【《醋酸乙烯合成的设备分析案例》7900字】

年产20万吨醋酸乙烯工艺初步设计计算书第页醋酸乙烯合成的设备分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u22379醋酸乙烯合成的设备分析案例 1317011.1总述 2326721.1.1过程设备的基本要求 286631.1.2过程设备设计的作用 2287661.2CO2吸收塔的设计 2275091.2.1流股参数 3295941.2.2设计条件 498851.2.3初步设计 5174561.2.4T0202内部构件选型与设计 6155731.2.5CO2吸收塔结构设计 7161891.2.6强度校核 1145261.2.7塔设计小结表 13290081.2.8塔设备条件图 14250131.3换热器选型设计 15261361.3.1换热器选型示例：E0201 1535631.3.2换热器设计小结表 2257451.3.3换热器E0201设备条件图 24245931.4反应器设计说明 25286791.4.1催化剂选择 25302881.4.2乙烯气相法合成醋酸乙烯动力学说明 2627921.4.3反应条件选择 26145831.4.4反应器选型 2612051.4.5反应物流参数 2649741.4.6反应器结构设计 27302941.4.7换热任务核算 30126931.2.8反应器构件计算 32246721.4.9反应器压降校核 36197391.4.10反应器设计小结 3729521.4.11R0101工艺条件图 381.1总述1.1.1过程设备的基本要求设备最根本的技术要求之一就是必须满足其安全和经济性,安全也是其核心,在充分确保安全的前提下尽量做到生产经济。1.1.2过程设备设计的作用施工工艺的设计管理是建筑工程技术的基本条件。化工设备从生产工艺和技术设计角度大致可以划分为两类:一类是国际标准化工设备或者定型化工设备,是成批、成套系列化工企业生产的设备,可以从自己厂家的产品目录或者技术手册中找到其产品的规格和型号,直接从自己的设备厂家或者自己的商店购买;另一类指的就是非标设备，根据工艺要求进行制造。1.1.3全流程设施的设计和选型工作的主要内容(1)选择单元运算操作使用的设备。该项工作要和技术流程的设计相结合。(2)选择确定装置的材料。按照工艺运行条件及对设备进行工艺要求来确定相应的符合条件要求的装置材料。(3)正确选择移动设备的主要基本设计原理参数。设备的工艺设计质量参数主要认为是由于设备工艺生产过程设计中的质量设计、物料压力衡算、热量密度测定、设备安装工艺质量计算等多项设计操作而得以获取。(4)选择一种定型装置(即标准化装置)的类别和型号或品牌以及其数量。(5)针对非标化工设备,向专门设计技术人员报告设计文件和机械设备施工技术草图,明确机械设备的类别、型号、基本设计参数、管道口、保养以及安装位置等要求。1.2CO2吸收塔的设计T0202是CO2吸收塔，通过热碳酸钾对CO2进行吸收，是本工艺重要的设备之一，因此以其设计计算作为塔设备设计范例非常具有代表性。1.2.1流股参数通过ASPEN模拟和优化，得到T0202进出口流股信息如下表所示。表5-1CO2吸收塔流股情况Material进料出料StreamNameUnits0210022002110221介质名称气体进料吸收剂进料塔底出料塔顶气体出料PhaseVaporLiquidLiquidVaporTemperatureC80.070.071.271.7Pressurebar11.011.010.310.0MassFlowskg/hr4634.241471.901520.784589.36O2kg/hr251.260.000.01251.25C2H4kg/hr3353.040.000.243352.80CO2kg/hr73.380.000.030.09C4H6O2kg/hr76.280.0011.9060.38C2H4O2kg/hr3.591.861.260.20WATERkg/hr31.24953.94871.7781.03C3H6O2kg/hr0.050.000.020.03C4H8O2kg/hr0.040.000.010.03C2H4Okg/hr11.140.001.789.36N2kg/hr823.800.000.01823.79C3H4Okg/hr0.000.000.000.00COkg/hr0.000.000.000.00C2H6kg/hr1.800.000.001.80CH4kg/hr0.600.000.000.60CH2O2kg/hr0.010.000.010.00K2CO3kg/hr0.000.000.000.00K+kg/hr0.00290.62290.620.00H3O+kg/hr0.000.000.000.00K2CO3(S)kg/hr0.000.000.000.00KHCO3(S)kg/hr0.000.000.000.00HCO3-kg/hr0.0014.97212.660.00CO3--kg/hr0.00212.96118.440.00AIRkg/hr0.000.000.000.00OH-kg/hr0.001.540.010.00ETHYL-01kg/hr0.000.000.000.00VolumeFlowcum/hr421.161.121.14458.961.2.2设计条件1.2.2.1设计、温度与设计压力安全阀整定压力Pz为：设计压力：P取为1.3MPa。QUOTE塔顶温度71.53℃，塔釜温度71.071℃，体系最高温度76.29℃，设计温度需要比操作温度高15～30℃，故取设计温度100℃1.2.2.3塔型的选择选择塔型为填料塔。1.2.2.4总板数与加料板的确定由Aspen严格模拟法模拟出的的实际板数为8块，吸收剂从塔顶进料，气体从塔底进料。图5-1理论板数优化结果图5-2进料板优化结果1.2.2.5设计条件汇总表5-2设计条件汇总表设计温度/℃100设计压力P/Mpa1.3理论板数8加料位置吸收剂1气体8填料高度/m4.2材料S317031.2.2.6T0202填料选择经资料查询，我选择金属板波纹型的进阶版填料。1.2.3初步设计1.2.3.1填料段初步设计填料有效高度Z：由Z’=（1.2~1.5）Z，则填料层高度Z’：1.2.3.2塔径圆整根据国内塔径制造规定，将塔径圆整为0.5m，填料尺寸不变，填料塔具体设计如图：图5-3圆整后填料塔设置（rating）规整填料分段高度值h：吸收塔填料高度Z’=4.2m＜1.25m，故无需设置液体再分布器。1.2.4T0202内部构件选型与设计1.2.4.1概述塔内件主要包括以下几部分：1）液体分布装置；2）料支撑装置；3）液体收集再分布及出料装置；4）除沫装置1.2.4.2填料支撑装置的选择经资料查询，选择格栅式填料支撑板外径：格栅条间距t=100mm，格栅条厚度S=6mm。其中支撑圈宽度B=40mm，厚度δ=6mm。网纹孔板孔的长度d=2mm，宽度b=2.5mm。1.2.4.3填料床层压板根据《化工设备设计手册》，填料床层压板选择网纹孔板压板，其结构示意图如下：图5-3网纹孔板压板结构示意图塔径小于800mm时为整体式压板，栅条间距t=100mm，栅条厚度和边圈S=10mm，格条间距，格条厚度。1.2.5CO2吸收塔结构设计1.2.1.1塔直径的确定根据水力学校验以及圆整的结果可以得到塔的直径为0.5m。1.2.1.2塔顶空间设计板间距为：塔顶空间HD:圆整后塔顶空间取为1m。1.2.1.3塔底空间设计根据Aspen的模拟结果，塔底出料为1.14365m3/h，塔径为0.5m，储存5min液量，计算出储存液量高度为：由于在塔底空间放置液体收集装置，取QUOTEHB=1m。1.2.1.4填料段间空间设计取分布器与填料压紧装置的距离为300~500mm为QUOTEH1=300mm，塔底填料支撑装置与液体收集装置的距离考虑到需要开手孔，取H2=600mm。因此，开手孔以及液体分布器的总高度（塔顶塔底有富余空间作开手孔用）：QUOTEQUOTE1.2.1.5设备筒体壁厚计算圆筒计算厚度：其中：Pc为计算压力：Di为筒体内径0.46m；[σ]t为137MPa；ɸ为0.85；故QUOTE：取钢板允许厚度负偏差C1为0.55mm，腐蚀裕量QUOTEC2=3mm。故：为方便焊接、制造，向上圆整则名义厚度为：1.2.1.6封头设计本反应器的封头选择标准椭圆形封头。查阅GB/T25198-2010后得到内径500mm，厚度7mm的封头总深度H=250mm，直边高度h为：曲边深度hi：1.2.1.7塔筒体及总高度确定筒体高度不包括封头与裙座：H=6500mm塔的总高度为：1.2.1.8裙座设计经过资料查阅之后选择圆筒型的裙式支座。材料为Q345R。外径D：裙座计算高度如下：1.2.1.9地脚螺栓大小及个数确定在本塔中，选择材料为Q235R,公称直径为24mm的地脚螺栓12个。1.2.1.10接管设计（一）塔底气体进口接管设计根据Aspen的模拟结果，塔底气体进料的体积流量为419.872QUOTEm3/h，取气体经济流速为15m/s。则管道内径为：QUOTE故选择Φ114×7mm规格的无缝钢管。（二）塔顶气体出口接管设计根据Aspen的模拟结果，可以得到塔顶蒸汽出口进入冷凝器的流量为458.592QUOTE/h，取气体经济流速为15m/s。内径为：故选择Φ114×5mm规格的无缝钢管。（三）塔顶吸收剂进口接管设计根据Aspen的模拟结果，可以得到冷凝器回流进入塔的流量为1.14365m3/h，取液体经济流速2m/s。则塔径为：故选择Φ22×4mm规格的无缝钢管。（四）塔底液体出口接管设计根据Aspen的模拟结果，可以得到塔底液体出口的流量为58.9628QUOTE/h，取液体经济流速为2m/s。则塔径为：故选择Φ22×4mm规格的无缝钢管。1.2.6强度校核1.2.6.1筒体、封头、地脚螺栓强度校核试验压力计算：液压试验温度取为设计温度180℃，故试验压力PT：试验压力计算如下：式中：δe为设计厚度:则：满足液压试验应力校核，可进行液压试验。液压试验压力为1.625Mpa。图5-4筒体强度校核图5-5上下封头强度校核图5-6地脚螺栓强度校核1.2.7塔设计小结表1.2.8塔设备条件图图5-7T0202塔设备条件图1.3换热器选型设计1.3.1换热器选型示例：E02011.3.1.1换热器选型参数设计利用AspenPlusV9对E0201进行简捷计算，可以得到该换热器所需换热面积为4.8m2以及流股间换热的各流股参数如下：表5-7流股参数流股名称压力bar温度℃质量流量kg/h气相质量分率介质主要组成介质类型壳程入口12017427.90水冷流体壳程出口12517427.90水管程入口11127.84634.241乙烯、氮气热流体管程出口11804634.241乙烯、氮气1.3.1.2换热器型式的选择经资料查询对比，该换热器选择最常见的管壳式换热器。1.3.1.3流体通道选择经资料查询本工艺流体作为热流体走管内，而公用工程冷却水走管间。1.3.1.4设计压力该换热器的工作压力范围为壳程0.1MPa,管程1.1MPa。所以取壳程设计压力为0.2MPa,管程设计压力为1.2MPa。1.3.1.5设计温度壳程设计温度为50℃,管程设计温度为145℃。1.3.1.6传热系数传热系数主要由传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻三部分组成。其中传热膜系数和固壁热阻在EDR中为自动默认值。图5-8水的经验污垢热阻系数图5-9工艺物料污垢热阻经验系数图图5-10工艺物料污垢热阻经验系数图1.3.1.7选用材质考虑到工艺流股含有少量醋酸，具有腐蚀性，换热器选用S31703管材无缝钢管。壳体选用Q345R。1.3.1.8EDR数据导入将上述数据导入EDR，如下图：图5-11流股输入数据图换热器选型结构设计1.3.1.9换热器结构参数选择经资料查询,选取了换热管的外径为19mm,管厚2mm，管心距为25mm。选择折流板的形式为单弓形折流板，折流板间距为200mm。1.3.1.10换热器接管设计壳程入口：公用工程液体体积流量为17.4279m3/h，根据管壳式换热器中常用流速范围，流速取0.5m/s。壳程入口接管内径为：QUOTE圆整后得到接管尺寸为Ф121×5mm。壳程进出口:根据工艺气体的总体积流量为17.4279m3/h,根据在管壳式换热器中常用的流速范围,流速取1m/s。壳程出口接管内径为：圆整后得到接管尺寸为Ф85×3mm。壳程接管尺寸及方位如图所示：图5-12壳程接管尺寸圆整值管程进出口:工艺流体蒸汽的体积流量为2.5207×10-3m3/s,据管壳式换热器中常见的流速。流速取10m/s。管程入口接管内径为：QUOTE圆整后得到接管尺寸为Ф140×5mm。管程进出口:导热油的体积流量大约为421.18m3/h,据管壳式换热器中常见的流速区间,流速取10m/s。管程出口接管内径为：QUOTE圆整后得到接管尺寸为Ф133×1.5mm。图5-13管程接管尺寸圆整值1.3.1.11换热器结构参数设计及初步选型使用EDR的design工具，得到可以满足要求的几组换热器形式：图5-14EDR提供的换热器方案根据简捷计算得到的所需换热面积以及EDR提供的方案，结合JB/T28712.2-2012标准，选择换热管外径为19mm，管厚2mm，管心距25mm，管长1500mm，换热管数为40根，管程为1，排列方式为正三角形排列，壳程公称直径（内径）300mm。折流板为单弓形折流板，间距为200mm，折流板数为5，Aspen自动校核给出圆缺率为27.75%。初步选型结果为BEM273-1.2/0.2-4.8-1.5/19-2Ⅰ。使用EDR的Rating/Cheaking工具进行校核主要结构参数如图所示：图5-15换热器校核数据截图校核结果如下：图5-16换热器E0201校核结果由上述计算结果可以看到，换热器换热面积为4.8m2，设计余量：面积裕量在30~50%之间符合设计要求。流体雷诺数大于6000，可以判断为湍流，符合设计要求，流态合理。壳程压降为0.01572bar，小于最大允许压降0.02065bar，管程压降为0.19546bar，小于最大允许压降0.22bar，压降均在合理范围内。总传热系数（含污垢热阻）为378.3W/(m2·K)。校核结果均符合要求。参考GB/T151-2014热交换器，E140的型号为：BEM273-1.2/0.2-4.8-1.5/19-2Ⅰ。1.3.2换热器设计小结表表5-8换热器设计小结表固定管板式换热器E0201换热面积为4.8m2（设计余量为43.26%）壳程管程设计压力P/MPa0.2设计压力P/MPa1.2设计温度T/℃50设计温度T/℃145壳程圆筒内径/mm273管程数2进口接管/mmФ121×5进口接管/mmФ140×5出口接管/mmФ85×3出口接管/mmФ127×2.5壳体材质Q345R换热管材质S31703换热器换热管详情换热管管径/mmΦ19×2管心距/mm25管长/mm1500管排列方式正三角形换热管管数目40折流板（单弓形，圆缺率为43.61%）间距/mm200折流板数量5计算结果前端管箱筒体名义厚度/mmδn=6后端管箱筒体名义厚度/mmδn=6壳程圆筒名义厚度/mmδn=8前端管箱封头名义厚度/mmδn=6后端管箱封头名义厚度/mmδn=6管板厚度/mmδn=30校核项目壳程圆筒校核计算、前端管箱圆筒校核计算、前端管箱封头校核计算、后端管箱圆筒校核计算、后端管箱封头校核计算、浮头校核、管箱法兰校核计算、开孔补强设计计算、管板校核计算校核结果校核合格1.3.3换热器E0201设备条件图图5-17E0201换热器设备条件图

1.4反应器设计说明1.4.1催化剂选择文献报道的有关乙烯气相Bayer法催化剂为Pd-Au催化剂（Bayer-Ⅲ），催化剂粒径为5mm。表5-9催化剂参数表催化剂类型Bayer3代Ⅲ型号主剂组成Pd-Au负载量/%0.75负载量/kg190.42助剂醋酸钾载体硅胶装填密度（堆积密度）ρB

kg/L0.5孔隙体积L/kg0.8孔隙率εb0.4颗粒密度ρp

kg/L0.833空时速率SV/（h-1）1723催化剂床层体积Vb/m350.8催化剂装填量/kg25389.65催化剂直径dp/mm5转化率/%（以乙烯为标准）11.06目标产物选择性/%971.4.2乙烯气相法合成醋酸乙烯动力学说明主反应方程式C2H4+1/2O2+CH3COOH=CH3COOCHCH2+H2O+35kcal/molVAC1.4.3反应条件选择1.4.3.1反应温度的选择反应操作温度为160℃，设计温度应高于反应过程中最高温度，取设计温度为180℃。1.4.3.2反应压力的选择反应压力Pw为0.98MPa，安全阀整定压力Pz=（1.05~1.1）Pw，取1.075陪，则安全阀整定压力Pz：Pz=1.075×0.98=1.0535MPa设计压力P等于或稍大于安全阀整定压力，故设计压力取为1.2MPa。计算压力Pc：Pc=1.2+0.08=1.28MPa。公称压力PN为1.6MPa。1.4.3.4反应空速的选择查阅动力学文献知气相法生产醋酸乙烯反应空速约为1800~2000m/s。经资料查询，我选择的催化剂空速为1723h-1。1.4.4反应器选型经资料查询选择列管式反应器。1.4.5反应物流参数表5-10反应流股物流参数Material进料出料StreamNameUnits01090110PhaseVaporVaporTemperatureC160160Pressurebar9.89.8MassFlowskg/hr150018.00150018.00O2kg/hr9882.775048.74C2H4kg/hr75503.6067150.10CO2kg/hr1127.741219.40C4H6O2kg/hr179.8925047.30C2H4O2kg/hr44778.0027371.70WATERkg/hr1879.967121.35C3H6O2kg/hr0.0913.77C4H8O2kg/hr0.0324.93C2H4Okg/hr151.75502.24N2kg/hr16421.3016421.30C3H4Okg/hr0.010.38COkg/hr0.070.07C2H6kg/hr36.2436.24CH4kg/hr12.0812.08CH2O2kg/hr44.2144.21VolumeFlowcum/hr15572.5015257.001.4.6反应器结构设计1.4.6.1催化剂装填的确定催化剂总体积VR（m3）计算公式如下所示：式中：V0——原料气流量在标准状况（20℃，101.325kPa）下的体积流量，为87548m3/h；GHSV——催化剂标准状况下气空速，h-1经过优化以及查阅文献，取催化剂体积时空速度为1723h-1。QUOTEQUOTE催化剂用量：取该种催化剂的装填密度为ρB=0.5kg/L，空隙率ε=0.4，颗粒密度ρp=0.833kg/L。因此催化剂装填量为：QUOTE由于催化剂的装填密度通常会有上下波动，实际催化剂的装填量可能会有上下15kg左右的波动，根据装填方式不同而改变。1.4.6.2催化剂床层直径的确定：该压缩气体的空床流速取0.6m/s左右较为适宜，进料的体积流量V0=15572.7m3/h，则床层直径计算如下：圆整后取3.2m。1.4.6.3反应器列管尺寸以及根数选用的规格为ɸ38×2.5mm的无缝钢管，管数为n：选取标准无缝钢管尺寸ɸ38×2.5mm，管数n=9330。1.4.6.4催化剂填充高度以及列管长度催化剂尺寸为5mm，列管内径为di=33mm，催化剂填充高度：1.4.6.5反应器壳体直径与反应器长度设计反应列管数9330根，装填高度为6.4m，反应器列管采用正三角形排列，焊接法，管心距按固定管板式换热器标准为48mm，管子排列内径为5356mm。管数排列情况如下：图5-17管子排列方式考虑其中中央不布管区域直径为960mm，不布管圈数为10圈，减少管数330根，最终管数为9330-330=8911（根）。根据催化剂装填体积VR不变，此时催化剂装填高度：列管式反应器催化剂的装填高度约为反应管长度的80~90%，此处取85%，反应列管长度L：L=6.67÷0.85=7.8m。圆整后为8m，即反应段管长L=8m。管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离b=(1~1.5)d0（管子外径d0=33+2.5×2=38mm）,此处取b=1.25×d0，则管子内径为：5356+1.25×38=5404mm。圆整后壳体内径Di=5500mm。材质为Q345R。1.4.6.6挡流板设计经资料查询，我采用盘-环型折流板。环板内径，应保证流通面积大于壳体进口接管介质的流通面积，得到环内径D1=960mm，环盘外径为5482mm。盘板折流板与壳体间的环形截面积Sk1=环形折流板以内的截面积Sk2，计算出直径后，盘板直径应小于该值，圆整得到盘板直径为4000mm。盘和环之间的间距，通常取为壳内径的20%~45%，不允许＜15%，此处取为壳体内径20%，盘和环之间的间距为：折流板数量NB：1.4.7换热任务核算1.4.7.1概述使用Aspen模拟混合物体系参与反应的反应热，当反应达到要求的时候，换热负荷为Q=13550.2kW，换热面积为：1.4.7.2换热系数估算载热体与壁面传热系数由Kern计算壳程对流传热系数通过Aspen模拟和查阅相关物性参数表得到物料物性参数如下：表5-11换热流体（高压水）传热系数计算条件参数表Ρ0（kg/m3）de（m）μ0（cp）λ（W/m·K）Cp（J/kg·K）Prμw（cp）868.9070.0290.1860940.6855013.971.220.1736其中QUOTE为壳程的当量直径，我选择的是正三角形的排列形式，因此壳程的当量直径为：计算结果如下：床-壁热传热系数计算：表5-12床壁传热系数计算条件参数表dt（mm）dp（mm）μ（cp）λf（W/m·K）Gkg/(m2·s)3350.01600520.03354561.4704计算结果如下：污垢热阻：污垢热阻无法精确计算，它涉及换热介质与清理周期,故只能按经验值近似取值。换热介质高压水在操作条件下污垢热阻Rso=0.00052(m2·K)/W。床层内污垢热阻按照有机介质经验值取为Rsi=0.00086(m2·K)/W。总传热系数的计算：列管选用钢材S31703，不锈钢导热系数为：λ=17W/(m·K)。以内管表示的总传热系数K为：经计算得K=197.51W/(m2·K)。1.4.7.3换热面积核算由进出口物料的温度计算对数平均传热温差：其中换热介质进口温度为135℃，出口温度为155℃。管内流体需保持160℃恒温。所需要的换热面积A为：面积裕量H为：QUOTE符合换热要求。1.2.8反应器构件计算1.4.8.1反应器进料接管计算乙烯气相法生产醋酸乙烯为气固相催化反应，气体的体积流量为15572.7m3/h，反应器的气体流速取15m/s接管内径为：选取Φ630×12mm的无缝钢管，接管在前端管箱筒体。1.4.8.2反应器出料接管计算气体的出口体积流量为15257.2m3/h，反应器出口的流速取20m/s。接管内径为：选取Φ560×20mm的无缝钢管，接管在后管箱筒体处。1.4.8.3高压水进出口接管的计算根据：则所需高压水的质量流率Wc：进出口平均温差下水的密度ρ=868.907kg/m3。高压水体积流量为：流速取0.5m/s接管内径为：根选取Φ660×15mm的无缝钢管，进出口接管规格相同。以上接管均在筒体处。1.4.8.4管板设计管板是列管与壳程筒体的连接部件，反应器的管板与管壳程筒节连接时，在压力1MPa<P<4MPa，选择e型结构，这种结构的优点是能够在不增加法兰使用的前提下仍然能满足相应的密封要求和强度要求，提升设备整体强度。采用延长部分部分兼做管板法兰，管板厚度取65mm。图5-18管板连接结构图1.4.8.5壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接形式，分为两类：一是不可拆式、一是可拆式。本工艺根据反应器的结构需要选择可拆式的连接方式。1.4.8.6管箱与管板连接结构本工艺所用的固定式管板与管箱的连接结构较简单，采用螺栓法兰结构连接，考虑的管程介质的密封要求以及加工制造方便性，法兰之间采用平面密封形式。1.4.8.7反应管与管板的连接结构本工艺对反应器的密封性能要求较高，因此采用强度焊接的连接结构。从而保证列管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度。1.4.8.8管板法兰及管板的结构设计根据反应器的初步结构确定，本工艺采用固定式管板延长部分兼做法兰。管箱法兰与管板法兰通过螺栓连接，反应器直径较大，故螺栓数目为72个，公称直径为50mm。1.4.8.9反应器壳体参数计算由Aspen流股模拟信息可以得到，管程的操作压力为0.98MPa，最高温度为160℃。由于本次冷却介质采用高压水，为减少压差对管子产生的应力作用，壳程的操作压力也取为0.98MPa，在满足换热要求的情况下，冷却介质进出口温度分别为135℃、155℃。在有安全阀泄放装置的情况下，内压容器的设计压力取P=(1.05～1.1)PW，设计温度一般比最高温度高15℃～30℃左右。因此管程设计压力为0.98MPa，设计温度为180℃，材料为S31703，壳程设计压力为0.98MPa，设计温度为180℃，管箱壁厚按照SW6校核给出为28mm。反应器为内压容器，其壳体的壁厚由GB150压力容器中计算公式计算如下：式中，δ—壳体计算厚度，mm；P—容器计算压力，MPa；[σ]t—材料Q345R在操作温度范围内的许用应力，为MPa；φ—焊接系数，20%无损检测下，单面焊取0.65，双面焊取0.85；Di—为壳体内径，mm。在本工艺中，进行双面焊取