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3.5.5换热器内内压降核算26

3.5.5.1管程压力降26

3.5.5.2壳程压力降26

4.机械结构设计30

4.1设计压力30

4.2设计温度30

4.3管壁温度30

4.3.1符号30

4.3.2管程壁温30

4.3.3壳程壁温31

4.4筒体壁厚31

4.4.1筒体选材31

4.4.2筒体壁厚计算32

4.5管箱壁厚32

4.5.1管箱选材32

4.5.2筒体壁厚计算32

4.6管箱法兰33

4.6.1材料选择33

4.6.2法兰尺寸33

4.6.3法兰型式34

4.6.4法兰垫片34

4.6.5法兰螺柱螺母35

4.7封头的设计35

4.7.1封头选材35

4.7.2封头壁厚计算35

4.7.3封头尺寸36

4.8液压试验37

4.9拉杆设计37

4.9.1拉杆选材37

4.9.2拉杆参数37

4.9.3拉杆的布置38

4.10管板设计38

4.10.1材料的选择38

4.10.2管板结构38

4.10.3管板布管38

4.10.3.1中心距的求取38

4.10.3.2布管限定圆38

4.10.4管孔设计39

4.10.5拉杆孔设计39

4.10.6管板尺寸39

4.10.7实际布管40

4.11换热管设计41

4.13接管设计42

4.13.1管程接管设计42

4.13.2壳程接管设计42

4.13.3排气管与降液管设计43

4.13.4各接管法兰和垫片的设计43

4.13.4.1法兰材料选择43

4.13.4.2法兰结构和尺寸43

4.13.4.3法兰垫片选择44

4.13.4.4螺栓螺母选择44

4.13.5各接管尺寸设计45

4.13.5.1接管的外伸长度45

4.13.5.2壳程接管位置45

4.13.5.3管程接管位置46

4.14防冲挡板47

4.15折流板47

4.15.1材料47

4.15.2折流板设计47

4.15.2.1折流板选型47

4.15.2.2折流板尺寸47

4.15.3折流板管孔48

4.15.4折流板布置48

4.15.5折流板重量计算49

4.16管箱设计49

4.16.1管箱结构形式50

4.16.2管箱长度51

4.17焊缝设计52

4.18支座设计53

4.18.1支座选型53

4.19.3支座尺寸53

4.19.4支座安装尺寸54

5.强度校核55

设计计算条件55

前端管箱筒体计算56

前端管箱封头计算57

后端管箱筒体计算58

后端管箱封头计算59

壳程圆筒计算60

管箱接管开孔补强计算61

筒体开孔补强计算62

排气排液接管开孔补强计算63

U型膨胀节腐蚀后设计计算64

U型膨胀节腐蚀前设计计算66

延长部分兼作法兰固定式管板68

换热管内压计算75

换热管外压计算76

管箱法兰计算77

6.技术条件编制79

6.1技术条件说明79

6.1.1钢材79

6.1.2冷热加工成型79

6.1.3焊接条件80

6.1.4热处理80

6.1.5无损探伤80

6.2装配图的技术条件80

6.3零件图的技术条件80

6.3.1管箱部件图的技术条件80

6.3.2管板零件图的技术条件81

6.3.3折流板的技术条件81

结束语82

参考文献83

第1章绪论

本次设计的题目来源于山西焦化集团有限公司，重点进行了脱碳系统的CH4化换热器的设计。

该换热器在脱碳工段的工艺生产中占有很重要的地位。

本设计采用立式换热器，为固定管板式结构，主要用于碱洗气和变换气的换热。

经过换热使碱洗气的温度从85º

C到250º

C，变换气从400º

C到180º

C。

本次设计主要完成了：

1.氮肥生产工艺流程叙述和方框流程图；

2.净化车间脱碳系统工艺流程叙述和其工艺流程图；

3.换热器的选型与评述；

4.控制系统设计；

5.设备工艺计算，确定设备的轮廓尺寸；

6.设备的结构设计；

7.设备的强度设计；

8.技术条件的编制；

9.总装配图及零件图，折合A1图纸4张；

10.编写设计说明书一份。

1.1氮肥生产工艺流程

1.1.1总述

图1-1为山西焦化厂的合成氨，尿素生产方框流程图。

氮肥生产总的化学反应方程式为：

包括四个车间：

造气车间，净化车间，合成氨车间，合成尿素车间。

原料有煤炭，焦碳，蒸汽，空气。

最终输出产品为氨和尿素。

整个过程中有：

塔设备、反应设备、分离设备、换热设备、压缩机、泵、储罐、管道、管

件以及在关键部位设置了各种参数显示和控制装置。

在造气车间：

由空气鼓风机送来的空气，蒸汽发生器送来的蒸汽与煤炭进入煤气发生炉（101#）或者与焦碳进入焦炉（102#），分别生成半水煤气和焦炉气。

在净化车间，分为两条路进行：

第1条路：

有造气车间来的半水煤气压力为9.81Kpa，H2S＜20mg/m3，通过煤气鼓风机将半水煤气送到低压机加压到2.06Mpa，此时气体成分为CH4＜0.8%，H2为37~41%，CO为28~32%，CO2为6.5~9.0%，N2为18~21%，O2＜0.5%，Ar＜0.25%，流量≤15000Nm3/h,压力为2.06Mpa，温度为35℃。

之后进入新中变系统的过滤器，除去夹带的油水后，进入一系列换热器进行换热，使半水煤气温度从35℃达到220℃，之后进行脱碳，将有机硫转化为无机硫，同时无机硫被氧化锌吸收至总硫含量很少。

之后再经过一系列的换热，使温度达到400℃时，进入变换炉进行反应，将CO转变为CO2，降低CO的含量，之后再经过一系列的换热后，气温降到280℃左右，此时气体成分为CH4＜0.01%，H2为51.203%，CO为2.6%，CO2为27.997%，N2为17.24%，O2含量几乎为0，Ar＜0.95%,之后与旧中变系统并气进入氧化锌脱硫槽。

第2条路：

由造气车间来的焦炉气含H2S≤20mg/m3和有机硫CS2COS、C4HnS等225mg/m3，经过压缩机后温度为25℃，压力为2.06Mpa，之后进入油水分离器，分离掉油水杂质后，此时的气体成分为CH4＜25%，H2为59%，CO为6.7%，CO2为2.4%，N2为4.0%，O2＜0.4%，流量≤12000Nm3/h，压力为2.06Mpa，温度为≤2.5℃。

进入焦炉气初预热器使其温度升到300℃。

之后进入湿法脱硫系统（105#），通过铁钼转化器，将有机硫大部分加氢转化为H2S，并将烯烃加氢生成饱和烃，H2S进入硫氰化钠合成系统（104#）生成硫氰化钠副产品。

将湿法脱硫后的焦炉气中的有机硫利用铁钼触媒进行加氢反应，转化为无机硫（H2S），而后通过氧化锰将之脱除，使出口总硫≤20mg/Nm3（一般小于5mg/Nm3）。

由干法脱硫来的焦炉气进入蒸焦预热器使其温度达到500℃左右，压力为1.86Mpa，再进入蒸焦预热炉使焦炉气与蒸汽预热到650℃左右，然后进入转化炉与富氧软水预热炉来的富氧空气在转化炉混合，发生燃烧反应，形成1100℃以上的高温气体后进入触媒层，在触媒作用下进行CH4转化反应。

将CH4转化为CO和CO2。

从而从转化炉出来的气体温度≤960℃，残余CH4≤25%。

之后气体经过一系列换热后，温度降为350℃进入中变炉。

此时气体成分为：

CH4为0.745%，H2为51.91%，CO为11.3%，CO2为7.875%，N2为22.89%，O2几乎为0，Ar＜0.28%。

转化气经过低压机加压后，再经过油水分离器除去油水后，进入中变炉（203#），在铁触媒的作用下，把CO变为CO2，使出口CO≤3%，此时中变气温度为410℃，经过换热器换热后，温度降到270℃之后进入氧化锌脱硫槽。

CH4为0.68%，H2为60.47%，CO为2.1%，CO2为15.49%，N2为21%，O2几乎为0，Ar为0.26%。

又新中变来的中变气和旧中变来的中变气混合后进入氧化锌脱硫槽（204#），进一步进行脱硫，使出口总硫≤3×

10-6，再经过淬冷器后，温度降到180℃，进入低变系统，在铜触媒的作用下CO进一步变换，使出口低变气中CO≤0.3%，此时将温度为200℃，压力为1.62Mpa的低变气送往脱碳系统。

在脱碳系统（205#）中将低变气中CO2脱除，并在甲烷化触媒作用下，将碱洗气中的残余的CO和CO2变为甲烷，使CO+CO2≤20×

10-6，为合成氨提供合格的净化气，同时为生产提供≥98%浓度的CO2原料气（此工段的详细阐述见脱碳系统流程图综述）。

经过脱碳系统后，气体一部分进入合成尿素车间，一部分进入合成氨车间。

前者的CO2与富氧空气混合后进入压缩系统（401#），经过压缩后，进入尿素合成系统（402#），合成尿素。

合成的尿素送往浓缩加工系统，进行加工之后得到尿素成品；

后者的N2和H2进入甲烷化系统206#）进一步脱除CO和CO2，之后再进入压缩系（501#）对N2和H2进行压缩，提供合成氨所需的压力条件，之后进入合成氨系统（502#）合成氨。

然后进入氨冷却系统（503#）冷却后存入氨库（504#）。

1.1.2净化车间各工序的任务和反应原理

整个净化车间由下列8个工序所组成：

干法脱硫，甲烷转化，中温变换（A系统），中温变换（B系统），氧化锌脱硫及低温变换，有机氨催化热钾碱法脱碳，甲烷化。

下面介绍各工序的任务与反应原理：

（1）干法脱硫工序

经湿法脱硫后的焦炉气，经油分离器分离油水后。

再经初预热器加热后，利用铁钼触媒进行加氢反应，使有机硫转化为无机硫，而后，经氧化锰脱除，使出干法焦炉气总硫≤20mg/m3后，送往转化工序。

反应机理：

a、铁钼触媒对有机硫及烯烃的加氢转化反应。

转化过程也有副反应：

转化反应和副反应均为放热反应，所以生产中要很好控制催化剂层升温。

b、氧化锰脱硫

氧化锰对有机硫的转化与铁钼相似，但对噻吩的转化能力非常小，在干法脱硫中主要起吸收H2S的作用。

（2）甲烷转化工序

将干法脱硫来的焦炉气中的CH4转化为H2和CO，并通过配入富氧空气控制好剂氢氧比，转化炉转化气中CH4≤0.8％，副产2.452Mpa的饱和蒸汽。

反应机理为：

甲烷部分氧化的化学反应，一般是分两步进行的，第一步是在转化炉头部位，焦炉气和富氧空气进行燃烧反应。

在炉头部位，O2几乎全部烧掉，产生强烈的反应热，以满足催化床层甲烷转化反应的需要。

第二步是气体进入催化床层，借助催化剂的作用进行甲烷化反应。

第二步为吸热反应，其所需的热量由第一步供给，因此，在转化炉内，温度从上到下是一个逐步降低的过程，防止结炭，要保证有足够的水碳化。

副反应

（3）中温变换系统（A系统）

将转化工序来的转化气中的CO变换为CO2和H2，使出口CO≤3%，并副产2.452Mpa的饱和蒸汽。

化学反应为：

反应的特点是可逆，放热，等体积的，反应较慢，只有在触媒作用下反应速度才能加快。

（4）中温变换系统（B系统）

将半水煤气中的有机硫和无机硫通过氧化锌脱硫槽进行转化和吸收，使出口总硫达微量，再经过中变炉使半水煤气中的变为CO≤3%后，并至A系统氧化锌脱硫槽前进一步脱有机硫，无机硫，剩余CO进低温变换工序。

氧化锌脱硫反应同下述氧化锌脱硫。

但干半水煤气有

反应，特别是在260℃及以上，湿气对该反应有抑制作用。

中温变换反应同中温变换工序A系统。

（5）氧化锌脱硫及低温变换工序

将A,B两系统变换气中的少量有机硫和H2S脱除至3PPm以下，以满足低温变换甲烷化催化剂的要求，并在低温变换中使CO进一步转化为CO2和H2，使出口气中CO≤0.3%。

氧化锌脱硫可直接吸收硫化氢生成十分稳定的硫化锌，氧化锌脱硫剂以氧化锌为主体，并添加少量氧化锰为助剂。

对有机硫如硫氧化碳，二硫化碳等则是先转化为硫化氢，然后再被氧化锌吸收。

低温变换反应

（6）有机胺催化热钾碱法脱碳

将低变气中的CO2脱除至0.3%以下，以满足甲烷化工序的需要，同时为尿素生产提供浓度≥98%浓度的CO2原料气。

其反应机理为：

为加快反应，溶液中需添加活化剂以改变反应的历程，使反应速度加快。

（7）甲烷化工序

将脱碳工序来的碱洗气残余的CO+CO2脱除至≤20PPm，为合成氨生产提供合格的净化气。

其反应机理如下：

甲烷化反应是可逆的，放热的，体积缩小的反应。

1.2净化车间脱碳系统工艺流程

脱碳系统的任务是将低变气中的CO2脱除，并在甲烷化触媒作用下，将碱洗气中残余的CO和CO2变成甲烷，使CO+CO2≤20PPm，为合成氨提供合格的净化气，同时为生产提供≥98%浓度的CO2原料气。

在本工段中，包括的主要设备和其内部物料如下：

吸收塔（介质：

钾碱液，CO2），加压再生塔（介质：

钾碱液，CO2，蒸汽），常压再生塔（介质：

钾碱液，CO2，蒸汽），甲烷化炉（介质：

碱洗气），甲烷化换热器（介质：

壳程碱洗气；

管程净化气），净化气水洗器（介质：

壳程甲烷化气；

管程水），贫液闪蒸槽（介质：

钾碱液），富液闪蒸槽（介质：

钾碱液，CO2，蒸汽），碱洗水冷器，三合一（a.CO2喷射器，b.CO2冷却器〈介质：

壳程循环水；

管程CO2，H2O〉，c.CO2分离器），第一CO2冷却器（介质：

壳程CO2；

管程水），第二CO2冷却器（介质：

管程水），CO2冷却塔（介质：

CO2，水），活性炭过滤器（2台）（介质：

钾碱液），变换气煮沸器（介质：

壳程变换气；

管程钾碱液），碱洗气分离器（介质：

碱洗气），CO2分离器（介质：

饱和再生气及冷凝气），冷凝液槽（介质：

冷凝液），溶液贮槽（介质：

钾碱液），地下槽（介质：

钾碱液）。

主要流程包括气体流程，CO2气流程，溶液流程，下面分别进行详细说明。

其流程图如下图1-2所示。

1.2.1气体流程

由低变炉来的200℃左右的低变气，经管道淬冷饱和至150℃，进入低变气第一煮沸器进行换热，温度降至130℃，气体再经常压再生塔底的低变气第二煮沸器换热，温度降至110℃左右，入低变气分离器分离出水份后，从吸收塔底部进入，在吸收塔内与从该塔上部和中部入塔的冷热贫液和半贫液逆流接触，进行吸收反应，气体中的CO2由23%降至0.2%以下，由吸收塔顶出来的碱洗气温度≤80℃，经碱洗气分离器分离掉气体中夹带的溶液及冷凝水后，进入甲烷化换热器壳程温度升至270℃再分二路分别进入中变换热器和第三换热器继续换热至300℃左右，然后经甲烷化入口温度调节阀进入甲烷化炉，把残余的CO、CO2在甲烷化出触媒作用下转化成甲烷和水蒸汽，使出口净化气中的CO+CO2≤20×

10-6，温度约320℃的净化气进入甲烷化换热器内与碱洗气换热温度降至146℃，进入净化气水冷器冷却至30℃以下，再经净化气分离器分离排掉冷凝水后，

送至3D22高压机。

1.2.2CO2气流程

加压再生塔顶再生出的有压CO2再生气，温度103℃，作为汽提气直接进入富液闪蒸槽，经富液闪蒸槽填料段后与富液中闪蒸出的100℃的CO2及水蒸汽汇合,经除沫网后作为CO2喷射器动力气直进入CO2喷射器内，利用喷射器的针形阀调节喷射速度,抽吸常压再生塔顶出来的温度92℃的CO2再生气，经喷射器出来的CO2气直接进入“三合一”的CO2分离器,分离掉CO2冷凝液后，进入CO2第一、第二冷却器冷却至60℃冷，再进入CO2冷却塔与冰机来的二次水逆流接触,直接冷却至<

40℃后送尿素车间。

1.2.3溶液流程

从吸收塔底出来的温度107℃的富液分两路,一路约80%的溶液经大泵能量回收后与一路约20%的经活性炭过滤器板框过滤器过滤的溶液汇合，进入吸收塔顶部的富液闪蒸槽与闪蒸汽逆流接触汽提再生,然后出富液闪蒸槽，再分两路分别进入两个再生塔，一路约为总循环量3/4的溶液，经流量调节阀后进入常压再生塔顶部闪蒸段，闪蒸后，溶液经上段填料和下段筛板与下塔来汽提蒸汽逆流接触再生，并经过两个煮沸器煮沸再生后温度达100℃左右的半贫液出塔，再入大泵入口过滤器经循环大泵加压后直接送至吸收塔的中部，以吸收大量的CO2；

另一路约为总循环量的1/4的溶液经富液闪蒸槽液位调节阀后，进入加压再生塔顶部，经两层填料与下塔来的汽提气逆流接触再生，并经低变气煮沸器煮沸再生后出塔120℃进入贫液闪蒸槽，闪蒸出的蒸气直接进入常压再生塔作为汽提再生蒸气，槽中的溶液温度降至150℃左右，经小泵进口过滤器后，再循环小泵加压再生分两部分：

一部分（1/2的量）直接进入吸收塔上段的中部；

另一部分经贫液冷却器管内冷却至80℃左右，进入吸收塔顶部。

吸收CO2后的富液从吸收塔底出来又经能量回收站和活性炭过滤器进入富液闪蒸槽，如此反复，不断循环。

生产原理：

a.碳酸钾吸收CO2,和再生过程的基本反应为：

为加速反应,溶液中需

添加活化剂以改变正反应

（1）的历程,使反映速度加快。

b.甲烷化基本反应：

当原料气中有氧存在时,有以下反应：

在某种条件下，还会有以下副反应：

以上副反应（5）式在低H2O/CO下容易发生，（6）式在低温下容易发生。

一般甲烷化炉触媒层温度低于200℃后，不通入有CO气体。

1.3CH4化换热器选型及评述

（1）CH4化换热器的目的

a.使碱洗气温度升高到一定值，并继续通过第三中变换热器升温达到反应所需温度，进入CH4化炉发生CH4转化反应；

b.使净化气温度下降。

（2）CH4化换热器工艺条件

（3）CH4化换热器选型及评述

净化气和碱洗气的主要成分为H2和N2，还有少量的CO2、CO和CH4，这些气体无腐蚀性，且为比较清洁的流体，由于有少量的CO的存在，CO为中度危害的化学介质，且为爆炸危险介质（爆炸下限为12.5%，爆炸上限为74.2%）；

CH4为爆炸危险介质（爆炸下限为5.3%，爆炸上限为15%）；

H2为爆炸危险介质（爆炸下限为4.1%，爆炸上限为74.2%），因此，换热器选型时应考虑泄露的问题。

两种操作介质的操作压力均为1.765MPa（为中压），且两种介质操作温度均较高。

初选换热器选择管壳式换热器中的固定管板式换热器。

其优点是：

结构简单、紧凑、能承受较高压力、造价低、管程清洗方便、管子损坏时易于堵管或更换；

缺点是：

当管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将会产生较大的热应力。

这种换热器适用于壳程侧介质清洁且不易结垢并能进行清洗，管程、壳程两侧温差不大（应不大于70C）或温差较大但壳程侧压力不大的场合。

为减少热应力，通常在固定管板式换热器中设置柔性元件（如膨胀节，挠性管板等）来吸收热膨胀差，并能克服其它型式的换热器所存在的各种缺陷，因此，选用固定管板式换热器。

2控制方案的设计

2.1方案的确定

本次设计的是一换热器，是将净化气和碱洗气进行热交换。

从而使碱洗气温度升高到一定值，并继续通过第三中变换热器升温达到反应所需温度，进入CH4化炉发生CH4转化反应，并使净化气温度下降。

在整个回路中：

被控对象：

碱洗气出口管温度

操纵变量：

净化气的进出口流量

被控变量：

碱洗气的温度

干扰因素：

换热器内的操作压力；

净化气进出口流量

净化气进出口温度

碱洗气的进出口温度

控制方框图：

控制方案示意图：

正负作用的选定

操纵变量为净化气，考虑到安全性和工艺上的要求，选择执行器为气开阀。

即执行器为正作用。

TC的作用：

当调节阀开大时，碱洗气的出口温度降低，而执行器为正作用。

同向取异，故TC取为副作用。

验证：

t↑→TT↑→TC↓→阀开小→净化气进口流量↓→t↓

3工艺设计

3.1确定设计方案

3.1.1选择换热器的类型

管壳式换热器的应用范围很广，适应性很强，其允许压力可以从高真空到41.5MPa，温度可以从-100°

C以下到1100°

C高温。

此外，它还具有容量大、结构简单、造价低廉、清洗方便等优点，因此它在换热器中是最主要的型式,符合设计要求所以本次设计选用管壳式换热器。

3.1.2管壳程安排

根据设计任务书中条件，取管程走净化气，壳程走碱洗气。

3.2确定物性数据

定性温度：

对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。

故壳程混合气体（碱洗气）定性温度为：

Tm=（250+85）/2℃=167.5℃

管程混合气体（净化气）定性温度为：

tm=（400+180）/2℃=290℃

3.2.1计算碱洗气的平均分子量

根据已知比例碱洗气的平均分子量

M＝73.68%×

2+26.32%×

28=8.8

同理，净化气平均分子量：

M′＝75%×

2+25%×

28=8.5

3.2.2计算碱洗气质量流量

在碱洗气操作压力P=1.765Mpa下,由于换热器内PM＝ρRT,且R=8.314J/（mol·

K）,则碱洗气平均密度：

ρ＝（1.765×

10³

×

8.8432）/（8.314×

440.65）kg/m³

＝4.248kg/m³

同理，净化气平均密度：

ρ′＝3.219kg/m³

由于

PV净/Tt=P0V0/T0

所以V净=（101.35×

32000×

（290+273.15））/1.765×

10

293.15=3529.9m³

/h

净化气：

W净＝ρ·

V净＝3.219kg/m³

3529.