3-设备设计及选型说明书

吉林化工学院-Top Way团队94目 录第一章 塔设备设计说明11.1概述11.2塔设备设计要求11.3常用塔设备介绍21.3.1板式塔21.3.2填料塔21.4塔设备设计与校核（以T0302为例）31.4.1塔设备设计方法31.4.2塔内件设计（以T0302为例）31.4.3设计温度与设计压力61.4.4塔径以及塔内件的计算61.4.5塔的水力学校核81.4.6 Cup Tower软件校核（T0302）91.5 T0302塔结构设计131.5.1实际塔板数131.5.2塔高的计算131.5.3接管的计算141.5.4 T0302塔SW6校核161.5.5塔的设图201.6塔的选型一栏表21第二章 换热器的设计与选型232.1换热器选型设计概述232.1.1设计依据232.1.2换热器介绍232.1.3换热器设计的一般原则252.1.4换热器选型所用软件282.2 E0101换热器的选型校核282.2.1换热器选型参数设计示例282.2.2换热器的EDR详细尺寸图372.2.3换热器SW6校核372.2.4 E0101换热器设备图722.3 E0306换热器的选型校核732.3.1换热器选型参数设计732.3.2换热器的EDR详细尺寸图802.3.3换热器SW6校核822.4换热选型一栏表93第三章 反应器设计说明963.1反应器概述963.2反应器类型963.2.1釜式反应器（反应釜）963.2.2管式反应器973.2.3固定床反应器973.2.4流化床反应器983.3设计要点983.4 VAC列管式固定床反应器的设计983.4.1反应方程式及动力学983.4.2催化剂参数993.4.3反应器类型的选择1003.4.4反应器工艺条件的确定1003.4.5反应物流参数1013.4.6催化剂装填的确定1013.4.7计算所需列管数1023.4.8封头的计算1023.4.9床层压降计算1023.4.10传热面积核算1033.4.11接管设计1043.4.12反应器管板、管箱、反应列管的连接结构设计1053.4.13气体分布器1053.4.14支座的计算1063.4.15反应器尺寸汇总1083.4.16反应器SW6校核1093.4.17反应器设备图127第四章 容器的设计与选型1284.1选型依据1284.2储罐的类型1284.3储罐系列1284.4储罐、回流罐1304.4.1储罐、回流罐计算示例（以T0201塔顶回流罐V0201为例）1304.5 缓冲罐1304.5.1缓冲罐的计算（以V0204为例）1304.6容器的选型一栏表132第五章 泵的设计与选型1355.1泵的设计与选型1355.1.1概述1355.1.2泵的工作原理1355.1.3泵的类型和特点1355.1.4泵的选型原则1365.1.5示例P-0101设计选型1375.2泵的选型一栏表141第六章 压缩机的设计与选型1446.1压缩机的分类1446.2选型原则1446.3压缩机选型1456.3.1压缩机工艺参数145第一章 塔设备设计说明1.1概述塔设备是石油、化工、医药、轻工等生产中的重要设备之一，在塔设备内可进行气液或液液两相间的充分接触，实施相间传质，因此在生产过程中常用塔设备进行精馏、吸收、解吸、气体的增湿及冷却等单元操作过程。用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完成化学工业中热量传递和质量传递过程。所采用材料必须对被处理的物料具有耐腐蚀性能。并按其所能承受的压力进行设计。根据其结构可分为板式塔和填料塔二类。常用的有泡罩塔、填料塔、筛板塔、淋降板塔、浮阀塔、凯特尔塔（Kittel tower）、槽形塔（S型塔）、舌型塔、穿流栅板塔、转盘塔以及导向筛板塔等。应用于蒸馏、吸收、萃取、吸附等操作。1.2塔设备设计要求精馏所进行的是气液两相之间的传质，而作为气液两相传质用的塔设备，首先必须能使气液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产的要求，塔设备还需具备下列各种基本要求：（1）气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行未定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破环物系的操作。（5）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（4）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系的性质和具体要求进行设计、选型。1.3常用塔设备介绍1.3.1板式塔板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。工业生产对塔板的要求主要是：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。1.3.2填料塔填料塔是指流体阻力小，适用于气体处理量大而液体量小的过程。液体沿填料表面自上向下流动，气体与液体成逆流或并流，视具体反应而定。填料塔内存液量较小。无论气相或液相，其在塔内的流动型式均接近于活塞流。若反应过程中有固相生成，不宜采用填料塔。填料塔在塔内充填各种形状的填充物（称为填料），使液体沿填料表面流动形成液膜，分散在连续流动的气体之中，气液两相接触面在填料的液膜表面上。它属膜状接触设备。填料的选择包括确定填料的种类、规格及材质等。所选填料既要满足生产工艺的要求，又要使设备投资和操作费用最低。1.填料种类的选择：填料种类的选择要考虑分离工艺的要求，通常考虑以下几个方面：（1）传质效率要高一般而言，规整填料的传质效率高于散装填料；（2）通量要大在保证具有较高传质效率的前提下，应选择具有较高泛点气速或气相动能因子的填料；（3）填料层的压降要低；（4）填料抗污堵性能强，拆装、检修方便。2.填料规格的选择填料规格是指填料的公称尺寸或比表面积。3.填料材质的选择填料的材质分为陶瓷、金属和塑料三大类。1.4塔设备设计与校核（以T0302为例）1.4.1塔设备设计方法(1)使用Aspen Plus V9.0软件内置的塔内件设计模块Column Internals对塔的基础参数、塔内件结构进行详细设计，并进行水力学校核；(2)使用SW6-2011进行塔的机械计算与强度校核。1.4.2塔内件设计（以T0302为例）T0302醋酸乙烯精馏塔塔内进行的是醋酸乙烯产品的精制，分离副产物乙醛，使产品纯度达到优等品，该塔的设计与产品质量产品纯度直接相关，故选择此塔作为计算示例十分具有代表意义。首先通过Aspen Plus V9.0进行塔的工艺计算，得到T0302具体的进出口流股信息，如下表所示：表1-1 T0302进出口流股信息流股S51S56S37S49流股来自T0201T0203T0302T0302相态LiquidLiquidLiquidLiquid温度25.173.643.375.6压力kPag50100010摩尔流量kmol/hr305.56641.63869.44277.761CH3COOHkmol/hr0.1076000.107C2H4kmol/hr0000O2kmol/hr0000H2Okmol/hr15.8663.13619.0020CO2kmol/hr0000C3H4Okmol/hr0000CH3CHOkmol/hr11.8376.88418.7170.0034VAMkmol/hr277.75431.61731.722277.649N2kmol/hr0000C3H6O2kmol/hr0000C4H8O2kmol/hr0000C6H10O4kmol/hr0000CH4kmol/hr0000C2H6kmol/hr0000摩尔分率CH3COOH0000C2H40000O20000H2O0.05190.0750.2730CO20000C3H4O0000CH3CHO0.03870.1650.2690VAM0.90890.75930.45680.9995N20000C3H6O20000C4H8O20000C6H10O40000CH40000C2H60000质量流量kg/hr24725.7963081.7373897.7323909.638CH3COOHkg/hr6.464006.464C2H4kg/hr0000O2kg/hr0000H2Okg/hr285.84256.506342.3340.013CO2kg/hr0000C3H4Okg/hr0000CH3CHOkg/hr521.459303.279824.5650.153VAMkg/hr23912.0292721.9512730.82923903.007N2kg/hr0000C3H6O2kg/hr0000C4H8O2kg/hr0000C6H10O4kg/hr0000CH4kg/hr0000C2H6kg/hr0000质量分率CH3COOH0000C2H40000O20000H2O0.01150.01830.08730CO20000C3H4O0000CH3CHO0.0210.09840.21150VAM0.9670.88320.70020.9997N20000C3H6O20000C4H8O20000C6H10O40000CH40000C2H60000体积流量cum/hr26.683.634.4427.851.4.3设计温度与设计压力根据GB150-2011，压力容器操作压力指压力容器顶部气相压力，对于T0302而言，为0.1113Mpa。塔顶装有安全阀，而安全阀的整定压力为正常操作压力的1.051.1倍，设计压力应高于或等于安全阀的整定压力。因此设计压力为 P=1.1PW=0.1224Mpa塔顶温度为40度，体系最高温度为139度左右，设计温度需要比操作温度高1530，设计温度为155，根据该操作条件，选择材料S30403。1.4.4塔径以及塔内件的计算在Aspen Plus V9.0软件内的Column Internals模块中新建塔内件设计。如下图所示：图1-1新建塔内件设计点击塔板后的View按钮，可以对T0302塔板结构进行详细设计。根据化工工艺设计手册中的参数对塔板参数进行调整，使塔内流体流动参数符合设计规定的同时满足工艺需要。塔板的参数如图1-2所示.图1-2 T0302塔板详细结构参数将上述结构参数归结为下列表中所示数据。表1-2 T0302塔板详细结构参数-基本参数属性值单位塔板类型筛板直径1600mm降液管数1有效传质区面积1.67m2板间距600mm横截面积2.01m2孔径12.7mm净面积1.84m2表1-3 T0302塔板详细结构参数-降液管参数属性侧降液管单位降液管底隙高度37.3mm降液管顶部宽度221mm降液管底部宽度221mm降液管顶部面积0.167m2降液管底部面积0.167m2表1-4 T0302塔板详细结构参数-溢流堰参数物性侧壁单位形堰分率0堰高50mm堰长1104mm表1-5 T0302塔板详细结构参数-盘面参数物性A单位流动路径长度1.1580m输入完成后可点击运行，运行结果无警报、无报错，说明塔内件设计合。1.4.5塔的水力学校核最后将塔内件设置自设计（Interactive sizing）改为校核（Rating）对设计好的塔内件进行负荷性能计算，以及水力学校核，校核结果可导出。全塔校核结果如下图所示：图1-3全塔校核结果主要水力学数据见下表：表1-6 T0302主要水力学数塔板%液泛率总压降干板压降总压降（压头损失）降液管持液量(未充气)系统极限接近值(%)侧壁降液管体积侧壁降液管停留时间kPakPammmmcumsec235.310.490.1657.4789.5023.020.0154.06338.720.510.1960.091.6826.620.0153.57440.280.520.2161.3592.8428.370.0153.39540.670.520.2161.7193.1928.840.0153.35640.700.520.2161.7593.2528.910.0153.34740.650.520.2161.7193.2528.880.0153.33840.570.520.2261.6693.2428.870.0153.33940.490.520.2161.6193.2228.780.0153.321061.330.740.3987.95142.5439.810.0231.621163.860.770.4391.46146.7642.020.0241.611264.830.780.4492.85148.4942.870.02451.611365.120.780.4493.28149.0943.140.0251.611465.190.780.4493.38149.2943.200.0251.611565.170.780.4493.36149.3543.200.0251.611665.140.780.4493.31149.3843.180.0251.61从上表数据可得到，该塔的液泛因子均处于60%85%（0.60.85）之间，单板压降处于0.40.7kPa之间，所有降液管内，液位高度与塔板间距的比值在0.20.5之间，液体在降液管内停留时间均大于4s，符合其要求范围。1.4.6 Cup Tower软件校核（T0302）将塔T0302的模拟数据输入CupTower软件中校核图1-4 Cup Tower截图图1-5 Cup Tower截图图1-6 Cup Tower截图图1-7 Cup Tower截图图1-8 Cup Tower截图图1-9 Cup Tower截图图1-10 Cup Tower截图1.5 T0302塔结构设计1.5.1实际塔板数在Aspen Plus中由塔设备的工艺计算得到的理论塔板数为17块，液相粘度L=0.275与相对挥发度=2.4345，运用奥康内尔法关联式计算ET=0.49L-0.245=0.492.43450.275-0.245=0.54NT=N0ET=170.54=321.5.2塔高的计算1.筒体的高度为了方便清洗、检查、维修，应在塔上开设人孔，拟在塔筒体每68块塔板开设一个人孔（DN500），共开设5个人孔，其中第一个与最后一个人孔开设在塔顶与塔底部空间，其余在塔板段。普通塔板板间距为600mm，开设人孔的塔板间距为800mm。一共两股进料一股在第1块板上进料，另一股在第9块板上进料板间距为800mm，因此可求得塔板段的塔高Hb为：Hb=31-3600+4800=19400mm为了满足塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.001.50m，此处取Hd=1.50m；塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取25min的储量。此处Hw取1.50m。综上，塔的筒体高度H1为：H1=Hb+Hd+Hw=19400+1500+1500=22400mm2.封头的高度封头的选型根据GB/T 47462002选型。该塔内径为1600mm，选用DN=1600的椭圆封头，总深度H2=440mm。3.裙座的高度裙座的型式分为圆柱形和圆锥形两种。裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度。此处选用DN=1600mm的圆柱形裙座，裙座高度由塔底封头切线至出料管中心线的高度U和出料管中心线至基础环的高度V两部分组成。则裙座高度H3：H3=U+V=0.75D+2000=0.751600+2000=3200mm综上，全塔的总高度H为：H=H1+H2+H3=22400+440+3200=26040mm1.5.3接管的计算接管的管径计算使用HG/T20570.6-1995管径的选择中的计算方法进行计算，计算后的管径通过GB/T 3091-2008进行圆整。1.塔顶液体出料管取液体流速为2.00m/s，液体体积流率为4.43952m3/h，所以：D=4Vu=44.439523.142.003600=0.0281m=28.1mm取公用工程管42.43.5mm（DN32）液体实际流速为： u实际=4VD2=1.25m/s2.塔釜液体出料管取液体流速为2.00m/s，液体体积流率为27.8575m3/h，所以：D=4Vu=427.85753.142.003600=0.0702m=70.2mm管径圆整为88.94mm（DN80）液体实际流速为： u实际=4VD2=1.50m/s3.T0203粗产品回流进料管取液体流速为2m/s，液体体积流率为3.632m3/h，所以：D=4Vu=43.6323.142.003600=0.0254m=25.4mm管径圆整为42.43.5mm（DN32）液体实际流速为： u实际=4VD2=1.02m/s4.粗产品进料管取液体流速为2.00m/s，液体体积流率为26.6846m3/h，所以：D=4Vu=426.68483.142.003600=0.06872m=68.72mm管径圆整为88.94mm（DN80）液体实际流速为： u实际=4VD2=1.44m/s上述接管计算结果列于下表。表1-7 T0302接管一览表位号名称预估流速m/s体积流率m3/h初选管径mm外径mm壁厚mm内径mmL0306粗产品进料管236.684668.7288.9480.9L0307T0203粗产品回流进料管23.63225.442.43.535.4L0308塔顶液体出料管24.4395228.142.43.535.4L0309塔釜液体出料管227.857570.288.9480.9G0303塔顶汽体出料管205109.04475300.65523963027.5287L0319塔顶回流管212.4260593246.8884238948.33.541.3L0322塔底液体回流管227.8578332770.2057350576.1468.11.5.4 T0302塔SW6校核 塔 设 备 校 核计 算 单 位吉林化工学院TopWaya计 算 条 件塔 型 板式容 器 分 段 数（不 包 括 裙 座） 1压 力 试 验 类 型 液压封头上 封 头下 封 头材料名称 S30403 S30403名义厚度(mm) 20 20腐蚀裕量(mm) 2 2焊接接头系数 0.85 0.85封头形状 椭圆形 椭圆形圆筒设计压力(Mpa)设计温度()长度(mm)名义厚度(mm)内径/外径(mm)材料名称(即钢号)10.122415522200201600S304032345678910圆筒腐蚀裕量(mm)纵向焊接接头系数环向焊接接头系数外压计算长度(mm)试验压力(立) (Mpa)试验压力(卧)(Mpa)120.850.8500.80.82345678910内 件 及 偏 心 载 荷介 质 密 度kg/m3 858.284塔 釜 液 面 离 焊 接 接 头 的 高 度mm 1800塔 板 分 段 数12345塔 板 型 式 筛板 塔 板 层 数 17 每 层 塔 板 上 积 液 厚 度mm 48.6 最 高 一 层 塔 板 高 度mm 24600 最 低 一 层 塔 板 高 度mm 3640 填 料 分 段 数12345填 料 顶 部 高 度mm 填 料 底 部 高 度mm 填 料 密 度kg/m3 集 中 载 荷 数12345集 中 载 荷kg 集 中 载 荷 高 度mm 集 中 载 荷 中 心 至 容 器 中 心线 距 离mm 塔 器 附 件 及 基 础塔 器 附 件 质 量 计 算 系 数 1.2基 本 风 压N/m2 500基 础 高 度mm 0塔 器 保 温 层 厚 度mm 10保 温 层 密 度kg/m3 1000裙 座 防 火 层 厚 度mm 20防 火 层 密 度kg/m3 500管 线 保 温 层 厚 度mm 10最 大 管 线 外 径mm 600笼 式 扶 梯 与 最 大 管 线 的 相 对 位 置 90场 地 土 类 型 I场 地 土 粗 糙 度 类 别 A地 震 设 防 烈 度 低于7度设 计 地 震 分 组 第一组地震影响系数最大值 amax3.28545e-66阻 尼 比0.01塔 器 上 平 台 总 个 数 5平 台 宽 度mm 800塔 器 上 最 高 平 台 高 度mm 25840塔 器 上 最 低 平 台 高 度mm 4548裙 座裙 座 结 构 形 式圆筒形裙 座 底 部 截 面 内 径mm 2000裙 座 与 壳 体 连 接 形 式对接裙 座 高 度mm 3200裙 座 材 料 名 称Q345R裙 座 设 计 温 度 20裙 座 腐 蚀 裕 量mm2裙 座 名 义 厚 度mm 20裙 座 材 料 许 用 应 力MPa189裙座与筒体连接段的材料裙座与筒体连接段在设计温度下许用应力MPa 裙座与筒体连接段长度mm裙 座 上 同 一 高 度 处 较 大 孔 个 数2裙 座 较 大 孔 中 心 高 度mm 1000裙 座 上 较 大 孔 引 出 管 内 径（或 宽 度）mm100裙 座 上 较 大 孔 引 出 管 厚 度mm 3裙座上较大孔引出管长度mm100地 脚 螺 栓 及 地 脚 螺 栓 座地 脚 螺 栓 材 料 名 称16Mn地 脚 螺 栓 材 料 许 用 应 力MPa 170地 脚 螺 栓 个 数 120地 脚 螺 栓 公 称 直 径mm 36全 部 筋 板 块 数 60相 邻 筋 板 最 大 外 侧 间 距mm 58.1379筋 板 内 侧 间 距mm 58.1379筋 板 厚 度mm 16筋 板 宽 度mm 130盖 板 类 型 整块盖 板 上 地 脚 螺 栓 孔 直 径mm 50盖 板 厚 度mm 22盖 板 宽 度mm 0垫 板 有垫 板 上 地 脚 螺 栓 孔 直 径mm 39垫 板 厚 度mm 16垫 板 宽 度mm 80基 础 环 板 外 径mm 2220基 础 环 板 内 径mm 1820基 础 环 板 名 义 厚 度mm 301.5.5塔的设图1.6塔的选型一栏表表1-7 塔的选型一栏表序号塔位号塔名称塔类型塔体内径/mm理论塔板数/板间距mm填料段数/填料高度m塔总高m设计温度/设计压力/MPa封头形式壁厚腐蚀余量（mm）材料数量1T0101醋酸蒸发塔填料塔3000-4/120.51501标准椭圆封头302S3040312T0102吸收分离塔板式塔300010/600-16800.6标准椭圆封头302Q345R13T0103乙烯回收塔板式塔250032/650-341200.3标准椭圆封头252Q345R14T0201除醛塔板式塔140025/600-301001.6标准椭圆封头152Q345R15T0202脱轻塔板式塔300022/800-361300.2标准椭圆封头302Q345R16T0203二氧化碳吸收塔板式塔280010/800-201801.45标准椭圆封头252Q345R17T0204二氧化碳解析塔板式塔250010/650-17.51500.3标准椭圆封头202Q345R18T0301醋酸精馏塔板式塔450027/850-351300.15标准椭圆封头402S3040319T0302醋酸乙烯精馏塔板式塔160017/600-261000.15标准椭圆封头202S30403110T0303乙醛精馏塔填料塔400-2/8.4191000.25标准椭圆封头202S304031第二章 换热器的设计与选型2.1换热器选型设计概述2.1.1设计依据化工设计概论2011-11化工原理（第三版上册）2016-12化工工艺设计手册（第四版上册）2009-6新编换热器选型设计与制造工艺实用全书2006-1热交换器GB/T 151-2014压力容器GB 150-2011压力容器封头GB/ T25198-2010无缝钢管规格GB/T 17395-2008热交换器形式与基本参数 第2部分：固定管板式热交换器GB/T 28712.2-2012热交换器型式与基本参数 第4部分：立式热虹吸式重沸器GB/T 28712.4-20122.1.2换热器介绍换热器（heat exchanger），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。换热器在化工、石油、动力、食品及其它许多工业生产中占有重要地位，其在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用广泛。表2-1换热器类型换热器型式换热器特点管式管壳式固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函：管间容易漏泄，不宜处理易挥发，易燃易爆及压力较高的介质内填料函：密封性能差只能用于压差较小的场合套管式釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面积较小的冷却器、冷凝器、或预热器螺旋浸没式用于管内流体的冷却、冷凝、或者管外流体的加热盘管式喷淋式只能用于管内流体的冷却或冷凝板式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋式可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能伞板式伞形传热板结构紧凑，拆洗方便，通道较小，易堵，要求流体干净板壳式板式类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高表2-2管壳式换热器优缺点对比种类优点缺点浮头式换热器管束可以抽出，方便清洗；介质温度不受限制；可在高温高压下工作，一般温度450，压力6.4Mpa；可用于结垢比较严重的场合小浮头易发生内漏；金属材料耗量大，成本高20%；结构复杂固定管板式换热器传热面积比浮头式换热器大20%-30%；旁路漏流较小；锻件使用较少，成本低20%以上;没有内漏壳体和管子壁温差一般宜小于等于50，大于50时应在壳体上设置膨胀节；管板与管头之间易产生温差应力而损坏；壳程无法清洗；管子腐蚀后造成连同壳体报废、壳体部件寿命决定于管子寿命，故设备寿命相对较低；不适用于壳程易结垢场合U型管式换热器管束可抽出来机械清洗；壳体与管壁不受温差限制,可在高温、高压下工作，一般适用温度500，压力10Mpa；可用于壳程结构结垢比较严重的场合；可用于管程易腐蚀场合在管子的U形出冲蚀，应控制管内流速；管程不适用于结垢较严重的场合；单管程换热器不适用；不适用于内导流筒，故死区较大填料函式换热器管束可抽出机械清洗介质间温差不受限制可用于结构比较严重的场合；可用于管程腐蚀较重的场合；金属耗量较浮头低10%左右；适用温度可达200，压力可达2.5Mpa密封处易漏；不适用于有毒、易燃、易爆、易挥发及贵重介质场合双壳程换热器传热面积可减少10%-30%；减少设备数量和属耗量；传热效率提高；适用于大型化装置；适用于串联台数较多；适用于高温、高压场合壳程压降约提高4倍；分程隔板与壳体密封片处易泄露；壳体直径圆度要求较高外导流筒换热器进出口压降降低90%以上；进出口处流动死区，旁路漏流减小，可提高传热有效面积7%以上；在DN325-1800范围内，可增加5%-16%传热面积；总传热效率相应提高12%-23%金属耗量增加10%（按相同直径比较）；制造难度加大，外导流筒处焊缝要求100%射线探伤折流杆换热器不易发生诱导振动损失；传热死区小，传热效率提高20%以上；压降小；抗垢性能良好；适用于换热器大型化，特别是核电换热应用在低雷诺数Re6000（液相）、Re10000（气相）热效率较低；造价提高3%-5%新结构高效换热器液相传热Re600，气相传热Re3000，传热效率提高25%以上；压降比折流板式换热器小1倍以上；适用于带固体颗粒的场合；抗垢性能优良；适用于低温位冷却场合不适用于有相变传热；压降比折流杆式换热器大高效重沸器有自清洁作用；给热系数比光管提高3.3-10倍以上；总传热系数提高40%以上；节约设备重量25%以上；适用于塔底重沸器、侧线虹吸式重沸器；适用于化工、制冷系统重沸器或再沸器；抗腐蚀性能良好在重油设备上，如渣油、原油设备无应用历史；造价上升10%-15%；不适用于有湿硫化氢场合2.1.3换热器设计的一般原则一基本要求选用的换热器首先要满足工艺及操作条件要求。在工艺条件下长期运转，安全可靠，不泄露，维修清洗方便，满足工艺要求的传热面积，尽量有较高的传热效率，流体阻力尽量小，并且满足工艺布置的安装尺寸等。二介质流程（1）为了节省保温层和减少壳体厚度，高温物流一般走管层，但如果为了物料的冷却，也可使高温的物料走壳程；（2）较高压力的物流应走管程；（3）黏度较大的物流应走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数；（4）腐蚀性较强的物流应走管程；（5）对压力降有特定要求的工艺物流应走管程，因管程的传热系数和压降计算误差小；（6）较脏和易结垢的物流应走管程，以便清洗和控制结垢。若必须走壳程，则应采用正方形管子排列，并采用可拆式（浮头式、填料函式、U形管式）换热器；（7）流量较小的物流应走壳程，易使物流形成湍流状态，从而增加传热系数；（8）传热膜系数较小的物流（如气体）应走壳程，易于提高传热膜系数。三中端温度换热器的终端温差通常由工艺过程的需要而定，但在确定温差时，应考虑到对换热器的经济性和传热效率的影响。在工艺过程设计时，应使换热器在较佳范围内操作，一般认为理想终端温差如下：（1）热端的温差，应在20以上；（2）用水或其他冷却介质冷却时，冷端温差可以小一些，但不要低于5；（3）当用冷却剂冷凝工艺流体时，冷却剂的进口温度应当高于工艺流体中最高凝点组分的凝点5以上；（4）空冷器的最小温差应大于20；（5）冷凝含有惰性气体的流体时，冷却剂出口温度至少比冷凝组分露点低5。四流速选择流速提高，流体湍流程度增加，可以提高传热效率有利于冲刷污垢和沉积，但流速过大，磨损严重，甚至造成设备振动，影响操作和使用寿命，能量消耗亦将增加。因此，主张有一个恰当的流速，根据经验，一般主张流体流速范围如下：表2-3常见流速表流体在直管内常见适宜流速壳程内的常见适宜流速物质流速（m/s）物质流速(m/s)冷却水（淡水）0.7-3.5水及水溶液0.5-1.5冷却用海水0.7-2.5低粘度油类0.4-1.0低粘度油类0.8-1.8高粘度油类0.3-0.8高粘度油类0.5-1.5油类蒸汽3.0-6.0油类蒸汽5.0-15.0气液混合流体0.5-3.0气液混合流体2.0-6.0/五压力降压力降一般考虑随操作压力不同而有一个大致的范围。压力降的影响因素较多，但希望换热器的压力降在下述参考范围内或附近。常见压力降如下表所示：表2-4常见压降表操作压力p压力降p真空（0-0.1MPa绝压）P/100-0.7(MPa表压下同)P/20.07-1.00.035(MPa下同)1.0-3.00.035-0.183.0-8.00.07-0.25六传热膜系数传热面两侧的传热膜系数1、1如相差很大时，a值较小的一侧将成为控制传热效果的主要因素，设计换热器时，应尽量增大a较小这一侧的传热膜系数，最好能使两侧的a值大体相等。计算传热面积时，常以a小的一侧为基准。增加a值的方法有：（1）缩小通道截面积，以增大流速；（2）增设挡板或促进产生湍流的插入物；（3）管壁上加翅片，提高湍流程度也增大了传热面积；（4）糙化传热表面，用沟槽或多孔表面，对于冷凝、沸腾等有相变的传热过程来说，可获得大的膜系数。七污垢热阻换热器使用中会在壁面产生污垢，这是常见的事，在设计换热器时应予认真考虑。由于目前对污垢造成的热阻尚无可靠的公式，不能进行定量计算，在设计时要慎重考虑流速和壁温的影响。选用过大的安全系数，有时会适得其反，传热面积的安全系数过大，将会出现流速下降，自然的“去垢”作用减弱，污垢反会增加。有时在设计时，考虑到有污垢的最不利条件，但新开工时却无污垢，造成过热情况，有时更有利于真的结构，所以不可不慎。应在设计时，从工艺上降低污垢系数，如改进水质，消除死区，增加流速，防止局部过热等。2.1.4换热器选型所用软件表2-5换热器选型所用软件一览表名称用途Aspen Energy Analyzer V9.0换热网络优化Aspen Plus V9.0换热器工艺参数设计Aspen Exchanger Design and Rating V9.0 Aspen Exchanger Design and Rating V11.0换热器结构设计SW6-2011换热器机械强度设计与校核在对工艺流程的换热器设计和选型中，先按照实际工业实施情况及成本因素，利用Aspen Energy Analyzer V9，对车间进行了热集成，优化了换热网络，然后利用Aspen Plus V9，针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，再根据国家标准GB/T 151-2014热交换器以及化工工艺设计手册（下），使用Aspen Exchanger Design and Rating V9进行换热设备的详细设计，以此为参考从工艺手册上选取换热器，最后利用SW6-2011对设计的换热器进行机械强度的设计和校核。2.2 E0101换热器的选型校核2.2.1换热器选型参数设计示例2.2.1.1流股参数确定利用Aspen Plus V9.0对换热器E0101进行模拟计算，可得到该换热器的流股信息如下表所示：表2-6 E0402流股信息一览流股名称压力/MPa温度/质量流量/kg/s体积流量/m3/h气相分率介质壳程入口0.75116060.4735