齐齐哈尔大学煤油冷却器设计

齐齐哈尔大学化工原理课程设计任务书专业：高分子材料与工程班级：高分子姓名：设计日期：日设计题目：煤油冷却器设计设计条件：1设备处理量 18000 kg/h。2. 煤油：入口温度150C，出口温度60C3. 冷却水：入口温度30C，出口温度40C4. 热损失可忽略。两侧污垢热阻分别为RSo = 0.00017m2C/W RS. = 0.00034 m2C/W5. 壳程压降不大于 30 kPa6. 初设 K=290 W/m2.C。设计要求：1 设计满足以上条件的换热器并写出设计说明书。2. 根据所选换热器画出设备装配图。指导教师：第一章 文献综述第一节 概述一 换热器的概念在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称为换热器。在换热 器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体 则温度较低，吸收热量。35%40%。随着我国工业的不断发展，对能源利用、 开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计、 制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。二 换热器的分类 6随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不 同类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求 选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、 过热器等。换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换 热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式 换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表 2-1 所示。表 2-1 传热器的结构分类类型特 点间 壁 式管 壳 式列 管 式固定管板 式刚性结构用于管壳温差较小的情况（一般W50C），管间不 能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较 高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反 应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或 预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液 体间换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回 收低温热能平板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体 干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回 收热能的场合第二节 换热器设备应满足的基本要求完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求。一. 合理地实现所规定的工艺条件 3传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质 （密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条件进 行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的 传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。 增大传热系数在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 提高平均温差 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为 这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时， 可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 妥善布置传热面 ? 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方 式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管 束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相， 可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。二. 安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应 遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定 等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。三. 安装、操作及维护方便直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与装 拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口， 检查孔与敷设保温层。四. 经济合理评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为1 年）固定费用（设备 的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为最小。 在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重 要。动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一最 适宜的流速。传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之而减少，故 有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这部 分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一最适宜的运行周期。 严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以确定适宜的操作条件与 适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设备为对象进行经济核算或设备 的优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改变后对整个 系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济核算仍然是 可行的。第三节 换热器的结构形式一 列管式换热器 3列管式换热器又称管壳式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构 简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为 广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：（1）固定管板式换热器 固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单，价格 低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50C且壳方流体较清洁及不易 结垢的物料。带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这 种补偿方法适用于两流体温差小于70C且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。（2）浮头式换热器浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头 可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗 和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂， 造价高。（3）填料涵式换热器 填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单， 造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。2. 蛇管式换热器蛇管式换热器是管式换热器中结构最简单，操作最方便的一种换热设备，通 常按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。3. 套管式换热器套管式换热器是由两种不同直径的直管套在一起组成同心套管，其内管用 U 型时管顺次连接，外管与外管互相连接而成，其优点是结构简单，能耐高压，传 热面积可根据需要增减，适当地选择管内、外径，可使流体的流速增大，两种流体呈逆流流动，有利于传热。此换热器适用于高温，高压及小流量流体间的换热。二 换热器材质的选择 7在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、 操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然， 最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即 从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能， 有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热 器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换 热器的具体结构有着密切关系。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。（1）碳钢价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在 无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常 用的材料为10 号和 20 号碳钢。（2）不锈钢奥氏体系不锈钢以lCrl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有 稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径 换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采 用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。 （2）管板管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。 管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的 塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子 为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa,设计温度不超过 350C的场合。（3）封头和管箱封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接， 封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱 ,壳径较大的换热器大多采 用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管 箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高 介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6 程。在布置时应尽量使管程 流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短 路。三.管板式换热器的优点 10(1) 换热效率高,热损失小在最好的工况条件下,换热系数可以达到6000W/ m2K,在一般的工况条件下,换热系数 也可以在30004000 W/ m2K左右，是管壳式换热器的35倍。设备本身不存在旁路，所有 通过设备的流体都能在板片波纹的作用下形成湍流 ,进行充分的换热。完成同一项换热过 程,板式换热器的换热面积仅为管壳式的1/ 31/ 4。(2)占地面积小重量轻 除设备本身体积外,不需要预留额外的检修和安装空间。换热所用板片的厚度仅为0. 60. 8mm。同样的换热效果,板式换热器比管壳式换热器的占地面积和重量要少五分之四。(3) 污垢系数低流体在板片间剧烈翻腾形成湍流,优秀的板片设计避免了死区的存在,使得杂质不易在通 道中沉积堵塞,保证了良好的换热效果。(4) 检修、清洗方便换热板片通过夹紧螺柱的夹紧力组装在一起,当检修、清洗时,仅需松开夹紧螺柱即可卸 下板片进行冲刷清洗。(5) 产品适用面广设备最高耐温可达180 C,耐压2. 0MPa ,特别适应各种工艺过程中的加热、冷却、热回 收、冷凝以及单元设备食品消毒等方面,在低品位热能回收方面,具有明显的经济效益。各 类材料的换热板片也可适应工况对腐蚀性的要求。当然板式换热器也存在一定的缺点,比如工作压力和工作温度不是很高,限制了其在较为 复杂工况中的使用。同时由于板片通道较小,也不适宜用于杂质较多,颗粒较大的介质。四、列管式换热器的结构 16介质流经传热管内的通道部分称为管程。(1)换热管布置和排列间距常用换热管规格有 中19X2mm、中25X2 mm(lCrl8Ni9Ti)、中25X2.5mm(碳 钢 10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的 壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属 耗量更少。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、 三角形错列和同心圆排列。图 1-4 换热管在管板上的排列方式(A)正方形直列(B)正方形错列(C)三角形直列(D)三角形错列(E)同心圆排列正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径 换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板式多采 用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。( 2)管板管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。 管板与管子的连接可胀接或焊接。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的 塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子 为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过 350C的场合。( 3)封头和管箱封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接， 封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱 ,壳径较大的换热器大多采 用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管 箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高 介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6 程。在布置时应尽量使管程 流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短 路。五、管板式换热器的类型及工作原理 17板式换热器按照组装方式可以分为可拆式、焊接式、钎焊式等形式;按照换热板片的波 纹可以分为人字波、平直波、球形波等形式;按照密封垫可以分为粘结式和搭扣式。各种形 式进行组合可以满足不同的工况需求,在使用中更有针对性。比如同样是人字形波纹的板片 还因采用粘结式还是搭扣式密封垫而有所不同 ,采用搭扣式密封垫可以有效的避免胶水中 可能含有的氯离子对板片的腐蚀,并且设备拆装更加方便。又如焊接式板式换热器的耐温耐 压明显好于可拆式板式换热器，可以达到250 C、2. 5MPa。因此同样是板式换热器，因其 形式的多样性,可以应用于较为广泛的领域,在大多数热交换工艺过程都可以使用。虽然板式换热器有多种形式,但其工作原理大致相同。板式换热器主要是通过外力将换 热板片夹紧组装在一起,介质通过换热板片上的通孔在板片表面进行流动,在板片波纹的作 用下形成激烈的湍流,犹如用筷子搅动杯中的热水,加大了换热的面积。冷热介质分别在换 热板片的两侧流动,湍流形成的大量换热面与板片接触,通过板片来进行充分的热传递,达到 最终的换热效果。冷热介质的隔离主要通过密封垫的分割,或者通过大量的焊缝来保证,在 换热板片不开裂穿孔的情况下,冷热介质不会发生混淆。第二章 列管式换热器的设计计算1、试算并初选换热器规格冷却介质为自来水，入口温度为30 C，出口温度为40 C煤油的定性温度：水的定性温度：tT 二 150 + 60 二 105 Cm230 + 40二二 35 C2两流体的温差：T t = 105 35 = 70 Cmm物性 流体温度密度P黏度卩比热容Cp导热系数九。Ckg / m 3mPa- skJ ( kg 。C)W/( m-o C)煤油1058250.6672.22014水359940.7284.1740.626由于两流体温差大于50C （不大于70C）,故选用带补偿圈的固定管板式列管换热器。两流体在定性温度下的物性数据(3)、计算热负荷Q按管内煤油计算，即18000Q 二 WC (T T )二x 2.22 x 103 x (150 60)二 9.99 x 105 Wh ph 123600若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得,即QC (t t )pc 2 19.99 x 1054.174 x 103 x (40 30)二 23.93kg, s4）、计算两流体的平均温度差，并确定壳程数逆流温差:At=mT TR =2ttAt2 T = (T2 12) (T1 1)= (150 40) (60 型=61 572 C ln 匕T -At1150 6021T tln s2T t11150 40In60 3040 301）、 定流体通入空间两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一 般较大，并易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，煤油 走壳程。2）、确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式 被冷却物质为煤油，入口温度为150C,出口温度为60Ct tP = 21T t11由R和P通过图，由公式得CP 八R2 +1 X ln(1 - P )f ln(2 P)一 1一 R)AtR-1 I-PR .(2 P)-1 -R-；R2 +1=三xln( -.83 ) ln(f P) I-9 + ER)9 -11 - 0.083 x 9 ；(2 P) -1 - 9 . 9=0.96校正后的温度为 At = At 9= 61.572x 0.96 = 59.109 OCmm A t又因9二0.96 0.8，故可选用单壳程的列管式换热器。At(5)、初步选择换热器规格(初设K二290W/m2 C)S = -KAtm9.99 x 105290 x 59.109二 58.3m 2外壳直径 D400mm 管长 L6m管数 n164公称压力 P 4.00Mpa 中心距 25mm 换热器的实际传热面积初选固定板式换热器规格尺寸如下：管排方式正三角形排列管尺寸p19X2.0mm (不锈钢管) 管程数2管程流通面积 S 0.0145m2 公称面积 S 57.8 m2S 二 nnd (L 0.1)二 164 x 3.14 x 0.019 x (6 0.1)二 57.7m2 00采用此换热面积的换热器，则要求换热过程的总传热系数为：QS At0m9.99 x 10557.7 x 59.109二 292.91W (m2 - C)2、核算总传热系数 K0(1)、计算管程对流传热系数因为i管中水的质量流量为W = 23.93kg s，则c水的体积流量为 V 二 W P 二 23.93. 994 二 0.0 2 4 0m3：sccn n 164 3.14A = d 2 = xx 0.0152 = 0.01448m 2i Np 4 i 24u 二 V /A 二 0.0 2 4 00.0 1 4 4=81.6 6 2m/sic iReidu pii 0.015 x 1.6623 x 9940.728 x 10-3=3.405 x 104 (湍流)=4.8 5 4 1C H4.174x103 x7.28x10-4P = p =ri 九0.626所以：九a = 0.023 R 0.8P 0.4id e ri=0.023x 0626x (3.405x 104)。$ x (4.8541)0.40.015=7626.9W( m 2。(2)、计算壳程对流传热系数ao换热器中心附近管排中流体流通截面积为d0.019A = hD(1 -0)二 0.15 x 0.4 x (1 )二 0.0144m20t0.025式中h折流挡板间距，取150 mm煤油的质量流量为W二18000 kg h二5 kg sh煤油的体积流量为V二W /P二5. 825二0.006061m3；shh煤油的流速为：u V . A = 0.0060610.0144 = 0.4209ms由于管为三角形排列，则有；3兀：3兀4( 12 - 2)4 x C x 0.0252 x 0.0192)24 0 24k-3.14 x 0.0190 0.1262m液体被加热)煤油在壳程中流动的雷诺数为-u pRe e 0 一H0.1262 x 0.4209 x 8250.667 x 10-3 7.570x104因为Re在2x1031 x106范围内，故可采用凯恩(Kern)法求算a，即 ooC H2.22x103 x0.667x103Pr p 10.580 九0.14由于液体被冷却取9 095,所以Ha 0.36色 Re0.55Pr】3 9 0.36 x 0.14 x (7.570 x 104)0.55 x 10.58 程 0-u0.1262e402W (m 2 。C)x 0.95（3）、确定污垢热阻Rsi 二 0.00034m2 - oC W （自来水）；Rs 二 0.00017 m2 。C W （煤油）、计算总传热系数k （管壁热阻可忽略时总传热系数k为：+ Rs0+ Rsid0ad1402+ 0.00017 + 0.00034 x0.0190.0150.0197626.9 x 0.0150ii i=307.3 W.(m 2 。C)选用该换热器时，要求过程的总传热系数为303.05W /（m2。C），在传热任务所规定的流动条件下，计算出的K =307.3 W /（m2。C），所选择的换热器的安全系数为: 0=1.4307.3 - 303.05 “门x 100 303.053、计算压强降1）、计算管程压强降前已算出 u = 1.6623m. s ； Rei = 3.405 x 104 （湍流）i 0 1取不锈钢管壁的粗糙度 = 0.1mm，则=0.007d 15i由摩擦系数图査得九=0.036 所以L pu 2id 2i= 0.036 x6994 x1.66232x0.0152= 1.978 x 104 Pa3puAp = i223 x 994 x 1.662322= 4119.99 Pa对于p19X2.0mm 的管子，有Ft = 1.4,且Np = 2,Ns = 1Y APi = (Ap +Ap )FtNpNs = (1.978 x 104 + 4119.99) x 1.4 x 2 x 1 = 6.692 x 104 Pa 12(2)、计算壳程压强降管子为正三角形排列，则取F=05n = 1.1爲=1.1 x 丽=14.09c折流挡板间距h = 0.15 m折流板数NB =-1 =-1 = 39B h 0.15A 二 h( D - nd )二 0.15 x (0.4 -14.09 x 0.019)二 0.01984m 20 c 0VsA00.006061m3 s0.01984m 2二 0.3055 msRe0du p=00O.19 x 0.3055 x 825 = 7.179 x 1030.667x10-3f = 5Re 7.228 = 5 x (7.179 x 103) -0.228 = 0.6604 00所以Ap = Ffn (N +1)1 0 c B 2=0.5 x 0.6604 x 14.09 x (39 +1) x825 x 0.305522= 7164.6PaAp2=N (3.5 -越)吐=39 x (3.5 -x 825 x 30552 = 4129.0PaB D 20.4由于 Fs = 1.15 , Ns = 1Y AP = (Ap +Ap)FsNs = (7164.6 + 4129.0) x 1.15 x 1 = 1.299 x 104 Pa 3.0 x 104 Pa 0 1 2从上面计算可知，YA P、工APi 105该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，o故所选换热器合适。第三章 换热器主要结构尺寸一、管子的规格和排列方法考虑到流体的流速，选用W 19X 2.0mm规格的管子。我国换热器系列中，固 定管板式多采用正三角形排列，它的优点有：管板的强度高；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；相同壳程内可排列更多的 管子。所以选择正三角形排列。管程和壳程数的确定管程数m可按下式计算，即um 二一u式中u 管程内流体的适宜速度，m/s；u单管程时管内流体的实际速度，m/s。取 u = 1.5m / s (参考化工原理上册)水的流量为W = 23.93kg s，对于w 19X2.0mm的管子, cWc23.93,u二二二 0.83m s兀兀p_d2n 994 x x 0.0152 x 16444, u1.50 m s - a求得 m=u=所以选用2管程。在单壳程中，由R和P査得温度校正系数为9= 0.96大于At0.8，所以采用单壳程。三、外壳直径的确定初步设计中可用下式计算壳体的内径，即D 二(n 1) + 2 bc式中D 壳体内径， m；t 管中心距， m； n 横穿管束中心线上的管数；cb 管束中心线上最外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取b = (1-1.5) d，m。0其中t二0.025（参考化工原理上册），n二14.09,b二1.5de0贝U D 二 0.025 X （14.09 -1） + 2 x 1.5 x 0.019 二 384mm ；按照此方法计算得到的壳内径应圆整，标准尺寸如下表：壳体外径/mm325400, 500, 600,700800, 900,10001100, 1200最小壁厚/mm8101214所以取 D =400mm。四、折流板形式的确定折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。 选择水平圆缺形折流板，切去的弓形高度为外壳内径的 25.0%（圆缺率的范围一般为 15%45%）,即为：400x 15% = 60.0mm。折流板的间距，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm。折流板间距取h=150mm。 折流板的最大无支撑间距如表所示：换热管外径（mm）141619253238最大无支撑间距（mm）110013001500185022002500折流板的厚度可由下表得出： （参考文献：化工设备设计手册 朱有庭，曲文海主编）公称直径DN（mm）换热管无支撑跨距3003006006009009001200120015001500折流板的最小厚度（mm）4003458101040070045610101270090056810121690015006810121616所以取值为10mm五、主要附件的尺寸设计（1） 、封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为400mm,选用圆形封。（2）、缓冲挡板 它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。（3）、放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。（4）、接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即d匹兀u式中 V 流体的体积流量， m3 / sSu 流体在接管中的流速， m/s。流速 u 的经验值可取为对流体 u=1.52m/s 取液体流速u =1.5m/s，自来水进出口接管的内径, 亍 ；4 x 0.02407 “cd = s = 143.0mm兀u 兀x 1.5煤油进出口接管的内径,，丽 i4 x 0.006061“d = d = 71.7mm兀u兀x 1.5（5）、假管 为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的 表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流 斑焊接以便固定。假管通常是每隔34排换热管安置1根。（6）、拉杆和定距管 为了使折流板能牢固地保持在一定的位置上，通常采用 拉杆和定距管。所选择的拉杆直径为12mm,拉杆数量为4定距管（p19X2.0mm （参考文 献化工设备手册曲文海 主编）（7）、膨胀节 膨胀节又称补偿圈。膨胀节的弹性变形可 减小温差应力，这种补 偿方法适用于两流体的不大于70C且壳方的流体压强不高于600KPa的情况。换热器的膨胀节一般分为带衬筒的膨胀节和不带衬筒的膨胀节。根据换热器壳侧介质 的不同，使用的膨胀节就不同，通常为了减小膨胀节对介质的流动阻力，常用带衬筒的膨 胀节。衬筒应在顺介质流动的方向侧与壳焊接。对于卧式换热器，膨胀节底部应采用带螺 塞结构，这样便于排液。第五章 工艺设计计算结果汇总表工艺设计计算结果汇总表参一一一数据煤油流量kg/h18000自来水流量/kg/h86148实际传热面积S/m?107.5要求过程的总传热系数/W/ (mP)290总传热系数/W/ (mC)292.91安全系数/%1.4管程压强降/Pa6.692 x 104冗程压强降ZPa1.299 x 104参薮 徴据壳径D/mm400公称压强/Mp4.00公称面积S/m57.8管程数Np2管子尺寸/mm(p 19X2.0mm管长/m6管子总数n164管子排列方法正二角形管心距/mm25折流板数39板间距/mm150弓高/mm60拉杆直径/mm12拉杆数量4参考文献1 化工原理(上册)修订版.夏清 陈常贵 主编.天津:天津大学出版,20052 化工设备设计手册. 潘国昌、郭庆丰主编.北京:清华大学出版社,19883 化工流体流动与传热 .张国亮 主编 .北京 :化学工业出版 社,19924 化工工艺制图 .周大军 揭嘉 主编 .北京:化学工业出版 社,20035 中国石化集团上海工程有限公司 编.化工工艺设计手册 （第三版）.北京:化学工业出版社,19876 柴诚敬 王军 张缨 编. 化工原理课程设计 .天津: 天津科 学技术出版社,20057 化工工艺算图手册.刘光启 马连湘 主编 . 北京: 化学工 业出版社,19908 化工工程设计.韩冬冰 李叙凤 主编.北京:学苑出版社,20009 工程制图 .朱泗芳 徐绍军 主编 . 北京 :高等教育出版 社,200210 AutoCAD2002 应用教程 .刘苏 编著.北京 :科学出版 社,200311 化工设备机械设计基础.潘永亮 刘玉良 编.北京:科学出版社,1991