化工原理课程设计——板式塔精馏

1、 化工原理设计2012年化工原理课程设计题 目 煤油冷却器的设计学生姓名 席洋学 号 1505100924指导教师 符剑刚学 院 化学化工学院专 业 应用化学1005完成时间 2012年9月18日目录一.化工原理课程设计任务书21.1.题目21.2.任务及操作条件21.3.列管式换热器的选择与核算21.4.绘制换热器装配图2二.概述321换热器的应用322管壳式换热器的分类及特点31)固定管板式72）浮头式换热器93）U型管式换热器6三换热器设计方案简介7四.列管式换热器的选型计算104.2确定物性数据：124.3计算总传热系数124.4换热器核算15五.换热器主体设备的设计与选型235.1管

2、板235.2封头、圆筒255.3壳体内径和壁厚275.5零件的连接方式265.6膨胀节的选用与否265.7接管确定265.8折流板的尺寸及数量275.10.换热管295.11管箱305.12分程隔板305.13支座305.14.垫片31六.工艺设计结果一览表31七.参考文献33一.化工原理课程设计任务书1.1.题目煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件处理能力：19.0万吨/年煤油设备形式：列管式换热器操作条件煤油：入口温度140，出口温度40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煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15×10

3、-4Pa.s，比热容2.22kJ/(kg.)，导热系数0.14W/(m.)每年按330天计，每天24小时连续运行1.3.列管式换热器的选择与核算1.3.1.传热计算1.3.2.管、壳程数的确定及管、壳程流体阻力计算1.3.3.管板厚度计算1.3.4.U形膨胀节计算（浮头式换热器除外）1.3.5.管束振动1.3.6.管壳式换热器零部件结构1.4.绘制换热器装配图（见A1图纸另附）二.概述 过程设备在生产技术领域中的应用十分广泛,是在化工、炼油、轻工、交通、食品、制药、冶金、纺织、城建、海洋工程等传统部门所必需的关键设备，而换热设备则是广泛使用的一种通用的过程设备。在化工厂中，换热设备的投资约占总

4、投资的10%20%;在炼油厂,约占总投资的35%40%。21换热器的应用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。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。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活跃，一些新型高效换

5、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。列管式换热器的应用已有很悠久的历史。现在，它被当作一种传统的标准换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位。同时板式换热器也已成为高效、紧凑的换热设备，大量地应用于工业中。22管壳式换热器的分类及特点 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与前述的各种换热器相比，主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上

6、多采用管壳式换热器。参考化工原理课程设计贾绍义 柴诚敬主编 天津大学出版社 2002.8参考化工原理上 修订版 夏清 陈长贵主编 天津大学出版社 2005束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。1)固定管板式 图1所示的单程壳管换热器即为固定管板式换热器。固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节）。当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿

7、因温差应力引起的热膨胀。固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀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，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，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的介质不宜采用。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

8、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。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。固定管板式换热器的特点1、 造价低；2、 无内漏；3、 固定管板式换热器的缺点是，壳体和管壁的温差较大，易产生

9、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。图1 固定管板式换热器2）浮头式换热器浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。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。新型浮头式换热器浮头端结构，它包括圆筒、外头盖侧法兰、浮头管板、钩圈、浮头盖、外头盖及丝孔、钢圈等组成，其特征是：在外头盖侧法兰内侧面设凹型或梯型密封面，并在靠近密封面外侧钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，浮头处取消钩圈及相关零部件，浮头管板密封槽为原凹型槽并另在同一端面开一个以该管板中心为圆心，半径稍大于管束外径的梯型凹槽，且管板分程凹槽只与梯型凹槽相连通，而

10、不与凹型槽相连通；在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配，用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片，该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸；另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与

11、浮头管板原凹型槽及其垫片或外圆密封。浮头换热器的特点：浮头式换热器的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，这个特点在现场能看出来。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（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。图2 浮头式换热器3）U型管式换热器U形管式换热器仅有一个管板，管子两端均固定于同一管板上，如图3所示。这类换热器的特点是：管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速较高，传热

12、性能好；承压能力强；管束可从壳体内抽出，便于检修和清洗，且结构简单，造价便宜。但管内清洗不便，管束中间部分的管子难以更换，又因最内层管子弯曲半径不能太小，在管板中心部分布管不紧凑，所以管子数不能太多，且管束中心部分存在间隙，使壳程流体易于短路而影响壳程换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分必须用壁较厚的管子。这就影响了它的使用场合，仅宜用于管壳壁温相差较大，或壳程介质易结垢而管程介质不易结垢，高温、高压、腐蚀性强的情形。图3 U型管换热器（4）填料函式换热器此类换热器的管板也仅有一端与壳体固定，另一端采用填料函密封，如图4所示。它的管束也可以自由膨胀，所以管壳之间不会产生热应力，且管程

13、和壳程都能清洗，结构较浮头式简单，造价较低，加工制造方便，材料消耗较少。但由于填料密封处易于泄露，鼓壳程压力不能过高，也不宜用于易挥发、易燃、易爆、有毒的场合。2.3.设计背景及设计要求在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 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）合理地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、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这参考化工原理课程设计贾绍义 柴诚敬主编 天津大学出版社 2002 版38面些条件进行热力学和流体力

14、学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。 增大传热系数 在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 提高平均温差 对于无相变的流体，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。在允许的条件时，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性。错列管束的传热方式比并列管束的好。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

15、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与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。 （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（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。在设计或

16、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。 动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一最适宜的流速。 传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，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。 严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以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的优化。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后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述

17、观点单独地对换热器进行经济核算仍然是可行的。三换热器设计方案简介 3.1.列管式换热器的选用步骤 （1）了解生产任务、工艺特点和基本数据冷、热流体的流量，进、出口温度，操作压力；冷、热流体的已知物性参数；冷、热流体的工艺特点，包括腐蚀性、悬浮物含量、有无相变等。（2）确定流体流动途径（流程），确定换热器类型（3）进行选择设备型号的有关计算计算两流体的定性温度，在此温度下查取流体的有关物性参数，如密度、粘度、比热容、导热系数等。根据生产换热任务计算热负荷。计算对数平均温度差，并根据温差校正系数不应小于0.8的原则决定壳程数。根据总传热系数K值的经验数值范围，初步选定总传热系数K值。根据总传热速率

18、方程，由初选的K值，计算出传热面积，由此在换热器系列标准中初步选出合适的设备型号。计算管程、壳程压力降。根据初选的换热器型号，计算两流体的流速和压力降，检计算结果是否合理或是否满足工艺要求。若压力降不符合要求，则要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或另选一种规格的换热器，再重新计算压力降，直至满足要求为止。 核算总传热系数。分别计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算总传热系数，并与开始初选的总传热系数进行比较。如果相差较多，则应再次设定总传热系数，重复以上计算步骤，直至接近为止。核算传热面积。根据核算后的K值，进行比较，与初选的K比较，一般以留一定的裕量。3.2.列管换热器选型中相

19、关计算公式 1传热速率基本方程式在稳定传热下，总传热系数K随温度变化不大时，则Q=KA式中Q传热速率，W; K总传热系数，W/(·k); A与K对应的传热面积，； t平均温度差,K。2对数平均温度差（1）在无相变理想逆流或并流换热器中，对数平均温差为 分别为换热器两端热冷流体的温差，单位K。（2）在冷、热流体复杂流向（错流或折流）的换热器中，无相变时，对数平均温差为 按理想逆流情况下求得的对数平均温度差；温度差校正系数，是R和P两因数的函数，可于教材图中查得。在函数式中热流体的温降/冷流体的温升参考化工原理课程设计贾绍义 柴诚敬主编 天津大学出版社 2002 版4752面 冷流体的温

20、升/两流体的最初温度差强调:值不可小于0.8。3总传热系数K值的计算公式为基于外表面积的总传热系数，W/(·); 传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/(·); 传热管内、外侧表面上的污垢热阻，·/W；，传热管内径、外径及平均直径，m;传热管壁导热系数，W/(·)；b传热管壁厚，m。4流动阻力计算（1）管程压强降管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力等于各程直管阻力、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式中分别为直管和回弯管中摩擦阻力引起的压强降，且：结垢校正因数，无因次，对于的管子，取为1.4,

21、；对于的管子，取为1.5；:壳程数;:管程数;（2）壳程压强降壳程内流体流动状态复杂，较为常用的计算公式为：式中，：流体横过管束的压强降； ：流体通过折流板缺口的压强降； ：壳程压强降的校正因数，无因次，对液体取1.15，气体取1.0；而 其中，：管子排列方法对压强降的校正因数，对正方形排列为0.5,对正方形斜转45度为0.4，三角形排列为0.3；：壳程流体的摩擦系数，当时，；:折流板数；折流板间距，取h=0.15m;：按壳程流通面积计算的流速，而D：壳径，m；：换热管外径，m.5.换热器的实际传热面积S四.列管式换热器的选型计算4.1确定设计方案4.1.1流体流动空间的选择与煤油相比，水易结

22、垢，且对流传热系数一般比较大，所以冷却水走换热器的管程，煤油走换热器的壳程，这也有利于降温。4.1.2选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体进口温度140，出口温度40；冷流体(循环水)进口温度30，出口温度40。平均温度差传热温差不大于50，因此初步确定选用固定管板式换热器。4.1.3流程安排由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，煤油走壳程。选用25×2.5的碳钢管。4.1.4 流体流速的选择在固定管板式式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点： (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，

23、以免壳体和管子同时受腐蚀，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) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，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，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。换热器内

24、适宜的流速应通过经济核算选择, 一般流体尽可能使Re>104 ，粘度高的流体常按滞流设计。表2、表3列出一些工业上常用的流速范围.表2列管式换热器内常用的流速范围流体种类流速m/s管程壳程一般液体0.530.21易结垢液体>1>0.5气体530315表3 不同粘度液体的流速( 以普通钢壁为例)液体粘度最大流速>15000.615005000.755001001.1100351.53511.8<12.44.2确定物性数据：取流体进口温度的平均值。煤油的定性温度为：T=(140+40)/2=90 ()冷却水的定性温度为 ：t=(30+40)/2=35)根据定性温度，分

25、别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 煤油在90下的有关物性数据如下： 密度 o=825 kg/m3定压比热容cpo=2.22 KJ/(kg·)导热系数 o=0.14 W/(m·)粘度 o=7.15×10-4 Pa·s循环冷却水在35下的物性数据： 密度 i=994 kg/m3定压比热容 cpi=4.17 KJ/(kg·)导热系数 i=0.626 W/(m·)粘度 i=7.23×10-4 Pa·s4.3计算总传热系数4.3.1热流量mo=1.9×105×103/（330×24×

26、;3600）=6.66kg/sQo=moCpoto=6.66×2.22×103×(140-40)=1.4794×W4.3.2平均传热温差tm= =39.0874.3.3冷却水用量mi =35.48 kg/s4.3.4校正平均传热温差 R=按单壳程，双管程结构，查阅相关温差校正系数图得0.8查得温差校正系数大于0.8，由此可知，可选用单壳程的列管式换热器所以平均传热温差4.3.5初选换热器规格根据管程流体为自来水，壳程流体为没有，查表化工原理上 修订版 夏清 陈长贵主编 天津大学出版社 2005 230面 式4-45化工原理上 修订版 夏清 陈长贵主编 天

27、津大学出版社 2005 231面可得：K的取值范围为280710W/()由传热速率方程式,得总传热面积S的范围是65.0164.8,初选），则估算面积为查表得循环水管程流速范围为1.02.0m/s,取管内冷却水的流速ui=1.0m/s。换热器选用传热管（碳钢10），管内径di=0.02m.根据传热管内径及管内流速来确定单程传热管数： 按单程管计算，所需的传热管长度为：按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构，根据本设计实际情况，现取管长为L=6m。据此，查询附录选定型号为G600-2.5-107.5的换由此可得换热器的实际传热面积107.51该换热器要求的总传热系数为4.4换热器核算4.4.

28、1热流量核算4.4.1.1管程对流传热系数： 管程流通截面积为：管程冷却水流速：雷诺数为：普兰特准数为：则其对流传热系数为： = =4728.85W/()4.4.1.2壳程对流传热系数采用克恩公式：天大化工原理P247由正三角形排列得当量直径：=壳程流通截面积为：取h=0.15m,则壳程煤油流速为：壳程雷诺数为：因在2×范围内，故可用下式计算普兰特准数为：为粘度校正系数，且为0.95则壳程对流传热系数=823.18W/() 4.4.1.3 污垢热阻参考天大版化工原理课程设计P51表3-6，3-7，取：管内测污垢热阻 =0.00034./W管外侧污垢热阻 =0.00017./W4.4.

29、1.4 核算总传热系数=466.67W/()则选则该换热器时，要求过程的总传热系数为414.23W/(.)，在传热条件所规定的流动条件下，计算出K=466.67W/(.)，故所选的换热器是合适的。总传热系数的裕度为：× 100%=12.66%该换热器的面积裕度为：安全系数处于10%25%之间，面积裕度也处于10%25%之间，故初选的设备符合要求4.4.2核算压强降4.4.2.1管程压强降其中，Ft=1.4,Ns=1,Np=6传热管的相对粗糙度为：天大化工原理P227式4-41天大化工原理P284式4-121查莫狄图得则由于流体与管壁摩擦产生的压降为：=则管程的总阻力为：管程流动阻力在

30、允许范围之内。4.4.2.2壳程压强降其中，=1.15, =1, 管子为正三角形排列，F=0.5。壳程流通面积 计算表明，管程和壳程压强都能满足题设的要求。五.换热器主体设备的设计与选型5.1管板（1）分类及特点管板是管壳式换热器的主要部件，用来固定换热管并起着分隔管程、壳程的作用。管板的设计是否合理对确保换热器的安全、降低制造成本都是至关重要的。管板形式有平管板、椭圆形管板和双管板。其中最常见的是平管板。当流体有腐蚀性的时候，管板应采用耐腐蚀性材料，比如轧制成的复合不锈钢板；当换热器承受高温高压时，多采用薄型管板，既降低了温差应力，又满足了高压对机械应力的要求。（2）管板结构如下：5.2封头

31、、圆筒以内径为公称直径的封头，筒体所对应的封头公称直径等于封头内直径，封头由两块或左右对称的三块钢板制成时，其拼接焊缝与封头中心线的距离应小于公称直径的四分之一，封头由瓣片和顶圈板拼接制成时，焊缝方向至允许是径向和环向的，焊缝之间最小距离应不小于名义厚度的3倍，且不小于100mm。由于当公称直径小于2000时，直边高度宜选25mm，经查阅JB/T4737-95可知DN=600,曲面高度 345.3壳体内径和壁厚对于多管程结构，壳体内径采用下式计算:由于本设计采用混合排列，取管板利用率为=0.8，则壳体内径为： 圆整后取D=600mm。壳体厚度选用10mm。5.4法兰压力容器法兰，选择甲型平焊法

32、兰如图：法兰特性表如下JB/T 4701-2000表15化工设备机械基础汤善甫 朱思明主编 华东理工大学出版社 P325按上表选取DN=600mm时的法兰规格5.5零件的连接方式 因为涨接法使用于压强低于40，操作温度低于30的场合。而对于高温高压流体则多采用焊接法。考虑到本换热器的工作压力为低压，且为低温操作，故综合考虑各种连接工艺的优缺点及使用范围确定采用焊接法。在采用焊接法连接管子和管板时，管板的硬度应该大于管子的硬度，以保证在膨胀时，管子发生变形时，管板仅弹性变形。通常管子选用10、20优质碳钢，管板采用25、35、Q225或低合金钢16Mn、Cr5Mo等。结合本次设计采用16MnR5

33、.6膨胀节的选用与否膨胀节是装在固定管板式换热器上面的元件,对管子和壳体的膨胀变形差进行补充,以消除或减少不利的温差应力。由于50，因此需要考虑热补偿，需要选用膨胀节。5.7接管确定5.7.1管程流体进出口接管取接管内水的流速为1.5m/s取标准管径为200mm。5.7.2壳程流体进出口接管取接管内煤油流速为1.0m/s取标准管径为100mm。5.8折流板的尺寸及数量5.8.1折流板的尺寸及数量JB 4707-2000 压力容器法兰分类与技术条件 折流板的数量由前面的计算可知，本换热器需要39块折流板，但为了使循环水分别在换热器的异侧进出，需要偶数块折流板，故本换热器实际采用38块折流板。折流

34、板的外径尺寸应符合下表规定则该换热器折流板外径为：600-4.5,取为595.5mm切去高度为h=0.25d=0.25×595.5=148.875150mm,取为150mm。5.8.2折流板的厚度折流板的厚度选取应满足下表：考虑到腐蚀厚度1mm,选取折流板厚度为 4+1=5mm,选取标准厚度5mm。5.8.3折流板板孔级管束（适用于碳素钢、低合金钢和不锈钢换热器）折流板或支持板管孔直径及允许偏差如下换热管外径或无支撑跨距d>32或l900l>900且d32管孔直径d+0.8d+0.4允许偏差+0.40GB 151-1999管壳式换热器GB 151-1999规定本换热器采用

35、一级管束，则该换热器的这六板管孔直径为：25.425.8。5.8.4折流板分布设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍流，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用，本换热器采用弓形折流板。5.8.5折流板间距折流板最小间距一般不小于圆筒内直径的五分之一，且不小于50mm，特殊情况下也可取较小的间距。系列标准中采用的h值为：固定管板式的有150、300和600mm三种，浮头式的有150、200、300、480和600mm五种。本次设计中取5.8.6折流板最大无间距支撑换热管在其材料允许使用温度范围内的最大无支撑跨距，应按下表的规定：5.9.定距管与拉杆的选定常用的拉杆的形式有两种，1）拉杆定距管

36、结构，适应于换热器外径大于或等于19mm的管束；2）拉杆与折流板电焊结构，适应于换热器外径小于或等于14mm的管束。本换热器采用拉杆定距管结构拉杆的直径和数量可以按下表选用。GB 151-1999规定拉杆直径选为16mm，拉杆数量4根，拉杆的长度L按需要确定定距管的规格，一般和所用换热器的换热管规格相同，用定距管5.10.换热管5.10.1 换热管尺寸由上述计算可知，换热管基本尺寸为：25×2.5，长6m。5.10.2 换热管排布布管示意图换热管的排列形式换热管标准排列形式见图GB 151-1999规定选择正三角形排列。5.11管箱DN400mm为平盖管箱；500mmDN800mm为平盖管箱和封头管箱，推荐使用封头管箱；DN900m