甲醇制氢反应器工艺设计

1、前 言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；石油炼制与石油化工过

2、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。（2） 与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。（3） 所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。（4） 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

3、及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。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。目录1 设计任务书 32 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 63 反应器设计 . 93.1 工艺计算 93.2 结构设计 . 134 管道设计.5 自控设计.6 技术经济评价、环境评价7 结束语.8 致谢.9 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、甲醇制氢

4、工艺设计2.1 甲醇制氢工艺流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，经碳酸丙烯脂吸收分离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

5、求的氢气。图12 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: chohco+2h （1-1）co+hoco+ h （1-2）choh分解为co转化率99%,反应温度280,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:choh0.99co+1.98h+0.01 chohco+0.99ho0.99co+ 1.99h+0.01co合并式(1-5),式(1-6)得到: choh+0.981 ho0.981 co+0.961 h+0.01 choh+0.0099 co氢气产量为: 2400m

6、/h=107.143 kmol/h甲醇投料量为: 107.143/2.960132=1158.264 kg/h水投料量为: 1158.264/321.518=977.285 kg/h3、原料液储槽(v0101)进: 甲醇 1158.264 kg/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

7、.264/320.980144 =1560.920 kg/h h 1158.264/322.96012 =214.286 kg/h co 1158.264/320.009928 =10.033 kg/h 剩余甲醇 1158.264/320.0132 =11.583 kg/h 剩余水 977.285-1158.264/320.980118=338.727 kg/h 总计 2135.549 kg/h6、吸收塔和解析塔 吸收塔的总压为15mpa,其中co的分压为0.38 mpa ,操作温度为常温(25). 此时,每m 吸收液可溶解co11.77 m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯化碳在

8、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,则此时吸收塔的吸收能力为: 11.77-2.32=9.45 0.4mpa压力下 =pm/rt=0.444/0.0082(273.15+25)=7.20kg/ mco体积量 v=1560.920/7.20=216.794 m/h据此,所需吸收液量为 216.794/9.45=22.94 m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 22.94 m/h=68.82 m/h可知系统压力降至0.1mpa时,析出co量为216.794m/h=1560.920 kg/h.混合气体中的其他组分如氢气,co以

9、及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收.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甲醇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1-3列出了甲醇的蒸气压数据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)且已知操作压力为1.5mpa,设温度为t,根据汽液平衡关系有 0.4p+0.6p=1.5mpa初设

10、t=170 p=2.19mpa; p=0.824 mpa p=1.37041.5 mpa再设 t=175 p=2.4mpa; p=0.93 mpa p=1.51 mpa蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为1.5mpa时,汽化塔塔顶温度为175.2、转换器(r0101)两步反应的总反应热为49.66kj/mol,于是,在转化器内需要供给热量为: q=1158.2640.99/321000(-49.66) =-1.78106 kj/h此热量由导热油系统带来,反应温度为280,可以选用导热油温度为320,导热油温度降设定为5,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.

11、18680.68=2.85kj/(kgk), c=2.81kj/(kgk)取平均值 c=2.83 kj/(kgk)则导热油用量 w=q/(ct)= 8.9010/(2.835)=62898 kg/h3、过热器(e0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175过热到280,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数据,见表1-4.气体升温所需热量为:q= cmt=(1.90579.126+4.82488.638) (280-175)=3.6310kj/h导热油c=2.826 kj/(kgk), 于是其温降为: t=q/(cm)= 3.6310/(2.82662898)

12、=2.04导热油出口温度为: 315-2.0=313.04、汽化塔（to101 ) 认为汽化塔仅有潜热变化。175 甲醇h = 727.2kj/kg 水 h = 203ikj/kg q=579.126727.2+2031488.638=1.4110 kj/h以300导热油c计算 c=2.76 kj/(kgk)t=q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=8.12则导热油出口温度 t=313.0-8.1=304.9导热油系统温差为t=320-304.9=15.1 基本合适.5、换热器（eo101)壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25 ）升至175 ，其比热容数据也可以从手册中得到，表1

13、 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= cmt=(579.1263.14+488.6384.30) (175-25)=5.8810kj/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，这里取各种气体的比定压热容为： c10.47 kj/(kgk) c14.65 kj/(kgk) c 4.19 kj/(kgk)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=q/(cm)=5.8810/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=56.3换热器出口温度为 280-56.3=223.76、冷凝器（eo1

14、03) 在e0103 中包含两方面的变化：co, co, h的冷却以及choh , ho的冷却和冷凝. co, co, h的冷却q=cmt=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.017) (223.7-40)=1.7910kj/h choh的量很小，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=hm=2135169.362=3.6210kj/h水显热变化q= cmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kj/h q=q+q+ q=2.2810kj/h冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差t=

15、10用水量 w=q/( ct)= 2.2810/(4.1910)=54415kg/3、反应器设计计算3.1 工艺计算已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：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579.1265.7912801.5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表3-1 反应器的物流表（1）计算反应物的流量对于甲

16、醇，其摩尔质量为_32 kgk/mol，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h对于水，其摩尔质量为 18 kgk/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 kgk/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 kgk/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：ya=对于甲醇和水，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，可分别计算

17、出进料气中甲醇和水的体积流量：甲醇的体积流量va为：va= m3/h水的体积流量vb为：vb= m3/h进料气的总质量为：mo= 55.489+83.233=1067.764 kg/h（2）计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5.791 kg/h，则甲醇的转化率xaf为：xaf=即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.09899%=17.917 kmol/h（3）计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a。对于甲醇有：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

18、方程为：ra=kpak=5.510-4e ca=cao上式两边同乘以rt，则得：pa=caort反应过程的空间时间为：=cao = cao /k caort=dxa将k=5.510-4em3/(kmolh)，r=8314.3，t=553.15k，a=2，ya=0.4，代入上式，可得空间时间：=0.0038h（5）计算所需反应器的容积vr=vo进料气的总体积流量为：vo=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=vo =0.0038138.722=0.527 m（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

19、剂填层的空隙率对气体空塔速度的影响，取流动速度为=0.2m/s，则反应管的长度为：l=u=0.003836000.2=2.736m根据gb151推荐的换热管长度，取管长l=3m。反应器内的实际气速为：u=（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+2h2-90.8kj/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

20、物质的量为：17.917-0.179=17.738 kmol/h一氧化碳的转化率为：xco=则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：q=90.81017.917-43.51017.738=855.26110kj/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=44.9w/（moc），管外油侧的对流给热系数为o=300w/（m2oc），管内侧的对流给热系数为i=80 w/（m2oc），根据表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

21、别为0.0002 m2oc/w 和0.0008 m2oc/w总污垢系数为rf=0.0002+0.0008=0.001 m2oc/w根据传热学，反应器的传热系数为：k=1/（+rf）由于的值接近于1，对k带来的误差小于1%；钢管的传热很快，对k的影响也很小，故可将上式简化为：k=1/（+rf）= w/（ m2oc）=213.84kj/(hmoc)由于反应器所需的换热面积为：f=m（9）计算管子的内径反应器需要的换热面积为：f=ndl反应器内气体的体积流量为：vo=nu联立上述两式，并将l= 6m，u= 0.22(m/s) ，f= 99.988(m) vo= 0.0385(m/s) 代入，即可得所

22、需管子的内径为：d=0.0210m。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。结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程 结 构 设 计换热管材料选用碳钢无缝钢管252换热管内径、外径di;dm0.021;0.025换热管管长lm选用3m标准管长3.0换热管根数n325(圆整)管程数ni根据管内流体流速范围选定1管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)djt*sjtm按接管内流体流速合理选取601.6管程结构设计壳程数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分程隔板槽两侧中心距sn按标准管束中心

23、排管数nc（外加六根拉杆）21壳体内径dimdi=s(nc-1)+(12)d07换热器长径比l/ dil/ di4.28合理实排热管根数n作图351折流板形式选定单弓形折流板折流板外直径dbm按gb151-19990.675折流板缺口弦离hm取h=0.20di0.14折流板间距bm取b=(0.21)di0.33折流板数nbnb=l/b-18壳程进出口接管尺寸djs*sjs合理选取1142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设计压力：p=1.1=0.55mpa 设计温度取350 c筒体材料：16mnr 焊接接头系数

24、=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 = =mm考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，得材料名义厚度dn = 4mm.取强度校核 有效厚度de =dn - c1- c2=5mmst = = mpa s f=134 mpa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 垫片内径：715根据筒体名义厚度选用乙型平焊法兰（jb4702） 法兰材料：16mnr dn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2、 封头（1）封

25、头内径：700mm设计压力：p=1.6mpa 设计温度取300 c封头材料：16mnr 焊接接头系数 =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.封头的计算厚度计算选用标准椭圆形封头，k=1.0d = =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dn = 6mm.强度校核 有效厚度de =dn - c1- c2=7mmst = =mpas f=144mpa符合强度要求。根据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 根据上节中计算

26、的管子内径选用尺寸：252 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：4.28 8、管程数据管程数：1 管程气体流速：8m/s 进出口接管尺寸：601.6 接管材料：16mn法兰类型：板式平焊法兰（hg20593-97） 法兰材料：20r dn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：1142 接管材料：16mn法兰类型：板式平焊法兰（hg20593-97） 法兰材料

27、：16mnr dn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：330 板数：8 厚度：613、拉杆（gb151-1999）直径：16 螺纹规格：m16 根数；614、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/t473292 选用支座：jb/t473292，耳座a3，其允许载荷q=30kn,适用公径dn 70014

28、00，支座处许用弯矩m=8.35kn*m。支座材料q235a*f。1) 支座承受的实际载荷计算 水平地震载荷为：p 为地震系数，地震设计烈度为7时，0.24 为设备总质量经计算该反应器的1119kg水平地震载荷为：p0.2411199.82631.99n水平风载荷为：p1.21.0550340015003366n偏心载荷g0 n偏心距s0 mm其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q550n/m。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ppe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5n支座安装尺寸

29、为d：d= 式中，为耳式支座侧板厚度；为耳式支座衬板厚度。支座承受的实际载荷为q：q1011.3kn30 kn 式中，g为偏心载荷；s为偏心距。 满足支座本体允许载荷的要求。2) 支座处圆筒所受的支座弯矩m计算 m因此，开始选用的2a3支座满足要求。形式：a3型高度：200 底板：l1:125 b1:80 1：8 s1:40筋板：l2:100 b2:100 2：5 垫板：l3：20 b3:160 3：6 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校核内筒体内压计算计算单位南京工业大学

30、过程装备与控制工程系计算条件筒体简图计算压力 pc 0.55mpa设计温度 t 350.00 c内径 di 700.00mm材料 16mnr(正火) ( 板材 )试验温度许用应力 s 170.00mpa设计温度许用应力 st 134.00mpa试验温度下屈服点 ss 345.00mpa钢板负偏差 c1 0.00mm腐蚀裕量 c2 1.00mm焊接接头系数 f 0.80厚度及重量计算计算厚度 d = = 1.80mm有效厚度 de =dn - c1- c2= 5.00mm名义厚度 dn = 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pt = 1.25p

31、= 0.8700 (或由用户输入)mpa压力试验允许通过的应力水平 stst 0.90 ss = 310.50mpa试验压力下圆筒的应力 st = = 76.67 mpa校核条件 st st校核结果 合格压力及应力计算最大允许工作压力 pw= = 1.52057mpa设计温度下计算应力 st = = 38.78mpastf 107.20mpa校核条件stf st结论 合格内压椭圆封头校核计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系计算条件椭圆封头简图计算压力 pc 0.55mpa设计温度 t 350.00 c内径 di 700.00mm曲面高度 hi 175.00mm材料 16mnr(热轧) (

32、板材)试验温度许用应力 s 170.00mpa设计温度许用应力 st 134.00mpa钢板负偏差 c1 0.00mm腐蚀裕量 c2 1.00mm焊接接头系数 f 0.80厚度及重量计算形状系数 k = = 1.0000计算厚度 d = = 1.80mm有效厚度 de =dn - c1- c2= 5.00mm最小厚度 dmin = 1.05mm名义厚度 dn = 6.00mm结论 满足最小厚度要求重量 27.30 kg压 力 计 算最大允许工作压力 pw= = 1.52598mpa结论 合格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 设 计 计 算 条 件 简 图设

33、计压力 ps0.55mpa设计温度 ts 350平均金属温度 ts314装配温度 to15壳材料名称16mnr(正火)设计温度下许用应力st134mpa程平均金属温度下弹性模量 es 1.84e+05mpa平均金属温度下热膨胀系数as1.3e-05mm/mm圆壳程圆筒内径 di 700mm壳 程 圆 筒 名义厚 度 ds6mm壳 程 圆 筒 有效厚 度 dse4.25mm筒壳体法兰设计温度下弹性模量 ef1.79e+05mpa壳程圆筒内直径横截面积 a=0.25 p di23.848e+05mm2壳程圆筒金属横截面积 as=pds ( di+ds )9403mm2管设计压力pt1.6mpa箱设

34、计温度tt300圆材料名称筒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)dh16mm管箱圆筒有效厚度dhe4mm管箱法兰设计温度下弹性模量 et”1.86e+05mpa材料名称20g(正火)换管子平均温度 tt230设计温度下管子材料许用应力 stt92mpa设计温度下管子材料屈服应力sst147mpa热设计温度下管子材料弹性模量 ett1.73e+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at1.244e-05mm/mm管管子外径 d25mm管子壁厚dt2mm注：管子根数

35、n351换热管中心距 s32mm换一根管子金属横截面积144.5mm2换热管长度 l3000mm管子有效长度(两管板内侧间距) l12900mm管束模数 kt = et na/ldi3790mpa管子回转半径 8.162mm热管子受压失稳当量长度 lcr10mm系数cr =152.4比值 lcr /i1.225管子稳定许用压应力 () mpa管管子稳定许用压应力 () 73.2mpa材料名称16mnr(正火)设计温度 tp350管设计温度下许用应力116mpa设计温度下弹性模量 ep1.79e+05mpa管板腐蚀裕量 c2 2mm管板输入厚度dn50mm管板计算厚度 d48mm隔板槽面积 (包

36、括拉杆和假管区面积)ad0mm2板管板强度削弱系数 h0.4管板刚度削弱系数 m0.4管子加强系数 k = 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 qmpa焊接许用拉脱应力 q46mpa管材料名称16mnr(正火)管箱法兰厚度 46mm法兰外径 860mm箱基本法兰力矩 7.515e+07nmm管程压力操作工况下法兰力 3.266e+07nmm法兰宽度 80mm法比值0.005714比值0.06571系数(按dh/di ,df”/di , 查图25)0.00兰系数w”(按dh/di ,df”/di ,查图 26) 0.000151旋转刚度 9.54

37、2mpa材料名称16mnr(正火)壳壳体法兰厚度44mm法兰外径 860mm体法兰宽度 80mm比值 0.006071法比值0.06286系数, 按dh/di ,df”/di , 查图25 0.00兰系数, 按dh/di ,df”/di , 查图26 0.0001626旋转刚度 8.573mpa法兰外径与内径之比 1.229壳体法兰应力系数y (按 k 查表9-5) 9.55旋转刚度无量纲参数 0.001777膨胀节总体轴向刚度 0n/mm管板第一弯矩系数(按,查图 27) 0.1075系系数 14.73系数(按查图 29) 2.952换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比 4.445数换热管束与带膨胀节壳体刚度之比 管板第二弯矩系数(按k,q或查图28(a)或(b)3.591系数（带膨胀节时代替q） 0.001768计系数 (按k,q或qex 查图30) 0.01187法兰力矩折减系数 0.1302管板边缘力矩变化系数 0.9722算法兰力矩变化系数 0.8734管管板开孔后面积 al = a - 0.25 npd 22.43e+05mm2板参管板布管区面积 (三角形布管) (正方形布管 ) 2.563e+05mm2数管板布管区当量直径 571.2mm系数 0.6314系系数 0.1719数系数 5