1、酒精回收装置再沸器的设计作 者 姓 名 专 业 指导教师姓名 专业技术职务 目 录摘 要1ABSTRACT 2第一章 绪论31.1概述31.2再沸器的发展趋势 31.3研究内容和方法4第二章 再沸器的工艺设计 62.1设计任务和设计条件62.1.1酒精提纯的工艺过程62.1.2设计的工艺条件72.2设计方案的确定72.2.1再沸器类型的选择72.2.2流程的安排 72.3物性数据的确定82.4工艺计算 82.4.1再沸器的热流量计算82.4.2管子和壳体材料的选择82.4.3两种流体流向的确定，并计算出流体的有效平均温差 82.4.4传热面积的估算92.4.5再沸器基本参数的初步确定 92.4
2、.6传热系数的校核和阻力降的计算122.5设计结果汇总 19第三章 再沸器的机械设计213.1壳体和管箱壁厚计算 213.1.1壳体壁厚的计算 213.1.2管箱壁厚的计算 213.1.3再沸器的水压试验 213.2壳体、管子与管板连接结构设计213.2.1管板的形式 213.2.2壳体与管板的连接结构 213.2.3换热管与管板的连接形式 223.2.4固定管板式换热器管板尺寸223.3壳体高度233.4再沸器封头233.5容器法兰233.6管箱结构243.6.1管箱的结构243.6.2管箱与管板的连接结构 243.6.3垫片的选择253.6.4管箱长度的确定253.7换热管与壳体在温差作用
3、下的应力计算253.8管子拉脱力和稳定性校核273.9判断是否需要膨胀节283.10接管、接管法兰及开孔补强设计293.10.1接管293.10.2开孔补强293.10.3接管法兰303.10.4接管高度的确定303.10.5接管安装位置最小尺寸的确定 303.10.6排气、排液接管313.11支座的选择313.12设计结果汇总323.13再沸器的主要附属设备-排废器34第四章 结论35参考文献 36致 谢 37摘 要精馏的本质是利用不同物质的挥发度不同，通过多次汽化、多次冷凝的精馏过程而达到物质分离的单元操作过程，而多次汽化所需的能量即通过再沸器提供的，这就是再沸器的作用。酒精醪液再沸器是一
4、种换热器，通常采用热虹吸式换热器，也是一种列管式换热器，在生产企业中占有较重要的地位，它直接影响产品的质量和产量。本设计主要是对其工艺、结构等的设计，通过选用换热设备的型号和对国标的查找，设计出经济实用的化工设备。再沸器的结构图使用CAXA二维绘图软件绘制，清楚地表达出结构尺寸，便于改进和生产。主要介绍了再沸器的设计工作以及它在生产过程中处于的地位和作用，它是精馏塔不可或缺的一部分，它提供给精馏塔多次汽化所需的能量，它与冷凝器等都是换热设备。关键词：再沸器 汽化 列管式换热器 酒精第一章 绪论1.1概述再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。它的结构与冷凝器差不多，不过一种是用来降温，
5、而再沸器是用来升温汽化。再沸器多与分馏塔合用：再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器。在再沸器中的物料液位和分馏塔液位在同一高度。从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常在再沸器中有25-30%的液相被汽化。被汽化的两相流被送回到分馏塔中，返回塔中的气相组分向上通过塔盘，而液相组分掉回到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。1.2再沸器的发展趋势目前国内外再沸器的选用原则是:工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。下面是几种常见的再沸器介绍(1
6、)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。但由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法洗涤，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，增加了塔的裙座高度，但可以考虑采用耳式支座。 (2)卧式热虹吸再沸器也是利用塔底单相釜液与再沸器中气液混合物的密度差维持循环。卧式热虹吸再沸器的传热系数和釜液在加热段的停留时间均为中等，维护和清理方便，适用于传热面积大的情况，对塔釜液
7、面高度和流体在各部位的压降要求不高，可适于真空操作，出塔釜液缓冲容积大，故流动稳定。缺点是占地面积大。 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。 立式再沸器：工艺物流测在管程，传热系数高，投资低，裙座高度高，汽化率为3%-35%。 卧式再沸器：工艺物流测在壳程，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%。 (3)强制循环式再沸器是依靠泵输入机械功进行流体的循环，适用于高粘度液体及热敏性物料、固体悬浮液以及长显热段和低蒸发比的高阻力系统。 (4)釜式再沸器由一个带有气液分离空间的壳体和一个可抽出的管束组成，管束末端有溢流堰，以保证管束能
8、有效地浸没在液体中。溢流堰外侧空间作为出料液体的缓冲区。再沸器内液体的装填系数，对于不易起泡沫的物系为80%，对于易起泡沫的物系则不超过65%。釜式再沸器的优点是对流体力学参数不敏感，可靠性高，可在高真空下操作，维护与清理方便；缺点是传热系数小，壳体容积大，占地面积大，造价高，塔釜液在加热段停留时间长，易结垢。 (5)内置式再沸器是将再沸器的管束直接置于塔釜内而成，其结构简单，造价比釜式再沸器低；缺点是由于塔釜空间容积有限，传热面积不能太大，传热效果不够理想。1.3研究内容和方法根据整体工艺流程图判断再沸器在其中的作用，进而考虑再沸器的结构型式，综合考虑，一般选用立式热虹吸式再沸器，是一种列管
9、式换热器。根据换热器的设计标准对其进行工艺、机械设计，并画出其详细的结构生产图和零件图。第二章 再沸器的工艺设计2.1设计任务和设计条件2.1.1酒精提纯的工艺过程工艺流程图如图（2-1）所示：图2-1 工艺流程图原酒精浓度在4045%条件下，进料量为3m/h时，蒸馏塔应满足酒精成品浓度80%、浓度80%的酒精产量1.5m/h、废酒精排放浓度0.5%的设计要求。原浓度45%的酒精进入蒸馏塔，进料量为3m3/h，在蒸馏塔中蒸馏煮沸，利用酒精和水蒸发温度的不同而达到所需要酒精的浓度。 酒精的学名叫乙醇，它是沸点为78.4摄氏度，而水的沸点为100摄氏度。在酒厂里是将低浓度的酒（实质上是酒精与水的混
10、合物）放在酒精精馏塔中水浴加热至酒精的沸点以上，但又远远低于水的沸点，这样酒精就大量地从酒液中蒸发出来，通过上部的冷凝器重新变成液态酒精被收集起来，在此温度下，酒中所含的水份却不会被大量蒸发而留了下来。 当然，在蒸馏塔工作温度下，水也会有部分蒸发，所以通过这种普通的精馏方法制成的酒精纯度都不会太高，一般为95，当然也可以通过高纯度的精馏法可以制成96纯度的酒精。 排出的酒精废液进入再沸器再次的分离酒精和水，利用高效的换热技术来增加酒精的浓度和产量。当酒精达到一定的浓度，再进入蒸馏塔中蒸馏。而剩余的废液经过排废器达到环境允许排放的标准排放到废水沟中。从蒸馏塔中蒸馏出的酒精成品浓度80%进入酒精储
11、罐，还有一部分进入回流罐，经过冷凝器再进入蒸馏塔中回收利用。整套设备可以更经济有效地生产出所需要的酒精产品。 再沸器的主要附属设备是排废器，按一般要求达到环境允许排放标准即可。现设计一台用于20%酒精醪液蒸发回收达到0.5%的排放浓度的换热器再沸器，该换热器的工艺条件如下。2.1.2设计的工艺条件工艺条件如表2-1所示表2-1 工艺条件序 号名 称指 标管程壳程1设计压力/MPa0.20.42工作压力/MPa0.20.43设计温度1301604工作温度1201505介质名称酒精蒸汽6腐蚀裕度/mm007容器类别8焊接接头系数0.850.85该换热器的工艺、机械设计如下。2.2设计方案的确定2.
12、2.1再沸器类型的选择该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁度，不易在管道内产生污垢以及温差不大，故初步选择固定管板式换热器。尽管酒精的腐蚀性较小，但考虑到酒精产品的纯度要求较高，为此将换热器的管子和壳体均采用不锈钢制造。2.2.2流程的安排该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁度，不易在管道内产生污垢，且具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于排出冷凝液，因此考虑酒精走管程，水蒸气走壳程。2.3物性数据的确定应根据设计温度来设计该设备。定性温度：对于蒸汽和酒精低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程蒸汽的定性温
13、度为T=(146+130)/2=138()管程流体的定性温度为 t=（112+112）/2=112（）壳程凝液在145下的有关物性数据如下：密度 0=859kg/m3定压比热容 Cp0=4.25kJ/（kg ）热导率 0=0.54W/（m ）动力黏度 0=2.32x10-4kg/（m s）潜热：r0=1704 kJ/kg管程流体在130下的物料数据：密度 i=950 kg/m3定压比热容 Cpi=4.2 kJ/（kg）热导率 i=0.68 W/（m）动力黏度 i=2.5x10-4 kg/（m s）汽相密度 v=0.88 kg/m3汽相黏度 v=1.2x10-5 kg/（m s）2.4工艺计算2
14、.4.1再沸器的热流量计算对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定：=Dr （2-1）式中，为热流量，W；D为蒸汽冷凝质量流量，kg/s；r为饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg；蒸汽的冷凝量为6908kg/h。=6908x1704/3600=3270kJ/s=3.27x106W2.4.2管子和壳体的材料的选择管程介质：酒精 壳程介质：蒸汽 其腐蚀性弱，但要防止生锈，所以选择不锈钢材料。2.4.3两种流体的流向的确定，并计算出流体的有效平均温差设计时初算平均温差tm，均将换热过程先看做逆流过程计算对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按式（2-2）进行计算：tm= =18.
15、2（K） （2-2）式中t1、t2分别为大端温差与小端温差。2.4.4传热面积的估算利用传热速率方程，估算传热面积Ap：Ap= （2-3）根据物料性质选取K值为2263W/(m2 k)则 Ap=79.4 m2圆整后取Ap=80 m22.4.5再沸器基本参数的初步确定(1)换热管型号：管径：选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。由于酒精腐蚀性小是清洁流体，故可以选用d0=25x2的不锈钢管。管间距：由于管程介质干净，管外无需清洗查得，取管间距a=32mm管长：按
16、单程管计算，所需的传热管长度为L=2.4m （2-4）根据国内管材生产规格，同时考虑管长与管径的配合初选长度L=2.5m。管子根数：对于已定的传热面积，当选定管径和管长后，由式n=进行计算n=Ap/3.14d(L-0.1) （2-5）=80/3.14x0.025(2.5-0.1)=424.6425根管程数：初选1管子排列方式：管子在管板上的排列，应力求分布均匀、紧凑，一般选正三角形排列如图2-2 所示图2-2(2)平均传热温差校正及壳程数：平均传热温差校正系数有R=1.3 （2-6）P=0.44 （2-7）按单壳程，单管程结构 ，查图得t=0.83平均传热温差tm=ttm=0.83x18.2=
17、15.1K由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。(3)壳体内径：依据公式Di=a（m-1）+2b （2-8）式中 a换热器管间距，取a=32mm：m正六角形对角线上的管子数，根据换热器管子的排列方式，m=23；b-最外层管子外表面至壳内壁边缘的距离，取b=0.5d0。Di =32x（23-1）+2x0.5x25=729mm取筒体直径：Di =1000mm。(4)布管限定圆DlDi-2b=1000-2x0.5x25=975mm （2-9）(5)折流板： 选择弓形折流板其形式如图2-3所示：图2-3其上圆缺切口大小和板间距的大小是影响传热和压降的两个重要因素，因
18、为壳程有相变，圆缺切口的高度h=0.43Di=0.43x1000=430mm （2-10） 查得折流板管子外径d0=25mm 管孔直径d=25.8mm 允许误差+0.4/0 折流板外直径与壳体的直径之间应有一个合适的间隙，查得取折流板名义外直径DN-6=994mm 允许误差0/-0.8 折流板间距 不小于50mm 不超过Di，B=0.3Di=0.3x1000=300mm，换热管最大无支撑间距 查得为1850mm可取B=470mm 折流板数N=-1=2500/470-1=4.3 取4块 折流板厚度 查得为12mm 折流板圆缺面水平装配如图2-4图2-4(6)拉杆： 拉杆结构：因为拉杆定距管结构适
19、用于换热管外径大于或等于19mm的管束故选取如图2-5所示图2-5 拉杆直径取16mm 拉杆数量查得为6个 拉杆长度：因为折流板的间距为B=470mm，所以选取5根 L1470x4+20+60=1960mm，取L1=1980； （2-11）1根 L2470x3+20+60=1490mm，取L2=1495mm （2-12）查得管板上拉杆孔深Ld=20mm。 定距管：折流板间距取长度为470x2+12=952mm，长度为470mm。(7)实际换热管根数：在设置六根拉管的情况下，实际排得换热管的根数为427根（433-6=427）。如图2-6所示图2-62.4.6传热系数的校核和阻力降的计算(1)传
20、热系数校核：1)显热段传热系数KCL 设传热管出口处汽化率xe=0.024，则用式（2-13）qmt= （2-13）计算循环流量qmt其中qmb为釜液汽化质量流量；qmt=53.24kg/s 显热段管内表面传热系数 用式（2-14）计算传热管内质量流速G为G=qmt/Si Si=di2NT/4 （2-14）其中Si为管内流通截面积，m2；di为传热管内径，m；NT为传热管系数G=53.24x4/（3.14x0.0212x1800）=85.44kg/（m2 s）管内雷诺数和普朗特数分别为Re=diG/Si （2-15）Pr=cpii/i （2-16）Re=0.021x85.44/2.5x10-4
21、=10200Pr=4200x2.5x10-4/0.68=1.54用式 hi=0.023Re0.8Pr0.4 （2-17）=0.023x0.68x102000.8x1.540.4/0.021=1078W/（m2 K） 计算管外冷凝表面传热系数 用式（2-18）计算蒸汽冷凝的质量流量qm0为qm0=/r0=3.27x106/=1.92kg/s （2-18）计算传热管外单位润湿周边上冷凝的质量流量M为M=qm/d0NT=1.92/（3.14x0.025x1800）=0.0135kg/（ms） （2-19）计算冷凝液膜的Re0为Re0=4M/=4x0.0135/2.5x10-4=2172100计算管外
22、冷凝表面传热系数h0为h0=0.75x1.88x Re0-1/3/（2/2g3）1/3 （2-20）=0.75x1.88x217-1/3/（2.5x10-4）2/(8592x9.81x0.543）1/3=660 W/（m2 K）式中，0.75为校正系数，是对双组分冷凝按单组分计算的校正。 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri=4.299x10-4 m2 K/W，冷凝侧R0=1.72x10-4 m2 K/W,管壁热阻Rw=4.299x10-5 m2 K/W。计算显热段传热系数KCL为KCL=1/（d0/hidi+Rid0/di+Rwd0/dm+R0+1/h0） （2-21）=1/（25/1078x21
23、+4.299x10-4x25/21+4.299x10-5x25/23+1.72x10-4+1/6160）=2280 W/（m2 K）2)蒸发段传热系数KCE 计算传热管内釜液的质量流量Gh为Gh=3600G=3600x85.44=3.08x105 kg/（m2h） （2-22）当xe=0.024时，计算Martinelli参数Xtt为Xtt=(1-x)/x0.9( v/b)0.5(b/v)0.1 （2-23）=(1-0.024)/0.0240.9( 0.88/950)0.5(2.5x10-4/0.012x10-5)0.1=1.1581/Xtt=1/1.158=0.864由Gh=3.08x105
24、 kg/（m2 h）及1/Xtt=0.864，查图得a=1.0。当x=0.4xe=0.4x0.024=0.0096时1/Xtt=1/(1-0.0096)/0.00960.9( 0.88/950)0.5(2.5x10-4/0.012x10-5)0.1=0.374由Gh=3.08x105 kg/（m2 h）及1/Xtt=0.374，查图得a=1.0。计算泡核沸腾修正因数a为a=（1.0+1.0）/2=1.0用式计算泡核沸腾表面传热系数hnb为hnb=0.225xb/dixPr0.69x(d/Aprbb)0.69(b/v-1)0.33(pdi/)0.31 （2-24）=0.225x0.68/0.02
25、1x1.540.69x(3.27x106x0.021/80x2225x103x0.25x10-3)0.69(950/0.88-1)0.33(1.6x105x0.021/5.6x10-2)0.31=2051 W/（m2 K）计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数hi hi=0.023Re（1-x）0.8Pr0.4 （2-25）=0.023x0.68x10200（1-0.0096）0.8x1.540.4/0.021=2076 W/（m2 K）计算对流沸腾因子Ftp=3.5（1/Xtt）0.5=3.5x0.3740.5=2.14计算两相对流表面传热系数htp=Ftpxhi=2.14x2076=4
26、442.64 W/（m2 K）计算沸腾传热膜系数为hiE=htp+ahnb=4442.64+1x2051=6494 W/（m2 K）计算蒸发段传热系数KCE为KCE=1/（d0/hiEdi+Rid0/di+Rwd0/dm+R0+1/h0） （2-26）=1/（25/6494/21+4.3x10-4x25/21+4.3x10-5x25/23+1.72x10-4+1/6160）=3100 W/（m2 K）3)显热段和蒸发段长度 计算显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L=1.961x10-3/1.961x10-3+(3.14x0.021x427x671.2x25016)/(4228.9x
27、950x120.86)=0.322LBC =3x0.322=0.97m LCD =2.5-0.97=1.53m4)平均传热系数 计算传热系数KC为KC=(KCLLBC+KCELCD)/L （2-27）=(2280x0.97+3100x1.53)/2.5=2782 W/（m2 K） 需要传热面积为AC=/(KCxtm)= 3.27x106/（2782x18.2）=65m25)面积裕度 实际传热面积A=3.14x0.025x2.5x427=84m2H=(A-AC)/A=(84-65)/84=22.6% （2-28）该再沸器的热面积合适。(2)循环流量校核1)循环推动力 当x=xe/3=0.024/
28、3=0.008时，用式（2-29）计算Martinelli参数Xtt为 （2-29）用 计算可得 (2-30)用式计算处的两相流平均密度2)循环阻力管程进口管阻力根据 (2-31)同时根据 (2-32)根据 (2-33)用式 (2-34)传热管显热段阻力根据 (2-35)用式根据 (2-36)根据 （2-37)传热管蒸发段阻力 (2-38)根据 根据 (2-39)根据 (2-40)根据 (2-41)根据 (2-42)根据 (2-43)根据 (2-44)根据 (2-45)根据 (2-46)管程内因动量变化引起的阻力 管程内流体的质量流速G=193.9kg/(m2.s) 用式因动量变化引起的阻力系
29、数为 (2-47)根据 (2-48)管程出口阻力 根据 (2-49)根据 (2-50)根据根据 (2-51)根据 (2-52)根据 (2-53) (2-54)根据 (2-55)根据 (2-56)根据 (2-57)根据 (2-58)循环推动力 (2-59)2.5设计结果汇总设计结果汇总见表2-2第三章 再沸器的机械设计3.1壳体和管箱壁厚计算3.1.1壳体壁厚的计算根据工艺条件壳程的设计压力为p=0.4Mpa，焊接采用双面对接焊局部无损探伤，焊接接头系数=0.85，材料用0Cr18Ni9，t=137Mpa，取钢板的厚度负偏差c1=0.8mm，腐蚀裕量c2=2mm，c=c1+c2=2.8mm，设计
30、壁厚td为：td=pDi/(2t-p)+c (3-1)=0.4x1000/(2x137x0.85-0.4)+2.8=4.5mm 考虑到换热器立体摆放，壳体上需安装支座，为此适当增加筒体壁厚，且对合金钢最小壁厚要求，取筒体的名义厚度为tn=8mm3.1.2管箱壁厚的计算换热器的管箱材料为Q235-B，该材料在设计温度下许用应力为113MPa，焊接采用双面对接焊局部无损探伤，焊接接头系数=0.85，钢板的厚度负偏差c1=0.8mm，腐蚀裕量c2=2mm，c=c1+c2=2.8mm，管箱的设计壁厚td为： td=pDi/(2t-p)+c (3-2)=(0.4x1000)/(2x137x0.85-0.
31、4)+2.8=4.5mm取管箱壁厚为tn=6mm3.1.3再沸器的水压试验水压试验压力有pT=1.25p/ t=0.5Mpa和pT=p+0.1=0.5Mpa中取一大值pT=0.5Mpa。T=pTDi+(tn-c)/2(tn-c)=0.5x1000+(8-0.8)/2(8-0.8)=35Mpa (3-3)所用Q235-B板材在常温时s=235Mpa，0.4s=0.4x235x0.85=80Mpa (3-4)可见水压试验时筒体、封头壁内应力都小于0.4s，水压试验安全。3.2壳体、管子与管板连接结构设计3.2.1管板的形式由于壳体壁厚小于等于12mm且壳程设计压力不大于1Mpa故管板选择兼做法兰式
32、。3.2.2壳体与管板的连接结构选择不可拆式，采用焊接的方法连接参照选取 附图3-1所示图3-13.2.3换热管与管板的连接形式换热管与管板具有较好的可焊性，且没有较大的振动及有间隙腐蚀的场合，故采用强度焊加贴胀。如图3-2图3-2换热管规格：外径x壁厚 25x2 换热管最小伸出长度l1=1.5mm l3=2mm l2=2.5mm3.2.4固定管板式换热器管板尺寸查得：外径D=1130mm D1=1090mm D3=997mmD7=1045mm 板厚b=51mm c=12mm d=23mm n=36个 重量：133kg管板形式如图3-3所示：图3-33.3壳体高度L=换热管长度-2x管板厚度-
33、2x换热管伸出长度=2500-2x51-2x1.5=2395mm3.4再沸器封头采用标准椭圆形封头 其厚度取s=6mm。根据JB/T4737-1992标准，取上下封头均为EHA1000X6,DN=1000mm，直边高度h2=25mm，h1=250mm，质量为55kg。材料选择不锈钢OCr18Ni9。图3-43.5容器法兰的选择查标准JB/T4712.3-2007选用型号为RF 1000-0.6具体尺寸如图3-5所示 图3-53.6管箱结构3.6.1管箱的结构对于单管程换热器管箱且内直径为1000mm的可以选用常见的B型（封头管箱）厚度为6mm，如图3-6所示的结构图3-63.6.2管箱与管板的
34、连接结构 选用如图3-7所示平焊法兰RF 1000-0.6凸面密封就可以满足工艺要求。图3-73.6.3垫片的选择 再沸器属于中低压容器且介质为蒸汽，根据工作压力0.4MPa和工作温度150查得密封垫圈采用宽20mm的石棉橡胶板-平形，尺寸1044x1004x3。3.6.4管箱长度的确定管箱最小长度：单程管箱采用轴向接管时，接管中心线上的管箱最小长度应大于或等于接管内径的1/3即Lg min=Di/3=1000/3=333mm管箱最大长度：对于单程管箱来说，管箱长度应考虑流通面积、各相邻焊缝间的距离外，还应考虑管箱中内件的焊接和清理。图3-8Lg max=988mm综合考虑管箱应有足够的空间来
35、均匀输送流体且333mmLg988mm，现取管箱筒节长Lg=500mm。3.7换热管与壳体在温差作用下的应力计算在安装温度下：如图3-9（a）所示，壳体与管子的长度均为2500mm，操作状态下自由伸长时，如图3-9（b）所示，壳体和管子温度都升高，若管壁温度高于壳体壁温度，则管子自由伸长量t和壳体自由伸长量s分别为：t=t(tt-t0)L （3-5）s=s(ts-t0)L （3-6）式中t，s管子和壳体材料的温度膨胀系数，-1；t0-安装时的温度，；tt，ts -操作状态下管壁温度和壳体温度，。管子与壳体刚性连接时，如图3-9（c）所示，管子与筒体的实际伸长量必须相等，因此就出现壳体被拉伸，产
36、生拉应力；管子被压缩，差生压应力。此拉、压应力就是温度应力，也称热应力。由于温差而使壳体被拉长的总拉伸量应等于所有管子被压缩的总压缩力。总拉伸力称为温差轴向力，用F表示。F为正值表示壳体被拉伸，管子被压缩；F为负值时，表示壳体被压缩，管子被拉伸。图3-9管子所受压缩力等于壳体所受拉伸力。如两者的变形不超过弹性范围，则按胡克定律可知管子被压缩的量：t-= （3-7）而壳体被拉伸的量：-s= （3-8）合并以上两式，消去可得：t- =s+ （3-9）将（3-5）和（3-6）代入（3-9）并整理，得管子或壳体的温差轴向力：F= （3-10）在管子及壳体中的温差应力为t=F/At （3-11）s=F/As （3-12）式中Et，Es-管子和壳体材料弹性模量，MPa;At-换热管总截面面积，mm2；As-壳壁横截面面积，mm2。管子和壳体的温度膨胀系数t，s都取17.3x10-6-1；管子和壳体材料弹性模量Et，Es都取210000MPa;所以F=2x106Nt=F/At=2x106/61676= 32.43 MPa s=F/As=2x106/25120=79.6 MPa3.8管子拉脱力和稳定性校核该换热器在可能出现的最危险工况下管子的应力为：表3-1 工艺条件管子壳
