化工原理课程设计

1、2012级化工原理课程设计东莞理工学院化工原理课程设计说明书 题 目： 列管式换热器的设计 学 院： 班 级： 学 号： 姓 名： 指导教师： 何运兵 时 间： 2015年 6月 目录一化工原理课程设计任务书31.1.题目1.2.任务及操作条件 1.3.绘制换热器装配图二.概述42.1合成氨工业概述2.1.1 合成氨工业重要性2.1.2 合成氨的原料及原则流程2.2 世界合成氨生产技术及进展1.2.1 国外合成氨技术现状及发展1.2.2 我国合成氨技术的基本状况2.3 换热器概述1.3.1 列管换热器结构1.3.2 列管换热器分类1.3.3 列管换热器主要部件2.4设计背景及设计要求 2.4.

2、1设计背景 2.4.2设计要求三换热器工艺设计113.1换热器工艺方案确定 3.1.1换热器类型选择及流体流动路径选择 3.1.2流体流速选择 3.1.3换热器设备设计原则3.2列管式换热器的工艺计算 3.2.1确定物性数据 3.2.2初算换热器传热面积四机械结构设计144.1主要工艺及结构基本参数计算4.2换热器筒体尺寸与接管尺寸确定4.3换热器封头选择 4.3.1封头选型及尺寸确定 4.3.2封头厚度选取4.4管板的确定 4.4.1管板尺寸 4.4.2管板与壳体的连接 4.4.3管板厚度五换热器核算215.1管、壳程压强降计算及校验5.2总传热系数计算及校验六设计结果表汇24七参考文献25

3、附化工原理课程设计之心得体会26一.化工原理课程设计任务书1.1.题目： 列管式换热器的设计1.2.任务及操作条件1.2.1.设计任务：试设计一台固定管板式换热器以完成合成氨车间用冷却水冷却变换气的任务。1.2.2.设计条件：(1)处理能力：4000m3/h(2)设备形式：列管式换热器(3)操作条件变换气：入口温度140，出口温度55 冷却介质：自来水，入口温度30，出口温度40允许压强降：不大于 100kPa已知操作条件下变换气的物性数据：相对分子量M17导热系数，W/(m)0.058密度，kg/m30.925允许压强降，Pa3920粘度，Pas0.015510-5进口温度T1，150比热c

4、p，kJ/(kg)1.9出口温度T2，60操作条件下水的数据：水质处理过软水全年最高温度301.3.绘制换热器装配图（见A1图纸另附）二.概述2.1.合成氨工业概述氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各化工产品首位；同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。2.1.1合成氨工业重要性合成氨工业是基础化学工业的重要组成部分，有十分广泛的用途。氨可生产多种氮肥,如尿素、硫酸铵、硝酸铵、碳酸氢铵等；还可生产多种复合肥，如磷肥等。氨也是重要的工业原料。应用于基本化学工业中的硝酸、纯碱及各种含氮无机盐的生产; 有机工业各种中间体，制药中磺胺药物，高分子中聚纤维、氨基塑料、丁腈橡

5、胶、冷却剂等的生产；国防工业中三硝基甲苯、硝化甘油、硝化纤维等的生产2.1.2合成氨的原料及原则流程合成氨的原料是氢气和氮气。氮气来源于空气，可以在制氢过程中直接加入空气，或在低温下将空气液化、分离而得；氢气来源于水或含有烃的各种燃料。工业上普遍采用的是以焦炭、煤、天然气、重油等燃料与水蒸气作用的气化方法。合成氨生产的原则流程如图示。合成氨过程由许多环节构成，氨合成反应过程是整个工艺过程的核心。2.2世界合成氨生产技术及进展2.2.1国外合成氨技术现状及发展自20世纪20年代第一套合成氨工业投产以来，尽管合成氨生产的基本原理未变，但在合成气制备、合成气净化、氨合成等工艺单元，均取得了重大的技术

6、进步，实现了不少单元技术的革新，以至全流程的更新，使装置规模不断扩大，能量消耗逐步接近理论值。与此同时，在天然气、重油和煤等制氨原料中，由于天然气具有投资省、能耗低的明显经济性优势，使世界上约有85%的装置以天然气为原料。因此合成氨技术的发展主要体现在天然气制氨的技术进步中。20世纪60年代中期，美国凯洛格公司首先开发出以天然气为原料、日产1000吨的大型合成氨技术，其装置在美国投产后每吨氨能耗达到42.0吉焦的先进水平。凯洛格传统合成氨工艺首次在合成氨装置中，采用了离心式压缩机，并将装置中工艺系统与动力系统与动力系统非有机结合起来，实现了装置的单系列大型化（无并行装置）和系统能量自我平衡（即

7、无能量输入），是传统型制氨工艺的最显著特征。称为合成氨工艺的“经典之作”。之后ICI-Uhde、Topsoe、Braun公司等相继开发出与凯洛格工艺技术，其中Topsoe和ICI在以清幽为原料的制氨技术方面，处于世界领先地位。这是合成氨工业史上的第一次技术变革和飞跃。2.2.2我国合成氨技术的基本状况我国氮肥工业自20世纪5年代以来，不断发展壮大，目前合成氨产量已跃居世界第一位，现已掌握了以焦煤、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4500万t/a左右，氮肥工业已

8、基本满足了国内需求，在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力今后的发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。我国目前有大型合成氨装置共计34套，生产能力约1000万t/a；其下游产品除1套装置生产硝酸磷肥之外，均为尿素。按照原料类型分：以天然气（油田气）为原料的17套，以轻油为原料的6套，以重油为原料的9套，以煤为原料的2套。除上海吴泾化工厂为国产化装置外其他均系从国外引进。2.3换热器概述换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的11%。在

9、炼油厂的常、减压蒸馏装置中，换热器约占总投资的20%。今后换热器的发展趋势将是不断增加紧凑性、互换性、不断降低材料消耗，提高传热效率和各种比特性，提高操作和维护的便捷性。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。列管式换热器是间壁式换热器的主要类型。2.3.1列管换热器结构管壳式换热器又称列管式换热器。是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。管壳式换热器主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件组成。壳体多为圆筒

10、形，内部装有管束，管束安装在壳体内，两端固定在管板上。封头用螺栓与壳体两端的法兰相连。它的主要优点是单位体积所具有的传热面积大、结构紧凑、传热效果好。结构坚固，而且可以选用的结构材料范围广，故适应性强、操作弹性较大。与其它品种换热器比较,管壳式换热器的最大缺点是传热效率低。例如,对于水一水换热,传统的管壳式换热器K值范围一般为11502230W/ ,而板式换热器K值为15004700W/ ,螺旋板式为20003000W/ 。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体

11、按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。图1 列管式换热器的基本结构2.3.2列管换热器分类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：（1） 固定管板式换热器(代号G)此种换热器管束连接在管板上，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，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。固定管板式换热器有结构简单、排管多、紧凑、造价便宜，等优点。但

12、由于结构紧凑，固定管板式换热器的壳侧不易清洗，而且当管束和壳体之间的温差太大时，管子和管板易发生脱离，故不适用与温差大的场合。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50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6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。图2 带有温度补偿的固定管板式换热器1挡板；2补偿圈；3放气嘴（2）.浮头式换热器（代号F）浮头式换热器针对固定管板式换热器的缺陷进行了改进，浮头式换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管

13、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”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，易于清洗和检修，所以能适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和易于结垢的场合；管束的膨胀不变壳体约束，因而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。但其结构复杂、笨重、造价高限制了它的使用。图3 .浮头式列管换热器1管程隔板；2壳程隔板；3浮头（3）填料函式换热器填料函式换热器也只有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封。它的管束也可自由膨胀，结构比浮头式简单，造价较低。但填料函易泄露，故壳程压力不宜过高，也不宜用于易

14、挥发、易燃、易爆、有毒的场合。（4） U型管式换热器（代号Y）U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。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。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。图4 U型管式列管换热器1U形管；2壳程隔板；3管程隔板2.3.3列管换热器主要部件 （1）换热管换热管的尺寸和形状对传热有很大影响，管径越小，单位体积设备的传热面积就越大，这意味着设备越紧凑，体积则越小，对流传热系数较高。但制造麻烦，且小管易结垢，不易机械清洗。所以对清洁的流体

15、小管子为宜，对粘度大或易结垢的液体管径则可取大些。目前我国列管式换热器系列标准中，所采用的无缝钢管规格多为19mm2mm和25mm2.5mm两种。换热器一般用光管，这样结构简单，制造容易，但对流传热系数较低。管子在管板上的固定，原则是必须保证管子和管板连接牢固，不能在连接处产生泄漏，否则会给操作带来严重故障。目前广泛采用胀接法和焊接法，在高温高压时有时也采用胀接加焊接的方法，近来出现了一种爆炸胀管法。胀接法是用胀管器挤压伸人管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性变形。当取出胀管器后，管板孔弹性收缩，管板和管子就会紧紧挤压在一起，实现密封紧固。采用胀接时，管板硬度应比管端高，

16、这样可免除在胀接时管板孔产生塑性变形，影响胀接的紧密性。胀接法一般多用于压力低于3.923 Pa,温度低于300的场合。如果温度高，管子和管板会产生蠕变，胀接应力松弛而引起连接处泄漏。所以对高压、高温、易燃易爆的流体，换热管的紧固多采用焊接法。当温度高于300或压力高于3.923 Pa时，一般多采用焊接法。这样可保证高温高压时连接的紧密性，同时焊接工艺较胀管工艺简便，管板孔加工要求低，且压力不太高时可使用较薄的管板，因此焊接法被广泛采用。但焊接法由于焊接接头处的热应力，可能会造成应力腐蚀和破裂，同时管板孔与管子间存在间隙。换热管在管板上可按等边三角形、正方形直列和正方形错列排列。等边三角形排列

17、较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列管外清洁方便。 （a） （b） （c）图5 换热管在管板上的排列（a）正三角形排列；（b）正方形直列；（c）正方形错列（2）管板列管式换热器的管板一般用圆平板，在上面开孔以装设换热管束，管板又与壳体连接。管板与壳体的连接方法与换热器的形式有关。对固定管板式换热器，常采用不可拆连接方式，即直接将两端管板焊接在壳体。对浮头式、U形管式换热器，由于管束要从壳体中抽出，故常用可拆连接方式，即把管板夹于壳体法兰与顶盖法兰之间，用螺栓紧固，必要时卸下顶盖就可把管板连同管束从壳体中抽出。（3）折流挡板为了加大壳程流体的速度，增强湍动程度，以提高壳程流体的对

18、流传热系数，往往在壳程内装置折流挡板。另外折流挡板对换热管束还起着支撑作用，可防止管子的变形。不利的是挡板的存在使流体阻力增加，另外挡板和壳体间、挡板和管束间的间隙如过大，部分流体会从问隙中流过，产生旁流，严重时反而会使对流传热系数减小。折流挡板形式较多，主要有两种，一种是横向折流挡板，壳程流体横向流动；另一种是纵向折流挡板，壳程流体平行流过管束。(4)主要附件封头封头有方形和圆形两种。方形用于直径小(一般小于300mm)的壳体，圆形用于大直径的壳体。由于在清洗和检修管束时需将封头拆下，所以封头结构应便于拆装，一般通过法兰与壳体连接。导流筒在壳程流体进、出口和管板间必存在一段流体不能流动的空间

19、(死角)，这显然对传热不利。所以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，尽量消除死角，提高传热效果。放气孔、排液孔在换热器的壳体上常安装放气孔和排液孔，以排出不凝气体和冷凝液体。支撑板、缓冲挡板一般卧式换热器都有折流挡板，它既起折流作用，又对换热管起支撑作用。但当工艺上无折流挡板的要求，例如冷凝器，而管子又比较细长时，应设置一定数量的支撑板，以便于安装管子和防止管子变形。缓冲挡板是为了防止壳程流体进人换热器时对管束的冲击，在进料管口设置，但距壳壁不应太近(不小于30rnm)缓冲挡板有圆形和方形两种。导流筒由于是将流体导至管板处才进入管束间，所以对流体流入壳程时也起着缓冲作用。

20、有时将壳程接管在入口处加以扩大，做成喇叭形，也是为了缓冲目的。换热器的其它零部件还有壳体、接管、膨胀节、支座、法兰和法兰盖等。2.4设计背景及设计要求2.4.1.设计背景在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛地使用各种换热器，且他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%-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的活跃。一些新型的换热器相继问世。随着换热器在工业生产中地位和作用不同，换热器的类型也多种

21、多样，不同类型的换热器自然有各自不同的优缺点与性能；所以在换热器的设计中，首先应根据工艺要求选择使用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。2.4.2.设计要求完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：增大传热系数提高平均温差妥善布置传热面等三个方面具体着手。（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，应遵循我国钢制石油化工压力容器设计规定和钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。（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拆卸，在厂房移动时不会

22、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：在一定时间内（通常1年内的）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）等总和最小。在设计时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一标准就尤为重要了。三换热器工艺设计3.1换热器工艺方案确定3.1.1换热器类型选择及流体流动路径选择两流体的温度变化情况如下：（1）变换气：入口温度140，出口温度55（2）冷却介质：处理后软水，入口温度30,温度40；由于变换气被冷却且要求压力降不允许超过3920N/，所以按变换气走管内考虑；而冷却水为处理后冷水，结垢不严重

23、，安排走管间（壳程）。且考虑冬季操作时，其进口温度会降低，估计所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，需考虑热膨胀的影响，相应地进行热膨胀的补偿，故而初步确定选用带有膨胀节的固定管板式换热器。3.1.2 流体流速选择已知两流体分别为氨气和自来水。增加流体在换热器中的流速，将增大对流传热系数，减少污垢热阻，使总传热系数增大，从而减少换热器的传热面积。但流速增加使流体阻力增加，动力消耗增多。所以适宜的流速要通过经济衡算得出。一般流体尽可能使Re104 ,粘度高的流体常按滞流设计。根据工业上常用的流速范围选取变换气在管内流速=30m/s。3.1.3换热器设备设计原则满足生产工艺要求所选用的换热器，一

24、定要能完成换热任务(或称热负荷)。换热任务是由生产工艺条件决定的，是生产卜要求流体温度变化在单位时间内吸收或放出的热量。它的具体数值，可由流体热流量平衡方程，即冷流体的吸热速率或热流体的放热速率来计算。其实，换热任务就是对换热器换热能力的要求。所以，所选用的换热器能否满足工艺要求，取决于它的换热能力。这种换热能力，是在操作条件下换热器所能实现的传热速率，是换热器本身的特性。它的具体数值，可由总传热速率方程(Q=KA)来计算。对一个能满足工艺要求的换热器，其传热速率(换热能力)应大于生产热负荷(换热任务)。 在机械强度，抗蚀、耐压能力等方面，所选用的换热器都应满足工艺要求。操作、维护、检修方便经

25、济上合理在换热器选型和操作上艺参数的确定中，要有技术经济的观点，尽可能地节能、省材，使操作费用和一设备费用处于一个较合理的范围内。保证生产安全在工艺流程和操作中，若有爆炸、燃烧、中毒等危险性，则要考虑必要的安全措施。对设备材料强度的验算，除应有一定的安全系数外，还应考虑防止由于设备压力突然升高或造成真空，而需要安装安全阀等措施。3.2列管式换热器的工艺计算3.2.1确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。壳程流体（氨气）的定性温度为：T= =97.5 管程流体（水）的定性温度为：t=。在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和氨气)的物性参

26、数，见下表：密度/（/m3）比热容/（kJ/kg）粘度/（Pas）导热系数/（W/m）氨气0.9251.900.015510-50.058水(35)9944.187.2510-40.6263.2.2初算换热器传热面积（1）热负荷及冷却介质消耗量计算标准状况下变换气密度： 变换气质量流量： 热负荷：Q=4174.51.9(150-60) =713839.5kJ/h=198.3kW冷却水消耗量：（2）计算平均温差，并确定管程数先取逆流流向，先按单壳程单管程考虑，计算出平均温度差有关参数R=P=根据R、P值查温度校正系数图（a）单壳程（参见天津大学出版社化工原理（第二版上册）227页）可查得=0.9

27、520.8，可见用单壳程单管程合适。因此平均温度差（3）按经验数值初选总传热系数选取 （4）初算出所需传热面积 m2四机械结构设计4.1主要工艺及结构基本参数计算（1）换热管规格及材质的选定选用钢管。（2）换热管数量及长度的确定管数根管长按商品管长系列规格，取管长L=2.5m（3）管子排列方式及管子与管板的连接方式的选定管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接方式，采用焊接法。（4）计算外壳内直径由于管中心距 横过管束中心线管数 取整 根管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离 所以 按壳体直径标准系列尺寸圆整，取D=450mm（5）传热管排列确定实际管数根据壳体内径、管中心距、横

28、过管中心线管束及其排列方式可知，当中心排12时，按正三角形排列可排91根。如在六2形各边加8根管，总共排出139根，除去6根拉杆位置，实际排出133此实际管数N=139（6）计算实际传热面积 （7）折流板直径数量及有关尺寸确定选取折流板与壳体内间隙为3.5mm，因此折流板直径切去弓形高度折流板数量取折流板间距，那么折流板实际间距折流板的最大无支撑间距换热管外径（mm）141619253238最大无支撑间距(mm)110013001500185022002500由上表可知最大无支撑间距为1850mm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

29、热管无支撑跨距3003006006009009001200120015001500折流板的最小厚度(mm)4003458101040070045610101270090056810121690015006810121616由上表知折流板的厚度取12mm。（8）列出所设计换热器的结构基本参数根据以上计算得出如下结果外壳直径： 换热面积： S=25换热管数量： 133管长： 2500mm管子规格： 25mm2.5mm（钢管）管中心距： t=32mm管子排列方式： 正三角形排列管程数 1壳程数： 1折流板数： 折流板间距： h=300mm拉杆数量： 6拉杆直径： 12mm定距管： 与换热管相同规格通

30、过管板中心的管子数： 通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器： 外壳直径： 换热面积： S=25换热管数量： 133根管长： 2500mm管子规格： 25mm2.5mm（钢管）管中心距： t=32mm 管子排列方式： 正三角形排列管程数 1壳程数： 1通过管板中心的管子数： nc=124.2换热器筒体尺寸与接管尺寸确定（1）壳体壁厚确定选取设计压力P=0.6MP壳体材料为Q235,查得其相应需用应力=113MPa；焊缝系数=0.65（单面焊），腐蚀裕度C=3+0.5=3.5mm。根据钢板厚度标准，取厚度6mm的钢板，即。（2）封头、筒体法兰、管板、支座均有

31、标准供选用，具体结构尺寸可从有关手册所列标准中查取。（3）流体进出口接管直径计算变换气进、出口接管d1，取1=20m/s，那么经圆整采用350mm6mm热轧无缝钢管（YB231-64），实际变换气进、出口管流速为冷却水进、出口接管d2，取2=1.5m/s，那么经圆整采用95mm6mm 热轧无缝钢管（YB231-64），实际冷却水进、出口管流速为4.3换热器封头选择4.3.1封头选型及尺寸确定本设计选用的是单壳程、单管程固定板式换热器，壳径。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500mm用圆形封头。上下两封头均选用标准椭圆形封头，根据JB

32、/T4737-95椭圆形封头标准，封头为DN=600mm，曲面高度h1=150mm，h2=40mm。如图所示，下封头常与裙座焊接，材料用20R钢。工业生产上单壳程、单管程的固定板式管热器在D500mm时选用的换热器结构如下图所示：4.3.2封头厚度选取本课程设计的固定板式换热器DN=600mm，公称压力PN=0.6MPa。由下表选取封头厚度为8mm。（本表取自于换热器设计手册钱颂文 化工工业出版社2002年8月第1版 第139页）4.4管板的确定4.4.1管板尺寸管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。查（换热器设计手册第154页）得固定管板式换热器的管板的主要尺寸：公

33、称直径bcd螺栓孔数60073069059864536102328尺寸对照图如下：4.4.2管板与壳体的连接在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法。由于管板兼作法兰与不兼作法兰的区别因而结构各异，前者的结构见图1-15，其中图1-15（a）形式是在管板上开槽，壳体嵌入后进行焊接，壳体对中容易，施焊方便，适合于压力不高、物料危害性不高的场合；如果压力较高，设备直径较大，管板较厚时，可采用图1-15（b）形式，其焊接时较难调整。4.4.3管板厚度管板在换热器的制造成本中占有相当大的比重，管板设计与管板上的孔数、孔径、孔间距、开孔方式以及管子的连接方式有关，其计算过程较为复杂，而且从

34、不同角度出发计算出的管板厚度往往相差很大。一般浮头式换热器受力较小，其厚度只要满足密封性即可。对于胀接的管板，考虑胀接刚度的要求，其最小厚度可按表4.8选用。考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议最小厚度应大于20mm。表4.8. 管板的最小厚度换热器管子外径/mm25323857管板厚度/mm3/4222532换热管的外径为25mm，因而管板厚度取为3/4=18.75，取上述的最小厚度20mm。4.5换热器支座及法兰选定本换热器为卧式内压容器，应该选用鞍式支座，依照JB/T4712-92双鞍式支座标准，选用DN=600 mm B1型鞍式支座。鞍式支座在换热器上的布置应该按照下列原则确定：如下所示在本换热器设计过程中，L=3000mm 令LB=1200mm L=L 则 L=L =900mm 法兰选择壳程:法兰外径D=600mm 法兰厚度B=30mm 螺栓孔中心圆直径K=540mm螺栓孔径L=25 螺栓:数量n=10 螺纹规格M24五换热器核算5.1管、壳程压强降计算及校验（1）管程压强降校验据上述结果可知：管程数