3-2反应器设计说明书

镇海炼化5.2万吨/年甲基丙烯酸甲酯生产项目反应器设计说明书目 录第一章 列管式固定床反应器41.1 设计目标41.2 反应器介绍41.2.1 固定床反应器51.3 反应器选型61.4 反应催化剂71.5 反应机理71.6 反应动力学方程81.7 反应条件的选择91.7.1 温度91.7.2压力及进料组成101.8 反应器模拟数据101.9 催化剂床层体积111.10 列管设计121.10.1 列管数目及排列121.11 反应器设计121.11.1 换热面积核算141.12 设备尺寸141.12.1 筒体141.12.2 封头151.12.3 反应器总高度151.12.4 人孔161.12.5 接管161.12.6 公用工程进出口161.13 操作方式设计171.14 冷的选取181.14.1 温差流量控制181.14.2 反应热利用191.15 气体分布器191.16 压降核算201.17 裙座设计211.18 反应器机械强度校核21第二章 浆态床环流反应器312.1 反应器介绍312.2 工艺条件的选择322.2.1 醇醛比322.2.2 反应液PH322.2.3 催化剂用量332.2.4 反应温度332.2.5 反应压力342.3 物料衡算342.4 反应器尺寸设计372.4.1 反应器体积372.4.2 外筒直径382.4.3内筒直径382.4.4 气泡脱除区直径382.4.5 变径段高度392.4.6 气液分离区筒体高度392.4.7 下部筒体高度392.4.8 封头设计402.4.9 筒体总高度402.4.10 筒体厚度412.5 反应器持液量及气液相停留时间412.5.1 反应塔段的持液量412.5.2 反应器气液相停留时间412.6 内部构件设计412.6.1 丝网除沫器412.6.2 下降管直管段高度422.6.3 过滤组件设计432.6.4 锥形挡板设计442.6.5 气体分布器452.7 工艺接管的设计452.8 盘管换热462.8.1 冷却水的流量462.8.2冷却水一侧传热系数462.8.3反应物料一侧传热系数472.8.4传热验算472.9 反应器机械强度校核485第一章 列管式固定床反应器化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置，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，因此，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，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法，然后根据反应和物料的特点，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，同时还应考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。1.1 设计目标在反应器设计时，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目标：(1) 反应器有良好的传热能力；(2) 反应器内温度分布均匀；(3) 反应器有足够的壁厚，能承受反应压力；(4) 反应器结构满足反应发生的要求，保证反应充分；(5) 反应器材料满足反应物腐蚀要求；(6) 保证原料有较高的转化率，反应有理想的收率；(7) 降低反应过程中副反应发生的水平。1.2 反应器介绍本设计的主要反应均为由固体催化剂催化的气相反应，常见的气固相反应器主要有固定床和流化床两大类。1.2.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，是一种装填有固体催化剂用以实现多相反应的反应器。固体催化剂通常呈颗粒状，粒径 215 mm，堆积成一定高度（或厚度）的床层，床层静止不动，流体通过床层进行反应。目前我国的固定床反应器技术比较成熟，主要用于气固相催化反应，反应器包括氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等设备。 固定床反应器可分类为三种基本形式：轴向绝热式固定床反应器(见图1-1)。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器（见图1-2）。流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短，流道截面积较大，流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器，适用于反应热效应不大，或反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。列管式固定床反应器（见图1-3）。反应器由多根反应管并联构成。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在2550mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器(见图1-4)，反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。 图1-1 轴向绝热式固定床反应器 图1-2 径向绝热式固定床反应器 图1-3 列管式固定床反应器 图1-4 多级绝热式固定床反应器固定床反应器有如下优点：(1) 可以严格控制停留时间，温度分布可以适当调节，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性；(2) 反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的反应器来获得较大的生产能力；(3) 催化剂机械损耗小；(4) 结构简单。但另一方面，固定床反应器：(1) 传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）；(2) 操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。1.3 反应器选型本工艺采取异丁烯氧化制取MAL，主反应为强放热反应。反应过程中，反应物不断放出热量致使环境温度上升，而主反应反应转化率及催化剂活性均对温度区间具有选择性，因此需要对反应器进行取热等温处理。因此，在选择反应器类型时，取热效果达到反应要求是最重要的考量要素。针对异丁烯氧化反应的这一特点，以及上章所述的反应器类别特征，选定MAL合成反应器类型为列管式固定床反应器。1.4 反应催化剂催化剂是实现异丁烯氧化工艺最优化的关键。异丁烯选择性氧化制MAL的催化剂同丙烯氧化为丙烯醛的催化剂一样曾经历过Cu2O、BiAs04、 Mo-U-0和Mo-Bi-O等类型的变化220。目前在实际应用上，异丁烯选择性氧化制MAL的催化剂已多采用Mo-Bi-Co-Fe-O为基础的复合氧化物体系，并在其基础上进一步添加多种助剂。与丙烯氧化催化剂相比，异丁烯氧化催化剂中K和Cs的含量以及催化剂的焙烧温度都比较高。从关于日本触媒公司近年申请的关于异丁烯选择性氧化制备MAL的部分专利实施例中可以看出，近期催化剂的改进方向仍然涉及到催化剂组成、制备工艺，以及催化剂的填装工艺等各个方面。目前可得到的异丁烯转化率大于95%，MAL选择性大于85%。 在固定床反应装置中,系统考察了用于叔丁醇制甲基丙烯醛的复合型Mo-Bi型金属氧化物催化剂的性能。首先在反应条件为O2/IB=3, 空速= 1800h-1, 反应温度= 380 C, 常压时，对Mo- Bi型催化剂进行了1000h 的稳定性测试；然后在不同反应温度、原料气比、空速下考察了其反应性能。结果表明，在1000h的运行过程中，该催化剂活性和选择性比较平稳，在较高的反应温度下失活速率较慢,显示出该催化剂具有良好的稳定性。对失活催化剂在400高温下进行空气吹扫一段时间后，催化剂的活性基本能恢复到原来的水平，说明该催化剂容易再生，具有良好的可操作性。1.5 反应机理 异丁烯选择性氧化制MAL是异丁烯氧化法制备MMA的关键步骤之一。作为选择性氧化反应，如何抑制深度氧化，改善反应选择性，提高产品收率，是极具挑战性的课题。图1-5 烯烃到烯醛催化氧化反应机理示意图本工艺中，以异丁烯氧气和水为原料，通入装有催化剂的列管式固定床反应器发生气固相催化反应，在反应条件下，生成甲基丙烯醛和水。主要反应式为：C4H8+O2=C4H6O+H2O1.6 反应动力学方程维持反应气中异丁烯摩尔浓度为2.3%(氧气与异丁烯的摩尔比为8.9)，控制异丁烯转化率低于45%的条件下，假设实验过程中氧气浓度基本不变。在上述条件下进行动力学测定。由动力学方程（3.18）两边取对数可得方程（3.19）。以lnCB为横坐标，Inr为纵坐标作图得一直线，根据方程3.19，则直线在纵坐标的节距为动力学常数k,斜率为异丁烯的反应级数。r=dCIBdt=KCnIB （3.18） lnr=lnk+nlnIB （3.19）速率常数与反应活化能的关系为方程式(3.20)所示，两边取对数即得方程式(3.21)。以1/T为横坐标，Ink为纵坐标作图，则直线的节距为lnA,斜率为-E/R，计算即可得反应指前因子A和反应活化能E。k=Ae RT (3.20)Ink=InA-E (3.21)根据以上方法得到的指前因子和反应活化能分别为7.371014和169kJ/mol最终得到的动力学方程为图1-6 动力学截图 图1-7 动力学截图1.7 反应条件的选择1.7.1 温度异丁烯氧化反应为强放热反应，随反应温度升高，反应速率提升，反应转化率逐步下降。同时，应该同步考虑温度对于反应选择性的影响，异丁烯反应为平行反应，温度上升对反应选择性影响较大。同时，若反应温度过高，催化剂容易出现烧结现象，导致催化活性下降。现有文献表明，异丁烯反应最佳温度区间为350400。综合以上因素考虑，最终确定反应温度380。表1-1 反应器参数生产规模（针对此反应器）年产5.2万吨甲基丙丙烯酸甲酯反应温度（）380反应压强（MPa）0.1异丁烯转化率（%）99.951.7.2压力及进料组成压力对其转化率及选择性影响较大。由勒夏特列原理可知，反应压力的提升能加快反应正向移动，从而促使转化率得到提升，但反应压力不可能无限制提升，需要考虑实际反应器的操作情况，在达到反应要求的前提下，应尽量降低反应压力以达到节能及安全指标。最终本工艺将反应压力定为常压即1bar。异丁烯氧化反应氧气和异丁烯摩尔比为O2/IB=3。1.8 反应器模拟数据进出口物料数据见表1-2。 表1-2进出口物流数据表物流名称进口出口摩尔流量 kmol/hrALLENE0.0001346190.000134619PROPANE6.10E-086.10E-08ISOBUTAN0.2465470880.246547088N-BUTANE1.1154207531.1154207532-BUTENE0.0022048910.0022048911-BUTENE0.0731134690.073113469IB67.105091191.449058711CIS-2-B0.0184261690.018426169WATER42.54227623108.0823826NMP9.70E-099.70E-09O2205.212139.4991195N2762.216762.216CO29.7729.772MAL065.54010632C2H4O00.118156357HCOOCH300.113695955质量流量 kg/hr32964.8628232964.86282体积流量 l/min830427.1948984954.4904温度 C277.5380压力 bar11气相分数11焓值 cal/mol-1266.264199-5185.874285熵值 cal/mol-K2.7368269194.7527056密度 gm/cc0.0006616050.0005578071.9 催化剂床层体积反应器尺寸的设计既要为反应提供充足的空间又要为高放热反应的有效冷却提供足够的表面积，在进行反应器设计之前，首先需要计算催化剂床层体积。列管式固定床反应器体积计算方式较多，较为常用的有积分运算法、停留时间计算法、空速计算法、软件模拟法及催化剂装填计算等。在前文分析及反应模拟基础之上，此处采用较为简洁的空速计算法计算催化剂床层体积，为了保证计算结果可靠性，应在计算过程中留有操作裕量。本反应催化剂适宜体积空速范围由文献得知为1800h-1，符合Aspen Plus动力学反应器模拟结果。将反应器入口气体体积流量转化为标准单位，利用下式计算催化剂床层体积入口气体体积流量 Q=49061.94m3/h催化剂空速 h-1则可确定反应器催化剂床层体积为27.26m3。由Aspen Plus模拟结果可知，满足工艺所需反应要求时反应器装填催化剂量为16356kg，催化剂堆积密度为600kg/m3，催化剂填充均匀的前提下，在列管式固定床反应器反应空间中，催化剂占据空间。1.10 列管设计1.10.1 列管数目及排列列管式固定床反应器管径大小直接决定着反应器内径向温差、换热面积、轴向温差和投资成本，对反应管有最大管径的限制。防止飞温的发生，优化反应器设计非常重要。列管反应器的管径、长度、数目以及排列方式等结构及其移热能力会影响反应热移出反应管的速率。同时催化剂的装填颗粒大小、装填量与反应器管径尺寸有个合适的关系，一般工程上认为要忽略壁效应，减少径向温差，催化剂床层直径与催化剂颗粒直径之比大于 8，但催化剂床层直径与催化剂颗粒直径之比太大则移热速率就下降，移热越困难。由异丁烯氧化的特点及催化剂颗粒大小，最终选定反应器列管尺寸为给定管子为故内径为故管内径催化剂填充高度为3m则列管数为列管采用正三角形排列，故实际列管数取n=18540根1.11 反应器设计为充分利用反应热，并对反应器进行充分控温，采用绝热区加连续冷却区反应器设计。在绝热区，入口气体利用反应热自身加热，并进行温差流量控制，避免初始阶段高浓度反应物剧烈放热。在连续冷却区，达到380的混合气体继续进行后续反应，由于绝热区减少了初始剧烈放热的控温压力，故较普通列管反应器更易实现恒温操作。利用Aspen Plus动力学反应器进行模拟，由于绝热区近似于绝热反应，可利用绝热模拟试差出混合气体升温至380所需催化剂及反应器体积，之后再利用列管式反应器进行热量验证，确保设计正确。连续冷却区可直接利用列管式反应器进行恒温反应模拟。进口反应混合气体温度为277.5，依靠绝热区自身反应热将其加热到380之后进入连续冷却区继续进行反应，由Aspen Plus物性查询得到进口气体的混合Cp值，并以此近似计算绝热区所需热量 ：Cp=0 .378293kJ/kg gkQ热=mCpT=329640.378293102.5=1.28106KJ/h为满足上述 时，模拟结果可知此段需要装填催化剂3760kg，非均相催化反应反应速率与床体长度不成正比，进口处反应速率快于出口处，由模拟结果分析，冷却区长V1=M1=3760600=6.27m2L1=V1nd24=6.27185200.02524=0.68m为防止进料波动，留下反应裕量，最终确定冷却区长度0.7m 。模拟可知，连续冷却区反应放出热量 Q=2.38106KJ/h同理，连续冷却区长度L2：V2=M2=12590600=20.99m2L2=V2nd24=20.99185200.02524=2.32m为防止进料波动，留下反应裕量，最终确定连续冷却区长度2.5m。列管式固定床反应器示意图可如下2-4。1-8 列管式固定床反应器示意图1.11.1 换热面积核算热量衡算:由Aspen Plus反应器模拟可得，对于该反应， 根据石油化学工程原理提供经验传热系数反应的传热系数为：K=300W(m2) 核算换热面积：压力0.1MPa，增压水进口温度：200，出口为中压蒸汽温度为250，整个床层近似地看成等温为380，故传热推动力为t=t1-t2lnt1t2=380-200-380-250ln380-200380-250=156由Aspen可得Q=4319000kJ/h。需要传热面积为：A需=QKT=4319000300156=92.28m2实际换热面积为：A实=ndl=185400.0253=4368.38m2 A实A需，故能满足传热要求。1.12 设备尺寸1.12.1 筒体反应管采用正三角形排列，计算筒体直径D时：列管间距： 管束排列方式如下图所示：图1-9 管束排列方式六边形层数：a=1612n-30.5-0.5=161218540-30.5-0.5=78最外层六边形对角线管数：b=2a+1=278+1=157最外层列管到内壁的距离：e=11.5d0=1.50.025=37mm筒体直径： D=t（b-1）+2e=34.2 (157-1)+237=5409.2mm筒体直径圆整为D=5500mm，壁厚。1.12.2 封头采用标准椭圆封头，在JB/T 47371995查找EHA标准椭圆封头，其公称直径在此处即为内径，选择D=5500mm ，得到对应尺寸为：曲面高度 h1=1375mm，直边高度 h2=40mm，总深度h=1415mm壁厚与筒体一致。1.12.3 反应器总高度筒体顶部空间：根据压力容器手册，Ha=1000mm 筒体底部空间：根据压力容器手册，Hb=2000mm 因此，得到反应器总高度H: H=2h1+h2+L+Ha+Hb=21415+3200+1000+2000=90301.12.4 人孔该固定床反应器内装催化剂，为了装卸催化剂并检查设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件等，设置人孔。本反应器为固定床反应。操作压力0.1MPa，根据标准 HG/T 21515-2005 钢制人孔和手孔的类型与技术条件，选用常压人孔，公称直径DN=450mm。1.12.5 接管（1）进料管由物料衡算中可知进料流量Vf=13.84m3/s根据常用化工单元设计常压操作时进入反应器气体流速u可取12-20m/s所以u=20m/s；所以接管内径：由GB/T 28708-2012选取合适无缝钢管公称直径；厚度=18mm（2）出料管由物料衡算中可知出料流量Vf=16.42m3/s出反应器气体流速u仍可取20m/s所以接管内径：由GB/T 28708-2012选取合适无缝钢管公称直径；厚度=21mm1.12.6 公用工程进出口 （1）进料管可知进料公用工程流量Vf=0.00073m3/s进入反应器液体流速u可取2m/s所以接管内径：由GB/T 28708-2012选取合适无缝钢管公称直径；厚度=6mm（2）出料管可知出料流量Vf=0.0358m3/s出反应器气体流速u可取15m/s；所以接管内径：由GB/T 28708-2012选取合适无缝钢管公称直径；厚度=10mm1.13 操作方式设计本反应设计恒定温度为380，但工业上维持列管式反应器的恒温仍是亟待解决的问题。当前,我国工业应用的大型列管式固定床反应器均从国外引进,反应器直径为 67m,径向温差都不超过 23，而国内自行设计的各种列管式固定床反应器,径向温差均为10,甚至20以上，与引进装置相比,明显存在着差距。图1-10 列管式固定床反应器温度变化示意图因此，在借鉴现有工业列管式固定床反应的设计及众多列管式反应器控温专利之后，本组成员提出绝热区加连续冷却区设计，将列管式反应器在隔板作用下分割为绝热区与连续冷却区，减少冷却剂换热波动，有效降低了温度控制中出现的“热点”及“飞温”等问题，同时对反应热进行了直接利用，减少了冷却介质用量，实现了降低能耗、安全生产的目标。详细计算与设计如下。1.14 冷却介质的选取现阶段列管式反应器壳程取热介质主要有增压水、有机载热体（挥发性低的矿物油或联苯醚混合物）、熔盐载热体等，有机载热体价格昂贵且安全操作性能有待提升，熔盐载热体易发生凝固堵塞壳程情况，综合本设计工艺具体条件考虑，最终确定冷却介质为4MPa中压水，进口温度为200，液相进反应器，出口温度为250，气相出反应器。冷却介质在壳程中取热利用的是中压水的相变作用，在忽略管壳程传热损失的情况下，在本反应器中的冷却介质设计如下。绝热区：理论计算中，绝热区反应热量由反应气体吸收，无需冷却介质。但实际操作中，为了进一步避免“热点”及“飞温”现象发生，绝热区控制由温度传感器控制系统反馈至进口换热器，出现非正常操作时，由换热器调节混合气温度，使得绝热区始终处于正常操作状态。连续冷却区：中压冷却水由入口200液相相变成出口250气相，由aspen模拟可知连续冷却区冷却介质流量为2121.7kg/h1.14.1 温差流量控制列管式固定床反应器的温控措施主要通过改变冷却介质流量来实现。此次列管式反应器设置有绝热区以及连续冷却区，所以需要对其进行分段式控制，绝热区通过出绝热区的物料温度来调节反应器前一个换热器的工艺蒸汽用量（出绝热区温度低于380时，增大工艺蒸汽用量，反之则降低工艺蒸汽用量），来保证绝热区的正常操作。对于连续冷却区的控制，主要通过出连续冷却区的产物温度来控制连续冷却区冷却介质（4MPa中压水）的进口流量，高于380时增大中压水流量，反之则降低中压水流量，使连续冷却区能保持较为稳定的反应温度。1.14.2 反应热利用由上文所述，在绝热区可利用反应热进行反应物料自身升温，使反应热得到了直接有效的利用。在连续冷却区，反应热主要由冷却介质吸收，成为可利用的热公用工程蒸汽。若不考虑热损失，此股蒸汽可提供给入口混合气进行初始加热，利用Aspen Plus模拟相关数据，可知在理想无热损情况下，入口混合气可升温：T=QCPM=2.381060.37832965=203.33这大为节省热公用工程的用量。1.15 气体分布器气体分布器属于进料装置，与入口管相连，起着扩散反应物的作用。由于本设计的反应器塔径较大但是入口较小，所以为了保证反应器的理想运行，反应物的均匀分布变得尤为重要。在甲醇-硫化氢反应器内，催化剂填充在列管里，反应物在反应器横截面上的分布将影响反应的速率，反应物的转化率，目的产物的收率，同时还会影响催化剂的寿命。如果反应物在反应器床层分布不均匀，就会造成反应物在反应器内某一点富集，使得这一点的温度过高，催化剂失活加快，进而将影响氧化反应的高效进行。气体分布器按结构分为管式和环流式。相比管式气体分布器， 环流式气体分布器有三个优点:（1）气体均布点较多，更接近于理想模型，更有利于气体的均布。（2）环流式气体分布器的结构是轴对称，比管式气体分布器更接近塔体结构， 更有利于气体的均布。（3）环流式气体分布器每个分布点出来的气体扩散路径都相同，更有利于气体的均布本反应器内径较大，一般的管式分布器效果不佳，因此使用一种新型环流式气体分布器，结构设置如图2-10所示：图1-11 入口扩散器结构图为了使气体在分布器内部能均匀分布，进料方式采用切向进料，进气管道内径与分布器上下环板净间距相同。气体在进入分布器后会沿环板之间的空隙运动，由于气孔直径较小，形成了一种轻微憋压状态，使得气体不会立即在离进气管道较近的气孔中排出，而是最终在整个分布器的环隙内做圆周运动，同时大部分气体经由气孔排出，实际气体从气孔排出的速度和方向可能存在差异，为了防止由于气体流出方向不一致引起的气体分布不均，该分布器在气孔处焊接了内径与气孔直径大小相同的导管，由于导管与环板垂直，所以气体在各个导管内流速方向会调整为垂直环板向上/下，即从各个导管口喷出的气体均会向上/下流动。由于导管长度很小，能够保证在校正气流方向的前提下产生较小的流动阻力。由于开孔位置距离反应器内壁较近，所以气体在壁面附近也会有很好的分布。上方环板排出气体会沿封头内壁运动，最后在中间圆形通道区域汇合，反向向下运动。1.16 压降核算固定床反应器压降一般由以下公式进行计算：pbH=fmu02dp(1-bb3)fm=a+b(1-bRem)Rem=dpu02式中：p压力，Pa；P=0.1MPafm修正的摩擦系数；流体密度，kg/m3；=0.60kg/m3 u0空床线速，m/s；u0=0.57m/sdp催化剂颗粒直径，m；dp=0.60mmb床层空隙率；b=0.36H床层高度，m；H=9030mm流体的绝对黏度，Pas；a、b系数，采用 Ergun 提出的数值，a1.75，b150，在Aspen Plus中查找相关数据，代入式中进行计算得到：Rem=dpu02=4103fm=a+b1-bRem=1.774pb=fmu02dp1-bb3H=0.0134MPa由以上计算结果可知，床层压降小于入口压力的15%，故反应段床层的压降在正常范围之内。1.17 裙座设计本反应器高径比 6.4mm b=2.53 b0 6.4mm DG= D外 - 2b螺 栓 受 力 计 算预紧状态下需要的最小螺栓载荷WaWa= bDG y = 92219.3N操作状态下需要的最小螺栓载荷WpWp = Fp + F = 8729.7 N所需螺栓总截面积 AmAm = max (Ap ,Aa ) = 435.0mm2实际使用螺栓总截面积 AbAb = = 4726.5mm2力 矩 计 算操FD = 0.785pc = 1055.0NLD= L A+ 0.51 = 25.0mmMD= FD LD = 26376.0N.mm作FG = Fp = 4174.9NLG= 0.5 ( Db - DG ) = 16.9mmMG= FG LG = 70675.2N.mmMpFT = F-FD = 3495.4NLT=0.5(LA + d1 + LG ) = 38.5mmMT= FT LT = 134447.3N.mm外压: Mp = FD (LD - LG )+FT(LT-LG ); 内压: Mp = MD+MG+MT Mp = 231498.5N.mm预紧 MaW = 547115.5NLG = 16.9mmMa=W LG = 9261947.0N.mm计算力矩 Mo= Mp 与Masft/sf中大者 Mo = 5870072.0N.mm螺 栓 间 距 校 核实际间距 = 104.7mm最小间距 80.0 (查GB150-2011表7-3)mm最大间距 90.4mm 形 状 常 数 确 定63.25h/ho = 1.6 K = Do/DI = 1.875 1.4由K查表7-9得T=1.554Z =1.795Y =3.257U=3.579整体法兰查图7-3和图7-4FI=0.79404VI=0.268170.01255松式法兰查图7-5和图7-6FL=0.00000VL=0.000000.00000查图7-7由 d1/do 得f = 1.00000整体法兰 = 2110030.8松式法兰 = 0.00.0=f e+1 =1.49g = y/T = 0.961.65 = 0.99剪应力校核计 算 值许 用 值结 论预紧状态 0.00MPa校核合格操作状态 0.00MPa校核合格输入法兰厚度f = 39.0 mm时, 法兰应力校核应力性质计 算 值许 用 值结 论轴向应力 8.10MPa =140.7 或 =330.5( 按整体法兰设计的任 意 式法兰, 取 ) 校核合格径向应力 80.88MPa = 93.8校核合格切向应力 12.01MPa = 93.8校核合格综合应力 = 44.49MPa = 93.8校核合格刚度系数 0.010 校核合格法兰校核结果校核合格1.19 反应器设备装配图图1-12 列管式固定床反应器设备装配图第二章 浆态床环流反应器2.1 反应器介绍 浆态床反应器是气体以鼓泡形式通过悬浮有固体细粒的液体(浆液)层，以实现气液固三相反应过程的反应器。浆态床反应器中液相可以是反应物，也可以是悬浮固体催化剂的载液。浆态床反应器有两种基本形式：其一是机械搅拌釜式浆态床反应器，是利用机械搅拌使浆液混合，适用于固体含量高、气体流量小或气液两相均为间歇进料的场合；其二是鼓泡悬浮式浆态床反应器，借助气体上升的作用力使固体悬浮，并使浆液混合，避免了机械搅拌的轴封问题，尤适于高压反应。浆态床反应器中有两个流体相，所以操作方式比较多样，例如气液两相均为连续进出料，气液两相均为间歇进出料，以及液相为间歇进出料而气相为连续进出料等，可以适应反应系统的不同要求，本设计中采用气液两相均为连续进出料。与气液固相反应过程常用的另一种反应器涓流床反应器相比,浆态床反应器的优点是：持液量大，具有良好的传热传质和混合性能，反应温度均匀，反应器中无热点存在，即使应用于强放热反应也不会发生超温现象。采用细颗粒催化剂，催化剂粒径小，催化剂内外传递的阻力均较小，即使对于快速反应，效率因子也能接近于1，能充分发挥催化剂的作用。对活性衰减迅速的催化剂，可方便的排出再生或更换。可内置外置冷却设施，方便的排出反应热。 其缺点是：连续操作时返混严重，当有串联副反应存在时会使选择性降低；液固比通常较高，在有液相副反应时可使选择性降低；存在催化