列管式换热器设计化工原理课程设计说明书.docx

1、化工原理课程设计题目：列管式换热器 学生姓名： 王梦萍 指导老师： 赖万东 学 院： 轻工与食品学院 班 级：2011级食品科学与工程 学生学号： 201130361102 时 间： 2014年7月 目录第一章 设计任务书4一、设计项目4二、任务（具体要求）及步骤：4三、作业份量：5第二章 确定设计方案6一、 选择换热器的类型6二、 流动方向及流速的确定6三、 安装方式6第三章 设计条件及主要物性参数7一、设计条件7二、确定主要物性数据7第四章 传热过程工艺计算9一、估算传热面积9二、主体构件的工艺结构尺寸10三、换热器主要传热参数核算12第五章 机械结构设计17一、壳体、管箱壳体及封头17二

2、、 管板19三、拉杆22四、换热管23五、分程隔板24六、折流板25七、管箱27第七章 附属设备选型29一、接管及其法兰29二、 排气、排液管32三、支座设计32第八章 设计计算结果汇总表37第九章 参考资料38第一章 设计任务书某工厂需设计一换热器，将乙炔气体冷却至一定温度，冷却剂用浓度为25%（质量）CaCl2盐水。设计的基础数据如下：（1）乙炔气体处理量 5500 m3/h， 初温 31 终温 11 操作压强 16 kgf/cm2（绝压）（2）25% CaCl2盐水初温： -11 ； 终温： -5 一、设计项目1 确定设计方案；换热器型式，流体流向的选择，换热器的安装方式等。2 换热器的

3、工艺计算和强度计算，附属设备选型。3 绘制乙炔气冷却过程工艺流程图，换热器装配图。4 编写设计说明书。设计要求在规定时间内独立完成，设计方案合理，论述清楚，计算正确，制图无误，答辩流利正确。二、任务（具体要求）及步骤： （一）工艺设计1、了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。对确定的换热器型式（管壳式？或板式？换热器材料?）进行简要论述。（如果有时间和兴趣，可对液化石油气运输船的再液化装置流程进行论述，以理解本设计的实际意义。）2、由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体（海水）的用量。3、决定流体通入的空间（管内？管外？）。4、计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。5、初算有效平均

4、温差。一般先按逆流计算，然后再校核。6、选取管径和管内流速。7、计算总传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算、金属壁厚和污垢热阻的确定。由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此一般先假设一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再作校核。8、初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，因而常取实际传热面积是计算值的1.151.25倍。9、选择管长L。10、计算管数N。11、校核管内流速，确定管程数。12、画出排管图，确定管距，确定壳径D和壳程挡板形式及数量等。13、校核管程对流传热系数和壳程对流传热系数。14、校核有效平均温差。15、校核传热面积，应有一定安全系数，否则需重新

5、设计。16、计算流体流动阻力。如阻力超过允许范围，需调整设计，直至满意为止。17、其他。如流体进出口管管径的计算等。（二）结构设计包括：换热管在管板上的固定方法；分程隔板与管板的连接；管板与壳体的连接；折流板与支承板等的连接；换热器安装方式等。（三）机械设计 包括：确定壳体壁厚、管板尺寸；选择换热器封头、法兰、接管（流体进出口管）法兰、支座、接管设计。管子拉脱力核算等。三、作业份量：1、设计说明书一份，内容包括：（1）目录；（2）设计任务书；（3）工艺流程图；（4）流程方案的说明与论证；（5）设计结果概要（包括主要设备的特性参数、设计时规定的主要操作参数、各种物料的量和状态等等）；（6）设计计

6、算与论述；（7）对设计的评述及对有关问题的分析讨论；（8）列出参考文献（编号、作者、文献名称、出版单位、和出版年份）2、换热器装配图（1号图纸）。按照有关绘制化工设备图的要求进行绘制（其中局部剖面放大图如：封头、管板、外壳具体连接的局部放大图；管子与管板连接的局部放大图；管子排列图等）。第二章 确定设计方案一、 选择换热器的类型本设计中换热器选用带有支撑板的列管式换热器，因为列管式换热器具有单位体积传热面积大，结构紧凑、坚固，传热效果好，而且能用多种材料制造，适用性较强，操作弹性大，且适用于高温、高压的大型装置中。采用折流挡板，可使作为冷却剂的CaCl2盐水容易形成湍流，可以提高对流表面传热系

7、数，提高传热效率。本设计中的固定式换热器采用的材料为16MnR。二、 流动方向及流速的确定本冷却器的管程走冷却CaCl2盐水，壳程走热的乙炔气体。乙炔气体和冷却CaCl2盐水逆向流动换热。由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的传热能力下降，所以从总体考虑，应使CaCl2盐水走管程，乙炔气体走壳程。查阅传热传质过程设备设计P7 表1-3 可得到，乙炔气体的流速范围为315 ms-1；冷却盐水的流速范围为1 ms-1。本设计中，假设CaCl2盐水的流速为1.2 ms-1，然后进行计算校核。三、 安装方式换热器是小型的，采用卧式较适宜。CaCl2盐水CaCl2盐水乙炔

8、气体乙炔气体第三章 设计条件及主要物性参数一、设计条件由设计任务书可得设计条件如下表：数参类型体积流量（标准m3/h）进口温度（）出口温度（）操作压力（kgf/cm2）设计压力（MPa）乙炔气体（壳程）55003111161.8CaCl2盐水（管程）-11-5注：要求设计的冷却器在规定压力下操作安全，必须使设计压力比最大操作压力略大，本设计的设计压力比最大操作压力大0.043MPa。操作压力换算P=16kgf/cm2=1698.07103=1.57MPa二、确定主要物性数据1定性温度取流体进出口温度的平均值。壳程气体的定性温度为 管程水的定性温度为 2. 流体有关物性数据根据由上面两个定性温度

9、数据，查阅化工原理（上）P243的附录六：乙炔气体的物理性质（101.33kPa）和P244的附录七：水的物理性质。运用内插法（公式为 ）,可得壳程和管程流体的有关物性数据。（1） 乙炔气体物性计算查化工工艺设计手册P2-278以及P2-268，21下乙炔摩尔比热容为10.5kcal/kmol摩尔比热容：Cp1=10.54.1868=43.9614（KJkmol-1K-1）粘度：h= 93.5 (Pas) ； 修正后：h= 100.03 导热吸数：h=0.0184 （Wm-1-1）空气密度：11.171= 1.171kgm-3(1800kPa/101.3kPa)273K/(273+21)K19

10、.32 kgm-3乙炔气体在21，16kgf/cm2下的有关物性数据如下：物性密度o（kg/m3）定压比热容cpo kJ/(kmol)粘度o（Pas）导热系数o（Wm-1-1）乙炔气体19.3243.96141.008210-50.02088定压比热容Cp=43.961426.02=1.69kj/kg冷却盐水物性参数参阅互联网资料，盐水在28的物性数据如下：物性密度i（kg/m3）定压比热容cpi kJ/(kg)粘度i（Pas）导热系数i（Wm-1-1）盐水12282.880.0058460.4810第四章 传热过程工艺计算一、估算传热面积1. 计算换热器的热通量乙炔气体的质量流量为qm1=5

11、500m3/h=550019.32=106260Kg/h热流量为= qmh Cpi (T1T2) =1062601.69（3111）=3591588kj/h =997.66kW 2. 做出适当的选择并计算（1）流向的选择 逆流：乙炔气体与CaCl2盐水流向相反（2）计算对数平均温度已知：T1=31 T2=11 t1= -11 t2= -5= =28.42（3）修正对数平均温度对数平均温度 R=3.3P=0.27查下图选择单壳程，可得修正系数0.85修正后的=0.8528.42=24.163. 计算传热面积S（1）估计总传热系数K 查阅传热传质过程设备设计P20表1-11，可知管程为水，壳程为气

12、体的总传热系数K值为233465 Wm-2-1。初步设定设K=300 Wm-2-1。（2）初步计算传热面积 根据传热传质过程设备设计P14，公式1-2，则估算的传热面积为 m24.1.4冷却水用量根据传热传质过程设备设计P15，公式1-8qmc= kg/s=207828kg/h二、主体构件的工艺结构尺寸1. 管径和管内流速选用252.5mm的传热管(碳钢管)；由传热传质过程设备设计P7表13得管壳式换热器中常用的流速范围的数据：冷却盐水的流速范围为1 ms-1，设冷却水流速ui1.2m/s，用u i计算传热膜系数，然后进行校核。2. 管程数和传热管数依据化工单元过程及设备课程设计P46，公式3

13、-9可依据传热管内径和流速确定单程传热管数根本来需要选取125根管，但不符合正三角形排布的管数，综合考虑各种因素，选取传热管数：225根。按单程管计算，所需的传热管长度为m传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长 l= 4.5 m ，则该换热器管程数为Np=L / l=7.78/4.52（管程）那么传热管总根数 N =2252=450（根）3壳程数的选择 若选择单壳程，0.8，符合设计要求，因此选择单壳程。4传热管的排列和分程方法采用正三角形排列法，每程内均按正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。传热管与

14、管板的连接方式采取焊接，取管心距t=1.25d0 t=1.2525=31.2532mm由化工单元过程及设备课程设计P50，公式3-16，隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=22 mm参考下表，选取各程相邻管的管心距为44mm。5壳体内径采用多管程结构，取管板利用率=0.8，由化工单元过程及设备课程设计P51，公式3-20D =1.05t =1.0532=796.89mm 查阅传热传质过程设备设计P69，附表1-5（a），选取固定式换热器：取50mm为进级档，取D =800mm。由于固定式换热器直径为800nm双管程式，固定管数为450跟，故实际选用管数为450根。6

15、折流板采用9，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h=0.25800=200mm ，故可取h=200mm。取折流板间距B=0.4Di，则B=0.4800=320mm。取板间距B300mm，则：折流板数 NB=1=1=14 块 折流板圆缺面水平装配。三、换热器主要传热参数核算1. 热量核算(1)壳程对流传热系数 对于圆缺形折流板，可采用克恩公式。ho = 其中：当量直径，管子为正三角形排列时，依化工单元过程及设备课程设计P53，公式3-22得de=0.0202m壳程流通截面积 So = BD(1)=0.30.800（1）0.0525 m2壳程热空气的流速及其雷诺数分别为uo

16、 =29.14 m/sReo11.281052100故壳程内流体属于湍流。普兰特准数（P26，公式1-43）Pr =0.816粘度校正由于乙炔气体与盐水的导热系数差别很大，故：（）0.14=（）0.141因此，壳程空气的表面传热系数ho为ho = ho = = =771.06W/(m2)(2)管程对流传热系数hi = 0.023Re0.8Pr0.3Re范围21006000其中：管程流通截面积Si = 0.0706 m2管程冷却水的流速及其雷诺数分别为ui =0.666m/sRe3497.52100故管内流体是湍流。普兰特准数Pr =35.00因此，管程空气的传热膜系数hi为hi=Cpu1.86

17、（RePr）-2/3(di/L)1/31=2.8812280.666（3497.535）-2/3（0.02/4.5）1/3=1099.2(3)基于管内表面积的总传热系数KC查阅化工单元过程及设备课程设计P55，表3-9，可取管外侧污垢热阻Ro0.000176m2KW-1管内侧污垢热阻Ri=0.000264 m2KW-查阅化工单元过程及设备课程设计P56，表3-11，该温度下碳钢的导热系数约为60.4Wm-1-1管壁热阻 RW=0.002/60.4=0.000033m2K/W因此，依化工单元过程及设备课程设计P53，公式3-21 R0 0.000176解得：339.8W/ (m2)(4) 传热面

18、积裕度依化工单元过程及设备课程设计P56，公式3-35,计算传热面积：Si/(tm)997.66103/（339.824.16）122 m2该换热器的实际传热面积SpSp=3.140.0254.5450=159m2依化工单元过程及设备课程设计P56，公式3-36该换热器的面积裕度为=23%传热面积裕度处于要求的15%25%的范围内，该换热器符合实际生产要求。2. 壁温核算 因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按化工单元过程及设备课程设计P77，公式3-42计算。该换热器用自来水作为冷却水，设定冷却水进口温度为25，出口温度为31来计算传热管壁温。由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升

19、高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作早期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。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。于是按式3-42有式中，液体的平均温度tm和气体的平均温度Tm分别按化工单元过程及设备课程设计P57，公式3-43、3-44计算tm=0.4（-5）+0.6（-11）= -8.6 Tm=0.5（31+11）=21 hc = hi = 499.4 W/ (m2)hh = ho = 166.5W/ (m2)传热管平均壁温= 3.60 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=21 壳体壁温和传热管壁温之差为 t=21+4.94=24

20、.60该温差不大，故不需要设温度补偿装置。由于换热器壳程流体压力不是很高，因此，需选用固定式式换热器较为适宜3. 换热器内流体的流动阻力(压降)(1)管程流动阻力依化工单元过程及设备课程设计P58，公式3-473-49可得管内流体： Re=3497.5传热管相对粗糙度=0.01，查莫狄图得=0.0125p1= =765.96Pa弯管回路中的压降：局部阻力系数一般情况下取3；p2=817.03Pa总压降：pi（p1+p2）Ft Ns NpNs壳程取1，Np管程取2，Ft管程结垢校正系数取1.5pi（795.96+817.03）1.5124841.94Pa 90000 Pa（符合设计要求）允许压力

21、：P（允许）=0.5P设计=0.51.8105=90000Pa (2)壳程阻力：依化工原理P208可得 流体流过管束的压降：PS=其中：=1.72Reo-0.9=1.72（11.28105）-0.9=6.1410-6D=0.8m=800mmNB=14uo=29.14m/sPS=6.1410-6=29850Pa5104 Pa综上，壳程内压降与管程内压降均符合允许压力。第五章 机械结构设计一、壳体、管箱壳体及封头1. 直径公差根据前面的工艺计算，本次设计采用的换热器壳体内径Ds800 mm。2壳体壁厚 容器的公称直径为800mm。壳体采用钢板卷制，使用16MnR。由测定周长计算出的内径与设计内径之

22、差其允许值为+3mm。标记为DN 500 GB9019-88。化工设备标准手册。 查询钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P30页表4-2续表，知在公称压力16kgf/cm2下，最小壳体厚度为10mm。再查阅化工设备标准手册P1，表3,选取各参数如下：筒体的容积、面积及重量DN（mm）一米高的容积V（m3）一米高的内表面积FB（m2）一米高的筒节钢板重量（kg）壁厚（mm）8000.5032.51240103封头椭圆形封头是由长短半轴分别由a，b的半椭圆和高度为ho的短圆筒（通称为直边）两部分构成的。直边的作用是为了保证封头的制造质量和避免筒体与封头间的环向焊缝受到边缘应力的作用。查询钢制列管

23、式固定管板换热器结构设计手册P31页表4-3，知在公称压力16kgf/cm2下，封头壁厚为10mm。 标准椭圆形封头的直边高度ho(mm)封头材料碳素钢、普低钢、复合钢板不锈钢封头壁厚4810182039101820直边高度254050254050由以上壳体和管箱壳体的尺寸结构应选择的封头为DN=800mm，材料为16MnR，封头厚度为 10mm，直边高度为40mm。根据壳体内径尺寸，查阅化工设备标准手册P3，表1选择如下参数的封头：公称直径DN(mm)800曲面高度h1（mm）150直边高度h2（mm）40内表面积F（m2）0.436容积V（m3）0.0352采用上述封头两个。一个焊接于管箱

24、，一个焊接于法兰。垫片选用非金属软垫片，JB4704，适用于甲型平焊法兰。4气压校核 由化工设备机械基础P130，公式9-8，9-10，得： 64.6 MPa 而0.9s=0.90.9235=190.35 MPa因为0.9s，所以气压试验时强度足够。二、 管板管板是管壳式换热器的一个重要元件，它除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个主要受压元件。对于管板的设计，除满足强度要求外，同时应合理考虑其结构设计。由于s/do=0.032/0.025=1.25，故管板和换热管采用焊接。来自换热器原理及计算P260页。又换热管外径为0.025mm时，管板最小厚度为0.75do=18.75mm。但包括

25、腐蚀裕量等附加厚度在内，最小厚度应大于20mm，故选择管板厚度为54mm。换热器原理及计算P261 表5-5。1管板参数根据壳体内径尺寸，查阅钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P155，表1 管板参数（管板按非标准设计）参数名称参数值公称直径DN/mm800管板外径D/mm960管板厚度ba/mm54螺栓孔直径d2/mm27螺栓孔槽深/mm0.5螺栓规格M24螺栓数量n2/个24螺栓孔高度bf/mm40管板螺栓孔间距D1/mm915管孔直径d1/mm25.6管孔数/个472D2/mm876D4/mm863D5=D6/mm800b/mm54管板质量/kg107下图为管板排布方式2管板与壳体的连

26、接 管板兼作法兰，固定板与壳体采用不可拆焊接式，管板与封头采用法兰连接。3管子在管板上的固定方式采用焊接法在管板上固定管子。管子伸出长度约为4mm，（来自钢制列管式固定管板换热器结构设计P33表4-5），管子与管孔间保留0.2mm的距离，防止管子受热膨胀，使管板受压变形。4. 管板法兰选择选自压力容器法兰P32，乙型平焊法兰，参数如下：5. 拉脱应力校核拉脱力的定义是管子每平方米胀接周边上所受到的力。对于管子与管板是焊接联接的接头，实验表明，接头的强度高于管子本身与金属的强度，拉脱力不足以引起接头的破坏。本设计中由于管子与管板的连接方式为焊接，故不需进行拉脱应力核算。三、拉杆由于本换热器壳体内

27、径为800mm，换热管外径25mm，得：拉杆螺纹公称直径：=16mm拉杆直径：d=16mm拉杆长：L=3900mm(受管子的实际排布影响，具体可参看施工图)前螺纹长：La=15mm后螺纹长：Lb=60mm管板上拉杆孔深：Ld=20mm拉杆数：6根拉杆质量：m=785064.53.140.0162/4=42.6kg拉杆外套有定距管，规格与换热管一样，单根长度4500mm。粗略计算定距管质量： m=7850131.53.14(0.02520.022)/4=27.04 kg下表选自化工单元过程及设备课程设计P134-P135；四、换热管1. 管程分程管程数一般有1、2、4、6、8、10、12等七种。

28、偶数管程的换热器无论对制造、检修或是操作都比较方便，所以使用最多。除单程外，奇数管程一般少用，程数不能分的太多，不然隔板要占去相当大的布管面积。本换热器取二程。2换热管的排列形式选择等边三角形排列。因为管子间距都相等，所以在同一管板面积上可排列的管子数最多，便于管板的划线和钻孔。但管间不易清洗，TEMA标准规定，当壳程需要机械清洗时，不得采用三角形型式。本换热器用于乙炔冷却，乙炔通过壳，因此壳程不需要机械清洁。来自化工原理课程设计P128。3. 布管限定圆DL布管示意图选自换热器设计手册P163:由于固定管板式的布管限定圆DL= Di-2b3， B取3mm; bn为垫片厚度，取13mm；b1取

29、5mm. b2=bn+1.5（mm）=13+1.5=14.5mm；b3为固定管板换热器管束最外层换热管外表面至壳体内壁的最短距离，b3=0.25d且不小于8mm。则：b3=0.25d=0.2525=6.25取圆整为10mm。 则：DL= Di-2b3=800-210=780mm。除了考虑布管限定圆直径外，换热管与防冲板间的距离也需要考虑。通常，换热管外表面与邻近防冲板表面间的距离，最小为6mm。由于选择的是拉制黄铜管，换热管质量m=/4(do2-d2)8600n=683.9kg五、分程隔板拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。在靠近折流板缺边的位置处应布置拉杆，其间距小于或等于700mm。拉杆中心

30、与折流板缺边的距离应尽量控制在换热管中心距的（0.51.5）范围内。因本此设计换热器的公称直径Di=800mm，对于高合金钢，隔板厚度最小为8mm，取隔板厚度为：b10mm，槽宽选用12mm，深度为6mm分程隔板质量粗略估计：m=5kg。下表选自化工单元过程及设备课程设计P127六、折流板选用上下缺边折流板。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h=0.25800=200 mm。折流板选择16MnR。 取折流板间距B=300mm,折流板数 NB=l/B-1=14 块 其中l为管长。参考换热器原理及计算续表5-19折流板数的计算。 折流板圆缺面垂直装配，如下图所示。：1.有

31、：lL0+D/2-(b-4)=230+440/2-25+4=429,取l为570。 来自钢制列管式固定管板换热器结构设计手册式4-11。2.查钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-8，可知：公称直径80mm时，换热管长度在450mm时，折流板最小厚度C8mm。取折流板厚度为10mm。3.查钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-10 管孔直径=25.8mm，允差+0.4mm。4.查钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-11折流板管孔中心距和允差，知管孔中心距为32mm，隔板处中心距为44mm。5.查钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P40得到折流板尺寸表如下。25.813折流板质量

32、计算：h0=Da/2-hb=800/2-192.2=207.8mmC根据ho/ Da=0.260钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-14查得C=0.16226,那么f=Da2C=0.820.16226=0.104m=（4Da2-f）-（ 4d12n1+4d22n2）n=（40.82-0.104）-（40.02582382+40.0132190）0.010 =0.174 =138kg七、管箱1.选用 B型管箱，壁厚=10mm其中E味800，d4为换热管内径20mm;Nop为每程管数为225；Lmin=88.4+150+10=238.4那么选取管箱长度450mm管箱质量：m=3.140.40

33、.610.017850=60.14kg。2. 封头法兰及管箱法兰依据钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P131表1：采用乙型平焊法兰，在公称压力0.66.4Mpa，根据化工设备标准手册（第二卷）选择2.5Mpa下的法兰。选取的法兰参数为：公称直径D=800mm，外径D1=960mm，孔间距D2=915mm，D2=876mm,H=110mm，孔直径27mm，厚度b=10mm ，法兰重量=66.3kg 。所用螺栓规格M24，螺栓数目：24。钢制列管式固定管板换热器结构设计手册查出法兰重量P134表2续表。一个法兰焊接在管箱，再与前管板连接；另一个法兰焊接在封头，与后管板连接。法兰垫片采用600-

34、2.5 JB4704-92 钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P136表2查得：D=865mm，d=815mm如下图。第七章 附属设备选型一、接管及其法兰进出口管的布置选择换热器原理及计算P275 图5-23左下角布置方案。 1管程流体进、出口接管：取接管内25%的CaCl2盐水的流速为 ui= 1.2m/s，则接管内径为=0.299 m取标准接管管径为300 mm，壁厚12mm(参考无缝钢管公称直径-壁厚对照表，网址：根据钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-6查得接管伸出长度为200mm。以下数据来自化工设备标准手册GB4216.6-84管程进出口采用25巴 灰铸铁管法兰，法兰密封面

35、朝下，设计为凸面。法兰参数如下：来自化工设备标准手册P22页，：公称通径DN300法兰D485D1430b40法兰颈s20Dm 360Sm30R10法兰密封面d390f4螺栓螺纹及通孔ThM27d030n（个）16由于iui2=12351.22=1778.43300 kg/(ms2)，来自换热器原理及计算式5-9，故不需防冲板。接管与壳体、管箱壳体（包括封头）连接的结构形式，采用插入式焊接结构得凸出于壳体的内表面。接管不采用补偿圈，如下图。根据钢制列管式固定管板换热器结构设计手册式4-10得：L0dH/2+hf+C其中C4S 且30mm，S为壳体厚度。及L0dH/2+hf+C=300/2+10

36、0+30=280mm取L0为300mm。2壳程流体进、出口接管：取接管内乙炔气体的流速为 ui=29.13 m/s，则接管内径为=0.258 m取标准管径为 250 mm，壁厚11.5mm(参考无缝钢管公称直径-壁厚对照表对照表)。采用插入式焊接。根据钢制列管式固定管板换热器结构设计手册表4-6查得接管伸出长度为200mm。进气口采用25巴 灰铸铁管法兰。法兰密封面朝下设计为凸面。法兰参数如下：来自化工设备标准手册P22页，GB4216.6-84 公称通径DN250法兰D425D1370b36法兰颈s18Dm 304Sm27R10法兰密封面d335f3螺栓螺纹及通孔ThM27d030n（个）1

37、2接管不采用补偿圈，如下图。根据钢制列管式固定管板换热器结构设计手册式4-8得：L1dH/2+(b-4)+C其中C4S 且30mm，S为壳体厚度。及L1dH/2+(b-4)+C=250/2+24-4+40=185mm取L1为300mm。二、 排气、排液管 为提高传热效率，排除或回收工作残液（气）及凝液，凡不能借助其他接管排气或排液的换热器，应该在其壳程和管程的最高、最低点，设置排气接管。排气接管的端部必须与壳体或管箱壳体内壁平齐，排气口和排液口的尺寸一般不小于15mm。如上图排气排液管。无缝钢管（YB231-70），取排气液管：外径38mm，管厚3mm，伸出高度150mm，接管质量0.248k

38、g。采用25巴 灰铸铁管法兰。法兰密封面朝下设计为凸面。法兰参数如下：来自化工设备标准手册P21页公称通径DN40法兰D150D1110b20法兰颈s9Dm 70Sm15R5法兰密封面d88f3螺栓螺纹及通孔ThM16d017.5n（个）4三、支座设计1支座的设计选型选择鞍式重型B1支座，钢座材料选用16MnR。参考化工设备标准手册P474：下图及参数选自钢制列管式固定管板换热器结构设计手册P174，当公称直径800mm时，b0=105mm , C=40mm其他参数（mm）LA2700LB900其中，底板厚度10mm,腹板厚度8mm，筋板厚度8mm,垫板厚度6mm，b3=120，b4=200m

39、m.2支座承载能力校核（1）换热器的质量统计于下表：序号 各零部件 数量重量/kg1壳体16752管板22143壳程接管212.784壳程接管法兰22.7745管程接管25.76管程接管法兰25.227排气液管20.4968排气液管法兰23.29隔板1510封头225111封头法兰2132.612传热管40355.413拉杆642.614折流板1413815管箱160.1416支座223.4换热器总重量/kg1928.26（2）传热管和拉杆所占的体积粗略为： V23.14（0.025/2）26234=0.2193m3 壳体体积为： V13.14（0.8/2）24.52.26m3 忽略隔板体积，

40、25%CaCl2充满整个换热器时的总重为： = 1.2718.89+0.21931228+1928.262221.55kg小于该鞍式支座的最大载荷18.4吨。（3）壳体刚度校核已知公式： 和 换热器的受力可简化为如图：AAL 弯矩图为：L=4.5m，=1697.03kg，g=9.81N/kg。校正为1714kg。取A=0.2L=0.24.5=0.9(m)，此时=0.025gL=0.02517109.814.5=1887.2N.m抗弯截面模量：=0.00129=1887.2/0.00129=1.46M Pat=133MPa故此壳体适用。 第八章 设计计算结果汇总表换热器的工艺计算及结构设计的主要结果和主要尺寸汇总