列管式固定管板换热器设计要点.pdf
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1、东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) I 目 录 第 1 章 工艺概述 . 1 1.1 装置概况 . 1 1.2 工艺原理(催化裂化) . 1 1.3 工艺流程说明(吸收稳定部分) . 2 第 2 章 工艺设计 . 3 2.1 设计概述 . 3 2.2 设计课题 . 3 2.3 设计参数的确定 . 4 2.4 初算换热器的传热面积 0 S. 4 2.4.1 换热器的热流量(忽略热损失) 4 2.4.2 水蒸气的消耗量(忽略热损失) 4 2.4.3 平均传热温差 . 5 2.4.4 计算传热面积 . 5 2.5 主要工艺及结构基本参数的计算 . 5 2.5.1 换热管选择 . 5 2.5.2
2、计算壳体内直径 i D 6 2.5.3 画出排管图 . 6 2.5.4 计算实际传热面积 0 S及过程的总传热系数 0() K 选 . 7 2.5.5 折流板直径 c D数量及有关尺寸的确定 . 7 2.5.6 拉杆的直径和数量与定居管的选定 . 7 2.6 换热器核算 . 7 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) II 2.6.1 换热器内流体的压力降 . 7 2.6.2 热流量核算 . 8 第 3 章 结构设计 . . 10 3.1 折流挡板 10 3.2 法兰 10 3.3 换热管 11 3.4 支座 11 3.5 压力容器选材原则 11 3.6 垫片 12 第 4 章 强度计算 .
3、. 13 4.1 筒体壁厚计算 13 4.2 流体进、出口接管直径 13 4.3 其他结构尺寸 14 4.4 支座反力 14 4.5 筒体弯矩 15 4.5.1 圆筒中间处截面上的弯矩 . 15 4.5.2 支座处横截面间弯距 . 16 4.6 系数计算 16 4.7 筒体轴向应力 16 4.7.1 轴向应力 . 16 4.7.2 应力校核 . 17 4.8 鞍座处圆筒周向应力 18 4.9 鞍座应力 18 第 5 章 设计结果汇总 . . 19 参考文献 20 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 1 第1章 工艺概述 1.1 装置概况 180 万吨/ 年重油裂解装置按规模180 万吨/
4、年设计。装置包括反应 -再生、分 馏、吸收稳定、气压机、能量回收及余热锅炉、产品精制几部分组成,ARGG 工艺 以常压渣油等重质油为原料,采用重油转化和抗金属能力强,选择性好的RAG催 化剂,以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液化气,并生产高辛烷值汽油。 1.2 工艺原理(催化裂化) 催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程,是重油轻质化的重要手段。它 是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下,进行分解、异构化、氢 转移、芳构化、缩合等一系列化学反应,原料油转化成气体、汽油、柴油等主要 产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较 高、气体产品中烯烃含量高等特点。
5、 催化裂化的生产过程包括以下几个部分: 反应再生部分:其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化 剂接触并反应,不断输出反应产物,催化剂则在反应器和再生器之间不断循环, 在再生器中通入空气烧去催化剂上的积炭,恢复催化剂的活性,是催化剂能够循 环使用。烧焦放出的热量又以催化剂为载体,不断带回反应器,供给反应所需的 热量,过剩热量由专门的取热设施取出加以利用。 分馏部分:主要任务是根据反应油气中各组分沸点的不同,将它们分离成富 气、粗汽油、回炼油、油浆,并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪电合格。 吸收稳定部分:利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离成 干气、液化气、稳定汽油。控
6、制好干气中的 3 C 含量、液化气中的 2 C 和 5 C 含量、稳 定汽油的 10% 点。 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 2 1.3 工艺流程说明(吸收稳定部分) 吸收塔顶操作压力1.3MPa,从 D-10301 来的压缩富气进入吸收塔C-10301自 下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1 、2 送来的稳定 汽油(补充吸收剂)逆相接触。气体中的 3 C 和 3 C 以上的更重组分大部分被吸收, 剩下含有少量吸收剂的气体(贫气)去再吸收塔C-10303,为了取走吸收时放出的 热量,在吸收塔用P-10302/1-4分别抽出四个中段回流,经中段回流冷却
7、器 E-10307/1-8 冷却后再返回吸收塔。 在 D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油 泵 P-10301/1 、 2抽出后, 经脱吸塔进料 -稳定汽油换热器 E-10302/1-2 换热至55 C, 脱吸塔顶操作压力1.4MPa ,温度50 C,脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器提供热量。 用分馏部分中段回流作为热载体,以脱除凝缩油中的 2 C 组分。塔底脱出的脱乙烷 汽油送至汽油稳定系统。贫气从吸收塔顶出来进入在吸收塔C10303 ,操作压力 1.25MPa 。与从分馏部分来的贫吸收油(轻柴油)逆流接触,以脱除气体中夹带的 轻汽油组份,经吸收后的气体送至脱硫装置,富吸收油则靠再吸收塔的
8、压力自流 至 E-10205/1-2 ,与贫吸收油换热后再返回分馏塔。 汽油稳定系统脱乙烷汽油从托吸收塔底出来,自压进入稳定塔进料换热器 E-10303/1-4 ,和稳定汽油换热后进入稳定塔C-10304.塔的操作压力 1.15MPa ,丁 烷和更轻的组份从塔顶馏出,经过塔顶冷凝冷却器E-10308/1-8冷却后进入塔顶 回流罐 D-10302,液体产品 - 液化气用稳定塔顶回流泵升压,大部分作为稳定塔顶 回流,另一部分作为化工原料送至脱硫装置。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进 入E-10304/1-4 、 E-10302/1-4 , 换 热 后 再 进 入 稳 定 汽 油 - 除 盐 水 换
9、热 器 E-10301/1-2 、稳定汽油空冷器EC-10302/1-4 、稳定汽油冷却器E-10309/1-2 ,冷 却到 40 度。一部分作为补充吸收剂用P-10304/1.2 送至吸收塔,其余部分送往脱 硫装置。稳定塔底重沸器的热源来自分馏部分第二中段循环回流。 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 3 第2章 工艺设计 2.1 设计概述 换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备,又称热交换器。换热器 是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要 地位。在化工生产中换热器可作为冷却器、加热器、蒸发器等,应用更加广泛。 换热器种类很多,但根据冷、热流体热量交
10、换交换的原理和方式基本上可分三大 类即:间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中,间壁式换热器应用最多。 换热器在工业生产中的应用极为普遍,例如动力工业中锅炉设备的过热器、 省煤器、空气预热器,电厂热力系统中的凝气器、除氧器、给水加热器、冷水塔; 冶金工业中高炉的热风炉,炼钢和轧钢生产工艺中的空气或煤气预热;制冷工业 中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器;制糖工业和造纸工业 的糖液蒸发器和纸浆蒸发器,都是换热器的应用实例。在化学工业和石油化学工 业的生产过程中,换热器也有较多的应用。在航天工业中,为了及时取出发动机 及其辅助动力装置在运行时所产生的大量热量,换热器也是不可缺少的重要
11、部件。 在化工厂,换热器的费用约占总费用的10% 20% , 在炼油厂约占总费用35% 40% 。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有 着广泛的应用。 2.2 设计课题 设计一台用饱和水蒸气加热水的列管式固定管板换热器,水流量为45t/h,水 温由25 C加热到65 C。水蒸气入口温度128.7 C,出口温度128.7 C。允许压强降 管程不高于 4 10 Pa,壳程不高于 5 10 Pa。 根据设计题目与介质,选择列管式固定管板换热器,循环水走管程,水蒸气 走壳程。 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 4 2.3 设计参数的确定 根据工艺条件查物性表可得:
12、水蒸气的定性温度128.7 CT 密度 3 0 1.443kg/m 汽化潜热 3 2082.2KJ/m 黏度 0 0.0133mPa s 定压比热容4.267KJ/kg K pv C 热导率 0 0.0320W/m K 循环水的定性温度(2565) / 245 CT 密度 3 990kg/m i 定压比热容 4.174KJ/kg K pv C 热导率0.64W/m K i 黏度0.5988mPa s i 2.4 初算换热器的传热面积 0 S 2.4.1 换热器的热流量(忽略热损失) 热流量 cp c QW CT(2-1) 由公式( 2-1)计算得 3 0 45 10 4.174(6525)20
13、87KW 3600 cpc QW CT 2.4.2 水蒸气的消耗量(忽略热损失) 冷却剂(加热剂)用量 Q TC Q W pc 气 (2-2) 由公式( 2-2)计算得水蒸气的用量为 2087 =1.0kg/s 2082.2 Q W气 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 5 2.4.3 平均传热温差 根据工艺条件, 选取逆向流向 ,先按单壳程单管程考虑 ,计算出平均温度差 m t 。 21 2 1 ln m tt t t t (2-3) 式中 2 128.76563.7 Ct, 1 128.725103.7 Ct 由公式( 2-3 )算得 21 2 1 63.7103.7 82.1 63.
14、7 lnln 103.7 m tt t t t 温度校正系数0.8 t ,故平均温度差 82.1 C mm tt 2.4.4 计算传热面积 根据经验数值初选总传热系数 2 0 600W/mKK,由 0 K 值初算所需传热面 积。 传热面积 0 0 0m Q S Kt ( 2-4 ) 由式( 2-4 )得 3 2 0 0 0 2087 10 42.4m 600 82.1 m Q S Kt 2.5 主要工艺及结构基本参数的计算 2.5.1 换热管选择 1、换热管选用25mm2.5mm的钢管,管内流速取0.4m/s i u。 2、换热管数量及长度的确定 管数 22 4445 1000/(360099
15、0) 101() 0.40.023.14 ii V n ud 根 管长 0 0 4 2. 4 5. 3 m 1 0 13. 1 40. 0 25 S l n d 根据 GB151,标准传热管有 1.0m、1.5m、2.0m、2.5m、3.0m、4.5m、6.0m、 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 6 7.5m、9.0m、12.0m。根据计算结果取传热管长6.0mL。 则该换热器的管程数为 5 . 3 0 . 8 8 6 . 0 p l N L (即为单管程) 所以传热管总根数1 0 111 01(N根 3、管子的排列方式及管子与管板的连接方式的选定 管子的排列方式采用正三角形排列;管子
16、与管板的连接采用焊接法。 2.5.2 计算壳体内直径 i D 壳体内径 12 ic Dt nb(2-5) 式中管中心距 0 1. 2 51. 2 52 53 2 m mtd 横过管束中心线的管数1. 11. 1 1 0 11 1 c nn根 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离 0 1.537.5mmbd 所以由式( 2-5)得3 2 1 1123 7. 53 9 5 m m i D 按壳体直径标准系列尺寸圆整,取400mm i D 2.5.3 画出排管图 根据壳体内径 i D 、管中心距 t、横过管中心线的管数 c n 及其排列方式, 绘出排 管图。由图可见,中心排有11 根管,按三角
17、形排列,可排119根,除去 6 根拉杆 位置,实际排出113根。与上述计算相符。因此实际管数取N=113 根。 图 2-1 换热管排布图 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 7 2.5.4 计算实际传热面积 0 S 及过程的总传热系数 0() K 选 传热面积 0 0.1SN dl(2-6) 由式( 2-6)得 2 0( 0.1)101 3.14 0.025(60.1)46.7mSN dl 总传热系数 0 0m Q K St (2-7) 由式( 2-7)得 3 2 0 0 2087 10 544W/(mK) 46.7 82.1 m Q K St 2.5.5 折流板直径 c D 数量及有关尺
18、寸的确定 选取折流板与壳体间的间隙为3mm, 因此 折流板直径4002 3394 c Dmm 切去弓形高度 0.250.25 400100 i hDmm 折流板数量1 1.0 0 h L NB 取折流板间距mmh300 0 ,那么 6000100 119 300 B N块 取整得19 B N块 实际折流板间距 6000100 295 191 hmm 2.5.6 拉杆的直径和数量与定居管的选定 选用12mm钢拉杆,数量 6 根,定距管采用25mm2.5mm钢管。 2.6 换热器核算 2.6.1 换热器内流体的压力降 1、管程压力降计算: tpsi FNNppP)( 21 (2-8) 串联壳程数1
19、 s N,管程数1 p N。对于 25mm2.5mm 换热管,结构校正 系数为4. 1 t F。换热器为单程管0 2 p。 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 8 3 2 4 51 0 4 9 7 . 6 3 6 0 0( 0 . 0 2 )8 0 4 i G e3 0. 0 24 9 7. 6 16620 0.598810 ii i d G R 由 Re=16620,传热管绝对粗糙度0.02,查莫狄图得0.027 i 。 则流体流经直管段的压力为 2 1 (+ 1 . 5 ) 2 i lu p d (2-9) 由式( 2-9)得 22 1 20.4990 (+1.5)0.027+1.53
20、32.64Pa 20.022 i lu p d () 4 ( 3 3 2. 6 40 )11. 44 6 5. 7 P a1 0 P a i P 故管程流体阻力在允许范围之内。 2、壳程压力降计算 SSN FppP)( 2 10 (2-10) 其中流体流经管束的压强降为 2 ) 1( 2 0 1 o BC u NNFfP(2-11) 其中,管子排列方式对压强降的校正因子,F=0.5 摩擦系数 228. 0 0 Re5f 0 0 1 18.8m/s ()1.443 0.295 (0.4 11 0.025) S c V u h Dn d 00 3 0.0202 18.81.443 Re41203
21、0.013510 d u 0.228 0 5 (41203)0.442f 22 0 10 1.443(18.8) (1)0.50.442 112012398Pa 22 CB u PFf NN 22 0 2 23.520.295(18.8) (3.5)19() 1.4439811Pa 20.42 B uh PN D 5 0 (12398 9811) 122209Pa 10 PaP 故壳程压力降在允许范围内。 2.6.2 热流量核算 总传热系数 0 K 000 00 11 si so miii bdR dd R Kddd (2-12) 东北石油大学石化装备设计综合实训(卓) 9 管程给热系数 i
22、0.80.4 0.023RePr i i i d (2-13) 壳程给热系数 0 1/4 3 0 1.13 v sw g L tt (2-14) 由式( 2-13)得, 0.82 0.644.1740.5988 0.023(16620)()3013W/mK 0.020.64 i 由式( 2-14)得 1 1 3334 4 0 3 2 9989981.443102082.210(0.64) 1.131.13 0.5988102128.745 1021.8W/m .K v sw g L tt 由式( 2-12)算得 00 00 33 11 10.025252525 0.26100.2610 102
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