4、设备设计与选型

40万Nm3/h燃煤烟气深度脱硫设计方案 设备设计与选型-目录设备设计与选型目录目录1第一章 反应器设计11.1概述11.2反应器的选型21.3合适的工艺条件31.4反应器结构的计算和校核61.4.1反应器体积的计算61.4.2反应器壁厚的设计91.4.3封头设计101.4.4反应器耐压试验111.5附件的设计111.5.1反应器支座的设计111.5.2开孔、接口管的设计121.5.3引流板的确定131.5.4移动导流板的确定13第二章 换热设备设计242.1 换热器选型设计依据242.2 换热器类型简介242.3 换热器选型原则262.4换热器（以E0102冷却器为例）设计302.4.1工艺模拟数据302.4.2类型选择302.4.3类型选择312.4.4温度312.4.5压力312.4.6传热系数312.4.7尺寸322.4.8详细结构332.4.9换热器的机械设计及校核342.5换热器设计说明书35第三章 活性半焦再生设备803.1概述803.2再生工艺803.3反应器比较选择823.4热再生工艺设计833.4.1焦炉气消耗量计算833.4.2工艺流程843.5再生设备结构尺寸的计算883.5.1设计参数的确定883.5.2设备尺寸结构的确定与核算89第四章 泵的选型1054.1泵的概述及选型依据1054.2泵的选型原则1054.3泵的类型及特点1064.4 泵的选型1084.4.1选型方法1084.4.2进出口液体流速1084.4.3扬程计算1094.4.4选型结果110第五章 风机的选型1115.1 压缩机选型设计1115.1.1 选型依据1115.1.2 选型原则111第六章 工业炉的选型1146.1 选型依据1146.2 选型原则114第七章 储罐的选型1167.1 选型依据1167.2 选型简述1167.2.1 液氨储罐的选型1177.2.2 氨水缓冲罐的选型1177.2.3硝酸储罐的选型1187.3储罐设备选型119第八章 干燥器的选型1228.1干燥器概述和选型依据1228.2干燥器的选型原则1228.2.1干燥器的类型及特点1248.3干燥器的选型1258.4选筛分机选型125第九章 其他设备的选型1279.1 给料器的选型1279.1.1机型选用1279.1.2 选型结果1279.2 斗式提升机的选型1289.2.1 选型的依据1289.2.2 选型结果1289.3结晶器的选型1299.3.1 结晶器选型依据1299.3.2 结晶器选型结果1309.4离心分离器的选型1309.4.1 离心分离器选型标准1309.4.2离心机的选用要求1319.4.3 离心机的选型1319.4.3.2选型结果1329.5 传送带的选型1339.5.1选型依据1339.5.2 电机选型结果1349.5.3传送带选型结果134134 40万Nm3/h燃煤烟气深度脱硫设计方案 设备设计与选型-反应器设计第一章 反应器设计1.1概述 化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置，是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多，机理各异，因此，为了适应不同反应的需求，化学反应器的类型和结构也必然差异很大。反应器的性能优良与否不仅直接影响化学反应本身，而且影响原料的预处理和产物的分离，因此，反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素的要求也是多方面的。 一个适合反应体系的反应器可大大提高目标产物的转化率且能保证稳定的操作环境。反应器的设计主要包括：I、 反应器的选型；II、确定合适的工艺条件；III 确定实现这些工艺条件所需的技术措施；IV、确定反应器的尺寸；V、 确定必要的控制措施。 因此针对本工艺烟气脱硫方案，同时考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求为例列举相关的设计过程。本反应器主要针对烟气脱硫脱硝，反应的温度、压力；指出反应过程中的特点或者难点根据特点来创新地选择该移动床反应器，采用移动床反应器能够使烟气处理连续化，因为半焦的活性在2-3天内必须更换一次，采用移动床可以有效避免这一问题，而且该反应器采用左右连个反应室进行烟气处理，能够有效地控制床层的压降提高处理效果。1.2反应器的选型工业气固催化反应所选用的反应器根据固体颗粒与流体的接触方式的可以分为：固定床反应器、移动床反应器、流化床反应器三种。表1.2-1反应器优缺点比较反应器优缺点比较固定床反应器1） 催化剂在床层内不易磨损； 2） 床层内流体的流动接近于平推流，与返混式反应器相比，用较少的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力； 3） 固定床中的传热较差； 4） 催化剂的更换必须停产进行。流化床反应器（1）传热效能高，而且床内温度易维持均匀; (2） 大量固体粒子可方便的往来输送，对于催化剂迅速失活而需随时再生的过程来说，能够实现大规模的连续生产。3） 由于粒子细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。气流状况不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固两相接触不够有效； (4）粒子运动基本上是全混式，因此停留时间不一。在以粒子为加工对象时，影响产品质量的均一性，）且粒子的全混造成了气体的部分返混，影响反应速率和造成副反应的增加； (5）粒子的磨损和带出造成催化剂的损失，并要设置旋风分离器等粒子回收系统。 结合反应器模型各自的优缺点和该工艺流程的要求，选用移动床反应器模型。具体来说带有光催化功能的脱硫脱硝脱汞一体化移动床反应器，本反应器是中国海洋大学李春虎教授等人研发的实用新型专利。它包括中间进气室、两端集气室和左右对称的两个反应室，每个反应室又由三个大小和间距相同的独立移动竖槽组成，分为前竖槽，中间竖槽和后部竖槽，每个竖槽底部都有辊式给料器来控制活性半焦排出的数量；在每个移动竖槽之间安装有紫外灯，用来提供光催化反应所需要的O3和紫外光。 在本设计工艺中，该设备是烟气脱硫脱硝的核心设备，其中根据国家排放标准规定出口烟气浓度100Nmg/m3，该脱硫反应器的除硫率高且可以通过半焦下移速度的快慢进行出口烟气SO2浓度的控制从而达到相应地排放标准。1.3合适的工艺条件A、反应机理 该反应器主要是利用活性半焦对烟气中的SO2和NO进行催化吸附的过程，具体的反应过程：（1） 活性半焦脱硫机理当有 H2O 和 O2存在时，烟气中的 SO2首先化学吸附在半焦表面的碱性基团 COCOC（活性吸附位）上，然后与烟气中的 O2作用生成吸附态SO3，吸附态的 SO3再与 H2O 反应生成吸附态的 H2SO4，H2SO4最终脱附存在半焦微/中孔中。具体反应机理方程如下所示：SO2gSO2* 1SO2*+12O2SO3* 2SO3*+H2OH2SO4* 3H2SO4*H2SO4 4其中(1)为化学吸附过程，(2)、(3)为表面化学过程，（4）为脱附过程。总反应式可表示成：SO2+H2O+12O2H2SO4 5（2）活性半焦脱硝机理及其存在的问题 当烟气中有 H2O 和 O2时，NO首先化学吸附在半焦表面的羰基上，后被烟气中的 O2氧化成 NO2，最后吸附态的 NO2从活性半焦表面脱附。具体反应如下：NOgNO* 6NO*+12O2NO2* 7NO2*NO2 (8)总反应可表示成：NOg+12O2NO2 (9) 由于烟气中存在大量的水分，而 H2O（g）与 NO 在活性半焦表面会发生竞争吸附，H2O（g）将占据并置换 NO 的活性吸附位，进而导致半焦脱硝性能的急剧下降。研究表明，在紫外灯光照射条件下或者在活性半焦上负载具有抗水性能的活性组分能大大的缓解半焦脱硝的不抗水性，从而提高脱硝效率。反应的动力学模型 本研究动力学模型采用幂函数形式r=k1cSO2cO2，工业上的烟气，大都满足O2过量，根据工业烟气成分范围，模拟烟气也同样满足O2过量，所以模型可以简化为r=k1cSO2。 在消除内外扩散的影响的情况下，70100范围内，改性活性半焦脱除烟气中SO2的动力学方程：r=69.62e(-10058.27RT)cSO2式中：反应活化能Ea=10058.27 J/mol； 指前因子k=69.62。 统计检验表明实验结果相关性很好，说明该动力学方式对此反应器中的反应拟合显著。B、催化剂特性 本反应采用具有大量的微/中孔结构和大比表面积且容易活化和再生的负载Fe3+-TiO2的半焦光催化剂。其中通过高压水热活化-酸活化-负载活性组分-高温煅烧手段对的半焦催化剂进行活化。实验表明，水热活化能对原料半焦造孔、扩孔，改性后的半焦具有良好的亲水性能；酸活化能在半焦表面生成含 O、含 N 官能团，并且酸能够脱除半焦中的灰分，从而增加其孔容与孔径；高温煅烧时，半焦中的 C 能与煅烧气中的 H2O(g)反应，因此能有效的增加半焦的孔容和比表面积，提高其脱硫脱硝性能，也对SO2有较强的吸附催化转化能力。本反应选用4-10目的半焦催化剂，其中其当量直径dps=5.196mm,密度=650Kg/m3。催化剂失活原因 根据研究，现在普遍认同的半焦催化剂失活的原因分为暂时性失活和永久性失活。暂时性失活是随着催化反应的进行，氧化生产的H2SO4和HNO3会在半焦微/中孔中不断积累，最终覆盖半焦的活性中心，使其催化氧化能力大大下降，因此其脱硫脱硝性能下降。而永久性失活是随着催化反应的进行，催化活性中心的负载的Fe3+-TiO2流失，造成催化剂失活。催化剂再生方法 暂时性失活的半焦催化剂可通过再生的方法恢复其催化活性。目前，常用的半焦再生的方法主要有：水洗再生、氨水再生和热再生三种。水洗再生是利用半焦颗粒内外溶液的浓度推动力，用水将半焦孔道内的酸洗脱出来的方法。水洗过程一般在固定床内进行，操作简单，水洗液可以去酸洗钢板或制备硫铵/硝铵，但此法再生推动力较小，因此再生时间长且不完全，洗脱后的 H2SO4/HNO3溶液度（10%15%）太低，需加热浓缩才有一定的商业价值。鉴于水洗再生推动力小，再生不完全等缺陷，李春虎教授率先提出了半焦的氨水再生。氨水再生实质为酸碱中和反应，所以再生时间短且再生彻底；再生后的半焦呈碱性，硫容、硝容均有所增加；氨水再生还可以副产硫铵/硝铵溶液，蒸发结晶后可制得硫铵/硝铵产品。热再生是通过高温气体（一般 400，惰性气氛）吹扫或从外部提供热量，使半焦内吸附的硫分与 C 作用生成 SO2并吹扫出来的过程。热再生其实是对半焦的改性活化过程，多次再生后的半焦脱硫脱硝活性不但不降低，反而会有所增加，但此法需要消耗部分的半焦。 为了缩短再生时间，增大再生推动力和避免半焦的消耗，本工艺拟定采用氨水再生复合水蒸气热再生的方法实现催化剂的再生。C、工艺条件的选择 在活性半焦光催化的作用下，含硫烟气脱硫脱硝反应的反应条件：（根据软件模拟结果）压力：常压、温度：91.2进气处理量：400000 Nm3/h进气SO2含量：849.5mg/m3进气NOx含量：239.2mg/m3出口气体SO2含量：88.42mg/m3出口气体NOx含量：48.40mg/m3 根据模拟结果可以看出烟气中SO2和NOx的出口浓度都达到规定的排放标准，且SO2的脱除率达到90%，NOx的脱除率达到80%左右。可以看出该烟气脱硫工艺有很高的脱除效率和具备脱硫脱硝一体化措施。1.4反应器结构的计算和校核1.4.1反应器体积的计算1)催化剂床层的体积V=QVSP=400000m31000h-1=400m3 式（1）其中：Q标况下的烟气处理量，m3； VSP空速，h-1；考虑放大条件，催化剂的床层体积向上取V=420m3.半焦催化剂的重量：M=V=420m3650Kgm3=273000 Kg式（2）其中：半焦催化剂的密度，650Kg/m3；取硫容10%计算则可吸附SO2的总量：Ws=M10%=2730000Kg10%=27300 Kg式（3）烟气每小时的硫硝含量：Wt=QW1+W2=400000m3849.5+239.2mgm3=435.48 Kgh式（4）半焦饱和时间：t=WsWt=27300 Kg435.48 Kgh=62.69 h式（5）床层向下移动速度：u=Vt=420 m362.69 h=6.22 m3h式（6）2）床层截面积和厚度的确定反应温度下单室烟气量：Q=Q2273+T273=400000 m32273+91.2273=266813 m3h式（7） 根据经验取烟气横穿催化剂床层的线速度u0=1m/s；即床层截面积：A=Q3600u0=266813 m336001ms=74.11 m2式8为了便于取材和制造取移动床长和高均为9m。则床层厚度：L=VA=210 m374.11 m2=2.83 m式（9）3）床层压降核算烟气在流经颗粒床层时，与活性半焦颗粒表面由于粘滞曳力产生摩擦，由于不规则流体通道造成的流体湍动也会造成烟气动量的损失。因此，必然在脱硫反应器中产生压力降，反应器的压降可类似于固定床压降的计算，采用Ergun公式进行计算：P=fm1-b0u02b3dp,sL式中雷诺数：Rem=0u0dp,s1-b=0.99615.19610-32.1374710-5（1-0.64）=672.55式（10）其中工业上用4-10目的半焦颗粒作为吸附剂和催化剂，其平均等比表面积当量直径dp,s=5.196mm;查表：床层孔隙率b=0.64；烟气粘度=2.1374710-5 Pa.s;烟气密度0=0.996 Kg/m3.修正摩擦系数:（可根据修正Reynold准数Rem由以下公式计算）fm=150Rem+1.75=150672.55+1.75=1.973式(11）移动床每个反应室的压降：P=fm1-b0u02b3dp,sL式（12）=1.9731-0.640.996120.6435.19610-32.83=1469.83 Pa移动床的压降：P总=2P=1469.832=2939.66 PaP常15%表明反应器设计符合压降要求。4）反应器体积结构的确定 根据上面式子计算可以得出床层的截面积37.06m2为9.0m*9.0m，床层长度为2.83m；则可根据反应器内部部件所占有的宽度来相应确定反应器宽度进而确定反应器整体的体积结构。本实用新型包括左右对称的两个反应室，每个反应室又由三个大小和间距相同的独立移动竖槽组成，分为前竖槽，中间竖槽和后部竖槽，两端各有集气室收集处理后的尾气并进行排放。所述的移动床反应器参数为：长9.0m，高9.0m，总宽度为10.7m 则移动床主体结构为9.0m9.0m10.7m的立方体。1.4.2反应器壁厚的设计一)设计参数的确定：1、设计压力计算压力=设计压力+液注静压力等设计压力：P=（1.051.1）P工式（1）出于安全方面考虑，此处取P=1.1P工=0.11 MPa；忽略静压PL。所以计算压力P计=P设=0.11 MPa2、设计温度该反应器内物料反应温度为91.2，出于安全方面考虑取设计温度T=100。3、焊接接头系数的确定移动床反应器的筒体选用Q245R的钢材，则焊接方式为双面对焊、100%无损探伤。根据所查化工设备设计手册钢制焊接接头系数=1.0.二）壁厚的计算：因为该工艺所采用的移动床反应器为非圆截面容器，因此在壁厚计算中因采用试算法。根据设计条件，首先假定容器的计算厚度，然后在厚度确定下查相关手册上材料的许用应力，和所计算应力进行校核，直到满足强度条件的要求为止。最终的设计厚度应在满足强度条件下尽量减小厚度，以减小设备的投入成本费用。根据SW6-2011强度校核软件中输入数据进行校核：选择非圆形容器类型为无加强对称矩形截面容器；设计压力：0.11MPa；设计温度：100；壳体材料选用Q245R钢板；壳体腐蚀余量：1mm；对称矩形容器计算数据输入：经过加计算得出对称矩形截面容器壳体的计算厚度为143mm，向上圆整取壳体的厚度为145mm。后经SW6校核应力合格。1.4.3封头设计 在反应器的上部和中间气室采用平盖封头进行密封；而在反应器的下部则将除了两端气室外的部分进行渐缩为底直径为9m的锥形封头进行密封，因为锥形封头所需厚度远小于平盖封头的厚度，采用渐缩封头可以有效地减少材料的成本费用，同时又能起到相应地密封作用。表 1.4-1 封头的设计封头的设计类型名称封头厚度/mm壳体上封头平盖封头100壳体下封头渐缩为底直径为9m的锥形分头20中间进气室下封头平盖封头1001.4.4反应器耐压试验反应器由于内部构件存在电力机械，所以不能进行液压试验，改用气压试验。试验所用气体为干燥洁净的空气、氮气或者其他惰性气体。试验温度不得低于5；试验压力取：PT=1.1Pt=0.3MPa。压力应先缓慢上升至规定压力的10%，保压5分钟，并对所有的焊接接头盒连接部分进行初次检查；无漏后，再升压至规定试验的50%，如无异常按规定10%逐级升压直到试验压力，保压10分钟。然后降至设计压力，保压足够长的时间进行检查，检查期间压力保持不变。对于气压试验，容器无异常声响，经肥皂或其他检漏检查无漏气，无可见变形即为试验合格。1.5附件的设计1.5.1反应器支座的设计由于反应设备为立方形反应器具有较大的稳定性，将反应设备放于四周带有水泥地基的地面上。由于两端气室的支撑下相当于大型的耳式支座，并用底板螺栓进行相应地固定。底部的锥形封头位于地面下，起到足够大的支撑作用，使得反应器的整体结构达到稳定。并在反应器的周围铺设50mm石棉水泥层进行防火。1.5.2开孔、接口管的设计一）气体进料口表1.5-1流体在管路中的常用流速范围流体及其流动类别 流速范围/（m/s） 水及低黏度液体（1105Pa1106Pa） 1.53.0 工业供水（8105Pa以下） 1.53.0 饱和蒸汽 2040 低压空气 1215 一般气体（常压） 1030 假设取气体的进口速度为30m/s，对气体进行体积衡算：Q=Su0得出相应地的进口截面积为4.97m2。往上取截面积为6m2.则取进气孔为4m1.5m的矩形进料口位于中间气室中部。二）气体出料口 根据气体进料的体积衡算可以得出相应地孔的截面积。确定气体出口：3m1m的矩形出气口位于两端集气室中部。三）固体进料口 固体物料的进出可根据固体物料的处理量为6.22m3/h来选定星型给料机。在两个反应室上部平盖处分别在竖槽上部开孔进料。上端进行约3m的料封高度。在四棱锥上部开方型孔根据星型给料器的规格开设孔径。选用星型给料器为型号PH-6 ，输送量可达9m3/h,根据给料机的尺寸进行选择相适应的法兰和螺栓。圆形法兰外径尺寸300mm、螺栓孔中心尺寸250mm、圆形法兰内径尺寸200mm。高度为930mm；长度为930mm。四）固体出料口 选定星型给料机型号PH-6 ，输送量可达9m3/h,根据给料机的尺寸进行选择相适应的法兰和螺栓。圆形法兰外径尺寸300mm、螺栓孔中心尺寸260mm、圆形法兰内径尺寸200mm。高度为930mm；长度为930mm。五）检测开孔 在烟气脱硫中需要对反应器内SO2浓度进行检测，根据其浓度来调整竖槽中活性半焦的下移速率，进而达到脱硫排放的标准。在每层竖槽间距中开设PN0.6，DN40接管口进行检测。六）人孔的设计查标准HG/T21515-2005常压人孔，因为容器的直径大于3000mm且有内部构件，所以设置两个DN600的人孔，分别位于两端集气室，以方便检查和维修。人孔的补强：根据标准JB/T4736-2002补强圈，该人孔可用补强圈补强。采用内坡口型式、全焊透焊接，补强圈放在壁外单面补强。 查JB/T4736-2002标准，补强圈的外径D2=980mm，内径D1=650mm，厚度课根据开孔的削弱面积进行计算，如不计焊缝、接管等补强因素，补强圈的厚度e=20mm。补强圈材料取用和筒体材料相同金属补强。1.5.3引流板的确定反应室的前竖槽进气侧，设有45度角的厚度为10mm引流板，引流板长度为：0.1m，以增加进口气体的湍流程度和延长气体的穿透路径，强化传质效果1.5.4移动导流板的确定竖槽中设有移动导流板，导流板能控制半焦光催化剂的向下移动速率，并在半焦光催化剂向下移动时起一定的缓冲作用，以减少半焦颗粒的碰撞和磨损。导流板与竖槽墙壁的夹角为：10-45度，可通过弹簧自由调节，导流板上开有气孔。沿竖槽每1.5m设一个厚度为10mm与壳体材料相同的导流板，并沿竖槽墙壁两面平均错开设置。表1.5-2 反应器的强度校核矩形截面容器计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所设计条件设计压力 p0.110MPa设计温度 t100.0计算压力 pc0.110腐蚀裕量 C21.0mm材料壳 体Q245R型式壳 体矩形平盖左Q345R平盖左与壳体角接右右加强件加强件法兰法兰螺栓外形尺寸壳 体短 边 矩形截面: 内侧长度 H9000mm 圆角矩形截面: 内侧长度 2ls 长圆形截面: 半圆内径 2r 椭圆截面: 内短轴长度 2b长 边 矩形截面: 内侧长度 h10700圆角矩形截面: 内侧长度2lL,圆角半径r 长圆形截面: 长圆长度 2*(r+L) 椭圆截面: 内长轴长度 2b轴向长度 L19000.外加强件间距 lsmm圆角矩形加强件长度短边 2l0长边 2L0平盖左短边长度8996长边长度10696mm右法兰短边外侧长度D02长边外长D01mm螺栓中心圆短轴长Db2长轴长度Db1垫片外 / 内侧长度短边mm长边螺栓个数-公称直径计算结果厚度 (规格)壳体短边(半圆)145.0mm重量壳 体406194.3Kg长边145.0加强件厚长边(拉撑)左平盖26149.3加强件右平盖左平盖98.7mm法兰右平盖法兰mm矩形截面壳体计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算条件 简 图计算压力 pc0.110 MPa设计温度 t100材料名称Q245R容器内侧长度短边 H9000mm长边 h10700壳体轴向长度 L19000mm初始名义厚度短边 de1145.0mm长边 de2145.0钢板负偏差参数 IC1计入C1腐蚀裕量 C21.0mm焊接接头系数短边 f11.00长边 f21.00焊接头至板中心线距离短边 dj1mm长边 dj2孔径短边 d1mm长边 d2孔中心距短边 Lh1mm长边 Lh2侧板厚度计算及中间参数壳体设计温度许用应力短边1112.0MPa薄膜应力许用值短边112.0MPa长边2112.0长边112.0短边组合应力许用值168.0MPa长边组合应力许用值168.0MPa名义厚度短边 dn1145.0mm计算厚度短边 d1143.7mm长边 dn2145.0长边 d2143.7板截面中心轴至内壁距离短边 ci171.8mm单位长度板截面惯性矩短边 I1247280.0mm4长边 ci271.8长边 I2247280.0开孔削弱系数短边 h1长边 h2系数aa=H / h0.841KK =( I2 / I1 ) a0.841壳体侧板应力计算薄膜应力短边4.095MPa长边3.445内壁弯曲应力短边N点-33.276MPaQ点163.798长边M点-108.204Q点163.798内壁组合应力短边N点-29.181MPaQ点167.893长边M点-104.760Q点167.243外壁弯曲应力短边N点33.276MPaQ点-163.798长边M点108.204Q点-163.798外壁组合应力短边N点37.372MPaQ点-159.703长边M点111.649Q点-160.353焊接接头组合应力短边MPa长边壳体应力校核结论应力类别各类应力计算值 MPa应力许用值薄膜应力短边4.095112.000MPa长边 3.445112.000壳体最大组合应力 167.8934168.0000焊接接头组合应力短边 长边 结论：校核通过上封头计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所设 计 条 件简 图计算压力 pc0.110MPa设计温度 t100.0 C短轴长度 a3750.0mm平长轴长度 b9000.0mm材料名称Q345R盖许用应力 s t181.0MPa径向截面各开孔直径和0.0mm中心圆短轴长度 Db20.0mm螺中心圆长轴长度 Db10.0mm公称直径 dB0.0mm栓数量 n0个材料长轴外径长度0.0mm垫短轴外径长度0.0mm长轴内径长度0.0mm短轴内径长度0.0mm片k1(见HG20582-2011 表12.2 -1)0.0k2(见HG20582-2011 表12.2 -1)0.0厚 度 设 计开孔削弱系数 n = GB150.3-2011表5-10序号2, 3, 4, 5, 8, 结构特征系数 K = 0.44 形状系数 Z=3.4-2.4= 2.400 且Z2.5结构平盖计算 厚度 p厚度 p=a = 95.0 mm螺栓中心多边行周长 L= 0.0 mm垫片受力点到螺栓中心圆间距 LG= 0.0 mmGB150.3-2011 表5-10 序号9,10预紧状态时或操作状态时的螺栓设计载荷 W= 0.0 N( 参照HG20582-2011 计算 )结构平盖计算 厚度 p形状系数 Z=3.4-2.4= 0.00 且Z2.5结构特征系数 K = 0.00厚度 p=a = 95.00 mm计 算 结 果平盖有效厚度98.7mm校核合格 40万Nm3/h燃煤烟气深度脱硫设计方案 设备设计与选型-换热设备设计第二章 换热设备设计2.1 换热器选型设计依据化工设备设计全书换热器 2003-5 石油化工设备设计选用手册换热器 2009-1 化工工艺设计手册（第四版） 2009-6热管技术及其工程应用2000-6固定式压力容器安全技术监察规程 TSG R0004-2009 压力容器 GB 150-2011 热交换器 GB/T 151-2014 化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列 HG 20553-93 石油化工企业钢管尺寸系列 SH/T 3405-2012 2.2 换热器类型简介表2-1 换热器的结构分类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50C），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、易爆易燃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板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束类似于管束，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；可用于管程易腐蚀场合。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；壳程无法机械清洗；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形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，一般适用于温度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形处冲蚀，应控制管内流速；管程不适用于结垢较重的场合；单管程换热器不适用；不适用于内导流筒，故死区较大。2.3 换热器选型原则换热器类型本工艺通过Exchanger Design and Rating V8.4对换热器进行设计，优先选用固定管板式换热器，对于所需换热面积较大的场合，选用浮头式换热器。对于温度、压力较高的场合使用U形管式换热器。设计余量根据相关标准查阅，换热器如果是两相的，设计裕量取510%，如果设计裕量为负值，则此设计不能用，则选取设计裕量在10%左右，考虑到圆整参数的影响，最多不超过20%。压力降 增加工艺物流流速，可增加传热系数，使换热器结构紧凑，但增加流速将关系到换热器的压力降，使磨蚀和振动破坏加剧等。压力降使动力学消耗加剧，因此通常有一个允许的压力降范围，见表9-37所示。表2-3 换热器压力降允许范围工艺物流的压力状况允许压力降P/kPa工艺气体真空3.5常压3.414低压1525高压3570工艺流体70170流速水和相类似的液体流速一般取1-2.5m/s；气体和蒸汽的流速可在8-30m/s的范围内选取。一般流体流速选取如下：表2-4 换热器流速范围表流体类型管型流速（m/s）管程壳程液体直管0.5-30.2-1.5盘管0.3-0.8气体直管5-302-15盘管3-10物流的安排 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。 较高压力的物流应走管程。 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。 腐蚀性较强的物流应走管程。 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。 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。 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。 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。换热管 管径越小换热器越紧凑、越便宜。但是，管径越小换热器的压降越大，为了满足允许的压力降，一般推荐选用19mm的管子。对于易结垢的物料，为方便清洗，采用外径为25mm的管子。对于有气、液两相的工艺物流，一般选用较大的管径，例如再沸器、锅炉，多采用32mm的管径。直接火加热时多采用76mm的管径。 无相变换热时，管子较长，传热系数增加。在相同传热面时，采用长管管程数少，压力降小，而且每平方米传热面的比价也低。但是，管子过长给制造带来困难，因此，一般选用的管长为46m。对于大面积、或无相变的换热器可以选用89m的管长。 管子在管板上的配布主要是正方形配布和三角形配布两种形式。三角形的配布有利于壳程物流的湍流。正方形配布有利于壳程清洗。为了弥补各自的缺点，产生了转过一定角度的正方形配布和留有清理通道的三角形配布两种形式。三角形配布一般是等边三角形的，有时为了工艺的需要可以采用不等边的三角形配布。不常用的还有同心圆式配布，一般用于小直径的换热器。 管心距是两相邻管子中心的距离。管心距小、设备紧凑，但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大，一般选用范围为1.251.5d（d为管外径）。表2-5 换热管规格和排列形式外径壁厚/（mmmm）排列形式管心距/mm碳钢、低合金钢不锈钢252.5252正三角形3219219225 管程数有1、2管程或4管程。管程数增加，管内流速增加、给热系数也增加。但管内流速要受到管程压力降等限制，在工业上常用的管内流速如下：水和相类似的液体流速一般取12.5m/s；对大冷凝器的冷却水流速可增加到3m/s；气体和蒸汽的流速可在830m/s的范围内选取。 所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压力降过高，影响传热系数。换热器型号表示方法：本法来自于GB151，适用于卧式和立式换热器。示例说明：型号：AES500-1.6-54-6/25-4 其中：A表示前端管箱形式为平盖管箱E表示壳体形式为单进单出冷凝器壳体S表示后端结构型式为浮头式500表示公称直径为500mm1.6表示公称压力 1.6MPa54表示公称换热面积为 54m26表示公称长度为6m25表示换热管外径为 25mm4表示管程数为4I表示管束为I级，采用较高级冷拔钢管这个型号代表平盖管箱，公称直径500mm，管程和壳程设计压力均为1.6MPa，公称换热面积54m，碳素钢较高级冷拔换热管外径25mm，管长6m，4管程，单壳程的浮头式换热器。2.4换热器（以E0102冷却器为例）设计2.4.1工艺模拟数据 在对工艺流程的换热器设计与选型中，先按照实际工业实施情况以及成本因素，对车间进行了热集成，优化了换热网络，然后针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据国家标准GB/T151-2014热交换器以及化工工艺设计手册（下）第四版，使用HRTI6.0进行换热设备的设计，以此作为参考从工艺手册上选取换热器。 以E0102换热器为例，初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用Aspen 进行模拟计算，模拟出来的换热器工艺参数如图所示。表2-6工艺参数操作条件参数壳程管程物流热流体冷流体介质水蒸气（冷凝水）氨水质量流量/（kg/h）9731200进口温度/87.620出口温度/83.180进口压力/MPa0.060.1出口压力/MPa0.04940.0892.4.2类型选择选择工业上最常见的管壳式换热器，由于传热温差大，选用固定管板式换热器，封头为椭圆形封头，双管程，后管箱也为椭圆形。2.4.3类型选择该换热器的作用是用压缩后的水蒸气加热进入蒸发结晶器中的氨水，此过程存在换热介质的相变，水蒸气会发生冷凝，氨水溶液会发生蒸发结晶，考虑到相变的存在，采用垂直式的换热器。另外，氨水腐蚀性较强，容易结垢，对于压降无特别要求，故而使之走管程；水蒸气清洁且要求压降尽可能小，温差大，故而使之走壳程。2.4.4温度该换热器的壳程工作温度为87.6-83.1，管程工作温度为20-80，进出口温差大于10，符合工业实际。设计温度以工作温度为依据。这里取壳程的设计温度为130，管程的设计温度为130。并且设保温层。2.4.5压力这里取壳程设计压力为0.35MPa,管程的设计压力为0.35MPa。出口绝压小于0.1MPa（真空条件），压降不大于进口压强的40%，出口绝压大于0.1MPa，压降不大于进口压强的20%。2.4.6传热系数传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和污垢热阻计算得到，其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器的壳程为水蒸汽，根据化工工艺设计手册（第四版）上册，冷却水平均污垢系数为0.00001m2K/W，壳程为有机化合物气相，同样查得手册上的平均污垢系数为0.00005m2K/W。2.4.7尺寸根据EDR推荐的设计方案，选择其中较为合理的一组。结合GB/T28712.2-2012热交换器形式与基本参数第2部分：固定管板式热交换器规定，选择换热管内径为19mm，壁厚2mm，管心距25mm，排列方式为正三角形，壳程工程直径（内径）为325mm，壁厚10mm，换热管长度6000mm，折流板间距为300mm。换热管数量为118根。其余参数为EDR默认值。图2-1计算结果表由上述计算结果可以看出，换热管换热面积为42.3，设计余量为61%，符合设计要求；壳程流速、管程流速均为湍流态，且满足经济流速范围；流态分布均匀，无气液混合进出料，且压降均在合理范围内。总传热系数为587.9W/（m2K），进而确定换热器E0102型号为BEM325-3.5-423-6/19-1I其表示意义为：封头管箱：325-换热器公称直径（mm），6-换热管长（m），19-换热管外径（mm），1-单管程，级管束。其他换热器采用同样的方法计算选型。选型结果请见附录三设备选型一览表。2.4.8详细结构换热器设备结构图和换热管排布图如下：