班级：黔化升121
《化工原理课程设计》
题目制糖厂糖汁加热
固定管板式换热器
专 业 化学工程与工艺
学 生
指 导 教 师
20##年8月16日
目录
一、设计条件..................................................................................................................3
二、确定定性参数...........................................................................................................3
三、估算传热面积.........................................................................................................4
1.热流量.................................................................................................................4
2.平均传热温差......................................................................................................4
3.传热面积..............................................................................................................5
4.蒸汽用量..............................................................................................................5
四、工艺结构尺寸.........................................................................................................5
1.管程.................................................. .... ......................................................5
2.壳体....................................................................................................................6
3.封头....................................................................................................................7
4.折流板................................................................................................................7
5.管板....................................................................................................................7
6.拉杆及挡板........................................................................................................8
7.接管....................................................................................................................8
8.鞍座选用及安装位置确定................................................................................8
五、换热器核算...............................................................................................................9
1.壳程流体传热系数..............................................................................................9
2.管程流体传热系数..............................................................................................9
3.污垢热阻和管壁热阻........................................................................................10
4.传热系数............................................................................................................11
5.传热面积裕度....................................................................................................11六、换热器主要结构尺寸和计算结果...........................................................................11七、参考文献.....................................................................................................................13
一 设计条件
1 每小时66900 kg的糖汁从90℃加热至120℃。糖汁的浓度为16％， 定压热容为3.77 kJ/kg?℃;
2 加热蒸汽用锅炉房送出的饱和蒸汽，其压力为P=4.5 kgf/cm2;
3 列管用Φ33×1.5的碳钢管，长3m,有效长2.93 m;
4 设计压力：4.5 kgf/cm2;
5 流程安排：从两物体看，饱和水蒸汽通入壳程，便于排出冷凝水；糖 汁入管程，便于提高流速，增大传热膜系数；
二 确定定性参数
饱和水蒸汽的压力为4.5 kgf/cm2时查知其温度为147 ℃
1 定性温度
取进出口温度的平均值
饱和蒸汽：T=(147+147)/2=147 ℃
糖汁：t=(90+120)/2=105 ℃
2 由定性温度得：
147 ℃饱和水蒸汽：
汽化潜热：Lv=2125 kJ/kg
密度：p=2.415 kg/m3
105 ℃浓度为16%糖汁：
密度:ρ=10.66 kg/m3
比热容：C=3.77 kJ/kg?℃
粘度：υ=1.5×10-3 Pa?S
热导率：
=0.53 W/(m?K)
三 估算传热面积
1 热流量
Φ=qmcp
t
=66900×3.77×(120-90)
=7.566×106 kJ/h=2102 KW
2 平均传热温差
T1=T2=147 ℃ t1=90 ℃ t2=120 ℃
Δt1=T1-t1=147-90=57 ℃
t2=T2-t2=147-120=27 ℃
tm=
40 ℃
3 传热面积
由于糖汁粘度，根据经验数据，传热系数K取500 W/m2?k
则传热面积：A=Φ/k?tm=
=105.1m2
4 蒸汽用量：
考虑到热损失，则Q2=1.05Q1
v=Φ/Lv=
=3756 kg/h
四 工艺尺寸结构
1 管程
（1 )管子数
n:选Φ33×1.5的碳钢管，管长3 m
Sn=nπd 均Ln
n=
=362.656≈363 (根）
（2）管程数
因为传热管为3m，按经验符合要求，所以则可用2程, 每 程182根，则所需管数为364根。
( 3 ) 管子排列
采用正三角形排列
取管心距t=1.25d0,则
t=1.25×33=41.25≈42 (mm)
2 壳体
（1）内径
采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率η=0.75 ， 则壳体内径为：
D=1.05t
=1.05×42×
=970 mm
取壳体内径D=1000 mm.
（2） 壁厚
材料选用Q235，计算壁厚为
=
+C
取式中P设计压力，取P=1.6 MPa
D=1000 mm
Ф=0.7
[σ]=113 MPa
=0.31 mm
=
+0.31=10.53≈12 mm
3 封头壁厚
=
+C
=
+0.31
=10.48≈12 mm
则上下封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T 4746---2002标准， 封头为DN1000×12，曲面高度h1=250 mm，直边高度h2=40 mm，材料选用20钢。
4 折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
h=0.25×1000=250 mm.
取折流板间距B=0.3D,厚度12 mm则
B=0.3×1000=300 mm
折流板外径D=DNー12=988 mm
折流板数NB:
NB=
ー1=
ー1=9 块
5 管板
选用固定式换热器管板，由固定式管板尺寸表查得管板厚度为56mm, b1=47mm.
固定管板外径：
mm
6 拉杆及挡板：
根据换热器拉杆选择标准，本换热器壳体内径D=10000，可选用拉杆直径16，拉杆数6个。
壳程入口处，应设置防冲挡板。
7 接管
管程流体进出口接管，取管内糖汁的流速v1=1.0 m/s, 则
接管内径：
D1=
=
=
=0.599 m
圆整后可取管内径为600mm.
壳程流体进出口接管，取接管内流体流速v2=10 m/s
D2==
=
=0.2345 m
圆整后可取管内径为235 mm.
8 鞍座选用及安装位置确定：
鞍座选用JB/T4712-92鞍座BI1400-F/S；
安装尺寸如《化工单元过程及设备课程设计》（化学工业出版社出版）： 图4-44所示
其中：
取：
五 换热器核算
1 壳程流体传热系数
设换热器管外壁温tw=140 ℃，则冷凝液膜的平均温度： （tw+ts)/2=(147 ℃+140 ℃)/2=143.5 ℃.
膜温在143.5 ℃下的物性参数：
P0=925 kg/m3
=1.9×10-5 pa?s
=0.684 w/m.k
c=1.1(Nt)0.5=1.1×(24)×0.5=5.3889
=11.146×103 W/(m2?K)
2 管程流体传热系数：
管程流体流通截面积：
Si=
nd2=0.785×364×0.032=0.2572 m2
管程流体流速：
υi=
=6.78 m/s
雷诺数：
Rei=
=1445
普朗特数：
Pri=
=10.67
353.5 W/(m2 ?K)
3 污垢热阻和管壁热阻：
经查得
管内侧污垢热阻Ri=1.72×10-4m2℃/w
管壁热阻查得碳钢在该条件下的热导率为45 w/(m·K)。
所以
4 传热系数
有：
Kc=
=295 W/(m2 ?K)
5 传热面积裕度：
计算传热面积Ac：
AC=
=
=178.14 m2
该换热器的实际传热面积为
：
AP=
=3.14×0.033×3×364=113.15 m2
该换热器的面积裕度为:
H=
=
=57.44％
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
六 换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
七 参考文献：
1.姚玉英 . 化工原理 ,上册,1版.天津:天津大学出版社,1999
2. 柴诚敬.化工原理课程设计. 1版.天津:天津大学出版社,1994
3.匡国柱.化工单元过程及设备课程设计. 1版.北京:化学工业出版 社,2002
4.李功祥.常用化工单元设备设计.1版.广州:华南理工大学出版社,2003
第二篇：化工原理课程设计1
化工原理课程设计任务书
材化学院 专业 班 学生姓名 学号：
设计题目：列管式换热器设计
设计时间： 200 年 月 日—— 200 年 月 日
指导老师：吴世彪
设计任务：
某炼油厂用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表, 两侧的污垢热阻均可取1.72×10-4m2·K/W，换热器热损失忽略不计，管程的绝对粗糙度ε=0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过0.3×105Pa。试设计一台适当的列管式换热器。(y:学号后2位数字)
设计内容：
(1) 设计方案的确定及流程说明
(2) 换热面积的估算
(3) 管子尺寸及数目计算
(4) 管子在管板上的排列
(5) 壳体内径的确定
(6) 附件设计(选型)
(7) 换热器校核（包括换热面积、压力降等）
(8) 设计结果概要或设计一览表
(9) 对本设计的评述或有关问题的分析讨论
(10)参考文献
图纸要求：1、换热器化工设备图（1＃图纸）
安徽建筑工业学院材化学院化工系
目录
第一章 文献综述·····················································································
第一节 概述···················································································
一、换热器的概念
二、换热器的分类
三、列管式换热器的标准简介
四、列管式换热器选型的工艺计算步骤
第二节 换热器设备应满足的基本要求·····················································
一、合理的实现所规定的工艺条件
二、安全可靠性
三、安装、操作及维护方便
四、经济合理
第三节 列管式换热器结构及基本参数·····················································
一、管束及壳程分程
二、传热管
三、管的排列及管心距
四、折流板和支撑板
五、旁路挡板和防冲挡板
六、其他主要附件
七、列管式换热器结构基本参数
第四节 设计计算的参数选择································································
一、冷却剂和加热剂的选择
二、冷热流体通道的选择
三、流速的选择
四、流向的选择
第二章 列管式换热器的设计计算·································································
第一节 换热面积的估算·······································································
一、计算热负荷
二、估算传热面积
第二节 换热器及主要附件的试选····························································
一、试选管型号
二、换热器结构一些基本参数的选择
第三节 换热器校核············································································
一、核算总传热系数
二、核算压强降
第四节 设计结果一览表·······································································
第五节 设计总结及感想·······································································
一、设计总结
二、感想
参考文献··························································································
第一章 文献综述(略)
第二章 列管式换热器的设计计算
第一节 换热面积的估算
一、计算热负荷(不考虑热损失)
由于设计条件所给为无相变过程。由设计任务书可知热负荷为
Q = w原油Cp原油(t2-t1) = (50000/3600)×2.20×1000×(110-70)= 1222222W.
由热量守恒可计算柴油出口温度T2
Q = w柴油Cp柴油(T1-T2) = (38000/3600)×2.48×1000×(175-T2)=1222222W
T2=128.31℃
二、计算平均温度差：
Δt1=175-110=65℃
Δt2=128.31-70=58.31℃
逆流温度差
℃
三．确定流体走向
由于原油温度低于柴油，为减少热损失和充分利用柴油的热量，选择原油走壳程，柴油走管程。
四．换热面积估算
由《化工原理课程设计》的表4-6，取K估=200W/(m2·℃).
先假设换热器为单管程、单壳程的，且冷热流体逆流接触。则
A估=Q/(K估×Δtm逆)=1222222/(200×61.6)=99.2m2.
预先估算传热面积为99.2 m2。
五、选柴油的流速为u1=1m/s
取换热管的规格为Φ25×2.5mm碳素钢管(8.3kg/6m)。估算单管程的管子根数
=
=47.02≈47根。
根据传热面积A估计算管子的长度L’,有
式中：d1----换热管的内径，为0.02m
d0----换热管的外径，为0.025m
五、管程数Nt的确定
由于L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。我们选择管程的长度为6m，则Nt=L’/6=27/6=4.5≈4.(管程数通常选择偶数)
六、校正温度差
R=(T1-T2)/(t2-t1)=(175-128.31)/(110-70)=1.167
P=(t2-t1)/(T1-t1)=(110-70)/(175-70)=0.381
根据R，P的值，查化工原理教材中图4-25(a)，得温度校正系数
φ=0.91 > 0.9,说明换热器采用单壳程，四管程的结构是合适的。
Δtm=φ×Δtm逆=0.91*61.6=56.06℃。
七、求实际换热面积A实际
换热管数为n’ ×Nt=47×4=188根。
A实际=L×(π×d0) ×n’=6×(3.14×0.025)×188=88.55m2.
实际换热面积为88.55m2.
八、选择换热器壳体尺寸
选择换热管为三角形排列，换热管的中心距为t=32mm。横过管束中心线的管数：
最外层换热管中心线距壳体内壁距离：b'=(1——1.5)d0 ，此处b’取一倍d0，即b'=0.025m
壳体内径：
圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=550mm，壳体厚度选择8mm。长度定为5996mm。
壳体的标记：筒体 DN550 δ=8 L=5910。
筒体材料选择为Q235-A，单位长度的筒体重110kg/m,壳体总重为110*(5.910-0.156)= 632.94kg。(波形膨胀节的轴向长度为0.156m，见本设计设备图)
九、确定折流挡板形状和尺寸
选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为540mm,厚度为6mm。缺口弓形高度为圆形板直径的约1/4，本设计圆整为120mm。折流挡板上换热管孔直径为25.6mm，共有188-22-13/2=159.5个；拉杆管孔直径为16.6mm，每个折流挡板上有4个。折流挡板上的总开孔面积=159.5*514.7185+4*216.4243=82963.2972mm2。折流挡板的实际面积=191126.3264-82963.2972 = 108163.0292 mm2，重量为5.1kg。选择折流挡板间距h=400mm。折流挡板数NB =L/h-1=6000/400-1=14块.换热管排列的横截面如下图所示:
图中圆环形的剖切面表示换热器壳体的剖面.换热管分为四个管程,每个管程47根换热管(图中各个小菱形的顶点表示换热管横截面的中心).图中8个”十”字形表示拉杆的开孔,拉杆直径为16mm.
十、波形膨胀节
冷流体原油为黏度较高的流体，其定性温度为（110*0.4+70*0.6）=86℃; 热流体柴油的定性温度为（175*0.5+128.31*0.5）=87.5+64.155=151.66℃. 冷热流体的定性温度差=151.66-86=65.66℃>50℃,所以换热器壳体上要安装波形膨胀节。波形膨胀节的壁厚与壳体相同，为8mm。根据换热器壳体的公称直径550mm，可知波形膨胀节的公称直径也是550mm，根据公称直径，查《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表16-9的对应条目，获得波形膨胀节的具体尺寸(见换热器设备图)。
单个波形膨胀节的质量=4579586.3154mm3×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=35.721kg。
十一、传热系数K的计算
1．管程对流传热系数αi
换热管内柴油流速：
雷诺数
，
普兰德数
，
柴油的黏度小于常温水黏度的两倍，是低黏度液体，且是被冷却，所以
w/(m2·℃)
2．壳程对流传热系数αo
壳程流通截面积：
m2
壳程流速：
换热管为三角形排列，壳程的当量直径为
雷诺数
，
普兰德数
，
原油被加热，所以
w/(m2·℃)
3.污垢热阻
根据设计任务书，两侧的污垢热阻Rso=Rsi=1.72×10-4m2·℃/W。
4．总传热系数Ko
;取管壁λw = 45w/(m·℃)
=287.2w/( m2·℃)
A需要=Q/(Ko×Δtm)=1222222/(287.2×56.06)=75.91m2.
面积裕量：
〉15%
符合换热器设计规范的要求。
十二、压强降的计算
1．管程压强降
已知管程直管的绝对粗糙度ε=0.1mm，则ε/d1=0.1/20=0.005，雷诺准数
，查摩擦系数图1-28，得到λ=0.035，所以，每程直管的压降：
.75Pa；
柴油在每管程中局部阻力导致的压强降按经验公式计算如下：
Pa；
一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。
对于Φ25×2.5的换热管，结垢校正系数Ft=1.4；因为是单壳程、四管程的换热器，所以Ns=1，Np=4；
Pa<30000Pa,
符合任务书的要求。
2．壳程压强降
流体横过管束的压强降：
管子排列方法对压强降的校正因数F=0.5(正三角形排列)；
壳程流体的摩擦系数fo，当Re2〉500时，fo=5.0×Re2-0.228=5.0×1943-0.228=0.89；
横过管束中心线的管子数nc=15；
折流板数NB=14；
壳程流速u2=0.354m/s；
ρ原油=815kg/m3
=5113Pa；
流体通过折流板缺口的压强降:
折流板间距h=400mm=0.400m；
壳体内径D=550mm=0.550m
=1462Pa
一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。
壳程总压降：
对于液体壳程压强降的结垢校正系数Fs=1.15；
壳程数Ns=1
=7561Pa<30000Pa. 符合任务书的要求。
十三、主要附件的选择
1．接管及法兰的选型
1）管口A
管口A为柴油出口。
①接管管径的确定：
流量为38000kg/h，密度为715 kg/m3，相当于q=38000/715/3600=0.01476m3/s。柴油为低粘度流体，在接管中的合理流速u=1——2m/s。本设计取u=1m/s。则接管的内径=
=0.1371m=137mm。接管的外径选择为159mm，壁厚选择为4.5mm，材质为20钢，每米管子的重量17.14kg（GB-T 17395-1998 无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。
②接管长度的选择：
接管的长度L选择150mm，则重量为2.6kg。
接管的标记：接管 Φ159×4.5 L=150
③接管法兰的选择：
查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=159mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=150mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592 法兰 PL 150(B)-0.6 RF Q235-A。重量为5.14kg。
该法兰有8个均布在外周的螺孔，使用8个M16螺栓、螺母、垫片与工艺管道连接。
2）管口B
管口B为原油出口。原油的流量为50000kg/h，密度为815 kg/m3，相当于q=50000/815/3600=0.01704m3/s。原油在接管中的合理流速u=1——2m/s。本设计取u=1m/s。则接管的内径=
=0.147m=147mm。选择接管的外径、壁厚、材质、长度和接管法兰都与管口A的相同。
3）管口C
管口C为排气口。
①接管管径的确定：
接管的外径选择32mm，壁厚选择为3.5mm，材质为20钢，每米管子的重量2.46kg（GB-T 17395-1998 无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。
②接管长度的选择：
接管的长度L选择150mm，则重量为0.369kg。
接管的标记：接管 Φ32×3.5 L=150
③接管法兰的选择：
查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=32mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=25mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592 法兰 PL 25(B)-0.6 RF Q235-A。
该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M10螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。
4）管口D
管口D为原油进口。接管、法兰与管口A和B的完全相同。
5）管口E
管口E为排污口。
①接管管径的确定：
接管的外径选择57mm，壁厚选择为3.5mm，材质为20钢，每米管子的重量4.62kg。
②接管长度的选择：
接管的长度L选择150mm，则重量为0.693kg。
接管的标记：接管 Φ57×3.5 L=150
③接管法兰的选择：
查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=57mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=50mm。选择公称压力PN=0.6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592 法兰 PL 50(B)-0.6 RF Q235-A。重量为1.51kg。
该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M12螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。
6）管口F
管口F为柴油进口。接管、法兰与管口A、B和D的完全相同。
2．左管板的选型
1）管板厚度：
《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)中有表16-8 管板厚度表。管板的设计压力为管、壳程设计压力中的大者。当设计压力小于1MPa时，取为1MPa；表中的设备壳体内径×壁厚最接近本课程设计值的是600×8；管、壳程的温度差=151.66-86=65.66℃；根据上述的设计压力、壳体内径×壁厚以及温度差，查表得管板的厚度δ=42mm。管板材料为16Mn（锻件）。
2）管板形状：
管板同时起到法兰的作用，密封面为凸面，可以和管箱的法兰(密封面为凹面)连接。管板直径与管箱法兰的相同，为665mm。外周均布24个Φ18螺孔，管板重量约为：
=82kg。
管板的大致形状如下图.
3）管板的开孔
① 开孔和管程隔板密封槽分布情况：
左管板共有188个安装换热管的开孔和8个拉杆安装孔以及2道管程隔板密封槽（见设备图）。
② 安装换热管的开孔尺寸：
为了便于在管板上焊接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.4 mm,即Φ25.4 mm。开孔形状见设备图。
（或者:为了便于在管板上胀接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.3 mm,即Φ25.3mm。开孔内表面有两道环向的槽，槽深0.5mm。管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸见下图：
③拉杆安装孔和管程隔板密封槽的尺寸见设备图。
3．换热管的选择：
1) 选择20钢材质的无缝钢管，规格：Φ25×2.5。
2) 换热管的长度为6000mm。
3) 换热管与管板连接采用焊接。
(或者:换热管与管板连接采用胀接。)
具体见设备图。
4．左管箱短节的选择：
1）左管箱短节的内径与壁厚：
左管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。
2）左管箱短节的长度：
左管箱短节连接A和F管口。选择左管箱短节的长度为管口接管公称直径的两倍，即150×2=300mm。选择Q235-A材料制作，单位长度的短节重110kg/m,总重约为110*0.300=33kg。
左管箱短节的标记：筒体 DN550 δ=8 L=300。
3）左管箱短节的材质选择
材质选择与换热器壳体相同：Q235-A
5．左管箱封头的选择：
选择公称直径为550mm的标准椭圆封头。壁厚与壳体相同，也是8mm。材质也是Q235-A。重量约24kg。标记：EHA 550×8-Q235-A JB/T 4746-2002。
6．左管箱隔板的选择：
1）材质选择普通的碳素钢：Q235-A。
2）管箱隔板厚度的选择：
由于管程压强降较小，用公式计算隔板厚度会小于GB151规定的隔板最小厚度（换热器公称直径<=600时，碳钢隔板的最小厚度为8mm），所以直接选择隔板厚度为10mm。
3）数量：左管箱需要2块相同的隔板。
4）形状：见下图。
面积: 217977.2468mm2，厚度：10mm。
5）重量：单个左管箱隔板重=（217977.2468mm2×10mm）×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=17kg。
7．左管箱法兰和密封垫片的选型：
1)法兰：
根据公称直径，查《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表10-3。选择甲型平焊容器法兰，公称直径550mm，公称压力0.6MPa，密封面为凹面(FM)，与凸密封面的左管板连接。外周均布24个Φ16螺孔，用M16双头螺柱与左管板连接。
标记：法兰—FM 550—0.6 JB4701—2000。重量为26.4 kg。
2)密封垫片:
选择甲型平焊容器法兰用非金属软垫片,公称直径550mm,公称压力0.6MPa。 标记：垫片 550—0.6 JB 4704—2000。重量略。
左管箱总重量：33+24+17*2+26.4+(2.6+5.14)*2=132.9kg。
8．右管板
右管板没有拉杆开孔，只有一道管程隔板密封槽，其他与左管板相同，具体见设备图。
9. 右管箱设计：
1)右管箱封头：
与左管箱封头相同。
2）右管箱短节的选择：
①右管箱短节的内径与壁厚：
右管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。
②右管箱短节的长度：
长度选择50mm。选择Q235-A材料制作，单位长度的短节重110kg/m,总重约为110*0.05=5.5kg。
右管箱短节的标记：筒体 DN550 δ=8 L=50。
3）右管箱隔板的选择：
①材质选择普通的碳素钢：Q235-A。
②右管箱隔板厚度的选择：
厚度与左管箱隔板相同，为10mm。
③数量：右管箱需要1块隔板。
④形状：见下图。
面积: 100645.7361mm2，厚度：10mm。
⑤重量：单个右管箱隔板重=(100645.7361mm2×10mm)×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=7.9kg。
4) 右管箱法兰和密封垫片的选型：
①法兰：与左管箱的相同。
②法兰密封垫片: 与左管箱的相同。长宽厚：550*12*4mm。重量略。
右管箱总重量：5.5+7.9+24+26.4=63.8kg。
10. 鞍座的选型
根据换热器壳体的公称直径550mm，可知鞍座的公称直径也是550mm。
选择焊制的有垫板的鞍座：
左鞍座标记：鞍座 BI 550—S JB4712—1992，
右鞍座标记：鞍座 BI 550—F JB4712—1992。
根据公称直径，查《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表13-4的对应条目，获得鞍座的具体尺寸和重量。单个鞍座的质量为22 kg(不带垫板的为17 kg)。
第四节 设计结果一览表
换热器工艺设计结果如下表所示：
