3-2反应器设计说明书

扬子石化年产10万吨甲基丙烯酸甲酯项目 反应器设计说明书 浙江工业大学A4团队目录第一章 概述1第二章 主要反应机理及动力学22.1反应机理22.2动力学方程3第三章 催化剂特征、失活及再生方法83.1催化剂特性83.2催化剂失活83.2.1 催化剂结焦83.2.2 催化剂烧结93.2.3催化剂化学形态及化学组成变化103.2.4 催化剂活性103.2.5 永久性失活103.3催化剂的再生方法113.3.1干空气吹扫113.3.2高温还原法11第四章 反应器设计思路说明124.1反应器类型选择124.1.1反应器概述124.1.2 流化床概述144.1.3本厂反应器选择154.2 反应器模拟模型构建164.2.1 模型描述164.2.2晕相流动模型方程174.2.3质平衡方程184.3工艺条件的选择184.3.1反应温度194.3.2反应压力194.3.3反应器体积214.4反应器设计条件214.4.1工艺参数214.4.2 设备条件图234.5 甲基丙烯醛合成反应器结构参数设计234.6撤热系统设计284.6.1热负荷Q284.6.2总传热系数K294.6.3传热温差304.6.4换热面积A30第五章 反应器内部结构设计315.1气体分布器315.1.1压降和开孔率325.1.2孔数和孔径的确定335.1.3缝隙高度335.1.4风帽中心距345.2旋风分离器345.3接管设计365.3.1原料气进料口365.3.2催化剂固体进料口375.3.3气体出料口375.3.4人孔37第六章 控制系统38第七章 强度校核397.1材料的选择397.2筒体壁厚计算397.2.1扩大段壳体厚度397.2.2过渡段筒体厚度397.2.3反应段筒体407.2.4封头的设计417.3 反应器强度校核41 浙江工业大学A4团队 3/3第一章 概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的催化剂装置，是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多，机理各异，为了适应不同反应的需要，化学反应器的类型和结构也必然差异很大。反应器的性能优良与否，不仅直接影响化学反应本身，而且影响原料的预处理和产物的分离效果，因而反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素应该是多方面的。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方式，然后根据反应和物料的特点，在反应器设计时，除了通常说的要符合“合理、先进、安全、经济”的原则，在落实到具体问题时，要考虑到下列的设计要点： 保证物料转化率和反应时间； 满足物料和反应的热传递要求； 注意材质选用和机械加工要求。反应器的设计主要内容包括： 反应器选型； 确定合适的工艺条件； 确定实现这些工艺条件所需的技术措施； 确定反应器的结构尺寸； 确定必要的控制手段。本项目主要涉及到的反应器有异丁烯水合反应器、叔丁醇脱水反应器、甲基丙烯醛合成反应器、甲基丙烯酸甲酯合成反应器，下面对其核心设备甲基丙烯醛合成反应器进行结构选型设计，并根据该反应的反应（动力学、热力学）和物料、催化剂等方面的特点，计算所需的加料速度、操作条件（温度、压力、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的尺寸，同时还应该考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。 浙江工业大学A4团队 49/47第二章 主要反应机理及动力学该反应器主要针对的是异丁烯气相氧化生成甲基丙烯醛，该反应包含了复杂的平行和串联反应，形成了复杂的反应网络。简化可得，异丁烯第一步发生氧化反应生成甲基丙烯醛，同时自身可被深度氧化为CO、CO2，第二步反应为第一步生成的甲基丙烯醛被深度氧化为CO、CO2。具体反应方程式如下：2.1反应机理（1） 异丁烯分子旋转至与吸附和脱氢位相匹配的构型；（2） 异丁烯吸附并脱氢形成烯丙基中间体；（3） 烯丙基中间体脱氢和插入晶格氧；（4） 甲基丙烯醛和水的脱附，还原后的金属重新被氧化；（5） 催化剂的复原。催化剂作用下的各步反应机理：2.2动力学方程关于异丁烯气相氧化制备甲基丙烯醛的动力学已经有较多报道。这些文献的报道大部分集中在中国科学院过程研究所的张锁江教授课题组以及天津大学汪宝合教授课题组，主要研究的是甲基丙烯醛氧化制备甲基丙烯酸酯的动力学，对异丁烯氧化制备甲基丙烯醛研究较少，且文献提出的动力学形式各不相同，并且对该反应的本征动力学研究还不够深入。乌克兰利沃夫理工大学的Vyacheslav Zhyznevskiy和 Volodymr Gumenetskiy教授等研究了异丁烯气相氧化制备甲基丙烯醛反应中所涉及的各步反应的动力学模型及参数。参考Mars-van-Krevelen mechanism反应机理提出了吸附态异丁烯和氧气反应的反应机理，实验在脉冲反应器中进行，实验前消除了内外扩散的影响，同时实验中反应量较少，热效应可忽略不计，实验能够较好地揭示反应的本征动力学规律。提出了本征动力学方程为：单位：符号意义：MA：甲基丙烯醛C4H6Oi-C4H8：异丁烯C4H8整理得到最终动力学数据方程方应项动力学因子活化能吸附项：对于 推动力项：Forward reactionComponentExponenti-C4H81O21吸收项：Adsorption expression exponent1ComponentTerm no.1Term no.2Term no.3i-C4H8010O2001Term no.123Coefficient A-10000005.62734.2199Coefficient B0-3488.1-22973.3Coefficient C000Coefficient D000对于 推动力项：Forward reactionComponentExponenti-C4H81O21吸收项：Adsorption expression exponent1ComponentTerm no.1Term no.2i-C4H801Term no.12Coefficient A0-3.270169Coefficient B0-6855.9Coefficient C00Coefficient D00对于 推动力项：Forward reactionComponentExponentC4H6O1O21吸收项：Adsorption expression exponent1ComponentTerm no.1Term no.2C4H6O01Term no.12Coefficient A00.6471Coefficient B0-4209.77Coefficient C00Coefficient D00对于 推动力项：Forward reactionComponentExponenti-C4H81O21吸收项：Adsorption expression exponent1ComponentTerm no.1Term no.2i-C4H801Term no.12Coefficient A0-1.23787Coefficient B0-5532.84Coefficient C00Coefficient D00对于 推动力项：Forward reactionComponentExponentC4H6O1O21吸收项：Adsorption expression exponent1ComponentTerm no.1Term no.2C4H6O01Term no.12Coefficient A0-2.79034Coefficient B0-6615.35Coefficient C00Coefficient D00第三章 催化剂特征、失活及再生方法3.1催化剂特性本反应选择具有微孔结构的Mo-Bi型复合氧化物催化剂，以SiO2为载体，金属氧化物三氧化钼为活性中心。且催化剂可通过压制粘合技术制成条状或球状等形状不同大小不同的晶粒。本反应选用尺寸为的球状催化剂颗粒，堆密度为0.9g/cm3。3.2催化剂失活根据研究，现在普遍认同的Mo-Bi型复合氧化物催化剂失活原因分为暂时性失活和永久性失活。暂时性失活是随着反应进行的，在该反应体系中，造成催化剂暂时性失活的原因有三个，结焦、烧结和化学形态及化学组成变化失活。3.2.1 催化剂结焦催化剂积碳的原因是不饱和烃在强烈脱氢条件下，经脱氢-聚合而形成了不挥发性高聚物，它们进一步脱氢而形成氢含量很低的焦类物质，逐渐沉积在催化剂表面，减少了可利用表面积，引起催化剂活性降低。积碳反应通常用以下方式解释：1、烯烃的聚合，大分子的沉积产生的多环芳香烃：这一系列的副反应都是在催化剂的微孔中以及表面进行，而生成的碳由于不能从催化剂的微孔中释放出来，堵塞了催化剂微孔，使活性位减少，催化剂逐渐失活。催化剂的积碳基本由不饱和烃脱氢造成。Nam和Kittrell教授第一次提出了单层-多层积碳结焦模型并解释了其机理，积碳的速率是表面（单层）积碳与多层积碳的速率之和：其中Cm与CM分别为催化剂单层和多层的焦炭浓度。单层表面生长速率是表面未结焦活性位点分率的函数。动力学方程的反应级数为2：其中Cmax是催化剂表面的最大结焦浓度。单层结焦浓度随时间变化为：其中k1c为单层结焦的动力学常数。一旦单层上有焦炭形成，多层上的结焦立刻开始，并且生长速率是表面结焦浓度的函数。多层生长为零级反应，其浓度随时间的表达式为：其中k2c为多层结焦的动力学常数，单层（i=1）和多层（i=2）结焦动力学常数都适用于阿伦尼乌斯参数表达式：根据以上动力学方程推测，结焦反应在开始初期迅速增长，随后以缓和的直线增长。因此，根据单层-多层积碳模型推导出由于积碳造成的催化剂失活因子为：其中为失活模型的参数，和由阿伦尼乌斯方程给出，为常数。3.2.2 催化剂烧结催化剂烧结指的是由于催化剂主体以及表面的晶体生长，而造成的催化剂活性位丢失。氧化性气体的存在能起到消碳作用，但同时会造成催化剂烧结。烧结现象伴随着复杂的物理及化学现象，其机理较为复杂，目前的了解还不够深入。根据实验观察得出烧结现象对温度十分敏感，同时也受气体氛围的影响。小颗粒金属烧结机理是表面传质，或者在较高温度下大块团聚物的移动性。催化剂烧结模型的经验方程如下：其中由阿仑尼乌斯方程给出，为烧结常数，为氧化性气体存在下的烧结促进因子，其经验关系式如下：3.2.3催化剂化学形态及化学组成变化1、反应过程中催化剂中Mo元素因局部不正常高温以三氧化钼形式升华以及与水蒸气作业生成钼酸而损失，破坏了催化剂中各元素的最佳配比。2、三价铁离子随着反应的进行逐渐还原成二价铁离子，降低了催化剂中电子的传导作用。3、催化剂中活性相结构随反应的进行发生了改变，主要是转化成，而后者由于选择性较低从而使催化剂性能变差。3.2.4 催化剂活性催化剂活性表达式为：假设初始的催化剂活性因子为1。在修正主反应以及副反应的速率方程时，只需在速率方程乘上催化剂活性因子。3.2.5 永久性失活工业上使用的Mo-Bi复合型氧化物催化剂经常处于氧化和还原状态，这极大影响了催化剂的物理化学结构，最终导致催化剂失活。首先，随着反应时间的增加、反应温度的升高和还原-脱氢-再生循环次数的增加，催化剂的比表面积减少。此外，催化剂中活性组分Mo元素也会因升华而逐渐损失。因此催化剂永久性失活，需要更换。3.3催化剂的再生方法3.3.1干空气吹扫对结焦催化剂的烧焦主要采用干空气吹扫的方法，并分成三个阶段：360干空气吹三天；400约半天；450吹扫到CO2含量降到0.20，共8天。3.3.2高温还原法对氧化钼在高温下与水汽结合，以的形式升华而造成的催化剂活性下降，可以通过380540高温，在一还原性氛围中加热一定时间，通过热扩散，将催化剂体内钼迁移到催化剂的表面，达到再生目的。第四章 反应器设计思路说明4.1反应器类型选择4.1.1反应器概述反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。表4-1部分反应器特性型式通用的反应优缺点管式气相、液相返混小、所需反应器容积较小、比传热面大；但对慢速反应，管要很长，压降大釜式液相、液-液相、液-固相适用性大、操作弹性大、连续操作时温度、浓度容易控制、产品质量均一，但高转化率时，反应容积大固定床气-固（催化或非催化）相返混小、高转化率时催化剂用量少，催化剂不易磨损；传热控温不易、催化剂装卸麻烦流化床气-固（催化或非催化）相、特别是催化剂失活很快的反应传热好、温度均匀、易控制、催化剂有效系数大；粒子输送容易、但磨耗大；窗内返混大，对高转化率不利，操作条件限制较大移动床气-固（催化或非催化）相、催化剂需要不断再生的反应传热好、反应连续、返混小、催化剂不断循环再生；控制固体均匀下移比较困难，可能发生“贴壁”和“空腔”现象本反应器主要针对的是叔丁醇气相脱水后的异丁烯气体和空气中的氧气生产甲基丙烯醛的反应。中国科学院过程研究所的张锁江课题组对该反应进行研究，研究反应条件对反应的影响，以下为反应条件对反应转化率、选择性影响图。其他课题组如天津大学汪宝合教授课题组也对该反应进行，也得到类似的结果。图4-1反应温度对选择性、转化率影响由研究结果可知，该反应的高效温度在380左右，反应压力在1.7bar。该反应器设计的三个主要的难点也是这个反应最大的特点：（1）反应速率、选择性易受温度影响。反应为强放热反应，催化剂活性温度范围较窄，反应器内温度较低会导致反应速率过低；温度过高虽然有利于加快反应速率，但过高的温度会导致反应物的深度氧化，对甲基丙烯醛的选择性也产生影响。图4-2催化剂稳定性（2）催化剂容易结焦失活,。连续工业化不允许频繁停车来更换催化剂，否则会导致产品质量的不稳定以及额外的能量与原料消耗。图4-3 反应器床层温度分布（3）现有反应器反应体系不稳定，不利于放大设计。中试反应器采用列管式固定床反应器，虽然很好地解决了撤热问题，但由于采用了高压蒸汽撤热，高压蒸汽由于压力、流量、温度的扰动容易造成反应床层热点温度漂移，进而导致反应体系不稳定，不利于反应器的放大设计。针对上述的反应特点，本项目创新地设计了流化床反应器。该反应器实现了沿程移热功能，使反应体系温度保持在380的高效低副产反应温度范围，同时通过精密的控制系统，以及高效的催化剂再生方法，不但解决了催化剂失活问题，而且生产能力大、生产效率高，实现了生产过程连续化。4.1.2 流化床概述当气体或液体流过固体粒子时，固体粒子像流体一样进行流动，这种现象称为固体流态化，简称流化。应用流态化技术进行化学反应的装置叫做流化反应器。流化床作为一种有效的反应器己被广泛地应用于催化反应、气固非催化反应、液-固和气-液-固反应以及物理操作过程。在流化床反应器内，由于固体小颗粒被气体或液体吹起，固体颗粒呈悬浮状态，可作上下左右剧烈运动，犹如沸腾的液体。与其它类型的反应器相比，流化床反应器有如下优点：（1）从对催化剂的要求来看，流化应采用小颗粒且粒度范围较宽的催化剂，可以消除内扩散阻力，催化剂的效能得到充分发挥。（2）传热上看，由于流化床可采用小颗粒催化剂(一般为0.01-0.5mm)，所以流体与催化剂颗粒的传热面积很大，加之催化剂颗粒的快速循环，使得催化剂之间，床层与反应器周壁以及床层内之间的给热系数增大。因此流化床反应器可以及时传递外部需要的大量热量，使整个床层在近于等温条件下操作，易于控制。（3）从传质上看，由于催化剂颗粒与流体处于运动状态，其间的相界面不断更新，故传质系数较大，加之催化剂颗粒较小，每单位溶剂催化剂的表面积大，相接触面积大，即传质面积大，因此有利于传质。（4）从操作看，由于催化剂颗粒处于稳定的流动状态，所以采用循环流化床催化剂可以连续装入和卸出，对于催化剂易失活反应，可使反应过程和催化剂再生过程连续化。（5）从生产规模上看，流化床传热传质性能好，设备结构简单，适用于大型化生产。但流化床也有一些缺点：（1）流体返混严重。由于催化剂颗粒与流体的返混，特别对于简单流化床来说，使得床内流体浓度接近出口浓度，即床内轴向无浓度差，其流动模型接近于理论返混，从而降低了反应推动，促进了副反应，使得反应收率低于固定床反应器。（2）气流状况不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固接触效率不够有效。（3）由于催化剂颗粒间的相互剧烈碰撞，催化剂颗粒与器壁、内构件的磨擦，造成催化剂破碎增大，需设置旋风分离器等粒子回收系统，且对催化剂的耐磨性提出了较高的要求。（4）由于催化剂颗粒与设备的剧烈碰撞，易造成反应设备及管道的磨损，增大了设备消耗。4.1.3本厂反应器选择由于流化床反应器具有以上的优缺点，因此，流化床反应器一般适用于热效应大的放热或吸热反应过程，要求有均一催化反应温度并需要对反应温度精密控制。不适用于要求催化剂床层有温度分布的反应过程。异丁烯气相氧化生成甲基丙烯醛反应完全适用于流化床。流化床反应器是甲基丙烯醛生产工艺中的关键设备，其性能是否良好由以下三个因素所决定，为了得到高收率的甲基丙烯醛并充分发挥出催化剂固有特点，这三个因素缺一不可：（1）有一种适用于流化要求的催化剂：催化剂应有适当的活性和较高的选择性，良好的物理特性，包括合适的粒度分布，较大的比表面积，较好的耐磨性和热稳定性，流动性良好、粘性低。本项目采用的具有微孔结构的Mo-Bi型复合氧化物催化剂符合以上要求。（2）最佳的反应器运转条件：包括开车投料程序、反应温度、压力、催化剂负荷、线速、进料比等。（3）有良好的流化床反应器内部结构的设计，包括分布器，分布板的设计，异丁烯和空气分布器上喷嘴结构，旋风分离器的设计，换热管在床内的布置等。4.2 反应器模拟模型构建4.2.1 模型描述根据秦霁光的晕相流动物理模型可知，他立足于两相理论基础上，经过分析对此模型进行假设：（1）整个流化床可分为两相，一相为晕相，包括气泡以及围绕气泡的气泡晕，另一相为乳相，它包括除晕相以外的所有床层。（2）进入流化床的流体全部以活塞流状态呈晕相通过床层，乳相中无气体通过，并呈全混状态。此外，在晕相和乳相之间还连续的进行气体交换。（3）流化床中气泡的行为，可用一当量气泡来表示，且此气泡的直径等于沿床高气泡直径积分的平均值。对于每个包括气泡的气泡晕来说，气体完全混合。同时流化床中气泡群的上升速度与单一气泡的上升速度相同。基于这些假设，所得出的流化床反应器的简化物理模型如下图：图4-4 流化床反应器的晕相流动模型4.2.2晕相流动模型方程对于一级反应，任意高度h处晕相的物料平衡为：ucdCCdh+QXCC-CE+KCCC=0对于乳相，因其完全混合，故可对整个床高H做物料平衡：CEQXACAE0HCCdh+KCEH=0而对于有垂直内构件的流动床模型，我们利用Kunii和Kato的研究了解到，其对之前的模型又进行了假设：（1）换热管下的床层中，可以只考虑一个等效柱的行为，单个等效柱中的流动和反应状况能够反映换热器以下整个床层的内部情况。每个等效柱内分为两相，乳相和晕相，晕相为平推流，乳相看成是多个全混釜串联，每个全混单元的高度约等于气泡大小。等效柱内气泡大小均一，取为气泡沿换热器高度积分的平均值。（2）换热管以上的床层假设为自由湍动床，气泡的平均直径可以按照气泡长大公式计算，同样处理为晕相和乳相，晕相为平推流，整个乳相看成一个全混单元。（3）稀相段为拟均相一维平推流。4.2.3质平衡方程根据以上假设，我们把流动床分为三段，第一段为换热器以下密相段；第二段为换热器以上的密相段；第三段是稀相段。关于组分i的物料衡算方程如下：密相段：在床高h处的晕相有：（UCCCiAC）hdh+QXiCCi-CEiACdh+VC-VbVC1-EmfACdhp-rCi=0此处：VCVb=+0.17-1如果用组分i的分压表示，则上式可以改写为：UCdPCidh+QXiPCi-PEi+1.17+0.17(1-E_mf ) _p (-r_Ci )RT=0对于乳相中的第j个全混单元：hj-1hjQXijCEij-CCijACdh+1-EmfAEHqp-rEi=0由于，UCAC=U0A，AC+AE=A可以把上式改写为：PEijQXijHqU0UC-U0-QXijU0UC-U0hj-1hjPCijdh+Hq1-Emfp-rEijRT=0稀相段：-N0PiPhdh=AXdhFUP-ri-dPidh=-riPN0AXFUP4.3工艺条件的选择异丁烯气相氧化生成甲基丙烯醛工艺属于气固相催化反应，除催化剂的影响外，工艺条件也会对异丁烯转化率和甲基丙烯醛收率产生较大影响。4.3.1反应温度根据Aspen Plus做异丁烯的转化率，甲基丙烯醛的选择性对反应温度灵敏度分析，设置温度范围为350400，可得到分析结果如图所示：图4-5 反应温度与异丁烯转化率、甲基丙烯醛选择性的关系根据反应机理及图4-5，随着反应温度的升高，异丁烯的转化率增大，甲基丙烯醛的先上升后下降。显然，反应温度的增加有利于提高反应的速率，增加异丁烯的转化率；另一方面，温度升高，使得异丁烯在流化床的下部很快就达到了较高的转化率，在流化床的上段床层，由于甲基丙烯醛是中间产物，使得甲基丙烯醛进一步反应，造成深度氧化，而对于异丁烯氧化反应，其副反应的活化能都较高，温度升高有利于COx的生成，所以温度升高，甲基丙烯醛的选择性下降，单程收率下降。由图4-5可知，在反应温度350430，异丁烯的转化率和甲基丙烯醛的选择性均较高，催化剂在该范围内现出优良的催化活性。随着温度的上升，异丁烯的转化率逐渐上升，而甲基丙烯醛的选择性先上升后下降，综合文献给出的温度优化条件，选取反应温度为380。4.3.2反应压力根据Aspen Plus做异丁烯的转化率，甲基丙烯醛的选择性对反应压力灵敏度分析，设置压力范围为1.0-2.5bar，可得到分析结果如果所示：图4-6 反应压力与异丁烯转化率、甲基丙烯醛选择性的关系根据机理可知，随着反应压力的增加，异丁烯的转化率有所增加，甲基丙烯醛的选择性下降；COx的收率增加。操作压力升高时，反应物浓度增加，加速了异丁烯氧化反应，使得异丁烯在反应器的下部就获得较高的转化率，导致反应器上部中间产物异丁烯的深度氧化，产生深度氧化副产物；此外，操作压力增加时，反应器内的表观气速减小，气体停留时间增加，加深了异丁烯的反应程度，也由于停留时间的变长，使中间产物有更多的机会深度氧化，生成其他副产物。由图4-6可知，随着反应压力的增加， 异丁烯的转化率逐渐升高，甲基丙烯醛的选择性逐渐降低。所以反应压力应尽可能选择较低水平，但是考虑到流化床反应器的压降，若反应进口气体的压力太小，流经反应器出口的气体由于压降而降低至负压，这样就需要后置设备进行抽气，增加了设备的负担以及操作的复杂性。因此，考虑反应的压降以及维持出口气体的正压，选择反应器压力为1.7bar。4.3.3反应器体积根据Aspen Plus做异丁烯的转化率，甲基丙烯醛的选择性对反应体积灵敏度分析，设置体积范围为5580cum，反应器横截面积为得到分析结果如果所示：图4-7 反应器体积与异丁烯转化率、甲基丙烯醛选择性的关系由图4-7可知，随着反应体积的增加，异丁烯的转化率增加，甲基丙烯醛的选择性降低。但是变化量非常小，可忽略反应体积对其的影响。因此选定流化床反应器体积为69.7m3。4.4反应器设计条件4.4.1工艺参数通过Aspen Plus对反应器进行模拟得反应器进出物流信息表：表4-2反应物进出物流信息表反应器进口反应器出口介质名称异丁烯原料气甲基丙烯醛出料气温度（）380380压力（bar）1.71.7气相分率11摩尔流量（kmol/h）2198.1142230.719质量流量（kg/h）61225.6861225.68体积流量（m3/h）70174.8571232.57焓值（Gcal/h）-26.28595-47.57486摩尔分率H2O0.2570.347ISOBUTEN0.065197 PPMO20.1420.033N20.5350.527MAL00.054CO00.01CO200.029ISOBUTAN11ppb10 ppbN-BUT-012ppm355 ppm1-BUT-0154ppm53 ppmCIS-2-01130ppm128 ppmTRANS-01133 ppm131 ppm1:3-B-01605ppb597 ppb表4-3 设计条件一览表项目甲基丙烯醛合成反应器设计温度/400设计压力/MPa0.19通过Aspen Plus灵敏度分析得到反应器内催化剂体积VR为69.7m3,进入反应器的进料体积流量V0为70174.85m3/h。空速：停留时间：4.4.2 设备条件图图4-8 设备条件图4.5 甲基丙烯醛合成反应器结构参数设计通过Aspen物性模拟可得到该混合气体的相关物性数据：密度g= 0.8724732kg/m3粘度g= 0.0303404cP由相关文献可查得流化床起始流化速度的计算式为：对于小颗粒，Re1.580mm，在400，查图GB150-2011，Q=4.2锥壳大端：假设壁厚为1.580mm，在400，查GB150-2011表5-6，K=0.925，f=0.666过渡段锥壳厚度封头锥壳：假设壁厚1.580mm，在400下，过渡段筒体厚度：过渡段筒体厚度计算厚度取上述三者之最大值，7.2.3反应段筒体选取S30408，设计温度400，设计压力为0.19MPa。焊接方式为双面焊对接接头，100%无损探伤，焊接系数取为1。假设壁厚1.580mm，在400下，名义厚度为8mm。7.2.4封头的设计上封头选择标准椭圆封头，材料为S30408，设计压力为0.19MPa，假设壁厚在1.580mm之间,400时：下封头与过渡段筒体计算方法一致，求得名义厚度为20mm7.3 反应器强度校核表7-1扩大段内筒体内压计算计算单位浙江工业大学 A4计算所依据的标准GB 150.3-2011 计算条件筒体简图计算压力 pc 0.19MPa设计温度 t 400.00 C内径 Di 6000.00mm材料 S30408 ( 板材 )试验温度许用应力 s 137.00MPa设计温度许用应力 st 111.00MPa试验温度下屈服点 ss 205.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 1.00厚度及重量计算计算厚度 d = = 5.14mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 5.70mm名义厚度 dn = 8.00mm重量 3555.83K