2019年第十三届全国大学生化工设计竞赛安徽建筑大学作品年产22万吨VAC生产项目6典型设备设计文档.docx

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1、年产22万吨/年VAC项目典型设备设计安徽建筑大学安徽建筑大学战队汪家仁顾程文张雪龙王婷婷吴闪闪典型设备设计1.1 总述1.1.1 过程设备的基本要求过程设备最基本的要求是满足安全性与经济性,安全是核心,在充分保证安全 的前提下尽可能做到经济。经济性包括经济的制造过程，经济的安装、使用与维护， 设备的长期安全运行本身就是最大的经济。在满足工艺要求的前提下，为了确保安 全与经济，过程设备应满足以下基本要求。首先，结构合理，安全可靠。过程设备 上所有部件都必须有足够的强度、刚度和稳定性，可靠的密封性和一定的耐久性。 其次，设备必须具有先进的技术经济指标,技术经济指标是衡量过程设备优劣的重 要参数。

2、再次,运转性能好，操作简单，运转方便;最后,还要具有优良的环境性 能。上述要求很难全部满足,设计选用时应针对具体问题具体分析，满足主要要求， 兼顾次要要求。1.1.2 过程设备设计的作用设备艺设计是工程设计的基础。化工设备从艺设计的角度可以分为两类: 类是标准设备或定型设备，是成批、成系列生产的设备，可以从厂家的产品目录 或手册中查到其规格及型号,直接从设备生产厂家购买;另类是非标设备或非定 型设备，是根据工艺要求、通过艺计算及设备专业设计人员设计的特殊设备，然 后由有资格的厂家制造。1.1.3 过程设备设计与选型的主要内容确定单元操作所用设备的类型。这项工作应与工艺流程设计结合起来进行。确定

3、设备的材质。根据工艺操作条件（温度、压、介质的性质）和对设备 的工艺要求确定符合要求的设备材质。这项工作应与设备设计专业人员共同完成。确定设备的设计参数。设备的设计参数是由工艺流程设计、物料衡算、热量 衡算、设备的工艺计算多项工作得到的。对不同的设备,它们有不同的设计参数。 对塔设备,需要确定进出口物料的流量、组成、温度、压、塔径与塔的材质、填 料类型与填料高度或塔板类型与塔板数等,对于精储塔还要确定塔顶冷凝器和塔底 再沸器的热负荷、换热流体的种类等;对换热器,则需要知道热负荷、换热面积、 冷热流体的种类及流量。确定定型设备（即标准设备）的型号或牌号以及数量。定型设备是一些加工 厂成批、成系列

4、生产的设备，即那些可以直接向生产厂家订货或购买的现成设备。 对已有标准图纸的设备，确定标准图的图号和型号。随着中国化工设备标准化的推 进,有些本来用于非标设备的化工装置，已逐步走向系列化、定型化。这些设备包 括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1型浮阀和浮阀塔塔盘系 列等,它们已经有了国家标准。对非标设备，向化工设备专业设计人员提出设计条件和设备草图，明确设备 的型式、材质、基本设计参数、管口、维修安装要求、支承要求及其他要求（如防 爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等）。编制工艺设备一览表。在初步设计阶段,根据设备艺设计的结果,编制 艺设备览表，可按非定型工艺设备和定型工艺

5、设备两类编制。初步设计阶段的 艺设备览表作为设计说明书的组成部分提供给有关部门进行设计审查。1.2 反应器设计反应器是工程设计中典型的非标设备，是整个项目的核心内容,故准确设计反 应器尺寸等在工程设计中起着重要的作用，本次设计主要参考了化工原理、压 容器手册、过程设备设计与选型基础等相关资料，对反应器进行了筒体壁厚、 封头壁厚、管板厚度、法兰复核、内构件设计、管口设计以及强度校核等方面的设 计,并且列出了反应器的设计压、设计温度、设备直径及计算长度。1. 2. 1设计目标（1）反应器为艺流程中反应进行的场所，主要需要满足:（2）反应器有良好的传热能力;（3）反应器内温度分布均匀;（4）反应器有

6、足够的壁厚,能承受反应压;（5）反应器结构满足反应发生的要求,保证反应充分;（6）反应器材料满足反应物腐蚀要求;（7）保证原料有较高的转化率，反应有理想的收率；（8）降低反应过程中副反应发生的水平。1.1 .2反应器介绍1.2 . 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2-15 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、 燈类蒸汽转化炉等设备。固定床反应器有如下优点:可以严

7、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。反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能 。催化剂机械损耗小。结构简单。但另一方面，固定床反应器: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）。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。固定床反应器有3种基本形式。（1）轴向绝热式。流体沿轴向自上而下流经床层,床层同外界无热交换。（2）径向绝热式。流体沿径向流过床层,可采用离心流动或向心流动形式

8、,床 层与外界不发生热交换。与轴向绝热式反应器相比,径向绝热式反应器中流体流动 的距离较短,流道截面积较大,流体的压降较小,但结构较复杂。轴向绝热式固定床反应器和径向绝热式固定床反应器都属绝热反应器，适用于 反应热效应不大,或反应系统能够承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的 场合。(3)列管式固定床反应器。由多根反应管并联构成，适用于热效应较大的反应。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,可将多个绝热式固定床反应器串联成多级绝热 式固定床反应器，在反应器之间设置换热器或补充物料以调节温度，以便在接近最 佳温度条件下操作

9、。1. 2. 3 VAC 合成反应器1 .2.3.1 VAC合成原理2 .催化剂本项目VAC合成反应器催化剂选用MO-Bi复合氧化物催化剂。(1)催化剂的组成:该催化剂是由活性组分和载体组成的混合物。活性组分是种含Mo、Bi、Fe、 Co等组分的复合氧化物,载体是石墨、硼、硅或者諸粉中的一种。(2)催化剂的制备催化剂的化学结构为:80 (MoMFezoCozM/sQ /20Si制造催化剂的工艺步骤为:a、在40温度下,将3000克四水合仲铝酸钱和33. 1克偏铀酸镂溶解到5升蒸徳水中得到溶液A；b、将687克五水合硝酸钿,1156克九水合硝酸铁,2885克六水合硝酸钻合27. 5克硝酸飽溶解到

10、1升15% (重量)稀硝酸水溶液中,得到溶液B； c、将 溶液B在搅拌下加入溶液A中,用氨水调节pH为7,以此得到相对高粘度浆状溶液;d、在温度为70C的条件下,搅动和加热该浆状溶液熟化4小时;e、在温度为100C的条件下,蒸发浆状溶液直到溶液从流态到固态,然后再200度温度下空气气氛中焙烧5小时,得到4公斤粉末;f、取1000克单质硅粉(小于40目)加入到该粉末中,机械混合均匀;g、加入500毫升蒸储水到混合粉末中,塑成催化剂颗粒h、在550C温度下焙烧催化剂颗粒5小时,得到催化剂成品颗粒。(3)催化剂物性MAL合成反应器中所用催化剂的物性参数如表77所示。表77催化剂物性参数颗粒粒度Dp=

11、5. 5mm比表面Sp=4. 61 m2/g堆积密度P b=0. 60g/ml孔体积Vv=O. 121ml/g视密度P p=0. 95g/ml空隙率&二. 6314反应方程主反应:C2H,t + CH3COOH+I/2O2 f C凡O2+H2O3 .艺条件的确定使用80 （Mo12Bi1Fe2.0Co7,0V0,2Cs0.1） /20Si复合氧化物为催化剂,异丁烯气相选择氧化合成甲基丙烯醛的主要工艺条件为:反应温度:350C反应压力:常压空间速度:1200-1800h 1原料气组成比例：乙烯：醋酸:氧气:=1:1:0.5 （摩尔比）（1）反应温度的影响反应温度为28380。时反应温度对乙烯选择

12、氧化反应的影响如图7-1和图7-2所。270290310330350370390反应演3图7T反应温度对乙烯转化率的影响0 i111-270290310330350370390gwc图7-2反应温度对醋酸乙烯选择性的影响从图中可以看出,乙烯的转化率随着反应温度的升高而增大。温度的升高提高 了晶格氧迁移速率,这是对选择性有利的;深度氧化产物(CO、C0J随之增加,使选择 性降低。这两个对抗进程的结果,使得生成醋酸乙烯选择性随反应温度的增加先升 高后降低。温度过低时,不能充分发挥催化剂的催化效能;温度过高，则导致乙烯深 度氧化，产物醋酸乙烯选择性降低的幅度较大，致使醋酸乙烯的收率下降。当温度 为3

13、50C时,VAC的收率最高。(2)乙烯浓度的影响原料气中乙烯浓度对乙烯氧化反应影响如图7-3和图7-4所示。0 0 0 0 0 0 8 6 4 2 /UOISJQAUO。ougxlnqosl3203483 63400Reaction temperature / C图7-3乙烯浓度对乙烯转化率的影响OOOOO 9 8 7 6 5图7-4乙烯浓度对醋酸乙烯选择性的影响从图中可以看出,原料气中乙烯浓度低时,乙烯转化率高,但易深度氧 化，主 要的产物是CO和CO2,因此生成VAC的选择性较低;乙烯浓度高时，乙烯与催化剂 不能充分接触,催化剂中的晶格氧离子来不及迁移,致使生成VAC的选择性偏低, 当乙烯

14、的摩尔比为8%时,VAC的收率最高。(3)醋酸的影响通过在反应的原料气中加入醋酸,考察了反应气氛的变化对催化剂活性的影 响。图7-5和图7-6分别是醋酸比例对乙烯转化率和VAC选择性的影响.原料气中 加入醋酸(摩尔比)以后,催化剂对乙烯的转化率和醋酸乙烯的选择性比没有加入醋酸时有明显提高.这可能是因为醋酸的存在促进了乙烯的吸附, 其所吸附乙烯的浓度比没有加醋酸时的浓度大得多;醋酸的存在还促进了催化 剂表面生成物的脱附,因此乙烯的转化率提高.加水后产物的 选择性明显提主要 是由于一方面醋酸的热容较大,加入醋酸避免了催化剂表 面的局部过热，从而减 少了过氧化等副反应的发生;另一方面在反应的原料气中

15、加入醋酸后,可以使催 化剂表面有效的脱氢中心和供0中心变得稀疏,从而抑止CC键的断裂及结焦。IB:H2O=1. 5without H20图7-5醋酸对乙烯转化率的影响图7-6醋酸对醋酸乙烯选择性的影响(4)压力的影响反应压对催化剂活性的影响.图7-7是反应压对乙烯转化率和福辘择性的影响。在常压和2. 3X 101. 325kPa压下,乙烯的转化率都是随着原料气 中乙烯含量的增加而减少,而的选择性都是随着原料气中乙烯含量的增加而增加. 之所以导致上述结果,可能是由于催化剂表面的活性位是固定不变的，随着乙烯 含量的增加,单位活性中心分子转化数的提高没有原料浓度增加得快,因此转化 率随乙烯的含量增加

16、而下降。另外,由于原料气中乙烯含量的增加导致0Z的相对量 下降,减缓了乙烯深度氧化生成丙酮、C0和CO等副产物的几率,所以醋酸乙烯的 选择性提高.乙烯的转化率在加压下要高于常压，而醋酸乙烯的选择性加压下要 低于常压.这是由于反应压的增加使得乙烯向催化剂表面的扩散速度加快,在 催化剂活性表面的吸附量增加，从而增加了醋酸乙烯的转化率;而反应压的增 加可能导致产物的聚合加快,从而使醋酸乙烯的选择性下降.10080604020()、A=A_Q3-SU6O3EIPW P= 1.0X101.325 kPa /= 2.3 X 101.325 kPaIsobutylene conversion%)图7-7压对

17、醋酸乙烯选择性的影响1.2. 4反应器设计计算（以VAC反应器为例）1 .设计选材考虑到使用温度、耐酸、许用压、价格、供货情况及材料的焊接性能等,在 设计中选取:壳体、列管、管板和封头材料为铝三钛超低碳不锈钢,法兰、支座、 折流板为16MnR。2 .基本物性参数设计的主要数据参数如表7-2至表7-5所示。表7-2设计数据和工作参数醋酸乙烯年产量22万吨原料配比乙烯:醋酸:氧气:=1:1:0.5年工作时间7500 h空速1200 h1反应温度350反应选择性89. 0%反应压lOlKPa空时收率100kg/ (m3 h)表7-3反应器进口物料组成反应器进口Kmol/hKg/h% (mol)乙烯8

18、6. 358214845. 3456醋酸141. 52352599. 5859氧气188. 6986088. 1112总量1556.7645334. 22100表7-4反应器物料出口组成反应器出口Kmol/hKg/h%(mol)醋酸乙烯77. 895115459.7490.049836乙烯1. 64080692.061551.05E-03水239. 19464309. 1580.153034氧气86. 665782773.2010.055448氧化碳7. 685881215.28464.92E-03二氧化碳6. 908657304. 04864.42E-03乙酸1. 03629962.2323

19、86.63E-04丙醛0. 77722445.141194.97E-04总量1563. 02145334. 22100表7-5相对分子质量M乙烯醋酸乙烯醋酸氧气28706032氧化碳二氧化碳乙酸丙醛28446058进料混合物的平均相对分子质量瓦 NyM.M, =29.12出口混合物的平均相对分子质量后=E%.“m，=29qo表7-6相关物性参数名称密度 P (kg/m3)临界温度Tc(K)临界压Pc (MPa)临界压缩因子Zc醋酸乙烯1. 3770825663. 680. 253乙烯1.09934428.64. 10. 274醋酸0.3529624404.60. 262氧气0. 6256304

20、.217. 3830. 274氧化碳0.5475325304. 250. 246二氧化碳0. 860687838.85. 8910. 246乙酸1.18024154. 585. 0430. 288丙醛1. 139761883.63. 4860. 201混合物的密度:0 =述 =0.569371 kg/nP加ZMT= / =0.567177 kg/m3而Z仲RT表7-7黏度n单位:H n S* a乙烯醋酸乙烯醋酸氧气16. 07816. 520. 99330. 218氧化碳二氧化碳乙酸丙醛29. 49728. 97920. 60518. 045进口物料混合物的黏度: =Vy q =27,9 p

21、P S出口物料混合物的黏度:=V v =27.2S ou! 厶J J i,out it a乙烯醋酸乙烯醋酸氧气151. 1206154.610536. 7450632.32343氧化碳二氧化碳乙酸丙醛30.6185747. 72324108. 9058125.036表7-8比热容单位:J /mol，k进口物料混合物的比热容:r = 1.32 J/g-k p.in0出口物料混合物的比热容:= ,22J/e-k p ,out03 .反应器的数学计算此反应选用固定床列管式反应器,反应物、产物均为气体,催化剂为固体,此 模型为拟均相模型;对于实际的工业固定床反应器,尤其是列管式床层,其床 层 高度都可

22、以满足L10dp的条件,因此也都可以认为床层轴向返混的影响可以忽略, 即可以将固定床床层进步简化为拟均相的柱塞流反应器,从而得到简化的拟均 相一维模型。(1)流体与颗粒外表面的传热单位时间内从颗粒外表面传递到气相主体热量为: 除伏，)组:单位时间传递的热量,J/hdT：流体对颗粒的传热系数,J/ (m2 h K)S,:催化剂外表面积，m2建:气相主体的温度,KT 5 :催化剂颗粒外表面处温度,K0 ：颗粒表面利用系数,球体。=1,圆柱体0=0.91,其他形状。=0.90其中传热系数采用传热因子法计算GCpJH :传热因子,无量纲数G :气体质量流率,Kg/ (m2 s)C:气体恒压热容,J/

23、(kg , K)Pr:普朗特准数普朗特准数的计算公 式:Pr*:气相黏度Pa-s人:气体导热系数W/ (m , k)J是雷诺数的函数：R =旦=Ga Se帆 6“(1-；)JH = 2.26 如R.JH =1.28 。“Re,”当. 06几 V 300时当300VR”，6000时：颗粒比表面当量直径,mm :催化剂床层空隙率已知该反应器中物料的质量流率为2. 85Kg/(m2 s),恒压比热容为1307. 35 J/(kg - K),气体的导热系数为0. 047W/(mk),气相黏度为27. 9 uPa s,计 算 得普朗特常数为0.78,传热因子为0. 037,计算得到流体与颗粒外表面的传热

24、方程 为：乌 4.046 x 10 623)J/SdT(2)床层与管壁的传热Q :传热通量,JTc.!反应温度,KT“ :反应管壁温度,Ka:反应管传热系数a.,星R%e ,）=0.0081375/?, +0.84/?.dupn经计算=3469.30.034x 5x OS693712.79x IO 5a“ =x 1000 = 2.07x10,/（加）_ 3x29.07 _0.0055x3469.3Q = 2.07x10(T -300) J(3)流体通过边界层向催化剂颗粒表面扩散的传质速率方程:几=(5,0(Gc-Gs) kd,:单位时间传递A物质的摩尔数 mol/s d,ks :气相传质系数m

25、/sC.AC :气体主体中A物质的浓度mol/nf:催化剂外表面处A物质浓度mol/m 35.：催化剂外表面积,m20：颗粒表面利用系数,球体0=1,圆柱体=0.91,其他形状。=0.90其中传质系数采用因子计算法计算P&kJ = b， 产J G (5 c)” :传质因子 无量纲参数 p、:气相密度 kg/m:!G :气体质量流率Kg/m2 s:气相粘度Pa sSc :施密特准数施密特 准数计算公式_ DpD :气相分子扩散系数m2/ s“是雷诺数的函数:R., = Q- = Se(f)u 6pw(l -)当. 3;? 300时当300R”，6000时GdJH = 2.10 -051 ReJH

26、 =1.19 .经计算可得传质因子为=0.0346,施密特准数为 =不 = 1.49xl(r ,气 Dp相传质系数=2.85 ,所以该反应器中的传质系数方程为:Pg (Sc .包=6.49xl0-5(1210-Cis )d,(4)动力学方程, EIn =In A -RTnr = nk + nnC IBA :指前因子C,:异丁烯浓度E !反应活化能以1/T为横坐标,Ink为纵坐标作图,则直线的截距为InA,斜率为E/R,计 算即可得反应指前因子A和反应活化能E。根据以上方法得到的反应指前因子和反应活化能分别 为7. 37X10”和169. 7kJ/mol最终得到该反应的动力学 方程为:7.37x

27、10%刘 Cib（5）浓度分布方程醒=心）pdl G r P b皿:组分A的质量分数/ :床层高度mA,:反应床层截面积m2G :原料混合物的质量流量kg/hp“:反应床层的堆积密度kg/m已知组分A的进质量分数为叩.=0,出口的质量分数为w. =0.12,反应的床层截面积为 =4.4,所以可得该反应器中的浓度分布方程为:=1.27x107%dl（6）物料衡算式FmdXa = pB (_n) Dzdl4 7F.0:任意位置上物质的摩尔流量厶,:物质的转化率p“:催化剂的床层堆积密度。反应器直径其中反应器直径计算B 4 T带入数据可得/ = 13.125J0987 - 7 =7 m0 4.78

28、- 8.76 +1.39毎反应管长为8. 5m7)其他设计:反应列管:35x2反应管根数为:2 = 4874 4880根-0.0342 4反应器内径：3660 mm催化剂装填量：66. 4m3反应器壁厚:20 mm反应器壁厚的计算公式：5 =P一2团(p-p6 ：圆筒的计算厚度mmp ：圆筒计算压MPaD,：圆筒的内径 mma :钢板在设计温度下的许用压,MPa(P :焊接接头系数代入数据计算得:5 = 18.6 mm2同(P-P3 .反应管的排布反应管列管的布置与普通换热器有很大不同。首先,管束中央水循环受阻,传 热恶化,温度分布不均,故此区域不布管;其次,反应管的排管把整个管板按30 划分

29、为12个区间,整个管板由一个30区间阵列而成。取管间距为50mln,中央不布管区域直径100011im,实际排管4880根,取管板 厚度15mm。4 .气体分布板设计(1)气体分布板的形式工业上采用的布风板型式大致可分为两类,即直流型和侧流型。直流型布风板 结构,其结构简单，制作方便，固在业上应用普遍,但其易产生沟流，易漏 料。 研究表明当布风板开孔直径相同时,布风板开孔按三角形排列比正方形排列更易使 流体速度达到稳定,出口速度大小基本不受排列形式影响，且三角形排列 的压 损失较小。所以三角形排列的布风板比正方形更为适合。所谓的侧流型布 风板, 实际上指板上均匀地安置了许多带侧孔的风帽。典型侧

30、流布风板如图7-8所示。这 种布风板布风较均匀,不易漏料。此反应器选用侧缝式锥帽分布板。（2）床层压降屈、H鼠（）f =a + Z?（2j）D dppu。A =nPb:床层压降PaH :床层高度mfm ：修正的摩擦系数P :流体密度 kg/m3wn :空塔线速m/sdp ：催化剂颗粒的直径m6,：床层空隙率n流体的绝对黏度Pa - sa、b：系数,采用Ergun提出的数值,a=l. 75, b=150代入数据可得:R =% 为=5607.55所 r)f =a + b( Sz?) = 1.76“ = 网= 2659.10H dp気Lph = 2659.10 x = 18613.76 18614

31、Pa(3)分布板的压降Ap,i ：床层压降A”,/ =10%0,PaCd ：孔速系数 可取1/33/40:操作孔速m/s开孔率:代入数据可得: = 0.0264“(4)板厚取板厚为10 mm(5)孔数与孔径的确定D = 3700 mm取孔径 d=10 mm孔数N = 9=3369.6 3370 个%尸2在分布板中心部分按等边三角形排列,这样,每圈是正六边形,最外3圈为同心圆排列,同心圆与正六边形之间的大空隙处,适当补充一些空。孑L间星巨s5 = 一 mmV%907代入数据得:s= Dr =60 mm 秒 0.907取锥帽外径30 mm5 .壳程换热设计(1)换热介质进出口结构为了降低入口流体的

32、横向流速,消除流体诱发的管子振动,采用外导流筒式的进 出口结构。(2)换热介质冷却水:lOlKPa 10液态水 Cp =4. 184 KJ/(kg K) 密度 p, 0=10kg/m饱和水蒸气潜热r=205L 0 KJ/kg采用Aspen Plus模拟软件对该反应器进行换热模拟,通过不断优化,最终 得到冷却水进的质量流量为G“0,加=27000 kg/h,取液态水的进口流速为lm/s,进 口管口直径为100mm.换热介质出口的温度为85 ,出口流量为GH oul =27000kg/ho取液态水的进口流速为Im/s,出口管口直径为100mm.2(3)折流板型式由于反应器中间不排管,选用环盘型折流

33、板。折流板间距为1m。板厚10mm。6 .管口设计(1)反应物进料进流量 =21. 5ms,选进口线速约为30 m/s,则管内孔截面积S = 0/716m2 ,截面积太大,选择三个管口进料,其中两个进料管口为0.2 30m2,选用公称直径为500mm、外径为530mm、厚度为10mm的钢管为500 x 10 ;第 三个管口截面积为0.316选用公称直径为600mm、外径为630mm、厚度为10mm的钢 管为。600 x 10 (2)产物出口出口流量为=22ms,选出口线速约为30 m/s,则管内孔截面积S =0.73m2 ,截面积太大,选择三个管口进料,两个管口截面积为0.283nA30选用公

34、称直径为600mm、外径为630mm、厚度为10mm的钢管为600x 10 , 个 管 截面积为0. 164mm,选用公称直径为450mm、外径为480mm、厚度为9nlm的钢 管为 0450x9 (3)换热介质进口换热介质进口为液态水,线速为lm/s,公称直径为100mm、外径为120mm、壁 厚为10mm的钢管100x10。(4)换热介质出口换热介质进口为液态水,线速为lm/s,公称直径为100mm、外径为120mm、壁 厚为10mm的钢管100x107,支座设计本反应器支座设计结果如表7-8：表7-8制作设计结果览表部件材质反应器壳体16MnR反应器16MnR封头16MnR气体分布板16

35、MnR管板16MnR法兰16MnR折流板等16MnR选用圆筒形裙式支座,材质为 !6MnRo裙座与塔体的连接采用对接式焊接,裙座筒体外径为37001nm,筒体厚度20mm,裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离 h=160mm,地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构形式,螺栓规格为80x 6,个数 28个,基础环板厚度为20mm。因为筒体大、高,需在裙座内部设置梯子。裙座上 开设圆形人孔方便检查。为减少腐蚀以及反应器运行中有可能有气体逸出,需在裙座上部设置排气 管,根据塔径,设定排气管规格0100x4,数量2个,排气管中心距裙座顶端距离 Hi=335mm、H2=500mm。设置保温圈一面引起不均匀热膨胀L

36、般塔体的保温延伸到裙座与塔釜封头 的连接焊缝以下4倍保温层厚度的距离为止。考虑裙座的防火问题,在裙座的内外侧均敷设防火层,防火层材料为石棉水泥层（容积密度约为1900kg/m厚度为50mm。8.管箱壁厚的计算（1）管箱材料选择选用 OCrNiMTi2）筒体厚度计算式为:根据钢管标准GB13296, GB/T14976： 5厚度W28mm取许用应； = nMPap = l_2冋-兄0.1x36602x126x1-0.1=1.5mm管箱筒体的设计厚度为6 d - 5 + C2= 1. 5+1. 5=3 mm取筒体名义厚度为=20 mm.检查=20机，旬3没有变化,故名义厚度20mm合适筒体有效厚度

37、:5e =6nCi C2 = 20-0-1. 5=18. 5 mm设计温度下圆筒的计算应: , = Pe(Di + 5J =5. 9 MPa 2ag=126X1=126 MPa5. 9 MPa = 1277,d= 1227。垫片接触宽度为:N = D- & = 25 2（7）垫片的校核A垫片有效宽度:Nb = 12.5mm 6.4mm 2垫片有效密封宽度:b = 2.53 的,=9.00 B垫片压紧作用中心圆直径:由GB150-98活套法兰知,垫片压紧作用中心圆直径。即是法兰与 翻边面的平均直径。当为 6.4时，Dg等于垫片接触的外径减去2,Dg =D-2b= 1277- 2x8.94=125

38、9.12mmC垫片压紧,由GB150-98知:预紧状态需要的最小垫片压:Fg = 3A4DGby= 3.14x1259.12x8.94x11= 3.89xl05 N操作状态需要的最小垫片压紧:Fg = 6.284= 6.28x1259.12x8.94x2x2.5= 3.53455x 105 N(8)等头双头螺栓的选型由JB/T4707-2000取螺栓材料为35CrMoA,螺母材料为25CrMoA。且由JB/T4703-2000取螺栓规格为M22,伸出长度为3如”,其具体尺寸按零件 图中规定。10.膨胀节的结构设计(1)膨胀节的结构选型在固定管板式反应器中,因壳程流体与管程床层之间具有温差,而壳

39、体和反应 管均与管板固定连接,在使用中会引起壳体和换热管之间的膨胀差,造成壳体 和反 应管受到轴向载荷,为避免壳体和列管拉伸破坏、列管失稳、列管从管板上拉脱 等现象,必须在壳体中间设置一个良好的变形补偿元件膨胀节,以降低轴向 载荷的作用。膨胀节结构图如图7-10所示。1一端板2一波纹管3拉杆或定位螺杆4螺母5内衬套6一端管图7T0 膨胀节各部分名称根据GB16749 1997,本设计选用的波形膨胀节为:膨胀节层数m=2;波 数 n=4;膨胀节厚度S=16 mm;材料为0Crl8Ni 10Ti。如图7T1所示:图7-11膨胀节示意图（2）膨胀节的设计计算波形管有关符号见图7T2所示:W4-工T-图7-12 U型波纹管波形管长度L为:L = 4R + 5S =4x65 +5x16 = 3407系数k=l波纹管直边段平均直径DoDn = ,D + ms = 3660 + 2 x16 = 3692直边段加强圈的有效厚度ScSc = 5 - Cj - =16-0-2 = 14mmC2直边段加强圈平均直径DeDc - p + 2mS + 5 = 3660 + 2x2x16 + 14 = 3738mm波纹管平均直径D mDm - （jD + h = 3660 + 60 =3720mm考虑成型过程中厚度