化工原理课程设计-煤油冷却器的设计

1、化工原理课程设计煤油冷却器的设计15目录一化工原理课程设计任务书3二概述 4换热器的发展和分类4列管式换热器的分类5设计背景以及设计要求8三换热器的设计论述以及计算11四确定设计方案204.1选择换热器的类型204.2流程安排204.3确定物性数据20试算并初步选择换热器的型号21224.5 壳体内径4.6折流板234.7接管13五换热器的核算13六.机械设计 26七设计结果464748八.参考文献 九.后记化工原理课程设计任务书(一) 设计题目：煤油冷却器的设计 (3组： 21- )(二) 设计任务及操作条件1 处理能力： 18 万吨/ 年煤油2 设备形式： 列管式换热器3 操作条件(1)

2、煤油：入口温度100C，出口温度35C(2) 冷却介质：自来水，入口温度25E，出口温度40C( 3) 允许压强降：不大于 100kPa(4)煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15 X10-4Pa.s，比热容 2.22kJ/(kg. C)，导热系数 0.14W/(m. C) ( 5) 每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行(三) 选择适宜的列管式换热器并进行核算3.1 传热计算3.2 管、壳程流体阻力计算3.3 管板厚度计算3.4 U 形膨胀节计算(浮头式换热器除外)3.5 管束振动3.6 管壳式换热器零部件结构四) 绘制换热器装配图( A2 图纸)二概述21换热

3、器的发展和分类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。 它是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，有称为热交换器。换热器既 可以是一种单独的设备，如加热器、冷却器和蒸汽器等；也可以使某个工艺 设备的组成部分，如氨合成塔内的热交换器。由于制造工艺和科学水平的限制，早期的换热器只能采用简单的结构， 而且传热面积小、 体积大和笨重， 如蛇管式换热器等。 随着制造工艺的发展， 逐步形成了一种管壳式换热器，他不进单位体积具有较大的传热面积，而且 传热效果也较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。二十世纪 20 年代出现板式换热器，并应用于食品工业。以板代管制成 的换热器，结构

4、紧凑，传热效果好，因此陆续发展为多种形式。 30年代初， 瑞典首次制成螺旋板换热器。 接着英国用钎焊法制造出一种由铜以及其他合 金材料制成的板翅式换热器， 用于飞机发动机的散热。 30年代末， 瑞典又制 造出第一台板壳式换热器，用于纸浆工厂。在此期间，为了解决强腐蚀性介质的换热问题，人们对新型材料制成的换热器开始注意。60 年代左右，由于空间技术和尖端科学的迅速发展， 迫切需要各种高效 能紧凑型的换热器，再加上冲压、钎焊和密封等技术的发展，换热器制造工 艺得到进一步完善，从而推动了紧凑型板面式换热器的蓬勃发展和广泛应 用。此外自 60 年代开始，为了适应高温和高压条件下的换热和节能的需要， 典

5、型的管壳式换热器也得到了进一步的发展。 70 年代中期，为了强化传热， 在研究和发展热管的基础上又创制出热管式换热器。一般换热器都用金属材料制成， 其中碳素钢和低合金钢大多数用于制造 中、抵押换热器；不锈钢除主要用于不同的耐腐蚀条件外，奥氏体不锈钢还 可做耐高、低温的材料；铜、铝以及其合金多用于制造低温换热器；镍合金 则用于高温条件下；非金属材料除制作垫片零件外，有些一开始用于制作非 金属材料的耐腐蚀换热器，如石墨换热器、氟塑料换热器和玻璃换热器等。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

6、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时换热器（板翅式、管翅式等） 。2.2、列管式换热器的分类换热器种类繁多，形式各异，如列管式、釜式、板式、板翅式、螺旋 板式、空冷器、套管式、蛇管式等。由于列管式换热器（亦称管壳式）易于 制造、适应性强、处理量大、成本较低可供选用的材料范围广泛，仍是当前 应用最广（约占7 0%），理论研究和设计技术最完善，运行可靠性良好的 一类换热器。列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主 要有以下几种：固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此 种换热器管束连

7、接在管板上， 管板分别焊在外壳两端， 并在其上连接有顶盖， 顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡 板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度 的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了 很大的温差应力，以至管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差5 0C以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀 节）只能用在壳壁与管壁温差低于 6070C和壳程流体压强不高的情况。一 般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用

8、， 就是考虑其他结构。其结构如下图所示：一折saB HM HHt:卜封夫;5-接粧卜管板(2) 浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接， 以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之 为“浮头”所以这种换热器成为浮头式换热器。其优点：管束可以拉出，以 便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不 会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造 价高。其结构如下：(3) 填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮 头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一会发

9、、易燃易爆 和有毒的介质。其结构如下：(4) U型管式换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管 子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列 的管子少。其结构如下所示：2.3设计背景以及设计要求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。在工程实践中有时也会存在两种 以上流体参加换热的换热器，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的差 别。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且 它们是上述这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。在化工厂，换热 器的费用约占总费用的10%

10、 20%，在炼油厂约占总费用的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，因此对 换热器的要求也日益加强。换热器的设计、制造、结构改进以及传热机理的 研究也十分活跃，一些新型高效的换热器相继问世。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。在换热器的设计中，首先应 根据工艺的要求选择适用的类型，然后计算所需的传热面积，并确定换热器的结构尺寸完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求：（ 1） 合理的实现所规定的工艺条件 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

11、、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笑得传热面积，在单位时间内传热尽可能多 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以及不发生流体诱发震动的前 提下，尽可能选择高的流速。 提高平均温差 对于无镶边的流体，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 允许的条件下，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

12、性。错列管束的传热方式比并列管束好。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。（2） 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和标准。这对保证设备的安全可靠起着 重要作用。（3）有利于安装、操作与维修 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。（4）经济合理 评价换热器的最终指标是：在一定的时间内

13、（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。再设计或选型时，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。动力消耗与流苏的平房成正比，使得传热系数不断降低，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。严格的讲，如果孤立地换热器本身来进行经济核算来确定适宜的操作 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

14、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。三换热器的设计论述及计算3.1 、概述1 流体流经的选择 哪种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选 择参考；1）不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。2）腐蚀性的流体宜走管内， 以免壳体与管子同时受到腐蚀， 而且管子 也便于清洗和检修。3）压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。4）饱和蒸汽宜走管间，以便于即使排除冷凝液，且蒸汽较洁净，冷凝 传热系数与流速关系不大。5）被冷却的流体宜走管间，可利用外壳内的散热作用，以增加强冷却 效果。6）需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内

15、， 因管程流通 面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。7）粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流板的 壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低 Re 下即可达到湍流， 以提高对流传热系数。解析：在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓 住主要矛盾。本题为两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数 一般比较大，且易结垢，估选择冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。2. 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增 大，从而可减少换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大

16、，动 力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。 此外，在选 择流速时，还需要考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目 减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不 易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温差下降。这些 也是选择流速时应予以考虑的问题。3. 管子规格和排列方法 选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不应 超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我 国目前试用的列管式系列标准中仅有 25 X 2.5及19X 1.9mm两种规格 的管子。 管长的选择是以清洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于清 洗，且

17、易弯曲。一般出厂的标准管长为 6m则合理的换热器管长为1.5、2、 3或6m系列标准汇中也采用这四种管长。此外，管长和壳径应相适应，一 般取 L/D 为 46（对直径小的换热器可大些） 。 如前所述， 管子在管板上的 排列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。等边三角形排列的优 点有：管板的强度搞；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对 流传热较高；相同的壳径内克排列更多的管子。正方形直列排列的优点是便 于清洗列管的外壁，适用于壳程流体易产生污垢的场合；但其对流传热系数 较正三角排列时为低。正方形错列排列则介于上述两者之间，即对流传热系 数（较直列排列的）可以适当地提高。管子在管

18、板上排列的间距，随管子与 管板的连接方法不同而异。通常，胀管法取 t（ 1.31.5）do,且相邻两管外 壁间距不应小于6mm即t（d+6）.焊接法取t=1.25do。4. 管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时， 有时会使管内流速较低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是管程数过多，导致管程流体阻力加大，增加动力费用；同时 多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计 时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程管子数大致相等。管程数可按下式计算， 即：m =巴u “式中

19、u管程内流体的适宜速度， m/s；u管程内流体的实际速度，m/s。5. 折流挡板 安装折流挡板的目的，是为了加大壳程流体的速度，使湍流程 度加剧，以提高壳程对流传热系数。折流板型式折流板的型式有圆缺形、 环盘形和孔流形等。通常为圆缺形折流板，并分为单圆缺形、双圆缺形和三 圆缺形。在要求压降小的情况下，也可选用环盘形折流板，但传热较差，应用较少。孔流形折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，压降大，仅适用于清洁流体，应用更少。折流板圆缺位置水平放置的折流板适用于无相变的对流传热，防止壳程流体平行于管束流动，减少壳程底部液体沉 积。而在带有悬浮物或结垢严重的流体所使用的卧式冷凝器、换热器中，

20、一 般采用垂直型折流板。折流板圆缺高度单圆缺型折流板的开口高度为直径 的1045%，双圆缺型折流板的开口高度为直径的1525%,过高或过低都不利于传热。折流板间距折流板的间距影响到壳程物流的流向和流速，从 而影响到传热效率。最小的折流板间距为壳体的1/5并大于50mm然而，对 特殊的设计考虑可以取较小的间距。由于折流板有支撑管子的作用，所以， 通常最大折流板间距为壳体的1/2并不大于TEMA规定的最大无支撑直管垮 距的0.8倍。系列标准中采用的h值为：固定板式的有150、300和600mm 三种；浮头式的有150、200、300、480和600mm五种。板间距过小，不便 于制造和检修，阻力也较

21、大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使 对流传热系数下降。6. 外壳直径的确定 换热器壳体的内径应等于或稍大于管板的直径。根据计 算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径。但是，当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在 初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流 通面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后，仍应用作图法 画出管子排列图。为了使管子排列均匀，防止流体走“短路”，可以适当增减一些管子。另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即：D=t(n c-1 ) +2b式中d壳体内径，mt管中心距，mnc横过

22、管束中心线的管数b管束中心线上最后层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b=(11.5) do管子按正三角形排列时：nc =1.1 n管子按正方形排列时：nc =1.1 n式中n为换热器的总管数。按计算得到的壳径应圆整到标准尺寸。7. 主要构建 圭寸头圭寸头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体（一般小于400mr）圆形用于大直径的壳体 缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。 导流筒壳程流体进、出口和管板间比存在有一段流体不能流动的空间，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使 流体进、出壳程时必然经过这个空间。 放气孔、排液孔 换热器中流体进、出口的接管直径

23、按下式计算即：式中 W流体的体积流量， m/s ;u接管中流体的流速，m/s。流速u的经验值为：对液体 u=1.52m/s对蒸汽 u=2050m/s对气体u= （1520） p/ p （p为压强，单位为atm； p为 气体密度，单位为kg/m3）8. 材料选用列管式换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。 在高温下一般材料的机械性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性 的材料是很少的。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝 等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐 蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用。9. 流体流动阻力的计算 管程流

24、体阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力 pi等于各管程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力 可忽略不计，故管程总阻力的计算式为：迟+卸2 FtNpNs式中 Pl、 P2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/m;F t结垢校正因数，无因次，对于 25x2.5mm的管子，取为1.4 ;对于19x2mm的管子，取为1.5 ;N串联的壳程数；Np管程数。上式中直管的压强降 P1可按公式计算：di 2式中入i 摩擦系数，W/m k；di 直管内径，ml 管长，mui 管内流体流速，m/s；p i管内流体密度，kg/m3回弯管的压强降 P2由下面的经验

25、公式估算，即: 壳程流体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多,但是由于流体的流动状况比较复杂，使得的结果相差很多。计算公式为： 児平迫FsN式中 P i 流体横过管束的压强降，N/nf P 2流体通过折流板缺口的压强降，N/nf;Fs壳程压强降的结垢校正因数，无因次，对液体可取1.15，对气体或可凝蒸汽可取1.0.而二 Ff。nc Nb 1 23.5 -2B 廿D 2式中F管子排列方法对压强降的校正因数，对正方形排列F=0.5，对正方形斜转45为0.4，正方形排列为0.3 ;fo壳程流体的摩擦系数，当 Rec500时，fo = 5.0Re-0.228;N b折流板数；h折流板间距，mU

26、o按壳程流通截面积 A计算的流速，而Ao=h (D-ncd。)。一般来说，液体流经换热器的压强降为 0.11atm，气体的为0.010.1atm。设计 时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积之间权衡，使既能满足工艺要 求，又经济合理。3.2列管式换热器的选用和设计计算步骤(1)试算和初选换热器的规格1. 确定流体在换热器中的流动途径。2. 确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式； 计算定性温度，并确定在定性温度下流体的性质。3. 计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于 0.8的原则, 决定壳程数。4. 根据传热任务计算热负荷Q。5. 根据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情

27、况，选定总 传热系数K。6. 有总传热速率方程 Q=KS t m，初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格。7. 计算所选换热器的实际换热面积及实际所需的总传热系数。 (二)计算管、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强。检查计算的 结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，在确定 管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降满足要求为 止。(3) 总传热系数计算管、壳程对流传热系数 a和a 0,如a。太小，在满足允许压强降 的情况下，可以减小折流板间距。然后确定污垢热阻的R 和R So，在计算 总传热系数K，比较K

28、的初始值和计算值，若K/K=l. 151. 2 5, 则初选的设备合格。否则许另选K选值，重复以上计算步骤。(4) 其他因素(如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操作)也不可 忽略。总之，设计时要综合考虑分析上述诸多因素，给予细心的判断，以便 做出一个适宜的设计。四确定设计方案1 选择换热器的类型定性温度：对于水，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故其定性温25+40度为Tm1=2= 32.5C于对壳程内煤油的定性温度：Tm2二100 35二67.5 C2由于两流体的温度差小于50C，所以使用固定管板式换热器。2流体空间以及流速的确定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

29、速度，使换热 器的传热能力下降，所以从总体考虑，应是循环水走管程，煤油走壳程选用25x2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.9m/s。3确定物性数据煤油和水在相应定性温度下的有关物性数据如下:密度/( kg/m3)比热容/( kJ/(kg C)黏度/Pa - s导热系数/( W/ (m C)煤油8252.227.15X 10-40.14水995.74.19-48.007X 10 40.61764试算并初选换热器型号1)热流量qmh 二空022727.27 kg/h330 x 242)平均传热温差18 102.22 65 3249999.61kg/h =910.5KW330 24先按纯逆流计算R

30、=T=4.33402575t2 _t11.夏清，化工原 理修订版公式4-31a2.夏清，化工原 理修订版公式4-453.夏清，化工原 理修订版公式4-46查得t=0.95 0.8故取双壳程 tm= A t A tm*=25.65 CQ3249999.613）冷却水用量 qmc=51710.42 kg/hCpMtc4.1954)换热器的传热面积估算：初步选定总传热系数 K=380 W/( m C)910500380 27.9二 85.9m24.夏清，化工原 理修订版公式4-34选用25 X 2 5碳钢传热管，取管内流速u=0.9m/s.管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数ns=

31、qv二 4di2u51710.42995.7 3600 二 4 .22.9=52根5史启才等化工单 元过程及设备课 程 设计第二版公式按单程管计算，所需的传热管长度为Ap上。足85.93.14 0.025 52-21m6.夏清，化工原 理修订版公式4-1按单管层设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现 取传热管长l=4.5m，贝够换热器的管程数为：21Np=L/l= 4管程4.5总传热管根数Nt=4 X 52=208根这样，在换热器系列标准中，初步选定了一下参数：壳体内径/mm600传热面积/76.7管程数Np4壳程数2管子尺寸25X 2.5管长/m4.5管子总数Nt222管

32、子排列方式正方形斜转45折流挡板形式圆缺形其中管子的排列方式为，每程内按正三角形排列，隔板各程。之间采用矩形排列。取管心距t=1.25do，t32mm7史启才等化工单元 过程及设备课程设计 第二版公式3-205壳体内径DM。5矿=。5 32；蔦=598 (mm)取 600mm采用多管程结构，取管板利用率n =0.7,则壳体内径为圆整可取D=600mm6. 折流板采用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=0.25 600=150mm取折流板间距B=0.3D,则B=0.4 600=180mm折流板数 Nb=-1=24h折流板圆缺面水平装配7. 接管壳程流体进出口接管：取

33、接管内油品流速为u=1.0m/s,贝U接管内径为4Vd = J=0.0987m,故壳体流体进出口接管直径取标准管径100mm管程流V兀u体进出口接管：去接管内循环水流速为 1.5m/s，同理的接管内径为0.111m, 取标准管径为120mm五换热器核算1)核算总传热系数计算管程对流传热系数ai对于管程Ai=di2NT4Np= 0.0174 m2Ui=V s/Ai=0.83m/s995.7 汉 3600 汉 0.0174Re=0.02 0.83 995.70.8007 10”= 20642.7片=3/19 130.8007 1屮0.6176= 5.430.8 0.4a i=0.023RePr,d

34、i0.61760.804= 0.02320624.75.43 . =3955W/ （卅 C0.02计算壳程传热系数aa o= 0.36dedeU。00.140.55A =hDdo1 亠 1 = 0.18x0.6 乂 1- 、t丿t = 32mm哩5 . o.o 2 m20.328夏清，化工 原理修订版公式4-70a9夏清，化工 原理修订版公式4-77a10夏清，化工原理修 订版公式UoVs6.31A 825 0.024=0.319m/s当量直径dedo2 H2 14 0.0322 xO.0252 iI4.丿3.14 汇 0.025=0.027m11夏清，化 工原理修 订版公式Re* 叮 O02

35、7 0319 825 =9938.1_47.15 103A2.22 107.15 10= 11.3Ko=11dodRso Rsi -：0di:idi125250.000170.0002628.52020 393312夏清，化工 原理修订版公式4-420.14r 0 14、ya0 =0.36 卜（9938.1 尸5 x 113 3 x 0.95 =628.5W/ （卅C） 50013史启才等化工单 元过程及设备课 程 设计第二版公式3-3646-0.228 ,fo=5.0Re=0.67 Pi0.4 X 0.67X 17X( 24+1 )X2825 0.242二 2706.3Pa P2 =Nb 3

36、.5 空竺700-1 000-1 500-2 0002 000-2 600浮头式U形管式810)21416固定式管扳68101214注表中数摭包搭由此可知计算所得壁厚基本上可以满足要求。 我们在设计中选择壁厚为10mm6.3封头上下两封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4737-2002标准，封头为: DN603,曲面咼度h = 150mm,直边咼度h2=40mm。如图所示 材料选用 20R钢。下封头常与裙座焊接，h2=40mm材料选用20R钢。6.4管板计算6.4.1管板尺寸确定管板结构如下：一牛I50由于固定管板式换热器管板计算十分复杂，需要综合考虑多种因素，可 米用下表选取。mni表I

37、 6-1J （A）管板尺寸表（执筋）规40枷裁41425u5fi5466林* 碍碍裕7SSO跖囲加知31J32324O骷44565658闡丸68罠琵闵骼育242C2432如翻如总36異昶4852邸冀56606 6DOO.DD0444dMd-4447 7G s 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 MMMM 乩tvLMMMMMMMMM乩MM2 2 4 4 4 6 6 fi 6 s fi vfl cn U0 8 1 -1- lx It n IM n IL IL fr AH- ii 1MPaPiMPaL弟D35*几肌Q.6400450500MJUTOOWK)WO 1伽 1100 1200L4U0L5no16001700190019002Q0SL5565630730 am 师 103U J140 1260 160 IQ 1560 16W 17W 1ft60 I960 2095 21954805305W690790890刚1100121513)5J415151516151715ISIS20402H0430500555655755R55955 叱 1176 1276 1376 1476 1576 1676 1776 18762098妙4474975jsn1D. 32Ou 48On