化工原理课程设计-回流液冷却器.doc

【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-回流液冷却器.精品文档.换热器课程设计任务书一、 设计题目列管式换热器的设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务处理能力（回流液流量） 76.8 m3h设备型式 列管式换热器 2、 操作条件回流液 入口温度194.0,出口温度101.8 冷却介质 原油入口温度53.7,出口温度122.1管程、壳程的压强降 不大于1.4MPa 换热器的热损失 忽略 三、设计已知条件1、定性温度下两流体的物性参数（1）回流液定性温度tm=147.9 密度h=701kg/m3；比热容Cph=2.89kJ/(kg.) 导热系数h=0.151W/(m) 粘度h=0.509mPa.s(2) 原油定性温度tm=87.9 密度c=798kg/m3比热容Cpc=2.20kJ/(kg.) 导热系数c=0.131W/(m) 粘度c=6.27mPa.s2、管内外两侧污垢热阻分别是 Rsi=3.2×10-4( m2)/W Rso=5.1×10-4 (m2)/W3、回流液在管程4、管壁导热系数w=45 W/( m)四、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）冷却器结构尺寸的确定 （2）传热面积、两侧流体压降校核 （3）接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、换热器装配图(1号图纸)7、设计评述8、参考资料摘要本设计内容是处理量为76.8 m3h的回流液冷却器，采用列管式换热器。冷却介质为原油。设计基本完成了换热器的工艺计算，包括回流液的基础物性数据，换热器面积估算，换热器工艺结构尺寸的计算，并分别进行了核算。最终绘制了换热器装配图。关键词：回流液；列管式换热器；AbstractThis design content is the capacity for 76.8m3h Backflow liquid cooler design, the design uses the Handling hypoxia heat exchanger. Cooling medium for crude oil.The design is completed the heat exchanger technical, including liquid based physical property data, heat exchanger area estimated, heat exchanger process structure size calculation, and respectively accounting. The assembly drawing heat exchangerKey Words: liquid; Handling hypoxia heat exchanger目录课程设计任务书 摘要 Abstract 目录 一 前言 1.1换热器及换热器分类 11.2 列管式换热器分类 1二 设计方案简介 2三 确定物性数据 3四 工艺计算及主要设计 4.1选择换热器的类型 44.2流程安排 44.3估算传热面积 44.4换热器的核算 5五.换热器主要结构尺寸和计算结果表 12六、设备参数计算 6.1壳体 136.2管板 136.3拉杆 146.4分程隔板 146.5折流板 146.6封头及管箱 14 6.7接管及其法兰 156.8排气、排液管 156.9浮头 166.10支座设计 16七 设计计算结果汇总表 18八 设计总结 19九 主要符号说明 20十 参考文献 21 十一 附录 22 一、前言1.1换热器及换热器的分类在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称换热器。它是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，既可是一个单独的设备，如加热器、冷凝器的凝汽器；也可以是某一工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的热交换器。换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、深冷器、过热器等。按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。按传热面的形状和结构特点可分为管壳式（列管式）换热器、板面式换热器和扩展面式换热器。1.2列管式换热器的分类列管式换热器种类很多，目前广泛使用的是按其温差补偿来分，主要有以下几种：（1） 固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。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，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，以致毁坏换热器。（2） 浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳相接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上裂解一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洁；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。（3） 填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。（4） U型管式换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，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。二、设计方案简介1、选择换热器类型：浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳相接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上裂解一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洁；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。由此课程设计是两介质温差较大，所以选择浮头式换热器。2、计算并初选设备规格2.1根据设计的任务书及要求所给数据，计算热负荷2.2计算平均温差,并根据温差校正系数不小于0.8的原则决定壳程;2.3确定总传热系数K选;2.4计算传热面积S,按系列标准选择设备标准;3、核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数ai与ao，确定污垢热阻Rsi与Rso，再计算总传热系数K，并比较K与K选，若（K-K选）/K选*100%的范围在10%25%之间,则初选设备合格,否则另选K选值,重复以上步骤.4、计算管、壳程压强降计算初选设备的管、壳程压强降，如超过工艺允许范围，则需要调整流速，在确定管程数语折板间距，或选另一规格的换热器，直至满足要求。5、根据所选设备规格及工艺要求，确定辅助零部件及尺寸。三、确定物性数据定性温度壳程原油的定性温度为：Tm=（T1+T2）/2=147.9壳程回流液的定性温度为： tm=（t1+t2）/2=87.9根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性参数。壳程原油的物性数据如下： 密度 c=798kg/m3 比热容 Cpc=2.20KJ/(kg.) 导热系数 c=0.131w/m· 黏度 uc=6.27×10-3pa·s管程回流液的物性参数如下: 密度 h=701kg/m3热容 Cph=2.89KJ/kg 导热系数 h=0.151w/m· 黏度 uh=0.509×10-3pa·s四、工艺计算及主要设计4.1选择换热器的类型设计要求为操作压力在1.4Mpa下，属较大压力，又因为管壁，壳壁的温差相差较大，所以初步选用浮头式换热器。4.2流程安排原油走壳程。回流液走管程。4.3估算传热面积4.3.1热负荷 Q=WhCph（T1-T2） =76.8×701/3600×2.89×103×（194.0-101.8） =3.985×106J/s4.3.2冷却剂质量流量Wc Q=WcCph（t1-t2）=Wc×2.20×103×（122.1-53.7）=3.985×106J/s解得Wc=26.48kg/s4.3.3平均传热温差先按单壳程、多管程计算纯逆流两流体的评级均温度tm=59.24.3.4平均传热温差校正R= =1.35P= =0.49查<化工原理>(天大出版)图4-19a得校正系数:t<0.8,不符合一般原则.查<化工原理>(天大出版)图4-19b得校正系数:t=0.925>0.8 符合原则.则平均传热温差: tm=ttm逆 = 0.925×59.2 =54.76根据平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量适合,需取双壳程或两台换热器串联操作合适.4.3.5传热面积假设K选=300w/m2·,则估算面积为:A= =242.57 m24.3.6换热器的规格Tm-tm=147.9-87.9=60>50需考虑热补偿,先选择两台单程的浮头式列管换热器,型号为FA600-1.5130-4根据上面的初算，查化工原理的附录得出固定挡板式换热器规格参数如下表：壳径D（mm）600管子尺寸（mm）190×2工程压强（at）16管长L（m）6工程面积（m2）130管子总数NT368管程数Np4管子排列方式正三角折流板间距B（mm）300折流板数NB19管心距t (mm)25壳程Ns14.4换热器的核算4.4.1传热能力核算4.4.1.1壳程流体传热膜系数0=0.36对于正三角形排列，当量直径 de= =0.0173 m壳程流通截面积： A0=BD(1-)=0.30.6 (1-)=0.0432m2壳程流通流速： u0= =0.768m/s；壳程流体雷诺准数：Re0 =1693.2普兰特数：Pr0= =105.3所以 =729.24w/(m2·)4.4.1.2管程传热膜系数管程流通截面积： Ai= =0.0162m2管程流体流速： =1.317m/s雷诺准数：Rei=普兰特数：Pri=9.74以上数据为湍流；Pri=9.74在0.6160范围内；所以管内传热膜系数：4.4.2 流体阻力5.4.2.1 管程流动阻力核算式中：F1-管程结垢校正系数；P1-管程总压力降Pa； p1=1由Re=2.72 104，取传热管相对粗糙度 =0.1/15=0.00667，查上册教材P54-1-27 莫狄图得1=0.036； p1=1 =0.036 =8754.31 Pa取=3 pr= = 3 =1823.82 Pa因为Ns=1，Np=4，Ft=1.5；p t=(8754.31+1823.82) 141.5 =63468.78pa <1.3MPa管程流体阻力在允许的范围内。4.4.2.2 壳程流动阻力核算 ps=(p 0+p i)FSNS NS=1 FS=1.15式中：p2-壳体总阻力，Pa； p0-流体流过管束是总压力，Pa； pi-流体流过折流板缺口的阻力，Pa； FS-壳程压力降结垢校正系数； N -壳程数；流体流经管束的阻力损失：p0=F0hc(NB+1) 其中：hc =1.1NT0.5 NT -每一壳程的管子总数； NB- 折流板数目为19； u0-壳程流体横过管束的最小流速，m/s； F-管子排列方式对阻力损失的校正因数； f0-壳程流体摩擦系数；对于正三方形F=0.5；对于液体FS=1.15;NS=1;hc =1.1NT0.5 =1.13680.5=21; A0=B(D- hc*d0)=0.3(0.6-210.019)=0.0603m2; u0=26.48/(7980.0603)=0.55m/s； Re0= =1330>500 0=5Re-0.228=51330-0.228=0.97所以有 p0=0.50.9721（19+1） =24586 Pa流体流过折流板缺口的阻力损失 pi=NB(3.5-)=19(3.5-)=7797Pa B-折流板间距，m； D-换热器壳体内径，m；总阻力损失： ps=（24586+7797）1.151 =37240.45Pa<1.4MPa壳程流体阻力在允许的范围内。4.4.3总传热系数K K= =320.7 W/(m2·)比较K值与K选值：两台换热器的实际传热面积为： S0=2NT dL=23683.140.019（6-0.1）=260m2实际传热系数： K=280 W/(m2·) 安全系数： =100%=14.29%根据安全系数在10%25%之间为合格换热五.换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流量，kg/h53836.826.48物性操作温度，53.7/122.1194/101.8定性温度，8791479流体密度，kg/m3798701定压比热容，kj/(kg.k)2.892.20黏度，pa.s传热系数，W/（m2·）0.1510.131普兰特数9.74105.3设备结构参数形式浮头式台数2壳体内径，mm600壳程数1管径，mm管心距，mm25管长，mm6000管子排列正三角形管数目，根368折流板数19传热面积，130折流板间距，mm300管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速，m/s1.3170.55表面传热系数，W/（m2·）1617.47729.24污垢系数，m2·K/W0.00020.0002阻力降，Pa6347037240热流量，kw3985传热温差，k54.76传热系数，W/（m2·）350裕度25.0六、设备参数计算6.1壳体6.1.1壳内直径根据前面的工艺计算，本次设计采用的换热器壳体内径Di600 mm。查阅结构与零部件（上）P123，表1-1-86 的无缝钢管制作筒体时容器的公称直径，本次采用公称直径为DN600mm×8mm的壳体，则Do616mm，Di=600mm。6.1.2壳体壁厚 查阅化工设备机械基础P126，表9-3，采用Q235-A.F钢板(GB3274)，其中钢密度7850kg·m3由Po0.6 MPa， Di600mm，再查阅化工设备机械基础P124，表9-6,对壳体与管板采用单面焊，焊接接头系数0.65,腐蚀裕度C=3+0.5=3.5mm.查阅化工设备机械基础P124，表9-4 碳素钢、普通低合金钢板许用应力，得：t=113MPa ，s235MPa+C+3.55.96 (mm)圆整后取8mm 6.1.3壳体质量壳体长度=7m质量=7850×7×3.14×（0.61620.6002）/4 =829.24kg注：个别数据来源于后续步骤。详见附图。6.2管板6.2.1管板参数根据壳体内径尺寸，查阅换热器设计手册P161，表1-6-9 管板尺寸表，由于没有适合本次设计的标准管板，根据非标准设计得管板相关参数。具体参数列于下表： 管板参数（管板按非标准设计）参数名称参数值管板直径Da/mm600管板外径D/mm647管板厚度ba/mm32管孔直径d1/mm25管孔数/个168换热管外伸长度/mm5管板质量/kg46.39单块管板质量：m=0.00717×785046.39kg6.2.2管板与壳体的连接管板夹于壳体法兰和顶盖法兰之间，6.2.3管子在管板上的固定方式采用焊接法在管板上固定管子。根据换热器设计手册P172，表1-6-20，管子伸出长度约为5mm。6.3拉杆本换热器壳体内径为600mm，查阅化工单元过程及设备课程设计P135，表4-7和表4-8得：拉杆螺纹公称直径：=16mm拉杆长：L1=6.840m L2=6.480m前螺纹长La=20mm 后螺纹长Lb=60mm拉杆数：4根拉杆质量：m=7850×（2×6.840+2×6.480）×3.14×0.0162/4=64.7 kg拉杆外套有定距管，规格与换热管一样，长度：L1=6.65 m，L2=6.300m。粗略计算定距管质量 m=7850×（2×6.65+2×6.3）×3.14×(0.02520.022)/4=35.4 kg6.4分程隔板查阅化工单元过程及设备课程设计P127，表4-1，因本此设计换热器的公称直径Di=600mm ，对于碳钢，得隔板厚度为：b10mm 。分程隔板长L1=150+40+400+5-10=585mm，L2=200+5-10=190mm其中10mm为管箱嵌入法兰深度，5mm为隔板嵌入管板深度。管箱分程隔板质量以长方体板粗略估计：m1=0.6000×0.585×0.010×7850×2=55.1kg浮头分成隔板质量以半圆板粗略估算：m2=3.14×0.5×0.190×0.010×7850=23.4kg隔板总质量 m=55.1+23.4=78.51kg6.5折流板前面已算出：折流板数 NB=19 块圆缺高度 h150 mm板间距 B360mm查阅换热器设计手册P182，表1-6-26和表1-6-33，得：折流板直径 Da(6003.50.5)mm=596mm折流板厚度 C6 mm。折流板的管孔，按GB151规定I级换热器，管孔直径=25+0.4=25.4mm 折流板质量：m=19×0.000418×7850=62.35 kg6.6封头及管箱6.6.1 封头查阅材料与零部件P332，表2-1-9，本换热器采用椭圆型封头(JB115473)一个，材料采用高合金钢，公称直径Dg600mm（以内径为公称直径），曲面高度h1150mm，直边高度h240mm，厚度8mm,重量=16.6kg。焊接于管箱。6.6.2 管箱管箱长L=400mm，管箱内径=6000mm（按非标准设计），壁厚=8mm管箱质量：m=3.14×0.600×0.400×0.008×7850=47.32 kg。6.6.3筒体法兰及管箱法兰 查阅材料与零部件（上）P386，表2-2-22，采用凹法兰，在公称压力1.01.6MPa范围内，选取的法兰参数为D=730mm，公称直径=600mm，孔间距D1=690mm，D2=655mm。孔直径25mm，厚度b=32mm ，法兰重量=35.1kg 。所用螺栓规格M20×90mm，螺栓数目：28。一个法兰焊接在管箱，再与前管板连接；另一个法兰焊接在筒体，与后管板连接。6.7接管及其法兰根据流体力学与传热P207，接管直径公式，同时也考虑到接管内的流体流速为相应管、壳程流速的1.21.4倍。壳程流体进出口接管：取接管内水的流速为 ui= 0.5m/s，则接管内径为=0.195 m取标准管径为 200 mm查表材料与零部件（上）P655表 2-8-1，取管的内径200mm，管厚6mm，伸出高度150mm。接管质量=3.14×0.2×0.004×0.15×7850=2.957kg原油进出口采用凸法兰，查阅材料与零部件P380，表2-2-19，取法兰直径340 mm，厚度b=26mm，螺栓孔间距D1295mm，D2=219mm，螺栓孔直径22mm。法兰重量：法兰=2.42kg，螺栓规格：M20，螺栓数量为8。由于iui2=815×0.52=203.7<2200 kg/(ms2)，故不需防冲板。管程流体进出口接管：取接管内空气的流速为 uo= 1 m/s，则接管内径为= 0.129m取标准管径为 150 mm查表材料与零部件P132无缝钢管（YB231-70），取管的外径159mm，管厚4.5mm ，查阅材料与零部件（上P655表 2-8-1，伸出高度150mm。接管质量=3.14×0.1545×0.0045×0.15×7850=2.57kg回流液进出口采用凸法兰。查阅材料与零件P380，表2-2-19，法兰的直径260mm，厚度b=12mm，螺栓孔间距D1225mm，D2=202mm，螺栓孔直径18mm。法兰重量：凸法兰=2.75kg，螺栓规格：M20，数量为8。6.8排气、排液管查表材料与零部件P123无缝钢管（YB231-70），取排气液管：外径45mm，管厚3.5mm，伸出高度80mm。质量=7850×3.14×0.045×0.0035×0.08=0.29kg。选用螺塞M27×2。6.9浮头浮头法兰沟圈内径浮头法兰沟圈外径布管限定圈直径外盖内直径浮头管板直径6.10支座设计6.10.1 支座的设计选型查材料与零部件（上）P559，表2-7-1 鞍式支座尺寸，当公称直径600mm时，b1=180mm , L=550mm , B=120mm， b=90mm，m=220mm，质量=26.3kg，A0.2×7=1.4m，支座间距70002×52×1400=4190mm。6.10.2 支座承载能力校核（1）换热器的质量统计于下表：序号 各零部件 数量单件重量/kg重量/kg1壳体1829.24829.242管板246.3992.783壳程接管21.913.824壳程接管法兰25.5115管程接管22.575.146管程接管法兰24.849.687隔板320.8462.568封头116.6016.609封头法兰117.8017.8012传热管1684.42742.5613拉杆2/29.24 / 8.7836.0414定距管L127.6815.09L227.4115折流板192.4847.1316管箱123.0723.0717管箱法兰117.8017.8018浮头132.5132.51换热器总重量/kg1961.56（2）传热管和拉杆所占的体积粗略为：V23.14×（0.025/2）2×7×170=0.583m3 壳体体积为： V13.14×（0.600/2）2×7.001.978m3 忽略隔板体积，原油充满整个换热器时的总重为： = 1961.56+（1.978-0.583）×815.03098.48kg。小于该鞍式支座的最大载荷14吨。（3）壳体刚度校核已知公式： 和 换热器的受力可简化为如图：AAL弯矩图为：L=8080m，=1961.56kg，g=9.81N/kg。校正为2000kg。取A=0.21L=0.24×8.081.9719(m)，此时=0.025gL=0.025×2000×9.81×8.08=3963.24Nm抗弯截面模量：=0.00229=4605.79/0.00229=2.011MPa<t=133MPa故此壳体适用。七、设计计算结果汇总表换热器的工艺计算及结构设计的主要结果和主要尺寸汇总于下表：工艺参数管程壳程质量流量/(kg/h)53836.826.48进/出口温度/53.7/122.1194/101.8操作压力/MPa1.10.3 物性参数定性温度/8791479密度/(kg/m3)798701定压比热熔/kJ/(kg·K)2.892.20粘度/(Pa·s)0.509×10-36.27×10-3热导率/W/(m·K)0.1510.131工艺主要计算结果流速/(m/s)0.50.317污垢热阻/m2·K/ W0.000020.00002阻力（压降）/MPa874020236.5对流传热系数/W/(m2·K)751.8291总传热系数/W/(m2·K)244.8平均传热温差/56.12热流量/kW1130传热面积裕度/%25.0 设备结构设计程数41推荐使用材料碳钢碳钢换热器型式浮头管板式台数2壳体内径/mm600传热面积/m292.316管 径/mm19×2折流板型式上下管 数/根368折流板数/个19管 长/mm6000折流板间距/mm300管子排列方式切口高度/mm150管间距/mm32封头×1个Do=600封头法兰dH=600mm隔板b=10mm拉杆×4根d=16mm支座(JB1167-81)A型管箱（非标准）Do=600mm管箱法兰dH=730mm定距管25×2管板请参阅说明书P12壳程接管150×6壳程接管法兰dH265mm管程接管200×6管程接管法兰dH=340mm备注 设备总重约为1961.59kg八、设计总结此次化工原理课程设计是对我们综合素质的全面考察，从资料的收集与筛选到对全新知识的快速掌握与综合运用，从理论分析运算到实际设计绘图，从课本学习到工程实际通过此次设计，我不仅学到了很多实际的知识，还提高了自己的动手能力和灵活运用知识的能力，让我受益匪浅。在设计中，我们理论联系实际，综合考虑各种实际影响因素，极大地培养了我们的工程意识，也锻炼了我们的实际动手能力，另外本次设计让我们对于列管式换热器的工作原理、影响因素、强化手段等个方面都有更深层次的了解，并且了解到了相应个国家标准、化工标准和机械标准。为了完成设计，我们先选定方案，通过笔算大致敲定数据，再用CAD一一把数据检验一番，然后拿着数据查找相关的标准，最后才绘制出装备图。同时，通过本次课程设计，还使我们树立了正确的设计思想，培养了实事求是、严肃认真、高度负责的工作精神。此外，通过本次课程设计，提高了我以下方面的能力：1、 熟悉查阅文献资料，搜索有关数据。正确选用公式。2、 在兼顾技术上的先进性、可行性、经济上合理的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程的正常，安全运行的检测和计算参数。3、 细心而迅速地进行过程计算用的主要设备的工艺设计计算。我在确定传热面积的时候，因为取的管数太多导致后面得到的传热面积裕度超出规定范围，所以又得回去再算一遍，可见在设计过程中，细心是非常重要的，因为它可以减少很多不必要的麻烦。4、 用精炼的语言，简洁的语言，清洗的图表来表达自己的设计思想的计算结果。5、 AutoCAD绘图。这是第一次尝试用专业绘图软件AutoCAD进行绘图。这个软件我们很熟悉也很陌生，熟悉是因为大一学工程制图时有接触到这个软件，陌生是因为正真会用或用得好的同学是凤毛麟角。但是，没有压力哪来动力，在下定决心之后，马上借来几本AutoCAD学习的资料，重温各种操作工具及技巧等。在准备了两天天之后才开始正式画图，不断修改，差漏补缺，直到最后完成整个设计图。同时，在设计过程中我们团队合作，积极进行各种交流，共同分享相关资料，极大的培养了我们的团队合作意识。这一切是无法从课本和课堂上面学到的。最后，感谢张伟光老师在本学期为我们精心讲授化工原理课程！感谢我的同组同学，正是有她们的帮助，有我们在一起讨论，才能使此次设计在较短时间内顺利地完成。九、主要符号说明原油的定性温度t回流液定性温度T原油密度o回流液密度i原油定压比热容cpo回流液定压比热容cpi原油导热系数o回流液导热系数i原油黏度o回流液黏度i原油热流量Wo回流液流量热负荷Qo平均传热温差总传热系数管程雷诺数温差校正系数管程、壳程传热系数 初算初始传热面积A估传热管数初算实际传热面积A管程数壳体内径D横过中心线管数折流板间距B管心