甲醇制氢工艺设计

1、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

2、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。与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。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

3、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。1.2.甲醇制氢工艺设计目录2.1甲醇制氢工艺流程2.2物料衡算2.3热量衡算3.反应器设计134.管道设计5.自控设计6.7.技术经济评价、环境评价结束语8.致谢 参考文献9.附录：1.反应器装配图，零件图3.1工艺计算3.2结构设计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、甲据此，所需吸收液量为108.396/9.45=11.47 m3/h2.1甲醇制氢工艺

4、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，这经碳酸丙烯脂吸收分离PSA装置进一步脱除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，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 分离残余的CO2、CO及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。&l

5、t;£> 纯氢-二黑化薩fiW】t>l Pt>103ECMO】mmEGlOe憨Srt优塔PKGE0IO& TQlOflTOl 閃F'OliiX吸收塔馨析瘠 Si和序号1234567Hg10LLLLg££gge加仙1013.479lOUHTS1013J791013.173H 1$510. 35少9少SH20855.123溺,1熬855.123855.123S55.123296,386286. 386少a少EC021無丘TTO1355.7201365. ?20COa. 779a rgS. 779p. ：7gH2187.500IB；.

6、500IB?. 5001E7.5EM)图1 2甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量yA> X2.2物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式(1-1)CH 3OHt co t +2H 2 tCH3OH分解为CO转化率99%,反应温度280C，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:CH3OHT0.99 CO t +1.98 H 2 t +0.01 CH3OHCO+0.99H 2 Of 0.99 CO 2 t + 1.99H 2 +O.O1CO合并式(1-5),式(1-6)得到:CH3OH+0.981 H 2 Of 0.

7、981 CO 2 t +0.961 H? t +0.01 CH3OH+O.OO99 CO t氢气产量为：1200m3/h=53.571 kmol/hx 32=579.126 kg/hx 1.5 x 18=488.638 kg/h甲醇投料量为：53.571/2.9601水投料量为：579.126/32水 488.638 kg/h 水 488.638 kg/h3、原料液储槽(V0101)进：甲醇 579.126 kg/h ,:出：甲醇 579.126 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 579.126kg

8、/h , 水 488.638 kg/h , 总计 1067.764 kg/h出：生成CO2579.126/32x 0.9801x 44 =780.452 kg/hH2579.126 /32x 2.9601x 2 =107.142 kg/h579.126 /32x 0.0099579.126CO剩余甲醇剩余水 488.638-579.126/32总计6、吸收塔和解析塔x 28 =5.017 kg/h/32 x 0.01 x 32 =5.791 kg/hx 0.9801 x 18=169.362 kg/h1067.764 kg/h吸收塔的总压为1 . 5MPa,其中CO2的分压为0.38 MPa

9、,操作温度为常温(25 C).此时,一 3每m吸收液可溶解CO 2 11.77 m3 .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12。解吸塔操作压力为 0.1MPa, CO2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3co2 =pM/RT=0.444/ 0.0082 (273.15+25) =7.20kg/ mCO 2 体积量 V CO2 =780.452/7.20=108.396 m 3/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收量为 11.47 m3/h 3=34.41 m'/h可知系统压

10、力降至 0.1MPa时祈出CO 2 量为 108.396m 3/h=780.451 kg/h.混合气体中的其他组分如氢气 忽略这些组分在吸收液内的吸收,CO以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算，在此,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 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

11、)且已 知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有甲醇1-3列出了甲醇的蒸气压数据0.4P 甲醇 +0.6P 水=1.5MPa初设T=170 Cp 甲醇=2.19MPa;p 水=0.824 MPaP 总=1.3704<1.5 MPa再设T=175 CP 甲醇=2.4MPa;P 水=0.93 MPaP 总=1.51 MPa蒸气压与总压基本一致2、转换器(R0101)两步反应的总反应热为，可以认为操作压力为1.5MPa时,汽化塔塔顶温度为175 °C .49.66kJ/mol,于是，在转化器内需要供给热量为Q 反应=579.1260.99/321000 (-49.66

12、)=-8.90105 kJ/h此热量由导热油系统带来，反应温度为280 C ,可以选用导热油温度为 320C ,导热油温 ,如比定压热容与温度的关系，可得：度降设定为5C ,从手册中查到导热油的物性参数C p320? =4.18680.68=2.85kJ/(kg-K), cP300? =2.81kJ/(kg K)取平均值p =2.83 kJ/(kg-K)则导热油用量w=Q 反应 /(C Pt)= 8.90105/(2.835)=62898 kg/h3、过热器（E0102）甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175 C过热到280C，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

13、数据，见表1-4.气体升温所需热量为：Q= c pm t=(1.90579.126+4.82488.638)(280-175)=3.63105 kJ/h导热油c p =2.826 kJ/（kg K）,于是其温降为：t=Q/(c pm)= 3.63105/(2.82662898)=2.04 C导热油出口温度为：315-2.0=313.0 C 4、汽化塔（TO101 ）认为汽化塔仅有潜热变化。水 H = 203lkJ/kg175 C 甲醇 H = 727.2kJ/kgQ=579.126727.2+2031488.638=1.4110 6 kJ/h以300 C导热油Cp计算cp =2.76 kJ/(

14、kg K)t=Q/(c P m)=1.41106/(2.7662898)=8.12 C则导热油出口温度 t 2 =313.0-8.1=304.9 C导热油系统温差为T=320-304.9=15.1 C基本合适.5、换热器（EO101）壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25 C ）升至175 C，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= c pm t=(579.1263.14+488.6384.30)(175-25)=5.88105kJ/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

15、体的比定压热容为：cP cO210.47 kJ/(kg K)cpH214.65 kJ/(kg K)cpco4.19 kJ/(kg K)则管程中反应后气体混合物的温度变化为:t=Q/(c Pm)=5.88105/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=56.3 C换热器出口温度为280-56.3=223.7 C6、冷凝器（EO103）在E0103中包含两方面的变化： CO 2, CO, H 2的冷却以及 CH 3 OH , H2O的冷却和冷凝.CO2,CO, H 2的冷却Q=c p m t=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.

16、017)(223.7-40)=1.7910 6 kJ/h1.5MPa时水的冷凝热为:CH 3 OH的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。压力为H=2135KJ/kg，总冷凝热Q2 =H m=2135 169.362=3.62105 kJ/h水显热变化 Q3 = Cpm t=4.19169.362(223.7-40)=1.30105kJ/h6Q=Q1+Q2 + Q3=2.28 10 kJ/h冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差T=10C用水量 w=Q/( c p t)= 2.28106/(4.1910)=54415kg/CH3OH+H2O=CO2+3H2 。该反应在管式反应器进行,3-1所示

17、。对于甲醇和水，由于温度不太高（ 气体考虑。有理想气体状态方程甲醇的体积流量 Va为：Va=18.098* 8314.3* (273.15280)1.5*10655.489m3/h3、反应器设计计算3.1工艺计算物流名称管程壳程 /(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度fC压力/MPa进出口/(kg/h)设计温度fC压力/MPa甲醇579.1265.7912801.5水488.638169.362二氧化碳780.452一氧化碳5.017氢气107.142导热油628983200.5已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为: 进出反应器的各物料的工艺参数如表表3-1反应器的物流表（1）

18、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:18.098 c ,yA = 0.418.09827.147280 oC）,压力不太大（1.5MPa）,故可将其近似视为理想

19、 pV=nRT，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：水的体积流量V B为:VP 27.147* 8314.3*(273.15280)1.5*10683.233m3/h进料气的总质量为:mo= 55.489+83.233=1067.764 kg/h579.126 kg/h，出反应器时甲醇的流量为5.791kg/h，则甲醇的（2）计算反应的转化率 进入反应器时甲醇的流量为 转化率XAf为：579.126 5.791 “cc, “心xAf =* 100% 99%579.126即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.098X 99%=17.917 kmol/h(3)计算反应体系的膨胀因子由体系的化

20、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5 A。对于甲醇有：,3 1115 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=kPA68600rtk=5.5 X 10-4e1Ca=C AO15XaaYaXa上式两边同乘以RT,则得:1 xAp a=Cao rt1 ZaXa反应过程的空间时间T为:T =CaO / XAf 些rAXnf=Cao / 0dxA/k CaoRT1 Xa15AyAXA/kRTXAf0IdXA1 Xa68600将 k=5.5 X 10-4ertm3/(kmol -h), R=8314.3 kj/(kmol K) ,

21、 T=553.15K , 5 a=2, yA=0.4,代入上式，可得空间时间:T =0.0038h(5) 计算所需反应器的容积Vr=t Vo进料气的总体积流量为:33V 0=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=t Vo =0.0038 X 138.722=0.527 m 3(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，取流动速度为卩=0.2m/s，则反应管的长度为：l= T u=0.0038 X 3600X 0.2=2.736m根据GB151推荐的换热管长度

22、，取管长 l=3m。反应器内的实际气速为：U=T = 0.0038* 3600°.22m/s(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+2H 2-90.8kj/molCO+H 2O=CO 2+H2+43.5kj/mol1kmol的甲17.917kmol/h。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 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氧化碳的转化率为:17 7

23、38XCO= *100% 99%17.917则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：Q=90.8 X 103 X 17.917-43.5 X 103X 17.738=855.261 X 103 kJ/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 时钢的导热系数为入=44.9W/( m Qc),管外油侧的对流给热系数为a o=300W/( m2，叱), 管内侧的对流给热系数为a i=80 W/ /m2 - OC),根据表5-2所列的壁面污垢系数查得，反

24、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=0.001m2 - OC/W根据传热学，反应器的传热系数为：1 d 2t 1 tK=1/ (+ + +Rf)由于的值接近于d很小，故可将上式简化为：a i d a o 入1,对K带来的误差小于1% ;钢管的传热很快，对K的影响也K=1/ / 丄 + 丄+Rf)=一a i a o13001 2 59.4 W/( m2 OC)=213.84kJ/(h -m -叱)10.00180由于反应器所需的换热面积为:f=A855.261* 103K t 213.84*

25、 (320 280)99.988 m2/ 9)计算管子的内径反应器需要的换热面积为：F=n ndl反应器内气体的体积流量为：n d2VO= nu4联立上述两式，并将1= 6m , u= 0.22（m/s）23，F= 99.988(m )Vo= 0.0385(m /s) 代入，即可得所需管子的内径为：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。d=0.0210m。结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果换热管材料选用碳钢无缝钢管 25 X 2换热管内径、外di；dm0.021;0.025管径程换热管管长Lm选用3m标准管长3.0结 构换热管根数n

26、Ao99.988325（圆整）1 1设dL0.025 3计管程数Ni根据管内流体流速范围选定1管程进出口接管djt *Sjtm按接管内流体流速合理选取 60 X 1.6尺寸（外径*壁厚）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Sn按标准中心距管管束中心排管数ncnc “ - 1.1丿331(外加六根21程拉杆）结壳体内径DmDi=S(Nc-1)+(12)d0. 7构换热器长径比L/ D iL/ D i4.28设实排热管根数n作图351计折流板形式选定单弓形折流板折流板外直径Dm按 GB151-19990.675折流板缺口弦

27、离hm取 h=0.20Di0.14折流板间距Bm取 B=(0.2 1)Di0.33折流板数NbNb=L/B-18壳程进出口接管djs*Sjs合理选取 114X 2尺寸备注合理选取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设计温度取350 C设计压力：Pc = 1.1 P w =0.55 MPa筒体材料：16MnR焊接接头系数 =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RDi3= 2 t 巳 2*134*10.55*7000.551.8 mm考虑厚度附

28、加量并圆整至钢板厚度系列,得材料名义厚度n =4mm.取 n 6mm强度校核有效厚度e = n - C1- C2=5mmtPc(Di e)0.55* (700 5)=2 e 2* 538.775 MPa <=134 MPaDN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7008608154627M2424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根据筒体名义厚度选用乙型平焊法兰(垫片内径：715JB4702)表3-2筒体法兰数据法兰材料：16MnR2、封头(1) 封 头内径：700mm设计压力：P=1.6 MPa封头材料：16MnR钢板厚度负偏

29、差 C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量 封头的计算厚度计算选用标准椭圆形封头，K=1.0设计温度取300 C焊接接头系数<1=1.0C= Ci+ C2=1.0mm.KPcDi1.0 1.6 800t=2 0.5Pc = 2 134 1-0.54.790mm1.6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n = 6mm.e = n - C1- C2=7mm强度校核有效厚度Pc(KDi 0.5 e)1.6 (1.0 800 0.5 7)91.829 MPa<t =144MPa符合强度要求。根据筒径选用标准椭圆形封头直边高：7、换热管(G

30、B151-1999) 管子材料：16MnR根据上节中计算的管子内径选用尺寸：0 实排根数：351 中心距：328、管程数据 管程数：1 进出口接管尺寸：(外加6根拉杆)管束中心排管数:2525 X 221曲边高：200壁厚：6管长：3000根数：345排列形式：正三角形长径比：4.281m/sDN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501401101659144M12表3-3 管程法兰数据法兰类型：板式平焊法兰(管程气体流速：0 60 X 1.6接管材料：16MnHG20593-97 ) 法兰材料：20RDN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1

31、0021017018116184M16壳程法兰数据9、壳程数据壳程数：1壳程液体流速：1.2m/s进出口接管尺寸：0 114X 2接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰(HG20593-97 ) 法兰材料：16MnR表3-412、折流板(GB151-1999)材料：16M nR形式：单弓形缺口弦高：140间距：33013、拉杆(GB151-1999 )直径：16螺纹规格：M1614、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,适用公径外

32、直径：795.5板数：8管孔直径：25.4厚度：6根数；6DN 7001400,支座处许用弯矩M j =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：Pe = emoge为地震系数，地震设计烈度为7时，e = 0.24mo为设备总质量经计算该反应器的m。= 1119kg水平地震载荷为：Pe= emog = 0.24 X 1119X 9.8 = 2631.99N水平风载荷为：Pw = 1.2 f iq0 D0 H 01.2 X 1.0 X 550 X 3400X 1500 = 3366N偏心载荷Ge = 0 N偏心距Se = 0 mmq0为基本风压，假

33、设该填料塔安其中f i为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。装在南京地区，南京地区的q0 = 550N/m2。 f i风压高度系数见参考资料。水平力取 Pe与 Pw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= J(Di 2 n 2 3)2 (b22 2)202 S1)867mm式中，2为耳式支座侧板厚度;3为耳式支座衬板厚度。支座承受的实际载荷为 Q:Q=m0gGe4(Ph GeSe) X 10 3 = 11.3KN< Q = 30 KNknnd式中，Ge为偏心载荷；Se为偏心距。满足支座本体允许载荷的要求。2）支座

34、处圆筒所受的支座弯矩M计算0.85kN M I ,_q*(l2 s,)11.3* (12550)103Ml因此，开始选用的 2A3支座满足要求。形式：咼度：筋板：A3型200L2:100b2:100M24地角螺栓规格：15、管板材料：16MnR厚度：50底板：L1:125b1:805 1 : 8s1:40垫板：L3 : 20b3:1605 3: 6 e:24螺栓孔直径：27换热管管孔直径：25外径：860拉杆管孔直径：183.3 SW6校核南京工业大学过程装备与控制工程系内筒体内压计算计算单位计算条件计算压力Pc0.55MPa设计温度t350.00G内径D700.00mm材料16MnR（正火）

35、（板材）试验温度许用应力170.00MPa设计温度许用应力t134.00MPa试验温度下屈服点s345.00MPa钢板负偏差 G10.00mm腐蚀裕量G1.00mm焊接接头系数0.80筒体简图计算厚度有效厚度名义厚度重量压力试验类型试验压力值压力试验允许通过的应力水平 T试验压力下圆筒的应力校核条件校核结果最大允许工作压力设计温度下计算应力厚度及重量计算PcDi2 tP = 1.80e = n - G- C 2= 5.006.00mmmmmm355.17Kg压力试验时应力校核液压试验Pt = 1.25 P b =0.8700(或由用户输入)T 0.90 s310.50PT.( Die)2 e.

36、- 76.67MPaMPaMPa合格压力及应力计算tP= (Di e) = 1.52057MPaR(Di e)2 e = 38.78MPa107.20MPa校核条件结论合格南京工业大学过程装备与控制工程系内压椭圆封头校核计算单位计算条件计算压力Pc0.55MPa设计温度t350.00C内径Di700.00mm曲面咼度 hi175.00mm材料16MnR（热轧）（板材）试验温度许用应力170.00MPa设计温度许用应力t134.00MPa钢板负偏差C10.00mm腐蚀裕量C21.00mm焊接接头系数0.80椭圆封头简图形状系数计算厚度有效厚度最小厚度名义厚度结论重量最大允许工作压力结论厚度及重量

37、计算212 2K = 6 2h = 1.0000KPcDi=2【f0.5Pc = 1.80e = n - Cl- C 2= 5.00min = 1.05n = 6.00满足最小厚度要求27.30Pw=合格mmmmmmmmKg压力计算2 r eKDi 0.5 e = 1.52598MPa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执八'、设计计算条件设计压力Ps0.55MPa设计温度Ts350C平均金属温度ts314C装配温度to15C材料名称16MnR（正火）设计温度下许用应力t134Mpa平均金属温度下弹性模量Es1.84e+05Mpa平均金属温度下热膨胀系数s

38、1.3e-05mm/mm C壳程圆筒内径 Di壳程圆筒名义厚度s壳程圆筒有效厚度se壳体法兰设计温度下弹性模量Ef'壳程圆筒内直径横截面积A= 0.25 Di2壳程圆筒金属横截面积As= s（ Di+ s）设计压力Pt设计温度Tt材料名称设计温度下弹性模量Eh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管箱圆筒有效厚度he管箱法兰设计温度下弹性模量Et材料名称管子平均温度 tt设计温度下管子材料许用应力tt设计温度下管子材料屈服应力设计温度下管子材料弹性模量Ett平均金属温度下管子材料弹性模量Et平均金属温度下管子材料热膨胀系数管子外径d管子壁厚t700mmmm4.25mm1.

39、79e+053.848e+0594031.6300MPamm22 mmMPa1.846e+05MPa16mmmm1.86e+0520G（正火）230921471.73e+051.842e+051.244e-0525MPaMPaMPaMPaMPamm/mm Cmmmm注:热八'、管子根数n换热管中心距S一根管子金属横截面积a换热管长度 L35132t(d t)管子有效长度（两管板内侧间距）Li管束模数 Kt = Etn a/LDi管子回转半径i 0.25Jd （d 2 t）管子受压失稳当量长度 lcr系数 Cr = J2E；/ S比值Icr /i2Et管子稳定许用压应力（Cr）I b 2

40、（lcr/i）管子稳定许用压应力Cr 旦cr -1 碧 ( i )2 2Cr材料名称设计温度tp设计温度下许用应力144.53000290037908.16210152.41.225设计温度下弹性模量Ep管板腐蚀裕量 C2管板输入厚度 n管板计算厚度隔板槽面积（包括拉杆和假管区面积 ）Ad管板强度削弱系数管板刚度削弱系数管子加强系数K2管板和管子连接型式管板和管子胀接（焊接）高度l胀接许用拉脱应力q焊接许用拉脱应力qmmmm2mmmmMPammmmMPa73.2MPa16MnR（正火）3501161.79e+0550480.40.44.11焊接3.5MPaMPammmmmm2 mmmmMPa4

41、6MPa材料名称16MnR（正火）M管箱法兰厚度f46mm法兰外径 Df860mm基本法兰力矩M m7.515e+07N mm管程压力操作工况下法兰力M P3.266e+07N mm法兰宽度bf (Df Di)/280mm比值h / Di0.005714II 比值f/ Di0.06571M系数 C (按 h/Di, f/Di ,查vvGB151-1999>> 图 25)0.00系数 ”(按 h/Di, f/Di ,查<<GB151-1999>> 图 26)0.000151" "3"1 2Efbf2 f"Kf Eh 旋转

42、刚度12 Di bf Di9.542MPa材料名称16MnR（正火）1壳体法兰厚度 f44mm法兰外径 Df860mm法兰宽度bf(Df Di)/280mm比值s/Di0.006071比值f / Di0.062861系数 C ,按 h/Di, f/Di ,查<<GB151-1999>> 图 250.00系数，按 h/Di, ”Di ,查<<GB151-1999>> 图260.0001626''3'1 2Efbf 2 f K f-=Es '12 Dj bfDi旋转刚度i fi8.573MPa法兰外径与内径之比K Df

43、/Di1.229壳体法兰应力系数 Y （按 K查<<GB150 1998>>表9-5）9.55KfK f 一 旋转刚度无量纲参数4 Kt0.001777膨胀节总体轴向刚度2（lcr i）20N/mm管箱法壳体法管板第一弯矩系数(按K , Kf查vvGB151-1999>>图27) mi0.1075m,系数KKf14.73系数(按 Kt Kf 查<<gb151 98>> 图 29) G22.952Et na换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比QEsAs4.445QEtna(EsAsKexL)Qex换热管束与带膨胀节壳体刚度之比EsAsK e

44、xL管板第二弯矩系数(按K,Q或Qex查<<GB151-1999>>图28(a)或(b) m23.591Mm,M i系数(带膨胀节时Qex代替Q)2K(Q G2)0.001768系数(按K,Q或Qex查图30) G30.01187法兰力矩折减系数Kf/(Kf G3)O.13O2M1"管板边缘力矩变化系数Kf'Kf0.9722法兰力矩变化系数MfMKf/K；0.8734管板开孔后面积Al = A - 0.25 n d 22.43e+05mm2管板布管区面积(三角形布管)At°.866 nSAd2(正方形布管)At nSAd2.563e+05mm21管板布管区当量直径Dt gj571.2mm系数Al / AO.6314系数nal AO.1719系数s 0.4 0.6(1Q)/5.575系数(带膨胀节时Qex代替Q)to.4(1) (0.6 Q)/8.46管板布管区当量直径与壳体内径之比t Dt /DiO.8161管板周边不布管区无量纲宽度k = K(1- t)0.756系数计算管板参数系数计算Pa rtr仅有壳程压力Ps作用下的危险组合工况(Pt = 0)不计温差应力计温差应力换热管与壳程圆筒热膨胀变形差=t (t t -t 0 )- s(t s -t 0)0.0