富油脱苯工艺系统设计

绪论

煤焦化学是研究以煤为原料，经高温干馏获得焦炭和粗煤气，并经合理的方法将粗煤气分离和精制成化学产品的技术和工艺原理的学科。其中，煤焦化学产品的回收和加工占主要地位。目前有些国家生产的炼焦化学产品品种已达500多种。中国目前经过生产试制，包括小批量生产的大约为150余种，正式生产的有70多个品种。这70多个品种的含量占煤中所含化学产品的95%，搞好这些炼焦化学产品的回收与精制，对经济建设将起到重大的作用。

粗苯和煤焦油是炼焦化学产品回收中最重要的两类产品，在石油工业中曾被称为基础化工原料的八种烃类有苯、甲苯、二甲苯、萘四类从粗苯和煤焦油产品中提取。目前。中国年产焦炭达到两亿多吨，可回收的粗苯资源达200多万吨。虽然从石油化工可生产这类产品，但焦化工业仍是苯类产品的重要来源，因此从焦炉煤气中苯族烃具有重要的意义。

粗苯是黄色透明的油状液体，比水轻，微溶于水。在储存时，由于低沸点不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物能溶解于粗苯中，使其着色变暗。粗苯是由多种芳烃和其他化合物组成的复杂混合物。粗苯中主要含有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烃，易燃易挥发闪点为12℃，初馏点40～60℃.粗苯蒸气在空气中的体积分数达到1.4%～7.5%范围时，能形成爆炸性的混合物。通过洗油吸收法，固体吸附法和深冷凝结法从焦炉煤气中回收。

富油脱苯就是将通过洗油吸收法在焦炉煤气中回收的粗苯解析出来的过程，20世纪80年代以前,我国绝大部分焦化厂均是沿用原苏联的蒸汽加热富油脱苯工艺，这种工艺陈旧，蒸汽消耗量大，设备庞大，产品质量差。1976～1979年间，我国自行设计的脱苯装置相继在新（新余）钢焦化厂和济钢焦化厂建成，分别采用管式炉加热富油，脱苯塔打回流的30层单塔脱苯生产粗苯和45层单

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塔脱苯生产两种苯（轻苯、重苯）的装置，经过攻关、调试投入正常生产，并取得了“单塔脱苯工艺及新型脱苯塔发明专利”。目前国内各焦化厂均普遍采用了管式炉加热富油脱苯工艺。这种工艺可以有双塔生产轻苯、重质苯以及单塔生产粗苯和单塔生产轻苯、重苯和单塔生产轻苯、重苯和萘溶剂油的方法。 本设计富油脱苯工艺系统设计，主要包括工艺流程方案的选型，主要设备的设计和选型。

第一章 富油脱苯的工艺流程方案比较与选定

1.1 生产一种产品的工艺流程

如图1.1所示，来自洗苯工序的富油依次与脱苯塔顶的油气和水汽的混合物、脱苯塔低排除的热贫油换热后温度达110～130℃进入脱水塔。脱水后的富油经管式炉加热至180～190℃进入脱苯塔。脱苯塔顶逸出的90～92℃的粗苯蒸汽与富油换热后温度降到75℃左右进入冷凝冷却器，冷凝液进入油水分离器。分离出水后的粗苯流入回流槽，部分粗苯送至塔顶做回流，其余的作为产品采出。脱苯塔底部排出的热贫油经贫富油换热器进入热贫油槽，再用泵送贫油冷却器冷却至25～30℃后去洗苯工序循环使用。脱水塔顶逸出的含有萘和洗油的蒸汽进入脱苯塔的精馏段下部。在脱苯塔精馏段切取萘油。从脱苯塔上部断塔板引出液体至油水分离器分离出水后返回塔内。脱苯塔用的直接蒸汽是经管式炉加热至400～450℃后，经由再生器进入的，以保持再生器顶部温度高于脱苯塔底部温度。

为了保持循环洗油质量，将循环油量的1%～5%的富油入塔前的管路引入再生器进行再生。在此用蒸汽间接将洗油加热至160～180℃，并用过热蒸汽直接蒸吹，其中大部分洗油被蒸发并随直接蒸汽进入脱苯塔底部。残留于再生器

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底部的残渣油，靠设备内部的压力间歇或连续地排至残渣油槽。残渣油中300℃前的溜出量要求低于40%。洗油再生器的操作对洗油耗量有较大的影响。在洗苯塔捕雾，油水分离及再生器操作正常时，每生产1t 180℃前粗苯的煤焦油洗油耗量可在100kg以下。

上述流程是一种十分稳定可靠的工艺流程。一些操作经验丰富的工人，经过精心操作表明:该流程中的脱水塔可以省略；脱苯塔精馏段可以不切取萘油也不会造成萘的积累；脱苯塔上部不会出现冷凝水，因此断塔板和油水分离器可以省略；从而使脱苯装置、管线、阀门大大简化，操作简捷方便，并进一步降低了洗油消耗。实际上使用计算机对脱苯塔装置作模拟计算从理论上为此提供了支撑。实现萘在贫油中不积累的关键是：脱苯塔装置操作稳定；脱苯塔顶温度、直接蒸汽温度和用量及富油如脱苯塔温度等指标适宜等；煤气在初冷器和电捕焦油器将萘和煤焦油脱出较好。

图1.1生产一种产品的流程

1一脱水塔；2一管式炉；3一再生器；4一脱苯塔；5一热贫油槽； 6一换热器；7一冷凝冷却器；8一冷却器；9一分离器； 10一回流槽。

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1.2 生产两种产品的工艺流程

如图1.2所示，与生产一种苯流程不同是脱苯塔逸出的粗苯蒸汽经分凝器与富油和冷却水换热，温度控制为88～92℃后进入两苯塔。两苯塔顶逸出的73～78℃的轻苯蒸汽经冷凝冷却并充分离出水后进入轻苯回流槽，部分送至塔顶作回流，其余产品采出。塔底引出重苯。

脱苯塔顶逸出粗苯蒸汽是粗苯、洗油和水的混合蒸汽。在分凝器冷却过程中生产的冷凝液称之为分缩油，分缩油的主要成分是洗油和水。密度比水小的称为轻分缩油，密度比水大的称为重分缩油。轻、重分缩油进入分离器，利用密度不同与水分离后兑入富油中。通过调节分凝器轻、重分缩油的采出量或交通管（轻、重分缩油引出管道间的连管）的阀门开度可调节分离器的油水分离情况。从分离器排出的分离水进入控制分离器进一步分离水中夹带的油。

图1.2生产两种产品的流程

1—脱水塔；2—管式炉；3—再生器；4—脱苯塔；5—热贫油槽；6—两苯塔；

7—分缩器；8—换热器；9—冷凝冷却器；10—冷却器；11—分离器；

12—回流柱； 13—加热器。

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1.3 生产三种产品的工艺流程

生产三种产品的工艺流程有一塔式和两塔式流程。

（1） 一塔式流程 即轻苯、精重苯和萘油溶剂均从一个脱苯塔采出。自洗苯工序来的富油经油气换热器及二段贫富换热器、一段贫富换热器与脱苯塔低出来的170～175℃热贫油换热到135～150℃，进入管式炉加热到180℃进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行气提和蒸馏。脱苯塔顶部温度控制在73～78℃，逸出的轻苯蒸汽在油气换热器、轻苯冷凝冷却器经分别与富油、16℃低温水换热冷凝冷却至30～35℃，进入油水分离器，在与水分离后进入回流槽，部分轻苯送至脱苯塔顶做回流，其余作为产品采出。脱苯塔底部排排出的热贫油经一段贫富油换热器后进入脱苯塔底部热贫油槽，再用泵送经二段贫富油交换器、一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却到27～30℃至洗苯塔循环使用。

精重苯和萘溶剂油分别从脱苯塔侧线引出至各自的回流槽。从脱苯塔上部断塔板上将塔内液体引至分离器与水分离后返回塔内。从管式炉后引出1%～1.5%的热富油，送入再生塔内，用经管式炉加热到400℃的蒸汽蒸吹再生。再生残渣排入残液槽，用泵送油库工段。系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵入口补入系统。各油水分离器排出的分离水，经控制分离器排入分离水槽送鼓风工段。各储槽的不凝气集中引至鼓风冷凝工段初冷前吸煤气管道。

（2） 两塔式流程 即轻苯、精重苯和萘溶剂油从两个塔采出。与一塔式流程不同之处是脱苯塔顶逸出的粗苯蒸汽经冷凝冷却与水分离后流入粗苯中间槽。部分粗苯送至塔顶做回流，其余粗苯用作两苯塔的原料。脱苯塔侧线引出萘溶剂油，塔底排出热贫油，热贫油经换热器、贫油冷却器冷却后至洗苯工序循环使用。粗苯经两苯塔分馏，塔顶逸出的轻苯蒸气经冷凝冷却及油水分离后进入轻苯回流槽，部分轻苯送至塔顶作回流，其余作为产品采出。重质苯、

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萘油溶剂分别从两苯塔侧线和塔底采出。在脱苯的同时进行脱萘的工艺，可以解决煤气用洗油脱萘的萘平衡，省掉了单独脱萘装置。同时因洗油含萘低，又可进一步降低洗苯塔后煤气含量。

1.4 方案的选定

我的设计题目是富油脱苯工艺系统设计，选用生产三种产品的一塔式工艺系统，即轻苯、精重苯和萘油溶剂均从一个脱苯塔采出。管式炉加热富油双塔脱苯工艺由于存在设备多、能耗大等缺点，目前采用较少。而单塔脱苯工艺由于设备简单，操作方便，技术经济指标先进，不但达到了降低循环洗油含萘量的目的，而且进一步改善和稳定了循环洗油质量而被广泛采用，是对旧有粗苯蒸馏工艺的一项重大改进。生产三种产品的一塔式流程，尤其具有代表性。设备简单，操作方便，技术经济指标都很先进，且效率高，产品多。

此流程即轻苯、精重苯和萘油溶剂均从一个脱苯塔采出。自洗苯工序来的富油经油气换热器及二段贫富换热器、一段贫富换热器与脱苯塔低出来的170～175℃热贫油换热到135～150℃，进入管式炉加热到180℃进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行气提和蒸馏。脱苯塔顶部温度控制在73～78℃，逸出的轻苯蒸汽在油气换热器、轻苯冷凝冷却器经分别与富油、16℃低温水换热冷凝冷却至30～35℃，进入油水分离器，在与水分离后进入回流槽，部分轻苯送至脱苯塔顶做回流，其余作为产品采出。 脱苯塔底部排排出的热贫油经一段贫富油换热器后进入脱苯塔底部热贫油槽，再用泵送经二段贫富油交换器、一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却到27～30℃至洗苯塔循环使用。精重苯和萘溶剂油分别从脱苯塔侧线引出至各自的回流槽。从脱苯塔上部断塔板上将塔内液体引至分离器与水分离后返回塔内。从管式炉后引出1%～1.5%的热富油，送入再生塔内，用经管式炉加热到400℃的蒸汽蒸吹再生。再生残

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渣排入残液槽，用泵送油库工段。

第二章 富油脱苯的方法和原理

2.1 富油脱苯的方法

富油脱苯是典型的解析过程，实现粗苯从富油中解析出的基本方法：提高富油的温度，使粗苯的饱和蒸气压大于其分压，使粗苯由液相转入气相，为提高富油的温度，有两种加热的方法，即采用预热器蒸汽加热富油的脱苯法和采用管式炉煤气加热富油的脱苯法，前者是利用列管式换热器用蒸汽间接加热富油，使其温度达到135～145℃后进入脱苯塔。后者是利用管式炉用煤气间接加热富油，使其温度达到180～190℃后进入脱苯塔。后者由于富油预热温度高，与前者比有以下优点：脱苯程度高，贫油含苯量可达到0.1%左右，粗苯回收率高，蒸汽耗量低，每产生1t180度的前粗苯蒸汽耗量为1～1.5t，仅为预热器加热富油脱苯的1/3，产生的污水量少，蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小等。因此，各国广泛采用管式炉加热富油的脱苯工艺。

富油脱苯按其采用的塔设备分有只设脱苯塔的一塔法，设脱苯塔和两苯塔的二塔法和再增设脱水塔和脱萘塔的多塔法。

富油脱苯按原理不同可采用水蒸气蒸馏和真空蒸馏两种方法。由于水蒸气蒸馏具有操作简便，经济可靠等优点，因此中国的焦化厂均采用水蒸气蒸馏法。

富油脱苯按得到的产品不同分有生产粗苯的一种苯的流程，生产轻苯和重苯的二种苯的流程，生产轻苯、重质苯及萘溶剂油三种产品的流程。

2.2富油脱苯的原理

富油是洗油和粗苯完全互溶的混合物，通常将其看作理想溶液，气相平衡关系服从拉乌尔定律，即 pLi?p0ixi,因富油中苯族烃的各组成的摩尔分数xi很

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小（粗苯的质量分数在2%左右）在较低的温度下很难将苯族烃的各种组分从液相中较充分的分离出来。用一般的蒸馏方法，从富油中把粗苯较充分的分离出来，且达到所需要的脱苯程度，需要将富油加热到250~300摄氏度，在这样高的温度下，粗苯的损失增加，洗油的相对分子质量增大，质量变坏，对粗苯吸收能力下降，这实际上是不可行的，为了降低富油的脱苯温度采用水蒸气蒸馏。

所谓水蒸气蒸馏就是将水蒸气直接加热置于蒸馏塔中的被蒸馏液（与水蒸气完全几乎不相溶）中，而使被蒸馏物中的组分得以分离操作。

当加热互补相溶的液体混合物时，若各组分的蒸气分压之和达到塔内的总压时，液体就开始沸腾，故在脱苯塔蒸馏过程中通入大量直接水蒸气，可以使蒸馏温度降低。当塔内总压一定时，气相中水蒸气所占的分压愈高，则粗苯和洗油的蒸汽分压愈低，即在较低的脱苯蒸馏温度下，可将粗苯较完全的从洗油中蒸出来。因此，直接蒸汽用量对于脱苯蒸馏操作有极为重要的影响。 若只有一个液相由挥发度不同的油类组分构成，用过热水蒸气通过该油类溶液，即可降低油类各组分的气相分压，从而促进不同挥发度的油分的分离。这种使用过热蒸汽分离油类溶液的操作，叫做气提操作。实际上富油脱苯操作中使用的正是过热水蒸气，在气提操作中又称夹带剂。

2.3水蒸气蒸馏富油脱苯说蒸汽的用量分析

为了分析操作因素对脱苯过程的影响，假定在具有n块塔板的脱苯塔内，每块塔板上均有1/n的粗苯被蒸出，并沿脱苯塔全高蒸汽压力是均匀变化的。当进入脱苯塔的直接蒸汽温度和洗油温度相等时，每蒸出1t 180℃前的粗苯，每块塔板上的蒸汽耗量为Gn。

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Gn?[p?(pb?pm)]?18pbMbn

式中 p、pb、pm分别为指定塔板上的气相混合物总压、粗苯蒸气和洗油蒸气

的分压；Mb为粗苯平均相对分子量； n 为塔板层数。

整个脱苯塔的蒸汽耗量G为

G?18Mbn??p?(pb?pm)Pb

脱苯蒸馏过程中通入的直接蒸汽为过热蒸汽，是为了防止水蒸气冷凝而进入塔底的贫油中使循环洗油质量变坏。当入脱苯塔的直接蒸汽温度高于洗油温度时直接蒸汽用量将随其过热程度提高而成比例的减少，则上式可变为

G?18TmMbnTs??p?(pb?pm)pb

式中Tm、Ts分别为洗油及过热蒸汽的热力学温度，K。分析上式可以确定直接蒸汽耗量与脱苯蒸馏诸因素的关系。

（1）富油预热温度与直接蒸汽耗量的关系 当贫油含苯量及其他条件一定时，直接蒸汽耗量随富油预热温度的升高而减少，当富油预热温度由140℃提高到180℃时，直接蒸汽耗量可降低一半以上。

（2）直接蒸汽温度与蒸汽耗量的关系 提高直接蒸汽过热温度，可直接降低直接蒸汽耗量。因此，将低压蒸汽（0.4Mpa）在管式炉对流段过热到400℃，不但可减少直接蒸汽耗量，而且能改善再生器的操作，保证再生器残渣油合格。

（3）富油含苯量与直接蒸汽耗量的关系 当富油中粗苯含量高时，在一定的预热温度下，由于粗苯的蒸汽分压pb较大，则可减少直接蒸汽耗量。

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（4）贫油含苯量与直接蒸汽耗量的关系 在同一富油预热温度下，欲使贫油含苯量降低，粗苯蒸气分压降低，直接蒸汽耗量将显著增加。

（5）脱苯塔内总压与直接蒸汽耗量的关系 当其他条件不变时，蒸汽耗量将随着蒸汽塔内总压的提高而增加。要达到要求的脱苯程度，必须通入更多的过热蒸汽，降低塔内气相中粗苯蒸汽的分压，以增大粗苯解吸的推动力。在正常操作情况下，富油中粗苯含量及脱苯塔内的总压基本是稳定的。所以富油预热温度及直接蒸汽温度是影响直接蒸汽耗量的主要因素。

第三章 富油脱苯的主要设备选型及设计

3.1脱苯塔的工艺设计

3.1.1脱苯塔内的物料衡算

进料组成

富油中轻苯的摩尔分数xF1?70%?2%?0.014 富油中重苯的摩尔分数xF2?30%?2%?0.006 富油中萘的摩尔分数xF3?0.35 釜残液组成

贫油中轻苯的摩尔分数xW1?0.0028 贫油中的重苯的摩尔分数xW2?0.0006 贫油中萘的摩尔分数xW3?0.08 富油的平均摩尔质量M?145

富油的流量F?90m3?1.08?145?689.36mol/h 轻苯的回收率为

0.96?D1xD1/FxF1

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重苯的回收率为

0.85?D2xD2/FxF2

萘的回收率为

0.85?D3xD3/FxF3

全塔物料衡算

D?W?F?689.36kmol/h

FxF1?FxF2?FxF3?D1xD1?D2xD2?D3xD3?W(xW1?xW2?xW3)

出料液中轻苯的摩尔分数

xD1?0.95

出料液中重苯的摩尔分数

xD2?0.93

联立以上各式解得 出料液中萘的摩尔分数

xD3?0.89

D1?9.65kmol/h D2?4.13kmol/h

D3?230.18kmol/hW?445.40kmol/h

3.1.2脱苯塔工艺尺寸的计算

其原始数据和已知条件如下

操作压力：塔顶为0.5MPa；塔底为0.53MPa； 操作温度：脱苯塔顶气体出口温度73-73.5℃； 脱苯塔侧线重苯温度105——110℃，取115℃；

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脱苯塔侧线萘油温度120——130℃，取125℃。 脱苯塔底部热贫油温度175——185℃。 蒸汽流率Vh=5760m3/h 理论塔板数的计算

借鉴其他厂的脱苯塔回流比，取脱苯塔的最小回流比为Rmin=2.5； 假定衡摩尔流，由平衡流法算得塔板总数N=59；

进料板位置为由下向上数第27层；萘溶剂油出料板位置为由下向上数第38层；重苯的出料板为由下向上数第45层；

该塔采用管式炉加热，根据计算已求得实际塔板数NP=59层，采用浮阀塔盘。

取塔板间距HT=0.45m取板的上液层高度为hL=0.07m； 塔的有效高度Z0?HTNP?0.45?59?26.55?27m 塔径的选取 液气流动参数FLV?LhVhρρLV?28.95576010800.6?0.213

由HT?hL?0.45?0.07?0.38m，查史密斯关联图可得表面张力为20mN/m时的负荷因子为C20=0.058。

符合因子C?C20(液泛气速umax?Cζ20)0.2?0.048(21.520)0.2?0.038

ρL?ρVVρ?0.0381080?0.60.6?1.60m/s

初取设计的泛点率为0.6，则空塔气速为u?0.6umax?0.96m/s所需的气体流通截面积A?Vsu?5760/36000.96?1.67m

AdAT?0.09则，

AATAdAT?1?0.09?0.91故

2取降液管截面积与塔截面积之比

?1?- 12 -

AT?A0.91?1.670.91?1.835m2

?1.529m圆整取D=1.6m；

塔径D?4ATπ?4?1.835π故所设计塔的截面积AT?0.785D2?2m2；气体流通截面积A?0.91AT?1.82m2空塔气速u?VSA?0.88m/s设计的泛点率为

uumin?0.881.60?0.55

液流形式、降液管及溢流堰等尺寸的确定

液流及降液管的型式：因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降液管。 降液管尺寸：由前所取

Ad?0.089?2m2AdAT2?0.089故降液管截面积

?0.178m

bdD?0.143故降液管宽度

根据

AdAT值查图可得弓形降液管宽度与塔径之比

bd?0.143?1.6?0.23m选取平行受液盘，并取降液管底隙hb?35mm?0.035m 溢流堰尺寸 由

AdAT值查图表得堰长与塔径之比

lhlw?28.951.12?25.85m/m?h

3lWD?0.7，故溢流堰长lW?0.7?1.6?1.12m

溢流强度

因溢流强度不大，取液流收缩系数E=1，故溢流堰上方液头高度

how?2.84?10?3E(LhLw)2/3?2.84?10?3?25.852/3?24.8?10?3m?0.0248m

溢流堰高hW?hL?how?0.07?0.0248?0.0452m 流体的底隙流速ub?浮阀个数及排列

选取F1型浮阀，重型，其阀孔直径d0?0.039m。

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LSlwhb?28.95/36001.12?0.035?0.205m/s

初取阀孔动能因子F0?u0ρVSπ4d0u02V?10，故阀孔气速u0?10ρV?100.6?12.9m/s

浮阀个数n??5760/36000.785?0.0392?12.9m/s?106.7取浮阀个数为n=108。

取边缘区宽度WC?0.06m，破沫区宽度WS?0.10m塔板上的鼓泡区面

Aa?2[xR?xR?x?D2D2?WC?22?π180Rarcsin2xR]1.62?0.06?0.74m1.622

?(Wd?Ws)?2?(0.199?0.10)?0.501mπ180?2Aa?2[0.051(0.74)?(0.501)?(0.74)arcsin0.5010.74]?1.36m2

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心距t=105mm=0.105m，则排间距t'?AaNt?1.36108?0.105?0.120?120mm

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用120mm，而应小于此值，故取

t'=105mm=0.105m。 设计条件下阀孔气速

5760uo?VSπ4d0n2?36000.785?0.0392?108?12.4m/s

动能因子

F0?u0ρV?12.4?0.6?9.6

3.1.3 脱苯塔的工艺性能校核

塔板的流动性能的校核 1.物沫夹带量校核

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泛点率按以下二式计算取较大值

1.36LSZL?VSF1?KCFρρLV?ρVSVρρLVAb或F1??ρFV0.78KCAT

物性系数K=1，根据气相密度和塔板间距，查得泛点负荷因素CF=0.08。 对单流型，塔板上流体流过的长度ZL?D?2bd?1.6?2?0.23?1.14m塔板上液流面积Ab?AT?2Ad?2?2?0.178?1.64m2

ρρLV1.36LSZL?VSF1?1.36???0.4228.953600KCF?ρVAb576036000.61080?0.6?1.14?1?0.08?1.64

或

VSF1?ρρLV5760V0.61080?0.6?0.32

?ρF0.78KCAT?36000.78?1?0.08?2

则F1=0.42<0.8，故可知雾沫夹带量能满足eV<0.1kg（液）/kg（气）的要求。 塔板阻力hf计算 由hf?ho?hl?hζ 干板阻力ho可计算如下 临界孔速uo,k?(由u0,k?u0故

h0?19.9u0ρ0.17573.1ρV)1/1.825?(73.10.6)1/1.825?13.9m/s

?19.9?L12.40.1751080?0.029m液柱

本设备分离的液相为碳氢化合物，可取充气系数ε=0.5。

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hl?εhL?0.5?0.07?0.035m液柱

表面张力产生的阻力

hζ?4ζd0ρLg?4?21.5?10?30.039?1070?9.81?2.29?10?4m液柱

故hf?ho?hl?hζ?0.029?0.035?0.00029?0.06429m液柱 2.降液管液泛的校核 降液管中的清液柱高度

H?hw?how?hf?hd?△

其中，液体流过降液管及其底隙的阻力

hd?1.18?10?8(Lhlwhb)?1.18?102?8(28.951.12?0.035)?0.0064

2略去液面梯度，将所得有关值带入得

H=0.07+0.06429+0.0064=0.1407 m液柱

取降液管中泡沫层相对密度φ=0.7，则降液管中泡沫层的高度

Hd?'Hdφ?0.14070.7?0.201m

而HT?hw?0.45?0.0452?0.4952?Hd'，故不会产生降液管液泛。 液体在降液管中停留时间的校核 由HT?uumax得

θ?AdHTLS?0.178?0.5528.95/3600?12.23?5s

故所夹带的气体可以释出符合要求，降液管尺寸可用。 严重漏液校核

区漏液点气速为阀动因子F0?5时的值，则

u0?5ρV50.6?6.45m/s

- 16 -

稳定系数k?u0u0'?12.46.45?1.93?1.5,故不会产生严重漏液。

塔板负荷性能图 过量液沫夹带线关系式

1.36LSZL?VSρρLV在F1??ρVKCFAb式中，令F1=0.8，并将塔板有关尺寸数据和物性

常数等值代入，整理可得

VS?4.4?65.56LS或Vh?15840?65.56LS

液相下限关系式 由how?2.84?10?3E(Lhlw)2/3，令E=1取how?6mm?0.006m，可得

Lh?3.44m/h3

严重漏液线关系式 令F0?5，则

VS?π4d0n25ρV?0.785?0.0392?108?50.6?0.83m/s3

或Vh?2997m3/h

液相上限关系式 在θ?AdHTLS中，；令θ=5s，可得

LS?AdHTθ?0.178?0.555?0.02m/s或Lh?72m/h

33降液管泛线关系式

由降液管液泛校核条件式 Hd'?HT?hw， 或Hd?hw?how?hf?hd?φ（HT?hw）可得

3.41?10?8ρρVL(Vhnd20)?4.26?102?3(Lhlw)2/3?1.18?10?8(Lhlwhb)?φHT?(φ?1.5)hw- 17 -

Vh?4.14?1028?56.4?10Lh52/3?1.1?10Lh

42根据以上关系式，以Vh为纵坐标，Lh为横坐标，可做本塔塔板的负荷性能图，图中OAB为操作线，D点位设计点，由图可知气相负荷上限为 11800m/h 气相负荷下限为2297m/h，其操作弹性为

3311800m/h2297m/h33 ?5.13。

图3.1塔板负荷性能图

3.1.4主要接管尺寸的选取

主要接管尺寸的选取

取进料管的流速为0.5m/s。则进料管直径

dF?4?90/36000.5π?0.253m。取进料管的尺寸为φ265×6；

取回流管的流速为0.5m/s。回流管直径

d回?4?0.466/36000.5π?0.018m，取管的尺寸为φ32×4；

取釜液管的流速为0.5m/s。釜液管直径

dw?4?64.58/36000.5π?0.214m，取釜液管尺寸为φ230×6；

取塔顶蒸气管的流速为0.5m/s，塔顶蒸汽管直径

- 18 -

dD1?4?1.46/36000.5π?0.032m取管的尺寸为φ40×4；

取重苯出口管的流速为0.5m/s。重苯出口管直径

dD2?4?0.64/36000.5π?0.021m取管的尺寸为φ32×4；

取萘溶剂油出口管流速为1.5m/s。萘溶剂油出口管直径

dD3?4?37.5/36001.5π?0.094m取管的尺寸为φ105×4；

加热蒸汽管的流速为15m/s。则加热蒸汽管直径

dH?4?5670/360015π?0.369m取加热蒸汽管的直径为φ380×6.

3.1.5塔高和筒体、封头厚度的确定 1.每十层设一人孔则人孔数为N人孔?5910-1?4.9圆整取N人孔?5人孔高度取

0.6m。塔顶空间高度取1.5m,塔底空间高度3m，塔底塔顶空间各加设一个人孔，塔的高度H?5?0.6?59?0.45?1.5?3?34.05m 2.筒体厚度的确定

计算厚度 δ?PC?D2[ζ]φ?PCt?0.7?16002?163?1?0.7?3.44mm

对16MnR，钢板负偏差C1=0mm 名义厚度δn?δ?C1?C2?3.44?0?3?6.44mm圆整为8mm

有效厚度?d=?n?C1?C2=8-3=5mm 3.封头厚度的确定

选用标准封头，其形状系数K=1

根据《钢制压力容器用封头》JB/T4746-2002,查得椭圆封头 的有关数据如下：

- 19 -

表3.1

DN 1600 计算厚度

δ?K?PC?Di2[ζ]φ?0.5PCtH (mm) 425 A (m2) 2.8007 V (m3) 0.5864 ?0.7?16002?163?1?0.5?0.7?3.44mm

名义厚度 δn?δ?C1?C2?3.44?0?3?6.44mm圆整为8mm;

有效厚度?d=?n?C1?C2=8-3=5mm 3.1.6开孔补强的计算 A)对于人孔（Φ630?6）

1、开孔所需补强面积 强度削弱系数fr? 接管有效厚度δδδ A?dδ?2et[ζ]n[ζ]rt?170170?1

?δnt?C?6?3?3mm

2et(1?fr)0?606?3.44?2?3.44?(6?3)?0?2084.64mm

2、有效补强范围

1）有效宽度 B?2d?2?606?1212mm

δn?2δ B?d?2nt?606?2?8?2?6?634mm

有效宽度取最大值，即B=1212mm 2）有效高度

a、外侧有效补强高度 h1?dδnt?606?6?60.29mm

h1=实际外伸高度200mm

外侧有效高度取最小值h1=60.29mm

b、内侧有效补强高度 h2?dδnt?606?6?60.29mm

h2=实际内伸高度0mm

- 20 -

内侧有效高度取最小值h2?0mm 3、有效补强面积

①壳体多余金属面积A1

A1?(B?d)(δ?945.36mm2e?δ)?2δet(δe?δ)(1?fr)?(1212?606)(5?3.44)?2?5?(5?3.44)?0

②接管多余金属面积A2

δt?Pcdi2[ζ]φ?Pcettn?0.7?6182?170?0.7et?1.27mm

?C2)frA2?2h1(δ?208.6mm?δt)fr?2h2(δ?2?60.29(3?1.27)?02

③补强区内焊缝面积A3 （焊脚取10mm）

A3?2?12?10?10?100mm2

④有效补强面积Ae

Ae?A1?A2?A3?945.36?208.6?100?1253.96mm2

4、所需另行补强面积A4

A4?A?Ae?2084.64?1253.96?830.68mm2 拟采用补强圈补强

5、补强圈设计

根据接管公称直径DN600选补强圈，补强圈外径D

补强圈厚度δ1?A4D?d?830.68980?644?2.47mm 因为根据JB/T4736可知道补

强圈的最大厚度为4mm，考虑钢材负偏差并圆整到标准取4mm。所以补强圈的厚度为4mm。

- 21 -

B)对于进料孔(Φ265?6)

1、开孔所需补强面积 强度削弱系数fr? 接管有效厚度δ A?dδ?2δδet[ζ]n[ζ]rt?170170?1

?δnt?C?6?3?3mm

2et(1?fr)0?256?3.44?2?3.44?(6?3)?0?880.64mm

2、有效补强范围

1）有效宽度 B?2d?2?256?512mm B?d?2δn?2δnt?256?2?8?2?6?284mm

有效宽度取最大值，即B=512mm 2）有效高度

a、外侧有效补强高度 h1?dδnt?256?6?39.19mm

h1=实际外伸高度160mm

外侧有效高度取最小值h1=39.19mm

b、内侧有效补强高度 h2?dδnt?256?6?39.19mm

h2=实际内伸高度0mm 内侧有效高度取最小值h2?0mm 3、有效补强面积

①壳体多余金属面积A1

A1?(B?d)(δ?399.36mm2e?δ)?2δet(δe?δ)(1?fr)?(512?256)(5?3.44)?2?5?(5?3.44)?0

②接管多余金属面积A2

δt?Pcdi2[ζ]φ?Pctn?0.7?2382?170?0.7?0.49mm

- 22 -

A2?2h1(δet?δt)fr?2h2(δ2et?C2)fr?2?39.19(3?0.49)?0?196.73mm

③补强区内焊缝面积A3 （焊脚取10mm）

A3?2?12?10?10?100mm2

④有效补强面积Ae

Ae?A1?A2?A3?399.36?196.73?100?696.09mm2

4、所需另行补强面积A4

A4?A?Ae?880.64?696.09?184.55mm2

拟采用补强圈补强

5、补强圈设计

根据接管公称直径DN250选补强圈，补强圈外径D

补强圈厚度δ1?A4D?d?184.55480?294?0.99mm 因为根据JB/T4736可知道补

强圈的最大厚度为4mm，考虑钢材负偏差并圆整到标准取4mm。所以补强圈的厚度为4mm。

C)对于釜残液孔(Φ230?6)

1、开孔所需补强面积 强度削弱系数fr? 接管有效厚度δet[ζ]n[ζ]rt?170170?1

?δnt?C?6?3?3mm

2A?dδ?2δδet(1?fr)0?256?3.44?2?3.44?(6?3)?0?880.64mm

2、有效补强范围

1）有效宽度 B?2d?2?256?512mm

δn?2δ B?d?2nt?256?2?8?2?6?284mm

- 23 -

有效宽度取最大值，即B=512mm 2）有效高度

a、外侧有效补强高度 h1?dδ?256?6?39.19mm

nt h1=实际外伸高度160mm

外侧有效高度取最小值h1=39.19mm

b、内侧有效补强高度 h2?dδnt?256?6?39.19mm

h2=实际内伸高度0mm 内侧有效高度取最小值h2?0mm 3、有效补强面积

①壳体多余金属面积A1

A1?(B?d)(δ?399.36mm2e?δ)?2δet(δe?δ)(1?fr)?(512?256)(5?3.44)?2?5?(5?3.44)?0

②接管多余金属面积A2

δt?Pcdi2[ζ]φ?Pcettn?0.7?23882?170?0.7et?0.49mm

?C2)frA2?2h1(δ?δt)fr?2h2(δ2?2?39.19(3?0.49)?0?196.73mm

③补强区内焊缝面积A3 （焊脚取10mm）

A3?2?12?10?10?100mm2

④有效补强面积Ae

Ae?A1?A2?A3?399.36?135.59?100?696.09mm2

4、所需另行补强面积A4

A4?A?Ae?880.64?696.09?184.55mm- 24 -

2

拟采用补强圈补强

5、补强圈设计

根据接管公称直径DN250选补强圈，补强圈外径D

补强圈厚度δ1?A4D?d?184.55480?294?0.99mm 因为根据JB/T4736可知道补

强圈的最大厚度为4mm，考虑钢材负偏差并圆整到标准取4mm。所以补强圈的厚度为4mm。

D)对于加热蒸汽孔（Φ380?6）

1、开孔所需补强面积 强度削弱系数fr? 接管有效厚度δδδ A?dδ?2et[ζ]n[ζ]rt?170170?1

?δnt?C?6?3?3mm

2et(1?fr)0?406?3.44?2?3.44?(6?3)?0?1396.64mm

2、有效补强范围

1）有效宽度 B?2d?2?406?812mm

δn?2δ B?d?2nt?406?2?8?2?6?434mm

有效宽度取最大值，即B=812mm 2）有效高度

a、外侧有效补强高度 h1?dδnt?406?6?49.35mm

h1=实际外伸高度160mm

外侧有效高度取最小值h1=60.29mm

b、内侧有效补强高度 h2?dδnt?406?6?49.35mm

h2=实际内伸高度0mm 内侧有效高度取最小值h2?0mm

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3、有效补强面积

①壳体多余金属面积A1

A1?(B?d)(δ?633.36mm2e?δ)?2δet(δe?δ)(1?fr)?(812?406)(5?3.44)?2?5?(5?3.44)?0

②接管多余金属面积A2

δt?Pcdi2[ζ]φ?Pcettn?0.7?3882?170?0.7et?0.8mm

?C2)frA2?2h1(δ?δt)fr?2h2(δ2?2?49.35(3?0.8)?0?217.14mm

③补强区内焊缝面积A3 （焊脚取10mm）

A3?2?12?10?10?100mm2

④有效补强面积Ae

Ae?A1?A2?A3?633.36?217.14?100?950.5mm2

4、所需另行补强面积A4

A4?A?Ae?1396.64?950.5?446.14mm2

拟采用补强圈补强

5、补强圈设计

根据接管公称直径DN400选补强圈，补强圈外径D

补强圈厚度δ1?A4D?d?446.14680?444?1.89mm 因为根据JB/T4736可知道补强

圈的最大厚度为4mm，考虑钢材负偏差并圆整到标准取4mm。所以补强圈的厚度为4mm。

3.2洗油再生器

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洗油再生器，为钢板制的直立圆筒，带有锥形底。中部设有带分布装置的进料管，下部设有残渣排除管。蒸汽法加热富油脱苯的再生器下部设有加热器，管式炉法加热富油脱苯的再生器不设加热器。为了降低洗油的蒸出温度，再生器底部设有直接蒸汽泡沸管，管内通入脱苯蒸馏所需的决大部分或全部蒸汽。在富油入口管下面设两块弓形隔板，以均步洗油，提高再生器内洗油的蒸出程度。在富油入口管的上面设三块弓形隔板，以捕集油滴。一般情况下，洗油在再生器内的蒸出程度约为75%。为了提高洗油的蒸出程度，有的焦化厂采用了在设备上部装有两层泡罩塔板的洗有再生器，当所有蒸汽参数及数量能满足要求时，有较好的效果。

再生器可以再生富油也可以再生贫油。富油再生的油气和过热水蒸气从再生器顶部进入脱苯塔底部，作为富油脱苯蒸汽。该蒸汽中粗苯蒸汽分压与脱苯塔热贫油液面上粗苯蒸汽气压接近，很难使脱苯贫油含苯量进一步降低，贫油含苯质量分数一般在0.4%左右。如将富油再生改为热贫油再生，这样可使贫油含苯量降到0.2%，甚至更低，使吸苯效率得以提高。

再生器的加热面积计算，可按每1m3洗油需要加热面积0.3m3确定。中国的焦化厂采用的再生器的直径分别 有600mm、1200mm、1600mm、1800mm等多种，可供选用。由塔设备计算可知选用再生器的直径为，1200mm。

3.3管式加热炉

管式加热炉的炉型有几十种，按其结构形式可分箱式炉、立式炉和圆筒炉。按其燃料燃烧的方式可分有焰炉和无焰炉。

中国焦化厂蒸馏用的管式加热炉均为有焰燃烧的圆筒炉。圆筒炉由圆筒体的辐射段、长方体的对流段和烟囱三大部分组成。外壳由钢板制成，内衬耐火砖。辐射管是耐热钢管沿圆筒体的炉墙内壁周围竖向排列（立管），分为两程。

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火嘴设在炉底中央，火焰向上喷射，与炉管平行，且沿圆周排列的各炉管等距离，因此沿各炉管的热强度是均匀的。沿炉管的长度方向热强度的分布式不均匀的。一般热负荷小于1675?104kJ/h的圆筒炉，在辐射室上部设有一个由高铬镍合金钢制成的辐射堆，它的再辐射作用，可使炉管上部的热强度提高，从而使炉管沿长度方向的受热比较均匀。

对流段置于辐射段之上，对流管水平排放。其中紧靠辐射段的两派横管为过热蒸汽管，用于将脱苯用的直接蒸汽过热至400℃以上。其余各排管用于富油的初步加热。温度为130℃左右的富油分两程先进入对流段，然后再进入辐射段，加热到180～200℃后去脱苯塔。

炉底设有四个煤气燃烧器（火嘴），每个燃烧器有十六个喷嘴，煤气从喷嘴喷入，同时吸入所需要的空气。由于有部分空气先同煤气混合尔后燃烧，故在较小的过剩空气系数下，可达到完全燃烧。在炉膛内燃烧的火焰具有很高的温度，能辐射出大量能量给辐射管，同时，也依靠烟气的自然对流来获得一部分能量。进入对流段烟气的温度约为500℃，离开对流段的烟气温度低于300℃，在对流段主要以烟气强制对流的方式将热量传给对流管。为了提高对流段的传热效果，尽量提高烟气的流速，所以对流管布置很紧密，排成错列式，并与烟气流动方向垂直。

煤气在管式炉内燃烧时产生的总热量为Q，大部分用在加热及蒸发炉内物料和水蒸气过热上，称为Q有效；另一部分损失在炉墙周围介质中，约为（0.06～0.08）Q；第三部分热量则随烟气自烟囱中带走，其值随烟气的温度和空气过剩系数大小而定。

管式炉的热效率，是表示；燃料燃烧时所产生的热量被有效利用的程度：

η=Q有效Q?100%

- 28 -

有效热量在辐射段和对流段的分配比例同管式炉的热效率有关，对于热效率为70%的管式炉，辐射段约占80%，对流段约占20%。上述的管式加热炉的热效率一般可以达到70%～75%。

管式炉辐射管和对流管所需的表面积，在进行一般工艺计算是，可采用已知的热强度数据按下式确定：

QRδR对于辐射段： SR?

对于对流段： SR?QCδC

式中 QR为辐射段吸收的热量，可取0.8Q有效，kJ/h;

δR为辐射管热强度，通常一对排管可取为8?104~8?105kJ/(m2?h)； 为对流段吸收的热量，可取0.2Q有效，kJ/h；

QCδ452为对流管的热强度，可取3.2?10~5?10kJ/(m?h)。 C此外，为使供入的燃料在炉内完全燃烧，管式炉燃烧室内需有一定的容积，一般可取燃烧室的容积负荷为2.8?105~5?105kJ/(m2?h)。若超过燃烧室所允许的负荷，就会产生不完全燃烧，火焰和筑炉材料直接接触，致使生产能力降低或造成事故。每生产1t 180℃前粗苯所耗焦炉煤气量约为450～500m3。

在本工艺系统中管式炉选用：管式炉富油流量100——110m3/h。管式炉富油出口温度180——200摄氏度。富油入管式炉所含水不大于0.3%。管式炉后过热蒸汽温度400摄氏度。

3.4换热器

贫富油交换器先多采用螺旋板式换热器。它是由焊在中心隔板上的两块金属薄板卷制而成，两薄板之间形成螺旋形通道，两板之间焊有一定数量的定距

- 29 -

支撑以维持通道哦间距，两端用盖板焊死。两流体分别在两通道内流动，隔着薄板进行换热。其中一种流体由外层的一个通道流入，顺着螺旋通道流向中心，最后由中心的接管流出；另一种流体则由中心的另一通道流入，沿螺旋通道反方向向外流动，最后由外层接管流出。两流体在换热器内作逆流移动。

螺旋板换热器的优点是结构紧凑；单位体积设备提供的传热面积大，约为列管换热器的3倍；流体在换热器内做严格的逆流流动，可在有较小温差下操作，能充分利用低温能源；由于流向不断改变，且允许选用较高流速，故传热系数大，约为列管换热器的1～2倍；又由于流速较高。同时有惯性离心力的作用，污垢不易沉积。其缺点是制造和检修都比较困难；流动阻力大，在同样物料和流速下，其流动阻力约为直管的3～4倍；操作压力和温度不能太高.一般压力在2MPa以下，温度不超过400℃.在本系统中贫富油换热器

已知：选用换热面积为200m2，通道间距为28mm，冷热侧流量为90m3/h。 3.4.1螺旋板换热器的分类及选型

螺旋板换热器系由外壳、螺旋体、密封及进出口等四部分组成。螺旋体用两张平行的钢板卷制而成，具有两个使介质通过的矩形通道。根据通道不知的不同和使用条件，螺旋板换热器可以分成三种形式。

Ⅰ型如图3.2所示，它的主要特点是螺旋通道的两端全部垫入密封条后焊接密封，两流体都是呈螺旋流动，冷流体从外周流向中心排出，热流体由中心沿螺旋流向外周排出，这种形式的换热器称为Ⅰ型，为不可拆卸结构。Ⅰ型螺旋板换热器适用于对流传热，主要用于液—液热交换中，还可以用来加热和冷却高粘度的液体。由于单流道的特点，流动分布情况较好。另一是用来满足哦精确控制温度的要求。除上述情况外，它还可用来冷却器器或冷凝蒸汽，但是受到通道断面的限制，所以只能用在流量不大的场合，目前使用的公称压力在

- 30 -

25?10Pa以下。

5

图3.2 Ⅰ型螺旋板换热器

Ⅱ型如图3.3所示，这种换热器的主要特点是螺旋通道两端面交错焊死。两端面的密封采用顶盖加垫片的密封结构，螺旋体由两端分贝进行机械清洗，为可拆卸式，主要用于气—液交换，使用压力在16?105Pa。

图3.3 Ⅱ兴螺旋板换热器

- 31 -

Ⅲ型如图3.4所示，该换热器的特点是一个通道的两端全焊死，另一通道的两端全开。流体在全焊死的通道内由周边转到中心，然后再转到另一周边流出。另一流体只作轴向流动。这种结构主要用于蒸汽冷凝。蒸汽由顶部端盖进入，经由敞开通道向下作轴向流动而被冷凝，冷凝液由底部排出。这种换热器适用于两流体流量较大的情况。使用的公称压力为16?105Pa。

图3.4 Ⅲ型螺旋板换热器

上述三种型式的螺旋板换热器，Ⅰ型采用通道两端全焊死的结构，Ⅱ型与Ⅲ型换热器，一般采用垫片密封结构，选用的端盖可以是平盖、椭圆形盖或锥形盖，视流体的性质和操作压力的大小而定。在本系统中应选用Ⅰ型。 3.4.2螺旋板换热器几何设计 符号说明

a-----螺旋板宽度方向两端热介质未润湿的宽度之和，mm；

b、b1、b2-----换热器螺旋通道间距（b2?b1），mm； D0-----螺旋体长轴外径，mm；

d、d1、d2-----卷辊直径（d2?d1），mm；

r、r1、r2-----卷辊半径，mm；

e、e1、e2-----偏心距（e2?e1），mm；

- 32 -

AY-----有效换热面积，m2；

H-----螺旋板宽度，mm；

HY-----螺旋板有效换热宽度，mm；

LY-----螺旋板有效换热长度，mm；

LB-----螺旋板计算长度，mm；

NB-----螺旋板圈数；

； NY-----螺旋体有效换热圈数（在数值上与换热器螺旋通道圈数相同）

W-----中心隔板宽度，mm；

δ-----螺旋板厚度，mm。

根据GB150-1998规定材料选用Q235-A。根据我国目前生产的螺旋板换热器系列数据，选择δ=4mm、W=200mm、AY=200m3、等通道间b2?b1?b?28mm、

H?2m。中心隔板与螺旋板焊接结构应符合图3.5：

图3.5中心隔板与螺旋板焊接结构图

中心隔板宽度

W?d1?b1?δ=d2?b2?δ

因为等间距通道，则卷辊直径为

- 33 -

d?W?b?δ?200mm?28mm?4mm ?224mm偏心距e

e?b?δ2?28mm?4mm2?16mm

有效换热面积AY

AY?(LY1?LY2)HY?10?6

等通道间距，即b2?b1?b时，LY1?LY2?LY则

AY?2?LYHY?10AY2?HY?102?6?6

LY??200m2?2m

?50m换热器螺旋通道截面积AT

AT?bHY?10?3?6?28mm?10?0.056m2?2m

螺旋体有效换热圈数（换热器螺旋通道圈数）NY及螺旋板的圈数NB 螺旋体有效换热圈数在数值上与换热器螺旋通道圈数相等。

(b?d)?[(d?b)?NY?8LY1/2（b?δ)]π2(b?δ)22(28mm?224mm)?[(224mm?28mm)???28.6?292(28?4)8?50m3.14(28?4)]1/2

螺旋板圈数NB

- 34 -

NB?NY?1?29?1?30

螺旋板计算长度LB

LB1?π2NB[(d1?δ)?(NB?1)(b1?b2?2δ2)]

LB2?LB1?π2NB(b2?b1)

等通道间距，即b1?b2?b时，

LB??π2NB[(d?δ）?（NB?1)(b?δ)]?30[(224?4）?（29.6?1)(28?4)]

3.142?55m换热器螺旋通道长度LT

π2NY(δ?b2)?LY2?π2NY(δ?b1)

LT?LY1?等通道间距，即b2?b1?b时

LT?LY??50m??51.6mπ22NY(δ?b)30(4mm?28mm)

3.14螺旋体长轴外径D0 如图3.6所示，

a)螺旋板终端的截面法线与中心隔板垂直，即长轴在中心隔板所构成的平面内时

D0?(d1?b1?δ)?NB(b1?b2?2δ)

b)螺旋板终端截面法线与中心隔板平行，即长轴垂直于中心隔板所构成的平面时，

⑴若NB-0.5为奇数，

- 35 -

D0?{[(?{[d22d12?δ)?NB?0.522?(b2?δ)?NB?1.522(b1?δ)]?e1}21/2221/2?δ)?NB?0.5NB?1.52

(b2?δ)]?e2}⑵若NB-0.5为偶数，

D0?2{[(d12?δ)?NB?0.52(b1?b2?2δ)]?e1}221/2

图3.6

螺旋体长轴外径为

D0?(d?b?δ）?NB(2b?2δ)?(224mm?28mm?4)?30(2?28mm?2?4mm) ?2.12m3.4.3螺旋板换热器强度及稳定性设计 符号说明

A-----系数，按公式计算或查图；

B-----系数，MPa；

B-----系数，B''?Bζδ/ζδ，MPa；

‘- 36 -

'E----设计温度下材料的弹性模数，MPa；

H---螺旋板的宽度，mm；

h----半圆端板的高度，mm；

I----当支承环与中心隔板或内圈板未贴紧，或支承刚性不足时，I为两半圆端板之间的距离，mm；当支承环与中心隔板及内圈板紧贴，且满足

GB150-1998中的要求，I取以下两者中的较大值：两支承环之间的距离，mm；半圆端板与支承环之间距离，mm；

J-----系数，根据I/W的比值查取；

K----系数，K?1?0.96?(1.28?R/500),且K?1；

p----设计压力，MPa；

[p]---许用压力，MPa；

R----螺旋板曲率半径，mm；

Ri---半圆筒体或外圈板的曲率内半径，mm；

t-----相邻定距柱间距，mm；

W---中心隔板宽度，mm； ----螺旋板厚度，mm； ---半圆端板计算厚度，mm； ----中心隔板计算厚度，mm； ----材料屈服极限，MPa；

'δδδδBZζδ'ζδ----，螺旋板材料实际屈服极限，如无实际数据，可取ζ等于ζ，MPa；

δ- 37 -

[ζ]-----设计温度下材料的许用压力，MPa；由GB150查的Q235-A查得

200℃时许用压力[ζ]t为105MPa；

tφ-----焊接接头系数。由手册查得φ取值为0.85

半圆筒体或外圆板计算厚度:

δ??2pRi2[ζ]φ?p2?0.6MPa?956mm2?105MPa?0.85?0.6MPatw

?6.5mm螺旋板与螺旋板之间采用定距柱支撑，定距柱按下式估算：

t?δ（?4?(4.7K[ζ]pt)1/24.7?2.2?105MPa0.6MPa)1/2

?277.8mm定距柱支撑螺旋板凸面的受压许用压力[p]，其计算步骤如下：

a) 根据定距柱俄不同排列方式（如图3.7），分别按一下各式计算系数A： 定距柱按等边三角形排列，四个定距柱组成的菱形长对角线在螺旋板板长方向，

δ2t?2A?2.14?()?0.761?10(24)

tRH6定距柱按等边三角形排列，四个定距柱组成的菱形短对角线在螺旋板板长方向，

δ2t2?2A?2.26?()?0.142?10()

tR定距柱按正方形排列，

δ2t?2A?1.6?()?1.8?10(2tRH- 38 -

64)

图3.7

选用定距柱按等边三角形排列，四个定距柱组成的菱形短对角线在螺旋板板长方向，

δ2t2?2A?2.26?()?0.142?10()tR?2.26?(?0.00044277.8)?0.142?102?2(4478)

2螺旋板的设计压力应小于求得的许用压力，否则缩小定距柱间距或则加板厚，直到符合要求为止。

查表得此时[p]?p所以，缩小定距柱间距为50mm.

δ2t2?2A?2.26?()?0.142?10()tR?2.26?(?0.016450)?0.142?102?2(4478)

2查表得B=110MPa,E?1.63?105,B'?B

[p]??BδR478mm'110MPa?4mm

?0.92MPa- 39 -

[p]??AEδ3R50.0065?1.63?10?4mm3?478mm

?2.7MPa[p]min?0.669MPa?0.6MPa符合要求；

液压实验

试验液体一般采用水，需要时也可采用不会导致发生危险的其他液体。试验时，液体温度应低于其闪点或沸点。

试验压力

pT?1.25p?1.25?0.6?0.8MPa[ζ][ζ]t113MPa105MPa

压力试验时的应力校核：

压力实验时，半圆筒体（外圆板）等的总体薄膜应力

ζT??pT(Di?δe)2δe0.8MPa(956mm?6.5mm)2?6.5mm

?59.2MPa液压实验时ζT?0.9φζs?0.9?0.8?105?75.6MPa符合要求；

中心隔板计算厚度：

δ?W(Jp1.5[ζ]tZ)1/2?200mm?(0.3609?0.6MPa1.5?105MPa)1/2

?6.742mm?8mm

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