畢業(yè)設計（論文） 85萬噸年芳烴生產中加氫工段能量利用分析

1、畢業(yè)設計(論文)熱力計算書學生姓名： 學 號： 所在學院： 能源學院 專 業(yè)： 熱能與動力工程 設計(論文)題目： 85萬噸/年芳烴生產中加氫工段 能量利用分析 指導教師： 2008 年 4 月 30 日第一章 文 獻 綜 述1.1芳烴生產現狀芳烴(苯、甲苯、二甲苯(btx)是產量和規(guī)模僅次于乙烯和丙烯的重要有機化工原料。其衍生物廣泛用于生產合成纖維，合成樹脂，合成橡膠以及各種精細化學品。據統(tǒng)計，2002年全球苯、甲苯、二甲苯的消費量分別為33.6，15.0，23.3 mt，預計2008年將分別達到42.1，19.1，33.5 mt，年均增長速率分別為3.8 ，4.1 ，6.3。最初芳烴生產以

2、煤焦化得到的焦油為原料。隨著煉油工業(yè)和石油化學工業(yè)的發(fā)展，芳烴生產已轉向以催化重整油和裂解汽油為主要原料的石油化工路線1。芳烴是石油化工的重要基礎原料，在總數約800萬種的已知有機化合物中，芳烴化合物占了約30，其中btx芳烴(苯、甲苯、二甲苯)被稱為一級基本有機原料。由此可見，芳烴的社會需求量是非常大的，前景是非常誘人的2。1.2芳烴生產技術 目前，石油芳烴大規(guī)模的工業(yè)生產通過現代化的芳烴聯合裝置來實現。通常芳烴聯合裝置包括催化重整，裂解汽油加氫，芳烴轉換，芳烴分離等裝置3。但是目前，國內在催化重整、甲苯歧化烷基轉移及二甲苯異構化等技術領域，都開發(fā)出具有國際同等水平的催化劑4。但是國內芳烴生

3、產技術與國外還有一定的差距，主要表現：缺乏具有自主知識產權的芳烴生產工藝，目前多數主要芳烴生產裝置采用國外的工藝技術；現有芳烴生產技術缺乏有效的整合，至今尚未提出自主的芳烴生產組合技術及工藝流程，國內的芳烴聯合裝置全部都以國外的工藝流程為主體進行設計；國內芳烴生產在原料來源，產品系列化進程和工業(yè)化程度上與國外存在一定差距5。然而，隨著各種資源的自然減少，我們所面臨的能源危機愈加嚴重，煤炭，石油，天氣等各種資源的供應已經呈現非常緊張的局面。然而，隨著社會的工業(yè)化，反而需求更多的能源，因此能源的供求矛盾更加凸顯出來4。因此，如何能夠利用盡可能少的能源，創(chuàng)造出更大的工業(yè)利潤來，是人們現在迫切追求的。

4、這就迫使人們認真研究各種動態(tài)能量的開發(fā)和合理利用，火用的概念引起了人們的高度重視并且得到了廣泛應用，解決了熱力學和能源科學長期沒有任何一個參數可以單獨評價能量的價值的問題?；鹩玫母拍罹哂猩钸h的理論意義和重大的實際意義。隨著“節(jié)能減排”的提出，節(jié)能工作的深入，火用分析在能源管理，石油化工，熱能動力，制冷領域都得到廣泛的應用78。1.3火用分析法的應用凡是實施把熱量從一種介質傳給另一種介質的設施都稱為換熱器,換熱器已是各種能量系統(tǒng)中使用最為廣泛的單元設備之一,因此,如何對換熱器換熱過程進行分析和評價,如何正確設計和選擇換熱器,對提高能源利用率,降低能量消耗具有重要意義9。為此,許多學者從各個方面對

5、換熱器的性能進行了熱力學分析,提出了許多換熱器熱力學性能的評價指標,諸如火用效率、熵產率、無因次熵產數、無因次熵產率等。無疑,這些指標在評價換熱器的熱力學性能上都起到了一定的作用,然而,在大多數情況下我們還需知道影響換熱器性能的主要因素是什么。即在換熱器的不可逆?zhèn)鳠峄鹩脫p失和流動火用損失中,在不同的設備尺寸和不同的工況下這兩部分損失對換熱器的性能有多少影 1011。在對熱力系統(tǒng)進行熱經濟分析過程中,需要計算各設備的火用效率,從而指出熱力學性能需要改進的設備,并提出改進的方案。換熱器是熱力系統(tǒng)中的一種常見設備,在對熱力系統(tǒng)進行熱經濟分析時,當發(fā)現某換熱器的火用效率較低時,人們通常會認為是傳熱溫差

6、過大，熱損失也過大或壓力損失過大所致。因為,由熱力學第二定律可知,溫差傳熱過程是不可逆的,溫差越大,不可逆性越大,因此火用效率越低；而熱損失或壓力損失均可造成火用損失,因此會造成火用效率降低1213。但在熱經濟分析中,有時會發(fā)現某些火用效率較低的換熱設備,其換熱溫差、熱損失及壓力損失并不大。由此可見,當忽略熱損失及壓力損失時,換熱器火用效率的影響因素除了換熱溫差之外,還有其他因素 14 15。為說明系統(tǒng)的火用效率,首先要說明燃料和產品的定義。產品是指系統(tǒng)的目的,以火用參數來衡量,符號為f。燃料是指系統(tǒng)為獲得該產品所必需消耗的代價,也以火用參數來衡量,符號為p。就換熱器來說,如果其目的是用熱流體

7、來加熱冷流體,則產品為冷流體火用的增加值,而燃料為熱流體火用的減少值；如果其目的是用冷流體來冷卻熱流體,則產品為熱流體火用的減少值,而燃料為冷流體火用的增加值161718火用效率定義為系統(tǒng)的產品與燃料的比值,即: = 在熱力設備運行的過程中,收益的火用eg 與付的火用ep 的比值,稱為該系統(tǒng)的火用效率。即e = (1) 根據熱力學第二定律可知,任何不可逆過程都要引起火用的損失,但是任何系統(tǒng)或過程所引起的火用損失,用符號el 表示。即el = ep- eg (2)火用損失量el 與消耗火用量ep 的比值,稱為該系統(tǒng)的火用損失系數,用符號表示： = (3)將(1) 、(2) 及(3) 式聯立,則e

8、 = 1 - (4)可見,火用效率是消耗火用利用份額,而損失系數是消耗火用的損失份額。根據熱力學第二定律,任何過程的火用效率都不可能大于1。對于理想的可逆過程,由于火用損失等于零,故火用效率等于1 ,而實際過程都是不可逆的,都有火用損失,故火用效率通過火用平衡分析,可通過綜合能量的量和質兩個方面來正確評價熱力設備的完善性,用以指導這些設備節(jié)能技術改造的方向1819。 在一切實際過程中,由于存在不可逆損失,所以火用值不守恒。用火用的概念對過程進行熱力學分析,把能量的“量”的大小和“質”的高低都考慮進去了。通過火用值的平衡計算可以找出真正的損失所在,從而為改進過程指出方向。值得注意的是火用損失的數

9、值是衡量過程不可逆程度的一種度量21。它可以對各種過程的好壞進行定量分析?；鹩脫p失是一個絕對量,它無法比較不同工作條件下各過程或各設備中火用的利用程度,為此,在火用分析中廣泛使用火用效率概念。一般火用效率常用如下定義:ex = 獲得、輸出的火用/ 供給、輸入的火用對可逆過程和可逆循環(huán),不存在火用損失,所以火用效率等于1；對不可逆過程和不可逆循環(huán),存在火用損失,其火用效率小于122 23。因此，一方面要強化目的傳遞過程的傳遞效率, 另一方面要準確估算和盡可能降低由于傳遞過程強化所引起的不可逆的火用損失的代價。上述給出的能量傳遞效率與能量損耗( 火用損) 及其與強化傳遞過程推動力之間的相互約束關系

10、表明, 降低能量損耗和提高能量傳遞效率,可以通過協(xié)調傳遞過程中所包含的不同推動力之間的關系或調整驅動力與火用損的關系得以控制,使能量傳遞單元設計最優(yōu)化。如改變不同驅動力之間的交角、或者調整推動力的大小。所給出的目標函數可以作為能量傳遞過程強化的熱力學判據, 以此發(fā)展能量傳遞單元或系統(tǒng)設計優(yōu)化的方法, 為進一步研究能量傳遞過程單元或系統(tǒng)的優(yōu)化設計提供了努力的方向24 25。 參考文獻1 李燕秋,白爾錚,段啟偉.芳烴生產技術的新進展.石油化工j. 2005年第34卷第4期2 米 多.國內外芳烴生產及消費預測.技術經濟與市場.江蘇化工j.第32卷第 6 期3 邱 江.芳烴生產技術現狀及研究進展.當代

11、化工j.2006年10月.第35卷第5期4 劉一心,何智勇.輕烴芳構化技術進展j.石油與天然氣化工.2005.34(3)1651675 胡德銘我國催化重整裝置發(fā)展空問的探討煉油技術與工程j.2004.34(10)596 楊寶貴. 石腦油加工流程問題的探討.煉油技術與工程j.2004 年10月第34卷第10期 7 王松平，華賁，陳清林，尹清華.能量、火用、火無之間的轉換關系.1997年第2期8 s.h. amini, j.a.m. remmerswaal, m.b. castro, m.a. reuter. quantifying the quality loss and resource ef

12、ficiency of recycling by means of exergy analysis. journal of cleaner production. 2007. 32. 281296 9 錢偉.淺論節(jié)能潛力分析方法.應用能源技術j.2003年第5期10 劉一心,楊維軍.芳烴生產技術現狀評述.石油與天然氣化工j.第35卷第1期11 路守彥.降低芳烴抽提裝置能耗的探討.乙烯工業(yè).2000.12(1)12 geoffrey p. hammond. industrial energy analysis, thermodynamics and sustainability. applied

13、 energy. 2007. 84. 67570013 葛玉林,沈勝強.芳烴產品整體節(jié)能方案探討j.2006年第2期(總第283期)14 noam lior, na zhang. energy, exergy, and second law performance criteria. energy.2007.32.28129615 oleg ostrovski, guangqing zhang. energy and exergy analyses of direct ironsmelting processes. energy. 2007. 30. 2772278316 馬吉民,王洪泳,耿世

14、彬,張華興.換熱器火用分析計算和火用焓圖表示.制冷與空調j.2002年第3期17 邵理堂,舒?zhèn)?換熱器的火用損失分析.淮海工學院學報j.2000年3月第9卷第1期18 項敬巖,王海青.換熱器火用效率的影響因素及其在熱經濟分析中的作用.沈陽電力高等專科學校學報j.2003年4月第5卷第2期19 李庚生,李永華,閆順林,苗鑫華.火用經濟學的發(fā)展及應用華北電力m.no.102006 20 王松平,陳情林,尹清華.能量、火用、火無之間的轉換.第2期21 王松平,陳清林,華賁.能量傳遞系統(tǒng)強化的熱力學判據.華北電力大學學報j.第34卷第2期2007年3月22 楊麗明.以火用分析法比較制冷工質的流動換熱性

15、能.華中科技大學學報(自然版)j.第31卷,第6期.2003年6月23 ahmet duran sahin, ibrahim dincer, marc a. rosen. thermodynamic analysis of solar photovoltaic cell systems. solar energy materials & solar cells. 2007. 91. 15315924 李永達,劉晉玲,肖德倉, 周歡,劉惠寧.用火用分析法評價熱力設備的探討.應用能源技術j.2001年第2期(總第68期)25 錢偉.淺論節(jié)能潛力分析方法.應用能源技術.2003年第5期(總第83期)

16、第二章 能量利用分析2.1加氫工段主要設備分類由加氫臺帳表可知，主要設備中含有空冷器11臺、熱交換器89臺、反應器5臺、塔設備14臺、加熱爐5臺等。以統(tǒng)計圖表示如下 圖3.1由上統(tǒng)計圖可以得知：熱交換器占主要設備的72%.以下是對熱交換器的介紹與分類。 熱交換器介紹：講某種流體的熱量以一定的傳熱方式傳遞給其他流體的設備，稱為換熱器。在這種設備內，至少有兩種不同溫度的流體參與傳熱。一種流體溫度較高，放出熱量；另一種流體溫度較低，吸收熱量。換熱器的分類多種多樣，按傳熱壁面的形狀，換熱器可分為：u型式，固定管板式，板式，浮頭式，頭蓋式等等。管殼式換熱器是指由圓筒形殼體和裝配在殼體內的帶有管板的管束所

17、組成的管式換熱器。因為其具有結構簡單、造價低、流通截面較寬、易于清洗水垢等優(yōu)點，所以在日常生產中大量使用。此工段的加熱器大概分類如下圖 圖3.由統(tǒng)計圖可以看出，加氫工段中，u型和浮頭式管殼換熱器所占比重較大。u形管式換熱器：u形管式換熱器的管束彎曲成u形，兩管口一端固定在管板上，u形管一端不固定，可以自由伸縮，所以沒有溫差力。u形管式換熱器結構簡單，只有一個管板，節(jié)省材料。但這種換熱器管內流體為雙程，管束中心有一部分空隙。殼程流體容易走短路。管子不易更換，壞了的管子就只能堵塞不用。u形管式換熱器適用于管內走高溫、高壓、腐蝕性較大，但不易結垢的流體。管外可以走易結垢的流體。浮頭式換熱器：浮頭式換

18、熱器的一端管板固定在殼體與管箱之間，另一端管板可以在殼體內自由移動。這種浮頭式換熱器殼體和管束的熱膨脹是自由的。浮頭式換熱器管束可以抽出，便于清洗管間和管內。浮頭式換熱器的缺點是結構復雜，造價高，在運行中浮頭處發(fā)生泄露，不易檢查處理2.2設備熱力計算主要符號熱流體進口溫，k熱流體出口溫度，k冷流體進口溫度，k冷流體出口溫度，k熱流體的定壓比熱j/（mol*k）冷流體的定壓比熱j/（mol*k）s熵，j/ke火用，j火用效率t0環(huán)境溫度，kp產品f燃料h焓，j2.2.1火用效率的定義為說明系統(tǒng)的火用效率,首先要說明燃料和產品的定義。產品是指系統(tǒng)的目的,以火用參數來衡量,符號為f。燃料是指系統(tǒng)為獲

19、得該產品所必需消耗的代價,也以火用參數來衡量,符號為p。就換熱器來說,如果其目的是用熱流體來加熱冷流體,則產品為冷流體火用的增加值,而燃料為熱流體火用的減少值;如果其目的是用冷流體來冷卻熱流體,則產品為熱流體火用的減少值,而燃料為冷流體火用的增加值?；鹩眯识x為系統(tǒng)的產品與燃料的比值,即2.2.2 火用效率公式推導假設某換熱器的目的是用熱流體來加熱冷流體,為簡p化分析,假設參與傳熱的熱冷流體為理想氣體,壓力保持不變,質量流量相同并為定值,燃料為：產品為換熱器的火用效率為：2.2.3設備能量利用分析結果下表格是對各設備能量利用分析結果名稱單位重量換熱量/106j/th)火用收益e106/j/h

20、火用效率h/%單位面積火用收益ef/103j/(m2h)新鮮進料/一系列反應出料換熱器1814.61532091.073 83.886 1814.615循環(huán)氣/一系列反應出料換熱器892.50011950.97884.42847803.912一系列反應出料調節(jié)冷卻器2317.2412700.79859.1225591.714循環(huán)氫/二系列反應出料換熱器1570.80011698.45960.04868412.039重石腦油氣提塔釜液/脫戊烷塔釜液換熱器1501.6443266.36284.32722857.676鮮進料/二系列反應出料換熱器1848.00011414.22958.0176753

21、9.814新鮮進料/二系列反應出料換熱器1848.00011414.22958.01767539.814脫戊烷塔進料/二系列反應出料換熱器2679.3107566.61357.97447144.004二系列反應出料調節(jié)冷卻器201.395165.93059.758453.361補充氫壓縮機中間冷卻器1015.647297.86731.6532158.457補充氫壓縮機后冷卻器736.296238.97735.2511927.234名稱單位重量換熱量/106j/(th)火用收益e106/j/h火用效率h/%單位面積火用收益ef/103j/(m2h)脫戊烷塔塔頂餾分調節(jié)冷卻器4831.504844

22、.54159.4414373.592氫氣壓縮機冷卻器1793.750359.19324.9823070.022重石腦油調節(jié)冷卻器240.22073.11048.137435.960脫丁戊塔冷凝器75.76282.33941.700129.975再生塔冷凝器615.56382.33931.2601306.967再生塔再沸器938.000453.00383.1137550.052c4水冷器1641.500123.887110.4123539.623液化氣水冷器1641.50094.39999.0572551.3342.3 計算結果分析 通過對所提供臺帳中熱交換器的計算分析，氫氣壓縮機冷卻器單位面積

23、火用效率很低，需要改進的空間較大，以下就是對該設備的重新設計優(yōu)化，從而使該熱交換器的火用效率提高。參考文獻1史美中，王中錚.熱交換器原理與設計m.南京：東南大學出版社，2003.2楊世銘，陶文銓.傳熱學m.第三版.北京：高等教育出版社，1998.3馬吉民，王洪泳等.換熱器火用分析計算和火用熵圖表示j.制冷與空調，2002，3：58.4吳雙應,牟志才，劉澤筠換熱器性能的火用經濟評價j.熱能動力工程，1999，1（84）：437440.5宋長華，羅明坤.換熱器的優(yōu)化設計探討j.重慶電力高等專科學校學報，2003，8（4）：1013.6沈維道，蔣智敏，童鈞耕. 工程熱力學m.第三版.北京：高等教育出

24、版社，2001.第三章 換熱器的設計3.1換熱器的分析選擇第二章已經分析得出，氫氣壓縮機冷卻器單位面積火用效率很低，造成的能量損失很大，因此需要對該換熱器進行重新設計。管殼式換熱器因為其具有結構簡單、造價低、流通截面較寬、易于清洗水垢等優(yōu)點，因此我們將其設計為 型的固定管板式換熱器。3.2原始數據以及流體的物性參數氫氣項目符號數值單位冷卻水項目符號數值單位進口溫度t130進口溫度t33出口溫度t43出口溫度t43工作表壓力p0.35mpa工作表壓力p5.8mpa定性溫度t86.5定性溫度t38比熱c14.3 kj/（kg)比熱c4.178 kj/(kg)密度0.089 kg/m密度993 kg

25、/m黏度102.5 kg/(ms)黏度52510kg/(ms)導熱系數8030 w/(m)導熱系數0.652 w/(m)普朗特數pr10.1825-普朗特數pr23.36-3.3設計計算3.3.1傳熱量及平均溫差熱損失系數 取用0.98 換熱量為2392kw冷卻水用量m2=c ()=2065/4.178（43-33）=57.25kg/s氫氣質量流量=()=2065/14.3(130-43)=1.66 kg/s逆流時的對數平均溫差=35.59參數p及r p=0.103 r=8.700溫差修正系數查表得 =0.986有效平均溫差=0.98635.59=35.103.3.2估算傳熱面積及傳熱面結構初

26、選傳熱系數k查參考資料，以外徑為準，取k=400w/(m)估算傳熱面積ff=2050/40035.10=146 m管子材料選用碳鋼無縫鋼管尺寸為502.5管程內冷卻水的流速選用=1m/s管程所需流通截面a a=0.0577 m每程管數n n= =40.0577/0.0502=30每根管長l l= f/n=146/7220.050=6.43m 取標準長6m管子排列方式選等邊三角形管中心距s由表取64mm分程隔板槽處管中心距由表取76mm平行于流向的管距ss=scos30=76cos30=55.6mm垂直于流向的管距ss=ssin30=76sin30=38 mm拉桿直徑為16 mm六邊形層數a=5

27、一臺管子數n=60根一臺拉桿數4根一臺傳熱面積f=ndl=600.0506=56.5管束中心至最外層管中心距離算出為0.384m管束外緣直徑d d=0.38420.050=0.818m殼體內徑db3=0.25d=25.0mmd= d+2b=0.818+0.05=0.868m按gb151-1999規(guī)定，取標準直徑0.9 m長徑比l/ d=6/0.9=6.7，合理3.3.3管程計算管程接管直徑dd=1.13=1.13=271 mm,取標準值，接管型號為2737管程雷諾數re re =83222管程換熱系數=47783.3.4殼程結構及殼程計算折流板形式選定為弓形折流板缺口高度h, 取h=0.25d

28、=0.250.9=0.225mm折流板的圓心角為120折流板間距取0.60m折流板數目n=6000/600-1=9個折流板上管孔數102-21=81個折流板上管孔直徑d,由gb151-1999規(guī)定0.o5545m通過折流板上管子數為52根折流板缺口處管束為18根折流板直徑d由gb151-1999 規(guī)定0.894m折流板缺口面積a a= =0.124268 m錯流區(qū)內管數占總管數的百分數f f=0.66缺口處管子所占面積aa= =0.02135 m流體在缺口處流通面積a a= a- a=0.124268-0.02135=0.102916 m流體在兩折流板間錯流流通截面積 =0.25 m殼程流通截

29、面積a a=0.1604 m殼程接管直徑d，按=0.1604計算，并由鋼管標準選相近規(guī)格，選取4509錯流區(qū)管排數n=4 每一缺口內的有效錯流管排數n n=0.8=0.80.225/0.0556=3.2旁流通道數n=1旁通擋板數n=3對錯流面積中旁流面積所占分數f f= =0.288一塊折流板上管子和管孔間泄露面積a a=d=0.0426 m折流板外緣與殼體內壁之間泄露面積a a= =0.005652 m殼程雷諾數re re=21805理想管束傳熱因子j查圖得0.010折流板缺口校正因子j查圖得1.08折流板泄露校正因子j 由=0.1930 及=0.1171查圖得j=0.78旁通校正因子j由=

30、0.5 及f=0.288 查圖得j=0.90殼程傳熱因子j j=jjjj=0.0101.080.780.90=0.0076殼程質量流速g g=1.66/0.1604=10.35kg/( ms)殼側壁面溫度t假定為35壁溫下氫氣的粘度查物性表得23910 kg/(ms)殼側換熱系數 =jgcpr/ =0.007610.3514300 =8823.3.5需用傳熱面積水垢熱阻查相關資料得0.00034（m）/w氫氣熱阻查相關資料得0.00017（m）/w管壁熱阻忽略傳熱系數k k= =510 w/( m)傳熱面積f f=2065000/51077.54=52.21 m傳熱面積之比f/f=56.5/5

31、2.21=1.08檢驗殼側壁溫t t= t-k =50.21，與原假定值差0.043.3.6阻力計算管內摩擦因子f查圖得f=0.0058管側壁溫t假定為43壁溫下水的粘度查物性表的498.7 kg/(ms)沿程阻力 =4=4 =3307pa回彎阻力 =4=3972 pa進出口連接管阻力 =1.5=745 pa管程總阻力=+=3307+3972+745=8024 pa理想管束摩擦系數f查圖可得 f=0.2理想管束錯流段阻力 =4f=799 pa理想管束缺口處阻力 =2359 pa旁路校正系數r查圖可得 r=0.9折流板泄露校正系數r查圖可得 r=0.51折流板間距不等的校正系數r,間距相等，不需

32、校正r=1殼程總阻力= = =26983 pa總阻力沒有超過管殼式換熱器規(guī)定的范圍。此換熱器設計合理。優(yōu)化之前，熱交換器的單位面積火用效率為3.070022106j/(m2h)。優(yōu)化之后，熱交換器的單位面試火用效率為6.355141738106j/(m2h)。3.4強度校核及結構計算3.4.1換熱器的主要技術特性管殼式換熱器型號：bem900（1）、公稱直徑dn為900mm，換熱面積f為56.5m2，公稱長度ln為6m。（2）、管程和殼程管程數nt為2，殼程數ns為1。（3）、壓力（表壓）殼程工作壓力為0.35mpa，設計壓力為0.8mpa。管程設計壓力為5.8mpa，設計壓力為6.4mpa。

33、（4）、溫度殼程工作溫度為52.5，設計溫度為46。管程工作溫度為38，設計溫度為33。（5）、主要受壓元件材質為20號鋼。（6）、物料名稱殼程為冷卻水，管程為氫氣。3.4.2殼體、管箱殼體和封頭的設計及強度校核，壓力試驗（1）、壁厚的確定殼體、管箱殼體和封頭共同組成了管殼式換熱器的外殼。殼體、管箱殼體、封頭的材料選用20號鋼。由熱力計算，殼體選取標準鋼管9008，管箱殼體內徑亦9008，封頭為標準橢圓封頭，長半軸為442mm，短半軸為221mm，厚度為8mm。（2）、強度校核殼程設計壓力mpa管程設計壓力mpa1）殼體壁厚校核 查表得，mpa 許用應力下的計算厚度為，mm 名義厚度為，mm8

34、mm 滿足強度要求。2）換熱管壁校核 查表得，mpa 許用應力下的計算厚度為，mm 名義厚度為，mm3mm 滿足強度要求。3）橢圓封頭校核 查表得，mpa 許用應力下的計算厚度為，mm 名義厚度為，mm0.581mpa 管程 mpa0.875mpa 管程、殼程滿足壓力試驗強度校核。3.4.3管板與換熱器結構設計(1)、管板管板是管殼式換熱器的一個重要元件，它除了與管子和殼體等連接外，還是換熱器的一個重要受壓元件。1）管板結構固定式管板換熱器兼作法蘭的管板，法蘭與管板連接的密封面為突面，分程板槽拐角處的倒角為1045。碳鋼隔板槽寬度為12mm，槽深取6mm。2）管板尺寸選用管板尺寸時，若管板密封

35、面尺寸和螺柱中心孔尺寸與相應法蘭標準不符，則以法蘭標準為準。(2)、換熱管1）換熱管的規(guī)格換熱管標準為gb/t8163-1987輸送液體用無縫鋼管，材料為20號鋼，管子選取標準鋼管503mm。2）換熱管的排列型式管子排列型式等邊三角形排列，因為管子間距都相等，所以在同一管板面積可以排相同多的管子數，而且便于管板的劃線與鉆孔。換熱管中心距：64mm（由熱力計算）換熱管排列原則a、換熱管的排列應使整個管束完全對稱。b、在滿足布管限定圓直徑和換熱管與防沖板間的距離規(guī)定的范圍內，應布滿換熱管。c、拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣，在靠近折流板缺邊位置處應布置拉桿，期間距小于或等于700mm，拉桿中心折

36、流板缺邊的距離應盡量控制在換熱管中心距的（0.51.5）范圍內。d、多管程的各程管數應盡量相等。3）管程分程換熱管的換熱面積較大而管子又不很長時，就得排列較多的管子，為了提高流體在館內的流速，增大管內傳熱膜系數，就須將管束分程，本換熱器中管程分2程，每程中的管數相同。(3)、管孔由表，級管束管板管孔直徑為55.45mm，允許偏差為mm。(4)、進出口設計在換熱器的殼體和管箱上均裝有接管為進出口管，在殼體和管箱底部裝有排液管，上部設有排氣管。1）接管外伸長度l按表得，管程接管為2737mm，長度l為200mm，殼程接管為2196mm，長度l為200mm。2）接管與殼體，管箱殼體（包括封頭）連接的

37、結構型式，采用插入式焊接結構，接管不得凸出于殼體的內表面。3）排氣管、排液管為提高傳熱效率，排除或回收工作殘液（氣）及凝液，凡不能借助其他接管排氣或排液的換熱器，應在其殼程和管程的最高、最低點，分別設置排氣、排液接管，排氣、排液接管的端部必須與殼體或管箱殼體內壁齊平。排氣管、排液管：603mm，l=200mm4）接管最小位置為了使傳熱面積得以充分利用，殼程流體進出口接管應盡量靠近兩端管板，而管箱進出口接管應盡量接近管箱法蘭，可縮短管箱殼體長度，減輕設備重量。然而，為了保證設備的制造，安裝，管口距法蘭的距離也不能靠的太近，它受最小位置的限制，通常取l為1.5d（d為接管外徑）。管箱接管位置l=4

38、07mm殼程接管位置l=330mm排氣、排液接管位置l=407mm(5)、拉桿1）拉桿與管板焊接，拉桿孔結構2）拉桿的位置拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣，任何折流板應不少于3個支撐點。3.4.4殼體與管板、管板與法蘭及換熱管的連接(1)、殼體與管板的連接結構殼體與管板的連接型式為不可拆式，管板與殼體是用焊接連接。(2)、管板與發(fā)生藍的連接管板兼作法蘭，管箱與法蘭的連接為固定式，比較簡單。除了滿足工藝上的要求，選擇一定的密封面型式外，按壓力，溫度來選用法蘭的結構型式。(3)、管子與管板連接采用焊接，由于管孔不需要開槽，而且管孔的粗糙度要求不高，管子端部不需退火和磨光，因此制造加工簡便。焊接結構

39、強度高，抗拉能力強，當焊接部位滲漏時，可以補焊。如需調換管子，可采用專用刀具拆卸焊接破漏管，反而比膨脹管方便。3.4.5法蘭、密封面、墊片、螺母、螺柱的選取(1)、法蘭的選取由hg20592-97，法蘭類型：板式平焊法蘭，代號：pl(2)、密封面的選取由hg20592-97，密封面型式：凸面，代號：rf(3)、連接尺寸的選取(4)、墊片的選取由hg20606-97，材料：石棉橡膠板，代號：xb350，墊片表面應平整，五翹曲變形，不允許由疙瘩，裂縫，氣泡，外來夾雜及其他可能影響使用的缺陷，邊緣切割應整齊。墊片應有整張板材制成，不允許拼接。(5)、螺柱、螺母的選取由hg20613-97選取(6)、

40、數據匯總表格密封面尺寸：項目單位管程殼程排氣、排液管殼體dmm4092661181001f1mm2225cmm20201638數據來源hg20592-97表8.0.1連接尺寸：項目單位管程殼程排氣、排液管殼體dmm5304151851115kmm4603451451050lmm36361833thm332m332m16m302n1612428數據來源hg20592-97表7-1墊片尺寸：項目單位管程殼程排氣、排液管殼體dmaxmm32522077920d2mm4172731271017tmm5553b3334數據來源hg20592-97表4.0.2-2螺柱尺寸：項目單位管程殼程排氣、排液管殼體

41、thmmm332m332m16m302nmm1612428lmm185145100215m10-310626771312430數據來源hg20592-97表a0.2-13、18螺母尺寸：thmmm332m332m16m303m10-3242.8184.429605.2數據來源hg20592-97表a0.2-273.4.6其它附件(1)、折流板折流板的結構設計主要根據工藝過程及要求來確定，設置折流板的主要是為了增加殼程流體的流速，提高殼程的傳熱膜系數，從而達到提高總傳熱系數的目的。同時折流板對于臥式換熱器的換熱管具有一定的支撐作用，當換熱管過長，而管承受的壓應力過大時。在滿足換熱器殼程允許壓降的情況下，增加折流板的數量，折流板的間距，對緩解換熱器的手里狀況和防止流體流動誘發(fā)振動有一定的作用。而且設置折流板也有利于換熱管的安裝。1）折流板的型式弓形（單弓形）2）折流板尺寸 折流板缺口高度為0.225mm（見熱力計算） 折流板最小厚度為