立式热虹吸再沸器机械设计说明书
热虹吸式再沸器的设计与选用解析
热虹吸式再沸器的设计与选用解析作者：陈发挥来源：《中国化工贸易·中旬刊》2018年第10期摘要：再沸器常用于蒸馏塔底，对塔底流体加热使其部分汽化返回塔内，为蒸馏塔提供上升蒸汽，设计再沸器时，必须与蒸馏塔的使用特点和结构联系起来。
在石油化工厂，热虹吸式再沸器应用很广泛，且多采用管壳式。
关键词：再沸器;热虹吸式;设计;选用1 常见再沸器的种类1.1 立式热虹吸再沸器如图所示立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。
立式及卧式热虹吸再沸器本身没有气、液分离空间和缓冲区，这些均由塔釜提供。
工艺物流侧在管程，传热系数高，投资低，为获得好的循环，可能需要比较高的塔裙高度。
汽化率为15%-40%。
可用于真空和低压系统。
式热虹吸再沸器具有的特点：循环推动力是釜液和换热器传热管气液混合物的密度差;结构紧凑、占地面积小、传热系数高;壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质;塔釜提供气液分离空间和缓冲区;设备被直接安装在塔旁由于管线系统简单，故设备造价低。
1.2 卧式热虹吸式再沸器如图所示卧式热虹吸式再沸器加热介质在管内流动，管程可以为单流程也可以为多流程。
进料是从塔底下降管引入再沸器，液体在壳程沸腾发生汽化，形成密度较小的汽液混合物，由于进料管和排出管中液体的密度差产生静压差，成为流体自然循环的推动力。
臥式热虹吸式再沸器具有的特点：循环推动力是釜液和换热器传热管气液混合物的密度差;占地面积大，传热系数中等，维护、清理方便;塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
有较高的循环率，因而有较高的流速和较低的出口干度，从而防止了高沸点组分的积聚和降低了结垢的速率。
工艺物流侧在壳程，传热系数中偏高，投资适中，占地面积大，裙座高度低，汽化率为3%-35%。
2 热虹吸式再沸器流动沸腾机理立式热虹吸式再沸器的受热段可分为五段，分别为：①单相对流显热段，由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力。
立式热虹吸再沸器机械设计说明书(相关知识)
大连理工大学本科课程设计立式热虹吸式再沸器机械设计说明书学院（系）：化工机械与安全学院专业：过程装备与控制工程学生姓名：孔闯学号：201242052指导教师：由宏新、代玉强评阅教师：完成日期：2015.10.2大连理工大学Dalian University of Technolog摘要本课程设计主要任务是设计1台立式热虹吸式再沸器，作为丙烯-丙烷精馏塔的提馏段加热设备。
在大三下学期的时候已经初步完成了再沸器的工艺部分的设计和核算，本次设计主要进行再沸器的机械部分的计算及校核，包括再沸器各部分的结构说明，筒体壁厚的计算，封头壁厚的计算，管箱法兰和管板的计算，筒体和封头开孔及补强等。
通过3周的工作，已完成了再沸器的机械参数的计算，手工绘制了再沸器的装配图1张和管板零件图1张。
目录摘要 (I)1设计基础 (2)1.1项目背景 (2)1.2设计依据 (2)1.3技术来源及授权 (2)1.4项目简介 (2)2结构工艺说明 (1)2.1管程和壳程物料的选择 (1)2.2换热管 (1)2.3管板 (1)2.3.1 管板结构尺寸 (1)2.3.2 换热管与管板连接 (2)2.3.3 排管及管孔 (3)2.4折流板 (5)2.5接管及连接附件 (6)2.6安全泄放 (7)2.7耳式支座 (8)2.8管箱、管箱法兰与封头 (11)3强度计算 (13)3.1工艺参数计算结果表 (13)3.2计算条件 (14)3.3强度计算 (15)3.3.1 壳程圆筒计算 (15)3.3.2 前端管箱筒体计算 (16)3.3.3 前端管箱封头计算 (18)3.3.4 后端管箱筒体计算 (19)3.3.5 后端管箱封头计算 (20)3.3.6 开孔补强设计计算 (21)3.3.7 兼作法兰固定式管板计算 (24)3.3.8 管箱法兰计算 (34)4结论 (36)附录A 过程工艺与设备课程设计任务书 (38)1设计基础1.1项目背景本项目来源于大连理工大学过程装备与控制工程专业大四年级过程工艺与设备课程设计题目；设计者为过程装备与控制工程专业在校大四学生，与项目发布者为师生关系；本项目设计装置为立式热虹吸式再沸器。
立式热虹吸再沸器设计
立式热虹吸再沸器简介图14.立式热虹吸再沸器（1）立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。
（2）立式热虹吸再沸器广泛地应用于化与卧式相比, 其循环速率高, 传热膜系数高。
但是, 工业上应用的立式热虹吸再沸器其加热督要有一定高度才能获得较高的传热速率, 而塔底液面与再沸器上部管板约为等高, 这样就提高了塔底的标高, 使设备安装费增加, 并且设备的清洗和维修也困难。
（3）立式热虹吸再沸器的不稳定性, 往往是由于两相流的不稳定流型所致。
在立式热虹吸管内蛇两相流沸腾流型, 自下而上相继出现（4）鼓泡流、弹状流、环状流及环雾流等。
弹状流的大汽抱的不断出现与破裂, 激发了操作的不稳定性。
（5）立式热虹吸再沸器与卧式相比, 虽有较好的防垢性能, 但对于粘度大的物料, 例如, 石按化工中一些高分子聚合物, 也常因结垢堵塞管道, 而要定期清除垢物。
严重的情况下, 运转一年就会将再沸器中绝大部分管子堵死, 垢物的清除费力费时, 十分困难。
（6）一般立式热虹吸式的管程走工艺液体，壳程走加热蒸汽。
改善立式热虹吸再沸器的操作性能, 强化其传热, 具有十分重要的意义其特点有：结构紧凑,占地面积小,传热系数高.壳程不能机械清洗,不适宜高粘度,或脏的传热介质.塔釜提供气液分离空间和缓冲区.3.1.1 立式热虹吸再沸器的选用和设计计算步骤（1）强制循环式:适于高粘度,热敏性物料,固体悬浮液和长显热段和低蒸发比的高阻力系统。
（2）内置式再沸器:结构简单.传热面积小,传热效果不理想.釜内液位与再沸器上管板平齐3.1.2 设计方法和步骤：立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度Ι、塔釜底部至再沸器下部封头的管路Ⅱ、再沸器的管程Ⅲ及其上部封头至入塔口的管路Ⅳ所构成的循环系统。
由于立式热虹吸再沸器是依靠单相液体与汽液混合物间的密度差为推动力形成釜液流动循环，釜液环流量，压力降及热流量相互关联，因此，立式热虹吸再沸器工艺设计需将传热计算和流体力学计算相互关联采用试差的方法，并以出口气含率为试差变量进行计算。
立式热虹吸再沸器HTRI优化设计 (1)
立式热虹吸再沸器HTRI优化设计Hualu Engineering and Technology Co., LtdHualu Engineering and Technology Co Ltd华陆工程科技有限责任公司主讲人：刘健内容简介•立式热虹吸再沸器是间壁式换热器里算复杂换热结作计算最为复杂的一类换热器，结合工作实践，在分析工艺流体在再沸器换热管内物理变化过程和间壁换热器传热研究利软件式热的基础上，利用HTRI软件对立式热虹吸再沸器进行优化设计。
1. 概述立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器它是自然循环的单元操作，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。
体的密度差利用HTRI计算报告：能给出再沸器所需的换热面积和设计裕量可以准确分析出工艺流体在换热管内的物理变化过程计算真实的循环量和气化率满足循环所需的静压头,进而决定塔器和再沸器之间相对布置关系按压力降分配法确定进出口管的尺寸在运算信息栏里给出再沸器运行的各种报告，包括振动报告，稳定运行报告以及流体流速和流型报告2 工艺流体在换热管内的物理变化过程2工艺流体在换热管内的物理变化过程1单相对流显热段2 过冷沸腾段3 泡状流和活塞流段4 搅动流5 环状流单流热由于静压头的存在该区域的压力大于流2.1单相对流显热段•由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力。
为使液体气化沸腾，体状力使液体气腾必须将液体加热到对应压力下的饱和温度以上显热段的长度取决于管壁两侧总的以上。
显热段的长度取决于管壁两侧总的温差、流体的液相传热系数、再沸器进口体液传热系数管的压降等。
真空操作工况下这一区域相对较长正压操作工况下相对较短对较长，正压操作工况下相对较短。
冷沸腾当流体经换热管向上流动压力逐渐降低 2.2 过冷沸腾段•当流体经换热管向上流动，压力逐渐降低，直到接近换热管壁温所对应的饱和蒸气压到接换热管所蒸气时，在换热管壁上液体开始形成气泡，气泡不断长大破裂尽管没有气体产生泡不断长大，破裂。
再沸器E-301设计说明书
再沸器 E-301摘要换热器是冷热流体交换热量的设备，它是石油化工工业的通用设备,在过程工业生产中占有重要地位。
在石油化工生产中，换热器可作为冷却器、加热器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,应用十分广泛。
换热器种类很多,根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。
本次设计的换热器是属于间壁式换热器中的固定管板式换热器。
本次设计的任务是针对再沸器进行机械设计，主要包括设备材料的选择、设备各部分结构的确定以及设备的强度计算和校核。
其中强度计算主要是对设备壳体的厚度计算以及重要部件的应力计算。
此外，还包括换热器的介绍说明部分、符号说明、参考文献等部分。
在本次设计严格按照GB150-1998《钢制压力容器》和GB151-1999《管壳式换热器》的要求进行选材、设计。
设备的制造和检验要求符合《压力容器安全技术监察规程》的规定。
在对设备的设计过程中，综合考虑了制造成本、动力消耗和使用寿命等问题，以确保设备安全经济的运行。
关键词：固定管板式换热器；强度；设计Rebolier E-301AbstractHeat exchangers are equipment primarily for transferring heat between hot and cold stream which is used commonly and play a significant role in petrochemical industry. Heat exchangers are usually used as cooler, heater, condenser, evaporator and rebolier in petrochemical productio. There are many kinds of heat exchangers and they can be divided into three categories basically: partitions heat exchanger, hybrid heat exchanger and regenerative heat exchanger, which is based on the principle and manner of hot and cold stream heat exchange.The heat exchanger that will be designed here is fixed tube heat exchanger , one of the partitions heat exchanger.The task of this design is mechanical design of reboil er. It’s include the choice of materials, the determine of the equipment’s structu re and the strength calculation and check of equipment, in which the thickness of the shell as well as the stress calculation of important parts are finished. Beside of those mentioned above, the introduction of heat exchanger,symbol description and references are indispensible parts of the design.This design is strictly accordance with GB150-1998 "steel pressure vessels" and GB151-1999 "shell and tube heat exchanger" to select material and finish calculation. Equipment manufacturing and testing requirements consistent with "Pressure V essel Safety Technology Supervision" requirement. In order to ensure the safety of equipment and running economy, lots of consideration about manufacturing cost, powerconsumption and useful life are in the designer’s mind.Key words : fixed tube heat exchanger ；strength；design目录1概述 (1)1.1 换热器的类型 (2)1.1.1 间壁式换热器 (2)1.1.2 混合式换热器 (4)1.1.3 蓄热式换热器 (4)1.2固定管板式换热器 (5)1.2.1 固定管板式换热器的结构特点 (5)1.2.2 固定管板式换热器的设计要求 (6)2.换热器各部分的介绍与设计 (9)2.1 换热器各部分的材料的选择 (10)2.1.1 换热器用材料 (10)2.1.2 本次设计换热器材料的选用 (12)2.2 换热器结构介绍与设计 (12)2.2.1 管程结构 (12)2.2.2 壳程结构 (15)2.2.3 开孔补强结构 (19)2.3 换热器各部分的连接方式 (21)2.3.1 壳体与管板的链接结构 (21)2.3.2 换热管与管板的连接结构 (23)2.3.3 其他部件的连接结构 (24)2.4 重要部件的制造工艺要求 (25)2.4.1 管板的加工 (25)2.4.2 折流板加工 (25)2.4.3 管束组装 (25)2.4.4 换热管与管板焊接要求 (26)2.5 设备的检验 (26)3设计计算 (29)3.1 壳程圆筒的厚度计算及校核 (29)3.1.1 计算条件： (29)3.1.2 厚度计算 (29)3.1.3 水压试验： (30)3.2 封头的厚度计算 (31)3.2.1 锥形封头的厚度计算 (31)3.2.2 椭圆形封头的厚度计算 (32)3.3 开孔补强计算 (34)3.3.1 接管1蒸汽入口补强计算 (34)3.3.2 接管2蒸汽出口补强计算 (37)3.3.3 接管3开孔补强计算 (40)3.4 法兰螺栓连接的计算与校核 (43)3.4.1 计算条件 (43)3.4.2 法兰计算与校核 (43)3.5 延长部分兼做法兰的固定管板计算与校核 (46)3.5.1 固定管板设计的符号说明 (46)3.5.2 固定管板的设计条件 (51)3.5.3 设计计算及校核 (51)参考文献 (80)结束语 (81)谢辞 (82)再沸器 E-3011概述换热器是化工,石油,动力,食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位.二十世纪20年代出现板式换热器，并应用于食品工业。
PROII再沸器设计
PRO/Ⅱ中热虹吸再沸器的设计一、 前言再沸器是在化工设计中经常碰到的一种换热器，它用于分馏塔底，使塔底物料汽化后返回塔内，以提供分馏所需要的热源。
再沸器的热负荷根据分馏塔的要求而定。
化工装置中最常见的是立式热虹吸再沸器，由于塔釜物料在再沸器中加热汽化，汽液混合物的比重显著减小，使再沸器的入口和出口产生静压差，因而不必用泵就可以不断地循环，塔底流体不断地被虹吸入再沸器，加热汽化后再返回塔内。
图一为一典型立式热虹吸再沸器。
在化工设计中，再沸器的设计与普通换热器的设计有些不同，除了象普通换热器一样要计算换热面积、传热系数、平均温差等设计数据外，还要考虑到在设计再沸器时，为保证再沸器操作时的正常循环，还要进行压力平衡计算，最主要的参数就是塔釜液位和再沸器之间的标高差，它是热虹吸再沸器循环的推动力。
塔釜液位和再沸器之间的标高差的大小影响到再沸器循环量（汽化率）的大小，它是热虹吸再沸器设计的重要参数。
二、PRO/II 中热虹吸再沸器的设计PRO/Ⅱ是SIMSCI 公司开发的化工过程模拟软件，已经被世界一些著名的化学公司所采用，其计算模型已成为国际标准，有2000多个纯组分数据库、用于3000条VLE 二元作用的在线二元参数及专业数据包，近40个单元模块，使用严格的最新计算方法，模拟范围广泛，功能齐全，尤其适合大型工业装置，可用于评价已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计〔1〕。
本文所采用的是PRO/Ⅱ最新的6.0版本。
PRO/Ⅱ软件提供了严格换热器的单元计果利用严格换热器计算模块进行计算，由于程的循环量（即塔釜至再沸器的循环量），无法进行。
而如果在进行严格换热器计算的力平衡计算，那么再沸器的计算也就迎刃而解我们知道，热虹吸再沸器设计中压力平衡它决定了再沸器的安装尺寸，设计时应使压流量的要求。
主要的可变因素是入口的管径位置。
塔釜至再沸器的循环液经部降计算非常繁琐，主要变量为再沸器进出口压力降主要包括以下几个部分：（1）、ΔP1（2）、再沸器出口管线的摩擦损失（3）损失。
立式热虹吸式再沸器的设计
收稿日期：2009-10-27 作 者 简 介 ： 齐 福 来 (19 3 9 -)，男，高级 工 程 师，主 要从事 化 学工 程 设 计，化工工艺研究开发。 Tel：021-62805356 E-mail: flych@
工程设计技术及应用
2010年 第31卷 第2期 4月20日出版 Pharmaceutical & Engineering Design 2010, 31(2)
医 药 工 程 设 计 ··
立式热虹吸式再沸器的设计
齐福来 (中国石化集团上海工程有限公司，上海 200120）
摘要
首先粗略的介绍了在蒸发管内的自然本质以及影响热虹吸状态的因素，并给出设计的概念数据。使设计者更快更清晰地 了解该再沸器的操作本质。采用Chisholm计算有蒸发的两相流压降的积分式，使计算蒸发管内的压降更方便，便于手算。传 热计算采用被广泛接受的Chen氏泡核沸腾传热公式。较清晰的介绍了计算程序，并用 Visual Basic 6.0语言编制了用本文的 方法计算立式热虹吸式再沸器的程序VTReboil，提供读者免费使用。
他认为是再沸器的加热负荷太大的缘故，并作 实验得到最大热负荷的关系图 3。
图中：
（1）
图 4 X 与 Z 值的关系图
（3）
按式（3）求得蒸发膜系数 h，再求得总的传热 Km 值，可按式（4）求得最大的传热温差。
（4）
* 以上式中物性单位均为英制单位。
Lee et al[3] 建议再沸器操作的温差应为 0.6 △ Tm。 显然这样的计算比较繁复，但有一点必须引起设计
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立式热虹吸再沸器工艺设计教学文案
立式热虹吸再沸器工艺设计立式虹吸再沸器工艺设计设计一台立式热虹吸再沸器，以前塔顶蒸汽冷凝为热源，加热塔底釜液使其沸腾。
前塔顶蒸汽组成：乙醇0.12，水0.88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。
具体条件及物性如下前言能源是国民经济和社会发展的重要物质基础。
我国资源总量较为丰富，但人均占有资源相对不足，能源和其它重要矿产资源的人均占有量仅为世界平均水平的一半。
化学工业在整个国民经济体系中占有相当重要的地位，其发展速度和水平直接制约着其它许多部门的发展;同时，化学工业又是能源消耗较多的部门，化学工业消耗的各种能源约占全国能源产量的9%，占全国工业耗能的23%。
目前，日趋严峻的资源、环境和安全约束以及市场竞争的压力，要求化学工业必须利用当今先进的技术，改善生产和管理，以实现更高效、低耗、清洁和安全的生产。
在石化企业中，再沸器是精馏塔的重要辅助设备之一，它提供了精馏过程所需的热量，其节能潜力非常大。
再沸器设计的好坏，操作正常与否，直接影响着精馏塔的分离效果。
为了有效的利用能源，对再沸器正确的选择和设计就显得十分重要。
流态化是一门旨在强化颗粒与流体之间接触和传递的工程技术。
近年来，由于生产实际需求的推动，流态化技术得到新的发展，取得的成果越来越多，其优点越来越为人们所认识，并且己经成为引人注目的前沿研究领域。
另外，在化工过程设计中，要应用到大量的基础物性数据。
开发一个数据库，包含这些基本的物性数据或者计算方法，在这些化工过程的设计中，就可以直接从数据库中查取有关的数据，省去烦琐的物性查取和计算的过程，简化设计，因此也是一项十分有意义的工作。
2立式热虹吸再沸器简介：热虹吸再沸器在化学工业中有非常广泛的应用，它具有非常高的传热系数，并且不需要泵来推动工艺流体的循环，从而使得设备费降低。
但是因为在热虹吸再沸器中流体流动和传热之间紧密相关，其设计过程十分复杂，要考虑到许多相关的因素，一般首先要根据工艺要求，同时考虑一些细节因素，选择再沸器的类型此基础上选择压力平衡计算式和传热计算式，进行工艺设计。
立式热虹吸再沸器的设计
学号：0120720390115基础强化训练题目立式热虹吸再沸器的设计学院化学工程学院专业化学工程与工艺班级化工0701姓名指导教师2009 年7 月16 日目录1。
设计任务书2。
设备简介及设计方法和步骤3。
立式热虹吸再沸器的工艺设计3.1.。
估算再沸器尺寸3.1.1.。
再沸器的热流量3.1.2。
计算传热温差3.1.3.。
假定传热系数K 3.1.4.。
估算传热面积3.1.5.。
工艺结构设计3.2.。
传热能力核算3.2.1.。
显热段传热系数计算KL3.2.2.。
计算显热段管内传热膜系数αi 3.2.3.。
壳程冷凝传热膜系数计算α。
3.2.4.。
计算显热段传热系数K L3.3.。
蒸发段传热系数KE计算3.4.。
显热段及蒸发段长度3.5.。
计算平均传热系数K C3.6.。
面积裕度核算3.7.。
循环流量的校核3.7.1.。
计算循环推动力△P D 3.7.2.。
循环阻力△Pf设计任务书任务：连续精馏塔再沸器的设计一、工艺条件釜液组成：2%苯，98%甲苯（质量分率）操作压力：塔顶压力为常压加热方式：间接蒸汽加热蒸发速率：7200kg/h加热蒸汽压力：2.2Mpa塔底部压力：0.12Mpa设备型式：立式热虹吸再沸器二、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计三、设计成果完成设计说明书一份蒸发速率：7200kg/h设备简介及设计方法和步骤立式热虹吸再沸器简介：立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。
这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。
但是由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或者较脏的加热介质。
同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。
设计方法和步骤：立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度Ι、塔釜底部至再沸器下部封头的管路Ⅱ、再沸器的管程Ⅲ及其上部封头至入塔口的管路Ⅳ所构成的循环系统。
立式热虹吸再沸器机械设计说明书模板
立式热虹吸再沸器机械设计说明书12020年4月19日大连理工大学本科课程设计立式热虹吸式再沸器机械设计说明书学院（系）：化工机械与安全学院专业：过程装备与控制工程学生姓名：孔闯学号： 42052指导教师：由宏新、代玉强评阅教师：完成日期： .10.2大连理工大学Dalian University of Technolog摘要本课程设计主要任务是设计1台立式热虹吸式再沸器，作为丙烯-丙烷精馏塔的提馏段加热设备。
在大三下学期的时候已经初步完成了再沸器的工艺部分的设计和核算，本次设计主要进行再沸器的机械部分的计算及校核，包括再沸器各部分的结构说明，筒体壁厚的计算，封头壁厚的计算，管箱法兰和管板的计算，筒体和封头开孔及补强等。
经过3周的工作，已完成了再沸器的机械参数的计算，手工绘制了再沸器的装配图1张和管板零件图1张。
目录摘要 (I)1设计基础 (2)1.1项目背景 (2)1.2设计依据 (2)1.3技术来源及授权 (3)1.4项目简介 (3)2结构工艺说明 (1)2.1管程和壳程物料的选择 (1)2.2换热管 (2)2.3管板 (2)2.3.1 管板结构尺寸 (2)2.3.2 换热管与管板连接 (3)2.3.3 排管及管孔 (4)2.4折流板 (6)2.5接管及连接附件 (7)2.6安全泄放 (9)2.7耳式支座 (10)2.8管箱、管箱法兰与封头 (13)3强度计算 (15)3.1工艺参数计算结果表 (15)3.2计算条件 (16)3.3强度计算 (17)3.3.1 壳程圆筒计算 (17)3.3.2 前端管箱筒体计算 (18)3.3.3 前端管箱封头计算 (20)3.3.4 后端管箱筒体计算 (21)3.3.5 后端管箱封头计算 (22)3.3.6 开孔补强设计计算 (23)3.3.7 兼作法兰固定式管板计算 (26)3.3.8 管箱法兰计算 (35)4结论 (38)附录A 过程工艺与设备课程设计任务书 (40)文档仅供参考1设计基础1.1项目背景本项目来源于大连理工大学过程装备与控制工程专业大四年级过程工艺与设备课程设计题目；设计者为过程装备与控制工程专业在校大四学生，与项目发布者为师生关系；本项目设计装置为立式热虹吸式再沸器。
乙烯-乙烷再沸器
第五章 再沸器的设计一.物性数据1.选用立式热虹吸再沸器塔顶压力:2.6MP(绝压) 塔底压力:2.66MP(绝压) 2.再沸器壳程与管程设计壳程 管程温度/ºC 20---80 5.35 压力(绝压)/MP 0.1 2.52 蒸发量/(Kg/h) 16200.33物性数据 壳程凝液(水)在定性温度50ºC 下的物性数据: 密度 c ρ=988.1Kg/3m 定压比热容c p C =4.174K J/(Kg·K) 热导率 c λ=0.648W/(m·K) 粘度 c μ=0.549mPa ·s管程流体5.35℃下的物性数据:潜热 b γ=296KJ/Kg 液相热导率 b λ=0.083 W/(m·K) 液相粘度 b μ=0.057 mPa ·s 液相密度 b ρ=385.578 Kg/3m 液相定压比热容 b p c =3.43 K J/(Kg·K) 表面张力 b σ=2.721mN/m 气相粘度 v μ=0.087 mPa ·s 气相密度 v ρ=35.55 Kg/3m蒸汽压曲线斜率 =∆∆s p t )/( 1.84 kg K m /1023⋅⨯-二.估算设备尺寸 1. 计算热流量Q 为Q=3600/62b H C r M V ⨯⨯'=1332 Kw2. 计算传热温差m t ∆=)35.520()35.580(ln)35.520()35.580(-----=36.85 K3. 假设传热系数K=600)/(2K m W ⋅ 则估算传热面积p A 为 p A =mt K Q∆⋅=60.24 2m 4. 拟用传热规格为 mm 5.225⨯Φ,管长L=3000mm ,则计算传热管数T N Ld A N o PT ⋅⋅=π=256根5. 若将传热管按正三角形排列,则管子排列面积是一个正六边形 T N =1)1(3++a a 解得 a =9 个故正六边形个数为9 个, 1912=+=a b 则取管心距 =t 0.032m又因为是单管换热器,所以壳径内径D 为 02)1(d b t D +-==0.626 m管程进口管取 i D =200mm 出口管径取 o D =400mm 三.传热系数效核1. 显热段传热系数 L K 设传热管出口汽化率 e x =0.3 则计算循环流量 Wt Wt =eH C x V M '⋅62=15.00 kg/s①.显热段传热管内表面传热系数 计算传热管内质量流速G 为i d =20mm 故 T i N d S ⋅⋅=204π=0.08042mS W G t==186.57)/(2s m Kg ⋅ 计算雷诺数Re 为 Re=bi Gd μ⋅=4410105.6>⨯计算普朗特数为 bbp r b C P λμ⋅==2.36计算显热段传热管内表面传热系数 i α=4.08.0023.0r e ibP R d ⋅⋅⨯λ=953.39)/(2K m W ⋅②.计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量c D =tC Qp ∆⋅=5.32 Kg/s 计算传热管外单位湿润周边上凝液的质量流量 TcN d D M ⋅⋅=0π=0.264711--⋅s m 计算冷凝液膜的 0e R =cMμ4=1928.6 < 2100计算管外冷凝表面传热系数 0α=3123][88.175.00ec c c R g ⋅⋅⋅⨯⨯μλρ=2334.3)/(2K m W ⋅0.75—校正系数,是对双组分冷凝按单组分计算的校正. ③.污垢热阻及管壁热阻沸腾侧 41076.1-⨯=i R )/(2K m W ⋅ 冷凝侧 4106.2-⨯=o R )/(2K m W ⋅ 管壁热阻 41011.5-⨯=w R )/(2K m W ⋅ ④.计算显热段传热系数L K =+=2oi m d d d 22.5 mm L K =1)1(-++⋅+⋅+⋅oo m o w i o i i i o R d d R d d R d d αα=404.67 )/(2K m W ⋅ 2.蒸发E K①. 计算传热管内的釜液的质量流量 h G h G =3600G=51072.6⨯)/(2h m kg ⋅当e x =0.3 计算Lockhat-Martinell 参数tt X tt X =1.05.09.0)()(]/)1[(vb b v e e x x μμρρ⋅⋅-=0.624 计算1/tt X 为 1.603 查图得 E a =0.17 当==e x x 17.00.051 故 1/tt X =1.05.09.0)()()]1/([bv v b x x μμρρ⋅⋅-=0.248 由h G 及1/tt X 再查图得 a '=1.0②.计算泡核沸腾压抑因数 a a =='+2a a E 0.585 计算泡核沸腾表面传热系数nb a nb a =31.033.069.069.0)()1()(225.0σρρμλi v b b b p i r ibd P r A d Q P d ⋅⋅-⋅⋅⋅⋅⨯⨯⨯=5265.57)/(2K m W ⋅③ 计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 i αi α=4.08.0)]1([)(023.0r e ibP x R d ⨯-⋅⨯⨯λ=914.29 )/(2K m W ⋅④.计算沸腾表面传热系数 v α 计算对流沸腾因子 tp F ==⨯5.01)(5.3ttX 1.743 计算两相对流表面传热系数 tp α tp α=tp F i α=1593.6)/(2K m W ⋅计算沸腾传热膜系数 v α v α=tp α+a nb a =4673.96 )/(2K m W ⋅ 计算沸腾传热系数E KE K =1)1(-++⋅+⋅+⋅oo m o w i o i v i o R d d R d d R d d αα=853.3 )/(2K m W ⋅ 3.显热段和蒸发段的长度 计算显热段的长度BC L 与传热管总长L 的比值LL BC为LL BC=tb pb mL T i s sW C t K N d p t p t ⋅⋅∆⋅⋅⋅⋅+∆∆∆∆ρ)/()/(=0.174所以解得 BC L =0.4454m CD L =2.5546m 4.计算传热系数 C KC K =LL K L K CDE BC L ⋅+⋅=793.91 )/(2K m W ⋅实际需要的传热面积为 )(m C C t K Q A ∆⨯==45.53 2m5.传热面积裕度 CC PA A A H )(-==32.3% > 30%四.循环流量效核1.循环系统的推动力 当1.033.03===ex x 时 计算Lockhat-Martinell 参数tt X tt X =1.05.09.0)()(]/)1[(vb b V x x μμρρ⋅⋅-=2.106 计算两相流的液相分率L R 为 L R =5.02)12(++tt tt ttX X X =0.678 计算两相平均密度 L b L v tp R R ρρρ+-=)1(=272.87 Kg/3m 当3.0==e x x 时计算 Lockhat-Martinell 参数tt X tt X =1.05.09.0)()(]/)1[(vb b v e e x x μμρρ⋅⋅-=0.598 计算两相流的相分率L R L R =5.02)12(++tt tt ttX X X =0.374 计算两相流平均密度tp ρ L b L v tp R R ρρρ+-=)1(=166.46 Kg/3m参照设计书3-19表 并根据焊接需要去4.1=l m 于是计算循环系统的推动力D p ∆ D p ∆= g l L tp tp b CD ⋅⋅--])([ρρρ= 2082.5 (Pa) 2. 循环阻力①.管程进口管阻力1p ∆的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速G 为G =24i t D W ⋅π=477.71 )/(2s m Kg ⋅计算釜液在进口管内的流动雷诺数i e R i e R =bi GD μ⋅=61068.1⨯计算进口管长度与局部阻力当量长度i Li L =)1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(2-i i D D =23.56 m 计算进口管内流体流动的摩擦系数i λ i λ=38.07543.001227.0ie R +=0.016 故计算管程进口管阻力1p ∆为 1p ∆=b i i i G D L ρλ22⋅=557.77 Pa②.传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速为 G =Ti tN d W ⋅24π=186.6 )/(2s m Kg ⋅计算釜液在传热管内流动时的雷诺数e R e R =bi Gd μ⋅=41055.6⨯计算进口管内液体流动的摩擦系数λ λ=38.07543.001227.0eR +=0.0234 计算传热管显热段阻力2p ∆ 2p ∆=b i BC G d L ρλ22⋅=23.53 Pa ②.传热管蒸发段阻力汽相流动阻力3v p ∆的计算 G =186.6)/(2s m Kg ⋅计算汽相在传热管内的质量流速V G V G =x G =18.66)/(2s m Kg ⋅ 计算汽相在传热管内的流动雷诺数ev R ev R =vvi G d μ⋅=31029.4⨯计算传热管内汽相流动的摩擦系数v λ v λ=38.07543.001227.0eR +=0.044 计算传热管内汽相流动阻力3v p ∆ 3v p ∆=v v i CD v Gd L ρλ22⋅=27.52 Pa液相流动阻力3L p ∆的计算计算液相在传热管内的质量流速L G 为 L G =V G G -=167.94)/(2s m Kg ⋅ 计算液相在传热管内的流动雷诺数eL R eL R =bLi G d μ⋅=41089.5⨯计算传热管内液相流动的摩擦系数L λ L λ=38.07543.001227.0eR +=0.0249 计算传热管内液相流动阻力3L p ∆ 3L p ∆=b L i CD L Gd L ρλ22⋅=116.3 Pa计算传热管内两相流动阻力3p ∆3p ∆=4413413)(L V p p ∆+∆=965.55 Pa ④.蒸发段管程内因动量变化引起的阻力管程内流体的质量流速G =186.6 )/(2s m Kg ⋅计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数MM =1)1()1(22--⋅+-Lev b L e R x R x ρρ=1.87计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4p ∆ 4p ∆=bMG ρ⋅2=168.87 Pa⑤.管程出口阻力 气相流动阻力5v p ∆的计算计算管程出口管中汽,液相总质量流速G G =204D W t⋅π=119.4 )/(2s m Kg ⋅计算管程出口管中汽相质量流速V G V G =G x e ⋅=35.82 )/(2s m Kg ⋅ 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l 'l '=)1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(020-D D =46.53 m计算管程出口管中汽相流动雷诺数ev R ev R =vvG d μ⋅0=51065.1⨯计算管程出口管汽相流动的摩擦系数v λ v λ=38.07543.001227.0e R +=0.02 计算管程出口汽相流动阻力5v p ∆ 5v p ∆=v vv G d l ρλ220⋅'=41.98 Pa 液相流动阻力5L p ∆的计算计算管程出口管中液相质量流速L G L G =V G G -=83.58 )/(2s m Kg ⋅ 计算管程出口管中液相流动雷诺数eL R eL R =bLG d μ⋅0=51086.5⨯计算管程出口管中液相流动的摩擦系数L λL λ=38.07543.001227.0eLR +=0.0171 计算管程出口液相流动阻力5L p ∆ 5L p ∆=b L i L Gd l ρλ22⋅'=18.02 Pa计算管程出口管中两相流动阻力5p ∆5p ∆=4415415)(L V p p ∆+∆=450 Pa 系统阻力f p ∆ f p ∆=1p ∆+2p ∆+3p ∆+4p ∆+5p ∆=2165.72 Pa 循环推动力D p ∆与循环阻力f p ∆的比值为 f D p p ∆∆/=1.04循环推动力略大于循环阻力,说明所设的出口汽化率e x =0.3基本正确,因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求.第六章 辅助设备的设计一、辅助容器的设计 容器填充系数取k =0.7 1.进料罐（低温贮料）0℃ 乙烯 1L ρ=354.6 kg/m 3 乙烷 2L ρ=402 kg/m 3 压力取2.6Mpa （绝对压力） 又进料f x =0.65所以乙烯质量分率为63.4% ρ=383.25kg/m 3进料质量流量F=5176.8 kg/h 进料罐容积L F V kτρ=，其中τ为停留时间，取4天，τ=4 ⨯24=96h V=1852.5m 3 圆整取1853 m 3 2.回流罐（-16.7℃）ρ=407.51kg/m 3 取停留时间为τ=0.5 h 填充系数7.0=φ所以=V ρφτnL q =28.45 m 3圆整后取30 m 3 1. 馏出产品罐取产品停留时间为5天，即τ=120 hnD q =117.55 kmol/h ，所以φρτL H C nD M q V 42==1591.2 m 3/h圆整为1600 m 3 3.釜液罐取停留时间为5天，即τ=120 hnW q =62.45 kmol/h kM q V H C nw ρτ62==797.9 m 3圆整取800 m 3 二、传热设备的设计 一. 传热设备1.塔顶冷凝器冷凝器是将工艺蒸汽冷凝为液体的设备,在冷凝过程中将热量传热给循环水等冷凝冷却剂，本设计采用卧式壳程冷凝器。
立式热虹吸再沸器工艺的设计说明
立式虹吸再沸器工艺设计设计一台立式热虹吸再沸器，以前塔顶蒸汽冷凝为热源，加热塔底釜液使其沸腾。
前塔顶蒸汽组成：乙醇0.12，水0.88，均为摩尔分数，釜液可视为纯水。
具体条件及物性如下前言能源是国民经济和社会发展的重要物质基础。
我国资源总量较为丰富，但人均占有资源相对不足，能源和其它重要矿产资源的人均占有量仅为世界平均水平的一半。
化学工业在整个国民经济体系中占有相当重要的地位，其发展速度和水平直接制约着其它许多部门的发展;同时，化学工业又是能源消耗较多的部门，化学工业消耗的各种能源约占全国能源产量的9%，占全国工业耗能的23%。
目前，日趋严峻的资源、环境和安全约束以及市场竞争的压力，要求化学工业必须利用当今先进的技术，改善生产和管理，以实现更高效、低耗、清洁和安全的生产。
在石化企业中，再沸器是精馏塔的重要辅助设备之一，它提供了精馏过程所需的热量，其节能潜力非常大。
再沸器设计的好坏，操作正常与否，直接影响着精馏塔的分离效果。
为了有效的利用能源，对再沸器正确的选择和设计就显得十分重要。
流态化是一门旨在强化颗粒与流体之间接触和传递的工程技术。
近年来，由于生产实际需求的推动，流态化技术得到新的发展，取得的成果越来越多，其优点越来越为人们所认识，并且己经成为引人注目的前沿研究领域。
另外，在化工过程设计中，要应用到大量的基础物性数据。
开发一个数据库，包含这些基本的物性数据或者计算方法，在这些化工过程的设计中，就可以直接从数据库中查取有关的数据，省去烦琐的物性查取和计算的过程，简化设计，因此也是一项十分有意义的工作。
2立式热虹吸再沸器简介：热虹吸再沸器在化学工业中有非常广泛的应用，它具有非常高的传热系数，并且不需要泵来推动工艺流体的循环，从而使得设备费降低。
但是因为在热虹吸再沸器中流体流动和传热之间紧密相关，其设计过程十分复杂，要考虑到许多相关的因素，一般首先要根据工艺要求，同时考虑一些细节因素，选择再沸器的类型此基础上选择压力平衡计算式和传热计算式，进行工艺设计。
再沸器毕业设计说明书
2.4.6传热系数的校核和阻力降的计算……………………………12
2.5设计结果汇总…………………………………………………19
第三章再沸器的机械设计…………………………………21
3.1壳体和管箱壁厚计算………………………………………21
3.1.1壳体壁厚的计算……………………………………………21
3.1.2管箱壁厚的计算……………………………………………21
Alcohol Fermentation reboiler is a heat exchanger,it isalso a tube-type heat exchanger.In the manufacturerindustry it plays a very important role, for it hasdirect impact ontheproduct quality and yield .
立式热虹吸再沸器设计
294立式热虹吸再沸器的设计是否合理，直接关系到其“入口压力”，“出口降压”，和“气化率”等相关的指标。
因而，合理地设计立式热虹吸再沸器能够有效地提高其工作效率，同时也能有效地使其故障率降低。
1 工作原理要合理地设计立式热虹吸再沸器，首先要做到的就是了解其工作原理。
而立式热虹吸再沸器的工作原理主要有两个方面：1.1 循环立式热虹吸再沸器的第一个工作原理是循环。
首先液体从塔釜内流出，经过连接的管线进入再沸器内；然后液体将暂时被保存在静压头内；这时将液体加热，使其饱和程度达到能够气化的标准。
而这个标准的判断依据是流体的饱和压力要大于入口处的压力。
而为了清晰地呈现加热的进程，在再沸器底部装载的换热管都有明显的显热加热段。
然后就是液体被逐渐加热，逐渐沸腾、蒸发。
这是就完成了液体的气化。
而随着气化的完成，呈现出气化状态的液体会和尚未变化成气态的液体实现互相流动，而这就是所谓的蒸发阶段。
最后被气化的液体流出管道，又返回了塔釜之内。
这就完成了整个循环过程。
简化来说就是：塔釜内流出、加热气化、蒸发、回流。
1.2 传热与流动立式热虹吸再沸器的第二个工作原理就是传热与流动，而传热与流动分为五个阶段，具体分析如下：第一个阶段：液体流动传热阶段。
在这个阶段中，液体被存储在静压头中，而当液体存续在静压头中时，其操作压力将大于饱和压力。
而在这种情况下，就必须对液体进行加热处理。
第二个阶段：气泡流动传热阶段。
在这个阶段中，液体被高温加热逐渐产生了气泡。
随着气泡在液体内的分散与流动，其沸腾与破裂将实现热量的传递。
第三个阶段：塞状流动传热阶段。
在这个阶段中，液体的温度进一步升高，从而开始产生气化现象。
而随着气化现象的不断增加，气体与液体之间就实现了交互的上升与下降。
这个阶段的传热方式，除了沸腾传热外，还增加了气体与液体的对流传热。
第四个阶段：环状流动传热阶段。
在这个阶段中，随着气体的逐渐增多，气体的“剪应力”也逐渐的增加。
而当“剪应力”达到一定程度的时候，气体就会带动液体一起沿着换热器的管壁做向上的运动。
再沸器设计
适用于：4M
?
?
2100
?0
?
0.36
A
?o
de
Re 0.55
Pr 1/ 3
16
(4) 计算显热段总传热系数 KL
KL
?
d0
? idi
?
Ri
d0 di
?
1 Rw
d0 dm
?
RO
?
1
?0
?管外和和管内污垢热阻 Ro、Ri-- p74，表3-9或其它资料 ?管壁热阻Rw=b/λm 金属壁
A
17
６.2蒸发段传热系数K
程，直至满足传热和流体力学要求。
A
32
?i
di
Re0.8
A
P 0.4 r
15
(3)壳程冷凝表面传热系数 或壳程无相变表面传热系数
的计算 αO ?纯蒸汽冷凝（竖管）：
ao
?
1.88Re
?1/
3
? ? ?
?
2 g?3 ?2
?1 / 3 ? ?
Re ? 4M
?
M? m
?d0 NT
?无相变冷却：
m:蒸汽冷凝液质量流量， kg/s Q:冷凝热流量， W ?c:蒸汽冷凝热， kJ/kg
Li Di
G2
2?b
Li：进口管长度和当量 长度之和， m Di ：进口管内径， m G：釜液在进口管内质
量流速， kg/m 2s
L?
(Di / 0.0254)2
0.3426(Di / 0.0254 ? 0.1914)
?i
?0Βιβλιοθήκη 01227 ?0.7543 Re0i.38
G
?
Wi 0.785Di2
再沸器设计2007
蒸汽压斜率：书上查不到，自己估算。
4.计算平均传热系数KC
KC
KL LBC
KE LCD L
5.面积裕度核算— 30%，若不合适要进行调整
AC
QR KC tm
H AP AC 100 % AC
六、循环流量的校核
（1）计算循环推动力△PD 液体气化后产生密度差产生推动力（p.97~98）
PD [LCD (b tp ) l]g
④管内动能变化产生阻力△P4
P4 G 2M / b
M：动量变化引起的阻力系数
M (1 xe )2 b xe2 1
RL
V (1 RL )
⑤管程出口段阻力△P5
Similar to △P3
汽相阻力
PV 5
V
L di
GV2
2V
V
0.01227 0.7543 Re0V.38
GV xG
Re diGV
1.88(
c2 g3c c2
)1/3 Re1/3
Re 4M
M m
d0 NT Q
m rc
m:蒸汽冷凝液质量流量，kg/s Q:冷凝热流量，W c:蒸汽冷凝热，kJ/kg
适用于：4M 2100
(4)计算显热段传热系数KL（式3-21，p71）
1
K
d0
idi
Ri
d0 di
Rw d0 dm
RO
卷制壳体内径以400mm为基数，以100mm为进档级。
•接管尺寸，参照p92页表3-16
正三角形排列p66 ：
NT 3a(a 1) 1
b 1.1 NT
DS t(b 1) (2 ~ 3)d0
五、传热能力核算
1.显热段传热系数KL
zll
碳八分离工段立式热虹吸再沸器设计作者：朱文宇班级：高分子材料与工程一立式热虹吸再沸器的基本情况介绍：虹吸再沸器依靠塔釜内的液体静压头核再沸器内两相流的密度差产生推动力形成热虹吸式运动。
热虹吸式再沸器利用再沸器中气—液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小而立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。
二立式热虹吸再沸器的设计条件：流体，管程—釜液.蒸发量,温度,压力，壳程加热蒸汽或热水冷凝量(热水流量),温度,压力，物性参数确定。
三立式热虹吸再沸器的设计步骤：估算传热面积,进行再沸器的工艺结构设计假设再沸器的出口气含率,核算热流量计算釜液循环过程的推动力和流动阻力,核算出口气含率，估算设备尺寸。
计算传热速率(不计热损) ，计算传热温差，壳程水蒸气冷凝温度，混合蒸汽露点，混合蒸汽泡点，釜液泡点:物流相变热,kJ/kg,，相变质量流量,kg/s,，假定传热系数K：有机液体-水蒸汽 570-1140 W/(m2•K)，估算传热面积，工艺结构设计：选定传热管规格,单程管长,管子排列方式计算管数,壳径,接管尺寸。
四工艺流体在换热管内的物理变化过程：在介绍热虹吸再沸器I优化设计之前，先了解工艺流体在换热管内加热沸腾过程中的物理变化，将有助于理解再沸器的工作原理。
可以根据流体的不同物理状态将换热管分成若干个区域，见图l图一1．单相对流显热段由于静压头的存在，该区域的压力大于流体饱和状态的压力。
为使液体气化沸腾，必须将液体加热到对应压力下的饱和温度以上。
显热段的长度取决于管壁两侧总的温差、流体的液相传热系数、再沸器进口管的压降等。
真空操作工况下这一区域相对较长，正压操作工况下相对较短。
2．过冷沸腾段当流体经换热管向上流动，压力逐渐降低，直到接近换热管壁温所对应的饱和蒸气压时，在换热管壁上液体开始形成气泡，气泡不断长大，破裂。
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. .理工大学本科课程设计立式热虹吸式再沸器机械设计说明书学院（系）：化工机械与安全学院专业：过程装备与控制工程学生姓名：孔闯学号： 201242052指导教师：由宏新、代玉强评阅教师：完成日期： 2015.10.2理工大学Dalian University of Technolog摘要本课程设计主要任务是设计1台立式热虹吸式再沸器，作为丙烯-丙烷精馏塔的提馏段加热设备。
在大三下学期的时候已经初步完成了再沸器的工艺部分的设计和核算，本次设计主要进行再沸器的机械部分的计算及校核，包括再沸器各部分的结构说明，筒体壁厚的计算，封头壁厚的计算，管箱法兰和管板的计算，筒体和封头开孔及补强等。
通过3周的工作，已完成了再沸器的机械参数的计算，手工绘制了再沸器的装配图1和管板零件图1。
目录摘要 (I)1设计基础 (2)1.1项目背景 (2)1.2设计依据 (2)1.3技术来源及授权 (2)1.4项目简介 (2)2结构工艺说明 (1)2.1管程和壳程物料的选择 (1)2.2换热管 (1)2.3管板 (1)2.3.1 管板结构尺寸 (1)2.3.2 换热管与管板连接 (2)2.3.3 排管及管孔 (3)2.4折流板 (5)2.5接管及连接附件 (5)2.6安全泄放 (7)2.7耳式支座 (7)2.8管箱、管箱法兰与封头 (11)3强度计算 (13)3.1工艺参数计算结果表 (13)3.2计算条件 (14)3.3强度计算 (15)3.3.1 壳程圆筒计算 (15)3.3.2 前端管箱筒体计算 (16)3.3.3 前端管箱封头计算 (17)3.3.4 后端管箱筒体计算 (19)3.3.5 后端管箱封头计算 (20)3.3.6 开孔补强设计计算 (21)3.3.7 兼作法兰固定式管板计算 (24)3.3.8 管箱法兰计算 (33)4结论 (36)附录A 过程工艺与设备课程设计任务书 (38)1设计基础1.1项目背景本项目来源于理工大学过程装备与控制工程专业大四年级过程工艺与设备课程设计题目；设计者为过程装备与控制工程专业在校大四学生，与项目发布者为师生关系；本项目设计装置为立式热虹吸式再沸器。
1.2设计依据过程工艺与设备课程设计任务书（见附录A）《固定式压力容器安全技术监察规程》 TSG R0004-2009《压力容器》 GB 150-2011《热交换器》 GB/T 151-2014《长颈对焊法兰》 /T 4703-2000《无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差》 GB/T 17395-2008《钢制压力容器封头》 /T 4746-2002《承压设备无损检测》 NB/T47013-2015《石油化工钢制管法兰用紧固件》 SH/T 3404-20131.3技术来源及授权《化工单元过程及设备课程设计》，匡国柱、史启才主编，化学工业，2002年。
《化学化工物性数据手册》（有机卷），光启、杰主编，化学工业，2002年。
《化工原理》（下册），理工大学，高等教育，2009年。
SW6-2011化工设备设计软件1.4项目简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。
板式精馏塔是常见的精馏分离设备，结构上，板式精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板，塔中部适宜位置设有进料板，两相在塔板上相互接触和分离。
在板式塔提馏段底部会设置再沸器，再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔气液两相间的接触传质得以连续进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程的载热体供热。
立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。
这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。
同时，由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质；而且，由于是立式安装，因而会增加塔的裙座高度。
为提高本项目的设计计算准确性，本设计采用了业常用的化工设备设计软件SW6-2011进行计算校核。
2结构工艺说明2.1管程和壳程物料的选择本立式热虹吸再沸器用于对提馏段的丙烯丙烷凝液加热，使其气化返回塔底，继续进行精馏分离，丙烯丙烷为低毒易燃介质，工作压力1.79MPa。
加热介质为饱和水蒸气，干净清洁，工作压力0.1MPa。
根据换热器设计经验，管程和壳程介质的选择一般遵循以下原则：（1）易结垢的流体走管程,便于检修及时清洗除垢；（2）具有腐蚀性的流体应走管程，可防止管束和壳体材质受腐蚀,且便于管子清洗检修；（3）易燃易爆、有毒流体走管程，减少泄漏机会,避免引起人员中毒或者爆炸；（4）高压流体走管程，以防壳体受压，节省壳体材料；（5）被冷却流体走壳程，可借外壳向外的散热作用使壳体散热，增强冷却效果；（6）流量大、粘度大的流体走壳程，流量小的流体走管程；（7）饱和蒸汽走壳程，便于及时排出冷凝液，且蒸汽洁净清洗方便；（8）需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。
（9）物料不同，走法也就不同，应根据实际情况，选择液体流径。
故，本换热器丙烯丙烷凝液走管程，加热蒸汽走壳程。
2.2换热管根据工艺计算结果，本再沸器换热管尺寸为φ25×2，长度L=3000mm，数量为245根，管心距32mm，材料选用10g，Ⅰ级管束，外径允许偏差±0.10mm，制造及检验标准为GB/T 17395-2008。
因壳程为清洁水蒸气，管束无需清洗，故管束排列方式为正三角形排列。
2.3管板2.3.1管板结构尺寸本再沸器管板采用固定管板兼做法兰的结构形式，根据工艺计算结果要求，本再沸器为单管程单壳程结构，管板无需开分程槽，具体结构尺寸如图2.1、图2.2。
图 2.1管板结构尺寸图 2.2管板法兰结构尺寸2.3.2换热管与管板连接根据GB151-2014中6.6.1要求，强度胀接具有结构简单，管子更换和修补容易的特点，故本装置换热管与管板采用胀接连接，其的适用围如下：a)设计压力小于或等于4.0MPa;b)设计温度小于或等于300℃；c)操作中无振动，无过大的温度波动及明显的应力腐蚀倾向。
本再沸器设计压力1.9MPa，设计温度100℃，操作平稳且无明显应力腐蚀倾向，满足上述条件，故换热管与管板采用胀接连接，胀度k=7%，管孔尺寸如图2.3示。
图 2.3管孔尺寸2.3.3排管及管孔管板排孔限位圆直径为549mm，排管如图2.4、图2.5，管板开4个拉杆开孔，开孔尺寸见图2.6。
图 2.4排管图图 2.5管孔尺寸图 2.6拉杆螺孔尺寸2.4折流板本再沸器选用拱形折流板，弓形折流板引导流体垂直流过管束，流经缺口处顺流经过管子后进入下一板间，改变方向，流动中死区较少，能提供高度的湍动和良好的传热。
其结构尺寸见图2.7，板厚8mm，全换热器布置7个折流板，折流板间距400mm。
图 2.7折流板尺寸2.5接管及连接附件根据工艺计算结果要求，查GB/T 17395-2008选取接管规格及尺寸见表2-1。
表格 2-1接管数据接管编号规格DN公称压力/bar外径/mm 壁厚/mm 长度/mm重量/Kg用途a 250 25 273 12 200 15.45管程出料口b 200 25 219 10 200 10.31管程进料口c 150 2.5 159 4.5 200 3.8 壳程出料d 100 2.5 108 4 150 2.05 壳程进料e 50 25 57 3.5 150 0.92 安全阀接管f、g20 2.5 2 2.5 150 0.21 液位计接管h、i20 2.5 25 2.5 150 0.21 排气、排液接管根据HG/T 20592-2009为接管选用配套的连接件，板由于式平焊钢制管法兰取材方便，制造简单，成本低，使用广泛，具有良好的综合性能，因此本装置的管法兰全部选用板式平焊钢制管法兰，具体结构及连接尺寸见图2.8和表2-2图 2.8板式平焊法兰结构表格 2-2接管法兰及连接附件注：排气和排液接管孔工作时常闭，用法兰盖密封。
2.6安全泄放对安全阀接管需计算其最小泄放面积，安全阀安装在再沸器上管箱筒节处，介质为饱和丙烯丙烷蒸汽，输入热量H=1622.39kW=5.84×106 kJ/h，泄放压力p p=1.9ppp，泄放压力下液体汽化潜热q=265.8 kJ/kg，根据GB 150.1-2011附录B中要求，选用全启式安全阀，由制造厂提供的泄放系数为K=0.65。
(1)容器安全泄放量p p为：p p=p=5.84×106265.8=219.73pp/p(2)安全阀最小泄放面积A：A=0.19p ppp p=0.19×219.730.65×1.9=178pp2最小接管径为D=√4pπ=15.1p m，所以选用的φ50的接管满足要求。
2.7耳式支座本换热器由于立式安装，故采用耳式支座，具体结构尺寸见图2.9。
接管法兰螺栓规格DN 公称压力/bar法兰外径D螺栓孔中心圆直径K厚度mm重量/Kg螺栓孔直径L螺栓孔数量规格长度/mm250 25 425 370 35 20.2 30 12 M27 110 200 25 360 310 32 14.2 26 12 M27 100 150 2.5 265 225 20 5.14 18 8 M16 65 100 2.5 210 170 18 3.41 18 4 M16 60 50 25 165 125 20 2.77 18 4 M16 65 20 2.5 90 65 14 0.6 11 4 M10 45 20 2.5 90 65 14 0.6 11 4 M10 45图 2.9耳式支座以下各部分计算容系根据JB/T 4712.3-2007《容器支座第3部分:耳式支座附录A》进行设计计算。
计算数据：设计压力 P MPa 1.9 示意图：设计温度 t ℃100壳体径 Di mm 600设备总高度 H0 mm 4374支座底板离地面高度mm 10000支座底板距设备质心h mm 750风压高度变化系数 fi 1设置地区的基本风压 q0 N/m2450地震设防烈度（地震加速度）7 地震影响系数 a 0.08 壳体材料Q345R设计温度下许用应力[σ]tMPa 189圆筒名义厚度δn mm 8厚度附加量 C mm 0.8圆筒有效厚度δe mm 4.2设备总质量 m0 kg 2493.5偏心载荷 Ge N 0偏心距 Se mm 0b2 mm 90l2 mm 180s1 mm 40δ3 mm 6设备保温厚mm 0设备外径 DO mm 616支座数量 n 2不均匀系数 k 1所选耳式支座型号/T4712.3-2007，耳式支座B 2-Ⅰ1.耳座安装尺寸计算901.52 mm2.耳座载荷计算地震载荷1954.904N风载荷1454.967 N水平力P 取PW和Pe+0.25PW的大值，NPe+0.25PW = 2318.64584 N因此 P= 2318.64584 N耳式支座实际承受载荷16.07605 kN3.计算支座处圆筒所受的支座弯矩2.250647684校核所选耳式支座耳式支座本体允许载荷[Q] kN 60(根据所选支座查表3，表4，表5得到)支座处圆筒的许用弯矩[ML]74.27 (根据δe和p查表B.1插得到)判断依据:Q<[Q]且ML<[ML]，所选耳式支座合格耳式支座最终校核结果合格附表1 风压高度变化系数fi距地面高度Hit 地面粗糙度类别A B C5 1.17 1.00 0.74 10 1.38 1.00 0.74 15 1.52 1.14 0.74 20 1.63 1.25 0.84 30 1.80 1.42 1.00 40 1.92 1.56 1.13 50 2.03 1.67 1.25 60 2.12 1.77 1.35 70 2.20 1.86 1.45 80 2.27 1.95 1.54 90 2.34 2.02 1.622.8管箱、管箱法兰与封头根据GB151-2014中6.2本立式再沸器选用B型封头管箱结构，封头选用标准椭圆封头其结构尺寸见图2.10；根据《化工单元过程及设备课程设计》第122页管箱结构尺寸要求，管箱圆筒长度取L=200 mm，根据JBT4703-2000管箱法兰选用长颈对焊法兰，结构尺寸见图2.11。