资源描述
摘要
冷凝器它是使用范围很广的一种化工设备，属于换热器一种。本设计任务主要是根据已知条件选择采用固定管板式换热器的设计,固定管板式换热器的优点是锻件使用少，造价低；传热面积比浮头式换热器大20%到30％且旁路渗流小。
本台换热器主要完成的是水蒸气-水之间的热量交换,首先根据给出的设计温度和设计压力来确定设备的结构形式以及壳程和管程的材料，然后根据物料性质和传热面积来确定换热管的材料，尺寸，根数。，设计压力为管程2.31MPa，壳程0.935MPa，工作温度管程50℃，壳程130℃，设计温度管程80℃，壳程140℃，传热面积为256m2，采用Φ25×2.5×3000的无缝钢管换热，则可计算出622根换热管，D=1200mm的圆筒根据换热管的根数确定换热管的排列，并根据换热管的排列和长度来确定筒体直径以及折流板的选择。
通过对容器的内径和内外压的计算来确定壳体和封头的厚度并进行强度校核。然后是对换热器各部件的零部件的强度设计，有法兰的选择和设计计算与校核，钩圈及浮头法兰的设计计算与校核和管子拉脱力的计算。还包括管板的结构设计、防冲挡板、滑道结构的设计以及支座设计。结构设计中的标准件可以参照国家标准根据设计条件直接选取；非标准件，设计完结构后必须进行相应的应力校核。
管板与换热管的连接方式为焊接，因管板上的应力较多，且内外温度有一定的差值，因此，对管板强度的校核是一个重点，也是一个难点..
关键词： 换热器； 强度设计； 结构设计
Abstract
The condenser is a kind of chemical equipment which is widely used, and belongs to a kind of heat exchanger.. The design task is mainly according to the known conditions to choose the design of fixed tube plate heat exchanger, the advantages of fixed tube plate heat exchanger is forging used less, low cost; heat transfer area ratio of floating head type for heat exchanger is 20% to 30% and a bypass flow small.
The heat exchanger is mainly completed is between water vapor and water heat exchange, first of all according to the given design temperature and pressure to determine structure of equipment and the shell side and tube side material, and then according to the nature of the material and the heat transfer area to determine the heat exchange tube materials, dimensions, number of roots. And design pressure for tube side 2.31MPa, shell 0.935MPa, the working temperature of the tube process 50 DEG C, 130 DEG C shell, design temperature tube process at a temperature of 80 DEG C, shell and 140 DEG C, heat transfer area for 256m2. The phi 25 x 2.5 x 3000 seamless steel pipe heat exchanger can be calculated 622 heat exchange tube, D=1200mm cylindrical root according to determine the root number of heat exchange tube heat exchanger tube arrangement and according to the arrangement and length of heat exchange tube to determine cylinder diameter and baffle the choice. Determine the thickness of the shell and the head and carry out the intensity verification by calculating the inner diameter and the internal pressure of the container.. Then the strength design of components of the various components of the heat exchanger, flange design, selection and calculation and checking, hook and loop and floating head flange design calculation and checking of the pipe and pull off force calculation. Also includes a tube plate structure design, anti scour baffle, slideway structure design and the design of support. The standard parts in the structure design can be selected directly according to the national standards; the non standard parts must be checked for the corresponding stress after the design of the structure.
Tube plate and tube heat exchanger and the connection mode of welding, tube plate more stress, and the temperature inside and outside have certain difference. Therefore, on the tube sheet strength check is a key and a difficulties.
Keywords: heat exchanger； strength design； structure design
目 录
第一章传统工艺计算 1
1.1工艺计算 1
1.1.1介质原始数据 1
1.1.2介质定性温度及物性参数 1
1.2 传热量与水蒸汽流量计算 2
1.3 有效平均温差计算 3
1.4管程换热系数计算 4
1.5 管程结构初步设计 5
1.6壳程换热系数计算 5
1.7总传热系数计算 6
1.8管壁温度计算 7
1.9管程压力降计算 8
1.10壳程压力降计算 8
第二章强度计算 11
2.1结构设计说明书 11
2.1.1换热管材料及规格的选择和根数的确定 11
2.1.2布管方式的选择 11
2.1.3筒体内径的确定 11
2.1.4筒体壁厚的确定 12
2.1.5封头形式的确定 12
2.1.6管箱短节壁厚计算 13
2.1.7容器法兰的选择 13
2.1.8管板尺寸的确定及强度计算 14
2.1.9是否安装膨胀节的判定： 26
2.1.10各管孔接管及其法兰的选择： 26
2.1.11设备法兰的选择 30
2.1.12拉杆和定距管的确定 31
2.1.13开孔补强计算： 32
2.2筒体管箱耐压试验的应力校核计算 34
2.2.1筒体核算 34
2.2.2、支座的选择及应力校核 35
2.2.3 耳座的应力校核 36
参考文献 39
致 谢 40
沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 传统工艺计算
第一章传统工艺计算
1.1工艺计算
1.1.1介质原始数据
管程水的进口温度t1′=20℃
管程水的出口温度t1″=90℃
管程水的工作压力
管程水的流量G1=290t/h=290000kg/h
壳程水蒸气的入口温度t2′=170.7℃
壳程水蒸气的出口温度t2″=85℃
壳程水蒸气的入口压力P2=0.85MPa
1.1.2介质定性温度及物性参数
①管程：
管程水定性温度 =（+ ）/2=（20+90）/2=55℃
管程水密度查物性表得=985.75 ㎏/m3
管程水比热查物性表得Cp1=4.176KJ/（Kg﹒K）
管程水导热系数查物性表得λ1=0.648W/（m﹒℃）
管程水粘度μ1=5.064×10-4 Pa·s
管程水普朗特数查物性表得
②壳程：
壳程水蒸汽定性温度：
壳程水蒸汽冷凝点 : ti = t2′=170.7℃
冷却段： =（ti + t2″）/2=（170.7+85）/2=127.85℃
冷凝段：= （t2′+ ti）=（170.7+170.7）/2=170.7℃
壳程水蒸汽密度查物性表得：
冷却段：ρ2=937.8㎏/m3
冷凝段: 2=4.194㎏/ m3
壳程水蒸汽比热查物性表得:
冷却段：Cp2=4.319 KJ/（Kg﹒K）
冷凝段：p2=2.589 KJ/（Kg﹒K）r
壳程水蒸汽导热系数查物性表得：
冷却段：λ2 =0.6878 W/（m﹒K）
冷凝段：λ2′= 0.03218 W/（m﹒K）
壳程水蒸汽粘度：
冷却段：μ2 =217.191×10-6 Pa·s
冷凝段：2=14.619×10-6 Pa·s
壳程水蒸汽普朗特数查物性表得：
冷却段：Pr2 =1.344
冷凝段：r2=1.134
1.2 传热量与水蒸汽流量计算
取定换热效率 ƞ =0.98
则设计传热量 :
= G1×Cp1×(t1″- t1′)×1000/3600=290000×4.176×(90-20)×1000/3600=23.55×106W
由=[r+ Cp2(t2′- t2″)]·ƞ 导出水蒸气流量G2，r为t2′时的汽化潜热，r=2047.1KJ/Kg
水蒸汽流量:
G2= Q0/ ƞ /[r+ Cp2(ti - t2″)]
=23.55×106/0.98/[2047.1×1000+4.319×1000×(170.7-85)]=6.703Kg/s
冷却段传热量：
Q2=G2·Cp2·(ti- t2″)=6.703×4.319×103×(170.7-85)=2481037W
冷凝段传热量:
2= G2·r=6.703×2047.1×1000=13721711.3W
设冷凝段和冷却段分界处的温度为
根据热量衡算 : =
=2·ƞ/ G1/ Cp1+ t1′=13721711.3×0.98×3600/290000/4176+20=59.974℃
1.3 有效平均温差计算
逆流冷却段平均温差:
△tn==85.843℃
逆流冷凝段平均温差:
△tn′==94.923℃
冷却段:
参数:P===0.271
参数:R===2.854
换热器按单壳程 单管程设计则查图 2-6(a)，得:
温差校正系数ϕ =1.0f -
有效平均温差: △tm= ϕ ·△tn=1.0×85.843=85.843℃
- - -
冷凝段：
参数:P===0.265
参数:R===0
换热器按单壳程 单管程设计则查图 2-6(a)，得:
温差校正系数ϕ =1.0
有效平均温差: △tm′= ϕ ·△tn′=1.0×94.923=94.923℃
1.4管程换热系数计算
初选冷却段传热系数:K0′= 820 w/(m·k)
初选冷凝段传热系数: K0″= 1300 w/(m·k)
则初选冷却段传热面积为:F0=Q2·ƞ/( K0′·△tm)= 2481037×0.98/(820×85.843)=46.7688m2
初选冷凝段传热面积为: F0′=2·ƞ/( K0″·△tm′)= 13721711.3×0.98/(1300×94.923)=108.973 m2
选用ϕ25×2.5的无缝钢管做换热管则:
管子外径d0=25 mm
管子内径di=20 mm
管子长度 L=3000 mm
则需要换热管根数:Nt=( F0+ F0′)/( πd0L)=(46.7688+108.973)/(3.14×0.025×3)=661.3
可取换热管根数为 662根
管程流通面积:a1=·π2= ×π×=0.207868
管程流速: W1 == 290000/( 3600×985.75×0.207868 )= 0.093m/s
管程雷诺数:Re1=ρ1w1di/μ1=985.75×0.393×0.02/(5.064×10-4)= 15300.148
则管程冷却段的定性温度:t11=(t3+ t1″)/2=(59.97+90)/2=74.987℃
管程冷却段传热系数:a1′=3605×(1+0.015 t11) W10.8/(100di)^0.2=8077.656
管程冷凝段的定性温度: t12=(t3+t1′)/2=(59.974+20)/2=39.987℃
管程冷凝段传热系数: a1″=3605×(1+0.015 t12) W10.8/(100di)^0.2= 4101.375
1.5 管程结构初步设计
查 GB151—1999知管间距按, 取管间距为：
管束中心排管数为：Nc=1.1=28.3，取30根
则壳体内径:Di=s（Nc-1）+4 d0=1.028
圆整为:
则长径比:==2.5 合理
折流板选择弓形折流板:
弓形折流板的弓高:
折流板间距:B===400㎜取B=400㎜
折流板数量:Nb=-1=-1=6.5 取7块
1.6壳程换热系数计算
壳程流通面积:=0.4×1.2×（1-0.025/0.032）=
壳程流速:
冷却段:w2==6.703/（937.58×0.105）=0.068m/s
冷凝段:2==6.703/（4.194×0.105）=15.22m/s
壳程当量直径:de=（Di2-Ntd02）/（Ntd0）=（-711×）/（711×0.025）=0.056m
① 冷凝段管外壁温度假定值: ℃
膜温:tm=（w+ t2′）/2=（109.6+170.7）/2=140.15℃
膜温下液膜的粘度:μm=195×10-6Pa·s
膜温下液膜的密度:ρm=926.4Kg/m3
膜温下液膜的导热系数为:λm=0.6842/（m﹒℃）
正三角形排列ns=2.080 Nt 0.495=2.080×662 0.495=51.807
冷凝负荷：Γ==6.703/（3×51.807）=0.0431
壳程冷凝段雷诺数:=4Γ/um=4×0.0431/195×10-6=884.1
壳程冷凝段传热系数:
a2″=1.51·（λm3ρmg/μm2）（）=9635.7
② 冷却段管外壁温假定值:℃
冷却段雷诺数：Re==937.8×0.068×0.056/217.191×10-6=16442.405
壁温下水粘度:μw2=298.6×10-6 Pa·s
粘度修正系数:ϕ1=（）0.14=0.956
壳程传热因子查图 2-12 得: 冷却段壳程换热系数:a2′=（λ2/de）·Pr2 ·ϕ1 ·js=（0.6878/0.056）×1.344×0.956×100=1875.29
1.7总传热系数计算
查 GB-1999 第 138 页可知
水蒸汽的侧污垢热阻:r2=8.8×10-5（m2·℃/w）
管程水选用地下水，污垢热阻为:
由于管壁比较薄，所以管壁的热阻可以忽略不计
冷却段总传热系数:
Kj′=1/[1/a2′+r2+r1×d0/di+d0/（a1′×di）]= 731.176
传热面积比为: Kj′/ K0′=1.08(合理)
冷凝段总传热系数:
Kj〞=1/[1/ a2″+r2+r1×d0/di+d0/（a1″×di）]=1385.0607
传热面积比为: Kj〞/ K0〞==1.06（合理）
1.8管壁温度计算
设定冷凝段的长度:
冷却段的长度:
冷却段管外壁热流密度计算:
q2′=Q2ƞ/(Ntπd0 L′)=48859.33w/（m2·℃）
冷却段管外壁温度:
tw′=t2-q2′(1/a2′+r2)=97.496℃
误差校核:e′=tw2- tw′=95-97.496=-2.496℃ 误差不大
冷凝段管外壁热流密度计算:
q2″=2ƞ/( Ntπd0 L″)=（13721711.30.98）/155473.7 w/（6623.140.0252.0424）=126696.88（m2·℃）
冷凝段管外壁温度:
tw″=tm- q2″(1/ a2″+r2)=115.62℃
误差校核:= - tw″=-6.02℃ 误差不大
1.9管程压力降计算
管程水的流速:
u1==290000/（3600985.750.207868）=0.393m/s
管程雷诺准数:Re1=ρ1w1di/μ1=985.750.3930.02/（5.064）=15300.148
程摩擦系数:ξ=0.3164/(Re10.25)=0.02845
压降结垢校正系数:沿程压降:△P1=ξρ1μ12L ϕdi/(2di)=（0.02845985.75）/（2）=454.8Pa
取管程出入口接管内径:d1′=250mm
管程出入口流速:u1′=4G/(3600πd1′2ρ1)=（4290000）/（3600）=1.67m/s
局部压降: △P3=ρ1 u1′2(1+0.5)/2=（985.751.5）/2=2061.99 Pa
管程总压降: △P=△P1＋△P3=454.8＋ 2061.9=2516.7Pa
管程允许压降:
△P < [ △P] 即压降符合要求。
1.10壳程压力降计算
壳程当量直径:De=（Di2-Ntd02）/（Di+Ntd0）=(1.2-662)/(1.2＋)=0.0443m
壳程流通面积:
壳程流速:
冷却段:w2=G2/（ρ2f2）=0.068m/s
冷凝段:2=2/（2f2）=15.22m/s
壳程雷诺数:
壳程冷却段雷诺数:Re=ρ2w2de/μ2=16442.4
壳程冷凝段雷诺数: =4Γ/um=884.1
查表壳程摩擦系数: 冷却段:
冷凝段: ξ2=0.54
壳程粘度修正系数:冷却段φd1=1.0
冷凝段φd2=1.0
管束周边压降:
冷却段管束周边压降:
△Pa=(ρ2w22/2) ·[Di(nb+1)/De]·(ξ1/φd1)=164.45Pa
冷凝段管束周边压降:
△a=(·2/2)·[Di(nb+1)]/De·(ξ2/φd2)=56844.57Pa
导流板压降: △Pb= 0, （无导流板）
查表取壳程压降结垢系数:
冷却段φd0=1.21 冷凝段φd0′=1.11
取壳程进口接管内径:
壳程出口接管内径:d2″=100mm
壳程出口流速:u2″=4G2/(ρ2πd2′2)=0.90m/s
壳程进口流速:u2′=4G2/(πd2′2)=32.6m/s
局部压降:
冷却段
△Pc=[ρ2 u2″2(1+0.5)]/2=569.7Pa
冷凝段△c=[u2′2(1+0.5)]/2=3342.9Pa
壳程总压降:
冷却段壳程总压降:
△ P=△Pa·φd0+△Pb+△Pc=768.7Pa
冷凝段壳程总压降:
△=△a·φd0′+△b+△c=66440.4Pa
壳程允许压降:
△ P < [△P] 即压降符合要求; △ < [△P] 即压降符合要求.
10
沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第二章 强度计算
第二章强度计算
2.1结构设计说明书
2.1.1换热管材料及规格的选择和根数的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源及计算公式
数值
1
换热管材料
16Mn
2
换热管规格
Φ25×2.5×3000
3
传热面积
A
m2
A=Q/Ktm
155.9
4
换热管根数
N
根
N=A/3.14dL
622
2.1.2布管方式的选择
序号
项目
符号
单位
数据来源和数据计算
数值
1
转角正三角形
GB151-1999图11
2
换热管中心距
S
mm
GB151-1999表12
32
3
隔板槽两侧相邻管中心距
Sn
mm
GB151-1999表12
44
2.1.3筒体内径的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
换热管中心距
S
mm
GB151-1999表12
32
2
换热管根数
Nt
根
Nt=A/3.14dL
662
3
管束中心排管根数
Nc
根
Nc=1.1
30
4
换热管外径
d0
mm
25
5
到壳体内壁最短距离
6
布管限定圆直径
mm
1187.5
7
筒体内径
1028
8
实取筒体公称直径
1200
2.1.4筒体壁厚的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
计算压力
Pc
MPa
Pc=1.1P
0.935
2
筒体内径
di
mm
见三-8
1200
3
筒体材料
Q235-B
4
设计温度下筒体材料的许用应力
105
5
焊接接头系数
Φ
0.85
6
筒体设计厚度
6.31
7
腐蚀裕量
C2
mm
1
8
负偏差
C1
mm
0
9
设计厚度
mm
δd=δ+ C2
7.31
10
名义厚度
项目5.3.2
10
2.1.5封头形式的确定
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
封头内径
Di
mm
1200
2
计算压力
Pc
MPa
Pc=1.1P
0.935
3
焊接接头系数
Φ
0.85
4
设计温度下许用压力
项目5.3.2
105
5
标准椭圆封头计算厚度
δ
mm
δ=PcDi/（2[σ]tΦ-0.5Pc）
5.35
6
腐蚀裕量
C2
mm
1
7
负偏差
C1
mm
0
8
设计厚度
δd
mm
δd=δ+C2
6.35
9
名义厚度
项目5.3.2
10
10
直边高度
h
mm
JB/T4737-95
25
2.1.6管箱短节壁厚计算
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
计算压力
Pc
MPa
Pc=1.1P
2.31
2
管箱内径
di
mm
1200
3
管箱材料
16Mn
4
设计温度下许用应力
170
5
管箱计算厚度
9.7
6
焊接接头系数
Φ
mm
0.85
7
腐蚀裕量
C2
mm
1
8
负偏差
C1
mm
0
9
设计厚度
δd
mm
δd=δ+ C2
10.7
10
名义厚度
δn
GB151项目5.3.2
12
2.1.7容器法兰的选择
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
法兰类型
乙型平焊法兰JB/T4702-2000
PN=2.5MPa
2
法兰外径
d0
JB/T4702-2000
1395
3
螺栓中心圆直径
JB/T4703-2000
1340
4
法兰公称直径
JB/T4703-2000
1200
5
法兰材料
16MnR
6
垫片类型
JB/T4703-2000
非金属软垫片
7
垫片材料
GB/T3985-1995
8
垫片公称直径
JB/T4704-2000
1200
9
垫片外径
JB/T4704-2000
1277
10
垫片内径
JB/T4704-2000
1227
11
法兰厚度
δ
JB/T4704-2000
84
12
垫片厚度
δ1
JB/T4704-2000
3
13
螺栓规格及数量
2×48×M27
2.1.8管板尺寸的确定及强度计算
本设计为管板延长部分兼作法兰的形式，即项目5.7中，图18所示e型连接方式的管板。
A、确定壳程圆筒、管箱圆筒、管箱法兰、换热管等元件结构尺寸及管板的布管方式；以上项目的确定见项目一至七。
B、计算A、As、na、Kt、[σ]cr、Ac、Dt、λ、Q、εs、β、εt、Pt；
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
备注
1
筒体内径
di
1200
2
筒体内径横截面积
1130400
3
筒体厚度
δs
14
4
圆筒内壳壁金属截面积
53367.44
5
管子金属总截面积
mm2
11.69
6
换热管根数
n
662
7
换热管外径
d
mm
25
8
换热管壁厚
δt
mm
2.5
9
换热管材料的弹性模量
表F5
196000
10
换热管有效长度
L
mm
2950
11
沿一侧的排管数
n ′
21
12
布管区内未能被管支撑的面积
14594
13
管板布管区面积
601645
14
管板布管区当量直径
Dt
mm
Dt=
875.5
15
换热管中心距
S
mm
32
16
隔板槽两侧相邻管中心距
0
17
管板布管内开孔后的面积
A1
mm2
A1= At -nπd2/4
805606
18
系数
λ
λ=A1/A
0.71
19
壳体不带膨胀节时换热管束与圆筒刚度比
2.56
20
壳程圆筒材料的弹性模量
表F5
190000
21
系数
β
β=na/A1
0.1451
22
系数
=0.4+0.6（1+Q）/λ
3.408
23
系数
4.91
24
管板布管区当量直径与壳程圆筒内径比
0.73
25
管子受压失稳当量长度
mm
图32
258
26
设计温度下管子受屈服强度
表F2
168
C、对于延长部分兼作法兰的管板，计算和
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
垫片接触宽度
表9-1
25
2
垫片基本密度宽度
Bo
mm
Bo=N/2
12.5
3
垫片比压力
表9-2
11
4
垫片系数
m
2.0
5
垫片有效密封宽度
b
mm
B=2.53
9
6
垫片压紧力作用中心圆直径
mm
1209
7
预紧状态下需要的最小螺栓载荷
N
375829.74
8
操作状态下需要的最小螺栓载荷
N
2949353
9
常温下螺栓材料的许用应力
MPa
表F4
258
10
预紧状态下需要的最小螺栓面积
mm2
1456.7
11
操作状态下需要的最小螺栓面积
mm2
11431.6
12
需要螺栓总截面积
mm2
11431.6
13
法兰螺栓的中心圆直径
db
mm
1340
14
法兰中心至Fc作用处的径向距离
mm
65.6
15
基本法兰力矩
N．mm
1.9×108
16
筒体厚度
δ0
mm
14
17
法兰颈部大端有效厚度
mm
24.5
18
螺栓中心至法兰颈部与法兰背面交的径向距离
mm
45.5
19
螺栓中心处至FT作用位置处的径向距离
mm
67.75
20
螺栓中心距FD作用处的径向距离
mm
70
21
作用于法兰内径截面上的流体压力引起的轴向力
N
1056924
22
流体压力引起的总轴向力与作用于法兰内径截面上的流体压力引起的轴向力差
N
1593615.241
23
操作状态下需要的最小垫片压力
N
286997.256
24
法兰操作力矩
N．mm
1.34×108
D、假定管板的计算厚度为δ，然后按结构要求确定壳体法兰厚度，计算K，k、和Kf。
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
布管区当量直径与壳程圆筒内径之比
0.73
2
系数
(P31)表22
0.2614
3
管板材料
16Mn
4
设计温度下管板材料许用应力
MPa
（P15）
170
5
管板刚度削弱系数
η
GB151-1999
0.4
6
壳程设计压力
Ps
MPa
0.935
7
管程设计压力
Pt
MPa
2.31
8
管板设计压力
Pd
MPa
Max{︱Pt -Pt︱，︱Pt︱，
︱Ps︱}
2.31
9
管板厚度
δ
δ=0.82Dg
192.6
10
换热管加强系数
7.8
11
管板周边布管区的无量纲参数
k
k=K×（1-ρt）
2.106
12
换热管材料弹性模量
MPa
表F5
196×103
13
管束模数
Kt
MPa
Kt=Et×na/（L×Di）
6364
14
壳体法兰材料弹性模量
MPa
表F5
190×103
15
壳体圆筒材料弹性模量
表F5
190×103
16
壳体法兰宽度
mm
97.5
17
系数
图26
0.0006
18
壳体法兰与圆筒的选装刚度
MPa
9.5
19
旋转刚度无量纲参数
0.0012
E、 由GB151-1999 P51图27按照K和Kf~查m1，并计算Φ值，由图29按照K和Kf~查G2值
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
管板第一矩系数
m1
GB151-1999图27
0.3
2
系数
Φ
Φ=m1/（K×Kf~）
32.5
3
系数
G2
GB151-1999图29
4.6
F、计算M1，由图30按照K和Q查G3，计算§，△M′、△Mf′。
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
1
管箱法兰材料的弹性模量
MPa
表F5
196×103
2
管箱法兰厚度
δf″
mm
JB/T4702-2000
32
3
系数
ω″
GB151-1999图26
0.0006
4
管箱圆筒与法兰的旋转刚度参数
=
10.2
5
系数
G3
GB151-1999图30
8.4×10-4
6
系数
§
§= /（+G3）
0.59
7
管板边缘力矩的变化系数
0.657
8
法兰力矩变化系数
=×/ Kf″
0.612
9
管板第二弯矩系数
图28（a）
2.04
G、按课程设计压力，而管程设计压力，膨胀变形差，法兰力矩的的危险组合（项目5.7.3.2分别讨论）
a、只有壳程设计压力，而管程设计压力，不计膨胀节变形差（即）。
序号
项目
符号
单位
数据来源和计算公式
数值
备注
1
当量压力组合
Pc
MPa
Pc=Ps
2.31
2
系数
∑s
∑s=0.4+0.6（1+Q）/0.75
3.008
3
有效压力组合
MPa
28.53
4
基本法兰力矩系数
0.0069
5
管程压力下的法兰力矩系数
=4Mp/
0.0049
6
法兰力矩折减系数
0.0085
7
管板边缘力矩系数
0.0125
8
管板边缘剪切系数
v
v= ×Φ
0.406
9
管板总弯矩系数
m
m=（m1+v×m2）/（1+v）
0.802
10
系数
0.341
11
系数
0.123
12
系数
G1
G1=max{Gle，Gli}
13
壳体法兰力矩系数
-0.00113
14
管板径向应力系数
=
0.0175
15
管板的径向应力
34.4
≤1.5[σ]tr
16
管板布管区周边外径向的应力系数
0.0158
17
管板布管区周边外径向的应力
45.55
≤1.5[σ]tr
18
管板布管区周边剪切应力系数
=（1+v）/4（Q+G2）
0.0657
19
管板布管区周边的剪切应力
MPa
×Pa×（λ/μ）×（Dt/δ）
15.12
≤0.5[σ]tr
20
法兰的外径与内径之比
K
K=D0/Di
1.16
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