列管式冷凝器设计

课程设计设计题目 冷凝器的设计姓名学号专业班级指导教师 2011年1月20日化工原理课程设计任务书专业班级姓名设计题目：列管式换热器设计设计时间：指导老师：设计任务:年处理吨正戊烷的正戊烷冷凝器1设备型式立式列管式换热器2操作条件(1) 正戊烷：冷凝温度51 C，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器;(2) 冷却介质：井水，进口温度 32C，出口温度40C(3) 允许压强降，不大于l05Pa(4) 每年按330天计算，每天24小时连续运行；(5) 设备最大承受压力，p=2.5Mpa设计报告：1. 设计说明书一份3#图2. 主体设备总装图(1#图纸)一张，带控制点工艺流程图(纸)一张摘要11前言22列管式换热器设计方案 32.1列管式换热器类型的选择 42.1.1固定管板式换热器 42.1.2浮头式换热器 42.1.3 U形管换热器42.1.4滑动管板式换热器 42.2流体流动通道的选择 52.3换热器结构的计算 52.3.1热负荷Q: 52.3.2平均温度差62.3.3估算面积62.3.4管子初选72.3.5对流传热系数 72.3.6污垢热阻102.3.7总传热系数和计算所需面积 102.3.8壁温的计算112.4压强降计算112.4.1管程压强降：112.4.2壳程压强降122.5列管式换热器其他结构设计 132.5.1管程结构132.5.2壳程结构142.5.3其他重要附件142.6 换热器材质的选择 142.6.1 碳钢152.6.2不锈钢153列管式换热器的具体计算 163.1试算并初选换热器规格 163.1.1确定流体流动通道 163.1.2流体定性温度、物性以及列管式换热器形式选择 163.1.3热负荷 Q的计算 163.1.4计算平均温差 163.1.5初选换热器规格 173.2核算总传热系数173.2.1计算管程的对流传热系数 183.2.2计算壳程对流传热系数 183.2.3确定污垢热阻183.2.4核算总传热系数183.2.5核算壁温19计算压强降193.4结构尺寸的确定 19341筒体内径20342换热器壁厚设计与液压试验 203.4.3 封头22344管板23345容器法兰233.4.6接管尺寸 233.4.7接管法兰 243.4.8管箱长度 253.4.9折流板253.4.10拉杆与定距管 253.4.11分程隔板与缓冲板 253.4.12总重量计算 263.5离心泵和风机的选取 28附录一 30附录二：本书符号说明 314设计总结33参考文献342摘要：列管式换热器在化工、石油等行业中广泛应用。根据本次设计任务，正戊烷流动温度为51.7 C，水的进、出口量温度为 32C、40C .计算一个年处理量为2.5 104吨的正戊烷冷凝器。通过计算，得到所需管程数为4,传热管长为4.5米，壳体直径为0.5米,传热面积为33.09平方米的的换热器。 由此进行换热器的选择，并确定传热过程的流体流速等参数，传热面积为36.6平方米的的换热器。经过进一步核算，换热器压降，面积裕度，管壁 温度均符合设计要求，。然后通过查阅资料合理计算确定封头、管箱、拉杆、定距管等结构尺寸和选取符合要求的辅助设备（主要是离心泵）。最后画出 符合工程语言的设备总装图和带控制点的工艺流程图。关键词：列管式固定管板式换热器设计计算Abstract: Tube type heat exchanger is widely used in chemical industry, petrochemical in dustry and so on. Accordi ng to this desig n work, the inlet temperature of running pentane is 51.7 degrees.The temperature of exit water is 40 degrees and the en ter temperature is 32 degrees. The eve nt is an annual capacity of 2.5萇 1on silane of condenser. After calculating，thenu mber of tube is four, the len gth of the excha nging tube is 4.5 meters, and the diameter of the shell is 0.5 meters. Fin ally the excha nger is choossed whose nu mber of the tube is 120, and the excha nging area is 33.09 cen taur.There out make the choice of heat excha ngers and the n confirm the speed or the other parameters of the liquid. And the exchanging area is 36.6 centaur. The area and the temperature all suit to the assig nment request. Based on this chosen heater exchanger,then design proper nozzles, flange, tie rod, channel, tubesheet, spacer and so on. The final result includes a craftwork-flow-chart, a facility fitti ng draw, and a in structio n.Key word： Tubular Tubular heat exchangers design calculation.刖言在化工和石油化工厂中，传热既是最重要也是应用最多的过程。 工厂运转是 否经济常常取决于热或冷的利用和回收的效率。供气、供电和供冷等公用工程在 生产过程中的应用，关键在于使热的转化和回收效率最高。换热器是在具有不同温度的两种和两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量由温度较高的流体传递给温度较低的流 体，使流体温度达到工艺流程规定的指标， 以满足过程工艺条件的需要。换热器 是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药，航空及其他许多工业部门广 泛使用的通用设备。在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%20%;在炼油厂中，该项的投资约占总投资的 35%40%。换热器的种类很多，有多种多样的结构每种结构形式的换热器都有其自身的 结构特征及其相应的工作特性。在对换热器的选型时，有诸多因素需要考虑，主 要包括流体的性质、压力、温度、压降及其可调范围；对清洗、维修的要求；材 料价格及制造成本；动力消耗费；现场安装和检修的方便程度；使用寿命和可靠 性等。对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率，较低 的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安 全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易， 易于维护和维修。在换热器中，应用最多的是管壳式（列管式）换热器，它是工业过程热量传 递中应用最广泛的一种换热器。虽然列管式换热器在结构紧凑型、 传热强度和单 位传热面积的金属消耗量方面无法与板式或板翅式等紧凑式换热器相比，但列管式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大， 工作可靠，长期以来，人们已在其设计和加工制造方面积累了许多的经验。本次课程设计是根据生产任务要求确定选用换热器的传热面积，管子规格和排列方式，管程数和管壳数以及折流挡板，进而确定换热器的其他尺寸或选择换 热器的型号。522列管式换热器设计方案设计流程列管式换热器类型的选择根据列管式换热器的结构特点，常将其分为固定管板式、浮头式、U形管式填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等类型。2.1.1固定管板式换热器（代号G）优点：结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便，管子 损坏时易于堵塞或更换；缺点：管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将 产生较大的热应力这种换热器适用于壳层介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两 侧温差不大或者温差较大但壳层压力不高的场合。2.1.2浮头式换热器（代号P）优点：管内和管间易于清洗，不会产生热应力；缺点：结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材耗量大，且浮 头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求高。这种换热器适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。2.1.3 U形管换热器（代号丫）优点：只有一块管板，管束由多根 U形管束组成，管的两端固定在同一块 管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与 U形换热器有温差时，不会产生热应力。缺点：由于受到管曲率半径的限制，其换热管排布较少，管束最内层管间距 较大，管板的利用率较低，壳程流体易形成短路，对传热不利。当管子泄漏损坏 时，只有管束外围处的U形管才便于更换，内层换热管坏了不能更换，只能堵 死，而且损坏一根U形管相当于坏两根管，报废率极高。适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式 和固定管板式的场合。特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、 高压、腐蚀性 大的物料。2.1.4滑动管板式换热器优点：结构简单，造价低廉，必要时可在管箱增设隔板，强化传热。缺点：填料泄漏时可导致管程和壳程的流体相混，故严禁用于两种流体不相 容的场合。流体流动通道的选择CD不清洁或易结垢的流体，宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程， 便于清洗；对于U型管管束，宜走壳程。 腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。 压力高的流体走管程，以免制造较厚的壳体。C为增大对流传热系数，需要提高流速的流体的宜走管程，因管程流通截面积 一般比壳程的小，且做成多管程也教容易。 两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走 壳程，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。 蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果。 需要冷却的流体宜走壳程，以减小冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能 可以利用，宜走管程，以减小热损失。 粘度大或流量小的流体宜走壳程，因由折流挡板的作用，在低Re数下(Re100)即可达到湍流。在选择流动管道时，上述原则往往不能同时兼顾，应视具体问题抓住主要方面，一般首先考虑流体的压力降、防腐蚀清洗等要求，然后在校核对流传热系数 和流动阻力，以便做出恰当的选择。2.3换热器结构的计算2.3.1热负荷Q2.3.1.1 无相变传热，且忽略热损失Q =弔 cp( iT 2T =mq pC2 + i) t式中：qm流体的质量流量，kg/s；Cp 流体的平均比定压热容，J/（kgC）T热流体的温度，Ct冷流体的温度，C下标1和2分别表示换热器的进口和出口。231.2相变传热Q 二 q m二 q m c p （t2 - J ）式中：qm 饱和蒸汽（即热流体）的冷凝速率，kg/s； r饱和蒸汽的冷凝热，J/kg。2.3.2平均温度差.-：tm2.3.2.1恒温传热平均温度差utm =T -t2.322变温传热（包含一侧恒温的情况）逆流与并流的平均温差/ At当.辻22时，八妇八匕- 7 In J当丄t t! 10 000,Pr=0.7160管长与管径之比 -60;若:60，可didi由上式算出乘以1+（dr L ）0.7特征尺寸：管内径di定性温度：取流体进、出口温度的算数平均值。2对于高粘度液体（大于2倍常温水的粘度）0.80.330.14Nu = 0.023Re Pr （）aw式中（if14是考虑热流方向的校正系数，可以用 !.表示。指壁面温度 w下流体粘度，因壁温未知，计算 需用试差法，故 J可取近似值。当流体 被加热时 j=1.05;液体被冷却时，取 5=0.95。气体不论加热与冷却均取ii=1.0。应用范围：Re10 000,Pr=0.716 700 丄 60。di特征尺寸：管内径di。定性温度：除Jw按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。2.3.5.2无相变流体在管外做强制湍流时的对流传热系数:若列管换热器内装有园缺挡板（缺口面积为25%的壳体內截面积）时Nu = 0. 36 R.e5 1卩口Nu=.%Ua）0.55（w0.14应用范围：36Re = 2 ： .l f 、1 10特征尺寸：当量直径de。定性温度：除按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。若换热器的管间无挡板，管外流体沿管束平行流动时，则:值仍可以用管内强制对流的公式计算，但需将式中的管内径将改为管间的当量直径。235.3蒸汽在水平管外冷凝对流传热系数对于蒸汽在水平管壁（管外、单管或管束）上的膜状冷凝传热系数：=0.725(一、23gr2/3 tn do)1/4(*)式中do管子外径；n管束在垂直面上的列数，对单管 n=1 ；:t 饱和温度与壁面温度之差； ，、-特性温度下冷凝液的导热系数、密度和粘度汽化潜热r由ts值决定，特性温度取膜温，即t=（ ts-tw）/22.3.5.4蒸汽在垂直管外（或板外）的冷凝对流传热系数当Re2000时，膜层内为湍流，则2- 3 g 1Nu = 0.0077Re气-）3 .2 /l取垂直管或板的高度，定性温度和其余物性参数与(*)相同。 冷凝液的液膜流动有层流和湍流之分，故在计算传热系数时应首先假设液膜 的流动类型，求出后，需要计算Re数，检验是否在所假设的流型范围。 Re数 的计算公式：4 a tl Re卩r236污垢热阻沉积在传热壁面上的污物、腐蚀产物或其他杂质，构成管壁上的污垢。某些 情况下，污垢热阻是总传热系数的控制因素。因此，确定适当的污垢热阻，是换 热器的设计中很重要的一项内容。污垢的热阻主要决定于它的导热系数和垢层厚度。污垢的种类很多，影响垢 层厚度的因素又复杂，污垢的导热系数及污垢层厚度难以准确地估计，因此，通常选用污垢热阻的经验值。237总传热系数Ko和计算所需面积237.1 K值的计算公式：Ko1丄 R b0 Ros ia入d md i adj式中Ko基于换热器外表面积的总传热系数， W/(m2C)；管外及管内的对流传热系数， W/(m2. C)；do、di、dm换热器列管的外径、内径及平均直径，m；b列管管壁厚度，m；入一一列管管壁的导热系数，W/(m2 .C)o2.3.7.2计算所得需要面积A计Q%A需 tm - A需 =Q/(K tm)237.3面积裕量的计算A实-A需“面积裕量-%A需2.3.8壁温的计算在传热过程中，需要知道壁温才能计算;此外，选择换热器的类型和管 子材料也需要知道壁温。但是，设计时，一般只知道管内、外流体的平均温度这时要用试差法确定壁温首先在ti和to之间假设壁温值，用以近似计算两流体的:。和i，再根据。和i及污垢热阻计算总传热系数Ko，然后用下列近似计算关系核算tw值是否正确。t o -t wtw -t i1 +R soCLo1 +R siKo由此计算的tw值应与假设tw相符。否则重设壁温，重复上述计算，直到基本相符为止（注意：假设的tw值应接近于值大的那个流体的温度）2.4压强降计算列管式换热器的设计必须满足工艺上提出的压强降要求。列管式换热器允许的压强降范围如下:换热器的操作压强/Pa允许的压强降P10 0000俵压）Ap 50000般来说，液体流经换热器的压强降为10 000.100 OOOPa,气体为100010000Pa流体流经列管式换热器因流动阻力所引起的压强降，可按管程和壳程分别计算:2.4.1管程压强降： Pi 二（Pip）FtNsNp式中.讪、沖2直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft结垢校正系数，量纲为一。对于25mm 2.5mm的管子Ft取为1.4 , 对于19mm 2.5mm的管子Ft取为1.5 ；Np 管程数；Ns 串联的壳程数。上式中直管压强降 pi可按流体在管中流动的阻力公式计算，即2.l PuPl=；回弯管的压强降.P2可由下面的经验式计算，即d 22P2 =（号）一般情况下，换热器进、出口阻力可忽略不计。2.4.2壳程压强降当壳程无折流挡板时，流体顺着管束运动，壳程压强降可按流体沿直管流动 的压强降计算，且仅以壳方的当量直径、代替圆管直径：,0当壳程装上折流挡板后，流体在其中作曲折流动，壳程压强降的计算方法有Bell法、Kern法和Esso法等。Esso法计算壳程压强降一 ：_的公式，即來=（）1 + ） F N s式中4流体横过管束的压强降，Pa；巾2流体流过折流挡板缺口的压强降，Pa；E 壳程压强降的结垢校正系数，量纲为一。对液体Fs可取1.15,对气体或可凝蒸汽可取1.00又 炉二 Ffnc(Ns+1)2go Nb(3.5一就式中F管子排列方式对压强降的校正系数，量纲为一。对管子三角形排列F为0.5,对正方形错列F为0.4,对正方形直列F为0.3。o 壳程流体的摩擦因数，当Reo 500时，fo =5.0Req228nc 横过管束中心线的管数；h 折流板间距，m；D换热器壳体内径，m；Nb 折流板数，Nb二丄-1, L为列管长度；hUo 按壳程流道截面积Ao计算的流速，m/s其中 Ao=h (D - nd )2.5列管式换热器其他结构设计2.5.1管程结构2.5.1.1换热管布置和排列间距常用换热管规格有 19 2伽， 25 2伽， 25 2.5伽，换热管管上的排列 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。对于 多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之 间采用正方形排列方式。管间距t与管外径do的比值，焊接时为1.25,胀接时为1.31.52.5.1.2 管板管板是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分开。管板与管子之 间可以采用焊接或者胀接；管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种。固 定管板常采用不可拆连接。2.5.1.3封头和管箱封头和管箱位于壳体两端，其作用时控制及分配管程流体。当壳体直径较小 才用多管程换热器，此时在箱体内设置分程隔板。2.5.2壳程结构2.521 壳体壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进入和排出之用。 介质在壳程内的流动方式有多种，单壳程型式应用的最为普遍，如壳侧传热膜系 数远小于管侧，则可用纵向挡板分割成双壳程型式。本次设计采用单壳程，多管 程。2.5.2.2折流板在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加 流体速度，以增强传热；同时起到支撑管束、防止管束震动和管子弯曲的作用。 汉族要有圆缺型、环盘型和孔流型。本次设计中采用弓型。2.5.2.3缓冲板在壳程进口接管处常装有防冲挡板， 或称缓冲板，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震动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。2.5.3其他重要附件2.5.3.1 法兰在各种容器和管道中，由于生产工艺的要求，或考虑制造、运输，安装、 检修的方便，常采用可拆的结构。常见的可拆结构有法兰连接、螺纹连接和插 套连接。由于法兰连接有好的强度和气密性，而且适用尺寸范围较广，在设备 和管道上都能应用，所以法兰连接用的最普遍。法兰连接分容器法兰连接和管 法兰连接。2.5.3.2 拉杆和定距管折流板和支持板是用拉杆固定的，常用的拉杆有两种形式，一是拉杆定距管 结构，适用于换热器外径大于或等于19mm的管束。二是拉杆与折流板点焊结构， 适用于外径小于或等于14mm的管束。2.6换热器材质的选择 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。261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时合理的。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。2.6.2不锈钢奥氏体系不锈钢以1Cr18Ni9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。列管式换热器的具体计算3.1试算并初选换热器规格3.1.1 确定流体流动通道因为蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果 所以正戊烷走壳程水走管程。3.1.2流体定性温度、物性以及列管式换热器形式选择3.1.2.1 定性温度正戊烷冷凝为恒温，故定性温度为 Tm =517C ；1水的定性温度tm(32 40) = 36C2两流体温差 Tm -tm = 51.7-36-15.7C由于两流体温差于不大于50C,故选用固定管板式换热器3.1.2.2流体物性流体温度PCprkJ /(kg 弋)W/(m t)kg / m3mPa skJ / kg正戊烷51.75960.182.340.13347.5水36993.60.7124.1743.1.3热负荷Q的计算按正戊烷进行计算正戊烷qm1 =2.5 104 103330 24=3157kg / h热负荷 Q =qm1r =3157/3600 347.5 103J/s = 304.735k J/sqm2QCpt - tj304.738 kg/s=9.126kg/s4.174 83.1.4计算平均温差At1 =51.7-32 =19.7C生=51.7 -40=11.7Ct ，蒸汽冷凝时，=1Atm =t2At,19.7 _11.7 = 15.35 CAt1In瓦3.1.5初选换热器规格根据任务要求为管内流体水来冷凝壳程正戊烷(： 0.5 10”Pa.s)的过程,总传热系数经验值的范围为 5801160W/(m C),初选K=600W/(m C)，则估 算面积为A估设水的流速为管数qv二取整为30管长 A 估二 ndl二山 l = A估33.0914.1mnnd 3.14汉0.025汉30管程取单管长L=4.5mNl/L=1 4. 1 /54. 3.1管程数常为偶数取整为4总管数：N二ns Np=30 4 =120= 304.険 IS3. 09600 1 5. 3 5u=1m/s,以25mm 2.5mm换热管为的换热器计算nuA9.126n 二-2 二 29.3 uA估 993.6 0.785 0.022换热面积36.6 m2管长4.5m管程数Np4管子直径25汉 2.5管数n106管子排列方式三角形排列初选管板式换热器规格如下3.2核算总传热系数2.1计算管程的对流传热系数a管程流通面积A0.0083m2u-qm29.126 m/s= 1.107m/sPA 2993.6 x0.0083皿二 O.2107993.6 =迦96a0.712 1033Cp 卩 4.174 疋 10 疋 0.72 汉 10“Pri4.732入0.628适用条件：Re104,0.7 :：: Pr :：: 160，管长与管径之比l/d60,流体粘度： 2mPa sa=0.1 2曾胡屮023062830896.8y.732.4 = 52553W/(m2. C)0.023.2.2计算壳程对流传热系数假设为湍流2、31二 0.0077() 3a0. 4p 1 g33/4 a At、0. 4Re 二 0.00772()=15.35 Car卩= 28.92 A0.4假设 At-10C(即 tw=41.7 C)则 oc=1264.7W/(m2. C)Red3.ra347.5乂10a入 dmdi adi江1.8乂10= 36402000则湍流假设成立3.2.3确定污垢热阻管程走水，取 Rsi =3.44 10，msosi.K/W壳程走正戊烷气体，取 Rso =1.4 10，m2.K/W3.2.4核算总传热系数KoKo1KO-41.4 101264.70.0025 0.025 3.44 10-450.8 0.02250.0250.020.0255255.3 0.02QKo Atm面积裕量32 18)0 % 11.6%32.8_3=1.653 103K。=609.4 W /(m2 C)二 32.8m304.738 1032m604.9 15.353.2.5核算壁温51.7 -tw11264.7 14 曲tw -3615255.3 344 伏tw =417C则假设成立3.3计算压强降壳程压降：正戊烷在等温等压下冷凝压降忽略;管程压降：丫屈=（巾1 + 4）2）FtNsNp|J：-：:对于25mm 2.5mm的管子Ft取为1.4;Ns 串联的壳程数，Ns=1 ;f 0 2Lch二 5073.4Pa取粗糙度汗0.2mm则d二20讪查摩擦因数图得“。041Ap2 =3pu22993.6 1.10722Pa = 1826FAp=(5073.4 1826) 1.4 4 1 = 3.82 1042.5 106巳3.4结构尺寸的确定4.1筒体内径D =tnc -1 2b式中 t管中心距,25 2.5 , t=32mm. 横过管束中心线的管数，正三角形排列 nc=1.1602.03.4.10拉杆与定距管换热管外径为25mm19mm，选择拉杆定距杆结构。拉杆直径选择16mm,选择4根拉杆，距离按实际需要选取 定距管为25 2.5，距离按实际需要选取。3.4.11分程隔板与缓冲板分程隔板：隔板材料为Q235 C DN - 600mm最小厚度为8mm (G151-99)设计时取10mm缓冲板：管程流速小可以不用缓冲板壳程流速约10m/s,接管直径200mm，缓冲板厚度为6mm长度300mm 3412总重量计算3412.1 管板重量：管板材料为16MnR,数量为2个冗 222222G1(D -d2 n2) bf D4 6 D5 4 D3 h - b nJ r46 5002 4 5002 4 -252 48 106n 一 222-(6602 272 x20)x34+56324 -7.85 103 10 = 92.6kgG总二 92.6 2kg = 185.2kg3.4.12.2法兰重量：法兰材料为16MnR,两个容器法兰凸面法兰 G =79.2 2kg = 158.4kg采用石棉橡胶垫片(JB/T4704-2000)DN=500mm PN=2.5MPa D=565mmd=515mm壳程接管法兰7.0+4.5kg二11.5kg管程接管法兰4. 52 k=g9 k3.4.12.3 接管质量：接管材料为Q235 -C壳程接管& 6 2 0 0 +3. 0 2 0=0 19. 2 kg管程接管3t10 200 6kg6 2kg 12 kg3.4.12.4 筒体质量：筒体材料 Q235-C1m长的筒体质量为100kg筒体总质量约为100 4.5 = 450kg3.4.12.5 管束质量：管束材料为Q235-A106 nd行 a21 p106 n.025-0.02 24.5 7.85 10661.4kg3.4.12.6 拉杆质量：拉杆材料 Q235-Ap nd2 l 447 .B5 3x1-6x402. 0 1 6 =4.5428.4kg3.4.12.7折流板质量：折流板材料16Mn(A4nd屛2al4丿n22495.5 -495.50.11343-4n4 25n 2851664YI6 7.85 103 10= 5.745kg5.745kg 14 二 80.43kg3.4.12.8 封头质量：封头材料Q235-C一个封头质量为20kg，数量为2,则总质量为m=20 2kg 40k3.4.12.9 定距管质量：定距管材料Q235-A4500 -14 6 = 4416mm 根数为 4n22则：m = 40.025 - 0.022 4.416 7850kg = 24.49kg43.4.12.10 补强圈质量：补强圈材料16MnRDN=200 时质量 m 6.8kgDN=125 时质量 m2 二 2.16kg总质量 m = 2 6.82 2.16kg 二 17.92kg3.4.12.11螺栓和螺母的质量在 DN=500、PN=2.5MPa 时，一个 M24螺栓的质量为 0.554kg在 DN=125、PN=2.5MPa 时，一个 M16螺栓的质量为 0.149kgDN=200、PN=2.5MPa 时，一个螺栓的质量为 0.153kg螺栓总质量：m = 20 2 0.554 8 2 0.149 8 2 0.153 = 27.01kgI型诉卅螺母质量为0.0888kg,必螺母质量为0.029kg螺母总质量：m = 20 2 0.0888 8 2 2 0.029 二 4.48kg3.4.12.12 总质量M = 185.2 +158.4 +14 + 9 +19.2 +12 + 450 + 661.4 + 28.4 + 80.43 + 40 +24.49 17.92 27.01 4.48 = 1739.1kg最大载荷为 Q ：匹=1739.1 型 10- =5.14kN(n= 4k =0.83)kn 4 汉 0.83根据JB/T4725-92,选择如下制作本体允许载荷Q/(kN)适用容器公 称直径DN/mm高度H/mm螺纹(螺栓孔直径24mm)AN型支座 质量/kg20500-1000160M201.53.5离心泵和风机的选取管程进口流量为：qv=Qm2P9.126 3600993.6m3/h =33m3/h设高度差为 h=10m=0.05m2g 29.81取P=2m / Hf =12m;?g扬程为H=h+u22g24m根据流量和扬程选择离心泵为IS80-50-315扬程转速效率轴功率电机功率必需汽蚀余量330m /h31.5m1450r / min56%4.6kw5.5kw3.0m风机:壳程进口采用风机旋转式鼓风机附录换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率/ (kg /h)水：32853.6正戊烷：3157进(出)口温度/C32 (40)51.7 (51.7)压力/MPa2.52.5物性定性温度/ C3651.7密度/Kg/m3993.6596定压比热容4.1742.34粘度/Pa.S0.712 X0-30.18 X0-3设备结构参数型式固定管板式壳程数1壳体内径/mm500台数1管径/mm25X2.5管心距/mm32管长/mm4500管子排列正三角管数目/根106折流板数/个14传热面积/m236.6折流板间距300管程数4壳体材质Q235-C主要计算结果管程壳程流速/ (m1.10710表面传热系数/(W/m2/C)5255.31264.7污垢热阻/(m2. C/W)3.44 X0-41.4 X0-4热流量/kW304.735传热温差/ C10传热系数/( W/m2/C)609.4裕度/%11.6%本书符号说明符号单位所表示的意义Qkw传热速率c平均温度差KW/()总传热系数CpkJ/(kg|K)冷却水比热容A2以传热管外表面为基准m的传热器的换热面积Tic正戊烷进口温度T2c正戊烷出口温度tic冷却水进口温度c冷却水出口温度a kw/(皿管程对流传热系数akw/皿.p壳程对流传热系数入kw/(m | K)管壁导热系数Pkg/m3操作温度下冷却水密度pkg/m3操作温度下正戊烷密度PoPa s操作温度下冷却水粘度出Pa s操作温度下正戊烷粘度