12mm d=23mm n=36 重量：133kg管板形式如图所示：A -5: 1-2.3 壳体高度L及热管长度-2x管板厚度-2x换热管伸出长度=2500-2x51-2x1.5=2395mm2.4 换热器封头采用标准椭圆形封头 其厚度取6mm根据JB/T4737-1992标准，取上下封 头均为EHA

38、1000X6g边高度25mm材料选择不锈钢。2.5 容器法兰查标准JB/T4712.3-2007选用型号为RF 1000-0.6具体尺寸如图所示<|)1045<|)1000<|)1020409036X 花312.545<|)11302.6 管箱结构2.6.1 管箱结构对于单管程换热器管箱且内直径为 1000mm勺可以选用常见的B型（封头管箱） 如图所示的结构2.6.2 管箱与管板的连接结构选用如图所示平焊法兰RF 1000-0.6凸面密封就可以满足工艺要求2.6.3 垫片的选择再沸器属于中低压容器且介质为蒸汽，根据工作压力0.4MPa和工作温度150c查得密封垫圈采用宽

39、20mmi勺石棉橡胶板-平形，尺寸小1044x（|）1004x3。2.6.4 管箱长度的确定管箱最小长度：单程管箱采用轴向接管时，接管中心线上的管箱最小长度应大于或等于接管内径的1/3即Lg min=Di/3=1000/3=333mm管箱最大长度：对于单程管箱来说，管箱长度应考虑流通面积、各相邻焊缝 间的距离外，还应考虑管箱中内件的焊接和清理Lg max=988mm综合考虑管箱应有足够的空间来均匀输送流体且333mm： Lg< 988mm现取管箱筒节长Lg=500mm2.7 换热管与壳体在温差作用下的应力计算2.8 管子拉脱力和稳定性校核该换热器在可能出现的最危险工况下管子的应力为:管子

40、壳体材质0Cr18Ni9 钢Q235-B-1 a / C-611.2x10-611.2x10E/Mpa60.21x1060.21x10尺寸小 25x2x2500小1000x8管子数427根管间距32mm管壳壁温差A t=20 C管子与管板连接方式强度焊加贴胀胀接长度l=36mm在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力 qp为qp=pf/ Ttdol 式中 f=0.866a 2- - d02=0.866x322- - 252=396mm44p=0.4Mpa； l=36mmqp=0.4x396/ (3.14x25x36) =0.056 Mpa而温差应力导致的每平方胀接周边上的拉脱力=bt(d02

41、di2)t 4d0l式中(rt=qE处ts)1 At/As2As5Dtn=3.14x1000x8=25120mmAt= tt (d02-di j n/4=3.14x (252-212) 427/4=61676mrm贝U(T t=11.2x10-6x0.21x106x20/ (1+25120/61676) =33.4Mpaqt=33.4x (252-212) / (4x25x36) =1.7Mpa由于管子和管板的连接采用胀焊结合，管子的许用拉脱力远小于0.5材料的 许用应力，因此拉脱力再许用范围内。2.9 判断是否需要膨胀节膨胀节是装在固定管板式换热器壳体上的挠性构件，依靠这样易变形的挠性 构件

42、对管子与壳体的热膨胀差进行补偿，以此来缓和或降低壳体与管子因温差而 引起的温差应力。管壳壁温所产生的轴向力_ oc E(t- ts)-6 _ _ 6 _ _F1= (- ?As ?At=11.2x10 x0.21x10 x36x25120x61676/ (25120+61676)As At=1.5x10 6N压力作用于壳体上的轴向力F2=QAs/(As+At)式中 Q=j (Di 2-ndo2)ps+ndi2pt= (1000 2-427x252)x0.4+427x21 2x0.2 =2.6x10 5NF2=2.6 x10 5x25120/(25120+61676)=1.5x10 4N压力作用

43、在管子上的轴向力F3=2.6 x10 5x61676/(25120+61676)=1.85x10 4N贝U(rs= (F1+F2) /As= (1.5x10 6+1.5x104) /25120=60Mpa(rt= (-F1+F3) /At= (-1.5x10 6+1.85x104) /61676=-24 Mpa根据GB151-1999的设计规定，在考虑热应力的情况下管子和壳体上的应力 均小于3倍的许用应力，实际求得的应力均较小，满足设计要求，故本换热器不 必设置膨胀节。2.10 接管、接管法兰及开孔补强设计2.10.1 接管按提供的工艺参数壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为仙1=10m/s

44、,4V4x3一则内径为 D1= J= =1.03m 取 D1=105mm、冗口 , 3.14x10x3600管程流体进出口接管：取管内液体流速为仙2=2.5m/s ,则内径为D2= -4V- = J43=2.06m 取 D2=210mm飞冗口 3.14x2.5x3600按合理的速度选取的管径后，同时考虑外形结构的均匀、合理、协调以及强 度的要求后，应使管径限制在 d0= (1/31/4 ) Di= (250333) mmft,综合考虑 选取各管径：即蒸汽进管:小108x4冷凝水出管：小57x3酒精出管：小273x6酒精进管：小89x3排水口：小57x32.10.2 开孔补强因为管径相对较小可以不采用开孔补强。2.10.3 接管法兰选用板式平焊钢制管法兰(HG 2059220635-97)凸面形式，因为密封面向 下。具体法兰标准如下：蒸汽进口 法兰：PL10O (B) -1.0 RF冷凝水出管法兰：PL50 (B) -1.0 RF酒精出管法兰：PL250 (B