化工原理课程设计1.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流化工原理课程设计1.精品文档.南 京 工 业 大 学材料工程基础课程设计 设计题目：列管式换热器设计 专 业：高分子材料与工程 班 级 学 号： 姓 名： 日 期： 2012年6月 18日6月29日 指导教师： 叶旭初 设计成绩： 日 期： 6月29日 目 录设计任务书3 一 设计题目3 二 设计任务及操作条件3 三 设计要求及内容3第1章 设计方案简介4 1.1 概述4 1.2 方案设计和拟定5 1.3 确定设计原则7第2章 固定式换热器的设计计算7 2.1 设计计算基本步骤7 2.2 确定列管换热器的形式8 2.3 初选换热器规格9第3章

2、 列管式换热器的设计校核11 3.1 换热器核算11 3.2 换热器压强降核算13第4章 辅助设备的计算与选择15 4.1折流板15 4.2 接管18 4.3 壁厚的确定、封头18 4.4.管板20 4.5换热管21 4.6分程隔板22 4.7拉杆23 4.8换热管与管板的连接24 4.9 防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型)25 4.10膨胀节的设定讨论26 4.11换热器设计主要结构尺寸一览表26第5章 附图28 4.1 工艺流程图28 4.2 主体设备工艺图28 第6章 设计小结29 参考文献30列管式换热器设计任务书（一）设计题目 列管式换热器设计（二）设计任务及操作条件1

3、、处理能力 列管式换热器设计2、设备型式 列管式换热器3、操作条件（1）釜残液：硫酸混合液，入口温度20，出口温度80（2）加热介质：蒸汽，入口温度120，出口温度100（3）换热器的管程和壳程压强降：不大于0.4M Pa（4）重油平均温度下的物性参数：名 称（kg/m3）Cp (kJ/.)（Pa.s） (W/m.)混合液11143.9970.4910-30.534（三）设计要求及内容 （1）根据换热任务和有关要求确认设计方案（2）初步确认换热器的结构和尺寸（3）核算换热器的传热面积和管,壳程流体阻力（4）确认换热器的工艺结构（5）绘制列管式换热器的工艺流程图及主体设备工艺图列管式换热器设计说

4、明书第1章 设计方案简介1.1 概述 列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热设备，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家已有系列化标准，列管式换热器在换热效率，紧凑型性和金属消耗等方面不及其他新型换热器，但由于它有结构牢靠，使用性大，材料广泛等独特特点，因而在各种换热器的竞争中占有绝对优势1.1.1 列管式换热器的优点 列管式换热器列管式换热器又称管壳式换热器，是目前石油化工生产中应用最广泛的一种换热器。它与其它换热器相比，主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构比较简单，处理能力大，适应性强，操作弹性大，尤其在高温、高压和大型装置中应用更为普遍。1.1.2 列管式换热器种类列管

5、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：浮头式换热器、固定式换热器、U型管换热器、填料式换热器等。 1）浮头式换热器（代号F） 浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称为浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。图1 浮头式列管换热器1管程隔板；2壳程隔板；3浮头 浮头式换热器的特点是一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动。这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高，在运行中浮头处发生泄漏，不易处理。浮头式换热器是适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结

6、垢的条件。 2）固定管板式换热器(代号G) 固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度相差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性形变来补偿因温差应力而引起的热膨胀。固定管板式换热器主要由外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。结构特点是在壳体上设置管束，管束两端用焊接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头用螺栓紧固，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性

7、的介质不宜采用。固定板式换热器的优点可归结为：旁路渗流较小。 造价低。无内漏。缺点是壳体和管壁的温差较大，易产生温差力，壳程无法清洗，管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于壳程易结垢场合。 3）U型管式换热器（代号Y）这类换热器只有一个管板，管程至少两程，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。 4）填料式换热器 这类换热器管束一断可以自由膨胀，结构比浮头式换热器简单，造价也较低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。1.2方案设计和拟定1.2.1 流体流经管程或壳程的选择原则（1）不清洁或易结垢

8、的流体宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程；对于U形管管束，宜走壳程。（2）腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。（3）压力高的流体宜走管程，以避免制造较厚的壳体。（4）为增大对流传热系数，需要提高流速的流体宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也叫容易。（5）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，以减小管壁和壳体的温差，减小热应力。（6）蒸汽冷凝宜在壳程，以减小排除冷凝液。（7）需要冷却的流体宜选壳程，便于散热，以减少冷却剂用量。但是温度很高的流体，其热能可以利用，宜选管程，以减少热损失。（8）黏度大或者流量较小的流体宜走壳程，

9、因有折流挡板的作用，在低Re下（Re100）即可达到湍流。以上原则中，可能有时是相互矛盾的，在实际使用中不能同时满足要求。所以，在实际的设计中，应该认真调查研究，对具体情况做出具体分析，抓住主要方面进行设计。1.2.2 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，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，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。下表为列管式换热器内的适宜流速范围：流体种类流速/ms-1管程壳程低粘度液体0.530.21.5易结垢液体1大于0.5气体530215

10、下表为不同粘度的流体流速范围（以普通钢管为例）：液体粘度/mPas最大流速/ms-1液体粘度/mPas最大流速/ms-115000.6100351.510005000.753511.85001001.112.41.2.3 选择列管式换热器的类型 两流体温度变化情况，冷流体进口温度20，出口温度80；蒸汽进口温度120，出口温度接近100，该换热器用蒸汽来加热混合液，考虑到清洗等各方面的因素，初步确定为固定式的列管式换热器。1.2.4 换热器材质的选择对于列管式换热器，首先根据换热流体的腐蚀性或其他特性选择其结构材料，同时具有耐热性、高强度、及耐腐蚀性的材料很少。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢

11、、低合金钢、铜和铝等，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，但价格高且稀缺，尽量少用，本次设计中采用的材料为不锈钢。1.2.5 流动空间及管子规格及排列方法对一定的传热面积而言，传热管径越小，换热器单位体积的传热面积越大。对清洁的流体，管径可取小些，而对粘度较大或易结垢的流体，考虑灌输的清洁方便或避免管子堵塞，管径可取大些。目前我国试行的系列标准中，管径有19mm2mm、25mm2mm和25mm2.5mm等规格。管板上管子的排列方法常用的有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。1.2.6 壳体有圆缺形折流挡板时对流传热系数的计算对关外装有切去25%（直径）的圆缺

12、形折流挡板时，可用图4-53求取对流传热系数。当Re10000时，用下式计算比较简便流体被加热时，n=0.4：流体被冷却，n=0.3蒸汽在水平管外冷凝的对流传热系数管子的当量直径管子正方形排列时，管子正三角形排列时，1.2.7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较多时，有时会使管内流速变低，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，使管板上可利用得面积减少，设计时应全面考虑。列管式换热器的系列标准中的管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。 第2章 列

13、管式换热器的设计计算2.1 设计计算基本步骤 列管式换热器的尺寸与其结构形式有关，步骤大概如下： 确定流体两端温度，选择列管式换热器的形式； 换热器的热负荷计算； 确定流体的流动途径，计算定性温度，确定物性数据； 计算平均温差，如果温差校正系数0.8，应增加值，使其不小于0.8； 依据生产实际情况或经验之范围，选择合适的总传热系数K； 初估传热面积； 选择管子尺寸（管子直径）； 计算管子数和管长，对管子进行排列，确定壳体直径； 根据管长与壳体直径的比值，确定管程数； 计算管程和壳程压力降，若压力降不符合要求，调整流速，再确定管程数或折流板的间距，或选择另一个规格的换热器，重新计算压力降直至满足

14、要求为止； 计算管程和壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算得到总传热系数K，比较初设值K与计算值K，若KK =1.151.25，则初选或初步设计的换热器合适；如果不满足上述要求，用计算值代替初设值，从步骤6起，重复以上计算，直至满足要求为止。2.2 确定列管换热器的形式2.2.1 确定流体通入空间 混合液走壳程，蒸汽走管程2.2.2 确定流体的定性温度、物性数据：可取流体进出口温度的平均值 T1=120，T2=100；t1=20，t2=-80 壳程油的定性温度为 管程流体水的定性温度为 两流体温差 由于两流体温差较大，故选用固定式列管换热器。根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据

15、如下：物 性流 体温度()（kg/m3）Cp (kJ/.)（Pa.s）(W/m)混合液5011143.9970.4910-30.534蒸汽110951.04.2332.5910-40.6852.3 初选换热器规格2.3.1 计算热负荷Q忽略换热器的热损失，水的流量可由热量衡算求得，即2.3.2 平均对数温度差逆流时有 蒸汽： 120 100 混合液： 80 20逆流温差为： 其中t1=T1-t2，t2=T2-t12.3.3 计算平均传热温差、校正系数平均温差为：按单壳程，偶数管程结构，查温差校正系数查有关图表得，故可选用单壳程的固定换热器。 则平均传热温差2.3.4 估算传热面积 根据管内为水

16、蒸汽，管外为混合液，K值范围约为8501700 W/(m2)，求传热面积需要先知道K值，初选传热系数K估=1300W/(m2)则 2.3.5 初选换热器规格由上述计算及换热器系列标准初选固定式换热器，初步选取的非正常换热器规格2.3.6 试选型号1. 管径和管内流速 选用 不锈钢，取管内流速2. 管程数和传热面积 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数3.按单程管计算，所需的传热管长度为4. 按单管程设计，传热管过短宜采用单管程结构，根据本设计实际情况，采用非标准设计，现取传热管长，则该换热器的管程数为 由于管程数太多，固分程两个换热器串起来传热，所以一个换热器的管程数位385. 传热管总根数

17、 6. 传热管排列和分程方法，每程内均按正方形排列 取管心距 隔板中心到离其最近一排管中心距离 各程相邻管的管心距为44mm 7.壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算，则壳体内径为 可去D=500mm 8.折流板 折流挡板间距 ， 折流板数 初选的固定式换热器的主要参数项目数据项目数据壳径D(DN)500mm管尺寸25mm2.0 mm管程数Np（N）38管长（L）0.7m管数n152管排列方式正方行排列公称面积16.8第3章 列管式换热器的设计校核3.1 换热器核算3.1.1 校核总传热系数K 管程蒸汽的对流传热系数管程蒸汽的流速为：管程雷诺数为：普朗特准数为：对流传热系数

18、为： 壳程混合液的对流传热系数壳程最大流通截面积 壳程混合液流速为： 由正方角形排列的当量直径：壳程雷诺数为： 普朗特准数为： 因为当Re10000时，故可用下式计算 总传热系数 K 管壁厚度b=0.002 污垢热阻： 混合液的热阻为0不锈钢热导率 则K 选用该换热器时，要求过程的总传热系数为1300W/(m2K)，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的总传热系数K=1551W/(m2K)，因此，所选择的换热器的安全系数为：其在10%25%间，故该换热器传热面积的裕度符合要求。3.1.2 壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按下式计算式中两流体的平均温度Tm和tm分别为代入数据，得

19、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T=50壳体壁温和传热管壁温之差为故可选用固定式换热器。3.2换热器压强降核算3.2.1 管程压强降计算上式中 壳程数 ，管程数, 由，传热管相对粗糙度，查莫狄图摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系得，流速，所以 管程流动阻力在允许范围之内。3.2.2 壳程压强降计算 ,.15 流体流经管束的阻力： 摩擦系数fo Reo500时管子为正方行排列取F=0.3 ，折流挡板间距h=150mm，折流挡板数， 流体流过折流板缺口的阻力： 壳程流动阻力也比较适宜。由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。浮头式换热器

20、部分零件数和本质管箱 碳钢 定矩管 碳钢 拉杆 碳钢 折流板 碳钢 换热器 不锈钢 支座 碳钢 缓冲板 不锈钢 管程隔板 不锈钢第4章 辅助设备的计算与选择4.1.折流板设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常用的有弓形折流板（图1-20）和圆盘-圆环形折流板（图1-21），弓形折流板又分为单弓形图1-20（a）、双弓形图1-20（b）、三重弓形图1-20（c）等几种形式。单弓形折流板用得最多，弓形缺口的高度h为壳体公称直径Dg的15%45%，最好是20%，见图1-22（a）；在卧式冷凝器中，折流板底部开一90的缺口，见图1-22（b）。高度为1

21、520mm，供停工排除残液用；在某些冷凝器中需要保留一部分过冷凝液使凝液泵具有正的吸入压头，这时可采用带堰的折流板，见图1-22（c）。在大直径的换热器中，如折流板的间距较大，流体绕到折流板背后接近壳体处，会有一部分液体停滞起来，形成对传热不利的“死区”。为了消除这种弊病，宜采用双弓形折流板或三弓形折流板。从传热的观点考虑，有些换热器（如冷凝器）不需要设置折流板。但为了增加换热器的刚度，防止管子振动，实际仍然需要设置一定数量的支承板，其形状与尺寸均按折流板一样来处理。折流板与支承板一般均借助于长拉杆通过焊接或定距管来保持板间的距离，其结构形式可参见图1-23。由于换热器是功用不同，以及壳程介质

22、的流量、粘度等不同，折流板间距也不同，其系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值。允许的最大折流板间距与管径和壳体直径有关，当换热器内流体无相变时，其最大折流板间距不得大于壳体内径，否则流体流向就会与管子平行而不是垂直于管子，从而使传热膜系数降低。折流板外径与壳体之间的间隙越小， 壳程流体介质由此泄漏的量越少，即减少了流体的短路，使传热系数提高，但间隙过小，给制造安装带来困难，增加设备成本，故此间隙要求适宜。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表5.5.1所列数据

23、。表5.5.1. 折流板厚度/ mm壳体公称内径/mm相邻两折流板间距/mm3003004504506006007507502002503561010400700561010127001000681012161000610121616支承板厚度一般不应小于表5.5.2(左)中所列数据。支承板允许不支承的最大间距可参考表5.5.2（右）所列数据。壳体直径/mm4004008009001200管子外径/mm19253857支承板厚度/mm6810最大间距/mm1500180025003400表4.6.3支承板厚度以及支承板允许不支承的最大间距经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径

24、的25%，则切去的圆缺高度为：h=125mm取折流板间距B=0.3D，则：B=0.3500=150mm可取B=150mm因而查表可得：折流板厚度为6mm，支承板厚度为6mm，支承板允许不支承最大间距为1800mm。折流板数 折流板圆缺面水平装配。4.2.接管4.2.1.壳程流体进出口时接管取接管内油品流速为u=0.3m/s则接管内径为：所以，取标准管的内径为150mm。查表得，PN4.0MPa的接管外伸长度为200mm。4.2.2.管程流体进出口时的接管取接管内循环水流速u=0.4m/s，则接管内径：取标准管径为50mm。查表得，查表得，PN6.4MPa的接管外伸长度为80mm。4.2.3.接

25、管最小位置换热器设计之中，为了使换热面积得以充分利用，壳程流体进出口接管应尽量靠近两端的管板，而管箱的进出口尽量靠近管箱法兰，从而减轻设备重量。所以，壳程和管程接管的最小位置的计算就显得很必要了。1）.壳程接管位置的最小尺寸所设计的为带补强圈的壳程接管，则壳程接管位置的最小尺寸L1可用如下公式计算：L1式子中：补强圈的外圈直径，mm b管板厚度，mm C补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C32,S为壳体厚度。经计算易得，壳程接管位置的最小尺寸为：80mm。2）. 管程接管位置的最小尺寸所设计的为带补强圈的管程接管，则管程接管位置的最小尺寸L2可用如下公式计算：L2式子中

26、：补强圈的外圈直径，mm b管板厚度，mm C补强圈外缘至管板与壳体焊缝之间的距离，mm。而且，C4S且C32,S为壳体厚度。经计算易得，管程接管位置的最小尺寸为：90mm。4.3.壁厚的确定、封头1、根据GB151-99P21表8，选定圆筒厚度为8mm2、椭圆形封头（JB/T4737-95）：公称直径/mm曲面高度/mm直边高度/mm厚度/mm内表面积/m2容积/m3质量/kg固定式50012525110.33180.024226.624.4.管板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。4.4.1.管板结构尺寸 查（化工单元设备设计P25-27）得固定管板式换热器的管

27、板的主要尺寸：公称直径Dbcd螺栓孔数600730690598645361023284.4.2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

28、且从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.换热管4.5.1.换热管的规格及尺寸偏差经过查表，对于碳钢、低合金钢的换热管的规格及尺寸偏差见下表：材料换热管标准管子规格高精度、较高精度偏差外径，m

29、m厚度，mm外径偏差，mm壁厚偏差，mm碳钢GB/TB8163143022.50.2+12%低合金钢GB9948-10%4.5.2.传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的为图1-9所示的（a）、（b）、（c）、（d）四种，即正三角形排列（排列角为30）、同心圆排列、正方形排列（排列角为90）、转角正方形排列（排列角为45）。当管程为多程时，则需采取组合排列，图1-10为二管程时管小组合排列的方式之一。正三角形的排列方式可在同样的管板面积上排列最多的管数，故用的最为普遍，但管外不易机械清洗。为了便于清洗管子外表面上的污垢，可采用正方形与转角正方形排列的管束。在小直径的换热器中，常用同

30、心圆排列，在相同直径的管板上所排列的管数比按正三角形排列还多。图4.4.管子在管板上的排列方式和组合排列示意图采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。换热管的中心距经查表可得：（mm）换热管外径d换热管中心距分程隔板槽两侧相邻管的中心距2532444.5.3横过管束中心线的管数4.5.4.布管限定圆布管限定圆为管束的最外层换热管中心圆直径，固定管板式换热器的布管限定圆如下可得：dm=Di-2b3=500-2*8=484m式子中，Di筒体内直径，mmb3大小为0.25d，且大于8mm4.6.分程隔板4.6.1分程隔板尺寸经查表，分程隔板的尺寸如下表：公称直径 DN/mm隔

31、板最小厚度/mm碳素钢50084.6.2.管子和分程隔板的连接分程隔板有单层和双层两种，单层隔板与管板的密封结构如图1-18所示，隔板的密封面宽度最小为（S+2）mm。隔板材料与封头材料相同。双层隔板的结构见图1-19，双层隔板具有隔热空间，可防止热流短路。4.7拉杆4.7.1.拉杆的直径与数量各种换热器的直径和拉杆数，可参见下表选用。表5.11.1拉杆直径和拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数壳体直径/mm拉杆直径/mm最少拉杆数2002501041100128273，400，500，60012412501210800，1000126经查表易得，拉杆数为为4，直径为124.7.2.连

32、接与尺寸拉杆示意图如下所示：经查表，拉杆尺寸如下：拉杆公称直径/mm数量基本尺寸拉杆直径d/mm/mm/mm/mm1241215502.0拉杆孔示意图如下所示：4.8.换热管与管板的连接管子与管板的连接是管壳式换热器制造中最主要的问题。对于固定管板换热器，除要求连接处保证良好的密封性外，还要求接合处能承受一定的轴向力，避免管子从管板中拉脱。管子与管板的连接方法主要是胀接和焊接。胀接是靠管子的变形来达到密封和压紧的一种机械连接方法，如图1-13所示。当温度升高时，材料的刚性下降，热膨胀应力增大，可能引起接头的脱落或松动，发生泄露。一般认为焊接比胀接更能保证严密性。对于碳钢或低合金钢，温度在300

33、以上，蠕变会造成胀接残余应力减小，一般采用焊接。焊接接口的形式见图1-14。图1-14（a）的结构是常用的一种；为了减少管口处的流体阻力或避免立式换热器在管板上方滞留的液体，可采用图1-14（b）的结构；为了不使小直径管子被熔融的金属堵住管口，则可改成图1-14（c）的结构；图1-14（d）的形式适用于易产生热裂纹的材料，但加工量大。胀接和焊接方法各有优缺点，在有些情况下，如对高温高压换热器，管子与管板的连接处，在操作时受到反复热变形、热冲击、腐蚀与流体压力的作用，很容易遭到破坏，仅单独采用胀接或焊接都难以解决问题，如果采用胀焊结合的方法，不仅能提高连接处的抗疲劳性能，还可消除应力腐蚀和间隙腐

34、蚀，提高使用寿命。目前胀焊结合的方法已得到比较广泛的应用。换热管规格外径壁厚/mm换热管最小伸出长度最小坡口深度/mm/mm252.51.524.9.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型)4.9.1.鞍式支座(BI型)：4.10.膨胀节的设定讨论4.10.1管壁温度的估算由于管壁热阻一般可以忽略，故可以认为管内外壁的温度是相同的，由此可以得到以下的关系：中，to，ti，tw分别为壳程，管程流体的平均温度和壁温。采用试差法最终求得tw=69.04.11 换热器主要结构尺寸及计算结果一览表参数管程壳程流率/(kg/h)188641.8104进（出）口温度/120（100）20（80）物性

35、定性温度/11050密度/(kg/m3)951.01114定压比热容/kJ/(kg)1.93.997黏度/Pas1.2410-50.4910-3热导率/W/(m)0.02570.534普朗特数1.63.67设备结构参数型式固定式壳程数1壳体内径500台数2管径/mm管心距/mm32管长/mm700管子排列正方形管根数/根152折流板数/个3传热面积/m216.8折流板间距/mm150管程数38材质不锈钢主要计算结果管程壳程流速/(m/s)0.740.3表面传热系数/W/(m) 73323390污垢热阻/(m/W)0.0000840阻力/Pa160531015热流量/kW1.2*106传热温差/

36、K54.8传热系数/W/(m)1551裕度/19.3第5章 附图 5.1 工艺流程图 5.2 主体设备工艺图 （详细请参照CAD）第6章 设计小结本次课程设计历时两周，是理论联系实际的桥梁，也是我们学习化工原理这门课程以来第一次独立的工业设计。在短短的两周里，从一开始什么都很模糊，到后来与同学的讨论，再进行整个流程的计算，其中经过了反复的修改与订正，再到对工业材料上的选取论证以及后期的设计报告及流程图的绘制，我深深的感受到了理论与实际相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。这次课程设计，使我们更加深刻的了解了工程设计的基本内容，熟悉化工设计的程序和方法

37、，同时，也培养了我们分析和解决工程实际问题的能力。还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的工作作风。此外，我们的同学关系更进一步，大家都认识到了合作的重要性。我和同学设计不同的方案，然后集中讨论，选择最佳的设计方案。遇到难的地方，就各自查找资料，询问老师或同学，团队的力量是无穷的，没有克不了的难关。同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法有助于我们更好的理解所学的理论知识。我通过查阅大量有关课程设计的资料，与同学交流经验和自学，受益匪浅，也经历了不少艰辛。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学

38、习工作生活有积极重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。在这里，我要感谢我的指导老师叶老师对我们的悉心指导和帮助，同时也要感谢那些在此课程设计过程中帮助过我的同学们，我要对你们说一声“谢谢”， 是你们和我一起学习、工作和生活，让我的大学生活开心快乐。书到用时方恨少，在此次课程设计的过程中，我深感自己的水平还非常的欠缺。生命不息，学习不止，人生就是一个不断学习和完善的过程，敢问路在何方？路在脚下！我会沿着脚下的路一直走下去。参 考 文 献1. 王志魁,刘丽英,刘伟编，化工原理第四版，北京：化学工业出版社，20102. 匡国栋,史启才主编，化工单

39、元操作及设备课程设计，北京：化学工业出版社，20023. 天津大学化工原理教研室编化工原理上、下册(第二版) M，天津:天津科技出版社，19964. 柴诚敬等，化工原理课程设计M，天津:天津科学技术出版社，2000 5. 伟萍等编，化工过程及设备设计M，北京：化学工业出版社，20006. 潘国昌，化工设备设计M，北京：清华大学出版社，20017. 娄爱娟，吴志泉,吴叙美编，化工设计，上海：华东理工大学出版社，20028. 黄璐主编，化工设计M，北京：化学工业出版社，20009. 化工设备设计全书编辑委员会，化工设备设计全书-塔设备设计M，上海：上海科学技术出版社，198810. 童景山，流态化干燥工艺与设备M，北京：科学出版社，1989