生产能力为800Nm3h甲醇制氢生产装置设计.docx

过 程 设 备 强 度 计 算 书 SW6-2011机械与动力工程学院过程装备与控制工程专业课程设计设计题目：生产能力为800N m/h 甲醇制氢生产装置设计 设 计 人： 指导教师： 班 级： 组 号： 第一组 设计时间： 2012年12月24日至2013年1月18日 前 言氢气是一种重要的工业产品，它广泛用于石油、化工、建材、冶金、电子、医药、电力、轻工、气象、交通等工业部门和服务部门，由于使用要求的不同，这些部门对氢气的纯度、对所含杂质的种类和含量都有不相同的要求，特别是改革开放以来，随着工业化的进程，大量高精产品的投产，对高纯度的需求量正逐步加大，等等对制氢工艺和装置的效率、经济性、灵活性、安全都提出了更高的要求，同时也促进了新型工艺、高效率装置的开发和投产。依据原料及工艺路线的不同，目前氢气主要由以下几种方法获得：电解水法；氯碱工业中电解食盐水副产氢气；烃类水蒸气转化法；烃类部分氧化法；煤气化和煤水蒸气转化法；氨或甲醇催化裂解法；石油炼制与石油化工过程中的各种副产氢；等等。其中烃类水蒸气转化法是世界上应用最普遍的方法，但该方法适用于化肥及石油化工工业上大规模用氢的场合，工艺路线复杂，流程长，投资大。随着精细化工的行业的发展，当其氢气用量在2003000m3/h时，甲醇蒸气转化制氢技术表现出很好的技术经济指标，受到许多国家的重视。甲醇蒸气转化制氢具有以下特点：（1） 与大规模的天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢相比，投资省，能耗低。（2） 与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。（3） 所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。（4） 可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。对于中小规模的用氢场合，在没有工业含氢尾气的情况下，甲醇蒸气转化及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。本设计采用甲醇裂解+吸收法脱二氧化碳+变压吸附工艺，增加吸收法的目的是为了提高氢气的回收率，同时在需要二氧化碳时，也可以方便的得到高纯度的二氧化碳。目录前 言2设计任务书4第一章 甲醇制氢工艺设计51.1 甲醇制氢工艺流程51.2 物料衡算51.3 热量衡算6第二章 反应器设计计算92.1 工艺计算92.2 结构设计122.3.SW6校核16第三章 管道设计353.1 管子选型353.2 阀门选型393.3 管道法兰选型403.4仪表选型41第四章 泵的选型444.1 计量泵的选择444.2 离心泵的选型45第五章 反应器控制方案设计475.1被控参数选择475.2 控制参数选择475.3 过程检测仪表的选用485.4温度控制系统流程图及其控制系统方框图485.5调节器参数整定495.6如何实现控制过程的具体说明49第六章技术经济评价496.1甲醇制氢装置的投资估算496.2总成本费用估算与分析516.3财务评价52参考文献：54设计任务书一、题目：生产能力为800N m/h甲醇制氢生产装置。 二、设计参数：生产能为800N m/h 。三、计算内容： 1、工艺计算：物料衡算和能量衡算。 2、机器选型计算。 3、设备布置设计计算。 4、管道布置设计计算。 四、图纸清单： 1、工艺流程图 2、反应器装配图3、反应器零件图 4、管道仪表流程图5、设备平面布置图6、管道平面布置图7、管道空视图 （E0101(a)-T0101(a)，P0102(a)- V0101(a)）8、单参数控制方案图第一章 甲醇制氢工艺设计1.1 甲醇制氢工艺流程甲醇制氢的物料流程如图12。流程包括以下步骤：甲醇与水按配比1：1.5进入原料液储罐，通过计算泵进入换热器（E0101）预热，然后在汽化塔（T0101）汽化，在经过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0101)，转化反应生成H2、CO2的以及未反应的甲醇和水蒸气等首先与原料液换热(E0101)冷却，然后经水冷器(E0103)冷凝分离水和甲醇，这部分水和甲醇可以进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸收塔，经碳酸丙烯脂吸收分离CO2，吸收饱和的吸收液进入解析塔降压解析后循环使用，最后进入PSA装置进一步脱除分离残余的CO2、CO及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。图21 甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量1.2 物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式: CHOHCO+2H （1-1）CO+HOCO+ H （1-2）CHOH分解为CO转化率99%,反应温度280,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).2、投料计算量 代入转化率数据,式(1-1)和式(1-2)变为: CHOH0.99CO+1.98H+0.01 CHOH （1-3） CO+0.99HO0.99CO+ 1.99H+0.01CO （1-4）合并式(1-3),式(1-4)得到:CHOH+0.981 HO0.981 CO+0.961 H+0.01 CHOH+0.0099 CO氢气产量为: 800m/h=35.714 kmol/h甲醇投料量为: 35.714/2.960132=386.087 kg/h水投料量为: 386.087/321.518=325.761 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇 386.087 kg/h , 水 325.761 kg/h出: 甲醇 386.087 kg/h , 水 325.761 kg/h4、换热器 (E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.5、转化器 (R0101)进 : 甲醇 386.087 kg/h , 水 325.761 kg/h , 总计711.848kg/h出 : 生成 CO 386.087/320.980144 =520.305kg/hH 386.087/322.96012 =71.429 kg/h CO 386.087/320.009928 =3.344 kg/h 剩余甲醇 386.087/320.0132 =3.861kg/h 剩余水 325.761-386.087/320.980118=112.909 kg/h 总计 711.848 kg/h6、吸收塔和解析塔 吸收塔的总压为15MPa,其中CO的分压为0.38 MPa ,操作温度为常温(25). 此时,每m 吸收液可溶解CO11.77 m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到。 解吸塔操作压力为0.1MPa, CO溶解度为2.32,则此时吸收塔的吸收能力为:11.77-2.32=9.450.4MPa压力下 =pM/RT=0.444/0.0082(273.15+25)=7.20kg/ mCO体积量 V=520.305/7.20=72.265 m/h据此,所需吸收液量为 72.265 /9.45=7.647 m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 7.647 m/h=22.941 m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为72.265 m/h=520.305kg/h.混合气体中的其他组分如氢气,CO以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收。7、PSA系统略.8、各节点的物料量综合上面的工艺物料衡算结果,给出物料流程图及各节点的物料量,见图21。1.3 热量衡算1、汽化塔顶温确定在已知汽相组成和总压的条件下，可以根据汽液平衡关系确定汽化塔的操作温度甲醇和水的蒸气压数据可以从一些化工基础数据手册中得到：表1-3列出了甲醇的蒸气压数据水的物性数据在很多手册中都可以得到，这里从略。在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化,则其汽相分率必然是甲醇40%,水60%(mol)且已知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有 0.4p+0.6p=1.5MPa初设 T=170 p=2.172MPa; p=0.824 MPa p=1.36321.5 MPa再设 T=175 p=2.425MPa; p=0.93 MPa p=1.51 MPa蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为1.5MPa时,汽化塔塔顶温度为175.2、转换器(R0101)两步反应的总反应热为49.66kJ/mol,于是,在转化器内需要供给热量为:Q=386.0870.99/321000(-49.66)=-5.9317105 kJ/h此热量由导热油系统带来,反应温度为280,可以选用导热油温度为320,导热油温度降设定为5,从手册中查到导热油的物性参数,如比定压热容与温度的关系,可得:c=4.18680.68=2.85kJ/(kgK), c=2.81kJ/(kgK)取平均值 c=2.83 kJ/(kgK)则导热油用量 w=Q/(ct)= 5.9317105/(2.835)=41919.942kg/h3、过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175过热到280,此热量由导热油供给.从手册中可以方便地得到甲醇和水蒸气的部分比定压热容数据,见表1-4.气体升温所需热量为:Q= cmt=(1.90386.087+4.82325.761) (280-175)=2.41910kJ/h导热油c=2.826 kJ/(kgK), 于是其温降为:t=Q/(cm)= 2.41910/(2.82641919.942)=2.042导热油出口温度为: 320-2.042=317.9584、汽化塔（TO101 ) 认为汽化塔仅有潜热变化。175 甲醇H = 727.2kJ/kg 水 H = 203IkJ/kgQ=386.087727.2+2031325.761=9.424105 kJ/h以300导热油c计算 c=2.76 kJ/(kgK)t=Q/(cm)= 9.424105/(2.7641919.942)=8.145则导热油出口温度 t=317.958-8.13=309.828导热油系统温差为T=320-309.828=10.172 基本合适.5、换热器（EO101)壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25 ）升至175 ，其比热容数据也可以从手册中得到，表1 一5 列出了甲醇和水液体的部分比定压热容数据。液体混合物升温所需热量Q= cmt=(386.0873.14+325.7614.30) (175-25)=3.92010kJ/h管程：没有相变化，同时一般气体在一定的温度范围内，热容变化不大，以恒定值计算，这里取各种气体的比定压热容为： c10.47 kJ/(kgK) c14.65 kJ/(kgK) c 4.19 kJ/(kgK)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(cm)=3.9210/(10.47520.305+14.6571.429+4.19112.909)=56.3换热器出口温度为 280-56.3=223.76、冷凝器（EO103) 在E0103 中包含两方面的变化：CO, CO, H的冷却以及CHOH , HO的冷却和冷凝. CO, CO, H的冷却 CHOH的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。压力为1.5MPa时水的冷凝热为：H=2135KJ/kg,总冷凝热 Q=Hm=2135112.909=2.41110kJ/h水显热变化Q= cpmt=4.19112.909(223.7-40)=8.692104kJ/hQ=Q+Q+ Q=1.52410kJ/h冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差T=10用水量 w=Q/( ct)= 1.52410/(4.1910)=36372kg/h第二章 反应器设计计算2.1 工艺计算已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：CH3OH+H2O=CO2+3H2。该反应在管式反应器进行，进出反应器的各物料的工艺参数如表3-1所示。物流名称管程壳程/(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa进出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa甲醇386.0873.8612801.5水325.761112.909二氧化碳520.305一氧化碳3.344氢气71.429导热油419203200.5表3-1 反应器的物流表（1）计算反应物的流量对于甲醇，其摩尔质量为32 kgk/mol，则其摩尔流量为：386.087/32=12.065kmol/h对于水，其摩尔质量为18 kgk/mol，其摩尔流量为：325.761/18=18.098 kmol/h对于氢气，其摩尔质量为2 kgk/mol,其摩尔流量为：71.429/2=35.715 kmol/h对于一氧化碳，其摩尔质量为28 kgk/mol,其摩尔流量为：3.344/28=0.119 kmol/h进料气中甲醇的摩尔分率yA为：yA=对于甲醇和水，由于温度不太高（280 oC），压力不太大（1.5MPa），故可将其近似视为理想气体考虑。有理想气体状态方程pV=nRT，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：甲醇的体积流量VA为：VA= m3/h水的体积流量VB为：VB= m3/h进料气的总质量为：mo= 386.087+325.761=711.848 kg/h（2）计算反应的转化率进入反应器时甲醇的流量为386.087 kg/h，出反应器时甲醇的流量为3.861 kg/h，则甲醇的转化率xAf为：xAf=即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：12.06599%=11.944 kmol/h（3）计算反应体系的膨胀因子由体系的化学反应方程式可知，反应过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子A。对于甲醇有：A=（4）计算空间时间根据有关文献，该反应为一级反应，反应动力学方程为：rA=kpAk=5.510-4e CA=CAO上式两边同乘以RT，则得：pA=CAORT反应过程的空间时间为：=CAO = CAO /k CAORT=dxA将k=5.510-4em3/(kmolh)，R=8314.3，T=553.15K，A=2，yA=0.4，代入上式，可得空间时间：=0.0038h（5）计算所需反应器的容积VR=VO进料气的总体积流量为：V0= 36.992+55.489=92.481m/h=0.0257 m/s则可得所需反应器的容积为：VR=V0 =0.003892.481=0351 m（6）计算管长由文献可知，气体在反应器内的空塔流速为0.1m/s，考虑催化剂填层的空隙率对气体空塔速度的影响，取流动速度为=0.2m/s，则反应管的长度为：l=u=0.003836000.2=2.736m根据GB151推荐的换热管长度,取管长l=3m。反应器内的实际气速为：u=（7）计算反应热甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即CH3OH=CO+2H2-90.8kj/molCO+H2O=CO2+H2+43.5kj/mol反应过程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化学反应式可知，每转化1kmol的甲醇就可生成1kmol的一氧化碳，则反应过程中产生的一氧化碳的物质的量为11.944kmol/h。反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.119kmol/h，转化的一氧化碳的物质的量为：11.944-0.119=11.825 kmol/h一氧化碳的转化率为：xCO=则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：Q=90.81011.944-43.51011.825=570.110kJ/h（8）确定所需的换热面积假定选用的管子内径为d，壁厚为t，则其外径为d+2t，管子数量为n根。反应过程中所需的热量由导热油供给，反应器同时作为换热器使用，根据GB151，320oC时钢的导热系数为=44.9W/（mOC），管外油侧的对流给热系数为o=300W/（m2OC），管内侧的对流给热系数为i=80 W/（m2OC），根据表5-2所列的壁面污垢系数查得，反应管内、外侧的污垢系数分别为0.0002 m2OC/W 和0.0008 m2OC/W总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001 m2OC/W根据传热学，反应器的传热系数为：K=1/（+Rf）由于的值接近于1，对K带来的误差小于1%；钢管的传热很快，对K的影响也很小，故可将上式简化为：K=1/（+Rf）= W/（ m2OC）=213.84kJ/(hmOC)由于反应器所需的换热面积为：F=m（9）计算管子的内径反应器需要的换热面积为：F=ndl反应器内气体的体积流量为：V0=nu联立上述两式，并将l= 3 m，u= 0.22(m/s) ，F= 66.650(m) V0= 0.0257(m/s) 代入，即可得所需管子的内径为：d=0.0210m根据计算所得的管子内径，按前述换热设备设计选择合适的管子型号和所需的管数及布管方式。反应器外壳及封头尺寸及管板厚度均参照前述换热设备的设计方法和相关标准进行计算。（10）催化剂支撑件催化剂支撑件置于反应管的底部（立式）或端部（卧式），强度应能支撑催化剂的质量，其自由截面积不小于催化剂的孔隙率。详细结构可参照填料塔。2.2 结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程 结 构 设 计换热管材料选用碳钢无缝钢管252换热管内径、外径di;dm0.021;0.025换热管管长Lm选用3m标准管长3.0换热管根数n283(圆整)管程数Ni根据管内流体流速范围选定1管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)djt*Sjtm按接管内流体流速合理选取1599壳程结构设计壳程数Ns1换热管排列形式正三角形排列正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准0.032分程隔板槽两侧中心距Sn按标准0.044管束中心排管数nc（外加4根拉杆）19壳体内径DimDi=S(nc-1)+(12)d0.6换热器长径比L/ DiL/ Di5合理实排热管根数n作图290折流板形式选定单弓形折流板折流板外直径Dbm按GB151-19990.595折流板缺口弦离hm取h=0.20Di0.12折流板间距Bm取B=(0.21)Di0.3折流板数NbNb=L/B-19壳程进出口接管尺寸djs*Sjs合理选取1334.5选取按照GB150-1998钢制压力容器进行结构设计计算。1、 筒体(1) 筒体内径:600mm设计压力：P=0.6 MPa 设计温度取350 C筒体材料：16MnR 焊接接头系数 =0.85钢板厚度负偏差C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量= C1+ C2=1.0mm.筒体的计算厚度计算 = =mm考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，得材料名义厚度dn = 4mm.取dn=6mm强度校核 有效厚度de =dn - C1- C2=5mmst = = MPa s f=122MPa符合强度要求。（2）根据筒径选用非金属软垫片： 垫片厚度：3 垫片外径:644 垫片内径：604根据筒体名义厚度选用乙型平焊法兰（JB4702） 法兰材料：16MnR DN法兰外径中心孔直径法兰厚度螺栓孔直径螺纹规格螺栓数量6007607155027M2424表3-2 筒体法兰数据2、 封头（1）封头内径：600mm设计压力：P=1.6MPa 设计温度取300 C封头材料：16MnR 焊接接头系数 =1.0钢板厚度负偏差C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量C= C1+ C2=1.0mm.封头的计算厚度计算选用标准椭圆形封头，K=1.0d = =考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，取封头名义厚度与筒体厚度相同，得材料名义厚度dn = 6mm.强度校核 有效厚度de =dn - C1- C2=5mmst = =MPas f=153MPa符合强度要求。根据筒径选用标准椭圆形封头直边高：25mm 曲边高：150mm 壁厚：6mm3、排液、排气口接管补强计算根据GB150第8.3节的规定,本开孔可不另行补强。4、换热管（GB151-1999）管子材料：16MnR 根据上节中计算的管子内径选用尺寸：252 管长：3000 根数：286实排根数：230（外加4根拉杆） 排列形式：正三角形 中心距：32 管束中心排管数：22 长径比：5 5、管程数据管程数：1 管程气体流速：1.2m/s 进出口接管尺寸：1599 接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97） 法兰材料：20R DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格15028524024161228M20 表3-3 管程法兰数据 = =mmd=150+21.0=152mm=9mm mm0.915=1523.448+23.4488（1-0.915）=528.9mm26、壳程数据壳程数：1 壳程液体流速：1.2m/s 进出口接管尺寸：1334.5 接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰HG20593-97） 法兰材料：16MnR DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格12524020020135188M16 表3-4 壳程法兰数据 = =mmd=125+21.0=127mm=4.5mm mm0.94=1271.288+21.2883.5（1-0.94）=164.117mm27、排气口接管尺寸：323 接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97） 法兰材料：16MnR DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格25115851633144M12表3-6 法兰数据8、折流板（GB151-1999）材料：16MnR 形式：单弓形 外直径：595.5 管孔直径：25.4缺口弦高：140 间距：300 板数：9 厚度：109、拉杆（GB151-1999）直径：16 螺纹规格：M16 根数；410、耳座（JB/T4725-92）形式：A2型高度：160 底板：L1:128 b1:80 1：8 s1:40筋板：L2:100 b2:100 2：5 垫板：L3：200 b3:160 3：6 e:24地角螺栓规格：M20 螺栓孔直径：2411、管板材料：16MnR 换热管管孔直径：25 拉杆管孔直径：18 厚度：55 外径：76012、栅板材料：Q235-A 外径：680 厚度：20 间距：19 2.3.SW6校核前端管箱筒体计算计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系计算所依据的标准GB 150.3-2011 计算条件筒体简图计算压力 Pc 1.60MPa设计温度 t 300.00 C内径 Di 600.00mm材料 Q345R ( 板材 )试验温度许用应力 s 189.00MPa设计温度许用应力 st 153.00MPa试验温度下屈服点 ss 345.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算计算厚度 d = = 3.71mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 4.70mm名义厚度 dn = 6.00mm重量 269.00Kg压力试验时应力校核压力试验类型 液压试验试验压力值PT = 1.25P = 2.4706 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ss = 310.50MPa试验压力下圆筒的应力 sT = = 186.98 MPa校核条件 sT sT校核结果 合格压力及应力计算最大允许工作压力 Pw= = 2.02161MPa设计温度下计算应力 st = = 102.93MPastf 130.05MPa校核条件stf st结论 筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度6.00mm,合格前端管箱封头计算计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系计算所依据的标准GB 150.3-2011 计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc 1.60MPa设计温度 t 300.00 C内径 Di 600.00mm曲面深度 hi 150.00mm材料 Q345R (板材)设计温度许用应力 st 153.00MPa试验温度许用应力 s 189.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值 PT = 1.25Pc= 2.4706MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ss = 310.50MPa试验压力下封头的应力sT = = 158.32MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数 K = = 1.0000计算厚度 dh = = 3.15mm有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 4.70mm最小厚度 dmin = 3.00mm名义厚度 dnh = 6.00mm结论 满足最小厚度要求重量 20.44 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 2.38765MPa结论 合格后端管箱筒体计算计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系计算所依据的标准GB 150.3-2011 计算条件筒体简图计算压力 Pc 1.60MPa设计温度 t 300.00 C内径 Di 600.00mm材料 Q345R ( 板材 )试验温度许用应力 s 189.00MPa设计温度许用应力 st 153.00MPa试验温度下屈服点 ss 345.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算计算厚度 d = = 3.71mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 4.70mm名义厚度 dn = 6.00mm重量 269.00Kg压力试验时应力校核压力试验类型 液压试验试验压力值PT = 1.25P = 2.4706 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ss = 310.50MPa试验压力下圆筒的应力 sT = = 186.98 MPa校核条件 sT sT校核结果 合格压力及应力计算最大允许工作压力 Pw= = 2.02161MPa设计温度下计算应力 st = = 102.93MPastf 130.05MPa校核条件stf st结论 筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度6.00mm,合格后端管箱封头计算计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系计算所依据的标准GB 150.3-2011 计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc 1.60MPa设计温度 t 300.00 C内径 Di 600.00mm曲面深度 hi 150.00mm材料 Q345R (板材)设计温度许用应力 st 153.00MPa试验温度许用应力 s 189.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值 PT = 1.25Pc= 2.4706MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ss = 310.50MPa试验压力下封头的应力sT = = 158.32MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数 K = = 1.0000计算厚度 dh = = 3.15mm有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 4.70mm最小厚度 dmin = 3.00mm名义厚度 dnh = 6.00mm结论 满足最小厚度要求重量 20.44 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 2.38765MPa结论 合格延长部分兼作法兰固定式管板 设计单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 设 计 计 算 条 件 简 图设计压力 ps0.6MPa设计温度 Ts 350平均金属温度 ts320装配温度 to15壳材料名称Q345R设计温度下许用应力st143Mpa程平均金属温度下弹性模量 Es 1.81e+05Mpa平均金属温度下热膨胀系数as1.304e-05mm/mm圆壳程圆筒内径 Di 600mm壳 程 圆 筒 名义厚 度 ds6mm壳 程 圆 筒 有效厚 度 dse5mm筒壳体法兰设计温度下弹性模量 Ef1.78e+05MPa壳程圆筒内直径横截面积 A=0.25 p Di22.827e+05mm2壳程圆筒金属横截面积 As=pds ( Di+ds )9503mm2管设计压力pt1.6MPa箱设计温度Tt300圆材料名称Q345R筒设计温度下弹性模量 Eh2.01e+05MPa管箱圆筒名义厚度(管箱为高颈法兰取法兰颈部大小端平均值)dh16mm管箱圆筒有效厚度dhe4.7mm管箱法兰设计温度下弹性模量 Et”1.83e+05MPa材料名称16MnR#换管子平均温度 tt280设计温度下管子材料许用应力 stt130MPa设计温度下管子材料屈服应力sst195MPa热设计温度下管子材料弹性模量 Ett1.78e+05MPa平均金属温度下管子材料弹性模量 Et1.85e+05MPa平均金属温度下管子材料热膨胀系数at1.3e-05mm/mm管管子外径 d25mm管子壁厚dt2mm注：带号的材料数据是设计者给定的23 全 国 化 工 设 备 设 计 技 术 中 心 站管子根数 n290换热管中心距 S32mm换一根管子金属横截面积144.5mm2换热管长度 L300mm管子有效长度(两管板内侧间距) L1190mm管束模数 Kt = Et na/LDi6.801e+04MPa管子回转半径 8.162mm热管子受压失稳当量长度 lcr10mm系数Cr =134.2比值 lcr /i1.225管子稳定许用压应力 () MPa管管子稳定许用压应力 () 97.06MPa材料名称Q345R设计温度 tp350管设计温度下许用应力123MPa设计温度下弹性模量 Ep1.78e+05MPa管板腐蚀裕量 C2 2mm管板输入厚度dn55mm管板计算