南京工业大学甲醇制氢工艺设计(反应器)11791.docx

前言氢气是一一种重要要的工业业产品，它它广泛用用于石油油、化工工、建材材、冶金金、电子子、医药药、电力力、轻工工、气象象、交通通等工业业部门和和服务部部门，由由于使用用要求的的不同，这这些部门门对氢气气的纯度度、对所所含杂质质的种类类和含量量都有不不相同的的要求，特特别是改改革开放放以来，随随着工业业化的进进程，大大量高精精产品的的投产，对对高纯度度的需求求量正逐逐步加大大，等等等对制氢氢工艺和和装置的的效率、经经济性、灵灵活性、安安全都提提出了更更高的要要求，同同时也促促进了新新型工艺艺、高效效率装置置的开发发和投产产。依据原料料及工艺艺路线的的不同，目目前氢气气主要由由以下几几种方法法获得：电解水水法；氯碱工工业中电电解食盐盐水副产产氢气；烃类水水蒸气转转化法；烃类部部分氧化化法；煤气化化和煤水水蒸气转转化法；氨或甲甲醇催化化裂解法法；石油炼炼制与石石油化工工过程中中的各种种副产氢氢；等等等。其中中烃类水水蒸气转转化法是是世界上上应用最最普遍的的方法，但但该方法法适用于于化肥及及石油化化工工业业上大规规模用氢氢的场合合，工艺艺路线复复杂，流流程长，投投资大。随随着精细细化工的的行业的的发展，当当其氢气气用量在在200030000mm3/h时时，甲醇醇蒸气转转化制氢氢技术表表现出很很好的技技术经济济指标，受受到许多多国家的的重视。甲甲醇蒸气气转化制制氢具有有以下特特点：（1） 与大规模模的天然然气、轻轻油蒸气气转化制制氢或水水煤气制制氢相比比，投资资省，能能耗低。（2） 与电解水水制氢相相比，单单位氢气气成本较较低。（3） 所用原料料甲醇易易得，运运输、贮贮存方便便。（4） 可以做成成组装式式或可移移动式的的装置，操操作方便便，搬运运灵活。对于中小小规模的的用氢场场合，在在没有工工业含氢氢尾气的的情况下下，甲醇醇蒸气转转化及变变压吸附附的制氢氢路线是是一较好好的选择择。本设设计采用用甲醇裂裂解+吸吸收法脱脱二氧化化碳+变变压吸附附工艺，增增加吸收收法的目目的是为为了提高高氢气的的回收率率，同时时在需要要二氧化化碳时，也也可以方方便的得得到高纯纯度的二二氧化碳碳。目录1 设计任务务书 32 甲醇制氢氢工艺设设计 42.1 甲醇制制氢工艺艺流程42.2 物料衡衡算442.3 热量衡衡算 63 反应器设设计. 993.1 工艺计计算 93.2 结构设设计.1134 管道设计计.5 自控设计计.6 技术经济济评价、环环境评价价7 结束语.8 致谢.9 参考文献献.附录：11.反应应器装配配图，零件图图2.管道道平面布布置图3.设备备平面布布置图4.管道道仪表流流程图5.管道道空视图图6.单参参数控制制方案图图1、设计计任务书书2、甲醇醇制氢工工艺设计计2.1 甲醇制制氢工艺艺流程甲醇制氢氢的物料料流程如如图12。流流程包括括以下步步骤：甲甲醇与水水按配比比1：11.5进进入原料料液储罐罐，通过过计算泵泵进入换换热器（EE01001）预预热，然然后在汽汽化塔（TT01001）汽汽化，在在经过换换热器(E01102)过热到到反应温温度进入入转化器器(R001011)，转转化反应应生成HH2、COO2的以及及未反应应的甲醇醇和水蒸蒸气等首首先与原原料液换换热(EE01001)冷冷却，然然后经水水冷器(E01103)冷凝分分离水和和甲醇，这这部分水水和甲醇醇可以进进入原料料液储罐罐，水冷冷分离后后的气体体进入吸吸收塔，经经碳酸丙丙烯脂吸吸收分离离CO22，吸收收饱和的的吸收液液进入解解析塔降降压解析析后循环环使用，最最后进入入PSAA装置进进一步脱脱除分离离残余的的CO22、COO及其它它杂质，得得到一定定纯度要要求的氢氢气。图122 甲甲醇制氢氢的物料料流程图图及各节节点物料料量2.2 物料衡衡算1、依据据甲醇蒸气气转化反反应方程程式:CHOHHCOO+22H （1-11）CO+HHOCCO+ H （1-22）CHOHH分解为为CO转化化率999%,反反应温度度2800,反应压压力1.5MPPa,醇醇水投料料比1:1.55(moll).2、投料料计算量量 代入入转化率率数据,式(11-3)和式(1-44)变为为:CHOHH0.99CCO+1.998H+0.01 CHOOHCO+00.999HO0.999COO+ 1.999H+0.001COO合并式(1-55),式式(1-6)得得到: CHOOH+00.9881 HHO00.9881 CCO+0.9961 H+0.001 CCHOHH+0.00999 CCO氢气产量量为: 24000m/hh=1007.1143 kmool/hh甲醇投料料量为: 1007.1143/2.99601132=11558.2264 kg/h水投料量量为: 111588.2664/3321.5518=9777.2885 kkg/hh3、原料料液储槽槽(V001011)进: 甲甲醇 111588.2664 kkg/hh , 水9777.2885 kkg/hh出: 甲甲醇 111588.2664 kkg/hh , 水9777.2885 kkg/hh4、换热热器 (E01101),汽化化塔(TT01001),过热器器(E001033)没有物流流变化.5、转化化器 (R01101)进 : 甲醇 11558.2264kkg/hh , 水9777.2285 kg/h , 总计计21335.5549 kg/h出 : 生成 CO11158.2644/3220.99801144 =15560.9200 kgg/h H11158.2644/3222.9960112 =2114.2286 kg/h CO 11558.2264/320.00099928 =100.0333 kkg/hh 剩余余甲醇 111588.2664/3320.00132 =11.5833 kgg/h 剩余余水 9777.2885-11558.2264/320.99801118=3388.7227 kkg/hh 总计计 21135.5499 kgg/h6、吸收收塔和解解析塔 吸收塔塔的总压压为15MPPa,其其中COO的分压压为0.38 MPaa,操作作温度为为常温(25). 此时,每m吸收液液可溶解解CO111.777 m.此数据据可以在在一般化化工基础础数据手手册中找找到，二二氯化碳在碳碳酸丙烯烯酯中的的溶解度度数据见见表1一一l及表表122。解吸塔操操作压力力为0.1MPPa, CO溶解解度为22.322,则此此时吸收收塔的吸吸收能力力为:11.777-22.322=9.450.4MMPa压压力下 =pM/RRT=00.4444/0.000822(2773.115+225)=7.20kkg/ mCO体积积量 VV=15660.9920/7.220=2216.7944 m/hh据此,所所需吸收收液量为为 2166.7994/99.455=222.944 m/hh考虑吸收收塔效率率以及操操作弹性性需要,取吸收收量为 22.94 m/hh=68.82 m/hh可知系统统压力降降至0.1MPPa时,析出CCO量为为2166.7994m/h=15660.9920 kg/h.混合气体体中的其其他组分分如氢气气,COO以及微微量甲醇醇等也可可以按上上述过程程进行计计算,在在此,忽忽略这些些组分在在吸收液液内的吸吸收.7、PSSA系统统略.8、各节节点的物物料量综合上面面的工艺艺物料衡衡算结果果,给出出物料流流程图及及各节点点的物料料量,见见图1一一2.3.3 热量衡衡算1、汽化化塔顶温温确定在已知汽汽相组成成和总压压的条件件下，可可以根据据汽液平平衡关系系确定汽汽化塔的的操作温温度·甲醇和水的蒸蒸气压数数据可以以从一些些化工基基础数据据手册中中得到：表1-3列出出了甲醇醇的蒸气气压数据·水的物性性数据在在很多手手册中都都可以得得到，这这里从略略。在本工艺艺过程中中,要使使甲醇水水完全汽汽化,则则其汽相相分率必必然是甲甲醇400%,水水60%(moll)且已已知操作作压力为为1.55MPaa,设温温度为TT,根据据汽液平平衡关系系有0.4pp+0.66p=1.5MPPa初设 TT=1700p=2.19MMPa; pp=0.8244 MPPap=1.37004<11.5 MPaa再设 TT=1755p=2.4MPPa; p=0.93 MPaap=1.51 MPaa蒸气压与与总压基基本一致致,可以以认为操操作压力力为1.5MPPa时,汽化塔塔塔顶温温度为1175.2、转换换器(RR01001)两步反应应的总反反应热为为49.66kkJ/mmol,于是,在转化化器内需需要供给给热量为为:Q=11158.26440.999/33210000(-499.666) =-1.7781006 kJJ/h此热量由由导热油油系统带带来,反反应温度度为2880,可以以选用导导热油温温度为3320,导热热油温度度降设定定为5,从手手册中查查到导热热油的物物性参数数,如比比定压热热容与温温度的关关系,可可得:c=4.186680.68=2.885kJJ/(kkg·K), c=2.881kJJ/(kkg·K)取平均值值 c=22.833kJ/(kgg·K)则导热油油用量 ww=Q/(ctt)=88.90010/(2.8835)=6228988 kgg/h3、过热热器(EE01002)甲醇和水水的饱和和蒸气在在过热器器中1775过热到到2800,此热热量由导导热油供供给.从从手册中中可以方方便地得得到甲醇醇和水蒸蒸气的部部分比定定压热容容数据,见表11-4.气体升温温所需热热量为:Q=cmmt=(1.9905779.1126+4.8824888.6638)(2880-1175)=3.63110kJJ/h导热油cc=2.8266kJ/(kgg·K),于是其其温降为为:t=Q/(cmm)=33.63310/(2.88266628998)=2.004导热油出出口温度度为: 3155-2.0=3313.04、汽化化塔（TTO1001 ) 认为为汽化塔塔仅有潜潜热变化化。1775 甲醇醇H = 7227.22kJ/kg 水 H = 2203IIkJ/kg Q=5579.12667277.2+203314888.6638=1.441100kJ/h以3000导热油油c计算算 cc=2.76kkJ/(kg··K)t=Q/(cmm)=11.41110/(2.7766228988)=88.122则导热油油出口温温度 tt=3113.00-8.1=3304.9导热油系系统温差差为T=3200-3004.99=155.1基本合合适.5、换热热器（EEO1001)壳程：甲甲醇和水水液体混混合物由由常温（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=cmmt=(5799.12263.14+4888.63384.30)(1775-225)=5.888100kJ/h管程：没没有相变变化，同同时一般般气体在在一定的的温度范范围内，热热容变化化不大，以以恒定值值计算，这这里取各各种气体体的比定定压热容容为： c100.477kJ/(kgg·K) c144.655kJ/(kgg·K) c4.19 kJ/(kgg·K)则管程中中反应后后气体混混合物的的温度变变化为：t=Q/(cmm)=55.88810/(10.477780.4522+144.6551077.1442+44.1991699.3662)=56.3换热器出出口温度度为 2880-556.33=2233.76、冷凝凝器（EEO1003) 在E001033 中包包含两方方面的变变化：CO,CO,H的冷却却以及CHOHH ,HO的冷却却和冷凝凝. CO,CO,H的冷却却Q=cmmt=(10.477780.4522+144.6551077.1442+44.1995.0017)(2223.77-400)=11.79910kJJ/hCHOOH的量量很小，在在此其冷冷凝和冷冷却忽略略不计。压压力为11.5MMPa时时水的冷冷凝热为为：H=21135KKJ/kkg,总总冷凝热热 Q=Hm=213351669.3362=3.662100kJ/h水显热变变化Q=cmt=44.1991699.3662(2223.7-440)=1.330100kJ/hQ=Q+Q+Q=2.28110kJJ/h冷却介质质为循环环水，采采用中温温型凉水水塔，则则温差T=100用水量 ww=Q/(ct)=2.228100/(44.19910)=5444155kg/3、反应应器设计计计算3.1 工艺计计算已知甲醇醇制氢转转化工艺艺的基本本反应为为：CHH3OHH+H22O=CCO2+3H22。该反反应在管管式反应应器进行行，进出出反应器器的各物物料的工工艺参数数如表33-1所所示。物流名称称管程壳程/(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度度/oC压力/MMPa进出口/(kgg/h)设计温度度/oC压力/MMPa甲醇579.12665.79912801.5水488.6388169.3622二氧化碳碳780.4522一氧化碳碳5.0117氢气107.1422导热油6289983200.5表3-11 反应器器的物流流表（1）计计算反应应物的流流量对于甲醇醇，其摩摩尔质量量为_332kg·k/mmol，则则其摩尔尔流量为为：5779.1126/32=18.0988kmool/hh对于水，其其摩尔质质量为118kg·k/mmol，其其摩尔流流量为：4888.6338/118=227.1147kkmoll/h对于氢气气，其摩摩尔质量量为2kg·k/mmol,其摩尔尔流量为为：1007.1142/2=553.5571kkmoll/h对于一氧氧化碳，其其摩尔质质量为 28kg·k/mmol,其摩尔尔流量为为：5.0177/288=0.1799kmool/hh进料气中中甲醇的的摩尔分分率yAA为：yA=对于甲醇醇和水，由由于温度度不太高高（2880oC），压压力不太太大（11.5MMPa），故故可将其其近似视视为理想想气体考考虑。有有理想气气体状态态方程ppV=nnRT，可可分别计计算出进进料气中中甲醇和和水的体体积流量量：甲醇的体体积流量量VA为：VA= mm3/h水的体积积流量VVB为：VB=mm3/h进料气气的总质质量为：mo= 55.4899+83.2333=10667.7764kkg/hh（2）计计算反应应的转化化率进入反应应器时甲甲醇的流流量为5579.1266kg/hh，出反反应器时时甲醇的的流量为为5.7791kkg/hh，则甲甲醇的转转化率xxAf为：xAf=即反应过过程中消消耗甲醇醇的物质质的量为为：188.0998×99%=177.9117kmmol/h（3）计计算反应应体系的的膨胀因因子由体系的的化学反反应方程程式可知知，反应应过程中中气体的的总物质质的量发发生了变变化，可可求出膨膨胀因子子A。对于于甲醇有有：A=（4）计计算空间间时间根据有关关文献，该该反应为为一级反反应，反反应动力力学方程程为：rA=kkpAk=5.5×10-44eCA=CCAO上式两边边同乘以以RT，则则得：pA=CCAORTT反应过程程的空间间时间为：=CAAO=CAOO/kCAORTT=dxxA将k=55.5××10-44em3/(kkmoll·h)，RR=83314.3，TT=5553.115K，A=2，yA=0.4，代入上式，可得空间时间：=0.00338h（5）计计算所需需反应器器的容积积VR=VO进料气的的总体积积流量为为：VO=555.4489+83.2333=1388.7222 mm/h=0.003855 m/ss则可得所所需反应应器的容容积为：VR=VO=0.00338×1388.7222=0.5227m（6）计计算管长长由文献可可知，气气体在反反应器内内的空塔塔流速为为0.11m/ss，考虑虑催化剂剂填层的的空隙率率对气体体空塔速速度的影影响，取取流动速速度为=0.22m/ss，则反反应管的的长度为为：l=uu=0.00338×36000×0.22=2.7366m根据GBB1511推荐的的换热管管长度，取取管长ll=3m。反应器内内的实际际气速为为：u=（7）计计算反应应热甲醇制氢氢的反应应实际为为两个反反应的叠叠合，即即CH3OOH=CCO+22H2-900.8kkj/mmolCO+HH2O=CCO2+H2+433.5kkj/mmol反应过过程中的的一氧化化碳全部部由甲醇醇分解而而得，由由化学反反应式可可知，每每转化11kmool的甲甲醇就可可生成11kmool的一一氧化碳碳，则反反应过程程中产生生的一氧氧化碳的的物质的的量为117.9917kkmoll/h。反反应器出出口处的的一氧化化碳的物物质的量量为0.179kmool/hh，转化化的一氧氧化碳的的物质的的量为：17.9917-0.1179=17.7388 kmmol/h一氧化碳碳的转化化率为：xCO=则反应过过程中所所需向反反应器内内供给的的热量为为：Q=900.8××10×17.9177-433.5××10×17.7388=8555.2661×10kJJ/h（8）确确定所需需的换热热面积假定选用用的管子子内径为为d，壁壁厚为tt，则其其外径为为d+22t，管管子数量量为n根根。反应过程程中所需需的热量量由导热热油供给给，反应应器同时时作为换换热器使使用，根根据GBB1511，3220oC时钢钢的导热热系数为为=444.9WW/（mm·OC），管管外油侧侧的对流流给热系系数为o=3000W/（m22·OC），管管内侧的的对流给给热系数数为i=800W/（mm2·OC），根根据表55-2所所列的壁壁面污垢垢系数查查得，反反应管内内、外侧侧的污垢垢系数分分别为00.00002 m2·OC/WW 和00.00008 m2·OC/WW总污垢系系数为RRf=0.00002+00.00008=0.0001 m22·OC/WW根据传热热学，反反应器的的传热系系数为：K=1/（+Rf）由于的值值接近于于1，对对K带来来的误差差小于11%；钢钢管的传传热很快快，对KK的影响响也很小小，故可可将上式式简化为为：K=1/（+Rf）= WW/（m2·OC）=2213.84kkJ/(h·m·OC)由于反应应器所需需的换热热面积为为：F=mm（9）计计算管子子的内径径反应器需需要的换换热面积积为：FF=ndl反应器内内气体的的体积流流量为：VO=nnu联立上述述两式，并并将l=6m，u= 00.222(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。根据计算算所得的的管子内内径，按按前述换换热设备备设计选选择合适适的管子子型号和和所需的的管数及及布管方方式。结构设计计计算内容容或项目目符号单位计算公式式或来源源结果备注管程 结结 构 设 计计换热管材材料选用碳钢钢无缝钢钢管25××2换热管内内径、外外径di;ddm0.0221;00.0225换热管管管长Lm选用3mm标准管管长3.0换热管根根数n325(圆整)管程数Ni根据管内内流体流流速范围围选定1管程进出出口接管管尺寸(外径*壁厚)djt*Sjttm按接管内内流体流流速合理理选取60××1.66管程结构构设计壳程数Ns1换热管排排列形式式正三角形形排列正三角形形排列换热管中中心距SmS=1.25dd或按标标准0.0332分程隔板板槽两侧侧中心距距Sn按标准管束中心心排管数数nc（外加六六根拉杆杆）21壳体内径径DimDi=SS(Ncc-1)+(112)d07换热器长长径比L/ DDiL/ DDi4.288合理实排热管管根数n作图351折流板形形式选定单弓形折折流板折流板外外直径Dbm按GB1151-199990.6775折流板缺缺口弦离离hm取h=00.200Di0.144折流板间间距Bm取B=(0.221)Di0.333折流板数数NbNb=LL/B-18壳程进出出口接管管尺寸djs*Sjss合理选取取1144×2选取3.2 外壳结构构设计按照GBB1500-19998钢钢制压力力容器进进行结构构设计计计算。1、 筒体(1) 筒体内内径:7700mmm设计压力力：P=1.11=0.55MMPa 设计温温度取3350°C筒体材料料：166MnRR 焊接接接头系数数 =0.8钢板厚度度负偏差差C1=0,腐蚀裕量量C2=1.00mm,厚度附附加量CC=C1+ C2=1.00mm.筒体的计计算厚度度计算 = =mm考虑厚度度附加量量并圆整整至钢板板厚度系系列，得得材料名名义厚度度dn =4mm.取强度校核核 有效厚度度de =dn - C1- CC2=5mmst = = MPPa <<sf=1334 MMPa符合强度度要求。（2）根根据筒径径选用非非金属软软垫片：垫片厚度度：3 垫片外外径:7765 垫片内内径：7715根据筒体体名义厚厚度选用用乙型平平焊法兰兰（JBB47002） 法兰兰材料：16MMnR DN法兰外径径中心孔直直径法兰厚度度螺栓孔直直径螺纹规格格螺栓数量量7008608154627M2424表3-22 筒体法兰兰数据2、 封头（1）封封头内径径：700mmm设计压力力：P=1.66MPaa 设计温温度取3300° C封头材料料：166MnRR 焊接接接头系系数 =1.0钢板厚度度负偏差差C1=0,腐蚀裕裕量C2=1.00mm,厚度附附加量CC=C1+ C2=1.00mm.封头的计计算厚度度计算选用标准准椭圆形形封头，KK=1.0d = =考虑厚度度附加量量并圆整整至钢板板厚度系系列，取取封头名名义厚度度与筒体体厚度相相同，得得材料名名义厚度度dn =6mm.强度校核核 有效厚度度de =dn - C1- CC2=7mmmst = =MPaa<sf=1444MPaa符合强度度要求。根据筒径径选用标标准椭圆圆形封头头直边高高：255 曲边边高：2200 壁壁厚：667、换热热管（GGB1551-119999）管子材料料：166MnRR 根据上节节中计算算的管子子内径选选用尺寸寸：25×2 管管长：330000 根数数：3445实排根数数：3551（外外加6根根拉杆） 排列列形式：正三角角形 中心距：32 管管束中心心排管数数：211长径比比：4.288、管程程数据管程数：1 管程气气体流速速：8m/s 进出口接接管尺寸寸：60×1.66 接管材材料：116Mnn法兰类型型：板式式平焊法法兰（HHG2005933-977） 法法兰材料料：200R DN法兰外径径中心孔直直径法兰厚度度法兰内径径螺栓孔直直径螺栓孔数数螺纹规格格501401101659144M12 表表3-33 管程法法兰数据据9、壳程程数据壳程数：1 壳壳程液体体流速：1.5m/s 进出口接接管尺寸寸：1144×2接管材材料：116Mnn法兰类型型：板式式平焊法法兰（HHG2005933-977） 法法兰材料料：166MnRR DN法兰外径径中心孔直直径法兰厚度度法兰内径径螺栓孔直直径螺栓孔数数螺纹规格格10021017018116184M16 表3-4 壳壳程法兰兰数据12、折折流板（GGB1551-119999）材料：116MnnR 形形式：单单弓形 外直径径：7995.55 管管孔直径径：255.4缺口弦高高：1440 间距：3300板数：8 厚度度：613、拉拉杆（GGB1551-119999）直径：116 螺纹纹规格：M166 根根数；6614、耳耳座（JJB/TT47225-992）（7）耳耳式支座座选用及及验算 由由于该吸吸收塔相相对结构构较小，故故选用结结构简单单的耳式式支座。根据JBB/T447322922 选用用支座：JB/T4773292，耳耳座A33，其允允许载荷荷Q=300Kn,适适用公径径DN 700014400，支支座处许许用弯矩矩M=8.35kkN*mm。支座座材料QQ2355A*F。1) 支座承受受的实际际载荷计计算 水平地地震载荷荷为：pp为地震系系数，地地震设计计烈度为为7时，0.24为设备总总质量经经计算该该反应器器的1119kkg水平地震震载荷为为：p0.24××1119×9.8826631.99NN水平风载载荷为：p1.22×1.00×550×34000×1500033666N偏心载荷荷G0 N偏心距SS0 mmm其中f为为风压高高度变化化系数，按按设备质质心所在在高度。qq为基本本风压，假假设该填填料塔安安装在南南京地区区，南京京地区的的q550NN/m。ff风压高高度系数数见参考考资料。水平力取取p与p两者的的大值，即即PPPe+00.255pw=26331.999+0.25*33666=334733.5N支座安装装尺寸为为D：D= 式中，为为耳式支支座侧板板厚度；为耳式式支座衬衬板厚度度。支座承受受的实际际载荷为为Q：Q×11011.3KNN<30 KKN 式中，GG为偏心心载荷；S为偏偏心距。 满足足支座本本体允许许载荷的的要求。2) 支座处圆圆筒所受受的支座座弯矩MM计算 M因此，开开始选用用的2AA3支座满满足要求求。形式：AA3型高度：2200 底板：L1:1255 bb1:8801：8 ss1:440筋板：LL2:1100 b2:10002：5 垫板：L3：20 b3:16003：6 e:24地角螺栓栓规格：M244 螺栓栓孔直径径：27715、管管板材料：116MnnR 换热热管管孔孔直径：25 拉拉杆管孔孔直径：18 厚度：550 外径径：8603.3SSW6校校核内筒体内内压计算算计算单位位南京工业业大学过过程装备备与控制制工程系系计算条件件筒体简图图计算压力力 Pc 0.555MPa设计温度度 t 3500.000° C内径 DDi 7000.000mm材料 16MMnR(正火) ( 板材材 )试验温度度许用应应力 s 1700.000MPa设计温度度许用应应力 st 1344.000MPa试验温度度下屈服服点 sss 3455.000MPa钢板负偏偏差 CC1 0.000mm腐蚀裕量量 C2 1.000mm焊接接头头系数 f 0.880厚度及重重量计算算计算厚度度d = = 11.800mm有效厚度度de =dn - C1- CC2=5.000mm名义厚度度dn =6.000mm重量 3555.177Kg压力试验验时应力力校核压力试验验类型 液压试试验试验压力力值PT = 1.25PP = 00.87700 (或由用用户输入入)MPa压力试验验允许通通过的应力水水平 sTsTT£ 0.90 ss =3110.550MPa试验压力力下圆筒的应应力sT = = 766.677MPa校核条件件sT£sT校核结果果合格压力及应应力计算算最大允许许工作压压力Pw= = 1.5520557MPa设计温度度下计算算应力st = = 38.78MPasttf 1077.200MPa校核条件件sttfst结论 合格内压椭圆圆封头校校核计算单位位南京工业业大学过过程装备备与控制制工程系系计算条件件椭圆封头头简图计算压力力 Pc 0.555MPa设计温度度 t 3500.000° C内径 DDi 7000.000mm曲面高度度 hi 1755.000mm材料 16MMnR(热轧) (板材材)试验温度度许用应应力 s 1700.000MPa设计温度度许用应应力 st 1344.000MPa钢板负偏偏差 CC1 0.000mm腐蚀裕量量 C2 1.000mm焊接接头头系数 f 0.880厚度及重重量计算算形状系数数 K = = 1.00000计算厚度度d = = 1.880mm有效厚度度de =dn - C1- CC2=5.000mm最小厚度度dminn = 1.005mm名义厚度度dn =6.000mm结论满足最小小厚度要要求重量27.330 Kg压 力力 计计 算算最大允许许工作压压力Pw= = 1.5525998MPa结论合格延长部分分兼作法法兰固定定式管板板 设计单位位南京工业业大学过过程装备备与控制制工程系系 设 计 计 算 条 件 简 图图设计压力力 pps0.555MPa设计温度度 TTs350平均金属属温度 ts314