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30万吨/年乙烯装置脱甲烷塔进料冷却器设计xx大学本科毕业设计（论文）30万吨/年乙烯装置脱甲烷塔进料冷却器设计Design of demethanizer feed cooler for ethylene plant with 300 thound tons / year学 院（系）： 化工与环境生命学部 专 业： 学 生 姓 名： 学 号： 指 导 教 师： 评 阅 教 师： 完 成 日 期： 摘 要乙烯产品是石油化工装置中的重要产品，乙烯工业的发展程度是衡量一个国家石化工业水平的重要标志之一，扬子乙烯装置就是我国在20世纪60年代从国外引进的代表性乙烯装置之一。本设计是30万吨/年产乙烯装置中脱甲烷塔进料冷却装置的设计。脱甲烷塔分四段进料，每段进料温度各不相同，本次设计是针对其中一股进料的冷却装置设计。在进料时增加冷却器，可以有效减少塔底再沸器的负荷，降低成本。在设计换热器时，除了需要考虑换热器能否满足工艺需求外，还需充分了解各种换热器所适用的场合、优缺点，以便综合考虑，选择出成本最低的方案；本次设计通过分析，最终选择单管程、单壳程的固定管板式换热器；根据工艺要求，进行工艺计算，初算换热器尺寸大小；根据国标，对换热器进行机械设计和校核，同时进行附件选择，完成换热器装配图纸。本次设计的重点是设备结构设计和强度校核。本文设计内容包括：工艺计算、设备选型、材料选择、设备结构设计、强度校核、附件选择以及用CAD绘制换热器装配图1张，零件图4张。关键词：换热器；固定管板；应力分析；强度校核；附件选择- II -30万吨/年乙烯装置脱甲烷塔进料冷却器设计Design of demethanizer feed cooler for ethylene plant with 300 thound tons / yearAbstract Ethylene products are important products in petrochemical plants. The development of ethylene industry is one of the important symbols to measure the level of petrochemical industry. One of the representative ethylene plants imported from abroad in China in the 1960s.In this work, the cooler is designed for the 300 thound tons / year ethylene plant in the removal of methane process feed cooler design. Demethylation tower is divided into four feeds, each feed temperature is different, this design is for one of the feed cooling device design. Adding the cooler to the feed can effectively reduce the load on the bottom reboiler and reduce the cost. In the design of heat exchangers, in addition to the need to consider whether the heat exchanger to meet the process requirements, but also need to fully understand the various heat exchanger applications, advantages and disadvantages, in order to consider, choose the lowest cost of the program; through the analysis design, the final choice is single-tube, single-shell fixed tube plate heat exchanger; according to process requirements, making the process calculation, getting the size of the initial heat exchanger; according to the national standard, doing mechanical design and strength check for the heat exchanger ,as well as chose the annex, complete heat exchanger assembly drawings. The focus of this design is the design of the equipment structure and strength check.The design of this article includes: process calculation, equipment selection, material selection, equipment structure design, strength check, accessories selection and CAD drawing with heat exchanger assembly diagram 1 as well as part 4 sheet.Key Words：Heat exchanger; Fixed pipe plate; Stress analysis; Strength check; Attachment selection- III -30万吨/年乙烯装置脱甲烷塔进料冷却器设计目 录摘 要IAbstractII1文献综述11.1 乙烯装置简介11.2换热器介绍21.2.1板面式换热器21.2.2热管换热器41.2.3管式换热器41.3换热器优化51.3.1 表面特性及选择61.3.2结构设计61.3.3模拟软件61.4换热器的设计方法61.4.1试算并初选设备规格71.4.2计算管壳程压强降71.4.3核算总传热系数71.5设计方案分析82换热器工艺设计92.1物性数据92.2估算设备尺寸102.3 换热器核算112.3.1热流量核算112.3.2传热管和壳体壁温核算142.3.3流体阻力核算143换热器机械设计163.1 壳体壁厚计算163.2 管箱壁厚计算163.3 封头壁厚计算173.4固定管板计算173.5判断是否需要膨胀节243.5.1壳体和管子承受的最大应力243.5.2管子拉脱力253.5.3比较263.6计算与校核263.7管箱接管开孔补强校核403.8壳体接管开孔补强校核404流体诱发振动424.1计算横流速度424.2计算卡门漩涡频率434.3计算湍流抖振主频率444.4计算声频444.5换热管的固有频率444.6临界横流速度454.7计算振幅464.8结论46设 计 总 结47参 考 文 献48附录A 结构设计49A.1保温层49A.2接管49A.2.1接管伸出长度49A.2.2接管安装位置50A.3管箱50A.3.1管箱最小长度50A.3.2管箱法兰50A.4防冲板50A.5折流板及拉杆布置51A.6支座51A.7吊耳52附录B 换热器数据表53致 谢55VI30万吨/年乙烯装置脱甲烷塔进料冷却器设计1 文献综述1.1 乙烯装置简介乙烯产量占石油化工产品的百分之七十五，在世界经济中占有很大比重，乙烯工业更是石油化工产业的核心工业。乙烯工业的发展程度已经成为世界上衡量一个国家石化工业发展水平的重要标志之一。20世纪七十年代末期，我国引进了一批年产30万吨规模的大型乙烯生产装置，扬子乙烯装置既是其中之一。随着改革开放的深入和经济建设的发展，我国石油化学工业的生产规模和工艺技术水平也在迅速地扩展和提高，已成为国民经济的支柱产业之一。其中，乙烯工艺近十多年来发展尤为迅速。扬子30万吨/年乙烯装置是扬子石油化工装置的组成部分，扬子乙烯装置的原料除了石脑油之外，还可以使用本公司生产的直溜石脑油、常压柴油、加氢裂化尾油、丙烷和丁烷等。扬子乙烯装置主要裂解原料是轻柴油和石脑油。裂解油在裂解炉中经过裂解会生成各种碳化合物、氢化物及其他产品。裂解气体在经过废锅初步冷却后，进入裂解油回收部分。首先经过急冷、汽油分离塔等急冷区分离出其中的重组分，当离开水急冷塔塔顶时，裂解气的温度已降至45左右，其中的柴油，以及比柴油更重的组分已基本完全分离。然后经过压缩和常温冷凝以及醇胺洗涤、碱洗和分子筛干燥后，将其中的H2S、CO2和裂解汽油以及大部分水蒸气分离出来，硫化物会影响聚合级烯烃产品的质量，在低温时会凝结为固体，在低温设备中发生堵塞。随后将裂解气通入碱洗塔，可以进一步除去酸性气体。分离乙烯及其联产物的主要设备精馏塔，是根据化合物沸点的差别，将乙烯、丙烯、和等逐步分离出来。扬子乙烯装置脱甲烷系统采用裂解气在高温下换冷降温，在低压下脱除甲烷、顺序分离的流程。脱甲烷塔是乙烯装置冷区部分的核心设备；其中裂解气分离装置中耗能最大，投资最大的两个的环节分别是裂解其中甲烷和氢的脱除。其中，氢和甲烷的脱除需要在-90以下低温条件的深冷分离装置中进行，其冷冻功耗大约占整个装置冷冻功耗的50%左右。目前，世界乙烯年产量已大幅上升，2015年，乙烯产量最高的三个地区的产量分别为：亚太地区5300万吨/年，北美地区3640万吨/年，中东地区2918万吨/年。2015年，占世界乙烯总产能的14.7%的世界前10大乙烯联合装置的总参能为2256.6万吨/年1。当前，世界排名前三的乙烯联合装置，分别为美国的埃克森美孚化学公司、中国台塑集团和加拿大诺瓦化学公司的乙烯生产装置，其产能分别为350万吨/年、293.5万吨/年、281.2万吨/年。我国于2013年在陕西榆林建成150万吨/年催化裂解制乙烯装置反应器。741.2换热器介绍换热器是工业生产过程中冷热物流之间进行热量交换的一类设备。尤其是在发展迅速的的化工、石油等工业生产中，换热器的应用更是十分广泛。通常的建设中，换热设备的投资约整个生产装置工艺投资的20% 30%左右。在化工生产中的工艺流程中，进行着各种不同形式的流体之间的热量交换。这些热量之间的传递就是通过换热器来实现的，在工业生产中，为了满足工艺需求，有时需要在冷热物流之间进行热量传递，换热器便是传递热量的媒介。换热器可以依据使用目的将其分为：等；依据冷、热流体的流动方向可分为：；依据热量的传递形式可分为： 2；其中两股流体被固体表面分开，热量交换是通过避免进行的，因此，又被称为，是应用最为广泛的一类热交换设备。1.2.1板面式换热器（1） 板式换热器板式换热器一般可分为焊接板式和可拆式。可拆式换热器由于可以进行拆卸清洗，可灵活增加板块依次增加换热面积，在供热工程中使用较多。且橡胶垫密封用焊接结构进行代替的焊接板式换热器，可消除由于垫片材料因温度、压力和腐蚀性等带来的限制。焊接板式换热器适用于不易结垢的流体之间的换热，且焊板片内部的清洗方法不能选择机械方式2。总的来说，板式热交换器具有以下的优点和缺点：优点：a. 换热效率高； b. 针对性强，有多种波纹形式和材料可供不同工况条件、介质选择；c. 结构紧凑，重量轻；d. 适应性强，绝大多数的换热工艺可用；e. 热损失小，板式换热器为全封闭的设备，不会与空气发生热量损失，热能完全被加以转移和利用；f. 拆装维修方便，拆卸时不需要额外空间，板片可以卸下清洗，密封垫更换容易。缺点：a. 承压性能较低，且设备越大，承压性能越差；b. 工作温度较低；c. 不适用于杂质较多的介质，当杂质较多时，易堵塞留道，降低换热效果，且杂质容易损坏板片；d. 操作不当易造成泄露。（2） 螺旋板式换热器在回收废液、废气中的能量等场合国内外较早使用的是，螺旋板式换热器主要由螺旋形和连接管等基本部件构成。流体在流道内流动时因结构形状的原因产生离心力，在流道内外侧之间形成二次流，可以很大程度上增强流体扰动，强化传热 2。 优点：体积小、结构紧凑、效率高、制造简单、成本低，单位面积提供的传热面很大。流体在螺旋板内允许流速较高，并沿螺旋方向流动，边界层薄，故传热系数大，传热效率高。此外还因流速大，脏物不易滞留。缺点：要求焊接质量高，检修比较困难，重量大，刚性差。（3） 板翅式换热器板翅式换热器被认为是最具有发展前途的新型换热设备之一3。优点：a. 传热效率高，流体在流道中产生的二次流形成的扰动，有效降低热阻，提高了传热效率；b. 结构紧凑； c. 轻巧、牢固； d. 适应性大，可适用多种介质热交换，亦可用作冷凝或蒸发；e. 经济性好。缺点：流道狭小，易堵塞，发生堵塞或腐蚀易造成串漏，维修困难。（4） 板壳式换热器板壳式换热器最早由欧美发达国家在20世纪80年代开发研制，其基本结构类似板式换热器的结构，但板间距较板壳式换热器较大，各板之间采用焊接法连接，取消了垫片，适用于介质清洁、压降小、换热面积大的场合。（5） 伞板式换热器伞板式换热器的传热元件是带波纹的伞板，其结构基本上与板式换热器相同。20世纪60年代初期，由我国和瑞典各自独立创制。伞板换热器适用于高粘度、小流量、小温差的流体之间的换热4。优点：a. 板片制作简单，成本低；b.板片增减自如，拆卸、清洗方便，能适应传热面积的变化。缺点：a. ；b. ，不能用于高温、高压场合；c. 流动阻力大。1.2.2热管换热器热管换热器最早被应用于，70年代国外开始在、石油、化工等方面有所应用。元件组成，热管是其中的关键元件。热管是容器，热流体的热量在蒸发段传给换热管中的介质，介质蒸发成气态，流向冷凝段，在冷凝段冷凝，释放出汽化潜热，热量传给冷流体，介质冷凝成液体，然后在毛细力或者重力的作用下重新返回蒸发段，如此，利用介质的相变反复进行冷、热流体之间的热量交换。经过20多年的努力，我国先后开发成功了多种热管换热器，并在多种行业的应用中取得了重大突破。当前热管技术已趋于成熟，应用在面逐步扩大3。优点：a. 较大的传热能力和导热性；b. 优良的等温性；c. 热流密度可变。缺点：具有传热极限，管内蒸汽流通截面的大小、流体截面、蒸汽压力、流动速度和毛细抽力等都会限制热管的传热能力。1.2.3管式换热器（1）套管式换热器套管式热交换器的元件是两根不同直径的管子套成的同心套管，然后把多个元件加以连接而成的一种换热器，流动方式为纯逆流或纯顺流的方式3。优点：a. 结构简单、适用于高温、高压的流体；b. 内管做成可抽出的套管形式可方便除污。缺点：a. 阻力大；b. 消耗金属多；c. 管间接头多，易发生泄漏；d. 体积较大，占地面积大。（2）管壳式换热器目前管壳式换热器是国内外工业生产中最主要的换热设备，虽然其在换热效率、结构紧凑性和金属材料消耗等方面并不是最佳的，但其具有适应能力强，结构简单、可靠、弹性大、对材料性能要求低、可承受高温高压等特点，使得其在工程中仍然有广泛应用3。按结构常见的有三种： 和浮头式换热器，三种形式的换热器各有特点，适用于不同的场合。三者相比， 的优点是：壳体与管束的，管束便于更换，同时壳程的，可以用机械方法进行清扫；的优点是：结构简单，造价低；U形管式换热器的优点是：壳程清洗方便，造价较低。因此从经济性上分析，在工艺条件允许时，选用固定管板式换热器最为合理5。三种管壳式换热器系列特征和适用范围见表1.2。表1.2 管壳式换热器系列特征和适用范围类型公称直/（mm）管程数管长/（m）管子（外径厚度）/（mmmm）排列方式特性适用范围固定管板式15918001,2,4,61.5,2,3,4.5,6,9192252.5热膨胀补偿式：刚性，温差50；加膨胀节，温差90120；结构简单、紧凑，长管时造价最低，管束不可抽取温差较小；壳程压力低；壳程流体清洁不易结垢；可立式或卧式U形 管式32512002,43,6192252.5U形端自由伸缩补偿性好；结构简单，管束抽出容易；管子排列不紧凑，管长分布不均匀温差较大；管内流体较干净；管内可承受高压浮头式32519002,4,63,4.5, 6,9192252.5浮头可伸缩，补偿性好，管束可抽出；造价较高适用面广；管内外均可承受高温高压注：1）表中为碳钢和低合金钢的尺寸，不锈钢材质的管子为192mm及252mm，换热管为光滑管和螺纹管。 2）管心距：19mm2mm为25mm；252.5mm为32mm1.3换热器优化换热器在生产中的投资占有很大的比例，然而由于各种原因，换热器的效率却一直很低，因此，对换热器的优化设计就显得十分有必要。早期人们对于换热器传热效果的优化思想主要集中在换热器的翅片形状上上，通过对这些形状各异的翅片的传热系数、摩擦因子与雷诺数之间关系的研究，来优化换热器传热6。目前，对于换热器优化的研究主要集中在一下几个方面：1.3.1 表面特性及选择一般可从定性和定量两个方面来分析考虑表面选择，定量分析法又分为性能比较法和筛法两种，两种方法又分别适用于不同类型的换热器7。美国斯坦福大学的Kays和London等人通过对紧凑表面的实验研究8，针对40多种不同翅片形式的板翅式换热器总结出了他们之间的传热和阻力关联式。计算流体力学、流动可视化技术和模拟测试是最基本和最主要的方法，基于这些方法的研究主要有以下几个方面：a. 传热、压降系数及有关关联式b. 传热机理和各种传热表面的数值解c. 伴有相变及两相流的传热及流动1.3.2结构设计换热器的结构对换热器的性能研究有很大的影响，目前有以下方法可使换热器的结构更加紧凑9： a. 用具有；b. 改善换热器换热表面的几何形状；c. 流道布置，适当的改变流道，改变流体流动方式，增加扰动，可以强化传热10；d. 由于紧凑式换热器流道短、换热表面积大，所以介质流动的均匀分配对紧凑式热交换器导流器的设计十分重要；e. 根据不同的换热工质，根据情况在流体中添加换热强化剂，也可以增加临界热流密度，提高换热系数11 。1.3.3模拟软件近年来，随着计算机技术的发展，各种计算软件开始大量出现，且其算法更加准确、可靠，利用计算机软件模拟的方法，可以对换热器尺寸、传热效率进行优化，还可以对设计参数进行分析，快速找出最有路径12。1.4换热器的设计方法常规的换热器按照GB151-2014 热交换器和GB150-2011进行选型及分析设计，主要步骤如图1.2：1.4.1试算并初选设备规格根据顺流或逆流的传热方式，计算热负荷，根据物性数据表查相关的物性数据，假设传热系数，初步得到的换热器规格。1.4.2计算管壳程压强降。验算结果是否合理。若不符合工艺要求，则需调整流速，重新计算直至满足要求。1.4.3核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，再计算总传热系数K，计算出实际的换热面积，换热裕度需要大于15%，否则设计不合理，需重新假设K值，重复以上计算步骤13。图1.2 换热器计算流程1.5设计方案分析根据扬子乙烯脱甲烷工艺条件，脱甲烷塔进料分4股不同温度的进料入口，本次设计进料冷却器为的数据依照其2号进料冷却器数据，制冷温度为，采用从丙烯精馏塔采出的丙烯作为冷却器的制冷剂，可以减小能耗，丙烯的制冷温度为，冷热两股流体的温差较小，需冷却物料的压力约为，故优先选择固定管板式换热器，其结构简单，处理量大，且造价便宜，经济合理。由于乙烯产品的产量大，故换热器的体积较大，为减小占地面积，可设计为立式结构；因冷却流体为混合物，沸点差异较大，压力大，且可能会因为温度降低有流体冷凝结晶，附着在换热管内表面，故混合气体走管程，便于管内污垢清洗。换热器采用逆流的方式，有利于强化传热，充分利用冷却剂，由于壳程流体发生相变，有气体生成，故丙烯从换热器壳层下侧进入换热器，有利于流体排除换热器，热流股从换热器上端进入换热器。换热器可选用单管程的E型壳体，热效率高，经济上便宜，该冷却器为低温压力容器，换热器材料需满足低温压力容器的要求；壳体材料选择15MnNiNbDR，管板材料选择15MnNiNbDR，可满足换热器的设计要求；本换热器的设计温度为-40，远低于环境温度，需考虑换热器与周围环境的热损失，故需加设一定厚度的保温层，减少热损失；因为换热管内走的是混合气体，故换热管选择19mm2mm的16MnDG无缝钢管，且小管径的换热管相对换热面积较大，可较小换热器尺寸，降低成本，换热管采用正三角形排列，三角形排列有利于壳程流体形成湍流流动状态，强化传热。设计时主要以GB 150-2011压力容器、GB 151-2014热交换器为依据进行设计。2换热器工艺设计2.1物性数据（1）换热器壳程选择丙烯作为制冷剂：进/出口温度：-40 进料压力： 冷剂用量：液相相对密度：，气相相对密度：液相粘度： ，气相粘度： 液相热导率： ，气相热导率： 定压比热容：，气化潜热： （2）管程物料：管程流体组分、流量及摩尔含量见表2.1：表2.1 管程物料组分表组分流量kmol/l摩尔分率%氢气 717.6817.76一氧化碳 4.45 0.11甲烷1129.4627.95乙炔 23.03 0.57乙烯1375.5634.04乙烷 173.36 4.29丙炔、丙二烯 18.99 0.47丙烯 446.9411.06丙烷 10.91 0.27丁二烯/C4炔烃 49.70 1.23丁烯 73.55 1.82丁烷 4.85 0.12C5炔类 12.120.3由Aspen及网页版AP1700计算得混合物的摩尔质量为 管程流体压力为3.5MPa，流量为 进口温度：，出口温度： 管程物料在下的物性数据为：热导率： 运动粘度： 定压比热容： 密度：2.2估算设备尺寸（1）热流量（2）平均传热温差 （3）传热面积 假设 （4）冷剂实际用量 冷剂汽化率（5）管径 选用的16MnDG无缝钢管传热管（6）传热管数总数（7）壳体内径正六边形对角线上传热管数目：传热管采用胀接，正三角形排列，取管心距 （8）折流板 则切去折流板的圆缺高度为： ，取 折流板数（9）接管 管程流体进、出口管：取接管内流体流速 ，则接管内径为可取标准管径为 。壳程流体进出口管：取流体流速，则接管内径为可取标准管径为。2.3 换热器核算2.3.1热流量核算（1）壳程表面传热系数 (2.1) (2.2)传热管三角形排列，其当量直径为壳程流体流通面积壳程流体最小流速及雷诺数雷诺数 普朗特数 粘度校正系数 壳程表面传热系数（2） 管内表面传热系数 (2.3)管内流体流通截面积管程流体最小流速雷诺数 普朗特数 管内表面传热系数（3） 污垢热阻和管壁热阻取管内外侧污垢热阻 换热管材料的热导率取 管壁热阻（4） 总传热系数（5）传热面积裕度换热器的实际传热面积面积裕度2.3.2传热管和壳体壁温核算按最不利的操作条件考虑，取两侧污垢热阻为零计算传热壁温则传热管平均壁温为壳体壁温可近似取壳程流体的平均温度，即 壳体壁温和传热管的壁温之差 因此选用固定管板式换热器较为合适。2.3.3流体阻力核算（1）管程流体阻力 (2.4)式中， 取传热管粗糙度为0.2，则传热管的相对粗糙度为 ，由 ，查莫狄图得 ，流速 管程流体阻力在允许范围内。（2）壳程阻力 (2.5)式中Ns=1，Fs=1.1流体流经管束的阻力 (2.6)正三角形排列F=0.5，f0=5.0，Re0-0.228=5.06141-0.228=0.684，NTC=1.1，NT0.5=1.114560.5=42，NB=12，u0=0.0828m/s，则流体流过折流板缺口的阻力 壳程流体阻力也在允许范围内。3换热器机械设计3.1 壳体壁厚计算依据GB 150-2011压力容器计算。根据工艺条件，壳程设计压力为 ，设计温度 ，焊接采用单面焊对接局部无损检测，焊接接头系数，材料选用低合金钢15MnNiNbDR，材料在设计温度下的许用应力，取钢板厚度负偏差，腐蚀余量 则则计算厚度： 设计厚度： 名义厚度： 由于壳体上要安装支座以及连接接管，且最小厚度为10mm，为此适当增加壳体厚度，取 有效厚度： 水压试验压力水压试验应力校核，满足水压试验强度要求3.2 管箱壁厚计算依据GB 150-2011压力容器计算。管箱设计压力为Pt=4.02MPa，设计温度tc=-45，焊接采用单面焊对接局部无损检测，焊接接头系数=0.80，材料选用低合金钢15MnNiNbDR，材料在设计温度下的许用应力t=196MPa，ReL=370MPa，取钢板厚度负偏差，腐蚀余量则计算厚度设计厚度： 名义厚度： 取 有效厚度： 水压试验压力水压试验应力校核 ，满足水压试验强度要求3.3 封头壁厚计算依据GB 150-2011压力容器计算。采用标准椭圆封头，材料采用15MnNiNbDR，则取管箱与封头厚度一致，方便焊接工艺，故取封头厚度=管箱厚度=20mm水压试验可满足工艺要求。3.4固定管板计算固定管板计算为本次设计的重点部分。管板按照GBT 151-2014热交换器e型连接兼作法兰计算管箱法兰按照NBT-47023-2012选用长颈对焊法兰。 管箱法兰颈部对接筒体最小厚度 管箱法兰厚度 螺柱数量 螺柱规格M36，法兰螺柱孔径： 螺柱采用35CrMoA， 管箱垫片采用非金属石棉橡胶平面软垫片JB/T4704-2000，1208/1148，=3mm（1）换热管参数计算换热管材料16MnD，规格， 计算a、A、A1、AS、Kt、Q、s、t、crt、At、Dt、t单个换热管管壁横截面积：壳程圆筒内径横截面积：管板开孔后的面积：圆筒壳体金属横截面积： ，换热管伸出管板长度为3mm换热管有效长度（两管板内侧间距） ：管束模数：换热管束与圆筒刚度比：换热管受压失稳当量长度按GB/T 151-2014图7-2确定，本次设计取 系数： 系数 因为Cr6.4mm，垫片的有效密封宽度 按GB 150.3-2011中7.5.1.3 b规定，垫片压紧作用圆直径：按GB 150.3-2011表7-4：垫片压紧的力臂 查GB 150.3-2011表7-2，垫片系数，比压力 预紧状态下需要的最小垫片压紧力力：操作状态下需要的最小垫片压紧力：预紧状态下需要的最小螺柱载荷：内压引起的总轴向力：内压引起的作用于法兰内径截面上的轴向力：操作状态下需要的最小螺柱载荷：预紧状态下需要的最小螺柱面积：操作状态下需要的最小螺柱面积：需要的螺柱面积：基本法兰力矩：螺柱中心作用处的径向距离：管程压力操作工况下的法兰力矩：系数Y按GB 150.3-2011， ，查表7-9， （3）假设厚度计算计算f、bf、K、k、ks、kh、Kf、Kf、Kf和Kf壳程侧板结构开槽深度3mm根据前述假设管板名义厚度： 管板的计算厚度：管板延长部分兼做法兰宽度： 管板延长部分兼作法兰厚度： 管板刚度削弱系数： 换热管加强系数：管板周边不布管区无量纲宽度： k1.0，且t0.8壳程圆筒壳常数： 取颈部大小端厚度平均值：管箱圆筒壳常数 ：系数：系数：壳体法兰与壳程圆筒的旋转刚度参数：管箱圆筒与管箱法兰的旋转刚度参数：旋转刚度参数： 旋转刚度无量纲参数： （4）计算系数按K和Kf查管板第一弯矩系数 、系数，计算系数 查GB/T 151-2014图7-12得 查GB/T 151-2014图7-13得 （5）管板第二弯矩系数m2 按K和Q查GB/T 151-2014图7-14 a) 得 （6）计算计算由GB/T 151-2014图7-15按K和Q查。 查GB/T 151-2014图7-15(b) 得 法兰力矩折减系数： 管板边缘力矩变化系数： （7）计算换热管与壳程圆筒的热膨胀变形差和系数设定热交换器制造环境温度 ， 系数： 系数： 系数： 系数：系数： 系数： 3.5判断是否需要膨胀节3.5.1壳体和管子承受的最大应力管子和壳体间温差所产生的轴向力壳程与管程压差所产生的力壳程和管程压力作用于壳体上的轴向力壳程和管程压力作用在管子上的轴向力则壳体最大应力换热管最大应力3.5.2管子拉脱力管子中的温差应力在温差应力下受到的拉脱力由介质压力引起的拉脱力3.5.3比较因为s2st，qq 故不用设置膨胀节3.6计算与校核管板压力校核按照GB 151-2014热交换器7.4部分计算校核。（1）只有壳程压力，不计入膨胀变形差壳程设计压力： 当量组合压力： 有效组合压力：基本法兰力矩系数：管板边缘剪切系数 ：管板周边总弯矩系数： 管板边缘弯矩折减系数： 因为m0.9， ： 管板最大径向应力系数： 壳体法兰力矩系数：管板径向应力系数：管板最大径向应力： 合格管板布管区周边剪应力： 合格壳程圆筒轴向应力： 合格： 合格换热管轴向应力： 合格换热管与管板的连接方式：胀接换热管与管板的最小胀接长度： ： 合格（2）只有壳程压力，计入膨胀变性差只有壳程设计压力，而管程设计压力，计入膨胀变形差当量组合压力：有效组合应力：基本法兰力矩系数：管板边缘力矩系数：管板边缘剪切系数： 管板周边总弯矩系数：管板布管区周边的径向弯矩系数：因为，管板径向弯矩系数：管板最大径向应力系数： ：管板布管区周边剪切应力系数：管板最大径向应力： 合格管板布管区周边剪切应力： 合格壳体圆筒轴向应力： 合格壳体法兰应力： 合格换热管轴向应力 ： 合格换热管与管板的连接形式：胀接换热管与管板的最小胀接长度： 合格（3）只有管程压力，不计膨胀变性差只有管程设计压力，而壳程设计压力，不计入膨胀变形差管程设计压力： ：管程压力操作工况下的法兰力矩系数：管板边缘力矩系数： 管板边缘剪切系数：管板周边总弯矩系数：1K6，查图7-16 (a)、7-16 (b)得到管板布管区内部的最大径向弯矩系数： 当-3m0.3时， 管板径向弯矩系数： 管板最大径向应力系数：管板最大径向应力： 合格管板布管区周边剪切应力： 合格壳程圆筒轴向应力： 合格壳体法兰应力： 合格换热管轴向应力： 合格换热管与管板的连接形式：胀接换热管与管板的最下胀接长度: 换热管与管板连接的拉脱力： 合格（4）只有管程压力，计入膨胀变性差只有管程设计压力，而壳程设计压力，计入膨胀变形差，当量组合压力： 有效组合压力：管程操作工况下的法兰力矩系数：，查图7-16 (a)、7-16(b) 得到管板布管区内部的最大径向弯矩系数： 当-3mA封头处的接管强度足够，不需要另设补强结构 。3.8壳体接管开孔补强校核工艺设计给定的壳程流体进出口管内径为105mm，实际选用 的16MnD无缝钢管，材料的许用应力，取。采用等面积补强法校核。接管计算壁厚 ：接管有效壁厚 ：开孔直径 ：开孔有效补强宽度 ：接管外侧有效补强高度 ：开孔处的补强计算壁厚 ：需要补强面积 ： 可作为补强的面积 ：A1+A2A壳体接管处的强度足够，不需另设不强结构。4流体诱发振动4.1计算横流速度如图4.1，知流动角为，各列换热管之间的间隙总和按下式计算： 计算结果列于表4.1.表4.1 各列换热管之间的间隙总和bi列数i12345678管数4140394039403938总间隙bi/m0.3200.3370.3510.3260.3370.3090.3160.322列数i910111213141516管数3736373635343130总间隙bi/m0.3460.3270.2880.2850.2790.2710.2970.283列数i1718192021222324管数292825222116134总间隙bi/m0.2640.2420.2520.2570.2300.2410.2140.276由表4.1看出，第23列总间隙最小，该处的横流速度最大。按气相计算热交换器进、出口处的横流速度：折流板间的横流速度 ：图4.1 布管图图4.2 折流板布置图4.2计算卡门漩涡频率节径比；排列角为30；由GB151-2014图C.1查的。进、出口处的卡门漩涡频率为：折流板间的卡门漩涡频率为：4.3计算湍流抖振主频率，进出口处的湍流抖振主频率为：折流板间的湍流抖振主频率为：4.4计算声频丙烯的定压比热容