正戊烷冷凝器设计

化工原理课程设计课程设计设计题目正戊烷冷凝器的设计姓名学号张茂生（20083100）潘志学（20083110）曹亚楠（20083115）专业班级高分子材料与工程08-4指导教师何兵2011年1月20日

化工原理课程设计任务书专业班级姓名设计题目：列管式换热器设计设计时间:指导老师：设计任务:年处理吨正戊烷的正戊烷冷凝器1.设备型式立式列管式换热器2.操作条件（1）正戊烷：冷凝温度51℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；（2）冷却介质：井水，进口温度32℃，出口温度40℃（3）允许压强降，不大于（4）每年按330天计算，每天24小时连续运行；(5)设备最大承受压力，p=2.5Mpa设计报告：设计说明书一份主体设备总装图（1#图纸）一张，带控制点工艺流程图（3#图纸）一张目录摘要 11前言 32列管式换热器设计方案 42.1列管式换热器类型的选择 52.1.1固定管板式换热器 52.1.2浮头式换热器 52.1.3U形管换热器 52.1.4滑动管板式换热器 52.2流体流动通道的选择 62.3换热器结构的计算 62.3.1热负荷Q： 62.3.2平均温度差 72.3.3估算面积 72.3.4管子初选 82.3.5对流传热系数 82.3.6污垢热阻 112.3.7总传热系数和计算所需面积 112.3.8壁温的计算 112.4压强降计算 122.4.1管程压强降： 122.4.2壳程压强降 132.5列管式换热器其他结构设计 142.5.1管程结构 142.5.2壳程结构 142.5.3其他重要附件 152.6换热器材质的选择 152.6.1碳钢 162.6.2不锈钢 163列管式换热器的具体计算 173.1试算并初选换热器规格 173.1.1确定流体流动通道 173.1.2流体定性温度、物性以及列管式换热器形式选择 173.1.3热负荷Q的计算 173.1.4计算平均温差 173.1.5初选换热器规格 183.2核算总传热系数 183.2.1计算管程的对流传热系数 193.2.2计算壳程对流传热系数 193.2.3确定污垢热阻 193.2.4核算总传热系数 193.2.5核算壁温 203.3计算压强降 203.4结构尺寸的确定 203.4.1筒体内径 203.4.2换热器壁厚设计与液压试验 213.4.3封头 223.4.4管板 243.4.5容器法兰 243.4.6接管尺寸 243.4.7接管法兰 253.4.8管箱长度 263.4.9折流板 263.4.10拉杆与定距管 263.4.11分程隔板与缓冲板 263.4.12总重量计算 263.5离心泵和风机的选取 29附录一 30附录二：本书符号说明 314设计总结 33参考文献 34摘要摘要：列管式换热器在化工、石油等行业中广泛应用。根据本次设计任务，正戊烷流动温度为51.7℃，水的进、出口量温度为32℃、40℃.计算一个年处理量为吨的正戊烷冷凝器。通过计算，得到所需管程数为4，传热管长为4.5米，壳体直径为0.5米,传热面积为33.09平方米的的换热器。由此进行换热器的选择,并确定传热过程的流体流速等参数,传热面积为36.6平方米的的换热器。经过进一步核算，换热器压降，面积裕度，管壁温度均符合设计要求，。然后通过查阅资料合理计算确定封头、管箱、拉杆、定距管等结构尺寸和选取符合要求的辅助设备（主要是离心泵）。最后画出符合工程语言的设备总装图和带控制点的工艺流程图。关键词：列管式固定管板式换热器设计计算Abstract：Tubetypeheatexchangeriswidelyusedinchemicalindustry,petrochemicalindustryandsoon.Accordingtothisdesignwork,theinlettemperatureofrunningpentaneis51.7degrees.Thetemperatureofexitwateris40degreesandtheentertemperatureis32degrees.Theeventisanannualcapacityof2.5×104tonsilaneofcondenser.Aftercalculating，thenumberoftubeisfour,thelengthoftheexchangingtubeis4.5meters,andthediameteroftheshellis0.5meters.Finallytheexchangerischoossed，whosenumberofthetubeis120,andtheexchangingareais33.09centaur.Thereoutmakethechoiceofheatexchangersandthenconfirmthespeedortheotherparametersoftheliquid.Andtheexchangingareais36.6centaur.Theareaandthetemperatureallsuittotheassignmentrequest.Basedonthischosenheaterexchanger,thendesignpropernozzles,flange,tierod,channel,tubesheet,spacerandsoon.Thefinalresultincludesacraftwork-flow-chart,afacilityfittingdraw,andainstruction.Keyword：TubularTubularheatexchangersdesigncalculation.

1前言在化工和石油化工厂中，传热既是最重要也是应用最多的过程。工厂运转是否经济常常取决于热或冷的利用和回收的效率。供气、供电和供冷等公用工程在生产过程中的应用，关键在于使热的转化和回收效率最高。换热器是在具有不同温度的两种和两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量由温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药，航空及其他许多工业部门广泛使用的通用设备。在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%~20%；在炼油厂中，该项的投资约占总投资的35%~40%。换热器的种类很多，有多种多样的结构每种结构形式的换热器都有其自身的结构特征及其相应的工作特性。在对换热器的选型时，有诸多因素需要考虑，主要包括流体的性质、压力、温度、压降及其可调范围；对清洗、维修的要求；材料价格及制造成本；动力消耗费；现场安装和检修的方便程度；使用寿命和可靠性等。对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率，较低的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易，易于维护和维修。在换热器中，应用最多的是管壳式（列管式）换热器，它是工业过程热量传递中应用最广泛的一种换热器。虽然列管式换热器在结构紧凑型、传热强度和单位传热面积的金属消耗量方面无法与板式或板翅式等紧凑式换热器相比，但列管式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来，人们已在其设计和加工制造方面积累了许多的经验。本次课程设计是根据生产任务要求确定选用换热器的传热面积，管子规格和排列方式，管程数和管壳数以及折流挡板，进而确定换热器的其他尺寸或选择换热器的型号。2列管式换热器设计方案设计流程确定隔板间距并估计壳层传热系数技术要求定义目标确定隔板间距并估计壳层传热系数技术要求定义目标如果需要计算未指定的流速或温度需要做能量平衡计算含垢因子在内的总传热系数计算含垢因子在内的总传热系数K收集物理性质收集物理性质%%%%假设总传热系数K假设总传热系数K设确定壳、管程数计校正因子是设确定壳、管程数计校正因子估计管侧和壳层压降估计管侧和壳层压降确定传热面积A=Q/K确定传热面积A=Q/K压降在规定范围内？否压降在规定范围内？确定类型、管径，材料清单为壳管分配流体确定类型、管径，材料清单为壳管分配流体估计换热器成本计算管数估计换热器成本计算管数能否优化降低成本能否优化降低成本计算壳径是计算壳径估计管侧传热系数设计成功估计管侧传热系数设计成功2.1列管式换热器类型的选择根据列管式换热器的结构特点，常将其分为固定管板式、浮头式、U形管式填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等类型。2.1.1固定管板式换热器(代号G)优点：结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便，管子损坏时易于堵塞或更换；缺点：管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力这种换热器适用于壳层介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两侧温差不大或者温差较大但壳层压力不高的场合。2.1.2浮头式换热器(代号P)优点：管内和管间易于清洗，不会产生热应力；缺点：结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求高。这种换热器适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。2.1.3U形管换热器(代号Y)优点：只有一块管板，管束由多根U形管束组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热器有温差时，不会产生热应力。缺点：由于受到管曲率半径的限制，其换热管排布较少，管束最内层管间距较大，管板的利用率较低，壳程流体易形成短路，对传热不利。当管子泄漏损坏时，只有管束外围处的U形管才便于更换，内层换热管坏了不能更换，只能堵死，而且损坏一根U形管相当于坏两根管，报废率极高。适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合。特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性大的物料。2.1.4滑动管板式换热器优点：结构简单，造价低廉，必要时可在管箱增设隔板，强化传热。缺点：填料泄漏时可导致管程和壳程的流体相混，故严禁用于两种流体不相容的场合。2.2流体流动通道的选择eq\o\ac(○,1)不清洁或易结垢的流体，宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程，便于清洗；对于U型管管束，宜走壳程。eq\o\ac(○,2)腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。eq\o\ac(○,3)压力高的流体走管程，以免制造较厚的壳体。eq\o\ac(○,4)为增大对流传热系数，需要提高流速的流体的宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也教容易。eq\o\ac(○,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，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。eq\o\ac(○,6)蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果。eq\o\ac(○,7)需要冷却的流体宜走壳程，，以减小冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能可以利用，宜走管程，以减小热损失。eq\o\ac(○,8)粘度大或流量小的流体宜走壳程，因由折流挡板的作用，在低Re数下（Re>100）即可达到湍流。在选择流动管道时，上述原则往往不能同时兼顾，应视具体问题抓住主要方面，一般首先考虑流体的压力降、防腐蚀清洗等要求，然后在校核对流传热系数和流动阻力，以便做出恰当的选择。2.3换热器结构的计算2.3.1热负荷Q：2.3.1.1式中：——流体的质量流量，kg/s；——流体的平均比定压热容，J/(kg.℃)T——热流体的温度，℃t——冷流体的温度，℃下标1和2分别表示换热器的进口和出口。2.3.1.2式中：——饱和蒸汽（即热流体）的冷凝速率，kg/s；r——饱和蒸汽的冷凝热，J/kg。2.3.2平均温度差2.3.2.2.3.2当>2时，当<2时，式中、——换热器两端热冷流体的温差，℃。错、折流的平均温度：式中——按逆流情况求的对数平均温差，℃；——温差矫正系数，=f（P，R）其中2.3.3估算面积2.3.3.1管程壳程传热系数K值/W/(℃)轻有机物水蒸气冷凝580~1190中有机物水蒸气冷凝290~580重有机物水蒸气冷凝115~350水轻有机物冷凝580~1160水重有机物蒸汽冷凝115~3502.3.3.2根据查得的K的经验值K估，估算出换热器的面积2.3.4管子初选管数管长管程2.3.5对流传热系数2.3.5.1无相变流体在圆形直管道中做强制湍流的对流传热系数eq\o\ac(○,1)对于低粘度流体（μ小于或等于两倍常温水的粘度）当流体被加热时，n=0.4当流体被冷却时，n=0.3式中ρ、μ——流体的密度和粘度，kg/、Pa.——流体的导热系数和比热容，W/(.℃)、J/(kg.℃)；u——管内的流速，m/s；——列管内径，m。应用范围：Re>10000,Pr=0.7~160,管长与管径之比，可由上式算出乘以特征尺寸：管内径定性温度：取流体进、出口温度的算数平均值。eq\o\ac(○,2)对于高粘度液体（大于2倍常温水的粘度）式中是考虑热流方向的校正系数，可以用表示。指壁面温度下流体粘度，因壁温未知，计算需用试差法，故可取近似值。当流体被加热时=1.05；液体被冷却时，取=0.95。气体不论加热与冷却均取=1.0。应用范围：Re>10000,Pr=0.7~16700，>60。特征尺寸：管内径。定性温度：除按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。2.3.5.2无相变流体在管外做强制湍流时的对流传热系数eq\o\ac(○,1)若列管换热器内装有园缺挡板（缺口面积为25%的壳体內截面积）时应用范围：特征尺寸：当量直径。定性温度：除按壁温取值外，均取流体进、出口温度的算术平均值。eq\o\ac(○,2)若换热器的管间无挡板，管外流体沿管束平行流动时，则值仍可以用管内强制对流的公式计算，但需将式中的管内径将改为管间的当量直径。2.3.5对于蒸汽在水平管壁（管外、单管或管束）上的膜状冷凝传热系数：（*）式中——管子外径；n——管束在垂直面上的列数，对单管n=1；——饱和温度ts与壁面温度tw、、—特性温度下冷凝液的导热系数、密度和粘度汽化潜热r由值决定，特性温度取膜温，即2.3.5.4当Re<2000时，膜层内为层流，则l——垂直管的高度，m；r——饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg；定性温度：蒸汽冷凝热取饱和温度下的值，其余物性取液膜平均温度下的值。当Re>2000时，膜层内为湍流，则特征尺寸：l取垂直管或板的高度，定性温度和其余物性参数与（*）相同。冷凝液的液膜流动有层流和湍流之分，故在计算传热系数时应首先假设液膜的流动类型，求出α后，需要计算Re数，检验是否在所假设的流型范围。Re数的计算公式：2.3.6污垢热阻沉积在传热壁面上的污物、腐蚀产物或其他杂质，构成管壁上的污垢。某些情况下，污垢热阻是总传热系数的控制因素。因此，确定适当的污垢热阻，是换热器的设计中很重要的一项内容。污垢的热阻主要决定于它的导热系数和垢层厚度。污垢的种类很多，影响垢层厚度的因素又复杂，污垢的导热系数及污垢层厚度难以准确地估计，因此，通常选用污垢热阻的经验值。2.3.7总传热系数和计算所需面积2.3.7式中——基于换热器外表面积的总传热系数，W/(.℃)；、——管外及管内的对流传热系数，W/(.℃)；、、——换热器列管的外径、内径及平均直径，m；b——列管管壁厚度，m；——列管管壁的导热系数，W/(.℃)。2.3.7.2计算所得需要面积2.3.7.3面积裕面积裕量=2.3.8壁温的计算在传热过程中，需要知道壁温才能计算α；此外，选择换热器的类型和管子材料也需要知道壁温。但是，设计时，一般只知道管内、外流体的平均温度ti首先在之间假设壁温值，用以近似计算两流体的，再根据及污垢热阻计算总传热系数，然后用下列近似计算关系核算值是否正确。由此计算的值应与假设相符。否则重设壁温，重复上述计算，直到基本相符为止。（注意：假设的值应接近于值大的那个流体的温度）2.4压强降计算列管式换热器的设计必须满足工艺上提出的压强降要求。列管式换热器允许的压强降范围如下：换热器的操作压强/Pa允许的压强降P<100000（绝对压强）P=0~100000（表压）P>100000(表压)一般来说，液体流经换热器的压强降为10000~100000Pa，气体为流体流经列管式换热器因流动阻力所引起的压强降，可按管程和壳程分别计算：2.4.1管程压强降：对于多程列管换热器，管程压强降的计算式为：式中、——直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；——结垢校正系数，量纲为一。对于的管子取为1.4，对于的管子取为1.5；——管程数；——串联的壳程数。上式中直管压强降可按流体在管中流动的阻力公式计算，即；回弯管的压强降可由下面的经验式计算，即一般情况下，换热器进、出口阻力可忽略不计。2.4.2壳程压强降当壳程无折流挡板时，流体顺着管束运动，壳程压强降可按流体沿直管流动的压强降计算，且仅以壳方的当量直径de代替圆管直径d当壳程装上折流挡板后，流体在其中作曲折流动，壳程压强降的计算方法有Bell法、Kern法和Esso法等。Esso法计算壳程压强降Σp式中——流体横过管束的压强降，Pa；——流体流过折流挡板缺口的压强降，Pa；——壳程压强降的结垢校正系数，量纲为一。对液体可取1.15，对气体或可凝蒸汽可取1.0。又式中F——管子排列方式对压强降的校正系数，量纲为一。对管子三角形排列F为0.5，对正方形错列F为0.4，对正方形直列F为0.3。——壳程流体的摩擦因数，当时，——横过管束中心线的管数；h——折流板间距，m；D——换热器壳体内径，m；——折流板数，；——按壳程流道截面积计算的流速，m/s。其中2.5列管式换热器其他结构设计2.5.1管程结构2.5.1常用换热管规格有φ192㎜，φ252㎜，φ252.5㎜，换热管管上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间采用正方形排列方式。管间距t与管外径的比值，焊接时为1.25，胀接时为1.3~1.52.5.1管板是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分开。管板与管子之间可以采用焊接或者胀接；管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种。固定管板常采用不可拆连接。2.5.1封头和管箱位于壳体两端，其作用时控制及分配管程流体。当壳体直径较小时常采用封头，壳径较大的换热器多采用管箱结构，当所需换热面积很大时，可才用多管程换热器，此时在箱体内设置分程隔板。2.5.2壳程结构2.5.2壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进入和排出之用。介质在壳程内的流动方式有多种，单壳程型式应用的最为普遍，如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分割成双壳程型式。本次设计采用单壳程，多管程。2.5.2在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起到支撑管束、防止管束震动和管子弯曲的作用。汉族要有圆缺型、环盘型和孔流型。本次设计中采用弓型。2.5.2在壳程进口接管处常装有防冲挡板，或称缓冲板，它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束震动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。2.5.3其他重要附件2.5.3在各种容器和管道中，由于生产工艺的要求，或考虑制造、运输，安装、检修的方便，常采用可拆的结构。常见的可拆结构有法兰连接、螺纹连接和插套连接。由于法兰连接有好的强度和气密性，而且适用尺寸范围较广，在设备和管道上都能应用，所以法兰连接用的最普遍。法兰连接分容器法兰连接和管法兰连接。2.5.3折流板和支持板是用拉杆固定的，常用的拉杆有两种形式，一是拉杆定距管结构，适用于换热器外径大于或等于19mm的管束。二是拉杆与折流板点焊结构，适用于外径小于或等于14mm的管束。2.6换热器材质的选择在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度、流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。2.6.1碳钢价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用时合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。2.6.2不锈钢奥氏体系不锈钢以1Cr18Ni9为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。3列管式换热器的具体计算3.1试算并初选换热器规格3.1.1确定流体流动通道因为蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果。所以正戊烷走壳程水走管程。3.1.2流体定性温度、物性以及列管式换热器形式选择3.1.2正戊烷冷凝为恒温，故定性温度为；水的定性温度两流体温差由于两流体温差于不大于50℃，故选用固定管板式换热器。3.1.2流体物性正戊烷51.75960.182.340.13347.5水36993.60.7124.1743.1.3热负荷Q的计算按正戊烷进行计算正戊烷热负荷3.1.4计算平均温差，蒸汽冷凝时，=13.1.5初选换热器规格根据任务要求为管内流体水来冷凝壳程正戊烷（）的过程,总传热系数经验值的范围为580~1160，初选K=600，则估算面积为设水的流速为u=1m/s,以换热管为的换热器计算

管数取整为30管长管程取单管长L=4.5m管程数常为偶数取整为4总管数：初选管板式换热器规格如下换热面积36.6管长l4.5m管程数N4管子直径管数n106管子排列方式三角形排列3.2核算总传热系数3.2.1计算管程的对流传热系数管程流通面积3.2.2计算壳程对流传热系数假设为湍流假设2000则湍流假设成立3.2.3确定污垢热阻管程走水，取壳程走正戊烷气体，取3.2.4核算总传热系数面积裕量3.2.5核算壁温则假设成立3.3计算压强降壳程压降：正戊烷在等温等压下冷凝压降忽略；管程压降：Ft：对于的管子取为1.4；——串联的壳程数，；取粗糙度则查摩擦因数图得3.4结构尺寸的确定3.4.1筒体内径式中t——管中心距，，t=32mmnc——横过管束中心线的管数，正三角形排列；D——壳体内径，m；b‘——取；则多管程结构，取设备利用率壳体内径尺寸取整D=500mm3.4.2换热器壁厚设计与液压试验(公式选择《化工设备机械基础》)式中t——筒体的理论计算壁厚，mm；——筒体的计算压力，MPa；——筒体的内径，mm；——钢板在设计温度下的许用应力，MPa；——焊接接头系数，其值小于或等于1。筒体选择热轧碳素钢Q235-C，则，采用双面焊缝则式中C1——最小负偏差，mm；C钢板厚度负偏差钢板厚度，mm22.22.52.8~3.03.2~3.53.8~4.04.5~5.5负偏差，mm0.180.190.20.220.250.30.5钢板厚度，mm6~78~2526~3032~3436~4042~5052~60负偏差，mm0.60.80.91.01.11.21.3圆整后取有效厚度液压试验MPa式中——内压容器的试验压力，MPa；P——设计压力，MPa；——试验温度下材料的许用压力，MPa；——设计温度下材料的许用压力，MPa。常温下材料屈服强度为235MPa,故校核成功。3.4.3封头（公式出自《化工容器设计》）封头材料选用3.4.采用标准椭圆形封头（a/b=2）K=15.9mm圆整取封头总高()3.4.3.0mm圆整取封头总高3.4.取查表得M=1.36蝶形封头形状系数0.150.170.2M1.41.361.31圆整取封头高度综合高度和厚度以及节省成本原则选择椭圆形封头，根据JB/T4746-2002选择DN=500mm封头质量为20kg，直边高度25mm，曲面高度125mm，厚度3.4.4管板（数据选自《换热器设计手册》）固定管板式，壳体与管板采用焊接型式,管板兼作法兰。管板材料为16Mn，管板型号如下：PPDNDDDDDDd规格bb2.5mm2.5mm500mm660mm615mm576mm500mm563mm500mm27mmM34mm48mm3.4.5容器法兰选择乙型平焊法兰（JB/T4702-2000）PN=2.5MPa，DN=500mmt=43mmH=190mm法兰强度校核：查乙型法兰最大允许工作压力表在温度小于200℃时，16MnR的工作压力是2.5MPa，符合要求，故选择16MnR。采用石棉橡胶垫片，JB/T4704-20003.4.6接管尺寸3.4.6.1壳程进口取壳层进口接管内正戊烷蒸汽流速为u=10m/s,正戊烷气体密度为=0.177m取B型补强管DN=200，，质量m=6.6kg/100mm（HGJ527-90）取补强圈d=224mm,D=400,计算得，圆整得查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm接管位置尺寸：，取200mm3.4.6取壳层出口接管内正戊烷液体流速为u=0.5m/s,正戊烷液体密度为取B型补强管DN=125，，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90）取补强圈d=138mm,D=250,计算得，圆整得取150mm3.4.6.3取管程内水的流速为u=1m/s，水密度为=0.108m取B型补强管DN=125，，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90）取补强圈d=138mm,D=250,计算得，圆整得查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm接管位置尺寸：，取200mm3.4.7接管法兰采用板式平焊法兰（HGT20592-2009），法兰选择如下：参数管程接管DN=125壳程接管DN=200法兰外径240mm360mm螺栓孔中心圆直径200mm310mm螺孔(18mm)法兰厚度C20mm22mm法兰内径B135mm222mm法兰质量4.5kg7.0kg3.4.8管箱长度（为接管位置尺寸，H为封头高度，250为焊点和开孔点的最小距离）3.4.9折流板用弓形折流板，取折流板间距300mm（折流板间距为壳径为0.2~1倍）则折流板数为：切口尺寸取（切口高度与直径之比）则h=100mm折流板外径，折流板厚度与壳体直径及折流板间距有关，查表得最小厚度为4mm，取厚度6mm拉杆直径/mm拉杆螺纹公称直径/mmb1616202.03.4.10拉杆与定距管换热管外径为25mm>19mm，选择拉杆定距杆结构。拉杆直径选择16mm，选择4根拉杆，距离按实际需要选取。定距管为，距离按实际需要选取。3.4.11分程隔板与缓冲板分程隔板：隔板材料为Q235—C隔板最小厚度为8mm（G151-99）设计时取10mm缓冲板：管程流速小可以不用缓冲板壳程流速约10m/s，接管直径200mm，缓冲板厚度为6mm长度300mm3.4.12总重量计算3.4.12.1管板重量：管板材料为16MnR，数量为2个3.4.12.2法兰重量：法兰材料为16MnR，两个容器法兰凸面法兰采用石棉橡胶垫片（JB/T4704-2000）DN=500mmPN=2.5MPaD=565mmd=515mm壳程接管法兰管程接管法兰3.4.12.3接管质量：壳程接管管程接管3.4.12.4筒体质量1m长的筒体质量为100kg筒体总质量约为3.4.12.5管束质量3.4.12.6拉杆质量3.4.12.7折流板质量3.4.12.8封头质量:一个封头质量为20kg，数量为2，则总质量为3.4.12.9定距管质量：定距管材料Q235-A根数为4则：3.4.12.10补强圈质量DN=200时质量DN=125时质量总质量3.4.1在DN=500、PN=2.5MPa时，一个螺栓的质量为0.554kg在DN=125、PN==2.5MPa时，一个螺栓的质量为0.149kg在DN=200、PN==2.5MPa时，一个螺栓的质量为0.153kg螺栓总质量：I型M24螺母质量为0.0888kg，M螺母总质量：3.4.1最大载荷为根据JB/T4725-92,选择如下制作本体允许载荷[Q]/(kN)适用容器公称直径DN/mm高度H/mm螺纹（螺栓孔直径24mm）AN型支座质量/kg20500-1000160M201.53.5离心泵和风机的选取管程进口流量为：设高度差为取扬程为根据流量和扬程选择离心泵为IS80-50-315流量扬程转速效率轴功率电机功率必需汽蚀余量31.5m56%4.6kw5.5kw3.0m风机:壳程进口采用风机旋转式鼓风机。换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率/（㎏/h）水：32853.6正戊烷：3157进（出）口温度/℃32（40）51.7（51.7）压力/MPa2.52.5物性定性温度/℃3651.7密度/Kg/m3993.6596定压比热容/(KJ/Kg/℃)4.1742.34粘度/Pa.s0.712×10-30.18×10-3设备结构参数型式固定管板式壳程数1壳体内径/mm500台数