4-1典型设备设计与选型说明书

扬子石化年产15万吨醋酸乙烯酯项目典型设备设计与选型说明书目录第1章 总述11.1 过程设备的基本要求11.2 过程设备设计的作用11.3 过程设备设计与选型的主要内容1第2章 换热器设计32.1 换热器设计依据32.2 换热器简介32.3 换热器选用原则32.3.1 基本要求32.3.2 介质流程42.3.3 终端温差42.3.4 流速确定42.3.5 压力降52.3.6 传热膜系数52.3.7 污垢系数62.3.8 换热管62.4 换热器选型示例（以E0405为例）72.4.1 选型用软件一览表72.4.2 换热器设计条件72.4.3 结构参数设计102.4.4 EDR设计及优化142.4.5 换热器强度计算162.5 换热器机械强度校核162.6 换热器条件图（详见设计图册）312.7 换热器装配图（详见设计图册）32第3章 储罐及回流罐的选型333.1 概述333.2 储罐选型依据333.3 储罐系列333.4 储罐的选型343.5 储罐选型举例35第4章 泵的选型364.1 泵的概述364.2 泵的类型及特点364.3 泵的选型原则374.4 泵选型举例384.4.1 工艺参数384.4.2 P0201选型举例38第5章 压缩机选型415.1 概述及选型依据415.2 压缩机类型及特点415.3 选型原则425.4 压缩机选型示例425.4.1 工艺条件425.4.2 工艺计算435.4.3 选型结果43第6章 塔设备的设计（详见塔设备设计说明书）44第7章 反应器的设计（详见反应器设计说明书）4550第1章 总述1.1 过程设备的基本要求过程设备最基本的要求是满足安全性与经济性，安全是核心，在充分保证安全的前提下尽可能做到经济。经济性包括经济的制造过程，经济的安装、使用与维护，设备的长期安全运行本身就是最大的经济。在满足工艺要求的前提下，为了确保安全与经济，过程设备应满足以下基本要求。首先，结构合理，安全可靠。过程设备上所有部件都必须有足够的强度、刚度和稳定性，可靠的密封性和一定的耐久性。其次，设备必须具有先进的技术经济指标，技术经济指标是衡量过程设备优劣的重要参数。再次，运转性能好，操作简单，运转方便；最后，还要具有优良的环境性能。上述要求很难全部满足，设计选用时应针对具体问题具体分析，满足主要要求，兼顾次要要求。1.2 过程设备设计的作用设备工艺设计是工程设计的基础。化工设备从工艺设计的角度可以分为两类：一类是标准设备或定型设备，是成批、成系列生产的设备，并可以从厂家的产品目录或手册中查到其规格及型号，可直接从设备生产厂家购买；另一类是非标设备或称非定型设备，是根据工艺要求、通过工艺计算及设备专业设计人员设计、需要专门设计的特殊设备，然后由有资格的厂家制造。1.3 过程设备设计与选型的主要内容（1）确定单元操作所用设备的类型。这项工作应与工艺流程设计结合起来进行。（2）确定设备的材质。根据工艺操作条件（温度、压力、介质的性质）和对设备的工艺要求确定符合要求的设备材质。这项工作应与设备设计专业人员共同完成。（3）确定设备的设计参数。设备的设计参数是由工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、设备的工艺计算多项工作得到的。对不同的设备，它们有不同的设计参数。对塔设备，需要确定进出口物料的流量、组成、温度、压力塔径与塔的材质、填料类型与填料高度或塔板类型与塔板数等，对于精馏塔还要确定塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷、换热流体的种类等；对换热器，则需要知道热负荷、换热面积、冷热流体的种类及流量。（4）确定定型设备（即标准设备）的型号或牌号以及数量。定型设备是一些加工厂成批、成系列生产的设备，即那些可以直接向生产厂家订货或购买的现成设备。对已有标准图纸的设备，确定标准图的图号和型号。随着中国化工设备标准化的推进，有些本来用于非标设备的化工装置，已逐步走向系列化、定型化。这些设备包括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1型浮阀和浮阀塔塔盘系列等，它们已经有了国家标准。（5）对非标设备，向化工设备专业设计人员提出设计条件和设备草图，明确设备的型式、材质、基本设计参数、管口、维修安装要求、支承要求及其他要求（如防爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等）。（6）编制工艺设备一览表。在初步设计阶段，根据设备工艺设计的结果，编制工艺设备一览表，可按非定型工艺设备和定型工艺设备两类编制。初步设计阶段的工艺设备一览表作为设计说明书的组成部分提供给有关部门进行设计审查。第2章 换热器设计2.1 换热器设计依据换热器的设计依据如表2-1所示。表2-1 换热器设计依据内容出版日期及标准号化工设备设计全书换热器2003-5热交换器GB/T 151-2014压力容器GB 150-2011化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列HG/T 20553-2011钢制管法兰、垫片和紧固件HG/T 2059220635-2009容器支座JB/T 4712-20072.2 换热器简介化工生产中传热过程十分普遍，传热设备在化工厂占有极为重要的位置。物料的加热、冷却、蒸发、冷凝、蒸馏等都需要通过换热器进行热交换，换热器是应用最广泛的设备之一，大部分换热器已经标准化、系列化。已经列入标准的换热器可以直接选用，未列入标准的换热器需要进行设计。在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，吸热。在工程实践中有时也会有两种以上流体参加换热的换热器，但其基本原理与前一致。换热器种类很多，按热量交换原理和方式，可分为混合式、蓄热式和间壁式三类。间壁式换热器有夹套式、管式和板式换热器。管壳式换热器又称列管式换热器，该类换热器具有可靠性高、适应性广等优点，在各工业领域中得到最广泛的应用。列管式换热器可根据其结构特点，分为固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式和釜式重沸器五类。2.3 换热器选用原则2.3.1 基本要求换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型是很重要的。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有：选用的换热器首先要满足工艺及操作条件要求，在工艺条件下长期运转，安全可靠，不泄露，维修清洗方便，满足工艺要求的传热面积，尽量有较高的传热效率，流体阻力尽量小，并且满足工艺布置的安装尺寸等。在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。2.3.2 介质流程介质走管程还是走壳程，应根据介质的性质及工艺要求，进行综合选择。以下是常用的介质流程安排。（1）为了节省保温层和减少壳体厚度，高温物流一般走管层；（2）较高压力的物流应走管程；（3）黏度较大的物流应走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数； （4）腐蚀性较强的物流应走管程，可以降低对外壳材料的要求； （5）毒性介质走管程，泄露的概率小（6）对压力降有特定要求的工艺物流应走管程，因管程的传热系数和压降计算误差小；（7）较脏和易结垢的物流应走管程，以便清洗和控制结垢。若必须走壳程，则应采用正方形管子排列，并采用可拆式（浮头式、填料函式、U形管式）换热器；（8）流量较小的物流应走壳程，易使物流形成湍流状态，从而增加传热系数；（9）传热膜系数较小的物流（如气体）应走壳程，易于提高传热膜系数。2.3.3 终端温差换热器的终端温差通常由工艺过程的需要而定，但在确定温差时，应考虑到对换热器的经济性和传热效率的影响。在工艺过程设计时，应使换热器在较佳范围内操作，一般认为理想终端温差如下：（1）热端的温差，应在20以上；（2）用水或其他冷却介质冷却时，冷端温差可以小一些，但不要低于5；（3）当用冷却剂冷凝工艺流体时，冷却剂的进口温度应当高于工艺流体中最高凝点组分的凝点5以上；（4）空冷器的最小温差应大于20；（5）冷凝含有惰性气体的流体时，冷却剂出口温度至少比冷凝组分露点低5。2.3.4 流速确定流速提高，流体湍流程度增加，可以提高传热效率有利于冲刷污垢和沉积，但流速过大，磨损磨损严重，甚至造成设备振动，影响操作和使用寿命，能量消耗亦将增加。因此，主张有一个恰当的流速，根据经验，一般主张流体流速范围如表2-2所示：表2-2 常见流速表流体在直管内常见适宜流速壳程内的常见适宜流速物质流速（m/s）物质流速(m/s)冷却水（淡水）0.73.5水及水溶液0.51.5冷却用海水0.72.5低粘度油类0.41.0低粘度油类0.81.8高粘度油类0.30.8高粘度油类0.51.5油类蒸汽3.06.0油类蒸汽5.015.0气液混合流体0.53.0气液混合流体2.06.0-2.3.5 压力降压力降一般考虑随操作压力不同而有一个大致的范围。压力降的影响因素较多，但希望换热器的压力降在下述参考范围内或附近。常见的压降如下表2-3所示。表2-3常见压降表操作压力p压力降p真空（00.1MPa绝压）p/1000.7(MPa表压下同)p/20.071.00.035(MPa下同)1.03.00.0350.183.08.00.070.252.3.6 传热膜系数传热面两侧的传热膜系数a1、a2如相差很大时，a值较小的一侧将成为控制传热效果的主要因素，设计换热器时，应尽量增大a较小这一侧的传热膜系数，最好能使两侧的a值大体相等。计算传热面积时，常以a小的一侧为基准。增加a值的方法有：（1）缩小通道截面积，以增大流速；（2）增设挡板或促进产生湍流的插入物；（3）管壁上加翅片，提高湍流程度也增大了传热面积；（4）糙化传热表面，用沟槽或多孔表面，对于冷凝、沸腾等有相变的传热过程来说，可获得大的膜系数。2.3.7 污垢系数由于目前对污垢造成的热阻尚无可靠的公式，不能进行定量计算，在设计时要慎重考虑流速和壁温的影响。有时在设计时，考虑到有污垢的最不利条件，但新开工时却无污垢，造成过热情况，有时更有利于真的结构，所以不可不慎。应在设计时，从工艺上降低污垢系数，如改进水质，消除死区，增加流速，防止局部过热等。2.3.8 换热管（1）管径越小换热器越紧凑、越便宜。但是，管径越小换热器的压降越大。对于易结垢的物料，为方便清洗，采用外径为25mm的管子。（2）无相变换热时，管子较长，传热系数增加。在相同传热面时，采用长管管程数少，压力降小，而且每平方米传热面的比价也低。但是，管子过长制造困难，因此，一般选用的管长为46m。对于大面积、或无相变的换热器可以选用89m的管长。 （3）管子在管板上的分布主要是正方形分布和三角形分布两种形式。三角形的分布有利于壳程物流的湍流。正方形分布有利于壳程清洗。为了弥补各自的缺点，产生了转过一定角度的正方形分布和留有清理通道的三角形分布两种形式。三角形分布一般是等边三角形的，有时为了工艺的需要可以采用不等边的三角形分布。（4）管心距是两相邻管子中心的距离。管心距小、设备紧凑，但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大，一般选用范围为1.251.5d（d为管外径）。（5）管程数有1、2管程或4管程。管程数增加，管内流速增加、给热系数也增加。（6）所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压力降过高，影响传热系数。国内常用换热管的规格如下表2-4所示。表2-4 国内常用换热管规格材料钢管标准外径厚度mm碳钢GB8163-87101.5142192252252.5323383453573.5续表2-4 国内常用换热管规格不锈钢GB2270-80101.5142192252322382.5452.5572.52.4 换热器选型示例（以E0405为例）在对工艺流程的换热器设计与选型中，先按照实际工业实施情况以及成本因素，对车间进行了热集成，优化了换热网络，然后针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据国家标准GB/T152-2014热交换器，使用Aspen ExchangerDesignandRatingV10进行换热设备的设计，以此作为参考选取换热器。2.4.1 选型用软件一览表换热器选型所用软件如下表2-5所示。表2-5软件一览表名称用途AspenPlusV10换热器工艺参数设计Exchanger Designand Rating换热器结构设计SW6-2011换热器机械强度设计与校核2.4.2 换热器设计条件2.4.2.1 流股参数确定换热器进出口流股信息如表2-6所示。表2-6换热器进出口流股信息单位壳层进口壳层出口管层进口管层出口相态液态液态液态液态温度C116.67552025压力MPa0.130.130.1010.101摩尔气相分率0000摩尔液相分率1111续表2-6换热器进出口流股信息质量气相分率0000质量液相液相分率1111质量流量kmol/hr222.63222.634088.614088.61H2Okmol/hr73.5273.524088.614088.61CO2kmol/hr9.44E-209.44E-2000C2H4kmol/hr1.94E-181.94E-1800HACkmol/hr147.35147.3500VACkmol/hr1.01E-121.01E-1200CH3CHOkmol/hr6.39E-166.39E-1600O2kmol/hr7.30E-277.30E-2700C3H4Okmol/hr0000C4H802kmol/hr1.77E-131.77E-1300C6H10O4kmol/hr0000C3H6O2kmol/hr4.29E-134.29E-1300N2kmol/hr4.68E-284.68E-2800CH4kmol/hr1.77E-251.77E-2500C2H6kmol/hr4.29E-214.29E-2100HCOOHkmol/hr0.030.0300摩尔分率H2O0.330.3311CO24.24E-224.24E-2200C2H48.73E-218.73E-2100HAC0.660.6600VAC4.54E-154.54E-1500CH3CHO2.87E-182.87E-1800O23.28E-293.28E-2900C3H4O0000C4H8027.95E-167.95E-1600C6H10O40000C3H6O21.93E-151.93E-1500N22.10E-302.10E-3000CH47.94E-287.94E-2800续表2-6换热器进出口流股信息C2H61.93E-231.93E-2300HCOOH0.000130.0001300质量流量kg/hr10280.1710280.177359573595H2Okg/hr1324.531324.537359573595CO2kg/hr4.16E-184.16E-1800C2H4kg/hr5.46E-175.46E-1700HACkg/hr8848.648848.6400VACkg/hr8.71E-118.71E-1100CH3CHOkg/hr2.82E-142.82E-1400O2kg/hr2.34E-252.34E-2500C4H802kg/hr1.56E-111.56E-1100C3H6O2kg/hr3.18E-113.18E-1100N2kg/hr1.31E-261.31E-2600CH4kg/hr2.84E-242.84E-2400C2H6kg/hr1.29E-191.29E-1900HCOOHkg/hr1.381.38质量分率H2O0.1290.12911CO24.04E-224.04E-2200C2H45.31E-215.31E-2100HAC0.860.8600VAC8.47E-158.47E-1500CH3CHO2.74E-182.74E-1800O22.27E-292.27E-2900C3H4O0000C4H8021.52E-151.52E-1500C6H10O40000C3H6O23.09E-153.09E-1500N21.28E-301.28E-3000CH42.76E-282.76E-2800C2H61.25E-231.25E-2300HCOOH0.000130.00013002.4.2.2 设计温度该换热器的壳程工作温度为116.6755，管程工作温度为2025，进出口温差大于13，符合本项目最经济温差。这里取壳程设计温度为141.67，管程设计温度为50。2.4.2.3 设计压力该换热器的最高操作压力为壳程0.13bar，管程0.101bar。换热器的设计压力为设计温度下的最大工作压力，一般为正常工作压力的1.1倍。这里取壳程设计压力为0.143MPa，管程设计压力为0.111MPa。2.4.2.4 换热面积由Aspen EDR计算结果可知，换热面积为：15.4。2.4.2.5 材质选择结合实际情况，壳体选择Q345R钢板制造，换热管用16Mn钢管。2.4.2.6 污垢热阻确定传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻计算得到。其中传热膜系数和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器壳程主要为醋酸和水，管程主要为冷却水。根据化工工艺设计手册（第四版）给的污垢热阻经验系数，确定本换热器壳程污垢热阻为0.00017m2 g K / W，管程污垢热阻为0.00034 m2g K / W。2.4.3 结构参数设计2.4.3.1 换热器结构形式选择综合考虑本次设计任务及制造、经济等个方面，本次设计结构上采用U型管式换热器，前封头为椭圆形封头。其余结构选择如下。（1）前端封头的确定由于管侧流体有结构倾向，为了易于清洗污垢，选用B型前端封头，由于此换热器是双管程单壳程，故管箱有两个接口。（2）壳体型式选择换热器的壳体选用使用最广泛的壳体型式，E型壳体。（3）后端管箱确定此换热器换热物流温差较大，故采用U形管式换热器，选用U型后端管箱。2.4.3.2 换热管选择（1）管子外形此换热器需将116.67的流体冷却到55，需要有较强的换热能力，故经过比较不同的换热管性能，最终选用低翅片螺纹管。低翅片螺纹管不仅扩大了传热面积，且强化了管外无相变传热与管外相变冷凝和沸腾传热，抗污垢性能较好。（2）管径管径越小换热器结构越紧凑，越便宜。但是，管径越小，换热压力降，为了满足允许的压力降并尽量增大换热管传热面积，最终选用外径为19.05mm、壁厚为4mm的管子。（3）管子排列方式和管间距管子在管板上的排列方式主要有正方形和三角形两种型式。三角形排列有利于壳程流体形成湍流流动状态，正方形排列方式有利于壳程的清洗。管子的排列方式分类和应用场合如下表2-7所示。表2-7排列方式分类和应用场合排列方式特点及应用场合正三角形排列流体方向与正三角形的顶点垂直，应用最普遍，其传热系数高于正方形排列。一般适用于不产生污垢或生成污垢但能以化学方式处理，以及允许压力降较高的操作转角三角形排列流体方向与正三角形的一边平行，应用不如上述左右交错的三角形那样普遍，传热系数也不如它高，但高于正方形排列。使用情况与上述正三角形排列相同正方形排列常用于要求流体压力降较低和需要机械方法清理管子外部的情况下，但传热系数比正三角形排列的低转角正方形多用于常用于要求流体压力降较低（但又不如正方形排列的那样低）和需要机械方法清理管子外部的情况下，传热系数比正方形排列的高正三角形的一边与流向垂直，是最常用的形式，故选用正三角形排列。（4）换热管计算长度对无相变换热，当管子较长时，传热系数增加，在相同换热面积时，采用长管管程数少，压力降小，而且每平方米传热面的造价较低。为了减少压力降以及满足换热管在管板上的安装要求，同时参考EDR初步设计的结果，本换热器采用的管长为3000mm。（5）管程数管程数目增加，管内流速增大，总传热系数也增加，且管内流体液体，管程压力降也较小，因此本换热器采取双管程。2.4.3.3 壳径确定壳径数值取自EDR设计的圆整值，一般来说，单台换热器的地传热面积越大，其单位传热面积的金属耗量则越低。本换热器壳径DN圆整为300mm。2.4.3.4 折流板参数确定折流板可以改变壳程流体的流动方向，使其垂直于管束流动，获得较好的传热效果。几种常见折流板的优缺点如下表2-8所示：表2-8常见折流板的优缺点折流板类型优点缺点单弓形折流板传热效率高；价廉；易于生产压力降最高；不适用于高粘度流体双弓形折流板压力降较单弓形折流板小传热效率比单弓形折流板低三弓形折流板压力降较双弓形折流板小传热效率比双弓形折流板低弓形区不排管所有的管子都得到支撑，叫嚣管子振动；比单弓形折流板更加有效的将压力降转移到热传递需要较小的官署或者更大的壳径；壳径增大导致费用增加孔式折流板流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，以增加传热效率压力降较大，仅适用于较清洁的流体折流杆流体纵向穿过折流杆于换热管之间的间隙，压力降小；能有效地将压力降转移到热传递；为换热管提供支撑要求流量大，管子排列方式较少螺旋形折流板壳侧不易结垢；压力降与传热效率适中；减小或消除滞留面积；减小或消除管子振动不易制造，设计方法没有标准化；质量流率较大时管束和壳体之间的旁路流较大盘环形折流板径向对称流分布；减小旁路流；在相同压力降下，传热效率比双弓形折流板好；使用于气-气场合造价比传统双弓形折流板高；与三角形和正方形排管方式相比，径向排列制造方式不常见；管子径向排列时，靠近壳体的角度间隙要比靠近中间的管子大，这就需要在径向管排间增加额外的非径向排列本换热器污垢热阻较大，因此需要提高传热系数，在保证压力降的情况下，选择单弓形折流板。（1）折流板间距折流板间距影响到壳程流体流动方向和流速，从而影响到传热效率。最小折流板间距为壳体内径的1/5，不应该小于50mm。折流板间距太小会引起较大压力降，导致过量泄露和旁路流动，并使管外的机械清洁比较困难。折流板间距与壳径的关系见表2-9：表2-9折流板与壳径关系项目最小最大一般范围最佳值折流板间距/壳径1/5最大无支撑管束长度的一半0.30.61/3（单相流）本换热器折流板间距根据EDR初步设计结果进行调整，最终调整为100mm。（2）折流板圆缺率单弓形折流板的缺口高度可为直径的10%45%，双弓形折流板的缺口高度为直径的15%25%。圆缺率与壳径的关系见表2-10：表2-10圆缺率与壳径的关系最小最大一般范围最佳值圆缺率/壳径0壳径的一半0壳径的一半0.25（单相流）0.400.45（多相流）0.15（弓形区不排管）本换热器的圆缺率经调整取为25.92%。（3）折流板缺口方向水平折流板适用于无相变的对流传热过程，可以防止壳程流体平行于管束流动，减小壳程底部液体的沉积。而在带有悬浮物或结构严重的流体所使用的卧式冷凝器，换热器中一般采用竖缺形折流板。本换热器选用水平折流板。（4）折流板在换热器中位值折流板与壳体之间的空隙为5mm，与换热管空隙为1mm，在换热器装配图中体现，第一根折流板与管箱前段间距360mm、与进口处间距180mm，最后一根折流板与封头间距362mm、与出口处间距111mm。（5）折流板尺寸及个数通过在EDR中设计校核可得，此换热器中共12根折流板，厚度为10mm。2.4.3.5 接管尺寸及方位从Aspen-EDR导出接管尺寸如表2-11所示：表2-11 接管尺寸表接管方位图详见2.7换热器装配图。2.4.4 EDR设计及优化（1）换热器尺寸根据EDR推荐的设计方案，选择其中较为合理的一组。结合GB/T28712.2-2012热交换器形式与基本参数第3部分：U形管式热交换器规定，选择换热管外径为19mm，壁厚4mm，管心距23.81mm，排列方式为正三角形，壳程工程直径（内径）为300mm，壁厚10mm，换热管长度3000mm，折流板间距为100mm。换热管数量为88根。其余参数为EDR默认值。换热器计算结果如图2-1所示。图2-1计算结果表由上述计算结果可以看出，换热管换热面积为15.2，设计余量为48%，符合设计要求；壳程进口雷诺数12000.05，出口雷诺数6005.07，管程流体进口雷诺数21890.38，出口雷诺数24632.45，均大于6000，属于湍流态；流态分布均匀，无气液混合进出料，且压降均在合理范围内。总传热系数为571.5W/（m2K），进而确定换热器E0405型号为BEU300-0.110.14-15.2-319-2-II其表示意义为：封头管箱：300-换热器公称直径（mm），0.11-管程设计压力（MPa），0.14-壳程设计压力（MPa），15.2-换热面积（），3-换热管长（m），19-换热管外径（mm），2-双管程，II-II级管束。其他换热器采用同样的方法计算选型。选型结果请见附录5：典型设备设计选型结果一览表。（2）换热器详细结构换热器设备结构图和换热管排布图如图2-2和图2-3所示：图2-2设备尺寸图图2-3换热管排布图2.4.5 换热器强度计算2.4.5.1 设备筒体及封头壁厚（1）筒体壁厚计算：设计压力Pc=0.11MPa；设计温度Tc为50。采用双面焊全面无损探伤，焊缝接头系数取=1。已知该设计温度下，16MnR在厚度为6-16mm时，t =189 MPa。故得筒体的计算厚度为：=PcDi2t-Pc=0.1*3002*189*1-0.11=0.09mm不锈钢腐蚀裕量C2可取2mm，钢板负偏差C1可取0.3mm，由于对于一般的内压容器，材料为低合金钢时，容器的壁厚不得小于3mm，所以名义厚度至少取3mm。经SW6-2011校核可知，封头厚度取10mm。（2）封头壁厚计算：设计压力Pc=0.11MPa；设计温度Tc为50。采用双面焊全面无损探伤，焊缝接头系数取=1。标准椭圆封头K=1。已知该设计温度下，16MnR在厚度为6-16mm时，t =189MPa。故得封头的计算壁厚为：不锈钢腐蚀裕量C2可取2mm，钢板负偏差C1可取 0.3mm，由于对于一般的内压容器，材料为低合金钢时，容器的壁厚不得小于3mm，所以名义厚度至少取3mm。经SW6-2011校核可知，封头厚度取10mm。2.4.5.2 管板厚度经SW6-2011校核可知：管板名义壁厚dn=50.00mm。2.5 换热器机械强度校核利用SW6-2011对换热器E0405的筒体、上下封头、筒体接管法兰、开孔补强进行强度校核，具体校核结果文件如下：U形管换热器设备计算 计算单位哈尔滨理工大学Striker壳程设计压力0.11 MPa管程设计压力 0.14 MPa壳程设计温度 50.00 管程设计温度 141.67 筒体公称直径300.00mm筒换热器筒体最小壁厚4.00mm筒体名义厚度10.00mm体校核 合格筒体法兰厚度40.00校核 合格前端管箱筒体名义厚度10.00mm前校核 合格 端前端管箱封头名义厚度10.00mm管校核 合格箱前端管箱法兰厚度40.00mm校核 合格后端后端管箱封头名义厚度10.00mm管箱校核 合格管管板厚度50.00mm板校核 合格U形管式换热器筒体计算结果计算单位哈尔滨理工大学Striker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 0.11MPa设计温度 t 50.00 C内径 Di 300.00mm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 189.00MPa试验温度下屈服点 ss 345.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm接接头系数 f 1.00厚度及重量计算计算厚度 d = = 0.09mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 7.70mm名义厚度 dn = 10.00mm重量 149.99Kg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 = 0.1787 (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 = = 3.57 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= = 9.45921MPa设计温度下计算应力 st = = 2.22MPastf 189.00MPa校核条件stf st结论 合格前端管箱筒体计算结果计算单位哈尔滨理工大学Striker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 0.14MPa设计温度 t 141.67 C内径 Di 300.00mm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 189.00MPa试验温度下屈服点 ss 345.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 1.00厚度及重量计算计算厚度 d = = 0.11mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 7.70mm名义厚度 dn = 10.00mm重量 32.64Kg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 = 0.1375 (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 = = 2.75 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= = 9.45921MPa设计温度下计算应力 st = = 2.86MPastf 189.00MPa校核条件stf st结论 合格前端管箱封头计算结果计算单位 哈尔滨理工大学Striker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 0.14MPa设计温度 t 141.67 C内径 Di 300.00mm曲面深度 hi 100.00mm材料 Q345R (板材)设计温度许用应力 st 189.00MPa试验温度许用应力 s 189.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm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= 0.1375 (或由用户输入)MPa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 = = 1.93MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数 K = = 0.7083计算厚度 dh = = 0.08mm有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 7.70mm最小厚度 dmin = 3.00mm名义厚度 dnh = 10.00mm结论 满足最小厚度要求重量 11.22 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 13.45320MPa结论 合格后端封头计算结果计算单位 哈尔滨理工大学Striker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 0.11MPa设计温度 t 50.00 C内径 Di 300.00mm曲面深度 hi 100.00mm材料 Q345R (板材)设计温度许用应力 st 189.00MPa试验温度许用应力 s 189.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm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= 0.1787 (或由用户输入)MPa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 = = 2.51MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数 K = = 0.7083计算厚度 dh = = 0.06mm有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 7.70mm最小厚度 dmin = 3.00mm名义厚度 dnh = 10.00mm结论 满足最小厚度要求重量 11.22 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 13.45320MPa结论 合格前端管箱法兰计算结果计算单位哈尔滨理工大学Striker设 计 条 件简 图设计压力 p0.143MPa计算压力 pc0.143MPa设计温度 t141.7 C法兰输入厚度f40.0mm法材料名称Q345R许用181.0MPa兰应力189.0MPa材料名称30CrMoA螺许用167.0MPa应力160.6MPa栓公称直径 dB24.0mm螺栓根径 dd20.8mm数量 n16个26.83m1.00垫2b5y(MPa)1.4D 460.0 结构尺寸Di390.0片mm Db415.0 = 383.0db27.0126.0螺 栓 受 力 计 算预紧状态下需要的最小螺栓载荷WaWa= bDb y =48977.0N操作状态下需要的最小螺栓载荷WpWp = F+Fp + F R = 57377.0 N实际使用螺栓总截面积 AbAb = 5411.6mm2弯 矩 计 算FD = 0.785Di2pc= 10103.0N 整体: 活套: LD = 44.5mm= 6796.4N = 36.8mm = 860.3N= 16.0mm = 39617.4N = 18.0mm计算用弯矩 M0 = FRLR = 713112.8N.mm螺 栓 间 距 校 核实际间距81.5mm最小间距56.0 (查GB150.3-2011表7-3)mm最大间距152.0mm计 算 结 果按弯曲应力确定的法兰厚度 5.1mm校核合格 U形管换热器管板计算计算单位哈尔滨理工大学Striker设 计 条 件壳程设计压力 0.11MPa管程设计压力0.14MPa壳程设计温度50.00C管程设计温度141.67C壳程筒体壁厚 10.00mm管程筒体壁厚10.00mm壳程筒体腐蚀裕量 C 2.00mm管程筒体腐蚀裕量 C2.00mm换热器公称直径300.00mm换热管使用场合严格场合管板与法兰或圆筒