【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 來也可以獲得更好的可控性。此外，本文還對(duì)不同加熱介質(zhì)的再沸器提出了不同的設(shè)計(jì)和控制方案。對(duì)于敏感加熱介質(zhì)（熱油），應(yīng)用節(jié)流閥調(diào)整其流量，進(jìn)而控制再沸器熱負(fù)荷和平均傳熱溫差；蒸汽加熱則可以用蒸汽控制閥控制蒸汽流量，也可以最再沸器內(nèi)的冷凝水液面高度進(jìn)行控制，增加（減少）換熱面積，最終達(dá)到控制再沸器熱負(fù)荷與平均傳熱溫差的目的。Xuenong Gao和Huibin Yin [16]等人對(duì)燒結(jié)型表面多孔管在提高沸騰傳熱系數(shù)的作用做了分析。指出纏繞多孔管（TMPS）可以顯著提升沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。而且實(shí)驗(yàn)也發(fā)現(xiàn)對(duì)于臥式換熱管，下部的換熱管比上部的傳熱系數(shù)大；立式的換熱管，上部比下部傳熱系數(shù)大。David A. McNeil和Khalid Bamardouf[17]等人對(duì)釜式再沸器內(nèi)部流動(dòng)作了研究。談們通過一臺(tái)透明殼體并帶有攝像頭的實(shí)驗(yàn)釜式再沸器，分別記錄了不同熱通量下的沸騰狀態(tài)。實(shí)驗(yàn)指出，在熱通量小于10kW/㎡時(shí)，各行間的壓降為一常數(shù)；在熱通量大于10kW/㎡時(shí)，各行間壓降不斷下降?？傊@些文獻(xiàn)對(duì)于本次的再沸器設(shè)計(jì)是很有幫助的。從選型方面，應(yīng)當(dāng)綜合考慮場(chǎng)地，氣化率，介質(zhì)，溫差等方面進(jìn)行選擇。并且，應(yīng)當(dāng)綜合考慮之前文獻(xiàn)所述的問題，加強(qiáng)質(zhì)量監(jiān)督管理，改進(jìn)焊接制造，防腐減震，安裝維護(hù)的工藝，爭(zhēng)取將再沸器設(shè)計(jì)的更加安全可靠。 論文結(jié)構(gòu) 本論文首先通過對(duì)近期再沸器有關(guān)文獻(xiàn)的分析，并結(jié)合實(shí)際工況，對(duì)再沸器的形式進(jìn)行分析，并確定了再沸器的形式與工況。其次，本論文將對(duì)再沸器進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，主要是計(jì)算換熱面積和傳熱系數(shù)，并對(duì)再沸器的殼程和管程阻力進(jìn)行計(jì)算。第三，本論文將對(duì)再沸器進(jìn)行了強(qiáng)度計(jì)算，主要設(shè)計(jì)了包括筒體，封頭，管板，浮頭等部分，并對(duì)開孔補(bǔ)強(qiáng)和振動(dòng)進(jìn)行校核。最后，本論文將對(duì)新舊設(shè)計(jì)進(jìn)行經(jīng)濟(jì)性，可靠性和維護(hù)性方面的比較。2 再沸器工藝設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)背景本次設(shè)計(jì)的再沸器是南京揚(yáng)子30萬噸乙烯裝置中丙烯精餾塔的再沸器。揚(yáng)子30萬噸乙烯裝置，是95年建設(shè)投產(chǎn)的老廠。當(dāng)時(shí)與魯化等大廠聯(lián)合引進(jìn)了美國(guó)魯姆斯技術(shù)，利用裂解輕柴油，石腦油等原料生產(chǎn)乙烯。當(dāng)時(shí)設(shè)計(jì)是從大慶油田獲得穩(wěn)定的石腦油供應(yīng)。之后由于市場(chǎng)原因改用石腦油，輕柴油混合生產(chǎn)乙烯，但是凸顯出了裝置彈性不足，生產(chǎn)能力有限的短板。后對(duì)老設(shè)備進(jìn)行改裝，使得乙烯裝置在大量使用外來石腦油原料的同時(shí)，還可以使用該公司的直餾石腦油，常壓柴油，尤里卡加氫柴油，加氫裂化尾油等多種原料，有效擴(kuò)大了原材料的來源，增強(qiáng)了企業(yè)抗原材料供應(yīng)波動(dòng)的能力，提升了競(jìng)爭(zhēng)力。揚(yáng)子30萬噸乙烯裝置的主要工藝流程，具體如下。原料經(jīng)過一對(duì)STR1裂解爐后裂解氣化，經(jīng)過一系列的過濾，脫酸，脫水加壓后，進(jìn)入冷箱冷凍。冷箱將混合氣體大部分液化，剩下的低沸點(diǎn)氣體均是甲烷。之后，混合液體進(jìn)入脫甲烷塔。脫甲烷塔是一種精餾塔，其輕組分絕大部分是甲烷，并重新送回冷箱。塔底餾分進(jìn)入脫乙烷塔，其中塔頂餾分為乙烯乙烷（含少量乙炔）共沸物，經(jīng)過乙炔化（將乙炔轉(zhuǎn)化為乙烯、乙烷），干燥（乙炔化過程產(chǎn)生水）后送至乙烯精餾塔繼續(xù)精餾。塔底餾分送至脫丙烷塔，其中塔頂餾分為丙烯丙烷（含少量丙二烯）共沸物，經(jīng)過丙二烯轉(zhuǎn)化器（將丙二烯轉(zhuǎn)化為丙烯丙烷），脫甲烷塔（丙二烯轉(zhuǎn)化過程產(chǎn)生甲烷）后送至丙烯精餾塔繼續(xù)精餾，其中塔頂產(chǎn)出丙烯，塔底重組分（主要是丙烷）經(jīng)過再精餾，在無塔底餾分的工藝操作下，于塔頂生產(chǎn)出液化石油氣。脫丙烷塔的塔底餾分為較重的碳四組分，被送至脫丁烷塔，塔頂產(chǎn)出較純的丁烷，塔底則是裂解汽油。該再沸器位于C3車間，丙烯工段，設(shè)計(jì)為丙烯—丙烷精餾塔提供能量。該組再沸器理論熱負(fù)荷為22200000 kcal/h，約合25800 kW，總C3流量為337000 kg/h，汽化量約為7300 kmol/h，氣化率90%左右。不過，鑒于汽化量、熱負(fù)荷極大，設(shè)計(jì)者采用了雙再沸器的設(shè)計(jì)模式。所以，該組再沸器組單臺(tái)實(shí)際的熱負(fù)荷為12900 kW，C3流量168500 kg/h，氣化率仍為90%。該再沸器利用熱水進(jìn)行加熱。來自裂解爐的高溫高壓蒸汽在經(jīng)過透平做功后，仍有相當(dāng)?shù)臒崃?。該廠本著能量逐級(jí)利用的原則，將這部分冷凝水作為各個(gè)精餾塔再沸器的加熱能源。丙烯精餾塔再沸器的加熱能源，就是部分脫丁烷塔再沸器的出水與透平冷凝水的混合水。該混合水經(jīng)過軟化過濾，是比較潔凈不易結(jié)垢的，故設(shè)計(jì)的時(shí)候熱垢阻力可以設(shè)計(jì)得較小。 乙烯裝置工藝流程圖以上就是丙烯再沸器的工藝背景與操作條件。這次畢業(yè)設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)，就是對(duì)這組再沸器進(jìn)行重新設(shè)計(jì)。 再沸器選型再沸器最常見的形式是立式管側(cè)熱虹吸再沸器。但是，在這一工程實(shí)踐中不宜應(yīng)用。因?yàn)?，丙烷塔再沸器設(shè)計(jì)氣化率為90%左右，遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過了傳統(tǒng)立式管側(cè)熱虹吸再沸器的最佳氣化率（10%20%）。如果采用立式管側(cè)熱虹吸式再沸器，則必然由于上部管束干度過大，造成局部的氣液換熱。眾所周知，氣液換熱的效果遠(yuǎn)不及液液換熱。這樣，想達(dá)到相同的換熱效果，就需要更大的換熱面積，這勢(shì)必增大換熱器的尺寸，給設(shè)計(jì)和安裝帶來困難。所以，該工況下，立式管側(cè)熱虹吸再沸器不適合。 另一種設(shè)計(jì)方法就是立式殼側(cè)熱虹吸再沸器。該型再沸器也是利用了熱虹吸原理，只不過沸騰流體走殼程，管程走加熱介質(zhì)。該類型再沸器的最佳應(yīng)用場(chǎng)合為中等壓力、中等溫差條件下的純組分的蒸發(fā)，且加熱介質(zhì)必須放在管內(nèi)側(cè)的工況，而且對(duì)出口氣化率限制不大。所以，立式殼側(cè)熱虹吸再沸器是可以應(yīng)用在本設(shè)計(jì)中的。 但是，不得不說，在丙烯塔底利用立式殼側(cè)熱虹吸再沸器也有缺陷。雖然該型立式再沸器占地空間少，但是如果算上安裝，清洗，維護(hù)留下的空間裕量，其占地面積也比較可觀。另外，據(jù)資料顯示，該丙烷塔再沸器蒸發(fā)量巨大，僅管長(zhǎng)就有6米，這就增加了塔釜的高度。丙烯丙烷共沸物的分離難度大，該塔有153塊塔板，塔高60余米，是整個(gè)乙烯裝置中最為高大的塔器。塔器在設(shè)計(jì)中，要考慮內(nèi)壓，自重，地震載荷和風(fēng)載荷，其中風(fēng)載荷影響甚巨，尤其是高塔。這是因?yàn)?，離地面越高，風(fēng)壓的修正系數(shù)就越高。換句話說，就是離地面越遠(yuǎn)，風(fēng)越大。而風(fēng)載荷等于計(jì)算塔節(jié)的風(fēng)壓與計(jì)算基準(zhǔn)面距離的乘積，塔高一旦增高，風(fēng)載荷是呈平方增長(zhǎng)的，而且塔越高，這種增量就越明顯。在塔底安裝如此巨大的立式再沸器，勢(shì)必使本來已經(jīng)很高的精餾塔進(jìn)一步增高，為了保證安全，塔的壁厚也肯定要相應(yīng)增厚，塔的制造成本增長(zhǎng)不容忽視。 另外，立式殼側(cè)熱虹吸再沸器仍屬于固定管板式換熱器，不能提供熱補(bǔ)償。雖然該再沸器的平均溫差為22℃左右，并不算大，但是其熱應(yīng)力也是不容忽視的。許多文獻(xiàn)都指出，熱應(yīng)力造成的管束根部腐蝕對(duì)再沸器的正常工作有很大危害。而且，固定管板式再沸器的拆卸維修是很費(fèi)勁的，如果要將殼程也設(shè)計(jì)成可拆的，則管板的制造費(fèi)用也會(huì)提高（殼程壓力有2MPa，可拆結(jié)構(gòu)需要很厚的法蘭與昂貴的金屬墊片）。所以說，增加塔高，不易拆洗，不易熱補(bǔ)償是立式殼側(cè)熱虹吸再沸器設(shè)計(jì)的缺陷。 所以，本設(shè)計(jì)決定使用臥式再沸器，可以選用臥式熱虹吸再沸器和釜式再沸器。該廠的原始設(shè)計(jì)就是臥式熱虹吸再沸器。這兩型再沸器一來可以很好的解決塔高增加的問題；二來，也可以突破立式再沸器氣化率的限制。由于原設(shè)計(jì)選用臥式熱虹吸再沸器，為避免重復(fù)，決定設(shè)計(jì)一臺(tái)釜式再沸器。首先，對(duì)塔高影響有限。另外，釜式再沸器管束不存在熱應(yīng)力問題，可以再內(nèi)部自由伸縮，而且方便抽出，對(duì)殼程進(jìn)行清洗。所以說，釜式再沸器很好的解決了立式殼側(cè)熱虹吸再沸器的缺陷。 不過，釜式再沸器也不是沒有缺陷。該型再沸器是所有再沸器中占地面積最大，殼程最易結(jié)垢，造價(jià)最高的再沸器。但是，就該設(shè)計(jì)環(huán)境而言，殼程內(nèi)部是以丙烷為主的輕有機(jī)組分，不易結(jié)垢。而且相對(duì)于節(jié)省下的塔的制造費(fèi)用，再沸器設(shè)備費(fèi)用的上升也不明顯。 所以，綜合考慮，本次設(shè)計(jì)將為丙烷塔設(shè)計(jì)一組釜式再沸器。 工藝設(shè)計(jì)本次工藝設(shè)計(jì)，參考了文獻(xiàn)[2]和[20]中再沸器設(shè)計(jì)部分的內(nèi)容。 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件現(xiàn)設(shè)計(jì)一臺(tái)釜式再沸器，以85℃的熱水為熱源，加熱塔底的丙烯丙烷混合物。 殼程與管程的設(shè)計(jì)條件殼 程管 程溫度/℃55℃85℃72℃壓力（絕壓）/MPa流量/（kg/h）蒸發(fā)量/(kg/h)已知塔底混合物中，%，%（均是質(zhì)量分?jǐn)?shù)），其余為丁烷等重組分。塔底壓力為2 MPa，溫度55℃， kg/h，汽化量約3700 kmol/h，單臺(tái)熱負(fù)荷11100000 kcal/h（約12900 kW）。 估算設(shè)備尺寸(1) 傳熱面積和管數(shù)已知熱負(fù)荷kW，殼程流體汽化潛熱，殼程流量。根據(jù)熱平衡，殼程汽化量，體積流量：kg/hm179。/s 物性數(shù)據(jù)（基于丙烯丙烷混合物物性并加以修正）殼程流體55℃，臨界壓力/MPa汽化潛熱/(kJ/kg)蒸汽熱導(dǎo)率/(W/(mK))蒸氣密度/(kg/m179。)蒸汽黏度/(mPas)液相密度/(kg/m179。)管程流體80℃下物性數(shù)據(jù)密度/(kg/m179。)黏度/(mPas)熱導(dǎo)率/(W/(mK))比定壓熱容/(kJ/(kgK)管程入口溫度，出口溫度。管程質(zhì)量流量，體積流量： kg/h m179。/s= m179。/h已知?dú)こ虦囟?，?jì)算平均傳熱溫差： ℃估算傳熱系數(shù)W/(m2K)，利用下面公式估算傳熱面積： m2選傳熱管尺寸，則用下面公式計(jì)算管數(shù)：根傳熱管按三角形排列。，其中a是正六邊形數(shù)，b為正六邊形對(duì)角線上管數(shù)。經(jīng)計(jì)算，a=20時(shí)，=1459，滿足條件，此時(shí)b=41。由于管束為雙管程，中間不能布管。所以，最多可布管數(shù)為145941=1418根，所以1412根管是合適的。這樣，就可通過文獻(xiàn)[2] 50頁(yè)的表37查得管心距t=32 mm，隔程相鄰管的管心距為44 mm。通過下面公式計(jì)算管束直徑： mm(2) 殼體尺寸確定殼體直徑,先算，用下面公式計(jì)算為： m/s用下面公式計(jì)算為： m2由mm和m2，查文獻(xiàn)[2] 75頁(yè)的表320可知?dú)んw直徑為mm， m179。/m。殼體小端由普通管式換熱器殼體內(nèi)經(jīng)公式估算，管板利用率70%。殼體小端直徑為： mm。折流板采取弓形折流板，折流板間距mm，折流板數(shù)。拉桿數(shù)量由管外徑為25 mm，可知拉桿直徑應(yīng)為16 mm。由小端直徑為1520 mm，可知需要10根拉桿，由于管板利用率為70%，還是有空余面積布置的。另外，在殼程入口處應(yīng)設(shè)置防沖板。(3) 接管尺寸管箱接管。管程流體為水，設(shè)流速，則接管內(nèi)徑為： mm圓整后，取管程接口管內(nèi)徑為340 mm。殼程入口接管。殼程入口為液態(tài)進(jìn)料，設(shè)流速，則接管內(nèi)徑為： mm圓整后，取殼程入口接管內(nèi)徑為240 mm。殼程出口接管。殼程出口為氣液分開出料，氣相出口的流速為，內(nèi)徑為： mm圓整后，取殼程氣相出口接管內(nèi)徑為400 mm。設(shè)液相出口的流速為，則接管內(nèi)徑為： mm圓整后，取殼程液相出口接管內(nèi)徑為45 mm。 傳熱系數(shù)的校核(1) 管內(nèi)傳熱系數(shù)管內(nèi)傳熱系數(shù)分為有相變和無相變兩種。本設(shè)計(jì)中，管內(nèi)走熱水，不存在相變，則用管內(nèi)無相變公式計(jì)算，其中，管內(nèi)流速： m/s。雷諾數(shù)： Re合適。普朗特?cái)?shù)： Pr合適。幾何因數(shù)： 合適。管內(nèi)傳熱系數(shù)為： W/(m2K)(2) 熱阻 根據(jù)文獻(xiàn)[2] 55頁(yè)的表39，并結(jié)合現(xiàn)有資料與使用狀況綜合考慮，認(rèn)為管內(nèi)的熱水雖然為透平冷凝水，比較干凈，但是之前也是經(jīng)過了較長(zhǎng)的管道和換熱過程，攜帶了較多的管道污垢。所以，基于以上情況，保守估計(jì)管內(nèi)熱阻 (m2K)/W。管外由于是丙烯丙烷共沸物，其所含的雜質(zhì)少，熱阻也相對(duì)較小 (m2K)/W。由文獻(xiàn)[2] W/(mK)。管壁熱阻 (m2K)/W。(3) 沸騰狀態(tài)確定首先除管外的熱阻，得： (m2K)/W與對(duì)應(yīng)的傳熱溫差為：℃沸騰側(cè)傳熱溫差為：℃管外沸騰形式還與對(duì)比壓力有關(guān)。其中，為系統(tǒng)壓力（絕壓）， MPa，為臨界壓力，查物性手冊(cè)知MPa。則可知：查資料[20] 208頁(yè)的圖410與莫斯廷斯基關(guān)聯(lián)式，可查得時(shí)，臨界溫差約為15℃，大于。所以該設(shè)計(jì)在泡核狀態(tài)運(yùn)行。(4) 管外傳熱系數(shù)利用莫斯廷斯基公式計(jì)算： W/m2= kcal/(m2K)= kcal/(m2h℃)= W/(m2K)(5) 總傳熱系數(shù) 總傳熱系數(shù)由下式求得： W/(m2K)(6) 裕度首先計(jì)算實(shí)際傳熱面積，由下式得： m2傳熱面積裕度為：考慮到浮頭也有一定的傳熱能力，此裕度是可以接受的。(7) 熱流密度核算熱通量參數(shù)可由下式得:臨界熱流密度： W/m2其中：。可知，故所設(shè)計(jì)的釜式再沸器是合適的。 阻力校核(1) 管程阻力 管程阻力應(yīng)用范寧公式進(jìn)行計(jì)算，直管部阻力為。管內(nèi)，相對(duì)粗糙度由文獻(xiàn)[18] 。由穆迪圖可知摩擦系數(shù)，則： Pa局部阻力系數(shù)可取3，則： Pa由于管程為雙管程，浮頭式，利用結(jié)垢系數(shù)修正，則管程阻力為： Pa一般情況下，液體流過換熱器的允許壓降為 Pa，該再沸器的管內(nèi)流體阻力合適。(2) 殼程阻力 再沸器壓力平衡示意圖[20]H1：塔釜液位 (m), H2：液面與進(jìn)口管距離 (m)，HX：安裝差高 (m)，D：再沸器直徑 (m)再沸器的殼程阻力計(jì)算主要是為了計(jì)算再沸器的安裝高度，本設(shè)計(jì)利用文獻(xiàn)[20]的方法進(jìn)行計(jì)算。其中：① 入口管壓降入口管流通面積： m2入口管流速： m/s入口管質(zhì)量流速： kg/(m2s)入口雷諾數(shù)： 入口管摩擦系數(shù)： 入口管壓降： m液柱② 出口管