南京工业大学甲醇制氢工艺设计(反应器).docx

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：①电解水法；②氯碱工业中电解食盐水副产氢气；③烃类水蒸气转化法；④烃类部分氧化法；⑤煤气化和煤水蒸气转化法；⑥氨或甲醇催化裂解法；⑦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200～3000m3/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

1． 设计任务书 ……………………………… 3
2． 甲醇制氢工艺设计 ……………………… 4
2.1 甲醇制氢工艺流程 ……………………………… 4
2.2 物料衡算 ………………………………………… 4
2.3 热量衡算 ………………………………………… 6
3． 反应器设计 ………………………………. 9
3.1 工艺计算 ………………………………………… 9
3.2 结构设计 ……………………………………….... 13
4． 管道设计………………………………………....…
5． 自控设计………………………………………....…
6． 技术经济评价、环境评价………………………
7． 结束语………………………………………....……
8． 致谢………………………………………....………
9． 参考文献………………………………………....…
附录：1.反应器装配图，零件图
2.管道平面布置图
3.设备平面布置图
4.管道仪表流程图
5.管道空视图
6.单参数控制方案图
1、设计任务书

2、甲醇制氢工艺设计

2.1 甲醇制氢工艺流程
甲醇制氢的物料流程如图1－2。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1－2 甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量

2.2 物料衡算
1、依据
甲醇蒸气转化反应方程式:
CHOH→CO↑+2H↑ （1-1）
CO+HO→CO↑+ 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(1-3)和式(1-4)变为:
CHOH→0.99CO↑+1.98H↑+0.01 CHOH
CO+0.99HO→0.99CO↑+ 1.99H+0.01CO
合并式(1-5),式(1-6)得到:
CHOH+0.981 HO→0.981 CO↑+0.961 H↑+0.01 CHOH+0.0099 CO↑
氢气产量为: 2400m/h=107.143 kmol/h
甲醇投料量为: 107.143/2.9601ⅹ32=1158.264 kg/h
水投料量为: 1158.264/32ⅹ1.5ⅹ18=977.285 kg/h
3、原料液储槽(V0101)
进: 甲醇 1158.264 kg/h , 水 977.285 kg/h
出: 甲醇 1158.264 kg/h , 水 977.285 kg/h
4、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 1158.264 kg/h , 水977.285 kg/h , 总计2135.549 kg/h
出 : 生成 CO 1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ44 =1560.920 kg/h
H 1158.264/32ⅹ2.9601ⅹ2 =214.286 kg/h
CO 1158.264/32ⅹ0.0099ⅹ28 =10.033 kg/h
剩余甲醇 1158.264/32ⅹ0.01ⅹ32 =11.583 kg/h
剩余水 977.285-1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ18=338.727 kg/h
总计 2135.549 kg/h
6、吸收塔和解析塔
吸收塔的总压为1．5MPa,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，二氯
化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表1—2。
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=9.45
0.4MPa压力下 =pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg/ m
CO体积量 V=1560.920/7.20=216.794 m/h
据此,所需吸收液量为 216.794/9.45=22.94 m/h
考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 22.94 m/h=68.82 m/h
可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为216.794m/h=1560.920 kg/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1一2.

3.3 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=2.19MPa; p=0.824 MPa
p=1.3704<1.5 MPa
再设 T=175℃ p=2.4MPa; 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=1158.2640.99/321000(-49.66)
=-1.78106 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/(kg·K), c=2.81kJ/(kg·K)
取平均值 c=2.83 kJ/(kg·K)
则导热油用量 w=Q/(ct)= 8.9010/(2.835)=62898 kg/h
3、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=(1.90579.126+4.82488.638) (280-175)=3.6310kJ/h
导热油c=2.826 kJ/(kg·K), 于是其温降为:
t=Q/(cm)= 3.6310/(2.82662898)=2.04℃
导热油出口温度为: 315-2.0=313.0℃
4、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/kg
Q=579.126727.2+2031488.638=1.4110 kJ/h
以300℃导热油c计算 c=2.76 kJ/(kg·K)
t=Q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=8.12℃
则导热油出口温度 t=313.0-8.1=304.9℃
导热油系统温差为T=320-304.9=15.1℃ 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=(579.1263.14+488.6384.30) (175-25)=5.8810kJ/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/(kg·K)
c14.65 kJ/(kg·K)
c 4.19 kJ/(kg·K)
则管程中反应后气体混合物的温度变化为：
t=Q/(cm)=5.8810/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=56.3℃
换热器出口温度为 280-56.3=223.7℃
6、冷凝器（EO103)
在E0103 中包含两方面的变化：①CO, CO, H的冷却以及②CHOH , HO的冷却和冷凝.
① CO, CO, H的冷却
Q=cmt=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.017) (223.7-40)=1.7910kJ/h
② 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=2135169.362=3.6210kJ/h
水显热变化Q= cmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kJ/h
Q=Q+Q+ Q=2.2810kJ/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)= 2.2810/(4.1910)=54415kg/
3、反应器设计计算

3.1 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
579.126
5.791
280
1.5

水
488.638
169.362
二氧化碳

780.452
一氧化碳

5.017
氢气

107.142
导热油

62898
320
0.5
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 kg·k/mol，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h

对于水，其摩尔质量为 18 kg·k/mol，其摩尔流量为：488.638/18=27.147 kmol/h

对于氢气，其摩尔质量为 2 kg·k/mol,其摩尔流量为：107.142/2=53.571 kmol/h

对于一氧化碳，其摩尔质量为 28 kg·k/mol,其摩尔流量为：5.017/28=0.179 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= 55.489+83.233=1067.764 kg/h
（2）计算反应的转化率
进入反应器时甲醇的流量为579.126 kg/h，出反应器时甲醇的流量为5.791 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：18.098×99%=17.917 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δA。对于甲醇有：
δA=
（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=kpA
k=5.5×10-4e
CA=CAO
上式两边同乘以RT，则得：
pA=CAORT
反应过程的空间时间τ为：
τ=CAO∫
= CAO∫ /[k CAORT]
=∫dxA
将k=5.5×10-4em3/(kmol·h)，R=8314.3，T=553.15K，δA=2，yA=0.4，代入上式，可得空间时间：
τ=0.0038h
（5）计算所需反应器的容积
VR=τVO
进料气的总体积流量为：
VO=55.489+83.233=138.722 m/h=0.0385 m/s
则可得所需反应器的容积为：
VR=τVO =0.0038×138.722=0.527 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μ=0.2m/s，则反应管的长度为：
l=τu=0.0038×3600×0.2=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/mol
CO+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17.917kmol/h。反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.179kmol/h，转化的一氧化碳的物质的量为：
17.917-0.179=17.738 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=90.8×10×17.917-43.5×10×17.738=855.261×10kJ/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λ=44.9W/（m·OC），管外油侧的对流给热系数为αo=300W/（m2·OC），管内侧的对流给热系数为αi=80 W/（m2·OC），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 m2·OC/W 和0.0008 m2·OC/W
总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001 m2·OC/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/（ m2·OC）=213.84kJ/(h·m·OC)
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=nπdl
反应器内气体的体积流量为：
VO=nu
联立上述两式，并将l= 6m，u= 0.22(m/s) ，F= 99.988(m) VO= 0.0385(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。

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
Φ25×2

换热管内径、外径
di;d
m

0.021;0.025

换热管管长
L
m
选用3m标准管长
3.0

换热管根数
n

325(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*Sjt
m
按接管内流体流速合理选取
Φ60×1.6

管程结构设计
壳程数
Ns

1

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
S
m
S=1.25d或按标准
0.032

分程隔板槽两侧中心距
Sn

按标准

管束中心排管数
nc

（外加六根拉杆）
21

壳体内径
Di
m
Di=S(Nc-1)+(1~2)d
0．7

换热器长径比
L/ Di

L/ Di
4.28
合理
实排热管根数
n

作图
351

折流板形式

选定
单弓形折流板

折流板外直径
Db
m
按GB151-1999
0.675

折流板缺口弦离
h
m
取h=0.20Di
0.14

折流板间距
B
m
取B=(0.2～1)Di
0.33

折流板数
Nb

Nb=L/B-1
8

壳程进出口接管尺寸
djs*Sjs

合理选取
Φ114×2
选取

3.2 外壳结构设计
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:700mm
设计压力：P=1.1=0.55MPa 设计温度取350° C
筒体材料：16MnR 焊接接头系数 Φ=0.8
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.
筒体的计算厚度计算
δ = =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
强度校核
有效厚度de =dn - C1- C2=5mm
st = = MPa <[s] f=134 MPa
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:765 垫片内径：715
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
700
860
815
46
27
M24
24
表3-2 筒体法兰数据
2、 封头
（1）封头内径：700mm
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 Φ=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=1.0
d = =
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=7mm
st = =MPa<[s] f=144MPa
符合强度要求。
根据筒径选用标准椭圆形封头直边高：25 曲边高：200 壁厚：6
7、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：φ25×2 管长：3000 根数：345
实排根数：351（外加6根拉杆） 排列形式：正三角形
中心距：32 管束中心排管数：21 长径比：4.28
8、管程数据
管程数：1 管程气体流速：8m/s
进出口接管尺寸：φ60×1.6 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
50
140
110
16
59
14
4
M12
表3-3 管程法兰数据
9、壳程数据
壳程数：1 壳程液体流速：1.5m/s
进出口接管尺寸：φ114×2 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
100
210
170
18
116
18
4
M16
表3-4 壳程法兰数据
12、折流板（GB151-1999）
材料：16MnR 形式：单弓形 外直径：795.5 管孔直径：25.4
缺口弦高：140 间距：330 板数：8 厚度：6
13、拉杆（GB151-1999）
直径：16 螺纹规格：M16 根数；6
14、耳座（JB/T4725-92）
（7）耳式支座选用及验算
由于该吸收塔相对结构较小，故选用结构简单的耳式支座。
根据JB/T4732－92 选用支座：JB/T4732－92，耳座A3，其允许载荷[Q]=30Kn,适用公径DN 700～1400，支座处许用弯矩[M]=8.35kN*m。支座材料Q235－A*F。
1) 支座承受的实际载荷计算
水平地震载荷为：p＝
为地震系数，地震设计烈度为7时，＝0.24
为设备总质量经计算该反应器的＝1119kg
水平地震载荷为：p＝＝0.24×1119×9.8＝2631.99N
水平风载荷为：p＝1.2×1.0×550×3400×1500＝3366N
偏心载荷G＝0 N
偏心距S＝0 mm
其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q＝550N/m。f风压高度系数见参考资料。
水平力取p与 p两者的大值，即P＝Pe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5N
支座安装尺寸为D：
D=
式中，为耳式支座侧板厚度；为耳式支座衬板厚度。
支座承受的实际载荷为Q：
Q＝×10＝11.3KN<＝30 KN
式中，G为偏心载荷；S为偏心距。
满足支座本体允许载荷的要求。
2) 支座处圆筒所受的支座弯矩M计算
M＝
因此，开始选用的2A3支座满足要求。
形式：A3型
高度：200 底板：L1:125 b1:80 δ1：8 s1:40
筋板：L2:100 b2:100 δ2：5 垫板：L3：20 b3:160 δ3：6 e:24
地角螺栓规格：M24 螺栓孔直径：27
15、管板
材料：16MnR 换热管管孔直径：25 拉杆管孔直径：18
厚度：50 外径：860
3.3 SW6校核
内筒体内压计算
计算单位
南京工业大学过程装备与控制工程系
计算条件
筒体简图

计算压力 Pc
0.55
MPa

设计温度 t
350.00
° C

内径 Di
700.00
mm

材料
16MnR(正火) ( 板材 )

试验温度许用应力 [s]
170.00
MPa

设计温度许用应力 [s]t
134.00
MPa

试验温度下屈服点 ss
345.00
MPa

钢板负偏差 C1
0.00
mm

腐蚀裕量 C2
1.00
mm

焊接接头系数 f
0.80

厚度及重量计算
计算厚度
d = = 1.80
mm
有效厚度
de =dn - C1- C2= 5.00
mm
名义厚度
dn = 6.00
mm
重量
355.17
Kg
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 = 0.8700 (或由用户输入)
MPa
压力试验允许通过
的应力水平 [s]T
[s]T£ 0.90 ss = 310.50
MPa
试验压力下
圆筒的应力
sT = = 76.67
MPa
校核条件
sT£ [s]T
校核结果
合格
压力及应力计算
最大允许工作压力
[Pw]= = 1.52057
MPa
设计温度下计算应力
st = = 38.78
MPa
[s]tf
107.20
MPa
校核条件
[s]tf ≥st
结论
合格

内压椭圆封头校核
计算单位
南京工业大学过程装备与控制工程系
计算条件
椭圆封头简图
计算压力 Pc
0.55
MPa

设计温度 t
350.00
° C

内径 Di
700.00
mm

曲面高度 hi
175.00
mm

材料
16MnR(热轧) (板材)

试验温度许用应力 [s]
170.00
MPa

设计温度许用应力 [s]t
134.00
MPa

钢板负偏差 C1
0.00
mm

腐蚀裕量 C2
1.00
mm

焊接接头系数 f
0.80

厚度及重量计算
形状系数
K = = 1.0000
计算厚度
d = = 1.80
mm
有效厚度
de =dn - C1- C2= 5.00
mm
最小厚度
dmin = 1.05
mm
名义厚度
dn = 6.00
mm
结论
满足最小厚度要求
重量
27.30
Kg
压 力 计 算
最大允许工作压力
[Pw]= = 1.52598
MPa
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 ps
0.55
MPa

设计温度 Ts
350

平均金属温度 ts
314

装配温度 to
15

壳
材料名称
16MnR(正火)

设计温度下许用应力[s]t
134
Mpa

程
平均金属温度下弹性模量 Es
1.84e+05
Mpa

平均金属温度下热膨胀系数as
1.3e-05
mm/mm

圆
壳程圆筒内径 Di
700
mm

壳 程 圆 筒 名义厚 度 ds
6
mm

壳 程 圆 筒 有效厚 度 dse
4.25
mm
筒
壳体法兰设计温度下弹性模量 Ef’
1.79e+05
MPa

壳程圆筒内直径横截面积 A=0.25 p Di2
3.848e+05
mm2

壳程圆筒金属横截面积 As=pds ( Di+ds )
9403
mm2
管
设计压力pt
1.6
MPa
箱
设计温度Tt
300

圆
材料名称

筒
设计温度下弹性模量 Eh
1.846e+05
MPa

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)dh
16
mm

管箱圆筒有效厚度dhe
4
mm

管箱法兰设计温度下弹性模量 Et”
1.86e+05
MPa

材料名称
20G(正火)
换
管子平均温度 tt
230

设计温度下管子材料许用应力 [s]tt
92
MPa

设计温度下管子材料屈服应力sst
147
MPa
热
设计温度下管子材料弹性模量 Ett
1.73e+05
MPa

平均金属温度下管子材料弹性模量 Et
1.842e+05
MPa

平均金属温度下管子材料热膨胀系数at
1.244e-05
mm/mm
管
管子外径 d
25
mm

管子壁厚dt
2
mm

注：

管子根数 n
351

换热管中心距 S
32
mm
换
一根管子金属横截面积
144.5
mm2

换热管长度 L
3000
mm

管子有效长度(两管板内侧间距) L1
2900
mm

管束模数 Kt = Et na/LDi
3790
MPa

管子回转半径
8.162
mm
热
管子受压失稳当量长度 lcr
10
mm

系数Cr =
152.4

比值 lcr /i
1.225

管子稳定许用压应力 ()

MPa
管
管子稳定许用压应力 ()
73.2
MPa

材料名称
16MnR(正火)

设计温度 tp
350

管
设计温度下许用应力
116
MPa

设计温度下弹性模量 Ep
1.79e+05
MPa

管板腐蚀裕量 C2
2
mm

管板输入厚度dn
50
mm

管板计算厚度 d
48
mm

隔板槽面积 (包括拉杆和假管区面积)Ad
0
mm2
板
管板强度削弱系数 h
0.4

管板刚度削弱系数 m
0.4

管子加强系数 K =
4.11

管板和管子连接型式
焊接

管板和管子胀接(焊接)高度l
3.5
mm

胀接许用拉脱应力 [q]

MPa

焊接许用拉脱应力 [q]
46
MPa

管
材料名称
16MnR(正火)

管箱法兰厚度
46
mm

法兰外径
860
mm
箱
基本法兰力矩
7.515e+07
N×mm

管程压力操作工况下法兰力
3.266e+07
N×mm

法兰宽度
80
mm
法
比值
0.005714

比值
0.06571

系数(按dh/Di ,df”/Di , 查<<GB151-1999>>图25)
0.00

兰
系数w”(按dh/Di ,df”/Di ,查<<GB151-1999>>图 26)
0.000151

旋转刚度
9.542
MPa

材料名称
16MnR(正火)
壳
壳体法兰厚度
44
mm

法兰外径
860
mm
体
法兰宽度
80
mm

比值
0.006071

法
比值
0.06286

系数, 按dh/Di ,df”/Di , 查<<GB151-1999>>图25
0.00

兰
系数, 按dh/Di ,df”/Di , 查<<GB151-1999>>图26
0.0001626

旋转刚度
8.573
MPa

法兰外径与内径之比
1.229

壳体法兰应力系数Y (按 K 查<<GB150－1998>>表9-5)
9.55

旋转刚度无量纲参数
0.001777

膨胀节总体轴向刚度
0
N/mm

管板第一弯矩系数(按,查<<GB151-1999>>图 27)
0.1075

系
系数
14.73

系数(按查<<GB151－98>>图 29)
2.952

换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比
4.445

数
换热管束与带膨胀节壳体刚度之比

管板第二弯矩系数(按K,Q或查<<GB151-1999>>图28(a)或(b))
3.591

系数（带膨胀节时代替