煤油冷却器设计

目录
第1章工艺综述 (2)
1.2工艺原理 (2)
1.3工艺流程 (3)
第2章工艺计算 (4)
2.1设计参数 (4)
2.2管径和管内流速 (5)
2.3 估算换热面积 (7)
2.4 管程数和传热管数的计算 (7)
2.5 传热管排列和分程方法的确定 (8)
2.6 壳体内径以及折流板数的计算 (8)
第3章结构设计 (10)
3.1 封头和圆筒厚度 (10)
3.2 接管 (10)
3.3 折流板 (11)
3.4分程隔板 (12)
3.5 拉杆的数量与直径 (12)
3.6判断是否安装膨胀节 (12)
3.7 支座 (14)
第4章强度计算 (15)
4.1传热系数核算 (15)
4.2 壁温核算 (17)
4.3 压强降的核算 (17)
第5章设计结果一览表 (20)
参考文献 (21)
评价表 (22)
第1章工艺综述
1.1 装置简介
ARGG装置包括反应-再生、分馏、吸收塔、气压机、能量回收及余热锅炉、产品精制几部分租成，ARGG工艺以常压渣油等重油质油为原料，采用重油转化和抗金属能力强，选择性好的ARG催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液化气、并生产高辛烷只汽油。

1.2工艺原理
1.2.1催化裂化部分
催化裂化是炼油工业中最重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。

它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩和等一系列化学反应，原料油转化为气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。

催化裂化的原料油来源广泛，主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。

随着石油资源的短缺和原油的日趋变重，重油催化裂化有了较快发展，处理的原料可以是全常渣甚至是全减渣。

在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置进行处理，提供催化原料。

催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。

催化裂化生产过程的主要产品是气体、汽油和柴油,其中气体产品包括干气和液化石油气，干气作为本装置燃料气烧掉，液化石油气是宝贵的石油化工原料和民用燃料。

催化裂化的生产过程包括以下几个部分：
反应再生部分：其主要任务是完成原料油的转化。

原料油通过反应器与催化剂接粗并反应，不断输出反应物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在再生器中通入空气烧去催化剂上的积灰，恢复催化剂的活性，使催化剂能够循环使用。

烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩的热量由专门的取热设施取出并加以利用。

分馏部分：主要任务根据反应油气中各组分沸点的不同，将他们分离成富气、粗油气、轻柴油、回炼油、油浆，并保证油气干点、轻柴油的凝固点和闪点合格。

吸收稳定部分：利用各组分之间在液体中溶解度的不同把富气和粗油气分离成干气、液化气、稳定汽油。

控制好干气中的C3含量、液化气中的C2和C5含量、稳定汽油的10%点。

1.2.2工艺精制部分
本装置选用的胺法气体脱硫工艺技术成熟可靠。

干起、硫化气中含有硫化氢、二氧化碳等有害气体，既影响产品的使用，又造成环境污染，因此在使用之前必须进行脱除。

脱硫化氢常用的方法是醇胺吸收法，即以弱的有机碱为吸收剂，分别在肝气、液化气脱硫塔内干气、液化气进行逆流接触，干气和液化气中的硫化氢和部分二氧化碳被胺液吸收，使干气和液化气得到净化。

胺液吸收硫化氢和二氧化碳使一个可逆过程。

吸收了硫化氢和二氧化碳的富胺
液在低压下经加热二分解，释放出硫化氢和二氧化碳。

利用这种可逆反应，使富胺液经过溶剂再生塔得到再生而成为贫液，同时产生含有硫化氢和二氧化碳的酸性气。

贫液作为吸收剂循环使用，酸性气至下游硫磺回收装置。

汽油脱硫醇工艺采用的固定床无碱脱臭（II ）系国内最新开发的工艺。

该工艺已经过工业化试验，并通过了中国石化总公司发展部组织的技术鉴定，可减少废碱排放。

ARGG 装置生产的汽油含有硫醇和硫化氢等有害物质，使汽油的产品质量达不到要求，必须进行精制加以脱除。

本装置采用固定床无碱脱臭（II ）工艺，该工艺脱硫醇效果好，产品不会带碱。

其脱硫醇基本原理为：汽油所含的硫醇在反应器里与通入的空气中的氧在催化剂存在下被氧化成二硫化物（R-SSR ），使存在于汽油中的臭味被消除，生成二硫化物的反应过程如下：
O H RSSR O RSH 22224+−−→−+催化剂
O H SSR R O RSH SH R 2'2'2/1+−−→−++催化剂
液化气脱硫醇工艺采用无碱脱硫醇工艺胺法脱硫液化气，技术成熟、可靠。

液化气通过固定床反应器后，脱除S H 2并借助液化气自身的含氧和催化剂作用发生催化氧化反应，使其中的硫醇转化为二硫化物。

1.3工艺流程
吸收塔顶操作压力1.3MPa （绝），从D-10301来的压缩富气进入吸收塔C-10301自下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1、2送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆相接触。

气体中的及以上的更重要组分大部分被吸收，剩下含有少量吸收剂（贫气）去再吸收塔C-10303，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-10302/1～4分别抽出四个中段回流，经中段回流冷却器E-10307/1～8冷却后再返回吸收塔。

在D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油P-10301/1、2抽出后，经脱吸塔进料-稳定汽油换热器E-10302/1-2换热至55进入脱吸塔C-10302顶部。

脱吸塔顶操作压力1.4MPa （绝），温度50，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器E-10301/1.2提供热量。

用分馏部分中段回流作为热载体，以脱出凝缩油中的组分。

塔底抽出的脱乙烷汽油送至汽油稳定系统。

贫气从吸收塔顶出来进入再吸收塔C-10303，操作压力1.25MPa （绝）。

与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，已脱除气体中夹带的轻汽油组分，经吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠再吸收塔的压力自流至E-10205/1-2，与贫吸收油换热后再返回分馏塔。

汽油稳定系统乙烷汽油从脱吸收塔底出来，自压进入稳定塔进料换热器E-10303/1-4,和稳定汽油换热后进入稳定塔C-10304。

塔的操作压力1.15MPa(绝),丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝器E-10308/1-8冷却进入塔顶回流罐D-10302，液体产品－液化气用稳定塔顶回流泵P-10305/1-2升压，大部分作为稳定塔顶回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。

稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-10303/1-4、E-10302/1-4，换热后再进入稳定汽油－除盐水换热器E-10310/1-2、稳定汽油空冷器EC-10302/1-4、稳定汽油冷却器E-10309/1-2，冷却到40。

一部分作为补充吸收剂用P-10304/1.2送至吸收塔，其余部分送往脱硫装置。

稳定塔底重沸器E-10304/1.2的热源来自分馏部分第二中段循环回流。

1.4 工艺流程图（见附录）
第2章 工艺计算
2.1设计参数
对于一般气体和水、煤油等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均
值。

本设计是煤油冷却器的设计，工艺要求煤油的入口温度为100℃，出口温度为35℃自来水的入口温度为25℃，出口温度为40℃。

2.1.1 两流体的定性温度
煤油的定性温度 ()C 5.672/35100 =+=m T
冷却水定性温度
()C 5.322/4025 =+=m t 两流体的温差
C 355.325.67 =-=-m m t T 表2-1 相关物性数据
2.1.2 煤油热流量
()12kg/h)(3.2272724
3301000)1018(40-=⨯⨯⨯=m ()22kW 1.911kJ/h 1028.3)35100(22.23.2272760000-=⨯=-⨯⨯=∆=）（t cp m Q
2.1.3 平均传热温差
=∆m t 21
2
1ln t -t t t ∆∆∆∆=25-3540-100ln 25)-(35-40)-(100 ()3-2C 9.27o =
2.1.4 冷却水用量
()()()42kg/h 52387kg/s 55.14)2540(10174.4101.911330-==-⨯⨯⨯=∆=⋅i i c m t cp Q q
2.1.5平均传热温差校正及壳程数
2.0=P
33.4=R
按单壳程，温差校正系数应查有关图表可得84.0=∆t φ
平均传热温差C 4.239.2784.0o '
=⨯=∆=∆∆m t m t t φ
由于平均传热温差校正系数大于8.0，同时壳程流体流量较大，故取単壳程合适。

2.2管径和管内流速
2.2.1换热器管径和管内流速的选择
表2-2 管壳式换热器中常用的流速范围
所以选用5.225⨯φ较高级冷拔传热管(碳钢10)，取管内流速m/s 2.1=i μ。

2.2.2传热系数K 的计算
①管程流体流型的判断：
i
i 1μρu d R i ei ==31292 （2-5） 故而可以判断，循环冷却水在管程内做湍流。

②冷却水的无相变对流传热系数的计算
i i
λμi p ri c P ==5.12 （2-6）
023.0=∂i e
i d λ4.08.0ri e P R =0.02302
.0622.0(31292)0.8(5.12)0.4 =5421.7 ()C m W/o 2⋅
根据管壳式换热器中的总传热系数K 的经验值，因为冷流体为水，热流体为清油，其总传热系数0α的范围是()C m W/700~290o 2⋅，因此可以取总传热系数为 450()
C m W/o 2⋅。

④根据水的污垢热阻表，选择封闭循环水（因为本设计采用的是循环冷却水）的污垢热阻，根据工业流体的污垢热阻表，选择煤油的污垢热阻，查询化工原理上册354页，得到： 循环冷却水的污垢热阻:2si 0.000172m /W R =⋅℃
煤油的污垢热阻:2so 0.000172m /W R =⋅℃
⑤管材的选择及管壁导热系数的确定
选择含碳量0.5%的低碳钢作为管材，根据金属材料的密度、比热容和导热系数表，查得低碳钢管的管壁导热系数λi=45 W/(m ·K)
000011αλα++++=so m i si i i R d bd d d R d d K （2-7） 4501000172.00225.045025.00025.002.0025.0000172.002.07.5421025.01
++⨯⨯+⨯+⨯=
= 344.83()
C m W/o 2⋅
2.3 估算换热面积
由传热面积的公式可以求得储热面积：
2m 7.94=S
考虑到焊接时的面积应该有15%左右的裕度，可以取传热面积：
2'm 9.10815.1==S S
2.4 管程数和传热管数的计算
根据传热管内径和流速确定单程传热管数：
398.382
.102.0785.085.994/55.14422≈=⨯⨯==i i s u d V
n π
（根） （2-8） 按单管程计算所需换热管的长度：
m 57.35025.014.3399.108=⨯⨯==o s d n S L π （2-9） 按单管程设计，传热管过长，现取传热管长m 6=l ，则该换热器的管程数为: 66
57.35≈==l L N p （管程） （2-10） 传热管总根数 N=39x6=234(根)
2.5 传热管排列和分程方法的确定
对于多管程换热器，通常采用正三角形排列；为了使传热管在各程之间便于安排，隔板两侧通常采用正方形错列。

具体情况如下图所示：
图2-1 传热管排列方法
采用焊接法，取管心距01.25t d =，则有
m m 32m m 25.31m m 2525.125.10≈=⨯==d t
横过管束中心线的管数为：=c n 1.117=N
2.6 壳体内径以及折流板数的计算
①采用多管程结构，利用公式()c 12D t n b '=-+估算外径直径：
()c 12D t n b '=-+
()0
025.02117032.0=⨯+-= 因此，可以取圆整为mm 600=D
所以壳体壁厚是mm 10。

②折流板块数的计算
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为:
mm 150mm 60025.0=⨯=h
通常取折流板间距0.3B D =,则:
mm 180mm 6003.0=⨯=B
因为希望折流板的间距在允许的压力范围内尽可能的小，由于在系列标准中固定管板式折流板的间距只有mm 600,300,150三种规格，因此，可以选取折流板间距为mm 150。

所以折流板数为：
39
=B N
其中，折流板圆缺面采用水平装配。

计算管程流通面积:
22
02.0==i i d A 2.7 初选换热器规格
初步选定列管式换热器规格尺寸如下：
壳径D 600mm
公称面积S 2m 38.108
管程数p N 6
壳程数s N 1
管数N 234
管程流通面积 0.0122m 2
管长L 6m
管子直径 mm 5.225⨯φ
管子排列方法 三角形排列
由以上传热器的型号和数据，可以求得换热器的实际传热面积：
()20m 4.1081.0=-=L N S
该传热器要求的总传热系数为：
()
C m /W 2.359o 0⋅=K
第3章 结构设计
3.1 封头和圆筒厚度
（1）圆筒厚度
查GB151-99P21表8可得，圆筒厚度为：8 mm （2）椭圆形封头
封头有圆形和方形两种，方形用于直径小（一般小于400mm ）的壳体，圆形用于大直径的壳体。

由于该换热器的壳体直径mm 600=D ，属于大直径的壳体，因此可以选用圆形的封头。

查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm 。

（3）管箱短节厚度
查GB151-99P20，管箱短节厚度与圆筒厚度相等，即8mm 。

3.2 接管
换热器中流体进出口的接管直径按下式计算，即
()234-=
πμ
s
V d
式中 s V 为流体的体积流量s /m 3 u 为流体在接管中的流速m/s
表3-2 流体在接管中的流速的经验值
壳程流体—煤油进出口接管尺寸的计算：
（1）根据某些流体在管路中的常用流速范围表，选择煤油的流速o 1.5m/s u =，则接管内径为：
=d 0.080
选择8010mm φ⨯的标准冷拔钢管。

（2）管程流体—循环冷却水进出口接管尺寸的计算：
根据某些流体在管路中的常用流速范围表，选择循环冷却水的流速i 1.5m/s u =，则接管内径为
=d 0.122m
选择14010mm φ⨯的标准冷拔钢管。

3.3 折流板
由以上计算可以知道，折流板是采用弓形折流板，折流板间为150mm ，折流板个数39 ，厚度由以下标准来确定：
表3-3 折流板厚度
因为管壳直径mm 600=D ，管板间距150mm ，由此，可以确定折流板的厚度：5=d
表3-4 折流板的直径与壳体直径的关系
因为管壳直径mm 600=D ，所以折流板的外径为：m m 5964600=-=B D 。

表3-5 板上加热孔径与管径的关系
由于选择的管径mm 25=H d ，所以应该选择管孔mm 8.25=d
3.4分程隔板
分程隔板两侧相邻管中心距 由
于
mm
250=d ，
所以
mm
3225.10=⨯=d t
表3-4 分程隔板的材料、厚度
换热管中心距宜不小于1.25倍的换热管外径,所设计的换热器不用机械方式清洗。

3.5 拉杆的数量与直径
表3-5 拉杆的数量与直径
由于管壳直径mm 600=D ，因此可以选定最少拉杆数6n =，最小拉杆直径mm 10=d ，拉杆孔径m m
5.111=d 。

3.6判断是否安装膨胀节
膨胀节是装在固定管板式换热器上面的挠性元件，对管子和壳体的膨胀变形差进行补偿，以消除或减少不利的温差应力。

管、壳壁温差所产生的轴向力：
()()N 106.8801884.00392.001884.00392.0.439.5671021.0108.1151261⨯=⨯⨯+-⨯⨯⨯⨯=⋅⋅+-=-s t s t s t A A A A t t KE F 压力
作
用
于
壳
体
上
引
起
的
轴
向
力
：
()()[]()(
)[
].9N
558170392
.001884.001884
.0179231792310000001.02025.0222025.02226.010*******.024
22
222
2
2
2=+⨯==⨯⨯-+⨯-⨯=⨯-+⋅-=
+=
F N
P S d N p Nd D P Q A A QA F t
o
s
o
t
s s 则其中：π
(3-3)
压力作用于管子上的轴向力：
.5N 121060392
.001884.00392
.0179233=+⨯=+=
t s t A A QA F (3-4)
[][]MPa
180********.018840.55828.86MPa 20621022.3100.0392
0.1210658.8665216531=<⨯=⨯+=+==<⨯-=⨯+-=+-=
t
s s s t
t t t Pa A F F Pa A F F σσσφσ则 (3-5)
根据《钢制管壳式换热器设计规定》，两项均小于操作条件下的值，所以故本换热器不必
设置膨胀节。

3.7 支座
支座按T
JB/4712《鞍式支座》选用。

根据JB4712—2007,取用重型（B型），型B︒
包角、焊接制作、双筋、带垫板
Ι—120。

表3-6支座参数
第4章 强度计算
4.1传热系数核算
（1）管程流通面积： 2
m 0122.0==i i d A
（2）管程传热系数： =
ei R i
i
1μρu d i =0.00076385.9942.102.0⨯⨯=31292.8（湍流） (4-1) =
ri P i
i
λμi p c =622.01063.710174.44
3-⨯⨯⨯=5.12 (4-2) 管程对流传热系数：
=∂i 0.023
e
i d λ）
（344
.08.0-ri e P R =0.023
02
.0622
.0(31292.8)0.8(5.12)0.4=5421.7()
C m W/o 2⋅ 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
=∂00.36
e
o d λ3
/155
.0r
e P R ）
（441
.0-⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛w o u u
当量直径，由正三角形排列得：
222200 1.732 3.14)4(0.0320.025)24240.0203.140.025
e d d m d ππ-⨯⨯-⨯=
==⨯
壳程流通截面积⎪⎭⎫
⎝⎛-=t d hD A 001=0.15)032.0025.01(6.0-⨯⨯=0.01969 (m) (4-5)
壳程流体流速及其雷诺数分别为: =
0μ1969
0.0)
24x 330x 8253600/(000180000⨯=0.389 m/s (4-6)
=
e R 000715
.0825
389.002.0⨯⨯=8976.9<10000是过渡流 (4-7)
普兰特准数：
=
r P 14
.01015.71022.24
3-⨯⨯⨯=11.34 (4-8) 粘度校正为：0.95
=0α0.36
027
.014
.08976.90.5511.341/30.95=594.8()
C m W/o 2⋅ (4-9) 壳程传热系数:
污垢热阻si R =0.000172()C m W/o 2⋅ , s R =0.000172()
C m W/o 2⋅ 管壁的导热系数λ=45 W/(m ·℃) 总传热系数:
0001
1
αλα++++=
so m i si i i R d bd d d R d d K (4-10)
4
.5891
000172.00225.045025.00025.002.0025.0000172.002.07.5421025.01
+
+⨯⨯+⨯+⨯=
= 423.9()
C m W/o 2⋅
若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数:
K =359.25()
C m W/o 2⋅
传热面积:
S =
m t ∆K Q
=4
.239.423911100⨯=91.85()
2m (4-11) 该换热器的实际面积:
()2
0m 4.1081.06025.014.3234=-⨯⨯⨯==ndL S
该换热器的面积裕度为；
=
H %100⨯-S
S
S P =(108.38-91.85)/91.85=18% 由于15%25%f <<。

因此，该换热器的传热面积的裕度符合要求。

4.2 壁温核算
因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可计算。

由于该换热器用循环水冷却，冬季
操作时，循环水的进口温度将会降低。

为确保可靠，取循环冷却水进口温度为20
℃，出口温度为40℃计算传热管壁温。

另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳程和传热管壁温之差。

但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管壁温
差肯能较大。

计算中，应按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧
污垢热阻为零计算传热管壁温。

于是有
()12411-+
+=
h
c h
m
c m m h h h t h T t
式中液体的平均温度m t 和气体的平均温度按式（4-12）计算为
=m t 0.4×40+0.6×20=28（℃） =m T 0.5（100+35）=67.5（℃）
()[]
K m W/58832⋅==i c h h
传热管平均壁温
=t =+
+
6
.8061
583316.80628
58335.6732.8（℃）
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T =67.5℃。

壳体壁温和传热管壁温之差为
t ∆=67.5-32.8=34.7（℃）<50℃
故不需设温度补偿装置。

因此，需选用管壳式换热器较为适宜。

4.3 压强降的核算
换热器内流体的流动阻力 ① 管程流动阻力
()p t i N F P P P 21∆+∆=∆∑ (4-13)
6=p N 4.1=t F
221ρμλd l P i
=∆ 2
2
2ρμζ=∆P 由ei R ＝31292.8（湍流），传热管相对粗糙度0.1/20＝0.005，查莫狄图得
C
W/m 034.0o ⋅=i λ，流速
i
μm/s
2.1=，
3
kg/m 85.994=i ρ，所以
285
.9942.102.06034.021⨯⨯
⨯=∆P (4-14)
=7306.1Pa
2
85
.9942.1322⨯⨯=∆P =2148.9Pa
64.1)9.21481.7306(⨯⨯+=∆∑i P =79422<105
Pa (4-15) 管程流动阻力在允许范围之内。

②壳程阻力：
()
s t N F P P P '
2'
1
0∆+∆=∆∑ 1=s N 15.1=s F 流体流经管束的阻力：
2
)
1(2'
1
o
B c o u N n Ff P ρ+=∆ (4-16)
管子为三角形排列：
F =0.5 =1.1=1.1=17 取折流挡板间距h =0.15m 壳程流通面积：
()()2
m 02625.0025.0176.015.0025.06.0=⨯-=⨯-=D h A
0μ=0.389m/s e R =8976.9>500
228.09.89765-⨯=o f =0.6276
2
389.0825)139(176276.05.02
'1
⨯+⨯⨯⨯=∆P
=13319.4Pa
流体流过折流板缺口的阻力 ：
2
)h 25.3(2
'2
u D N P
B ρ-=∆
h =0.15 D =0.6
2
389
.0825)
6.015.025.3(392
'
2
⨯⨯-⨯=∆P =7303.13 Pa (4-17) 总阻力∑0P ∆＝1.15(13319.4＋7303.13)=23715.8(Pa)＜105 Pa
壳程流动阻力也比较适宜。

计算说明，管程和壳程压强降都能满足要求。

第5章设计结果一览表
参考文献
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指导教师：林玉娟丁宇奇 2013 年 3 月 24 日
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