发布时间：2025-02-14 来源：火狐官方下载苹果ios

　　介质不一样，传热系数各不相同我们公司的经验是： 1、汽水换热：过热部分为800~1000W/m2。℃ 饱和部分是依照公式K=2093+786V（V是管内流速）含污垢系数 0.0003。 水水换热为：K=767(1+V1+V2）（V1是管内流速，V2水壳程流速）含污垢系数0。0003 实质运转还罕有守旧。有余量约10% 冷流体 热流体 总传热系数K，W/(m2.℃) 水 水 850～1700 水 气体 17～280 水 有机溶剂 280～850 水 轻油 340～910 水 重油 60～280 有机溶剂 有机溶剂 115～340 水 水蒸气冷凝 1420～4250 气体 水蒸气冷凝 30～300 水 低沸点烃类冷凝 455~1140 水沸腾 水蒸气冷凝 2000～4250 轻油沸腾 水蒸气冷凝 455～1020 不一样的流速、粘度和成垢物质会有不一样的传热系数。K值平常在 1 800~2200W/m2·℃范围内. 列管换热器的传热系数不宜选太高，一般在800—1000W/m2·℃。螺旋板式换热器的总传热系数（水—水)平常在1000~2000W/m2·℃范 围内。 板式换热器的总传热系数（水（汽）—水）平常在3000～5000W/m2·℃ 范围内. 1．流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程,哪一种流体流经壳程，以下各点可供 选择时参照(以固定管板式换热器为例） (1)不干净和易结垢的流体宜走管内，以便于冲洗管子. 2）腐化性的流体宜走管内，免得壳体和管子同时受腐化，并且管子也便于冲洗和检修。 3）压强高的流体宜走管内，免得壳体受压。 饱和蒸气宜走管间,以便于及时除去冷凝液,且蒸气较干净，冷凝传热系数与流速关系不大。 被冷却的流体宜走管间,可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却成效。 6)要提升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，且可采纳多管程以增大流速。 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，因为流速和流向的不停改变，在低Re(Re〉100） 2 下即可达到湍流,以提升对流传热系数。 在选择流体流径时，上述各点常不可以同时兼备，应视详细状况抓住主 要矛盾，比方第一考虑流体的压强、防腐化及冲洗等要求,而后再校 核对流传热系数和压强降,以便作出较适合的选择。 流体流速的选择 增添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堆积的可能性，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。可是流速增添，又使流体阻力增大，动力耗费就增加。所以适合的流速要经过经济衡算才能定出。 其余,在选择流速时，还需考虑构造上的要求。比方,选择高的流速，使管子的数目减少，对必定的传热面积，不得不采纳较长的管子 或增添程数。管子太长不易冲洗，且一般管长都有必定的标准;单程变成多程使均匀温度差降落。这些也是选择流速时应予考虑的问题。 流体两头温度的确定 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确 定流体两头温度的问题。若此中一个流体仅已知进口温度,则出口温度应由设计者来确立.比方用冷水冷却某热流体,冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出预计，而换热器出口的冷水温度，便需要依据经济衡算来决定。为了节俭水量,可使水的出口温度提升些，但传 热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增添水量.二者是相互矛盾的。一般来说，设计时可采纳冷却水两头温差为5～10℃。缺水地域采纳较大的温度差，水源丰富地域采纳较小的温度差。 3 管子的规格和摆列方法 选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不该超出前面介绍的流速范围.易结垢、粘度较大的液体宜采纳较大的管径。我国当前试 用的列管式换热器系列标准中仅有φ25×2。5mm及φ19×2mm两种规格的管子。 管长的选择是以冲洗方便及合理使用管材为原则。长管不便于冲洗，且易曲折。一般出厂的标准钢管长为6m，则合理的换热器管长应为1。5、2、3或6m.系列标准中也采纳这四种管长。其余，管长和壳径应相适应，一般取L/D为4～6(对直径小的换热器可大些）。如前所述，管子在管板上的摆列方法有等边三角形、正方形直列和正方形错列等，如第五节中图4－25所示。等边三角形摆列的长处有:管板的强度高；流体走短路的机遇少，且管外流体扰动较大，因此对流传热系数较高；相同的壳径内可摆列更多的管子.正方形直列摆列的长处是便于冲洗列管的外壁,合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摆列时为低。正方形错列摆列则介于上述二者之间,即对流传热系数（较直列摆列的）能够适合地提升。 管子在管板上摆列的间距（指相邻两根管子的中心距)，随管子与管板的连结方法不一样而异。平常，胀管法取t=（1。3~1.5）do，且相邻两管外壁间距不该小于6mm，即t≥（d+6)。焊接法取t=1。25do. 5。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 需管数好多时，有时会使管内流速较低,因此对流传热系数较小。为 了提升管内流速,可采纳多管程。可是程数过多,以致管程流体阻力加 4 大，增添动力花费；同时多程会使均匀温度差降落;其余多程隔板使管板上可利用的面积减少，设计时应试虑这些问题。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.采纳多程时,平常应使每程的管子数大概相等。 管程数m可按下式计算,即： (4-121) 式中u―――管程内流体的适合速度，m/s；u′―――管程内流体的实质速度，m/s. 当壳方流体流速太低时，也能够采纳壳方多程。如壳体内安装一块与管制平行的隔板,流体在壳体内流经两次，称为两壳程，但因为纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采纳壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联使用,以取代壳方多程。比方当需二壳程时，则将总管数均分为两部分，分别安装在两个内径相等而直径较小的外壳中，而后把这两个换热器串联使用,以以下图。 6。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，使湍动程度加剧，以提升壳程对流传热系数。 5 第五节的图4－26已示出各样挡板的形式。最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10～40％，一般取20～25％,过高或过低都不利于传热。 两相邻挡板的距离（板间距)h为外壳内径D的(0。2～1）倍。系列标准中采纳的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.板间距过小,不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管制，使对流传热系数降落。 挡板切去的弓形高度及板间距对流体流动的影响如图3-42所示. 7。外壳直径的确定 换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热器而言)管板的直径。依据计算出的实质管数、管径、管中心距及管子的摆列方法等，可用作图法确立壳体的内径。可是，当管数许多又要频频计算时，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，而后计算所需的管程和壳程的流通截面积,于系列标准中查出外壳的直径。待所有设计达成后，仍应用作图法画出管子摆列图。为了使管子摆列均匀，防范流体走”短路，能够适合增减一些管子。 其余，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即: 4—122） 式中D――――壳体内径，m; t――――管中心距，m； nc―――－横过管制中心线 b′―――管制中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距 离,一般取b′=(1～1.5）do。 nc值可由下边的公式计算。 管子按正三角形摆列时：(4-123） 管子按正方形摆列时:(4-124) 式中n为换热器的总管数。 按计算获取的壳径应圆整到标准尺寸,见表4-15。 8．主要构件 封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体(一般小 于400mm)，圆形用于大直径的壳体. 缓冲挡板为防范壳程流体进入换热器时对管制的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。 导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不可以流动的空间（死角)，为提升传热成效，常在管制外增设导流筒,使流体进、出壳程时必定经过这个空间. 放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔,以除去不凝性气体和冷凝液等。 接收尺寸换热器中流体进、出口的接收直径按下式计算，即: 式中Vs--流体的体积流量，/s； u-—接收中流体的流速，m/s. 7 流速u的经验值为: 对液体u=1。5～2m/s 对蒸汽u=20～50m/s 对气体u=（15～20)p/ρ(p为压强,单位为atm；ρ为气体密度, 单位为kg/) 9．资料采纳 列管换热器的资料应依据操作压强、温度及流体的腐化性等来选 用。在高温下一般资料的机械性能及耐腐化性能要降落。同时拥有耐 热性、高强度及耐腐化性的资料是极少的。当前常用的金属资料有 碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属资料有石墨、聚四氟乙 烯和玻璃等.不锈钢和有色金属固然抗腐化性能好,但价钱高且较稀 缺，应尽量少用。 10．流体流动阻力(压强降）的计算 (1）管程流体阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得.关于 多程换热器，其总阻力pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽视不计，故管程总阻力的计算式为： （4—125) 式中p1、p2---——-分别为直管及回弯管中因摩擦阻力惹起的压强降,N/； Ft-—--—结垢校订因数，无因次，关于φ25×2。5mm的管子，取为1。4,对φ19×2mm的管子，取为1。5； 8 Np--—--管程数； Ns—-———串联的壳程数. 上式中直管压强降p1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压 强降p2由下边的经验公式估量，即: (4-126） 壳程流体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式固然许多，可是因为流体的流动状况很复杂,使所得的结果相差好多。 下边介绍埃索法计算壳程压强po的公式，即: （4-127） 式中p1′-—-————流体横过管制的压强降，N/； p2′————-——流体经过折流板缺口的压强降，N/； Fs---—--—-壳程压强降的结垢校订因数，无因次,对液体可取 1.15,对气体或可凝蒸气可取1.0 而（4-128） (4-129) 式中F--——管子摆列方法对压强降的校订因数，对正三角形摆列F=0。5，对正方形斜转45°为0。4，正方形摆列为0.3; fo————壳程流体的摩擦系数,当Reo＞500时，nC-——-横过管制中心线的管子数; NB---—折流板数； h-———折流板间距，m； 9 uo---—按壳程流通截面积Ao计算的流速，而。 一般来说，液体流经换热器的压强降为0。1～1atm，气体的为 0。01～0.1atm。设计时，换热器的工艺尺寸应在压强降与传热面积 之间予以衡量，使既能满足工艺技术要求，又经济合理。 三、列管式换热器的采纳和设计计算步骤 1．试算并初选设施规格 确立流体在换热器中的流动门路。 (2）依据传热任务计算热负荷Q. （3)确立流体在换热器两头的温度，选择列管式换热器的型式; 计算定性温度，并确立在定性温度体的性质. 计算均匀温度差，并依据温度校订系数不该小于0.8的原则，决定壳程数. 依照总传热系数的经验值范围，或按生产实质状况，选定总传热系数K选值. 6)由总传热速率方程Q＝KStm，初步算出传热面积S，并确立换热器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的摆列等)，或按系列标准选择设施规格。 2．计算管、壳程压强降依据初定的设施规格，计算管、壳程 流体的流速和压强降。检查计算结果能否合理或满足工艺技术要求。若压强降不符合标准要求，要调整流速，再确立管程数或折流板间距，或选择另一规格的设施,从头计算压强降直至满足规定的要求为止。 3．核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数αi和αo，确 10 定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K’，比较K得初始值和 计算值，若K/K＝1.15～1。25，则初选的设施适合。不然需另设K 选值,重复以上计算步骤。 平常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其余各项的问题.它们之间常常是相互矛盾的。比方，若设计的换热器的总传热系数较大,将以致流体经过换热器的压强降(阻力）增大,相应地增添了动力花费；若增添换热器的表面积，可能使总传 热系数和压强降降低，但却又要遇到安装换热器所能同意的尺寸的限制，且换热器的造价也提升了. 其余，其余要素(如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操 作)也不行忽视。总之，设计者应综合分析考虑上述诸要素，赏赐仔细的判断，以便作出一个适合的设计。 第二章列管式换热器设计 第一节介绍的设计程序 一、工艺设计 1、作出流程简图。 2、按生产任务计算换热器的换热量Q。 3、选定载热体，求出载热体的流量。 4、确立冷、热流体的流动门路. 5、计算定性温度，确立流体的物性数据（密度、比热、导热系数 11 等）。 6、初算均匀传热温度差。 7、按经验或现场数据采纳或估量Ｋ值，初算出所需传热面积。 8、依据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。包含管径、 管长、管子数、管程数、管子摆列方式、壳体内径（需进行圆整）等。 9、核算Ｋ。 10、校核均匀温度差D。 11、校核传热量，要求有15－25％的裕度。 12、管程和壳程压力降的计算. 二、机械设计 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算. 2、换热器封头选择。 3、换热器法兰选择。 4、管板尺寸确立。 5、管子拉脱力计算。 6、折流板的选择与计算. 7、温差应力的计算。 8、接收、接收法兰选择及开孔补强等. 9、绘制主要零零件图. 三、编制计算结果汇总表 四、绘制换热器装置图 五、提出技术方面的要求 12 六、编写设计说明书 第二节列管式换热器的工艺设计 一、换热终温的确定 换热终温对调热器的传热效率和传热强度有很大的影响。在逆流 换热时,当流体出口终温与热流体进口初温凑近时，热利用率高，但 传热强度最小，需要的传热面积最大. 为合理确立介质温度和换热终温，可参照以下数据： 1、热端温差（大温差）不小于20℃。 2、冷端温差（小温差）不小于5℃。 3、在冷却器或冷凝器中，冷却剂的初温应高于被冷却流体的凝结点；关于含有不凝气体的冷凝，冷却剂的终温要求低于被冷凝气体的露点以下5℃。 二、均匀温差的计算 设计时初算均匀温差Dtｍ,均将换热过程先看做逆流过程计算。 1、关于逆流或并流换热过程,其均匀温差可按式（2－1）进行计算： （2—1） 式中，、分别为大端温差与小端温差。当时,可用算术均匀值。2、关于错流或折流的换热过程,若无相变化,则要进行温差校订,即 用公式（2－2）进行计算. (2－2） 式中是按逆流计算的均匀温差,校订系数可依据换热器不一样状况由 13 化工原理教材有关插图查出。一般要求＞0.8,不然应改用多壳程或许将多台换热器串联使用. 三、传热总系数Ｋ的确定 计算Ｋ值的基准面积，习惯上常用管子的表面面积。当设计对象 的基准条件（设施型式、雷诺准数Re、流体物性等)与某已知Ｋ值的 生产设施相同或周边时，则可采纳已知设施Ｋ值的经验数据作为自己 设计的Ｋ值。表2－1为常有列管式换热器Ｋ值的大概范围。由表2 1采纳大概Ｋ值， 表2-1列管式换热器中的总传热系数K的经验值 冷流体 热流体 总传热系数W/m2。℃水—水 850—1700 水-气体 17—280 水—有机溶剂 280-850 水—轻油 340-910 水—重油 14 60-280 有机溶剂—有机溶剂 115-340 水—水蒸汽冷凝 1420—4250 气体—水蒸汽冷凝 30-300 水—低沸点烃类冷凝 455-1140 水沸腾—水蒸蒸汽冷凝 2000-4250 轻油沸腾—水蒸汽 455—1020 用式（2－3）进行Ｋ值核算. （2－3) 式中：a－给热系数，W/m2。℃； R－污垢热阻，m2.℃／W; δ－管壁厚度，mm； λ－管壁导热系数，W/m。℃； 下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管内、管外和均匀。 当时近似按平壁计算,即： 15 在用式（2－3）计算Ｋ值时，污垢热阻、平常采纳经验值，常用的污垢热阻大概范围可查《化工原理》有关内容。 式中的给热系数a，在列管式换热器设计中常采纳有关的经验值公式计算给热系数a，工程上常用的一些计算a的经验关系式在《化工原理》已作了介绍,设计时从中采纳. 四、传热面积A的确定 工程上常将列管式换热器中管制所有管子的表面面积之和视为传热面积，由式（2－4）和式(2－5）进行计算. （2－4） （2－5) 式中:－鉴于表面面的传热系数,W/m2。℃ －管子外径，ｍ; －每根管子的有效长度，ｍ； n－管子的总数 管子的有效长度是指管子的实质长度减去管板、挡板所据有的部 分。管子总数是指圆整后的管子数减去拉杆数。 五、主要工艺尺寸的确定 当确立了传热面积后，设计工作进入换热器尺寸初步设计阶段， 包含以下内容： 1、管子的采纳. 采纳较小直径的管子，能够提升流体的对流给热系数，并使单位 体积设施中的传热面积增大,设施较紧凑，单位传热面积的金属耗量 16 少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易冲洗，可用于较洁净流体.大 管径的管子用于粘性较大或易结垢的流体. 我国列管式换热器常采纳无缝钢管，规格为外径×壁厚，常用的 换热管的规格:φ19×2，φ25×2，.5φ38×3. 管子的选摘要考虑冲洗工作的方便及合理使用管材，同时还应试 虑管长与管径的配合。国内管材生产规格，长度一般为：1.5，2，2。 5，3，4.5,5,6，7.5,9,12ｍ等.换热器的换热管长度与壳径之比一般在6 －10,关于立式换热器,其比值以4－6为宜。 壳程和壳程压力降，流体在换热器内的压降大小主要决定于系统 的运转压力，而系统的运转压力是靠输送设施供给的。换热器内流体 阻力损失（压力降）越大，要求输送设施的功率就越大，能耗就越高。 关于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大,可使换热面积减 小,设施紧凑，制作费低,并且有益于克制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大,泵功率增添,对传热管的冲蚀加剧。所以，在换热器的设计中有个适合流速的采纳和合理压力降的控制问 题。 一般经验，关于液体，在压力降控制在0.01～0.1MPa之间，关于气体,控制在0。001～0.01MPa之间。 表2－2列出了换热器不一样操作条件压力下合理压降的经验数据，供设计参照。 表2－2列管换热器合理压降的采纳换热器 17 操作状况 负压运转 低压运转 中压运转 (包含用泵输送液体） 较高压运转 P0。17 P0。17 操作压力 MPa绝压)P=0～0.1P=0。1～0。17P＝0.17～1。1P=1.1~3。1 P=3。1～8。2 合理压降（MPa） DP＝P/10 DP＝ｐ/2 DP=0。035 △ｐ=0.035～0.18 △ｐ=0。07～0。25 2、管子总数n的确定。 18 关于已定的传热面积，当选定管径和管长后即可求所需管子数ｎ，由 式 （2－6）进行计算. (2－6） 式中－传热面积,； －管子外径，m； L－每根管子的有效长度，m; 计算所得的管子n进行圆整 3、管程数m的确定。 依据管子数n可算出流体在管内的流速，由式（2－7）计算。 (2－7) 式中vs－管程流体体积流量， －管子内径，m； n－管子数。 若流速与要求的适合流速对比甚小时,便需采纳多管程，管程数ｍ可按式（2－8）进行计算。 ｍ＝u／ （2－8) 式中-用管子数n求出的管内流速，ｍ／ｓ; u－要求的适合流速,ｍ／ｓ； 式（2－8)中的适合流速u要依据列管换热器中常用的流速范围进行 选定,拜见《化工原理》有关内容，一般要求在湍流下工作（高粘度 流体除外），与此相对应的Re值，对液体为5×103，气体则为-。 19 分程时，应使每程的管子数大概相等，生产中常用的管程数为1、2、 4、6、四种。 4、管子的摆列方式及管间距的确定. 管子在管板上摆列的原则是:管子在整个换热器的截面上均匀分 布，摆列紧凑，构造设计合理,方便制造并适合流体的特征。其摆列 方式平常为等边三角形与正方形两种，也有采纳齐心圆摆列法和组合 摆列法。 在一些多程的列管换热器中，一般在程内为正三角形摆列,但程与 程之间常用正方形摆列，这关于隔板的安装是很有益的,此时,整个管 板上的摆列称为组合摆列。 关于多管程的换热器，分程的纵向隔板据有了管板上的一部分面 积,实质排管数比理论要少，设计时实质的管数应经过管板部署图而得。 在摆列管子时,应先决定好管间距。决定管间距时应先考虑管板的 强度和清理管子表面时所需的方法,其大小还与管子在管板上的固定 方式有关.大批的实践证明，最小管间距的经验值为： 焊接法 胀接法，一般取(1.3~1。5） 管制最外层管子中心距壳体内表面距离不小于。 5、壳体的计算。 列管换热器壳体的内径应等于或稍大于（关于浮头式换热器)管板 20 的直径，可由式（2－9）进行计算. Di＝a（b－1）＋2L (2－9） 式中Di－壳体内径，mm； a－管间距，mm； b－最外层六边形对角线上的管子数; L－最外层管子中心到壳体内壁的距离，一般取L=（1～1。5）， mm；若对管子分程则Di＝f＋2L f值的确定方法：可查表求取，也可用作图法。当已知管子数n和管 间距a后开始按正三角形摆列，直至排好ｎ根为止，再统计对角线上的管数。 计算出的壳径Di要圆整到容器的标准尺寸系列内。 第三节列管式换热器机械设计 在化工公司中列管式换热器的种类好多,如板式，套管式，蜗壳式，列管式。此中列管式换热器虽在热效率、紧凑性、金属耗费量等方面均不如板式换热器,但它却拥有构造坚固、靠谱程度高、适应能力强、 资料范围广等特色，所以成为石油、化工生产中，特别是高温、高压和大型换热器的主要构造形式。 列管式换热器主要有固定管板式换热器、浮头式换热器、填函式换热器和U型管式换热器,而此中固定管板式换热器因为构造简单，造价低，所以应用最广泛。 列管式换热器机械设计包含： 1、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 21 2、换热器封头选择。 3、能承受压力的容器法兰选择。 4、管板尺寸确立。 5、管子拉脱力的计算。 6、折流板的选择与计算。 7、温差应力的计算。 8、接收、接收法兰选择及开孔补强等. 绘制主要零零件图和装置图。下边分述以下： 一、壳体直径的决定和壳体壁厚的计算。 1、已知条件：由工艺设计知管程和壳程介质种类、温度、压力、 壳与壁温差、以及换热面积。 2、计算 （1)管子数n： 列管换热器常用无缝钢管，规格以下： 碳钢 f19×2 f25×2。5 f32×3 f38×3 不锈钢 f19×2 22 f25×2 f32×2 f38×2.5 管子材质的选择依照是介质种类,假如介质无腐化，可选碳钢，而 介质有腐化则选择不绣钢。管长规格有1500,2000，2500，3000，4500， 5000,6000，7500，9000，12000mm。 n=A/（pdmL），此中A-换热面积（m2)； L—换热管长度mm； dm—管子的均匀直径mm。 因为在列管式换热器中要安装4根或6根拉杆。所以实质换热管 子数为｛n—4（6）}根。 2)管子摆列方式，管间距确立。 管子摆列方式一般在程内采纳正三角形摆列,而在程与程之间采 用正方形摆列。管间距依据最小管间距选择。 最小管间距 管子外径（mm) 14 19 25 32 38 45 23 57 最小管间距（mm） 16 25 32 40 48 57 70 (3)换热器壳体直径的确定 壳体直径计算公式：当采纳正三角形摆列时为Di=a（b-1)+2L 式中Di-换热器内径; a-管间距； b—正三角形对角线上的管子数； —最外层管子的中心到壳壁边沿的距离。若对管子进行分程则Di=f+2L 式中f-壳体同一内直径两头管子中心距mm； Di、L同上。 计算出Di后还要圆整到公称直径系列中。 (4)换热器壳体壁厚的计算 计算壁厚为S=PDi/(2［σ］tΦ－P) 式中P—设计压力，MPa；当P﹤0。6MPa时,取P=0.6MPa； 24 Di-壳体内径，mm； Φ-焊缝系数，依据焊缝状况采纳Φ； [σ]t壳—体材质在设计温度时的许用应力,MPa。 材质采纳原则同管子的采纳原则相同。 计算出S后还要依据钢板厚度负误差表采纳钢板厚度负误差C1； 依据腐化状况采纳腐化裕量C2，C2=KaB此中Ka为腐化速度 （mm/a）,B为容器的设计寿命。 当资料的腐化速度为0.05~0.1mm/a时，单面腐化取C2=1～ 2mm，双面腐化取C2=2~4mm. 当资料的腐化速度小于或等于0。05mm/a时，单面腐化取 C2=1mm，双面腐化取C2=2mm。 关于不锈钢，当介质的腐化性极微时可取C2=0。 最后将S+C1+C2圆整到钢板厚度系列中去，所以总厚度 Sn=S+C1+C1+C’， C’—圆整值。 二、换热器封头选择 各样封头型式均可采纳，但应用最多的是标准椭圆形封头，当前 已有标准系列。使用时可查JB—1154-73标准。见附录1。 三、容器法兰的选择 1、材质：依据容器接触介质和温度、压力条件确立。 2、法兰种类：可供选择的容器法兰有三种，即甲型平焊法兰、乙 25 型平焊法兰和长颈对焊法兰。其标准号为JB4700～4707-92，见附录 2。 四、管板尺寸确立 采纳固定式换热器管板，并兼作法兰。介绍采纳《钢制列管式固 定管板换热器构造设计手册》中有关内容。见附录3. 五、拉脱力计算 拉脱力的定义是管子每平方米胀接周边上所遇到的力。关于管子 与管板是焊接联接的接头，实验表示，接头的强度高于管子自己与金 属的强度，拉脱力不足以惹起接头的损坏；但关于管子与管板是胀接 的接头,拉脱力则可能惹起接头处和密封性的损坏，或使管子拉脱， 为保证管端与管板坚固地连结和优秀的密封性能，一定进行拉脱力的 校核。 1、在操作状况下管子或壳体中的温差轴向力为F=[at(tt－to)－as(ts－to）]/［1/EtAt＋1/EsAs］ 式中At、As—-换热器管、壳体壁截面积； at—管材线/℃; as—壳材线/℃； to—安装时温度℃； —操作状态下温度℃. 在管子及壳体中的温差应力为：st=F/At; ss=F/As 2、在操作压力下,每平方米胀接周边上所遇到的力Qq=Pf/（pdoL) 26 式中P={管程压力Pt或壳程压力Ps}中大者 f=0。866a2－p/4，三角形摆列

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