1典型设备选型计算说明书

第一章塔设备设计 塔设备设计依据 塔设备概 塔设计的基本目标与原则 塔类型的选择与初步设计 塔类型的选择原则 板式塔的塔盘类型与选择 填料塔的填料类型与选择 塔型的结构与选择 塔设备选型方法说明 填料塔设计（HAC-VAC-乙烯粗分塔 塔选型 选择填料塔 填料选取 AEPEN模拟过程说明 AEPEN塔设备优化 流股信息 设备相关数据 结构设计 筒体、封头及裙座设计 接管设计 进料孔 出料孔 回流孔及再沸 塔内件 液体分布器 液体再分布装置 床层定位器 填料支撑板 栅板尺寸 栅条强度校核 除沫器 塔高 塔顶高度 填料高度 封头 塔釜高度 填料内件及接孔所占高度 变径段高度 吊柱 裙座的设计 选材 裙座的结构 裙座高 地脚螺栓 强度校核 风载荷及地震载荷计算、耐压试验校核 SW6计算书 设备条件图 总结 塔设备选型一览 第二章换热器选型 换热器设计依据 换热器简 换热器选用原则 基本要求 介质流程 终端温差 流速 压力降 传热膜系数 污垢系数 换热管 换热器型号表示方法 换热器选型示例（以E0103为例 选型用软件一览 设计条件确定 流股参数确定 管程、壳程的设计压力及设计温度 传热系数及污垢热阻 流体空间选择 选用材质 换热面积的确定 EDR数据输入 换热器结构参数的确定 EDR初步设计结果 换热管选择 壳层直径 壳程折流板形式及间距 接管尺寸 换热器结构校核 圆整后结构参数 选型结果 详细尺寸 换热器选型示例（以E0201为例 选型用软件一览 设计条件确定 流股参数确定 管程、壳程的设计压力及设计温度 传热系数及污垢热阻 流体空间选择 选用材质 热面积的确定 EDR数据输入 换热器结构参数的确定 EDR初步设计结果 换热管选择 壳层直径 壳程折流板形式及间距 接管尺寸 换热器结构校核 圆整后结构参数 选型结果 详细尺寸 强度校 换热器机械强度校核（ 换热器机械强度校核 换热器强度计算与校核小结 换热器强度计算与校核小结 换热器强度计算与校核小结 换热器工艺条件 换热器工艺条件图 换热器工艺条件图 换热器装配图 换热器装配图 换热器装配图 换热器选型一览表 第一章塔设备设计塔设备设计依据塔设备主要有板式塔、填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。塔选型参考标准如下：《固定式压力容器 GB150-《压力容器封头 GB/T25198-《石油化工塔器设计规范 SHT3098-《钢制化工容器结构设计规定 HG/T20583-《工艺系统工程设计技术规范 HG/T20570-《塔顶吊柱 HG/T21639-《不锈钢人、手孔 HG21594-《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》HG/T21514-《钢制塔式容器 JB/T4710-《钢制管法兰、垫片、紧固件 HG/T20592~20635-《化工设备设计全书——塔设备》《化工设备设计基础规定》《设备及管道保温设计导则》《钢制压力容器焊接规程》《塔器设计技术规定》

HG/T20643-2012GB8175-2008JB/T4709-2007HG20652-塔设备概述塔设计的基本目标与原则作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质效率；同时还应保证塔设备的经济性。为此，塔设备应满足以下基本要求：生产能力大，单位塔截面积处理量大，弹性好。随着化工装置大型化，生产能力要求尽量地大，而根据生产经验，工艺流程中精馏往往是限制环节。很多精馏塔设计中考虑诸如造价、结构或压降、分离效率等因素较多，而常常未将塔的操作弹性放在重要位置，从而造成投产后设备不大适应工艺条件和生产能力的较大波动。满足工艺要求，分离效率高，达到一定分离程度所需塔的高度低。工艺上要分离的液体有很多特殊要求，如沸点低、难分离、有腐蚀性、有污垢物等，对塔型要慎重选择。运转可靠性高，操作、维修方便。结构简单，设备取材面广便于加工制造与维修，适用范围广。加工方便，造价较低。塔压降小。对于真空塔或者要求塔压降低的塔来说，压降小的意义更为明显。但值得注意的是，通常选择塔型未必能满足所有的原则，应抓住主要矛盾，最大限度满足工艺要求。气体阻力小可使气体输送功率消耗小。塔类型的选择与初步设计依据传质机理,从生产能力,分离效率,塔压降,操作弹性,操作便利性,结构,制造及造价等等方面分析,板式塔与填料塔的性能大致如下：生产能力：板式塔的传质是通过上升的蒸气穿过板上的液池来实现,塔板的开孔率一般占塔截面积的7%~15%,其优化设计要考虑塔板面积与降液管面积的平衡，否则即使开孔率加大也不会使生产能力提高。而填料塔的传质是通过上升的蒸气和靠重力沿填料表面下降的液体逆流接触实现,填料塔内件的开孔率通常在30%以上,而填料层的空隙率则超过80%,一般液泛点较高,其优化设计主要考虑与塔内件的匹配,若塔内件设计合理,填料塔单位塔截面积上的生产能力一般均高于板式塔。分离效率：塔的分离效率决定于被分离物系的性质、操作状态（压力、温度、流量等）以及塔的类型及性能,一般情况下,填料塔具有较高的分离效率,但其效率会随着操作状态的变化而变化,工业上常用填料塔每米理论级为2~8级而常用的板式塔,每米理论板最多不超过2级。塔的操作处于真空或低液量下,这时填料塔的分离效率明显高于板式塔；当塔的操作处于高压或高液量下,这时板式塔占有一定的优势,分离效率较高。这就是说,真空或常压操作,填料塔具有较高的分离效率,而在高压下操作,板式塔具有较高的分离效率。塔压降：填料塔由于空隙率高,故其压降远小于板式塔,一般情况下,板式塔的每个理论级压降在0.4~1.1kPa,填料塔为0.01~0.27kPa,通常,板式塔压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用,节约能耗,对于精馏过程,可使塔釜温度降低,有利于热敏性物系的分离。操作弹性：操作弹性是指塔对负荷的适应性。塔正常操作负荷的变动范围越宽,则操作弹性越大。一般来说,由于填料本身对负荷变化的适应性很大,故填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计,特别是液体分布器的设计,一般操作弹性较小,因而可以根据实际需要确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性受到塔板液泛、雾沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较大。操作弹性：持液量大,可使塔的操作平稳,不易引起产品的迅速变化填料塔的持液量小于板式塔,故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线进料和出料,而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况不太适合。对于比表面积较大的高性能填料,填料层容易堵塞,故填料塔不宜直接处理有悬浮物或容易聚合的物料。结构、制造及造价：一般来说,填料塔的结构较板式塔简单,故制造维修也较为方便,但填料塔的造价通常高于板式塔。塔类型的选择原则类型选择时需要考虑多方面的因素，如物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔的制造、安装、运转和维修等。对于真空精馏和常压精馏，通常填料塔塔效率优于板式塔，应优先考虑选用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔内空间，提供的传质面积很大，使得汽液两相能够充分接触传质。而对于加压精馏，若没有特殊情况，一般不采用填料塔。这是因为填料塔的投资大，耐波动能力差。具体来讲，应着重考虑以下几个方面：与物性有关的因素①易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。②具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结③具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。④粘性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率太差。⑥操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。与操作条件有关的因素①若气相传质阻力大，宜采用填料塔。②大的液体负荷，可选用填料塔。③液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔。其他因素①对于多数情况，塔径大于800mm地，宜用板式塔，小于时，则可用填料塔。但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。②一般填料塔比板式塔重。③大塔以板式塔造价较廉。板式塔的塔盘类型与选择板式塔主要有筛板塔、浮阀塔和泡罩塔。板式塔的设计主要是选择塔型、选择流体流动形式、操作状态——鼓泡或喷射态等。板式塔一般认为用于大型塔是经济合理的，比一般填料塔具有效率高和能力大的优点。工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较。2-1塔盘类 优 缺 适用场较成熟、操作稳定结构复杂、造价高、塔板阻力大、处理能力小特别容易堵塞的物系效率高、操作范围宽浮阀易脱落分离要求高、负荷板效率高易堵塞、操作弹性较小分离要求高、塔板结构简单且阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪2-2511933为使塔板不同区域气液稳定、均匀分布及减少塔板“非活化区”对塔板效率的影响，本项目中反应精馏塔使用筛板塔，从而提高装置分离效率、减少生产能耗。填料塔的填料类型与选择塔填料是填料塔的核心构件，它为气液两相间热、质传递提供了有效的相界面，只有性能优良的塔填料再辅以理想的塔内件，才有望构成技术上先进的填料塔。因此，人们对塔填料的研究十分活跃。对塔填料的发展、改进与更新，其目的在于改善流体的均匀分布，提高传递效率，减少流动阻力，增大流体的流动通量以满足降耗、节能、设备放大、高纯产品制备等各种需要。2-3常用填料的分类与名称填料类 填料名散装填环形拉西环形开孔环形鞍形弧鞍形，矩鞍形，改进矩鞍形环鞍形其他新型塑料球形，花环形，麦勒环形规整填波纹型垂直波纹型网波纹型，板波纹型水平波纹型非波纹珊格形Glitsch板片形压延金属板，绕圈形古德洛形填料的选取包括确定其种类、规格、及材质等。颗粒填料包括拉稀环、鲍尔环、阶梯环等，规整填料主要有波纹填料、格栅填料、绕卷填料等。国内学者采用模糊数学方法对九种常用填料的性能进行了评价如表所示：2-4主要填料性能的量化比较填料名称评估值排序丝网波纹填料1孔板波纹填料2金属3金属鞍形环4金属阶梯环5金属鲍尔环67瓷鞍形环8瓷拉西环9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。塔型的结构与选择除了塔板结构之外，塔的其他附件也十分重要，塔设备的总体结构均包括：塔体、内件、支座及附件。塔体是典型的高大直立容器，多由筒节、封头组成。当塔体直径大于800mm时，各塔节焊接成一个整体；直径小的塔多分段制造，然后再用法兰连接起来。内件是物料进行工艺过程的地方，由塔盘或填料支承等件组成。支座常用裙式支座。附件包括人、手孔，各种接管、平台、扶梯、吊柱等。塔的详细结构及装配图详见装配图图册。2-1A

2-1B塔设备选型方法说明塔内参数由多方面决定，尤其与工艺参数有着密切的关系。所以在设备选型主要应用AspenPlusV9.0、SW6-2011进行塔设备的设计，其中AspenPlusV9.0为了模拟水力学参数及选型结果核算；SW6-2011是为了塔机械强度设计。此外设计标准主要参考《化工设备设计全书——塔设备设计》、《化工工艺设计手册》以及国标等。填料塔设计（HAC-VAC-乙烯粗分塔选择填料塔填料塔具有以下优势：压力降小填料塔由于空隙率较高,故其压降远远小于板式塔。一般情况下,塔的每个理论级压降板式塔为0.4~1.1kPa（3~8mmHg）;散装填料为0.13~0.27kPa（1-2mHg）;规整填料为0.01~1.07kPa（0.01~0.08mmHg）m）,一般情况下,板式塔压降高出填料塔5倍左右,压力降的减小意味着操作压力的降低,在大多数分离物系中,操作压力下降会使相对挥发度上开这对于真空操作尤为重要。对于新塔可以大幅度降低塔高,减小塔径。对于老塔可以减小回流比以求节能或提高严量与产品质量。低压降的塔对于实现热泵精馏和双效蒸馏等节能性作更为有利。操作弹性大操作弹性是指塔对负荷的适应性,塔正常操作负荷的变动范围越宽,则操作性越大,由于填料本身对负荷变化的适应性很大,故填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计,特别是液体分布器的设计,因而可以根据实际需要确定填料塔的操作弹性,而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛、雾沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较小。持液量小持液量是指塔在正常操作时填料表面、内件或塔板上所持有的液量,它随操作负荷的变化而有增减,对于填料塔,持液量一般小于6%,而板式塔则高达8%~12%,持液量可起到缓冲作用,使塔的操作平稳,不易引起产品的迅速变化,但对于开工时间则有较大的影响,这对于难分离物系的分离、间歇蒸馏及经常处于开停工状态的分高操作是一个重要的问题,持液量大,对于难分离物系的分离,由于相对挥发度很小,达到塔的各部稳定组成的时间就更长,故开工时间很长,对于间歇蒸馏或经常处于开停工状态的分离操作,即便相对挥发度不小,持液量大也会使开工时间加长,会大大增加操作周期及操作费用。对于热敏物系的分离操作，持液量大意味着停留时间的加长，这对于防止热敏物料的分解或聚合也是不利的。由于性能优良的新型填料相继问世，特别是规整填料及新型塔内件的不断开发应用，使得填料塔逐步取代板式塔。故该精馏塔采用填料塔。填料选取考虑到处理气量很大，且液气比较小，因此选用规整填料塔。填料则选择使用性能优良的350Y波纹板规整填料。这种填料的喷淋密度范0.2m3/（m2·h）200m3/（m2·h）。350型规整填料每理论级压力降为30~100pa，压力降小；且操作压力的范围大，可以动负压至加压。价格相对于丝网填料便宜。此外，它具有稳定的操作性能，一般塔器的液泛范围均较窄，操作不慎易出事故，而350型填料的液泛点不明显，往往有一个相对稳定的范围，这就有可能争取时间、排除事故。良好的几何结构所带来的抗堵塞性能，进一步扩大了应用范围。该塔采用变径塔，自上而下第一段塔径为2.4m，第二段塔径为1.8m，第三段塔径为2.2m.第一段的喷淋密度：U=Q第二段的喷淋密度：U=Q第三段的喷淋密度：U=Q

2.42×44441.82×

=7.07𝑚3⁄（𝑚2∙=12.58𝑚3⁄（𝑚2∙=7.70𝑚3⁄（𝑚2∙ 2.32×4故符合要求。AEPEN模拟过程说明AEPEN塔设备优化通过灵敏度分析，对回流比、总板数、进料板位置进行优化，分析他们对塔顶水含量、塔底甲醇损失量以及塔顶醛回收率的影响。3-1ASPEN模拟VACHAC分离塔示意图3-2B26回流比-VAC含量图3-3B26回流比-HAC含量图3-4B26回流比-负荷图精馏塔进料共189.3kmol/hVAC，由图3-2看出，在R=1.7之前，随着回流比的增大，塔顶VAC含量迅速增加，之后速度变慢，由图3-3看出，回流比取1.7时损失量最低，由图3-3看出，回流比越大，HAC回收率越高，要求损失量在0.1kmol/h以下，回流比应大于1.6。由图3-5看出，随着回流比增大，冷凝器再沸器热负荷线性增大，回流比每增0.1，冷凝器再沸器负荷均增加200kw左右，因此回流比不应过大。最后取回流比R=1.7以进料板为参变量，分析优化精馏塔总板数以及进料板位置，由于这两个参数对醛含量影响较小，故不在此分析。富醛物流优化：3-5B26进料板-VAC含量图3-6B26进料板-HAC含量图3-6B26理论塔板数-HAC含量图3-6B26理论塔板数-VAC含量图由图看出，进料板为21时塔顶HAC含量最少，塔底VAC含量最少，总板数为27时效果较优，之后增加塔板效果不再明显。因此选择此物流进料板为21，总板数优选27或28。综合设备投资，HAC原料价格较便宜，以及含水量、HAC损失量在可接受的范围内的考虑，最后选取总板数为27。流股信息3-1分离塔流股信息进料流股塔釜采出塔顶液相采出TemperatureC1Mass--O2-000-000--000--000-ETHYL--000-000----000--000000000Volume设备相关数据采用350Y型板波纹填料，用ASPEN模拟得到：理论级数（不包括再沸器与冷凝器）塔顶温度：64.3工作压力：采用变径塔，上段塔径为2400mm，即在ASPEN中第2-7块理论板，填料层高度为4m；中段塔径为1800mm,即在ASPEN中第8-20块理论板，填料层高度为4m；下段塔径为2200mm，即在ASPEN中第21-26块理论板，填料层高度为4m。加料位置：流股进料，第二段填料与第三段填料之间，即变径处，在ASPEN中即第21块理论板上。进料组成、流量见上表。能力因子：结构设计该分离塔的设计参照了JB/4710-2005钢制塔式容器、SH/T3098-2111石油化工塔器设计规范、GB/T25198-2010压力容器封头标准、HG/T21618-1998丝网除沫器标准、HG/T21639-2005塔顶吊柱等标准。对塔的设计温度、设计压力、采用的材料进行了确定。在此基础上，利用内压容器壁厚计算公式，对塔体壁厚、封头壁厚进行初步估算并利用SW6对估得的壁厚进行校核，从而最终确定需要的塔壁厚和封头厚度。之后根据文献选取裙座的材料和厚度，以及螺栓材料和型号，同样对这些数据进行SW6强度校核。筒体、封头及裙座设计塔作为压力容器的一种，应当根据GB150-2011对压力容器操作压力、设计压力、操作温度、设计温度的定义和计算方法，对T0302的设计温度和设计压力进行确定。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1.2bar，故设计压力取1.32bar。自上而下第一段的操作温度最高为70.6℃，设计温度要比操作温度高15左右℃，取设计温度为86℃。由于甲基丙烯醛具有很强的腐蚀性，最终采用S30408来作为T0106的材料。其具有良好的耐腐蚀能力，S30408在该温度下的腐蚀速率为0.1mm/a，以设计寿命20年计，取腐蚀余量C2为2mm。部分探伤，故取焊缝系数为0.85圆筒计算厚度：𝛿𝑐 （2[𝜎𝑡]𝜑−式中：𝑃𝑐为计算压力，在液柱低时可认为与设计压力P近似相等；Di为筒体内径[𝜎𝑡]为材料在设计温度下许用应力，为c 1320002.33 (2[t]Pc) (21891060.85-132000）取壁厚负偏差𝐶10.3mmcC1C29.6向上圆整，则名义厚度为11mm顶部采用椭圆形封头，公称直径2400mm，查自GB/T25198-2012知封头曲面高度600mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积6.41𝑚2，容积1.93𝑚3，质量403.3kg底部采用椭圆形封头，公称直径2200mm，查自GB/T25198-2012知封头曲面高度550mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积5.4𝑚2，容积1.49𝑚3，质量340.0kg。封头计算厚度：𝛿𝑐 （2[𝜎𝑡]𝜑−Pc为计算压力，对于上封头可认为与设计压力P近似相等；Di为筒体内径t为材料在设计温度下许用应力，为为0.85。c 132000 (21891060.85cC1C29.9同理可得第二段塔的名义厚度为12mm同理可得第三段塔的名义厚度为12mm，下封头的名义厚度也为12mm由于需要在塔上开孔，故在塔壁和封头的厚度需要增加，取用进行校核，同时设计裙座以及地脚螺栓。SW6强度校核表见表3-7SW6可得：塔筒体材料：上封头壁厚：10mm裙座材料：地脚螺栓大小：地脚螺栓个数：裙座上圆形检查孔个数：中心线高度：950mm引出管水平方向内径：500mm名义厚度：引出管长度：裙座防火层厚度：接管设计进料孔VACHAC的进料流速设为2m/s0.0185m3s,求得孔径为： 0.109m圆整后取Φ1085.4。直管进料，孔开在筒壁上，变径段上方，距离中段填料底部300mm。出料孔塔顶气相出料流速设为20m/s，流量为0.0054𝑚3⁄𝑠d=√4𝑄=√4×0.0054=0.0185m=

20×圆整后取Φ19.14沫。塔釜液相出料流速设为2m/s0.0134𝑚3⁄𝑠d=√4𝑄=√4×0.0134=0.0292m= 2×圆整后取Φ294。孔开在下封头中央，并装设防碎填料挡板。回流孔及再沸孔塔顶液相回流流速设为2m/s0.00391𝑚3⁄𝑠 4×d= =√ =0.0499m=49.9mm 2×圆整后取Φ50×4。孔开在筒壁上，上封头下方，第一段填料上方，距离第一段填料顶部700mm。塔釜气相再沸流速设为20m/s5.444𝑚3⁄𝑠 4×d= =√ =0.589m=589mm 20×圆整后取Φ600×10。孔开在筒壁上，下封头上方，下段填料下方，距离下段填料底部800mm。塔内件液体分布器初始液体分布至关重要,而初始液体分布要靠液体分布器实现,故液体分器的设计要给予足够的重视。对于难分离物系,由于所需理论级数较多,需选用高性能液体分布器。对于填料层中理论级数多,且接近最小回流比R𝑚𝑖𝑛或最小液气比（L/V）𝑚𝑖𝑛分布点数要尽可能的多,或者采取其他分布措施,以防止在塔顶形成乘紧点；对于理论级数较少的填料塔则不可过高地追求分布点数,以免增加造价。总之,液体分布器的设计,包括结构形式、几何尺寸,液位高度或压头大小（）及每平方米的分布点数,阻力等都要考虑周到。它们取决于分离程度、理论级数、分布质量、填料形式及尺寸、液体流率、塔径、堵塞的可能性、加料状态及造价等。液体分布装置一般安装在距填料层顶平面150-300mm处，以提供足够的液体喷射空间和气体自由流动空间。塔内可以设置一个或多个液体分布器。为使液体初始分布更加均匀，设计中应合理增加单位塔截面积上的喷淋点数。不过，喷淋点数不应过多，否则一定的液体流量由于喷淋点过多，造成每个喷淋点的液流量太小，反而难以保证分配均匀。液体分布器按出液推动力可分为重力型和压力型两种,按结构形式可分为槽式、管式、喷射式、盘式等。液体分布器种类较多，工业上常用的有两大类。（1）压力型压力分布器，有莲蓬头式液体分布器，多孔单直管式液体分布器、多孔直列排管式液体分布器。（）重力型液体分布器，有单管式液体分布器、多孔型直列排管式液体分布器、带升气管盘式筛孔液体分布器、堰槽式液体分布器。不同类型的液体分布器，使用情况不同。莲蓬头式适用于DN≤600mm的小塔，而多孔直列排管式液体分布器效果不佳难以达到要求。重力型分布器，则以槽盘式和槽式最为常见。区别在于槽盘式具有盖有挡管式孔流喷淋盘式孔流管式孔流喷淋盘式孔流板式孔流盘式溢流槽式溢流液流动力压力压力重力重力重力重力分布质量中低-高高低-低-处理量0.25-广广广广广适用塔径任意通常通常通常通常易堵塞程度高高中中低低气体阻力低低高低高低对水平度要求无无中中高高腐蚀影响高高高高低低受液面波动影响无无中中高高液体夹带高高低低低低自重低低高中高中液体分布器的机械结构设计，主要考虑几点：满足所需的淋液点数，以保证液体初始分布的均匀性；气体通过的自由截面积大，阻力小；操作弹性大，适应负荷的变化；不易堵塞，不易造成雾沫夹带和发泡；易于操作，部件可通过人孔进行安装拆卸。根据该反应特点，选择可拆型槽盘气液分布器（HG/T21585.1-1998），安装在填料塔塔顶及各填料层上部，用于液体及气体分布。分布器分标准升气管型和高升气管型。分布器底板和升气管等组成分布板部件，分布板有单升气管型分布板和双升气管型分布板。单升气管型（3-12）用于塔径800~1800mm的标准升气管型及高升气管型，双升气管型用塔径≥2000mm的标准升气管型。可拆型槽盘气液分布器结构为带挡液帽。3-12双升气管型分布板b——升气管宽；L——分布板宽；h1——下层喷淋孔中心与底板距离；h2——上、下层喷淋孔中心距；H——分布器总高；L1——升气管高L2——分布板底距下端高度；W——挡液帽高安装位置应高于填料层表面150~300mm，以提供足够的自由空间。这里取200mm。由于在分布器所在位置有进液口时，如进液口设计位置低于分布器升气管上沿时，选用不带挡液帽的可拆型操盘液体分布器，此时进液口方位朝向分布器升气管间，或深入分布器升气管间布置进液管。查表得：塔径为2400mm时，可拆型槽盘气液分布器的总高度为468mm，升气管高度L1=255mm，分布板底距下端高度L2=95mm，分布板宽度L=452mm，故无挡液帽，升气管宽度b=120mm，喷淋孔径为d1的孔数n=110个。而孔径为d1的孔数等于孔径为d2的孔数。采用标准升气管，且d2≥d1𝜋(d2+d2)≤ 分布器液流总量：Q=dd1d2m；n——喷淋孔径，个；h——液位高，液面非喷淋孔中心距，m；Cd——喷淋孔流量系数，取Cd=0.5~0.7；d2——上层喷淋孔直径，取d2≥d1。计算喷淋密度：

L=

[𝑚3⁄（𝑚2∙式中Q——分布器液流总量，A𝑚2。常用范围L=2~50𝑚3⁄（𝑚2∙ℎ）正常流量Q计算喷淋量的液位（仅下层喷淋孔喷流h≈h2——上、下层喷淋孔中心距，m根据计算，取d2=12mmd1=10mm；h2=200𝑚𝑚;𝐶𝑑=0.6代入得：h≈0.5×0.2=Q=2826×0.0122×110×0.6×√2×9.81×0.1=37.62L=Q=37.62=8.3𝑚3⁄（𝑚2∙4 2.424满足喷淋密度在2~50𝑚3⁄（𝑚2∙ℎ塔内若要安装该分布器，需要有支持圈，内径D1=2300mm，厚度t1=12mm，分布器支承梁数量1个，翼缘宽度100mm，翼缘厚度12mm。安置在塔顶。3-13分布器支承梁与支持圈的结构T1——分布器支持圈厚度；b2——分布器支承梁翼缘宽度；T2——分布器支承梁翼缘宽度；D——塔内径；D1——支持圈内径液体再分布装置采用的是规整填料，液体趋壁效应不明显，因而不用考虑采用对趋壁液体有强收集效果的锥桶型及花式液体收集器。选择有KOCH公司开发的产品——段间液体再分布器，支承板不固定在塔体上，而是支承在在分布器的筒体上，并与之固定，筒体下部开孔以收集壁流。同时考虑到液体再分布器也和液体分布器一样，是槽式液体分布器，液体再分布器中间有一个布液槽，因此选择采用组合式液体分布器中斜板型液体再分布器中的双流斜板型。斜板复合式再分配器的导流-集液板，而分布槽既是收集器又是再分布器。该装置的特点是：结构高度较低，液体的均布性能耗，导流-集液板的上下两面均能用作液体导流，无论在大液量或小液量下均可确保收集全部液体，操作弹性大、适应性好。因此，该装置适宜在液体负荷变化较大的场合下使用。塔壁上只有一个塔圈用以固定在分布器。这样可以减小再分布器所占的空间。支承板与再分布器总高为400mm，再分布器底板距下段填料表面200mm，占据空间为600mm，全塔共2个。3-14段间液体再分布器床层定位器由于规整填料有固定的结构，因而它的床层定位器比较简单，用栅条间距为300mm的栅板即可，即为床层定位栅板。采用分块独立式结构，用螺栓与塔壁连接，便于分别调节水平度。栅板圈用厚5mm的扁钢弯制而成，高度为50mm，塔内共设3个。填料支撑板栅板尺寸本填料塔采用支承栅板，填料塔上段塔径2.4m，填料层高度共4m；中段塔径1.8m,填料层高度4.9m。采用分块式栅，每块宽度350mm，同时由于塔径超过2m，则应加设一个中间支承梁；下段塔径2.2m,填料层高度4m。采用分块式栅，每块宽度350mm，同时由于塔径超过2m，则应加设一个中间支承梁；栅条间距为75mm，栅板圈与栅条高100mm，为增加栅板的刚度，须加设上下连接板，支撑圈还需用支持板来加强，上段栅板外直径2360mm，栅条高度×厚度=80×12mm，支持圈外径2324mm，内径2300mm，厚度12mm；下段栅板外直径2160mm，栅条高度×厚度=60×10mm，支持圈外径2124mm，内径2100mm，厚度12mm。 栅条强度校核以精馏段为例：𝑃𝑃=𝐻𝐿𝑡𝜌𝑝g=9.81×4.2×2.4×0.075×250=对于规整填料：𝑃𝐿=0.05𝐻𝐿𝑡𝜌𝐿g=0.05×9.81×4.2×2.4×0.075×774.79=P=𝑃𝐿+𝑃𝑃=P为栅条总负荷，𝑃𝑃为栅条上填料的重量，N；H为填料层高度，m；L为栅条长度，m；t为栅条间距，m；𝜌𝑝为填料的堆积密度，𝑃𝐿为填料层持液量负荷，𝜌𝐿为液体密度简支梁最大弯矩为M=𝑃𝐿8M=𝑃𝐿=2141.4×2.4=856.6𝑁∙ 栅条的抗弯截面模量W=1(𝑆−𝐶)(ℎ−𝐶)2=1(0.012−0.002)(0.08−0.002)2=1.014× σ=𝑀

=8.45×107𝑃𝑎=84.5𝑀𝑃𝑎≤ 1.014×强度满足条件[𝜎]=故，支撑栅板高度为100mm，塔内共设2个。除沫器随着新型高效填料的开发,有时塔内操作气速很高,造成塔顶雾沫夹带严重,不但造成物料的损失,也使塔的效率降低。同时还可能造成对环境的污染。为了避免这种情况,需要在塔顶设置除雾沫装置。对于气体吸收过程还能保证气体的纯度,使后续过程能正常运行。最常用的除沫装置有丝网除沫器、折流板除沫器及旋流板除沫器。最简单的除沫器是在塔的出口加挡板。对除沫器的要求是除沫效率高、压力降小、不易堵塞、结构简单等。3-15填料丝网除沫器结构形式a、b、c——平放式除沫器d、e、f、g、h——导液式除沫器i——多通道式除沫器选择丝网除沫器。丝网除沫器由于比表面积大、空隙率大、结构简单、使用方便以及除沫效率高、压力降小等优点，广泛应用于填料塔的除雾沫操作中。它的主要元件是针织金属或塑料丝网。图中a由于截面积较大而不易发生二次夹带，因而应用较为广泛。它的除沫效率高。单层，平放式，标准型（N）型，网层厚度为100mm。全塔共1个。塔高Z总=Z塔板+Z填料Z+Z+Z塔内件全塔设四个孔，分别在塔顶、塔釜、两块进料板。塔顶高度塔的顶部空间高度是指塔顶填料层压板到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2~1.5m，本项目取1.2m。填料高度根据上述计算，填料高度为12m封头顶部采用椭圆形封头，公称直径2300mm，查自GB/T25198-2012知封头曲面高度600mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积6.41𝑚2，容积1.93𝑚3，质量403.3kg底部采用椭圆形封头，公称直径2300mm，查自GB/T25198-2012知封头曲面高度550mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积5.4𝑚2，容积1.49𝑚3，质量340.0kg。塔釜高度塔的底部空间高度是指塔底支承板到塔底下封头切线处的距离。当进料系统有15分钟的缓冲时间时，釜液的停留时间可取3~5须取15分钟。但对釜液流量大的塔，停留时间一般也取3~5分钟。塔底料液停留时间t=5min，DN=2300的直边高为25mm，封头容积为1.494（𝐿𝐵,𝑣𝑡− 4×（20.83×5−𝑧 封 = 𝜋×塔底液面至最下层间距取𝑧2=1mZ𝐵=𝑧1+𝑧2=0.98+1=填料内件及接孔所占高度塔内件及接孔总计高度：Z塔内件=0.50.20.05×30.130.070.450.10.6=变径段高度变径段高度取670mm，为收集再分布装置处。故，总塔有效高度（不包括裙座）为：Z总=1.2121.982.371.2520.575=圆整为23m塔径为2300mm的塔高为：Z2.4=4+1.5+0.5+0.2+0.05+0.1=塔径为2300mm的塔高为：Z2.2=4+1.5+0.5+0.2+0.05+0.1=塔径为1800mm的塔高为：Z1.8=4+0.05+0.1+0.45+1.122+0.575=中间变径过渡段锥壳厚度为1.25m吊柱安装在室外、无框架的整体塔设备，为了安装及拆卸内件，更换或补充填料，往往在塔顶设置吊柱。裙座的设计塔体常由裙座支承，可分为圆柱和圆锥两种。裙座高度是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。选材裙座材料选用取Q-235B裙座的结构裙座与筒体的连接H/DN=15/2.2=当DN≤1mH/DN>25DN>1mH/DN>30用圆锥形。故本塔裙座选用圆筒形，与筒体的连接采用对接，焊缝采用全焊透连续焊。焊接长度：l=2𝛿𝑛=裙座筒体上端面至塔釜椭圆封头切线距离查塔设备书得D=2300mm，壁厚𝛿𝑛=10𝑚𝑚h=75mm裙座筒体缺口尺寸：当封头厚度为8mmK=70mm，半径R=35mm排气管塔内温度约64.3118.3℃。故设置保温层，保温层的厚度为50mm，密度为300kg/m3，同时设定塔底最低层保温圈。塔内氢气等介质为易燃物质，故考虑裙座的防火问题，由于裙座直径大于1500mm，在裙座的内外层敷设防火层。防火层厚度50mm，防火层材料为石棉水泥层，密度为1900kg/m3。基于以上的结构，根据系列标准，设置4个排气管，规格为Φ894mm，排气管距裙座筒体上部的距离为180mm3-16排气管检查孔采用圆形检查孔，查表得：裙座上设检查孔，直径为450mm，长度为250mm,中心高度为900mm，厚度为0.7×δ裙=7𝑚𝑚。设两个。3-3圆形检查孔结构、尺寸、数量表3-17检查孔示意图裙座高度选用圆筒形群座，裙座高度H=2+1.5𝐷=2地脚螺栓地脚螺栓座位外螺栓做结构型式，当直径为2200mm时，数目为12~20个，这里取20个。螺栓规格为DN40，材料为Q235。基础环的厚度为18mm。强度校核SW6计算出风载荷、地震载荷和对耐压试验校核，同时接管开孔校核。风载荷及地震载荷计算、耐压试验校核根据该塔建设处的地质条件、风力条件，及T0302的附件数量。与风载荷及地震载荷计算相关的设置如下：3-18SW6载荷数据设置计算校核结果如下：3-6T0106载荷数据结果表n垂直地震力FmhF00mhi1,2,..,n ii kk应力计算(mIIgFII)/D i4MII/ i(mIIgFII)/D i31PTDi/mIIg/D i4(0.3MIIM)/ B根据载荷计算结果，可以认为减压产品塔在当地的气候及地质条件下，能够保持自身为稳定性，具有良好的抗风及抗震能力。耐压试验均采用水压试验进行，用来检测内压容器宏观强度，检验焊接接头的致密性以及密封结构的密封性能。pr

PT(Die)试验压 ，之后要

。检验结果在之前的筒体、上封头、下封头校核结果处已经出现，为合格。SW6计算书3-7T0302SW6强度核算表塔设备校核压力容器专用计算软件3材料名称名义厚度腐蚀裕量11焊接接头系数封头形状设计压力设计温度长度名义厚度内径/外径材料名称(即钢号182838腐蚀裕量试验压力(立)试验压力(卧11021031012345℃11000000006789℃12345678912345度123453123450IA7组地震影响系数最值3度裙裙座结构式裙座底部截内裙座与壳连接形裙座高裙座材料名裙座设计温℃9裙座腐蚀量2裙座名义厚裙座材料用应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裙座与筒体连接段长度8裙座上同一高处较大孔个2裙座较大孔心高裙座上较大孔引出管内径（或宽度裙座上较大孔引出管厚度裙座上较大孔引出管长度地脚螺栓及地脚螺栓地脚螺栓料名地脚螺栓材许用应地脚螺栓数地脚螺栓公直全部筋板数0相邻筋板最外侧间0筋板内侧距筋板厚筋板宽盖板类整块盖板上地脚栓孔直盖板厚盖板宽0垫有垫板上地脚栓孔直垫板厚垫板宽基础环板径基础环板内基础环板义厚取用厚度压第1段88第1第2段88第2第3段88第3第4段第4第5第5第6第6第7第7第8第8第9第9第10Mca顺风向弯矩顺风向弯矩地震弯矩注:计及高振型时,此项按B.24计000000000000000000000B(内压),(外压)(内压),(外压)1:sijiji=1i=2i=3[s]t 注2:sA1:sA2:sA3:sA4:注3:单位：质量: 弯矩: 应力:Mca 地震弯矩注:计及高振型时,此项按B.24计00000000垂直地震0000应力计B(内压),(外压)(内压),(外压)注1:sij中i和ji=1 i=2 i=3 sA1:sA2:sA3:sA4:s:注3:单位：质量: 力 弯矩: 应力: 0SSS临界风速(第一振型临界风速(第二振型 NN0注：内件质量指塔板质量；偏心质量计入直立容器的操作质量、最小质量、最大质量中。C PT=1.25Pc= 0.90ss sT==sTK =dh==deh=dnh-C1-C2=dmin=dnh=压 计[Pw]==GB150.3-计算压力 曲面深度 设计温度许用应力试验温度许用应力钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数PT 0.3969[s]T0.90ss=sT== K =dh==deh=dnh-C1-C2=dmin=dnh=压 计[Pw]==GB150.3-计算压力C 板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数d==de=dn-C1-C2=dn=PT=1.25P= 的应力水平 0.90ss=sT = [Pw]==st==[s]tfGB150.3-计算压力 板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数d =1.02de=dn-C1-C2=dn=PT=1.25P= 的应力水平[s]T0.90ss=sT = [Pw]==st==[s]tfCC=1.33dr==Q1dr==110.39109.31PT=1.25Pc=0.3969(或由用户输入[s]T0.90ss=sT=sT计算结大小端△值△△=79.79NGB150.3-计算压力 板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数d =1.30de=dn-C1-C2=dn=PT=1.25P= 的应力水平[s]T0.90ss=sT== [Pw]==st==[s]tfGB150.3-计算压力锥壳大端直径锥壳小端直径锥壳大端转角半径锥壳小端转角半径锥壳计算内直径锥壳半顶角大端产生的轴向载荷小端产生的轴向载荷试验温度许用应力[设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差焊接接头系数锥壳厚度计=1.33计算厚度dr==Q1=110.39109.31PT=0.3969[s]T0.90ss=sT= 计算结大小端△值△△计=70.07N设备条件图设备装配图总结3-7醇醛共沸除水塔重要操作参数表 筒体材料-封头材料-裙座材料-设计压力设计温度℃第一段填料高度m4第一段塔径第二段填料高度m4第二段塔径第三段填料高度m4第三段塔径理论板数（不包括再沸器与冷凝器）-加料位置第一段高度m第二段高度m第三段高度m变径段高度m总高m筒体壁厚5上封头壁厚9下封头厚度9裙座厚度能力因子-地脚螺栓大小-M30×地脚螺栓个数-注：内件尺寸大小、接管尺寸大小方位组成介质流股数据等见上述设计形-------8-8-888第二章换热器选型换热器设计依据《化工设备设计全书—换热器2003-5《化工工艺设计手册》（2009-6《换热器设计手册2006-9《固定式压力容器安全技术监察规程 TSG21-《压力容器 GB150-《热交换器 GB/T151-《化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列》HG20553-《石油化工企业钢管尺寸系列 SH/T3405-换热器简介化工生产中传热过程十分普遍，传热设备在化工厂占有极为重要的位置。物料的加热、冷却、蒸发、冷凝、蒸馏等都需要通过换热器进行热交换，换热器是应用最广泛的设备之一，大部分换热器已经标准化、系列化。已经列入标准的换热器可以直接选用，未列入标准的换热器需要进行设计。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，吸热。在工程实践中有时也会有两种以上流体参加换热的换热器，但其基本原理与前一致。换热器种类很多，按热量交换原理和方式，可分为混合式、蓄热式和间壁式三类。间壁式换热器有夹套式、管式和板式换热器。管壳式换热器又称列管式换热器，该类换热器具有可靠性高、适应性广等优点，在各工业领域中得到最广泛的应用。列管式换热器可根据其结构特点，分为固定管板式、浮头式、U形管式、料函式和釜式重沸器五类。各类换热器特性如下表：2-1换热器的结构分类固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况（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管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U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，或固定床反应器中或预热器用于管内流体的冷却、冷凝、或者管外流体的加热只能用于管内流体的冷却或冷凝拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温要求流体干净板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高2-2管壳式换热器优缺点对比量大，成本高20%；结构复杂。少，成本低20%以上;，没有内漏。5050℃时应在壳体上设U管式函式属耗量较浮头低10%左右；适用温度可达200℃，压力可达2.5MPa。高传热有效面积7%以上；在焊缝；要求100%射线探伤。Re<6000（液相、提高3%~5%。换热器选用原则基本要求换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型是很重要的。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有：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。工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。介质流程介质走管程还是走壳程，应根据介质的性质及工艺要求，进行综合选择。以下是常用的介质流程安排。为了节省保温层和减少壳体厚度，高温物流一般走管程；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，可以降低对外壳材料的要求；毒性介质走管程，泄露的概率小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（）膜系数。终端温差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：热端的温差，应在20℃以上；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℃；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；空冷器的最小温差应大于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℃。流速流速提高，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：2-3常见流速表流体在直管内常见适宜流 壳程内的常见适宜流流速流速冷却水（淡水）冷却水（淡水）冷却用海水冷却用海水低粘度油类低粘度油类高粘度油类高粘度油类油类蒸汽油类蒸汽气液混合流体气液混合流体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。2-4常见压降表0.035(MPa下同传热膜系数传热面两侧的传热膜系数如1、2相差很大时，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，应尽量增大较小这一侧的传热膜系数，最好能使两侧的值大体相等。计算传热面积时，常以小的一侧为基准。值的方法有：缩小通道截面积，以增大流速；增设挡板或促进产生湍流的插入物；管壁上加翅片，提高湍流程度也增大了传热面积；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。污垢系数换热器使用中会在壁面产生污垢，这是无法避免的，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。常用的污垢系数如下：2-5常见化工流体污垢热阻系数体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。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。2-6国内常用换热管规格无相变换热时，管子较长，传热系数增加。在相同传热面时，管子过长给制造带来困难，因此，一般选用的管长为4~6m。对于大面积、或无相变的换热器可以选用8~9m的管长。管子在管板上的分布主要是正方形分布和三角形分布两种形式。三角形的分布有利于壳程物流的湍流。正方形分布有利于壳程清洗。为了弥补各自的缺点，产生了转过一定角度的正方形分布和留有清理通道的三角形分布两种形式。三角形分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分布。不常用的还有同心圆式分布，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1.25~1.5d（d为管外径）（5）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1~2.5m/s；对大冷凝器的冷却水流速可增加到气体和蒸汽的流速可在8~30m/s的范围内选取。（6）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换热器型号表示方法：本法来自于GB151-2014，适用于卧式和立式换热器。示例说明：AES500-1.6-54-6-型号 A表示前端管箱为平盖箱E表示壳体形式为单进单出冷凝器壳体S示后端结构型式为浮头式500表示公称直径为表示管侧设计压力1表示壳侧设计压力1MPa（压力相等时只写54表示公称换热面积为6表示公称长度为25表示换热管外径为4表示管程数为I表示管束为I级，采用较高级冷拔钢管换热器选型示例（E0103为例选型用软件一览

2-7软件一览表 AspenPlusExchangerDesignand设计条件确定流股参数确定2-4流股参数127.1%wt71.8%wt27.1%wt71.8%wt039.4%wt60.5%wt039.4%wt60.5%wt管程、壳程的设计压力及设计温度该换热器的壳程工作温度为57.26～143.34℃，管程工作温度为158.34～270℃,进出口温差符合本项目最经济温差。设计温度以工作温度为依据，一般为工作温度（15～30）170℃，管程设计温度为300℃。该换热器的操作压力为管程8.2bar，壳程10.1bar。换热器的设计压力为设计温度下的最大工作压力，一般为正常工作压力的1.1倍。这里取管程设计压力为9.02bar，壳程设计压力为11.11bar。设置EDR中换热器的压降，当出口绝压小于0.1Mpa（真空条件）时压降不大于进口压强的40%，当出口绝压大于0.1Mpa时，压降不大于进口压强的20%，所以在EDR里设置管程允许压降为2.02bar，壳程允许压降为1.64bar。传热系数及污垢热阻传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻计算得到。其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器为冷却换热器，壳程介质主要为乙醇及水的混合物，同时含有少量异戊醇；管程介质为乙醇、乙烯和水。根据《化工工艺设计手册》（第四版）给的污垢热阻经验系数，确定本换热器壳程介质污垢热阻为2.0×10-4m2•K/W，管程介质污垢热阻均为2.0×10-4m2•K/W。流体空间选择固定管板式换热器每根管子内侧都能进行清洗；但壳侧清洗较难，不能进行机械清洗，所以宜用于不易结垢和清洁的流体；高温流体一般走管程，可以节省保温层和减少壳体厚度。所以易结垢的高温反应产物走管程。选用材质由于壳侧主要为乙醇及水，以上两种介质对碳钢耐腐蚀性能优良，考虑到综合强度及经济性，壳侧选择Q345R材料，管侧走乙醇、乙烯和水，换热管选用20#钢管。换热面积的确定根据AspenPlus全流程模拟得到该换热器大约需要换热面积163.518m2，如下图所示。2-1模拟所得换热面积EDR数据输入2-2EDR工艺数据输入界面换热器结构参数的确定换热器结构形式选择2-3换热器结构形式一览前端管箱的确定由于管侧流体有结构倾向，为了易于清洗污垢，选用B型前端管箱。壳体型式选择换热器的壳体选用使用最广泛的壳体型式，E型壳体。后端管箱确定后端管箱采取工业上常用的M型管箱。EDR初步设计结果2-4EDR初步设计结构参数设计结果，对换热器各项数据进行调整，并对调整后的换热器进行校核。换热管选择管子外形管子外形选择应用面最广的光滑管。换热管直径管径越小换热器结构越紧凑，越便宜。但是，管径越小，换热压力降，为了满足允许的压力降，一般使用外径为25mm的管子。同时，虽然本换热器工艺流体污垢热阻较小，选择外径为25mm的管子比较合适，考虑到经济成本，以及可以利用换热器结构来解决结构问题等因素，综合考虑，使用25mm的管径。管子排列方式和管间距管子在管板上的排列方式主要有正方形和三角形两种型式。三角形排列有利于壳程流体形成湍流流动状态，正方形排列方式有利于壳程的清洗。为了弥补两种排列方式各自的缺点，产生了转过一定角度的正方形排列方式和留有清理通道的三角形排列方式。下面是几种排列方式的应用场合：2-9排列方式分类和应用场合排列方排列方 特点及应用场合正三角形排列

流体方向与正三角形的顶点垂直，应用最普遍，其传热系数高于正方形排列。一般适用于不产生污垢或生成污垢但能以化学方式处理，以及允许压力降较高的操作。转角正方转角正方 多用于常用于要求流体压力降较低（但又不如正流体方向与正三角形的一边平行，应用不如上述左右交错的三角形那样普遍，传热系数也不如它转角三角形排列高，但高于正方形排列。使用情况与上述正三角形排列相同。正方形排列

常用于要求流体压力降较低和需要机械方法清理管子外部的情况下，但传热系数比正三角形排列的低。方形排列的那样低方形排列的那样低）和需要机械方法清理管子外本换热器要控制压力降且需要机械清洗管子外部,因此综合考虑选用正三角形的排列方式。换热管计算长度对无相变换热，当管子较长时，传热系数增加，在相同换热面积时，采用长管管程数少，压力降小，而且每平方米传热面的造价较低。但是管子过长给制造和安装带来困难，以整体结构稳定性考虑，管长与壳径比不宜超过6~1（对直立设备46），一般尽量采用标准管长或其分值。为了减少压力降以及满足换热管在管板上的安装要求，参考R初步设计的结果以及结合GB/T28712.2-2012《固定管板式热交换器》上推荐的标准换热器型号，本换热器采用的管长为6000mm。管程数管程数目增加，管内流速增大，总传热系数也增加，且管内流体为气体，管程压力降较小，结合EDR初步计算结果，本换热器采取双管程。壳层直径一般来说，单台换热器的传热面积越大，其单位传热面积的金属耗量则越低。壳径数值经过EDR多次校核，考虑到压降大小及换热面积30%～50%的裕量，本换热器壳径圆整为900mm。壳程折流板形式及间距折流板可以改变壳程流体的流动方向，使其垂直于管束流动，获得较好的传热效果。以下是几种常见折流板的优缺点：2-10常见折流板的优缺点折流板类型优点缺点单弓形折流板传热效率高；价廉；易于生产压力降最高；不适用于高粘度流体双弓形折流板压力降较单弓形折流板小传热效率比单弓形折流板低三弓形折流板压力降较双弓形折流板小传热效率比双弓形折流板低弓形区不排管所有的管子都得到支撑，叫嚣管子振动；比单弓形折流板更加有效的将压力降转移到热传递需要较小的官署或者更大的壳径；壳径增大导致费用增加孔式折流板流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，以增加传热效率压力降较大，仅适用于较清洁的流体折流杆流体纵向穿过折流杆于换热管之间的间隙，压力降小；能有效地将压力降转移到热传递；为换热管提供支撑要求流量大，管子排列方式较少螺旋形折流板壳侧不易结垢；压力降与传热效率适中；减小或消除滞留面积；减小或消除管子振动不易制造，设计方法没有标准化；质量流率较大时管束和壳体之间的旁路流较大。盘环形折流板径向对称流分布；减小旁路流；传热效率比双弓形折流造价比传统双弓形折流板高；与三角形和正方形排管方式相比，径向排列板好；使用于气-气场合制造方式不常见；管子径向排列时，靠近壳体的角度间隙要比靠近中间的管子大，这就需要在径向管排间增加额外的非径向排列本换热器污垢热阻较大，因此需要提高传热系数，在保证压力降的情况下，选择单弓形折流板。折流板间距折流板间距影响到壳程流体流动方向和流速，从而影响到传热效率。最小折流板间距为壳体内径的1/5，不应该小于50mm。折流板间距太小会引起较大压力降，导致过量泄露和旁路流动，并使管外的机械清洁比较困难。折流板间距与壳径的关系见表：2-11折流板于壳径关系项目最小最大一般范围最佳值折流板间距/壳最大无支撑管束长度的一半1/3（单相流本换热器折流板间距根据EDR初步设计结果进行调整，最终调整为600mm。折流板圆缺率单弓形折流板的缺口高度可为直径的10%~45%，双弓形折流板的缺口高度为直径的15%~25%。圆缺率与壳径的关系见表：2-12圆缺率与壳径的关系最小最大一般范围最佳值0.25（单相流圆缺率/径<壳径的一半0~壳径的一半0.40~0.4（多相流0.15（弓形区不排管本换热器的圆缺率经调整取为25%折流板缺口方向横缺形折流板适用于无相变的对流传热过程，可以防止壳程流体平行于管束流动，减小壳程底部液体的沉积。而在带有悬浮物或结构严重的流体所使用的卧式冷凝器，换热器中一般采用竖缺形折流板。本换热器两侧均是液体，无相变，因此选择横缺形折流板。接管尺寸接管参考HG/T20553-2011《化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列》上给出的标准型号，经圆整如下图所示：2-5壳体接管直径圆整值2-6管侧接管圆整值2-13换热器接管尺寸及方位汇总表接管名接管名 接管尺 方位图壳程进口 见JXUST-ZPT-壳程出口壳程出口 见JXUST-ZPT-管程进口 见JXUST-ZPT-管程出口管程出口 见JXUST-ZPT-换热器结构校核圆整后结构参数2-7圆整后结构参数经圆整后，该换热器的壳径取为800mm，管径为25mm，管长为6000mm，管程数为双管程，管间距为32mm。折流板形式为单弓形折流板，折流板为横缺型，其圆缺率为25%。折流板间距为600mm，在理论值范围之内。选型结果2-8计算结果图2-9计算结果图2-10流体分析结果由上述计算结果可以看到，换热器换热面积为214.4m2，设计余量为31%，符合设计要求；壳程流速为1.04~1.51m/s，管程流速为35.76~36.66m/s，满足经济流速范围；流态分布合理，无气液混合进出料；壳程压降为0.052bar0.511.61bar，压力降低19.6%，压降在可接受范围内。总传热系数（含污垢热阻）506.3W/(m2·K)，在经验值范围之内。换热器壳程和管程雷诺数Re>6000crossflow>0.5，说明其流体形态为湍流，符合设计要求。参考化工工艺手册（）E0103型号为BEM800-1.01-214.4-6-2- 详细尺寸2-11E0309换热器尺寸图2-12管板布置图换热器选型示例（E0201为例选型用软件一览2-7软件一览表名名 用途AspenPlus 换热器工艺参数设计ExchangerExchangerDesignand 换热器结构设计 换热器机械强度设计与校核设计条件确定流股参数确定2-8流股参数一览表（Mole135.111管程、壳程的设计压力及设计温度该换热器的壳程工作温度为21.2~115.5℃，管程工作温度为175~230℃,进出口温度大于15℃，符合本项目最经济温差。设计温度以工作温度为依据，一般为工作温度+（15～30）℃。这里取壳程设计温度为150℃，管程设计温度为250℃。该换热器的操作压力为壳程0.2MPa，管程0.72MPa。换热器的设计压力为设计温度下的最大工作压力，一般为正常工作压力的1.1倍。这里取壳程设计压力为0.22MPa，管程设计压力为0.792MPa。EDR中换热器的压降设置为自动默认值，也可自己设置压降，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%EDR里设置管程允许压降为1.584bar，壳程允许压降为0.4bar。传热系数及污垢热阻传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻计算得到。其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器为冷却换热器，壳程介质为乙烯；管程介质为醋酸、乙烯、氧气。根据《化工工艺设计手册》（）给的污垢热阻经验系数，确定本换热器壳程介质污垢热阻为3.52×104m2•K/W，管程介质污垢热阻均为3.0×104m2•K/W。流体空间选择根固定管板式换热器每根管子内侧都能进行清洗；但壳侧清洗较难，不能进行机械清洗，所以宜用于不易结垢和清洁的流体；高温流体一般走管程，可以节省保温层和减少壳体厚度。所以易结垢的高温反应产物走管程。选用材质由于壳侧为乙烯气体，对碳钢耐腐蚀性能优良，考虑到综合强度及经济性，壳侧选择Q345R材料，管侧走醋酸、乙烯、醋酸乙烯酯和水，换热管选用SS304L钢管。热面积的确定根据AspenPlus全流程模拟得到该换热器大约需要换热面积49.1057m2，如下图所示。2-1模拟所得换热面积EDR数据输入2-2EDR工艺数据输入界面换热器结构参数的确定换热器结构形式选择2-3换热器结构形式一览前端管箱的确定由于管侧流体有结构倾向，为了易于清洗污垢，选用B壳体型式选择换热器的壳体选用使用最广泛的壳体型式，E型壳体。后端管箱确定后端管箱采取工业上常用的M型管箱。EDR初步设计结果2-4EDR初步设计结构参数根据初步设计结果，对换热器各项数据进行调整，并对调整后的换热器进行校核。换热管选择管子外形管子外形选择应用面最广的翅管。换热管直径管径越小换热器结构越紧凑，越便宜。但是，管径越小，换热压力降，为了满足允许的压力降，一般使用外径为25mm的管子。同时，虽然本换热器工艺流体污垢热阻较小，选择外径为25mm的管子比较合适，考虑到经济成本，以及可以利用换热器结构来解决结构问题等因素，综合考虑，使用φ25×2mm的耐酸钢管。管子排列方式和管间距管子在管板上的排列方式主要有正方形和三角形两种型式。三角形排列有利于壳程流体形成湍流流动状态，正方形排列方式有利于壳程的清洗。为了弥补两种排列方式各自的缺点，产生了转过一定角度的正方形排列方式和留有清理通道的三角形排列方式。下面是几种排列方式的应用场合：2-9排列方式分类和应用场合 本换热器要控制压力降且需要机械清洗管子外部,因此综合考虑选用正角三角形的排列方式。换热管计算长度对无相变换热，当管子较长时，传热系数增加，在相同换热面积时，采用长管管程数少，压力降小，而且每平方米传热面的造价较低。但是管子过长给制造和安装带来困难，以整体结构稳定性考虑，管长与壳径比不宜超过6~1（4~6），一般尽量采用标准管长或其分值。为了减少压力降以及满足换热管在管板上的安装要求，参考EDR初步设计的结果以及结合GB/T28712.2-2012《固定管板式热交换器》上推荐的标准换热器型号，本换热器采用的管长为3000mm。管程数管程数目增加，管内流速增大，总传热系数也增加，且管内流体为液体，管程压力降较小，