U型管換熱器設(shè)計(jì)綜合實(shí)訓(xùn)總結(jié)報(bào)告

1、 . . . 目錄第1章催化裂化工藝與流程圖概述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?lián)Q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72.4.2確定總

2、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)算殼體徑82.4.5畫出排管圖92.4.6計(jì)算實(shí)際傳熱面積與過(guò)程的總傳熱系數(shù)102.4.7折流板直徑與數(shù)量與有關(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?lián)Q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)與壓力試驗(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)度影響系數(shù)計(jì)算193.4.

3、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?lián)Q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274.4.1鞍座板的應(yīng)力計(jì)

4、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 / 35第1章 催化裂化工藝與流程圖概述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(guò)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)化和芳構(gòu)化反應(yīng)，裂

5、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(jiǎn)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)捰汀Ａ鸦瘹饨?jīng)壓縮后去氣體分離系統(tǒng)。結(jié)焦的

6、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(guò)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(lái)，經(jīng)大油氣線進(jìn)入分餾塔（T301）底部，經(jīng)脫過(guò)熱段脫去油氣過(guò)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?；一中循環(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(lái)的高溫油氣，夾帶少量粉末進(jìn)去分餾塔下部的脫過(guò)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，測(cè)線有輕柴油、

7、重柴油和回?zé)捰?，塔底為油漿。輕柴油、重柴油先通過(guò)汽提塔，再經(jīng)換熱冷卻后出裝置。為取走分餾塔的過(guò)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)挘唤^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(guò)熱并洗滌油氣中攜帶的催化劑；下返塔返回分餾塔人字形擋板下，

8、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)二中段循環(huán)回流用泵自第10

9、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(guò)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(lái)，經(jīng)空冷和水冷冷凝冷卻器，進(jìn)

10、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)備，又稱熱交換器。

11、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(lái)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(jiǎn)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)，管壁與殼壁的溫差與其污垢的清洗等方面來(lái)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(lái)看，估計(jì)換熱器的管、殼程壁溫溫差小

12、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性數(shù)據(jù)如表（2-1）所示

13、：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(wú)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)的溫差； 則平均溫差按下式計(jì)算因數(shù)R和P

14、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20400W/(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(zhǎng)、換熱器規(guī)格、折流板間距與公稱換熱面積等。2.4.1選管子規(guī)格選用中的無(wú)縫鋼管3，管長(zhǎng)。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)式中：總管數(shù)；管子外徑，m；管長(zhǎng)，m。 故單程流速： （2

15、-7）式中：總管數(shù)；管流體的體積流量，m/s；管流體的適宜流速，m/s;管子徑，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)算殼體徑（2-8） 式中：殼體徑，m；管子中心距，用焊接方法連接，；橫過(guò)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壁的距離，m；通常取。 由于管中心距：mm； 橫過(guò)管束中心線的管數(shù)。 管束中心線最外層的中心至殼體

16、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)椋荛L(zhǎng)徑比合適2。2.4.5畫出排管圖 根據(jù)殼體徑、管中心距t、橫過(guò)管束中心距的管數(shù)與其排列方式，繪制出排管圖，如圖2-1所示。由圖可見(jiàn)，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與過(guò)程的總傳熱系數(shù)m2W/(m2k)2.4.7折流板直徑與數(shù)量與有關(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(cè)得選用12mm的鋼拉桿3，數(shù)量

17、6條，定距管采用與換熱器一樣的管子，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，取；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PaPa，滿足要求。2.5.2殼程壓強(qiáng)降（油品走殼程）當(dāng)殼程無(wú)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，P

18、a；流體流過(guò)管束的壓力降，Pa；流體流過(guò)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(guò)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(guò)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(guò)管子中心數(shù)：，折流板數(shù)：（2-15）其中：mm/s 故N/mPa故有：<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：

19、（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

20、計(jì)算包括筒體厚度計(jì)算以與應(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圍，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)，以與開孔強(qiáng)度等措施，GB1502011中規(guī)定當(dāng)殼體徑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)與壓

21、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?？紤]到安全系數(shù)以與開孔補(bǔ)強(qiáng)等措施，GB1502011中規(guī)定封頭徑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(zhǎng)h=25mm，筒體名義厚度為mm，封頭

22、容積為m。3.3法蘭的選取查4700-2000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):殼程圓筒徑；殼壁厚度；管箱厚度；換熱管外徑；壁厚；根數(shù)；間距有效長(zhǎng)度；管箱法蘭外徑 ；厚度。假設(shè)管板厚度，法蘭部分厚度，延長(zhǎng)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)

23、：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)量直徑與殼程圓筒徑之比系數(shù)管束模數(shù)：管束加強(qiáng)系數(shù)：（?。┕馨逯苓叢徊脊軈^(qū)無(wú)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(wú)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

24、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0.001160.0011661.8261.825.4367.3-5.456.420.0680.00545-0.068-0.00650.0700.00815-0.06530.00921.0300.119-0.9520.1341.5000.394-54.64-0.249由，查圖7-6得0.240.1由，

25、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、殼程圓筒以與拉脫應(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

26、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(zhǎng)帶墊板不帶墊板350120883024065630213.6接管伸出長(zhǎng)度：由經(jīng)驗(yàn)可知，保溫?fù)Q熱器保溫厚度不超過(guò)100mm，所以取伸出長(zhǎng)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