化工原理課程設計說明書

1、化工原理課程設計說明書化工原理課程設計題目：列管式換熱器 學生姓名： 王夢萍 指導老師： 賴萬東 學 院： 輕工與食品學院 班 級：2011級食品科學與工程 學生學號： 1102 時 間： 2014年7月 目錄第一章 設計任務書4一、設計項目4二、任務（具體要求）及步驟：4三、作業(yè)份量：5第二章 確定設計方案6一、 選擇換熱器的類型6二、 流動方向及流速的確定6三、 安裝方式6第三章 設計條件及主要物性參數(shù)7一、設計條件7二、確定主要物性數(shù)據(jù)7第四章 傳熱過程工藝計算9一、估算傳熱面積9二、主體構件的工藝結構尺寸10三、換熱器主要傳熱參數(shù)核算12第五章 機械結構設計17一、殼體、管箱殼體及封頭

2、17二、 管板19三、拉桿22四、換熱管23五、分程隔板24六、折流板25七、管箱27第七章 附屬設備選型29一、接管及其法蘭29二、 排氣、排液管32三、支座設計32第八章 設計計算結果匯總表37第九章 參考資料38第一章 設計任務書某工廠需設計一換熱器，將乙炔氣體冷卻至一定溫度，冷卻劑用濃度為25%（質(zhì)量）cacl2鹽水。設計的基礎數(shù)據(jù)如下：（1）乙炔氣體處理量 5500 m3/h， 初溫 31 終溫 11 操作壓強 16 kgf/cm2（絕壓）（2）25% cacl2鹽水初溫： -11 ； 終溫： -5 一、設計項目1 確定設計方案；換熱器型式，流體流向的選擇，換熱器的安裝方式等。2 換

3、熱器的工藝計算和強度計算，附屬設備選型。3 繪制乙炔氣冷卻過程工藝流程圖，換熱器裝配圖。4 編寫設計說明書。設計要求在規(guī)定時間內(nèi)獨立完成，設計方案合理，論述清楚，計算正確，制圖無誤，答辯流利正確。二、任務（具體要求）及步驟： （一）工藝設計1、了解換熱流體的物理化學性質(zhì)和腐蝕性能。對確定的換熱器型式（管殼式或板式換熱器材料）進行簡要論述。（如果有時間和興趣，可對液化石油氣運輸船的再液化裝置流程進行論述，以理解本設計的實際意義。）2、由熱平衡計算傳熱量的大小，并確定第二種換熱流體（海水）的用量。3、決定流體通入的空間（管內(nèi)管外）。4、計算流體的定性溫度，以確定流體的物性數(shù)據(jù)。5、初算有效平均溫差

4、。一般先按逆流計算，然后再校核。6、選取管徑和管內(nèi)流速。7、計算總傳熱系數(shù)k值，包括管程對流傳熱系數(shù)和殼程對流傳熱系數(shù)的計算、金屬壁厚和污垢熱阻的確定。由于殼程對流傳熱系數(shù)與殼徑、管束等結構有關，因此一般先假設一個殼程對流傳熱系數(shù)，以計算k值，然后再作校核。8、初估傳熱面積?？紤]安全系數(shù)和初估性質(zhì)，因而常取實際傳熱面積是計算值的倍。9、選擇管長l。10、計算管數(shù)n。11、校核管內(nèi)流速，確定管程數(shù)。12、畫出排管圖，確定管距，確定殼徑d和殼程擋板形式及數(shù)量等。13、校核管程對流傳熱系數(shù)和殼程對流傳熱系數(shù)。14、校核有效平均溫差。15、校核傳熱面積，應有一定安全系數(shù)，否則需重新設計。16、計算流體

5、流動阻力。如阻力超過允許范圍，需調(diào)整設計，直至滿意為止。17、其他。如流體進出口管管徑的計算等。（二）結構設計包括：換熱管在管板上的固定方法；分程隔板與管板的連接；管板與殼體的連接；折流板與支承板等的連接；換熱器安裝方式等。（三）機械設計 包括：確定殼體壁厚、管板尺寸；選擇換熱器封頭、法蘭、接管（流體進出口管）法蘭、支座、接管設計。管子拉脫力核算等。三、作業(yè)份量：1、設計說明書一份，內(nèi)容包括：（1）目錄；（2）設計任務書；（3）工藝流程圖；（4）流程方案的說明與論證；（5）設計結果概要（包括主要設備的特性參數(shù)、設計時規(guī)定的主要操作參數(shù)、各種物料的量和狀態(tài)等等）；（6）設計計算與論述；（7）對設

6、計的評述及對有關問題的分析討論；（8）列出參考文獻（編號、作者、文獻名稱、出版單位、和出版年份）2、換熱器裝配圖（1號圖紙）。按照有關繪制化工設備圖的要求進行繪制（其中局部剖面放大圖如：封頭、管板、外殼具體連接的局部放大圖；管子與管板連接的局部放大圖；管子排列圖等）。第二章 確定設計方案一、 選擇換熱器的類型本設計中換熱器選用帶有支撐板的列管式換熱器，因為列管式換熱器具有單位體積傳熱面積大，結構緊湊、堅固，傳熱效果好，而且能用多種材料制造，適用性較強，操作彈性大，且適用于高溫、高壓的大型裝置中。采用折流擋板，可使作為冷卻劑的cacl2鹽水容易形成湍流，可以提高對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，提高傳熱效率。本

7、設計中的固定式換熱器采用的材料為16mnr。二、 流動方向及流速的確定本冷卻器的管程走冷卻cacl2鹽水，殼程走熱的乙炔氣體。乙炔氣體和冷卻cacl2鹽水逆向流動換熱。由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的傳熱能力下降，所以從總體考慮，應使cacl2鹽水走管程，乙炔氣體走殼程。查閱傳熱傳質(zhì)過程設備設計p7 表1-3 可得到，乙炔氣體的流速范圍為315 m·s-1；冷卻鹽水的流速范圍為1 m·s-1。本設計中，假設cacl2鹽水的流速為 m·s-1，然后進行計算校核。三、 安裝方式換熱器是小型的，采用臥式較適宜。cacl2鹽水cacl

8、2鹽水乙炔氣體乙炔氣體第三章 設計條件及主要物性參數(shù)一、設計條件由設計任務書可得設計條件如下表：數(shù)參類型體積流量（標準m3/h）進口溫度（）出口溫度（）操作壓力（kgf/cm2）設計壓力（mpa）乙炔氣體（殼程）5500311116cacl2鹽水（管程）-11-5注：要求設計的冷卻器在規(guī)定壓力下操作安全，必須使設計壓力比最大操作壓力略大，本設計的設計壓力比最大操作壓力大。操作壓力換算p=16kgf/cm2=16××103=二、確定主要物性數(shù)據(jù)1定性溫度取流體進出口溫度的平均值。殼程氣體的定性溫度為 管程水的定性溫度為 2. 流體有關物性數(shù)據(jù)根據(jù)由上面兩個定性溫度數(shù)據(jù)，查閱化

9、工原理（上）p243的附錄六：乙炔氣體的物理性質(zhì)（）和p244的附錄七：水的物理性質(zhì)。運用內(nèi)插法（公式為 ）,可得殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù)。（1） 乙炔氣體物性計算查化工工藝設計手冊p2-278以及p2-268，21下乙炔摩爾比熱容為kmol·摩爾比熱容：cp1=×=（kj·kmol-1·k-1）粘度：h= (pa·s) ； 修正后：h= 導熱吸數(shù)：h= （w·m-1·-1）空氣密度：1= ·m-3×(1800kpa/×273k/(273+21)k kg·m-3乙炔氣體在21，16

10、kgf/cm2下的有關物性數(shù)據(jù)如下：物性密度o（kg/m3）定壓比熱容cpo kj/(kmol·)粘度o（pa·s）導熱系數(shù)o（w·m-1·-1）乙炔氣體×10-5定壓比熱容cp=÷=kg·冷卻鹽水物性參數(shù)參閱互聯(lián)網(wǎng)資料，鹽水在28的物性數(shù)據(jù)如下：物性密度i（kg/m3）定壓比熱容cpi kj/(kg)粘度i（pa·s）導熱系數(shù)i（w·m-1·-1）鹽水1228第四章 傳熱過程工藝計算一、估算傳熱面積1. 計算換熱器的熱通量乙炔氣體的質(zhì)量流量為qm1=5500m3/h=5500×=10

11、6260kg/h熱流量為= qmh cpi (t1t2) =106260××（3111）=3591588kj/h = 2. 做出適當?shù)倪x擇并計算（1）流向的選擇 逆流：乙炔氣體與cacl2鹽水流向相反（2）計算對數(shù)平均溫度已知：t1=31 t2=11 t1= -11 t2= -5= =（3）修正對數(shù)平均溫度對數(shù)平均溫度 r=p=查下圖選擇單殼程，可得修正系數(shù)修正后的=×=3. 計算傳熱面積s（1）估計總傳熱系數(shù)k 查閱傳熱傳質(zhì)過程設備設計p20表1-11，可知管程為水，殼程為氣體的總傳熱系數(shù)k值為233465 w·m-2·-1。初步設定設k=3

12、00 w·m-2·-1。（2）初步計算傳熱面積 根據(jù)傳熱傳質(zhì)過程設備設計p14，公式1-2，則估算的傳熱面積為 m2冷卻水用量根據(jù)傳熱傳質(zhì)過程設備設計p15，公式1-8qmc= kg/s=207828kg/h二、主體構件的工藝結構尺寸1. 管徑和管內(nèi)流速選用25×的傳熱管(碳鋼管)；由傳熱傳質(zhì)過程設備設計p7表13得管殼式換熱器中常用的流速范圍的數(shù)據(jù)：冷卻鹽水的流速范圍為1 m·s-1，設冷卻水流速uis，用u i計算傳熱膜系數(shù)，然后進行校核。2. 管程數(shù)和傳熱管數(shù)依據(jù)化工單元過程及設備課程設計p46，公式3-9可依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)根本

13、來需要選取125根管，但不符合正三角形排布的管數(shù)，綜合考慮各種因素，選取傳熱管數(shù)：225根。按單程管計算，所需的傳熱管長度為m傳熱管過長，宜采用多管程結構。現(xiàn)取傳熱管長 l= m ，則該換熱器管程數(shù)為np=l / l=2（管程）那么傳熱管總根數(shù) n =225×2=450（根）3殼程數(shù)的選擇 若選擇單殼程，符合設計要求，因此選擇單殼程。4傳熱管的排列和分程方法采用正三角形排列法，每程內(nèi)均按正三角形排列，其優(yōu)點為管板強度高，流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數(shù)較高，相同的殼程內(nèi)可排列更多的管子。傳熱管與管板的連接方式采取焊接，取管心距t= t=×25=32m

14、m由化工單元過程及設備課程設計p50，公式3-16，隔板中心到離其最近一排管中心距離 s=t/2+6=32/2+6=22 mm參考下表，選取各程相鄰管的管心距為44mm。5殼體內(nèi)徑采用多管程結構，取管板利用率=，由化工單元過程及設備課程設計p51，公式3-20d = =×32×= 查閱傳熱傳質(zhì)過程設備設計p69，附表1-5（a），選取固定式換熱器：取50mm為進級檔，取d =800mm。由于固定式換熱器直徑為800nm雙管程式，固定管數(shù)為450跟，故實際選用管數(shù)為450根。6折流板采用9，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為h=×800=20

15、0mm ，故可取h=200mm。取折流板間距b=，則b=×800=320mm。取板間距b300mm，則：折流板數(shù) nb=1=1=14 塊 折流板圓缺面水平裝配。三、換熱器主要傳熱參數(shù)核算1. 熱量核算(1)殼程對流傳熱系數(shù) 對于圓缺形折流板，可采用克恩公式。ho = 其中：當量直徑，管子為正三角形排列時，依化工單元過程及設備課程設計p53，公式3-22得de=殼程流通截面積 so = bd(1)=××（1） m2殼程熱空氣的流速及其雷諾數(shù)分別為uo = m/sreo×1052100故殼程內(nèi)流體屬于湍流。普蘭特準數(shù)（<傳熱傳質(zhì)過程設備設計>p2

16、6，公式1-43）pr =粘度校正由于乙炔氣體與鹽水的導熱系數(shù)差別很大，故：（）=（）1因此，殼程空氣的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)ho為ho = ho = = =(m2·)(2)管程對流傳熱系數(shù)hi = 范圍21006000其中：管程流通截面積si = m2管程冷卻水的流速及其雷諾數(shù)分別為ui =sre2100故管內(nèi)流體是湍流。普蘭特準數(shù)pr =因此，管程空氣的傳熱膜系數(shù)hi為hi=cpu×（repr）-2/3(di/l)1/3×1=×1228××（×35）-2/3×（）1/3=(3)基于管內(nèi)表面積的總傳熱系數(shù)kc查閱化工單元過

17、程及設備課程設計p55，表3-9，可取管外側污垢熱阻ro·k·w-1管內(nèi)側污垢熱阻ri= m2·k·w-查閱化工單元過程及設備課程設計p56，表3-11，該溫度下碳鋼的導熱系數(shù)約為·m-1·-1管壁熱阻 rw=·k/w因此，依化工單元過程及設備課程設計p53，公式3-21 r0 解得： (m2·)(4) 傳熱面積裕度依化工單元過程及設備課程設計p56，公式3-35,計算傳熱面積：si/(tm)×103/（×）122 m2該換熱器的實際傳熱面積spsp=×××450=

18、159m2依化工單元過程及設備課程設計p56，公式3-36該換熱器的面積裕度為=23%傳熱面積裕度處于要求的15%25%的范圍內(nèi)，該換熱器符合實際生產(chǎn)要求。2. 壁溫核算 因管壁很薄，且管壁熱阻很小，故管壁溫度可按化工單元過程及設備課程設計p77，公式3-42計算。該換熱器用自來水作為冷卻水，設定冷卻水進口溫度為25，出口溫度為31來計算傳熱管壁溫。由于傳熱管內(nèi)側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作早期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應按最不利的操作條件考慮。因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。于是按式3-42有式中，液體的平均溫度t

19、m和氣體的平均溫度tm分別按化工單元過程及設備課程設計p57，公式3-43、3-44計算tm=×（-5）+×（-11）= tm=×（31+11）=21 hc = hi = w/ (m2·)hh = ho = (m2)傳熱管平均壁溫= 殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即t=21 殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 t=21+=該溫差不大，故不需要設溫度補償裝置。由于換熱器殼程流體壓力不是很高，因此，需選用固定式式換熱器較為適宜3. 換熱器內(nèi)流體的流動阻力(壓降)(1)管程流動阻力依化工單元過程及設備課程設計p58，公式3-473-49可得管內(nèi)流體： re=

20、傳熱管相對粗糙度=，查莫狄圖得=p1= =彎管回路中的壓降：局部阻力系數(shù)一般情況下取3；p2=總壓降：pi（p1+p2）ft ns npns殼程取1，np管程取2，ft管程結垢校正系數(shù)取pi（+）××1×2 <90000 pa（符合設計要求）允許壓力：p（允許）=×p設計=××105=90000pa (2)殼程阻力：依化工原理p208可得 流體流過管束的壓降：ps=其中：=×=×（×105）=×10-6d=800mmnb=14uo=sps=×10-6×=29850pa5

21、×104 pa綜上，殼程內(nèi)壓降與管程內(nèi)壓降均符合允許壓力。第五章 機械結構設計一、殼體、管箱殼體及封頭1. 直徑公差根據(jù)前面的工藝計算，本次設計采用的換熱器殼體內(nèi)徑ds800 mm。2殼體壁厚 容器的公稱直徑為800mm。殼體采用鋼板卷制，使用16mnr。由測定周長計算出的內(nèi)徑與設計內(nèi)徑之差其允許值為+3mm。標記為dn 500 gb9019-88?；ぴO備標準手冊。 查詢鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p30頁表4-2續(xù)表，知在公稱壓力16kgf/cm2下，最小殼體厚度為10mm。再查閱化工設備標準手冊p1，表3,選取各參數(shù)如下：筒體的容積、面積及重量dn（mm）一米高的容積v

22、（m3）一米高的內(nèi)表面積fb（m2）一米高的筒節(jié)鋼板重量（kg）壁厚（mm）800240103封頭橢圓形封頭是由長短半軸分別由a，b的半橢圓和高度為ho的短圓筒（通稱為直邊）兩部分構成的。直邊的作用是為了保證封頭的制造質(zhì)量和避免筒體與封頭間的環(huán)向焊縫受到邊緣應力的作用。查詢鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p31頁表4-3，知在公稱壓力16kgf/cm2下，封頭壁厚為10mm。 標準橢圓形封頭的直邊高度ho(mm)封頭材料碳素鋼、普低鋼、復合鋼板不銹鋼封頭壁厚4810182039101820直邊高度254050254050由以上殼體和管箱殼體的尺寸結構應選擇的封頭為dn=800mm，材料為1

23、6mnr，封頭厚度為 10mm，直邊高度為40mm。根據(jù)殼體內(nèi)徑尺寸，查閱化工設備標準手冊p3，表1選擇如下參數(shù)的封頭：公稱直徑dn(mm)800曲面高度h1（mm）150直邊高度h2（mm）40內(nèi)表面積f（m2）容積v（m3）采用上述封頭兩個。一個焊接于管箱，一個焊接于法蘭。墊片選用非金屬軟墊片，jb4704，適用于甲型平焊法蘭。4氣壓校核 由化工設備機械基礎p130，公式9-8，9-10，得： mpa 而s=××235= mpa因為<s，所以氣壓試驗時強度足夠。二、 管板管板是管殼式換熱器的一個重要元件，它除了與管子和殼體等連接外，還是換熱器中的一個主要受壓元件。

24、對于管板的設計，除滿足強度要求外，同時應合理考慮其結構設計。由于s/do=，故管板和換熱管采用焊接。來自換熱器原理及計算p260頁。又換熱管外徑為時，管板最小厚度為=。但包括腐蝕裕量等附加厚度在內(nèi)，最小厚度應大于20mm，故選擇管板厚度為54mm。換熱器原理及計算p261 表5-5。1管板參數(shù)根據(jù)殼體內(nèi)徑尺寸，查閱鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p155，表1 管板參數(shù)（管板按非標準設計）參數(shù)名稱參數(shù)值公稱直徑dn/mm800管板外徑d/mm960管板厚度ba/mm54螺栓孔直徑d2/mm27螺栓孔槽深/mm螺栓規(guī)格m24螺栓數(shù)量n2/個24螺栓孔高度bf/mm40管板螺栓孔間距d1/mm

25、915管孔直徑d1/mm管孔數(shù)/個472d2/mm876d4/mm863d5=d6/mm800b/mm54管板質(zhì)量/kg107下圖為管板排布方式2管板與殼體的連接 管板兼作法蘭，固定板與殼體采用不可拆焊接式，管板與封頭采用法蘭連接。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。管子伸出長度約為4mm，（來自鋼制列管式固定管板換熱器結構設計p33表4-5），管子與管孔間保留的距離，防止管子受熱膨脹，使管板受壓變形。4. 管板法蘭選擇選自壓力容器法蘭p32，乙型平焊法蘭，參數(shù)如下：5. 拉脫應力校核拉脫力的定義是管子每平方米脹接周邊上所受到的力。對于管子與管板是焊接聯(lián)接的接頭，實驗表明，接頭

26、的強度高于管子本身與金屬的強度，拉脫力不足以引起接頭的破壞。本設計中由于管子與管板的連接方式為焊接，故不需進行拉脫應力核算。三、拉桿由于本換熱器殼體內(nèi)徑為800mm，換熱管外徑25mm，得：拉桿螺紋公稱直徑：=16mm拉桿直徑：d=16mm拉桿長：l=3900mm(受管子的實際排布影響，具體可參看施工圖)前螺紋長：la=15mm后螺紋長：lb=60mm管板上拉桿孔深：ld=20mm拉桿數(shù)：6根拉桿質(zhì)量：m=7850×6×××4=拉桿外套有定距管，規(guī)格與換熱管一樣，單根長度4500mm。粗略計算定距管質(zhì)量： m=7850×13×

27、5;×/4= kg下表選自化工單元過程及設備課程設計p134-p135；四、換熱管1. 管程分程管程數(shù)一般有1、2、4、6、8、10、12等七種。偶數(shù)管程的換熱器無論對制造、檢修或是操作都比較方便，所以使用最多。除單程外，奇數(shù)管程一般少用，程數(shù)不能分的太多，不然隔板要占去相當大的布管面積。本換熱器取二程。2換熱管的排列形式選擇等邊三角形排列。因為管子間距都相等，所以在同一管板面積上可排列的管子數(shù)最多，便于管板的劃線和鉆孔。但管間不易清洗，tema標準規(guī)定，當殼程需要機械清洗時，不得采用三角形型式。本換熱器用于乙炔冷卻，乙炔通過殼，因此殼程不需要機械清潔。來自化工原理課程設計p128。

28、3. 布管限定圓dl布管示意圖選自換熱器設計手冊p163:由于固定管板式的布管限定圓dl= di-2b3， b取3mm; bn為墊片厚度，取13mm；b1取5mm. b2=bn+（mm）=13+=；b3為固定管板換熱器管束最外層換熱管外表面至殼體內(nèi)壁的最短距離，b3=且不小于8mm。則：b3=×25=取圓整為10mm。 則：dl= di-2b3=800-2×10=780mm。除了考慮布管限定圓直徑外，換熱管與防沖板間的距離也需要考慮。通常，換熱管外表面與鄰近防沖板表面間的距離，最小為6mm。由于選擇的是拉制黃銅管，換熱管質(zhì)量m=/4(do2-d2)×8600

29、15;n=五、分程隔板拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣。在靠近折流板缺邊的位置處應布置拉桿，其間距小于或等于700mm。拉桿中心與折流板缺邊的距離應盡量控制在換熱管中心距的（）范圍內(nèi)。因本此設計換熱器的公稱直徑di=800mm，對于高合金鋼，隔板厚度最小為8mm，取隔板厚度為：b10mm，槽寬選用12mm，深度為6mm分程隔板質(zhì)量粗略估計：m=5kg。下表選自化工單元過程及設備課程設計p127六、折流板選用上下缺邊折流板。取弓形折流板，圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為h=×800=200 mm。折流板選擇16mnr。 取折流板間距b=300mm,折流板數(shù) nb=l/b-

30、1=14 塊 其中l(wèi)為管長。參考換熱器原理及計算續(xù)表5-19折流板數(shù)的計算。 折流板圓缺面垂直裝配，如下圖所示。：1.有：ll0+d/2-(b-4)=230+440/2-25+4=429,取l為570。 來自鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊式4-11。2.查鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-8，可知：公稱直徑80mm時，換熱管長度在450mm時，折流板最小厚度c8mm。取折流板厚度為10mm。3.查鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-10 管孔直徑=，允差+。4.查鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-11折流板管孔中心距和允差，知管孔中心距為32mm，隔板處中心距為44

31、mm。5.查鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p40得到折流板尺寸表如下。13折流板質(zhì)量計算：h0=da/2-hb=800/=c根據(jù)ho/ da=鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-14查得c=,那么f=da2×c=×=m=（4da2-f）-（ 4d12n1+4d22n2）×××n=（4×0.8）-（4××382+4××190）×× × =× =138kg七、管箱1.選用 b型管箱，壁厚=10mm其中e味800，d4為換熱管內(nèi)徑20mm;nop為每

32、程管數(shù)為225；lmin=+150+10=那么選取管箱長度450mm管箱質(zhì)量：m=××××7850=。2. 封頭法蘭及管箱法蘭依據(jù)鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p131表1：采用乙型平焊法蘭，在公稱壓力，根據(jù)化工設備標準手冊（第二卷）選擇下的法蘭。選取的法蘭參數(shù)為：公稱直徑d=800mm，外徑d1=960mm，孔間距d2=915mm，d2=876mm,h=110mm，孔直徑27mm，厚度b=10mm ，法蘭重量= 。所用螺栓規(guī)格m24，螺栓數(shù)目：24。鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊查出法蘭重量p134表2續(xù)表。一個法蘭焊接在管箱，再與前管板連

33、接；另一個法蘭焊接在封頭，與后管板連接。法蘭墊片采用 jb4704-92 鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p136表2查得：d=865mm，d=815mm如下圖。第七章 附屬設備選型一、接管及其法蘭進出口管的布置選擇換熱器原理及計算p275 圖5-23左下角布置方案。 1管程流體進、出口接管：取接管內(nèi)25%的cacl2鹽水的流速為 ui= s，則接管內(nèi)徑為= m取標準接管管徑為300 mm，壁厚12mm(參考無縫鋼管公稱直徑-壁厚對照表，網(wǎng)址：。根據(jù)鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-6查得接管伸出長度為200mm。以下數(shù)據(jù)來自化工設備標準手冊管程進出口采用25巴 灰鑄鐵管法蘭，法蘭

34、密封面朝下，設計為凸面。法蘭參數(shù)如下：來自化工設備標準手冊p22頁，：公稱通徑dn300法蘭d485d1430b40法蘭頸s20dm 360sm30r10法蘭密封面d390f4螺栓螺紋及通孔thm27d030n（個）16由于iui2=1235×=<3300 kg/(ms2)，來自換熱器原理及計算式5-9，故不需防沖板。接管與殼體、管箱殼體（包括封頭）連接的結構形式，采用插入式焊接結構得凸出于殼體的內(nèi)表面。接管不采用補償圈，如下圖。根據(jù)鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊式4-10得：l0dh/2+hf+c其中c4s 且30mm，s為殼體厚度。及l(fā)0dh/2+hf+c=300/2

35、+100+30=280mm取l0為300mm。2殼程流體進、出口接管：取接管內(nèi)乙炔氣體的流速為 ui= m/s，則接管內(nèi)徑為= m取標準管徑為 250 mm，壁厚(參考無縫鋼管公稱直徑-壁厚對照表對照表)。采用插入式焊接。根據(jù)鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊表4-6查得接管伸出長度為200mm。進氣口采用25巴 灰鑄鐵管法蘭。法蘭密封面朝下設計為凸面。法蘭參數(shù)如下：來自化工設備標準手冊p22頁， 公稱通徑dn250法蘭d425d1370b36法蘭頸s18dm 304sm27r10法蘭密封面d335f3螺栓螺紋及通孔thm27d030n（個）12接管不采用補償圈，如下圖。根據(jù)鋼制列管式固定管

36、板換熱器結構設計手冊式4-8得：l1dh/2+(b-4)+c其中c4s 且30mm，s為殼體厚度。及l(fā)1dh/2+(b-4)+c=250/2+24-4+40=185mm取l1為300mm。二、 排氣、排液管 為提高傳熱效率，排除或回收工作殘液（氣）及凝液，凡不能借助其他接管排氣或排液的換熱器，應該在其殼程和管程的最高、最低點，設置排氣接管。排氣接管的端部必須與殼體或管箱殼體內(nèi)壁平齊，排氣口和排液口的尺寸一般不小于15mm。如上圖排氣排液管。無縫鋼管（yb231-70），取排氣液管：外徑38mm，管厚3mm，伸出高度150mm，接管質(zhì)量。采用25巴 灰鑄鐵管法蘭。法蘭密封面朝下設計為凸面。法蘭參

37、數(shù)如下：來自化工設備標準手冊p21頁公稱通徑dn40法蘭d150d1110b20法蘭頸s9dm 70sm15r5法蘭密封面d88f3螺栓螺紋及通孔thm16d0n（個）4三、支座設計1支座的設計選型選擇鞍式重型b1支座，鋼座材料選用16mnr。參考化工設備標準手冊p474：下圖及參數(shù)選自鋼制列管式固定管板換熱器結構設計手冊p174，當公稱直徑800mm時，b0=105mm , c=40mm其他參數(shù)（mm）2700lb900其中，底板厚度10mm,腹板厚度8mm，筋板厚度8mm,墊板厚度6mm，b3=120，b4=200mm.2支座承載能力校核（1）換熱器的質(zhì)量統(tǒng)計于下表：序號 各零部件 數(shù)量重量/kg1殼體16752管板22143殼程接管24殼程接管法蘭25管程接管26管程接管法蘭27排氣液管28排氣液管法蘭29隔板1510封頭225111封頭法蘭212傳熱管4013拉桿614折流板1413815管箱116支座2換熱器總重量/kg（2）傳熱管和拉桿所占的體積粗略為： v2×（2）2×6