【文章內容簡介】 來也可以獲得更好的可控性。此外，本文還對不同加熱介質的再沸器提出了不同的設計和控制方案。對于敏感加熱介質（熱油），應用節(jié)流閥調整其流量，進而控制再沸器熱負荷和平均傳熱溫差；蒸汽加熱則可以用蒸汽控制閥控制蒸汽流量，也可以最再沸器內的冷凝水液面高度進行控制，增加（減少）換熱面積，最終達到控制再沸器熱負荷與平均傳熱溫差的目的。Xuenong Gao和Huibin Yin [16]等人對燒結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)。而且實驗也發(fā)現(xiàn)對于臥式換熱管，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]等人對釜式再沸器內部流動作了研究。談們通過一臺透明殼體并帶有攝像頭的實驗釜式再沸器，分別記錄了不同熱通量下的沸騰狀態(tài)。實驗指出，在熱通量小于10kW/㎡時，各行間的壓降為一常數(shù)；在熱通量大于10kW/㎡時，各行間壓降不斷下降?？傊?，這些文獻對于本次的再沸器設計是很有幫助的。從選型方面，應當綜合考慮場地，氣化率，介質，溫差等方面進行選擇。并且，應當綜合考慮之前文獻所述的問題，加強質量監(jiān)督管理，改進焊接制造，防腐減震，安裝維護的工藝，爭取將再沸器設計的更加安全可靠。 論文結構 本論文首先通過對近期再沸器有關文獻的分析，并結合實際工況，對再沸器的形式進行分析，并確定了再沸器的形式與工況。其次，本論文將對再沸器進行了工藝設計，主要是計算換熱面積和傳熱系數(shù)，并對再沸器的殼程和管程阻力進行計算。第三，本論文將對再沸器進行了強度計算，主要設計了包括筒體，封頭，管板，浮頭等部分，并對開孔補強和振動進行校核。最后，本論文將對新舊設計進行經(jīng)濟性，可靠性和維護性方面的比較。2 再沸器工藝設計 設計背景本次設計的再沸器是南京揚子30萬噸乙烯裝置中丙烯精餾塔的再沸器。揚子30萬噸乙烯裝置，是95年建設投產(chǎn)的老廠。當時與魯化等大廠聯(lián)合引進了美國魯姆斯技術，利用裂解輕柴油，石腦油等原料生產(chǎn)乙烯。當時設計是從大慶油田獲得穩(wěn)定的石腦油供應。之后由于市場原因改用石腦油，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。后對老設備進行改裝，使得乙烯裝置在大量使用外來石腦油原料的同時，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，有效擴大了原材料的來源，增強了企業(yè)抗原材料供應波動的能力，提升了競爭力。揚子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，進入冷箱冷凍。冷箱將混合氣體大部分液化，剩下的低沸點氣體均是甲烷。之后，混合液體進入脫甲烷塔。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)過丙二烯轉化器（將丙二烯轉化為丙烯丙烷），脫甲烷塔（丙二烯轉化過程產(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，設計為丙烯—丙烷精餾塔提供能量。該組再沸器理論熱負荷為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、熱負荷極大，設計者采用了雙再沸器的設計模式。所以，該組再沸器組單臺實際的熱負荷為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?shù)臒崃?。該廠本著能量逐級利用的原則，將這部分冷凝水作為各個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，是比較潔凈不易結垢的，故設計的時候熱垢阻力可以設計得較小。 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)設計設計，就是對這組再沸器進行重新設計。 再沸器選型再沸器最常見的形式是立式管側熱虹吸再沸器。但是，在這一工程實踐中不宜應用。因為，丙烷塔再沸器設計氣化率為90%左右，遠遠超過了傳統(tǒng)立式管側熱虹吸再沸器的最佳氣化率（10%20%）。如果采用立式管側熱虹吸式再沸器，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，氣液換熱的效果遠不及液液換熱。這樣，想達到相同的換熱效果，就需要更大的換熱面積，這勢必增大換熱器的尺寸，給設計和安裝帶來困難。所以，該工況下，立式管側熱虹吸再沸器不適合。 另一種設計方法就是立式殼側熱虹吸再沸器。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。該類型再沸器的最佳應用場合為中等壓力、中等溫差條件下的純組分的蒸發(fā)，且加熱介質必須放在管內側的工況，而且對出口氣化率限制不大。所以，立式殼側熱虹吸再沸器是可以應用在本設計中的。 但是，不得不說，在丙烯塔底利用立式殼側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，是整個乙烯裝置中最為高大的塔器。塔器在設計中，要考慮內壓，自重，地震載荷和風載荷，其中風載荷影響甚巨，尤其是高塔。這是因為，離地面越高，風壓的修正系數(shù)就越高。換句話說，就是離地面越遠，風越大。而風載荷等于計算塔節(jié)的風壓與計算基準面距離的乘積，塔高一旦增高，風載荷是呈平方增長的，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，勢必使本來已經(jīng)很高的精餾塔進一步增高，為了保證安全，塔的壁厚也肯定要相應增厚，塔的制造成本增長不容忽視。 另外，立式殼側熱虹吸再沸器仍屬于固定管板式換熱器，不能提供熱補償。雖然該再沸器的平均溫差為22℃左右，并不算大，但是其熱應力也是不容忽視的。許多文獻都指出，熱應力造成的管束根部腐蝕對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勁的，如果要將殼程也設計成可拆的，則管板的制造費用也會提高（殼程壓力有2MPa，可拆結構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，不易熱補償是立式殼側熱虹吸再沸器設計的缺陷。 所以，本設計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。該廠的原始設計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。由于原設計選用臥式熱虹吸再沸器，為避免重復，決定設計一臺釜式再沸器。首先，對塔高影響有限。另外，釜式再沸器管束不存在熱應力問題，可以再內部自由伸縮，而且方便抽出，對殼程進行清洗。所以說，釜式再沸器很好的解決了立式殼側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，殼程最易結垢，造價最高的再沸器。但是，就該設計環(huán)境而言，殼程內部是以丙烷為主的輕有機組分，不易結垢。而且相對于節(jié)省下的塔的制造費用，再沸器設備費用的上升也不明顯。 所以，綜合考慮，本次設計將為丙烷塔設計一組釜式再沸器。 工藝設計本次工藝設計，參考了文獻[2]和[20]中再沸器設計部分的內容。 設計任務與設計條件現(xiàn)設計一臺釜式再沸器，以85℃的熱水為熱源，加熱塔底的丙烯丙烷混合物。 殼程與管程的設計條件殼 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，%，%（均是質量分數(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，單臺熱負荷11100000 kcal/h（約12900 kW）。 估算設備尺寸(1) 傳熱面積和管數(shù)已知熱負荷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)熱導率/(W/(mK))比定壓熱容/(kJ/(kgK)管程入口溫度，出口溫度。管程質量流量，體積流量： kg/h m179。/s= m179。/h已知殼程溫度，計算平均傳熱溫差： ℃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為正六邊形對角線上管數(shù)。經(jīng)計算，a=20時，=1459，滿足條件，此時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[2] 50頁的表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，用下面公式計算為： m/s用下面公式計算為： m2由mm和m2，查文獻[2] 75頁的表320可知殼體直徑為mm， m179。/m。殼體小端由普通管式換熱器殼體內經(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，在殼程入口處應設置防沖板。(3) 接管尺寸管箱接管。管程流體為水，設流速，則接管內徑為： mm圓整后，取管程接口管內徑為340 mm。殼程入口接管。殼程入口為液態(tài)進料，設流速，則接管內徑為： mm圓整后，取殼程入口接管內徑為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，內徑為： mm圓整后，取殼程氣相出口接管內徑為400 mm。設液相出口的流速為，則接管內徑為： mm圓整后，取殼程液相出口接管內徑為45 mm。 傳熱系數(shù)的校核(1) 管內傳熱系數(shù)管內傳熱系數(shù)分為有相變和無相變兩種。本設計中，管內走熱水，不存在相變，則用管內無相變公式計算，其中，管內流速： m/s。雷諾數(shù)： Re合適。普朗特數(shù)： Pr合適。幾何因數(shù)： 合適。管內傳熱系數(shù)為： W/(m2K)(2) 熱阻 根據(jù)文獻[2] 55頁的表39，并結合現(xiàn)有資料與使用狀況綜合考慮，認為管內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，保守估計管內熱阻 (m2K)/W。管外由于是丙烯丙烷共沸物，其所含的雜質少，熱阻也相對較小 (m2K)/W。由文獻[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與對應的傳熱溫差為：℃沸騰側傳熱溫差為：℃管外沸騰形式還與對比壓力有關。其中，為系統(tǒng)壓力（絕壓）， MPa，為臨界壓力，查物性手冊知MPa。則可知：查資料[20] 208頁的圖410與莫斯廷斯基關聯(lián)式，可查得時，臨界溫差約為15℃，大于。所以該設計在泡核狀態(tài)運行。(4) 管外傳熱系數(shù)利用莫斯廷斯基公式計算： 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) 裕度首先計算實際傳熱面積，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，故所設計的釜式再沸器是合適的。 阻力校核(1) 管程阻力 管程阻力應用范寧公式進行計算，直管部阻力為。管內，相對粗糙度由文獻[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算主要是為了計算再沸器的安裝高度，本設計利用文獻[20]的方法進行計算。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