南京工业大学甲醇制氢工艺设计.docx

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1、南京工业大学甲醇制氢工艺设计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，专门是改革开放以来，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，目前氢气要紧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

2、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 的进展，当其氢气用量在2003000m3/h时，甲醇蒸气转化制氢技术表现 出专门好的技术经济指标，受到许多国家的重视。甲醇蒸气转化制氢具有 以下特点：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。能够做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。关于中小规模的用氢场合，在没有工业含氢尾气

3、的情形下，甲醇蒸气 转化及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。本设计采纳甲醇裂解+吸取法 脱二氧化碳+变压吸附工艺，增加吸取法的目的是为了提升氢气的回收率， 同时在需要二氧化碳时，也能够方便的得到高纯度的二氧化碳。名目设计任务书3甲醇制氢工艺设计42.1甲醇制氢工艺流程 42.2物料衡算 42.3热量衡算 6反应器设计93.1工艺运算 93.2结构设计 13管道设计.自控设计.技术经济评判、环境评判终止语致谢参考文献附录：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. 管道外表流程图5. 管道空视图6. 单参数操纵方案图1、设计任务书2、甲醇制氢工艺设计2.1甲醇制氢工艺流

4、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，通过运算泵进入换热器(E0101)预热，然后在汽 化塔(T0101)汽化，在通过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0 101)，转化反应生成H2、CO2的以及未反应的甲醇和水蒸气等第一与原料 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 甲醇能够进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸取塔，经碳酸丙烯脂 吸取分离CO2，吸取饱和的吸取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。1

5、.L1.L*g.订1ID13J791013,4791013.4791013顼 91：打：）.岛：2n855.123855.123855.123四:晰沛.沼6她少量1附.：册.须1% 门:少量8. nn98.7n98.7798, F：11B7. !：?!：)18r. jOO1B7.5OO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：CH OHCO f +2H f(1-1)CO+H OCO f+H f(1-2)CH OH分解为CO转化率99%,反应温度280笆,反应压力1.5MPa，醇水 投料比 1:1.5(mol).2、投料运算量代入转化率数据，式(1-

6、3)和式(1-4)变为： CH OH0.99CO f +1.98H f +0.01 CH OH CO+0.99H O0.99CO f + 1.99H +0.01CO 合并式(1-5),式(1-6)得到：2CH OH+0.981 H O0.981 CO f +0.961 H f +0.01 CH OH+ 0.0099 COf 氢气产量为：2400m3/h=107.143 kmol/h甲醇投料量为：107.143/2.9601x32=1158.264 kg/h 水投料量为：1158.264/32x 1.5x 18=977.285 kg/h3、原料液储槽(V0101)进：甲醇 1158.264 kg

7、/h ,水 977.285 kg/h 出：甲醇 1158.264 kg/h ,水 977.285 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 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/hH1158.264/32x2.9601x2 =214.286 kg/hCO 1158.264/32x0.0099x28 =10.033 kg/h剩余甲醇 1158.264/32x0.01x32=

8、11.583 kg/h剩余水 977.285-1158.264/32x0.9801 x 18=338.727 kg/h 总计2135.549 kg/h6、吸取塔和解析塔吸取塔的总压为1.5MPa,其中CO的分压为0.38 MPa ,操作温度 为常温(25笆).现在，每m3吸取液可溶解CO 11.77 m3.此数据能够在一样 化工基础数据手册中找到，二氯2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, CO溶解度为2.32，则现在吸取塔的吸取能 力为：11.77-2.32=9.450.4MPa 压力下 p =pM/RT=0.4x44/0.0082x(273.

9、15+25)=7.20kg/ m3CO 体积量 V *=1560.920/7.20=216.794 m3/h据此，所需吸取液量为216.794/9.45=22.94 m/h考虑吸取塔效率以及操作弹性需要，取吸取量为22.94 m3/hx3=68.82 m3/h可知系统压力降至0.1MPa时，析出CO量为216.794m3/h=1560.920 kg /h.混合气体中的其他组分如氢气,CO以及微量甲醇等也能够按上述过程 进行运算，在此，忽略这些组分在吸取液内的吸取.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、

10、汽化塔顶温确定在已知汽相组成和总压的条件下，能够按照汽液平稳关系确定汽化塔 的操作温度甲醇和水的蒸气压数据能够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专门多手册中都能够得到，那个地点从略。在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化，则其汽相分率必定是甲醇40%, 水60%(mol)且已知操作压力为1.5MPa，设温度为T,按照汽液平稳关系有0.4p +0.6p =1.5MPa初设 T=170Cp =2.19MPa; p =0.824 MPap =1.37041.5 MPa再设 T=175C p =2.4MPa; p =0.93 MPap =1.51 MPa蒸气压与总

11、压差不多一致,能够认为操作压力为1.5MPa时，汽化塔塔顶 温度为175C.2、转换器(R0101)两步反应的总反应热为49.66kJ/mol,因此，在转化器内需要供给热量为：Q =1158.264x0.99/32 乂 1000 x (-49.66)=-1.78 x 106 kJ/h此热量由导热油系统带来，反应温度为280C,能够选用导热油温度为32 0C,导热油温度降设定为5C,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 =4.1868x0.68=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

12、 /(c A t)= 8.90x 105/(2.83x5)=62898 kg/h3、 过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175C过热到280C,此热量由导热油 供给.从手册中能够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= E c mat=(1.90x579.126+4.82乂488.638) 乂(280-175)=3.63乂 105kJ/h导热油C =2.826 kJ/(kg K),因此其温降为：At=Q/(c m)= 3.63x 105/(2.826x62898)=2.04C P导热油出口温度为：315-2.0=313.0C4、汽化塔(T

13、O101 )认为汽化塔仅有潜热变化。175 C 甲醇 H = 727.2kJ/kg 水 H = 203IkJ/kgQ=579.126x727.2+2031 x488.638=1.41 x 106 kJ/h以 300C导热油 c 运算 c =2.76 kJ/(kg K)At=Q/(c m)=1.41 x 106/(2.76x62898)=8.12C则导热油出口温度t =313.0-8.1=304.9C导热油系统温差为a T=320-304.9=15.1C差不多合适.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 数据也能够从手册中得到，表1 一5列出

14、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= E c mat=(579.126x3.14+488.638x4.30) x(175-25)=5.88x 105kJ/h管程：没有相变化，同时一样气体在一定的温度范畴内，热容变化不 大，以恒定值运算，那个地点取各种气体的比定压热容为：c 牝 10.47 kJ/(kg K)2 c w 14.65 kJ/(kg K)c 2 w 4.19 kJ/(kg K)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：At=Q/(c m)=5.88x 105/(10.47x780.452+14.65x 107.142+4.19x 169.362)=5 6.3C

15、换热器出口温度为 280-56.3=223.7C6、冷凝器(EO103)在E0103中包含两方面的变化：CO , CO, H的冷却以及CH OH ,H O的冷却和冷凝. CO , CO, H的冷却Q= c mat=(10.47x 780.452+14.65乂 107.142+4.19乂5.017) 乂(223.7-40) =1.79 x 106kJ/h CH OH的量专门小，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 =H x m=2135 x 169.362=3.62 x 105kJ/h水显热变化 Q = c mat=4.19x 169.

16、362x (223.7-40)=1.30x 105kJ/hQ=Q +Q + Q =2.28 x 106kJ/h冷却介质为循环水，2采纳中温型凉水塔，则温差T=10，C用水量 w=Q/( c at)= 2.28x 106/(4.19x 10)=54415kg/3、反应器设计运算3.1工艺运算已知甲醇制氢转化工艺的差不多反应为：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579.1265.7

17、912801.5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表3-1 反应器的物流表（1）运算反应物的流量关于甲醇，其摩尔质量为_32 kg k/mol,则其摩尔流量为：579.126/ 32=18.098kmol/h关于水，其摩尔质量为18 kg k/mol,其摩尔流量为：488.638/18=2 7.147 kmol/h关于氢气，其摩尔质量为2 kg k/mol,其摩尔流量为：107.142/2=5 3.571 kmol/h关于一氧化碳，其摩尔质量为28 kg k/mol,其摩尔流量为：5.017/ 28=0.179

18、kmol/h进料气中甲醇的摩尔分率yA为：yA= 18098=0418.098 + 27.147*关于甲醇和水，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,可分别运 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= 18.098*8314.3*(273.15 + 280) _ 55 489m3/h1.5*106水的体积流量VB为:m3/hVB_ 27.147 * 8314.3 * (273.15 + 280)1.5*106进料气的总质量为:_ 83.233mo= 55.489+83.2331067.76

19、4 kg/h(2) 运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.xAf= 579.126 - 5.791*100% _ 99%791 kg/h，则甲醇的转化率xAf为:579.126即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.098X99%=17.917 kmol/h(3) 运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5A。关于甲醇有：6 A=3 +1 -1 -1 _ 21(4) 运算空间时刻按照有关文献，该反应为一级反应，反应动力学方程为：rA=kpAk=5.5 X 10-4e68600R

20、TCA=CAO 1七1 + S y x上式两边同乘炊RT，则得:pA=CAORT 1 七1 + S y x反应过程的空间时刻T为：T =CAO / 喝 E0 A=CAO / xA/ * /k CAORT 1-.0 A A1+ SAyAxA=- / xAf 1 + 6AyAXA dxA、MRT 一 一01 -X68600一一一一 一将 k=5.5X10-4e6RT-m3/(kmoUh), R=8314.3kj：(kmolK), T=553.15K,S A=2, yA=0.4，代入上式，可得空间时刻：t =0.0038h(5) 运算所需反应器的容积VR= t VO进料气的总体积流量为：VO=55.

21、489+83.233=138.722 m3/h=0.0385 m3/s则可得所需反应器的容积为：VR= t VO =0.0038 X 138.722=0.527 m3(6) 运算管长由文献可知，气体在反应器内的空塔流速为0.1m/s，考虑催化剂填层 的间隙率对气体空塔速度的阻碍，取流淌速度为u=0.2m/s，则反应管的长 度为：l= t u=0.0038X3600X0.2=2.736m按照GB151举荐的换热管长度，取管长l=3m。反应器内的实际气速为：l 3u= = 0.22m / st 0.0038*3600(7) 运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-

22、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：17.917xCO=17.738*100% =99%则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：Q=90.8X 103 X 17.917-43.5X 103X 17.738=855.261 X 10

23、3kJ/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， 按照GB151, 320oC时钢的导热系数为入=44.9W/ (mOC)，管外油侧的 对流给热系数为ao=300W/(m2 OC)，管内侧的对流给热系数为a i=80 W/ (m2 - OC)，按照表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按照传热学，反应器的传热系数为

24、：K=1/ (L d + 力 +L + L +Rf),a i d a o 入由于4 的值接近于1，对K带来的误差小于1%；钢管的传热专门 d快，对K的阻碍也专门小，故可将上式简化为：K=1/ (上 + 上+Rf) =1= 59.4 W/ ( m2 OC) =213.84kJ/ai ao+0.001(h m2 OC)300 80由于反应器所需的换热面积为：F= Q =855.261*103 = 99.988 m2KNt 213.84*(320 - 280)(9) 运算管子的内径反应器需要的换热面积为：F=n n dl反应器内气体的体积流量为：VO=nnd2u4联立上述两式，并将l= 6m，u=

25、0.22(m/s)，F= 99.988(m2)VO=0.0385(m3/s)代入，即可得所需管子的内径为：d=0.0210m。按照运算所得的管子内径，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。结构设计运算内容或项目符号单位运算公式或来源结果备注管 程 结 构 设换热管材料 换热管内径、外 径换热管管长换热管根数d. ;dLnmm选用碳钢无缝钢管选用3m标准管长99.988 n = Jo =中25X2 0.021;0.0253.0325(圆整)ndL 兀 x 0.025 x 3计管程数管程进出口接管 尺寸(外径*壁厚)Nidjt*Sjtm按照管内流体流速范畴选定 按接管内流体

26、流速合理选取1中60X1.6管 程 结 构 设 计壳程数 换热管排列形式 换热管中心距 分程隔板槽两侧中心距 管束中心排管数壳体内径换热器长径比实排热管根数折流板形式折流板外直径 折流板缺口弦离 折流板间距折流板数 壳程进出口接管尺寸NsSSnncD.L/ D.nDbhBNbd.s*S.smmmmm正三角形排列S=1.25d或按标准 按标准厂=1.1J331 (外加六根nc=1.1 n拉杆)Di=S(Nc-1) + (12)d L/ D. 作图 选定按 GB151-1999取 h=0.20Di取 B=(0.21)DiN=L/B-1 b合理选取1 正三角形排列 0.032210. 74.2835

27、1 单弓形折流板 0.6750.140.338 中114X2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运算。筒体(1)筒体内径:700mm设计压力：P =1.1 p =0.55MPa设计温度取350 C筒体材料：16MnR焊接接头系数=0.8nRDN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表3-2 筒体法兰数据 封头(1)封头内径：700mm 设计压力：P=1.6MPa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.筒体的运算厚度运算6 =0.55*700= 1 8mm2

28、2t W 2*134*1 - 0.55.考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，得材料名义厚度n = 4mm.取 6 = 6mm n强度校核有效厚度 e = n - C1- C2=5mmt = P =0.55*(700 + 5)= 38.775 e 符合强度要求。(2)按照筒径选用非金属软垫片：垫片厚度：3 垫片外径:765按照筒体名义厚度选用乙型平焊法兰MPa t =134 MPa2*5垫片内径:(JB4702)715法兰材料：16M设计温度取300 C焊接接头封头材料：16MnR 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.封头的运

29、算厚度运算选用标准椭圆形封头，K=1.0_ KPD1.0 X 1.6 X 800=八=4.790mm2bt 40.5 P 2 X134 X 1-0.5 X 1.6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.强度校核有效厚度 e = n - C1- C2=7mmt = Pc(KD：0藐)=侦xd.oX8。+ 0.5X7) 一9i 829MPat =1442de2 X 7MPa符合强度要求。按照筒径选用标准椭圆形封头直边高：25 曲边高：200壁厚：67、换热管(GB151-1999)管子材料：16MnR按照上节中运算的管子内径选用尺寸：巾25

30、X2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：4.288、管程数据管程数：1管程气体流速：8m/s进出口接管尺寸：巾60X1.6接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰(HG20593-97)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501401101659144M12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：巾114X2接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰(HG20593-97) 法兰材料：16MnRDN法兰外径中心孔直径法兰厚度法

31、兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格10021017018116184M16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：33013、拉杆(GB151-1999)直径：16螺纹规格：M16板数：8厚度：6根数；614、耳座(JB/T4725-92)(7)耳式支座选用及验算由于该吸取塔相对结构较小，故选用结构简单的耳式支座。按照JB/T4732-92选用支座：JB/T473292,耳座A3,其承诺载荷Q=30Kn，适用公径DN 7001400,支座处许用弯矩M =8.35kN*m。支座材料 Q235

32、A*F。支座承担的实际载荷运算水平地震载荷为：p = am ga为地震系数，地震设计烈度为7时，a =0.24m为设备总质量经运算该反应器的m = 1119kg水平地震载荷为：p = a m g =0.24X1119X9.8 = 2631.99N水平风载荷为：p =1.2fq d h = 1.2 X1.0X550X3400X1500=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。q0为差不多风压， 假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q0=550N/m2。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=263

33、1.99+0.25*3366=3473.5N支座安装尺寸为D：D= J(D + 28 + 28 )2 (b 28 ) + 2(/ - s ) = 867mmi n 32221式中，8为耳式支座侧板厚度；8为耳式支座衬板厚度。支座承担的实际载荷为Q：Q=m0g + Ge + 4（Ph + ） X10_3 = 11.3KNQ = 30 KN knnd式中，G为偏心载荷；S为偏心距。满足支座本体承诺载荷的要求。支座处圆筒所受的支座弯矩M运算M = q*（；0，1）= n.3艾5-50）=0.85kN Mt因此:开始选3用的2A3支座满足要求。形式：A3型高度：200底板：L1:125 b1:80 5

34、 1：8 s1:40筋板：L2:100b2:100 5 2： 5垫板：L3： 20b3:160 53： 6 e:24地角螺栓规格：M24螺栓孔直径：2715、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：8603.3 SW6校核内筒体内压运算运算单位南京工业大学过程装备与操 纵工程系运算条件筒体简图运算压力P0.55MPac设计温度t350.00o C1、一+iiii Di 1iiin-内径D i700.00mm材料16MnR（正火）（板材）试验温度许用应力司170.00MPa设计温度许用应力t134.00MPa试验温度下屈服点b345.00MPas钢板负偏差C10

35、.00mm腐蚀裕量C1.00mm焊接接头系数。0.80厚度及重量运算运算厚度PD5 = 2b t 4 Pc = 1.80mm有效厚度Q 关-C1- C2= 5.00mm名义厚度5 = 6.00mm重量355.17Kg压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值4&Pt= 1.25P gt = 0.8700(或由用户输入)MPa压力试验承诺通过 的应力水平bT回TV 0.90 bs = 310.50MPa试验压力下圆筒的应力p .(D. +5 ) bT=25 e- = 76.67MPa校核条件gtW【bt 4&c杪 i+0.5 号=1.52598MPa结论口合格延长部分兼作法兰固定式管板设计

36、单位南京工业大学过程装备与操纵工程系设计计 算条件简图壳程圆筒设计压力ps0.55MPa设计温度Ts350C平均金属温度ts314。C装配温度to15 C材料名称16MnR（正火）设计温度下许用应力巧，134Mpa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电1.3e-05, Cmm/mm壳程圆筒内径D.700mm壳程圆筒名义厚度s6mm壳程圆筒有效厚度4.25mm壳体法兰设计温度下弹性模量E；1.79e+05MPa壳程圆筒内直径横截面积A=0.25兀D23.848e+05mm2壳程圆筒金属横截面积As=s（Di+8S）9403mm2管箱圆 筒设计压力01.6MPa

37、设计温度二300 C材料名称设计温度下弹性模量Eh1.846e+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）h16mm管箱圆筒有效厚度 赢4mm管箱法兰设计温度下弹性模量E”1.86e+05MPa换热管材料名称20G （正火）管子平均温度t230 C设计温度下管子材料许用应力5tt92MPa设计温度下管子材料屈服应力at s147MPa设计温度下管子材料弹性模量Et1.73e+05MPa平均金属温度下管子材料弹性模量Et1.842e+05MPa平均金属温度下管子材料热膨胀系数1.244e-05， C mm/mm管子外径d25mm管子壁厚2mm注:管子根数n351换热管中心

38、距S32mm换一根管子金属横截面积。一航t（d5t）144.5mm2换热管长度L3000mm管子有效长度（两管板内侧间距）L,2900mm管束模数Kt = Etna/LD.3790MPai管子回转半径i = 0.257d2 + （d - 25七）28.162mm热10mm官子受压失稳当量长度lrr1 系数 cr=/。s152.4比值IJi1.225/Q 兀 2 E管子稳固许用压应力（ f g = si- cr 管子稳固许用压应力 （i ） Cr 2 L2Cr73.2MPa材料名称16MnR（正火）设计温度350OC管设计温度下许用应力梧11116MPa设计温度下弹性模量E p1.79e+05M

39、Pa管板腐蚀裕量C22mm管板输入厚度5n50mm管板运算厚度548mm隔板槽面积（包括拉杆和假管区面积）Ad0mm2板管板强度削弱系数门0.4管板刚度削弱系数口0.4管子加大系数 K2 = 1318 DHEtna EpL5nK =4.11管板和管子连接型式焊接管板和管子胀接（焊接）高度l3.5mm胀接许用拉脱应力0MPa焊接许用拉脱应力046MPa管箱法兰材料名称16MnR（正火）管箱法兰厚度5 f46mm法兰外径Df860mm差不多法兰力矩M m7.515e+07N-mm管程压力操作工况下法兰力Mp3.266e+07N-mm法兰宽度bf= (Df - Di)/280mm比值5/ Di0.005714比值5，Di0.06571系数 C(按5hID.,5料,查图25)0.00系数”(按5h/D. ,5”D,查图 26)0.000151K f =甘旋转刚度12空 Di + bf令J i 73+ E h 9.542MPa壳体法兰材料名称16MnR（正火）壳体法兰厚度5 f44mm法兰外径Df860mm法兰宽度bf = (Df -Di)/280mm比值5S/ Di0.006071比值匕1 Di0.06286系数 C,按5h/D.,5”？，查图250.00系数冬按5h/D.,5料,查图260.0001626K k = /12