酒精回收装置再沸器的设计

酒精回收装置再沸器的设计作 者 姓 名 专 业 过程装备与控制工程 指导教师姓名 专业技术职务 目 录摘 要1第一章 21.130摘 要（内容采用小四号仿宋体）关键词：(小四号、黑体、加黑、顶格)（内容采用小四号、仿宋体、接排、各关键词之间有 2 个空格）ABSTRACT（内容采用小四号 Times New Roman 字体）Key words：( 小四号、Times New Roman、黑体、加黑、顶格) （内容采用小四号、Times New Roman 字体、接排、各关键词之间有 1 个空格及分号）1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，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。 2.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 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 3m/h 时，蒸馏塔应满足酒精成品浓度80%、浓度 80%的酒精产量1.5m/h、废酒精排放浓度0.5%的设计要求。原浓度 45%的酒精进入蒸馏塔，进料量为 3m3/h，在蒸馏塔中蒸馏煮沸，利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）放在酒精精馏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TITILIFIFIFITILILI例 例例例例例例例例 例例例例例例例例例例例 FI例例例例例例例例例例例例30m3例例例例1# 2# 3#TI 例例例例例例例例例45%例例例例例例例例例例例例例例例例例例例例例 例例例 例例例TITI3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，在此温度下，酒中所含的水份却不会被大量蒸发而留了下来。 当然，在蒸馏塔工作温度下，水也会有部分蒸发，所以通过这种普通的精馏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馏法可以制成 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，再进入蒸馏塔中蒸馏。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。从蒸馏塔中蒸馏出的酒精成品浓度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馏塔中回收利用。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%酒精醪液蒸发回收达到 0.5%的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 工艺条件指 标序 号 名 称管程 壳程1 设计压力/MPa 0.2 0.42 工作压力/MPa 0.2 0.43 设计温度 130 1604 工作温度 120 1505 介质名称 酒精 蒸汽6 腐蚀裕度/mm 0 07 容器类别 8 焊接接头系数 0.85 0.85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4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 0=859kg/m3定压比热容 Cp 0=4.25kJ/（kg ）热导率 0=0.54W/（m ）动力黏度 0=2.32x10-4kg/（m s）潜热：r 0=1704 kJ/kg管程流体在 130下的物料数据：密度 i=950 kg/m3定压比热容 Cp i=4.2 kJ/（kg）热导率 i=0.68 W/（m）动力黏度 i=2.5x10-4 kg/（m s）汽相密度 v=0.88 kg/m3汽相黏度 v=1.2x10-5 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。蒸汽的冷凝量为 6908kg/h=6908x1704/3600=3270kJ/s=3.27x10 6W1.5.2 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 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：5tm= = =18.2（K）t21-1304-6)()0(式中 t1、t2 分别为大端温差与小端温差。1.5.4 估算传热面积利用传热速率方程，估算传热面积 Ap：Ap=/(Ktm) 根据物料性质选取 K 值为 2263W/(m2 k)则 Ap=3.27x106/（2263x18.2）=79.4 m 2圆整后取 Ap=80 m21.5.5 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：按单程管计算，所需的传热管长度为 L= = =2.4m d0nAp 425x.138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d0LAp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：6平均传热温差校正系数有 R= =1.3701386P= =0.44按单壳程，单管程结构 ，查图得 t =0.83平均传热温差 tm= t tm=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。(3)壳体内径：依据公式 Di=a（m-1）+2b 式中 a换热器管间距，取 a=32mm：m正六角形对角线上的管子数，根据换热器管子的排列方式，m=23；b-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。(4)布管限定圆 DlDi-2b=1000-2*0.5*25=975mm(5)折流板： 选择弓形折流板其形式为 h其上圆缺切口大小和板间距的大小是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=994mm 允许误差 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=470mm7 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： 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 19mm 的管束故选取如图所示 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 L1470x4+20+60=1960mm，取 L1=1980；1 根 L2470x3+20+60=1490mm，取 L2=1495mm查得管板上拉杆孔深 Ld=20mm。 定距管：折流板间距取长度为 470x2+12=952mm，长度为 470mm。(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（433-6=427） 。如图81.5.6 进行传热系数的校核和阻力降的计算(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=qmt/Si Si=di 2NT/4其中 Si 为管内流通截面积，m 2；di 为传热管内径，m；N T为传热管系数G=53.24x4/（3.14x0.021 2x1800）=85.44kg/（m 2 s）管内雷诺数和普朗特数分别为Re=diG/Si Pr=cpi i/ i Re=0.021x85.44/2.5x10-4=10200Pr=4200x2.5x10-4/0.68=1.54用式 hi=0.023 Re0.8Pr0.4=0.023x0.68x102000.8x1.540.4/0.021=1078W/（m 2 diK） 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 qm0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=qm/d 0NT=1.92/（3.14x0.025x1800）=0.0135kg/（ms）计算冷凝液膜的 Re0 为9Re0=4M/=4x0.0135/2.5x10 -4=2172100计算管外冷凝表面传热系数 h0 为h0=0.75x1.88x Re0-1/3/（ 2/ 2g 3） 1/3=0.75x1.88x217-1/3/（2.5x10 -4） 2/(8592x9.81x0.543） 1/3=6160 W/（m 2 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=4.299x10-4 m2 K/W，冷凝侧 R0=1.72x10-4 m2 K/W,管壁热阻 Rw=4.299x10-5 m2 K/W。计算显热段传热系数 KCL为KCL=1/（d 0/hidi+Rid0/di+Rwd0/dm+R0+1/h0）=1/（25/1078x21+4.299x10 -4x25/21+4.299x10-5x25/23+1.72x10-4+1/6160）=2280 W/（m 2 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=3.08x105 kg/（m 2h）当 xe=0.024 时，计算 Martinelli 参数 Xtt 为Xtt=(1-x)/x0.9( v/b) 0.5(b/v) 0.1=(1-0.024)/0.0240.9( 0.88/950)0.5(2.5x10-4/0.012x10-5)0.1=1.1581/Xtt=1/1.158=0.864由 Gh=3.08x105 kg/（m 2 h）及 1/Xtt=0.864，查图得 a=1.0。当 x=0.4xe=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=3.08x105 kg/（m 2 h）及 1/Xtt=0.374，查图得 a=1.0。计算泡核沸腾修正因数 a 为 a=（1.0+1.0）/2=1.0用式计算泡核沸腾表面传热系数 hnb为hnb=0.225xb /dixPr0.69x(d /Aprbb )0.69(b /v -1)0.33(pdi/ )0.31=0.225x0.68/0.021x1.540.69x(3.27x106x0.021/80x2225x103x0.25x10-3)0.69(950/0.88-1)0.33(1.6x105x0.021/5.6x10-2)0.31=2051 W/（m 2 K）计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数 hi10hi=0.023 Re（1-x） 0.8Pr0.4dib=0.023x0.68x10200（1-0.0096） 0.8x1.540.4/0.021=2076 W/（m 2 K）计算对流沸腾因子 Ftp=3.5（1/Xtt） 0.5=3.5x0.3740.5=2.14计算两相对流表面传热系数 htp=Ftphi=2.14x2076=4442.64 W/（m 2 K）计算沸腾传热膜系数为 hiE=htp+ahnb=4442.64+1x2051=6494 W/（m 2 K）计算蒸发段传热系数 KCE为KCE=1/（d 0/hiEdi+Rid0/di+Rwd0/dm+R0+1/h0）=1/（25/6494/21+4.3x10 -4x25/21+4.3x10-5x25/23+1.72x10-4+1/6160）=3100 W/（m 2 K）3)显热段和蒸发段长度 计算显热段的长度 LBC与传热管总长 L 的比值LBC/L=1.961x10-3/1.961x10-3+(3.14x0.021x427x671.2x25016)/(4228.9x950x120.86)=0.322LBC =3x0.322=0.97m LCD =2.5-0.97=1.53m4)平均传热系数 计算传热系数 KC为KC=(KCLLBC+KCELCD)/L=(2280x0.97+3100x1.53)/2.5=2782 W/（m 2 K）需要传热面积为 AC=/(K Cxtm)= 3.27x10 6/（2782x18.2）=65m 25)面积裕度 实际传热面积 0.5A=3.14x0.025x2.5x427=84m2H=(A-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 1.05.09.0288.01tX用 计算可得5.021tttLXR11359.0157.32157.3.LR用式 计算 处的两相流平均密度LbvtpR08.24x3/8mkgtp当 3tp tp5.02L 1.05.09.0 t1.05.09.0/.78.5.R18. 2824.0 XMartinel1mkgxXxXxeLt vbvte 为处 的 两 相 流 平 均 密 度同 理 ， 计 算 率 为时 计 算 两 相 流 的 液 相 分同 上 面 计 算为 参 数计 算是 ， 用式Papl glLDDtptbC918 81.97234.163950.2 循 环 推 动 力 ， 于 是 可 用 上 式 计 算焊 接 需 要 取 为值 ， 查 资 料 得 ， 并 根 据中 的 （2）循环阻力管程进口管阻力 的 计 算1根据 smkgDqGimt 222/465.0481 G 为的 质 量 流 速计 算 釜 液 管 程 进 口 管 内同时根据 246015.026.R3 ei流 动 雷 诺 系 数计 算 釜 液 在 进 口 管 内 的bieiR12根据 mLDiiii 3.2914.025.0346.92.005422计 算 可 得用式 Pa624605.712.08.3i i8.0 为动 的 摩 擦 系 数计 算 进 口 管 内 的 流 体 流eii R传热管显热段阻力根据 smNdqGTimt 222 /kg.91380.8539.70614质 量 流 速 为计 算 釜 液 在 传 热 管 内 的用式 .612870.251930.ReRe 3-）（动 使 得 雷 诺 数计 算 釜 液 在 传 热 管 内 流biGd根据 312.0.61287534.0127 动 的 摩 擦 系 数 为计 算 进 口 管 内 的 流 体 流eii R根据 .5pa2890.132.073.p2 2v为计 算 传 热 管 显 热 段 阻 力GdLviCD传热管蒸发段阻力 smkgG/9.1根据 skgxV2/10.39.134. 质 量 流 速 为计 算 气 相 在 传 热 管 内 的13根据 .5428102.321.0R3ev流 动 雷 诺 数计 算 气 相 在 传 热 管 内 的vieGdR根据 041.5.42873.012.R.3 veLL 的 摩 擦 阻 力 系 数计 算 传 热 管 内 气 相 流 动根据 PapGdp vbLiCDL7.218.0321.04. 33 阻 力计 算 传 热 管 内 气 相 流 动根据 sGLVL 2mkg/19.783.2-9- G为质 量 流 速计 算 液 相 在 传 热 管 内 的根据 160270.2519780.2R3-eL 动 雷 诺 数 为计 算 液 相 在 传 热 管 内 流bid根据 0317162543.01278 L8eLL 的 摩 擦 阻 力 系 数计 算 传 热 管 内 气 相 流 动根据 PapGdp vbLiCDL97.5028.19.03. 33 阻 力计 算 传 热 管 内 气 相 流 动根据 PapppLv82.5497212.050 3414333 阻 力计 算 传 热 管 内 两 相 流 动管程内因动量变化引起的阻力14管程内流体的质量流速 G=193.9kg/(m2.s) 用式 因计 算 蒸 发 段 管 内 1122LevbLeRxx动量变化引起的阻力系数 为54.024.018.95.12根据 Pa.16954.0193pp24 4 为量 变 化 引 起 的 阻 力计 算 蒸 发 段 管 程 内 因 动bG管程出口阻力根据 smkgGDqGimt 222 /5.476.078539.6104两 相 总 质 量 流 速计 算 管 程 出 口 管 中 气 液根据 smkgxV2/.1.4内 的 质 量 流 速 为计 算 气 相 在 管 程 出 口 管根据 mlDLiii 5.6914.025.634.0.0542 2 之 和 为与 局 部 阻 力 的 当 量 长 度计 算 管 程 出 口 管 的 长 度根据 513012.06.0 Rev内 的 流 动 雷 诺 数计 算 气 相 在 管 程 出 口 管vieGdR根据 0174.51374.012.R.8.8eL VV 流 动 的 摩 擦 阻 力 系 数计 算 管 程 出 口 管 内 气 相根据15sGLVL 2mkg/417.0.26-475- G为内 的 质 量 流 速计 算 液 相 在 管 程 出 口 管103760.25417.6R3-eL中 流 动 雷 诺 数 为计 算 液 相 在 管 程 出 口 管bid根据 0162.1037.8eL VL 流 动 的 摩 擦 阻 力 系 数计 算 管 程 出 口 管 内 液 相根据 PapGdp LbLiCDL94.17502.46.901. 525 流 动 阻 力计 算 管 程 出 口 管 内 液 相根据 PapppLv 6.23. 541433 阻 力计 算 传 热 管 内 两 相 流 动根据 Pappf36.87208.454321循环推动力 0.16.7291/iD循环推动力 。过 程 对 循 环 流 量 的 要 求的 再 沸 器 可 以 满 足 传 热基 本 正 确 ， 因 此 所 设 计 率， 说 明 所 设 的 出 口 气 化略 大 于 循 环 阻 力 024.pf eD xp1.6 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162.1.1 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 =0.85，材料用 0Cr18Ni9， t=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/(2t-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 =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/(2t-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=0.5Mpa 和 pT=p+0.1=0.5Mpa 中取一大值 pT=0.5Mpa。 T=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 s=235Mpa，0.4s=0.4x235x0.85=80Mpa可见水压试验时筒体、封头壁内应力都小于 0.4s，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 12mm 且壳程设计压力不大于 1Mpa 故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17230?1.512.5345?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，且没有较大的振动及有间隙腐蚀的场合，故采用强度焊加贴胀。如图 45?1.5 2不胀15贴胀36换热管规格：外径 x 壁厚 25x2 换热管最小伸出长度 l1=1.5mm l3=2mm l2=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=1045mm 板厚 b=51mm c=12mm d=23mm n=36 个 重量：133kg管板形式如图所示：184833?45?104511301090997A C36?236?M1669.3B427?25+0.1503?45?312.5 9975例 1A B3例 13232322?45?130?51C3例 12.3 壳体高度 L=换热管长度-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 EHA1000X6,直边高度 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1960?31330?3?45? 36?231045100010201090113012.5482.6 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 的可以选用常见的 B 型（封头管箱）如图所示的结构hfLg2.6.2 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20150查得密封垫圈采用宽 20mm 的石棉橡胶板-平形，尺寸1044x1004x3。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988Lg max=988mm综合考虑管箱应有足够的空间来均匀输送流体且 333mmLg988mm，现取管箱筒节长 Lg=500mm。2.7 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 壳体材质 0Cr18Ni9 钢 Q235-B/ -1 11.2x10-6 11.2x10-6E/Mpa 0.21x106 0.21x106尺寸 25x2x2500 1000x8管子数 427 根管间距 32mm管壳壁温差 t=20管子与管板连接方式 强度焊加贴胀胀接长度 l=36mm21在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力 qp 为qp=pf/d 0l 式中 f=0.866a2- d02=0.866x322- 252=396mm24 4p=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qt= d0l4i2）（ 式中 t= As/t1)-E(As=Dt n=3.14x1000x8=25120mm2At=（d0 2-di2）n/4=3.14x（25 2-212）427/4=61676mm 2则 t=11.2x10 -6x0.21x106x20/（1+25120/61676）=33.4Mpaqt=33.4x（25 2-212）/（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F1= As At=11.2x10-6x0.21x106x36x25120x61676/（25120+61676）Ats)-E(=1.5x106N压力作用于壳体上的轴向力F2=QAs/(As+At)式中 Q= (Di2-nd02)ps+ndi2pt= (10002-427x252)x0.4+427x212x0.24 4=2.6x105NF2=2.6 x105x25120/(25120+61676)=1.5x104N压力作用在管子上的轴向力F3=2.6 x105x61676/(25120+61676)=1.85x104N则 s=（F1+F2）/As=（1.5x10 6+1.5x104）/25120=60Mpa22t=（-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1=10m/s，则内径为 D1= = =1.03m 取 D1=105mm14 V360.x管程流体进出口接管：取管内液体流速为 2=2.5m/s，则内径为 D2= =2.06m 取 D2=210mm24 V3605.14x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）mm 内，综合考虑选取各管径:即蒸汽进管:108x4 冷凝水出管：57x3酒精出管:273x6酒精进管: 89x3 排水口：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：PL100（B）-1.0 RF冷凝水出管法兰：PL50（B）-1.0 RF酒精出管法兰: PL250（B）-1.0 RF酒精进管法兰: PL80（B）-1.0 RF排水口法兰：PL50（B）-1.0 RF2.10.4 接管高度的确定一般最短应符合下式计算值lh+h1+15=24+10+8+15=57mm式中 h 为接管法兰厚度，mm；h1 为接管法兰的螺母厚度，mm； 为保温层厚度，23mm；l 为接管安装高度。所以取蒸汽进管长度为 177mm冷凝水出管：177mm酒精出管:227mm酒精进管: 160mm排水口：160mm2.10.5 接管安装位置最小尺寸确定 壳程接管安装位置最小尺寸见图L1ld0 c