U型管換熱器資料

1、石化裝備設(shè)計(jì)綜合實(shí)訓(xùn)總結(jié)報(bào)告目錄第1章 催化裂化工藝及流程圖概述11.1催化裂化工藝11.1.1催化裂化的反應(yīng)機(jī)理11.1.2催化裂化的工藝流程11.2分餾塔部分流程概述21.2.1油漿系統(tǒng)21.2.2回?zé)捰拖到y(tǒng)21.2.3一中循環(huán)回流系統(tǒng)31.2.4二中段循環(huán)回流系統(tǒng)31.2.5輕柴油系統(tǒng)31.2.6粗汽油系統(tǒng)31.2.7頂循環(huán)回流系統(tǒng)3第2章 換熱器的選用與工藝設(shè)計(jì)42.1換熱器的概述42.1.1選擇換熱器的類型42.1.2流體流入空間的選擇42.2確定物性數(shù)據(jù)52.3估算傳熱面積52.3.1熱負(fù)荷52.3.2傳熱平均溫度差62.3.3初算傳熱面積72.4工藝結(jié)構(gòu)尺寸72.4.1選管子規(guī)格

2、72.4.2確定總管數(shù)和管程數(shù)72.4.3確定管子在管板上的排列方式82.4.4計(jì)算殼體內(nèi)徑82.4.5畫出排管圖92.4.6計(jì)算實(shí)際傳熱面積及過程的總傳熱系數(shù)102.4.7折流板直徑與數(shù)量及有關(guān)尺寸的確定102.4.8溫度補(bǔ)償圈的選用102.5換熱器校核102.5.1管程壓力降校核102.5.2殼程壓強(qiáng)降112.5.3校核總傳熱系數(shù)13第3章 換熱器的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)153.1筒體部分計(jì)算153.1.1筒體厚度的計(jì)算153.1.2殼體圓筒的液壓試驗(yàn)及壓力試驗(yàn)時(shí)應(yīng)力校核163.2橢圓封頭計(jì)算163.3法蘭的選取173.4管板的選取173.4.1管板計(jì)算173.4.2幾何物理系數(shù)計(jì)算183.4.3強(qiáng)度影

3、響系數(shù)計(jì)算193.4.3.1旋轉(zhuǎn)剛度193.4.3.2 法蘭力矩203.4.3.3危險(xiǎn)組合20表3-2 危險(xiǎn)組合203.5鞍式支座233.6接管23第4章 換熱器的強(qiáng)度校核254.1計(jì)算容器重量載荷的支座反力254.1.1設(shè)備自重254.1.2充滿介質(zhì)時(shí)液體介質(zhì)重量254.1.3作用于每個(gè)支座上的反力254.2筒體軸向應(yīng)力驗(yàn)算264.2.1軸向彎矩計(jì)算264.2.1.1鞍座截面處的彎矩264.2.1.2跨中截面處彎矩264.2.2軸向應(yīng)力的計(jì)算264.2.2.1跨中截面最高點(diǎn)的軸向應(yīng)力264.2.2.2跨中截面最低點(diǎn)的軸向應(yīng)力274.3鞍座處的切向剪應(yīng)力校核274.4鞍座處筒體周向應(yīng)力驗(yàn)算27

4、4.4.1鞍座板的應(yīng)力計(jì)算274.4.1.1筒體最低的周向應(yīng)力274.4.1.2鞍座邊角處的周向應(yīng)力284.4.2鞍座腹板的強(qiáng)度校核28第5章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總29參考文獻(xiàn)3032第1章 催化裂化工藝及流程圖概述1.1催化裂化工藝催化裂化是石油二次加工的主要方法之一。在高溫和催化劑的作用下使重質(zhì)油發(fā)生裂化反應(yīng)，轉(zhuǎn)變?yōu)榱鸦瘹?、汽油和柴油等的過程。主要反應(yīng)有分解、異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移、芳構(gòu)化、縮合、生焦等。與熱裂化相比，其輕質(zhì)油產(chǎn)率高，汽油辛烷值高，柴油安定性較好，并副產(chǎn)富含烯烴的液化氣。1.1.1催化裂化的反應(yīng)機(jī)理與按自由基反應(yīng)機(jī)理進(jìn)行的熱裂化不同，催化裂化是按碳正離子機(jī)理進(jìn)行的，催化劑促進(jìn)了裂化、異構(gòu)化

5、和芳構(gòu)化反應(yīng)，裂化產(chǎn)物比熱裂化具有更高的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，氣體中和較多，異構(gòu)物多；汽油中異構(gòu)烴多，二烯烴極少，芳烴較多。其主要反應(yīng)包括：分解，使重質(zhì)烴轉(zhuǎn)變?yōu)檩p質(zhì)烴；異構(gòu)化；氫轉(zhuǎn)移；芳構(gòu)化；縮合反應(yīng)、生焦反應(yīng)。異構(gòu)化和芳構(gòu)化使低辛烷值的直鏈烴轉(zhuǎn)變?yōu)楦咝镣橹档漠悩?gòu)烴和芳烴。1.1.2催化裂化的工藝流程催化裂化的流程主要包括三個(gè)部分：原料油催化裂化；催化劑再生；產(chǎn)物分離。原料噴入提升管反應(yīng)器下部，在此處與高溫催化劑混合、氣化并發(fā)生反應(yīng)。反應(yīng)溫度480530,壓力0.140.2MPa（表壓）。反應(yīng)油氣與催化劑在沉降器和旋風(fēng)分離器(簡稱旋分器)，分離后，進(jìn)入分餾塔分出汽油、柴油和重質(zhì)回?zé)捰?。裂化氣?jīng)壓縮后去氣體

6、分離系統(tǒng)。結(jié)焦的催化劑在再生器用空氣燒去焦炭后循環(huán)使用，再生溫度為600730。1.2分餾塔部分流程概述催化裂化主分餾塔共分為兩段，上端為精餾段，下端為脫過熱段，塔下裝有人字擋板。反應(yīng)油氣（500）自沉降器集氣室頂出來，經(jīng)大油氣線進(jìn)入分餾塔（T301）底部，經(jīng)脫過熱段脫去油氣過熱，再經(jīng)30層塔盤分離切割。塔底抽出油漿；三層抽出回?zé)捰停灰恢醒h(huán)回流自十七層抽出，二十層返塔；二十一層抽出輕柴油；頂循環(huán)回流自三十層抽出，三十四層返塔。從反應(yīng)器來的高溫油氣，夾帶少量粉末進(jìn)去分餾塔下部的脫過熱段，與冷卻到250左右的油漿在人字擋板上逆流接觸換熱，脫除油氣混合物在分餾段分成幾個(gè)中間產(chǎn)品。塔頂為粗汽油和富氣

7、，測線有輕柴油、重柴油和回?zé)捰?，塔底為油漿。輕柴油、重柴油先通過汽提塔，再經(jīng)換熱冷卻后出裝置。為取走分餾塔內(nèi)的過剩熱量，設(shè)有頂循環(huán)回流、一個(gè)或兩個(gè)中段循環(huán)回流和塔底油漿循環(huán)回流。1.2.1油漿系統(tǒng)油漿（350）自塔-301底油漿泵抽出，一部分作為產(chǎn)品油漿經(jīng)油漿冷卻槽后送往罐區(qū)；一部分直接進(jìn)提升管反應(yīng)器回?zé)?；絕大部分作為循環(huán)油漿先送至常減壓裝置同初頂油換熱，再返回催化裝置進(jìn)入原料油加熱器（E300）與原料油換熱，再進(jìn)入油漿蒸汽發(fā)生器，發(fā)生3.8Mpa中壓飽和蒸汽,油漿降溫后,分上下兩股返回分餾塔，上返塔返回分餾塔人字形檔板上，同反應(yīng)油氣逆向接觸，脫除油氣過熱并洗滌油氣中攜帶的催化劑；下返塔返回分

8、餾塔人字形擋板下，調(diào)節(jié)塔底溫度。1.2.2回?zé)捰拖到y(tǒng) 回?zé)捰停?50）自3層集油箱流入V303，由回?zé)捰捅茫≒305/1，2）抽出升壓分為四路：一路送芳烴抽提裝置；一路與原料油混合進(jìn)提升管反應(yīng)器；一路返回分餾塔二層；一路作為分餾二中進(jìn)中壓蒸汽發(fā)生器E314發(fā)生中壓飽和蒸汽，冷卻后的回?zé)捰瓦M(jìn)分餾塔七層。 1.2.3一中循環(huán)回流系統(tǒng) 一中循環(huán)回流（280300）自17層集油箱用P304/1，2抽出，先作穩(wěn)定塔重沸器（E403）熱源，再進(jìn)原料油-一中換熱器（E313A，B）換熱，經(jīng)空冷305/4冷卻后返回分餾塔二十層,以控制柴油質(zhì)量。1.2.4二中段循環(huán)回流系統(tǒng)二中段循

9、環(huán)回流用泵自第10層下部抽出送往塔底作熱載體后再經(jīng)回流泵送至第5層塔板。1.2.5輕柴油系統(tǒng) 輕柴油(200300)自21層塔盤進(jìn)入汽提塔（T302/1）與過熱蒸汽逆向接觸，汽提掉其中的汽油組分，油氣返回分餾塔第21層塔盤上部，汽提后的輕柴油用P303/1、2、3抽出依次進(jìn)輕柴-焦化蠟油換熱器（E312/A，B）、輕柴-富吸收油換熱器（換701/1）、輕柴油-軟化水換熱器（換701/2）換熱，再經(jīng)空冷305/1-3冷卻至75，一路作為產(chǎn)品送至裝置外；另一路進(jìn)冷-306/1，2冷至40，送至再吸收塔作為吸收劑。 1.2.6粗汽油系統(tǒng)粗汽油、富氣和水蒸氣從分餾塔頂出來，經(jīng)空冷和

10、水冷冷凝冷卻器，進(jìn)入分餾塔頂油氣分離器。未冷凝的油氣（富氣）送到氣體壓縮機(jī)加壓后進(jìn)入吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，冷凝的粗汽油用泵送往吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，有時(shí)也可作為塔頂冷回流。頂循環(huán)系統(tǒng) 1.2.7頂循環(huán)回流系統(tǒng)頂循環(huán)回流（140150）自30層集油箱用P302/1，2抽出進(jìn)頂循-原料油換熱器（E311A，B）與原料油換熱后進(jìn)換-305/1，2（頂循-除鹽水換熱器），再依次經(jīng)空冷冷-303/1-4、頂循后冷器（冷-304）冷卻至60返回分餾塔第34層塔盤，以控制汽油質(zhì)量。第2章 換熱器的選用與工藝設(shè)計(jì)2.1換熱器的概述 換熱器是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體，使流體溫度達(dá)到工藝流程規(guī)定的指標(biāo)的熱量交換設(shè)

11、備，又稱熱交換器。換熱器作為傳熱設(shè)備被廣泛用于鍋爐暖通領(lǐng)域，隨著節(jié)能技術(shù)的飛速發(fā)展，換熱器的種類越來越多。列管式換熱器是一種通用的標(biāo)準(zhǔn)換熱設(shè)備。它具有結(jié)構(gòu)簡單、堅(jiān)固耐用、造價(jià)低廉、用途廣泛、清洗方便、適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，在化工、石油、輕工、冶金、制藥等行業(yè)中得到了廣泛應(yīng)用。根據(jù)列管式換熱器的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)主要分為固定管板式換熱器、U型管式換熱器、浮頭式換熱器、填料函式換熱器。2.1.1選擇換熱器的類型換熱器類型的選定，主要可按流體壓強(qiáng)，管壁與殼壁的溫差及其污垢的清洗等方面來考慮。 兩流體的溫度變化情況： 熱流體（油品）進(jìn)口溫度, 出口溫度 冷流體（原油）進(jìn)口溫度，出口溫度 從兩流體溫度來看，估計(jì)換熱器的

12、管、殼程壁溫溫差小于70，同時(shí)為了便于清潔殼程污垢，初步確定選用固定管板式換熱器1。2.1.2流體流入空間的選擇冷熱流體在換熱器內(nèi)的流動(dòng)路徑，需進(jìn)行合理安排，通?？梢酪幌盗性瓌t確定。原則：不潔凈和易結(jié)垢的流體走易于清洗的一側(cè)。 被冷卻的流體宜走管程。 流量小而粘度大的液體一般以走殼程為宜。該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為油品，冷流體為原油，油品溫度較高，走管程可以減少熱損失，且原油黏度較大，當(dāng)裝有折流擋板時(shí)，走殼程可以在較低的Re下既能達(dá)到湍流，有利于提高殼程一側(cè)的給熱系數(shù)。故根據(jù)以上原則我們確定原油走管程，油品走殼程。2.2確定物性數(shù)據(jù)油品的定性溫度：原油的定性溫度：查得油品、原油在各自定性溫度下的各物

13、性數(shù)據(jù)如表（2-1）所示：表2-1 物性參數(shù)物料密度比熱kJ/(kgK)導(dǎo)熱系數(shù)W/(K)粘度原油8151.9860.1360.0029油品6302.20.1190.00522.3估算傳熱面積2.3.1熱負(fù)荷在熱損失可以忽略不計(jì)的條件下，兩流體均無相變的情況下，熱負(fù)荷可由下式計(jì)算2: （）式中：熱負(fù)荷，W 熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s 熱、冷流體的定壓比熱容，kJ/(kgK) 熱流體的進(jìn)、出口溫度， 冷流體的進(jìn)、出口溫度，熱負(fù)荷：W 2.3.2傳熱平均溫度差選取逆流流向，先按單殼程考慮，計(jì)算出平均溫差. （2-2）式中 進(jìn)、出口兩端流體溫差中較低一側(cè)的溫差； 進(jìn)、出口兩端流體溫差中較高一側(cè)的

14、溫差； 則平均溫差按下式計(jì)算因數(shù)R和P值： (2-3) (2-4) 故 根據(jù)R、P值，查得溫度校正系數(shù)，符合要求。所以得到，因此選用單殼程。2.3.3初算傳熱面積查表值為20400 W/(K), 取W/(K)，總傳熱速率方程式2： (2-5) 式中 估算的傳熱面積，m 假設(shè)的總傳熱系數(shù)，W/(K) 平均傳熱溫度差，得：2.4工藝結(jié)構(gòu)尺寸列管式換熱器結(jié)構(gòu)主要基本參數(shù)包括：公稱直徑、公稱壓力、設(shè)計(jì)溫度、換熱管長、換熱器規(guī)格、折流板間距及公稱換熱面積等。2.4.1選管子規(guī)格選用中的無縫鋼管3，管長。2.4.2確定總管數(shù)、管程數(shù)在選定管子的規(guī)格后，可由下式求出總管數(shù)和單程流速2：總管數(shù)： (2-6)式

15、中：總管數(shù)； 管子外徑，m； 管長，m。 故單程流速： （2-7）式中：總管數(shù)； 管內(nèi)流體的體積流量，m/s； 管內(nèi)流體的適宜流速，m/s; 管子內(nèi)徑，m。故m/s 因單程流速較低，為提高傳熱效果考慮采用多管程。油品的黏度為 ,查得管內(nèi)流速為0.8m/s，所以管程數(shù)為，因此取兩管程2.4.3確定管子在管板上的排列方式由于選用的是多程換熱器，且選用固定管板式換熱器，故采用三角形排列法，管子與管板采用焊接結(jié)構(gòu)。2.4.4計(jì)算殼體內(nèi)徑 （2-8） 式中：殼體內(nèi)徑，m； 管子中心距，用焊接方法連接，； 橫過管束中心線的管數(shù)； 換熱器的總管數(shù)；管子按三角形排列：； 管束中心線上最外層管中心至殼體內(nèi)壁的距

16、離，m；通常取。 由于管中心距：mm； 橫過管束中心線的管數(shù)。 管束中心線最外層的中心至殼體內(nèi)壁的距離： m 所以m 按殼體直徑標(biāo)準(zhǔn)系列圓整，取D=700mm 因?yàn)?，管長徑比合適2。2.4.5畫出排管圖 根據(jù)殼體內(nèi)徑、管中心距t、橫過管束中心距的管數(shù)及其排列方式，繪制出排管圖，如圖2-1所示。由圖可見，中心排有21根管時(shí)，按正三角形排列，可排348根，除去6根拉桿位置，故實(shí)際管子根數(shù)=342根。圖2-1 管子排列圖2.4.6計(jì)算實(shí)際傳熱面積S0及過程的總傳熱系數(shù)m2W/(m2k)2.4.7折流板直徑與數(shù)量及有關(guān)尺寸的確定選取折流板與殼體間的間隙為3.0mm，因此：折流板直徑mm切去弓形高度mm

17、折流板數(shù)量取折流板間距=300mm，那么。 實(shí)際折流板間距查標(biāo)準(zhǔn)手冊得選用12mm的鋼拉桿3，數(shù)量6條，定距管采用與換熱器相同的管子，即鋼管。2.4.8溫度補(bǔ)償圈的選用，故需考慮設(shè)置溫度補(bǔ)償圈。2.5換熱器校核2.5.1管程壓力降校核（原油走管程）管程壓力降可由一般的摩擦阻力公式求得2： （2-9）式中 管程總壓力降，Pa； 分別為單程直管阻力與局部阻力，Pa； 校正系數(shù)，對(duì)于管子，??； 串聯(lián)殼程數(shù)； 管程數(shù)。據(jù)上述結(jié)果可知：管程數(shù)=2，串聯(lián)殼程數(shù)=1；對(duì)于的換熱管，結(jié)構(gòu)校正系數(shù)為。 （2-10） （2-11）由于 N/m 取mm，那么，可查得，故 Pa Pa，滿足要求。2.5.2殼程壓強(qiáng)降（

18、油品走殼程）當(dāng)殼程無擋板時(shí)，流體順著管束流動(dòng)，此時(shí)殼程流體壓力降可按下式計(jì)算2： （2-12） 式中 殼程總壓力降，Pa； 流體流過管束的壓力降，Pa； 流體流過折流板缺口的壓力降，Pa; 結(jié)垢校正系數(shù)，對(duì)于液體，=1.15； 殼程數(shù)。其中流體流經(jīng)管束的壓強(qiáng)降2： （2-13） （2-14） 式中：折流板數(shù)目； 橫過管子中心數(shù)；殼程的摩擦系數(shù)； 管子排列方式對(duì)壓力降的校正因數(shù)； 殼程流體橫過管束的最小流速，m/s； 折流板間距，m。由于，管子排列方式對(duì)壓強(qiáng)降的校正因子，F(xiàn)=0.5，殼程流體的摩擦系數(shù)：，橫過管子中心數(shù)：，折流板數(shù)： （2-15） 其中：m m/s 故 N/mPa 故有：<

19、Pa，滿足要求。2.5.3校核總傳熱系數(shù)列管式換熱器面積是以傳熱管外表面積為基準(zhǔn)，在利用關(guān)聯(lián)式計(jì)算總傳熱系數(shù)也應(yīng)以管外表面積為基準(zhǔn)，其計(jì)算公式為2： （2-16） 式中：總傳熱系數(shù)W/(mk）； 分別為管程和殼程流體的傳熱膜系數(shù)，W/(mk）； 分別為管程和殼程的污垢熱阻； mk/w； 導(dǎo)熱率，mk/W； 分別為傳熱管內(nèi)直徑、外直徑，m。其中: （2-17） （2-18） （2-19） 式中：殼程流體傳熱膜系數(shù)，W/(K); 管程流體傳熱膜系數(shù)，W/(K); 殼程流體的導(dǎo)熱系數(shù)，W/(K); 當(dāng)量直徑；m； 流體在定性溫度下的粘度，PaS; 流體在壁溫下的粘度，PaS； Pr普蘭特準(zhǔn)數(shù)。 由上

20、述公式則有： W/(K)故：W/(K) 一般比值在1.15到1.25之間，本設(shè)計(jì)的換熱器可適用，但傳熱面積稍大的要取更合理的設(shè)計(jì)。第3章 換熱器的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)3.1筒體部分計(jì)算筒體部分計(jì)算包括筒體厚度計(jì)算以及應(yīng)力的校核3.1.1筒體厚度的計(jì)算 根據(jù)工作條件選擇殼程圓筒的材料為Q245R鋼板，在設(shè)計(jì)溫度200時(shí)許用應(yīng)力為MPa，常溫時(shí)許用應(yīng)力為MPa，屈服極限MPa。按GB1502011標(biāo)準(zhǔn)中，殼程圓筒計(jì)算厚度5 （3-1）式中：筒體厚度，mm； 外殼內(nèi)直徑，mm； 材料在設(shè)計(jì)溫度下的許用應(yīng)力，MPa； 焊縫系數(shù)；本設(shè)計(jì)采用雙面焊縫??； 設(shè)計(jì)壓力，MPa；取=1.1MPa 腐蝕裕度，mm?？稍趍m范

21、圍內(nèi)，根據(jù)流體的腐蝕性而定。本設(shè)計(jì)取mm。故有：mm考慮到安全系數(shù)，以及開孔強(qiáng)度等措施，GB1502011中規(guī)定當(dāng)殼體內(nèi)徑mm時(shí)，殼體的最小厚度為mm，則取mm即mm。3.1.2殼體圓筒的液壓試驗(yàn)及壓力試驗(yàn)時(shí)應(yīng)力校核試驗(yàn)液體為水，試驗(yàn)壓力按GB1502011或TSGR00042009計(jì)算 MPa壓力試驗(yàn)時(shí)，圓筒的總體薄膜應(yīng)力按下式4： MPa3.2橢圓封頭計(jì)算根據(jù)工作條件選擇封頭的材料為Q245R，在設(shè)計(jì)溫度為200時(shí)許用應(yīng)力為MPa。按GB150-2011中，封頭壁厚公式 (3-2)式中：封頭厚度，mm。 形狀系數(shù)，這里由于封頭是標(biāo)準(zhǔn)的，故取.則有： mm取mm，mm。考慮到安全系數(shù)以及開孔

22、補(bǔ)強(qiáng)等措施，GB1502011中規(guī)定封頭內(nèi)徑mm時(shí)，最小厚度不小于8mm，筒體厚度為mm，則封頭=10mm在GB150-2011中可查出該封頭的參數(shù)：封頭深度mm，直邊長h=25mm，筒體名義厚度為mm，封頭容積為m。3.3法蘭的選取查JB4700-2000壓力容器法蘭可選甲型平焊法蘭其具體尺寸如表3-26：（單位為mm） 圖3-1 甲型平焊法蘭示意圖（凹面） 圖3-2 甲型平焊法蘭示意圖（凹面）表3-1 法蘭參數(shù)表 螺柱規(guī)格數(shù)量830790755743742461704623M20323.4管板的選取3.4.1管板計(jì)算初始數(shù)據(jù):殼程圓筒內(nèi)徑；殼壁厚度；管箱厚度；換熱管外徑；壁厚；根數(shù)；間距有

23、效長度；管箱法蘭外徑 ；厚度。假設(shè)管板厚度，法蘭部分厚度，延長部分兼做法蘭的管板。各零件材料在設(shè)計(jì)溫度時(shí)的物理參數(shù)，機(jī)械性能如下：殼體材料：Q245R 彈性模量：線膨脹系數(shù)： 換熱管材料：Q245R 彈性模量：線膨脹系數(shù)：管屈服極限封頭法蘭材料：15CrMo 彈性模量管板材料：15CrMo 彈性模量法蘭材料：15CrMo 彈性模量許用應(yīng)力：殼程圓筒： 換熱管：管箱封頭法蘭： 管板：3.4.2幾何物理系數(shù)計(jì)算殼程圓筒內(nèi)徑面積管板開孔后面積 殼程圓筒金屬橫截面積 換熱管金屬截面積 管板布管區(qū)面積（三角形排列） 管板布管區(qū)當(dāng)量直徑 管板布管區(qū)的當(dāng)量直徑與殼程圓筒內(nèi)徑之比 系數(shù) 管束模數(shù)： 管束加強(qiáng)系

24、數(shù)：（取 ） 管板周邊不布管區(qū)無景綱寬度： 3.4.3強(qiáng)度影響系數(shù)計(jì)算3.4.3.1旋轉(zhuǎn)剛度 殼程圓筒與法蘭（或凸緣）的旋轉(zhuǎn)剛度參數(shù)：管箱圓筒與法蘭（或凸緣）的旋轉(zhuǎn)剛度參數(shù)： 旋轉(zhuǎn)剛度無量綱參數(shù)：3.4.3.2 法蘭力矩基本法蘭力矩： 管程壓力作用時(shí)的法蘭力矩GB150.32011式7-14確定： 按，；查得，； 按，；查得， 系數(shù)： 管板邊緣力矩變化系數(shù)法蘭邊緣力矩變化系數(shù)3.4.3.3危險(xiǎn)組合表3-2 危險(xiǎn)組合殼程壓力作用下殼程設(shè)計(jì)壓力MPa管程設(shè)計(jì)壓力管程壓力作用下殼程設(shè)計(jì)壓力管程設(shè)計(jì)壓力MPa不計(jì)膨脹差計(jì)入膨脹差不計(jì)膨脹差計(jì)入膨脹差0.001160.0011661.8261.825.4

25、367.3-5.456.420.0680.00545-0.068-0.0065 0.0700.00815-0.06530.0092 1.0300.119-0.9520.1341.5000.394-54.64-0.249由， 查圖7-6得0.240.1由，查圖7-6得0.0220.032管板徑向應(yīng)力系數(shù)0.02310.0053管板徑向應(yīng)力系數(shù)0.000050.00172管板周邊處徑向應(yīng)力系數(shù)0.1370.0199管板周邊處徑向應(yīng)力系數(shù)-0.118-0.0127管板布管區(qū)周邊剪切應(yīng)力系數(shù) 0.09630.053管板布管區(qū)周邊剪切應(yīng)力系數(shù)0.000230.054校核管板、殼體法蘭、換熱管、殼程圓筒以

26、及拉脫應(yīng)力。殼程壓力作用下殼程設(shè)計(jì)壓力管程設(shè)計(jì)壓力 管程壓力作用下殼程設(shè)計(jì)壓力 管程設(shè)計(jì)壓力 不計(jì)膨脹差計(jì)入脹脹差不計(jì)膨脹差計(jì)入膨脹差管板徑向應(yīng)力管板徑向應(yīng)力管板布管區(qū)周邊處徑向應(yīng)力 管板布管區(qū)周邊處徑向應(yīng)力管板布管區(qū)周邊剪切應(yīng)力管板布管區(qū)周邊剪切應(yīng)力殼體法蘭應(yīng)力殼體法蘭應(yīng)力換熱管軸向應(yīng)力換熱管軸向應(yīng)力殼程圓筒軸向應(yīng)力殼程圓筒軸向應(yīng)力拉脫應(yīng)力拉脫應(yīng)力3.5鞍式支座選擇重型（B型）鞍式支座，120包角重型帶墊板式不帶墊板結(jié)構(gòu)和尺寸如表3-37：表3-3 鞍式支座參數(shù)表公稱直徑DN允許載荷KN高度 h底板腹板700170200640150108筋板墊板鞍座質(zhì)量，kg弧長帶墊板不帶墊板350120883024065630213.6接管伸出長度：由經(jīng)驗(yàn)可知，保溫?fù)Q熱器保溫厚度不超過100mm，所以取伸出長度mm且殼程和管程一樣。管程接管(原油)高粘度液體 0.51.0m/s，取m/smm取mm則m/s ，符合標(biāo)準(zhǔn)規(guī)定。殼程接管（油品）高粘度液體 0.51.0m/s，取m/smm取mm，則m/s，符合標(biāo)準(zhǔn)規(guī)定4。第4章 換熱器的強(qiáng)度校核4.1計(jì)算容器重量載荷的支座反力4.1.1設(shè)備自重筒體重：N封頭重：N熱器重：附件重：N則設(shè)備自重：N4.1.2充滿介質(zhì)時(shí)液體介質(zhì)重量 液體介質(zhì)的重量等于殼程液體的質(zhì)量與管程液體的質(zhì)量之和，即：N4.1.3作用于每個(gè)支座上的反力N<60kN故支座選擇