2019全國大學生化工設計競賽華中賽區

湖北文理學院檸檬隊參賽作品

吉林博海生化6萬噸/年乙酸乙烯酯項目

反應器設計說明書

團隊隊員：王傲宇張俊文馮興剛丁佳倩唐雪婷

指導老師：程振鋒程華黃琳汪萬強徐想娥

目錄

一、概述.............................................................4

1.1序言.........................................................4

1.2反應器類型..................................................4

1.2.1固定床反應器.............................................4

1.2.2流化床反應器.............................................6

1.2.3移動床反應器.............................................8

二、反應器設計示例.................................................10

2.1乙酸乙烯酯合成反應器R0301.....................................................................10

2.1.1催化劑的選擇............................................10

2.1.2反應動力學研究..........................................11

2.1.3反應條件確定............................................11

3.1.反應物料衡算...............................................13

3.1.2物料衡算表...............................................13

4.1工藝設計及計算..............................................14

4.1.1催化劑床層體積..........................................14

4.1.2反應空時................................................14

4.1.3反應床層高度.............................錯誤!未定義書簽。

4.1.4反應器直徑..............................................14

4.2反應器的床層壓降核算........................................15

4.2.1床層壓降計算.............................................15

4.3熱量衡算與換熱面積核算......................................16

4.3.1熱量衡算.................................................16

4.3.2換熱面積衡算............................................16

5.1反應器的結構參數設計........................................18

5.1.1反應器設計溫度和設計壓力................................18

5.1.2反應器筒體厚度計算......................................18

5.1.3反應器封頭厚度計算......................................19

6.1機械設計及強度校核..........................................20

6.1.1水壓試驗校核............................................20

6.1.2反應器接管尺寸及方位....................................21

6.1.3折流擋板的設計..........................................22

6.1.4耳式支座設計............................................23

6.1.5拉桿、定距管............................................24

6.1.6管板設計................................................24

6.1.7反應器總高度............................................25

6.1.8地震載荷、風載荷及耐壓試驗校核..........................25

6.1.9法蘭設計與復核..........................................25

7.1反應器設計結果匯總..........................................30

7.1.1設計條件一覽表..........................................30

7.1.2乙酸乙烯酯合成反應器參數設計結果匯總表..................31

7.1.3接管尺寸及方位圖........................................32

8.1SW6強度校核...............................................33

8.1.1強度計算說明書..........................................33

9.1設備條件圖..................................................73

9.1.1設備條件圖實例..........................................73

一、概述

1.1序言

反應器是化工生產過程中一系列設備中的核心設備?；ぜ夹g過程開發的成

功與否很大程度上取決于反應器內流體的溫度、濃度、停留時間及溫度分布、停

留時間分布的控制水平和控制能力。化工生產的工藝過程決定了反應器的結構型

式，反應器的結構型式對工藝過程又有一個促進和完善的作用，同時反應器的結

構型式在某種程度上也決定著產品的質量和性能。因此，化學反應器的選型、設

計計算和選擇最優化的操作條件是化工生產中極為重要的課題。反應器設計的主

要任務首先是選擇反應器的型式和操作方法，然后根據反應和物料的特點，計算

所需的加料速度、操作條件（溫度、壓力、組成等）及反應器體積，并以此確定

反應器主要構件的尺寸，同時還應考慮經濟的合理性和環境保護等方面的要求。

在反應器設計時，除了通常說的要符合“合理、先進、安全、經濟''的原貝！I,

在落實到具體問題時，要考慮到下列的設計要點：

（1）反應器有良好的傳熱能力；

（2）反應器內溫度分布均勻；

（3）反應器有足夠的壁厚，能承受反應壓力；

（4）反應器結構滿足反應發生的要求，保證反應充分；

（5）反應器材料滿足反應物腐蝕要求；

（6）保證原料有較高的轉化率，反應有理想的收率；

（7）降低反應過程中副反應發生的水平。

L2反應器類型

化學反應是反應過程的主體，而反應裝置是實現這種反應的客觀環境?；瘜W

反應過程和反應器作為化工生產流程中的中心環節，反應器的設計往往占有重要

的地位。而在工業中，運用最廣泛的有固定床、流化床和移動床反應器。

1.2.1固定床反應器

固定床反應器又稱填充床反應器，裝填有固體催化劑或固體反應物用以實現

多相反應過程的一種反應器。固體物通常呈顆粒狀，粒徑2?15mm左右，堆積

成一定高度（或厚度）的床層，床層靜止不動，流體通過床層進行反應。它與流

化床反應器及移動床反應器的區別在于固體顆粒處于靜止狀態。固定床反應器主

要用于實現氣固相催化反應，如氨合成塔、二氧化硫接觸氧化器、煌類蒸汽轉化

爐等。

固定床反應器可分類為三種基本形式：

（1）軸向絕熱式固定床反應器（如下圖1-1）。流體沿軸向自上而下流經床層,

床層同外界無熱交換。

（2）徑向絕熱式固定床反應器（如下圖1-2）。流體沿徑向流過床層，可采

用離心流動或向心流動，床層同外界無熱交換。徑向反應器與軸向反應器相比,

流體流動的距離較短，流道截面積較大，流體的壓力降較小。但徑向反應器的結

構較軸向反應器復雜。以上兩種形式都屬絕熱反應器，適用于反應熱效應不大,

或反應系統能承受絕熱條件下由反應熱效應引起的溫度變化的場合。

（3）管式固定床反應器（如下圖1-3）。反應器由多根反應管并聯構成，管

內或管間置催化劑，載熱體流經管間或管內進行加熱或冷卻，管徑通常在25?

50mm之間，管數可多達上萬根。列管式固定床反應器適用于反應熱效應較大的

反應。

反應物

圖1-1軸向絕熱式固定床反應器圖1-2徑向絕熱式固定床反應器

圖1-3列管式固定床反應器圖1-4多級絕熱式固定床反應器

此外，尚有由上述基本形式串聯組合而成的反應器，稱為多級固定床反應器。

例如：當反應熱效應大或需分段控制溫度時，可將多個絕熱反應器串聯成多級絕

熱式固定床反應器（如上圖1-4）,反應器之間設換熱器或補充物料以調節溫度，

以便在接近于最佳溫度條件下操作。

固定床反應器主要優點有：

（1）返混小，流體同催化劑可進行有效接觸，當反應伴有串聯副反應時可

得較高轉化率。

（2）反應速率較快，可用較少量的催化劑和較小的反應器容積來獲得較大

的生產能力。

（3）催化劑機械損耗??；

（4）結構簡單；

（5）固定床反應器中的催化劑不限于顆粒狀，網狀催化劑早已應用于工業

上。目前，蜂窩狀、纖維狀催化劑也已被廣泛使用。

主要缺點有：

（1）傳熱差，反應放熱量很大時，即使是列管式反應器也可能出現飛溫（反

應溫度失去控制，急劇上升，超過允許范圍）；

（2）操作過程中催化劑不能更換，催化劑需要頻繁再生的反應一般不宜使

用，常代之以流化床反應器或移動床反應器。

1.2.2流化床反應器

流化床反應器是一種利用氣體或液體通過顆粒狀固體層而使固體顆粒處于

懸浮運動狀態，并進行氣固相反應過程或液固相反應過程的反應器。在用于氣固

系統時，又稱沸騰床反應器。按流化床的運用狀況主要分為以下兩類：

（1）一類是有固體物料連續進料和出料的裝置，主要用于固相加工過程或

催化劑迅速失活的流體相加工過程。例如催化裂化過程，催化劑在幾分鐘內即顯

著失活，須用上述裝置不斷予以分離后進行再生。

（2）另一類是無固體物料連續進料和出料裝置，主要用于固體顆粒性狀在

相當長時間（如半年或一年）內，不發生明顯變化的反應過程，如石油催化裂化、

酶反應過程等催化反應過程，稱為流體相加工過程。常見的流化床如下圖1-5所

示：

圖1-5流化床反應器工作示意圖

與固定床相比，流化床反應器的特點主要有以下幾點：

（1）可以實現固體物料的連續輸入和輸出；

（2）流體和顆粒的運動使床層具有良好的傳熱性能，床層內部溫度均勻，

而且易于控制，特別適用于強放熱反應；

（3）流化床適合使用細粒子催化劑，易消除內擴散阻力，能充分發揮催化

劑的效能；

（4）由于返混嚴重，可對反應器的效率和反應的選擇性帶來一定影響。再

加上氣固流化床中氣泡的存在使得氣固接觸變差，導致氣體反應得不完全。因此,

通常不宜用于要求單程轉化率很高的反應；

（5）固體顆粒的磨損和氣流中的粉塵夾帶，也使流化床的應用受到一定限

制。為了限制返混，可采用多層流化床或在床內設置內部構件。這樣可在床內建

立起一定的濃度或溫度差。此外，由于氣體得到再分布，氣固間的接觸亦可有所

改善。

1.2.3移動床反應器

移動床與固定床相似，不同的是固體顆粒自頂部連續加入，由底部卸出，移

動床離子交換樹脂在交換器、再生器和清洗塔之間，周期性流動的離子交換裝置。

移動床與固定固定床的差別在于反應過程中催化劑從反應器入口向出口緩慢運

動，新鮮催化劑（或再生好的催化劑）從反應器入口進入，失活的催化劑從反應器

出口移出，進行再生。催化劑運動速度較慢，沒有達到流化狀態。如UOP與IFP

連續重整工藝中的移動床反應器。

固定床反應器的操作原則：

1.為防止流體帶出，流體一般由上向下通過床層；

2.為保證床層適宜的溫度條件，床內布置各種換熱元件；

3.為防止流動壓降過大，催化劑粒徑不能過小，為減少內擴散的影響，粒

徑不能過大。適宜粒徑為2-6mm。

4.為防止近壁出現溝流，催化劑的粒徑應小于管徑的8倍，一般范圍

工業中常用的固定床反應器有兩種形式：絕熱式反應器和換熱式反應器。對

于強放熱反應系統，如果系統產生的熱量不能及時排放掉，勢必導致反應系統溫

度升高。當反應系統溫度超過某限度時，對于轉化率、選擇性、催化劑活性和壽

命等帶來不良影響。因此，強放熱反應系統溫度控制是固定床反應器設計和安全

操作的主要問題之一。與絕熱式固定床反應器相比，列管式固定床反應器能夠對

外換熱，便于控制反應溫度，使反應達到較高的轉化率，因而適應性較強，應用

比較廣泛。

列管式固定床反應器具有以下特點:

1.當反應熱不太大或單程轉化率不太高時，催化床層溫度易控制，整個催

化床層內溫度分布均勻。另一方面，由于傳熱面積與床層體積比大，傳熱迅速,

床層同平面溫差小，有利于延長催化劑使用壽命；

2.能準確、靈敏地控制反應溫度，催化劑床層的溫度可通過調節汽包蒸汽

壓力來控制；

3.以較高能位回收反應放出的熱量，熱量利用合理；

4.設備緊湊，開停車方便；

5.合成反應過程中副反應少，雜質含量少，產品質量高；

該類反應器的不足之處是對管殼結構機械設計要求高，設備復雜，制作困難,

對材料及制造方面的要求較高。列管換熱式固定床反應器，雖然可以通過管壁與

殼程的換熱介質換熱但是由于熱量的生成速率與移走速率之間存在差異，使得反

應溫度沿軸向存在分布。在一定條件下，此分布對諸如反應器入口反應物的濃度、

氣速、冷卻溫度等操作參數均十分敏感，操作條件的微小變化，將引走反應系統

溫度的較大變化，反應熱迅速增加，如果產生的熱量不能及時移走將導致反應系

統溫度跳躍式的增加，使反應系統失去控制，即造成飛溫問題。

為了增大單位床層體積所具有的傳熱面積，一般列管式固定床反應器有成千

上萬根列管并聯聯結。各列管的操作參數和床層的溫度、濃度分布接近。因此只

要根據反應條件計算出一根列管的床層溫度與濃度分布，確定其所須床層高度和

催化劑裝填量，就可求得整個反應器所須催化劑量，并且確定其合適的操作參數,

核算傳熱介質的流量，避免反應飛溫現象的發生。

表1-1反應器型式

型式適用的反應優缺點

返混小，所需反應器容積較小，比傳熱面

管式氣相；液相

大；但對慢速反應，管要很長，壓降大

適用性大，操作彈性大，連續操作時溫度、

釜式液相；液-液相；液-固相濃度容易控制，產品質量均一，但高轉化

率時，反應容積大

返混小，高轉化率時催化劑用量少，催化

固定床氣-固（催化或非催化）相劑不易磨損；傳熱控溫不易，催化劑裝卸

麻煩

氣-固（催化或非催化）相；傳熱好，溫度均勻，易控制，催化劑有效

流化床

特別是催化劑失活很快的反應系數大；床內返混大，對高轉化率不利。

二、反應器設計示例

2.1乙酸乙烯酯合成反應器R0301

2.1.1催化劑的選擇

催化劑是實現乙酸乙烯酯合成工藝最優化的關鍵。目前在實際應用上，乙酸

乙烯酯合成的催化劑己多采用貴金屬催化劑及醋酸鉀助催化劑，貴金屬催化劑主

要有Pd-Au、Pd-Pt及Pd-Cd的負載型催化劑，載體主要為硅膠和氧化鋁。目前

可得到的乙酸乙烯酯的時空收率和選擇性分別為825.0g/(L-h)和95.1%。

2.1.1.1乙酸乙烯酯催化劑的制備方法

中國石化上海石油化工股份有限公司專利CN1657169A,一種用于由乙烯、

醋酸和含氧氣體氣相反應合成乙酸乙烯酯的負載型催化劑的制備方法，載體為

SiCh、AI2O3或兩者的混合物，活性組分包括金屬鋁、金屬金、金屬銅和堿金屬

醋酸鹽，該方法依次包括：載體用含銅化合物水溶液浸漬；陳化；用含銅化合物

轉化為金屬銅；水洗并干燥后制得催化劑前體；在惰性氣體、還原性氣體或惰性

氣體與還原性氣體的混合物氣氛下焙燒，焙燒溫度為500?1000C,焙燒時間為

2?10小時；用含鋁化合物和含金化合物的溶液浸漬；陳化；用還原劑將含鋁化

合物和含金化合物轉化為金屬鋁和金；催化劑前體用堿金屬醋酸鹽水溶液浸潤；

干燥后制得成品催化劑。制得的催化劑不僅選擇性有所提高，且活性也非常優良。

2.1.L2反應催化劑總結

綜上，選擇負載型紀金系催化劑，以二氧化硅或三氧化二鋁為載體用浸漬法

制備的催化劑，催化活性高。

催化劑參數如表2-1所示。

表2-1催化劑參數

評價項目產品指標

催化劑顆粒性狀球狀

顆粒直徑mm①4?6

比表面積44.6m2/g

堆積密度/(Kg/L)0.41?0.51

床層空隙率0.4

2.1.2反應動力學研究

2.1.2.1反應方程式

2c2H4+O2+2CH3C00H^C4H602+2H2O

C2H4+3O2t2C02+2H2O

2.1.2.2動力學方程式

主反應動力學方程:

rVa=klpEtPox

邑

ki=&exp(西)

AI

/molVAx唯心

r|--------=TOF^—

\KgCat；PMpd

其中Wpd把在催化劑中的比例(0.01),D為把的色散系數(可以計算出活性把

原子的比例)，PMpd為Pd的分子量，單位為Kg/mol,TOF代表周轉率。

副反應動力學方程：

-02=k2PEtPol

E

6=&exp（訴2）

A1

由動力學文獻可得：al=0.36pl=0.20El=

萼Al=2.65xICT，

mol

21KJ

a2=-0.31B2=0.82E2=—:A2=7.50x10-4

mol

2.1.3反應條件確定

2.1.3.1溫度

由圖2-1可以看出反應溫度對產物生成的影響。溫度升高，反應的空時收率

先增加后下降，但反應的選擇性下降，權衡以上兩方面，控制反應溫度為150℃。

W0

T87.-

B0

.

W6

*

總0

5

知

0

圖2-1反應溫度與反應轉化率的關系

2.L3.2壓力

由圖2-2可以看出反應壓力對產物生成的影響，由反應方程式可以看出，壓

力增大，反應速率會增大，選擇性和收率都會增加，但是壓力過大，能耗大，設

備要求高，安全系數也會下降。綜上壓力選取0.8MPa。

(

一

』

7?

?

/恩

基

90

葛80

圖2-2壓強對空時收率和選擇性的影響

綜合以上分析可認為，適當增加反應壓力，極為有利于提高反應轉化率，降

低反應溫度，提高時空收率。

2.1.3.3進料比

乙酸乙烯酯合成反應的起始進料比對反應選擇性有較大影響。研究表明，氧

氣的濃度必須在8%以下，因為濃度越高，它就會超過混合物的爆炸極限，乙烯

濃度比上乙酸濃度必須有3：1,所以根據文獻得到進料比為乙烯：氧氣：醋酸：

氮氣=50：7：15：26.3o

總結：經過查閱資料，AspenPlus模擬優化，選擇性氧化最優反應溫度范圍

為140-18(TC,最優反應壓強在0.8MPa左右，反應進料比在此條件下，既能保

證較高的轉化率和選擇性，又能保證合理的床層溫度，保證催化劑的高效性。

2.L3.4其他條件的選擇

本工藝生產規模為：年產6萬噸乙酸乙烯酯

年操作時間：8000h

取定型溫度為15(TC,在150℃,0.8MPa下反應混合物有關物性數據如下:

熱導率入=0.04W/(m-K)

粘度p,=1.52xlO_5Pa-s

密度p=1.04Kg/m3

比熱容Cp=1.635KJ/(KgK)

3.1.反應物料衡算

3.1.2物料衡算表

由AspenPlusV9.0對物料進行模擬，結果見表3-1,詳細數據見Aspen源文

件。

表3-1物料衡算結果

參數進口出口

摩爾流率/(kmol/h)1879.711834.68

質量流率/(Kg/h)63736.263736.81

體積流率/(m3/h)13034.65213614.583

溫度/℃150150

壓力/MPa0.80.8

N213526.813526.8

H2O108.491853.51

co22401.992684

各組分質量流率/(Kg/h)

O24112.492357.69

C2H425727.623100.1

C2H66.096.09

醋酸16551.311119.2

乙酸乙烯酯1277.979065.35

三聚乙醛23.378223.3782

4.1工藝設計及計算

4.1.1催化劑床層體積

催化劑的總體積“是決定反應器尺寸的基本依據，計算公式如下:

%普

3

式中：Vo------進料流量，m/h；

S0——空速，h-'o

由文獻可得空速選擇2100hT。

所以%=磬=66156.7/2100=31.5m3

Sy

4.1.2反應器直徑

設D不同時，高徑比一般取2-10,設計反應器時，為了盡可能避免徑向的

影響，取反應器的長徑比為5,則算出反應器的直徑和高度為：按正常進料量

66156.7m3/h及空速2100b-1計算反應器的各參數：

取床層高度L=8m,則截面積S=K-/L=31.5/8=3.94m2

床層直徑D=j4S/n=J(4x3.94/3.14)=2.241m

因此圓整可得反應器內徑D=2300mm

4.1.3反應器列管數

為了防止溢流，反應管的選擇要滿足山〉8也，有上表知催化劑為規整球體，

且直徑為0=4mm,故反應管規格選擇為。32x2.5mm,取反應管的長為8000mm0

圖2-3反應管排列方式

N為反應器列管數。

由經驗公式得：D=t(b-1)+(2?3)d0

式中：t為管心距，由經驗選擇t=40mm；

d0為換熱管外徑。

則代入公式可得b：

D=0.04x(b-l)+2x0.032=2.3

b=57

帶入中心布管數公式得：

b=l.lVN=57

N=2684根

4.2反應器的床層壓降核算

4.2.1床層壓降計算

由厄根方程計算流體通過床層的壓降，計算公式為：

dp150U^np1—So

一4=Q—+L75)苧-----

dlds

u為流體通過床層的流速

66156.7

i]——974m/s

-0.964x0.0272x3600X2684-''

￡B床層空隙率，為0.40；

um表示流體通過床層的實際流速，為為?=14%=9.74義0.40=

3.896m/s；

ds為催化劑的比表面當量直徑，則ds=0.004m；

P為氣體的密度,查AspenPlus得到，p=0.964Kg/m3；

〃為物料的粘度，查AspenPlus得到，=1.52xIO_5Pa-S；

Rem為修正雷諾數，

dsump0.004x3.896X0.964

Rem=—--------r=-------------------------------------=593

1.52x10-5x(1-0.4)

代入厄根方程，計算得

dp/150\ump1—SB/150\3.8962x0.9641—0.4

~dl=\Re^+1,75J~d^-=K593+1-75/義0.004X0.4

=10974.3Pa■m-1

則床層總壓降為P=10974.3X8=87794.4Pa

由于

87794.4

=10.97%

800000

即壓降小于入口壓力的15%,設計符合壓降要求。

4.3熱量衡算與換熱面積核算

4.3.1熱量衡算

反應器的設計采用一維擬均相理想流動模型，其基本方程有三，分別是動量

衡算方程、物料衡算方程以及熱量衡算方程。

由于本反應為放熱反應，其采用的是絕熱式反應器，反應放出的熱量通過管

外冷卻劑冷卻方式達到移走反應熱量的目的，采用熱量衡算得到需要被移走的熱

量。熱量衡算方程為：

輸入熱量+反應放出熱量=輸出熱量+移走熱量

由AspenPlus模擬可知，

輸入熱量Qi=8.8x107kj/h

反應放出熱量Q2=2.02x107kj/h

輸出熱量Q3=108x108kJ/h

由此可計算得被移走熱量Q=2x105kj/h

4.3.2換熱面積衡算

床層對列管壁總傳熱系數可按下式計算：

也=3.5x(42)。，exp(T.6x%)

444(1)

4-催化劑顆粒直徑mm

4一反應列管內徑mm

G—流體的質量流速，必/(川^)

%—流體的導熱系數，W/(m'K)

〃一流體黏度Pa-s

相關數據見下表4-1：

表4-1相關數據表

Ay

d/、4(mm)〃

pn(mm)G(Kg/h)(Pa-s)

W/(m-K)

42763762.30.041.52x10-5

帶入式(1)計算得：at=1917.3V//(m2-K)

中壓水對列管壁面換熱系數:

a。=2722A7/(〃?《?/?)=562.16V/W-K)

本工藝列管選用耐熱鋼管，其導熱系數為％=207.5儲/（加

則以內管表示的總傳熱系數K為:

1

K-(2)

一+3+L4

%丸%a.do

相關數據見下表4-2：

表4-2相關數據表

%a。4d.d,?

2

kJ/(h-m2-K)b(mm)

W/(m2-K)W/(m2.K)(mm)(mm)(mm)

1917.3562.16207.55273229.5

代入式（2）得K=149.3口/（〃?二,K）

因管徑較小，故整個反應器床層可近似看成等溫，為423K。

傳熱推動力為：△&=推K

所需傳熱面積：

.Q2X105?

4京=--c-=------=133.96m2

孟KxAtm149.3X10

實際傳熱面積:

2

A=nndQl=2684x3.14x0.032x4=1078.75m

因為A義〉A需故，故可以滿足換熱需要。

5.1反應器的結構參數設計

5.1.1反應器設計溫度和設計壓力

由于該反應操作在溫度為150C,壓強在0.8MPa下進行操作，但是反應物

走管程，殼程是換熱介質，選取了飽和中壓蒸汽作為換熱介質，殼程壓力

Pw=2.1MPao

5.1.1.1設計壓力Pc

操作時設計壓力4=(1?l.l)Pw,所以Pc=1.1Pw=l.1x2.1=2.3MPa

5.1.1.2設計溫度鹿

最大操作溫度取T=150℃,即取設計溫度7；=170℃o

5.1.2反應器筒體厚度計算

反應器殼體為內壓容器，其厚壁的計算公式為：

o*=-------

2同'。-P

式中

8一殼體理論計算厚度，mm

—設計壓力，內壓容器取2=(1?l.l)Pw,MPa；

H'—材料在操作溫度范圍內的許用應力，MPa；

(P—焊接系數W取"=1

Dj一為殼體內徑，mm

其中：

(1)由于該列管式反應器殼體與列管間實現中壓蒸汽換熱，操作溫度為

150℃,設計溫度為170℃,操作壓力為2.1MPa,設計壓力為2.3MPa,選用材料

為Q345R；

(2)對壓力容器用的低合金鋼板(GB713-2008)和不銹鋼鋼板

(GB24511-2009),它們的厚度負偏差一律為一0.3mm,所以Ci=0.3mm；

(3)焊接方式選用雙面焊接，全部無損探傷，所以焊接系數(p=l；

(4)Q345R在設計溫度下(200)的許用應力b］'=170MPa(厚度＞16?36mm)；

(5)根據GB713《鍋爐和壓力容器用鋼板》規定，腐蝕裕量Cz=2mm；

帶入計算得：

理論計算厚度：

PDt2.3X2300

6=c-----=--—--=15.66mm

2［。產0—Pc2x170x1—2.3

設計厚度：

6d=8+C2S=17.66mm

名義厚度：

6n=8d++△=18mm

有效厚度：

&二8九—Ci—C2=15.7mm

故選取筒體厚度為18mmo

5.1.3反應器封頭厚度計算

5.1.3.1封頭材料選擇

本工段工藝采用列管式固定床反應器，選擇標準橢圓形封頭。因為物料有腐

蝕，選擇封頭材料為Q345R,腐蝕余量為2mm,負偏差為0.3mm。操作溫度為

150℃,設計溫度為170℃,操作壓力為0.8MPa,設計壓力為IMPa,Q345R在

設計溫度下的許用應力bj=143MPa(厚度3~16mm)0

5.13.2封頭厚度計算

封頭壁厚計算公式為：

PD.

8=———

2。］?-0.51

代入數據計算得:

理論計算厚度：

PcDt1x2300

5=酮S-堿=2X143X1-0.5X1=806mm

設計厚度：

=

8a3+C2=10.06mm

名義厚度：

6rl=必+G+△=11mm

有效厚度：

8e=8n—C1—C2=8.7mm

5.1.3.3標準封頭選取

為方便焊接，將封頭厚度與筒體厚度選取一致，故選取封頭厚度為18mm。

而根據GT/T25198-2010壓力容器封頭標準查得，選取標準橢圓封頭-EHA橢圓

封頭，公稱直徑為2300mm,封頭總深度H=615mm,內表面積A=6.0233m2,容

積V=1.75887n3,厚度為18mm,質量為839.3Kg。標記：EHA230018(16.4)-Q345R

1.5

8min=18mm>=3.45mm

因此封頭不會造成失穩。

5.1.3.4封頭直邊高度的選取

最新的標準為JB/T4746-2002.該標準規定以內徑為公稱直徑的標準橢圓形

封頭(代號EHA)的直邊高度只與公稱直徑有關：DNMOOOmm時，直邊高度為

25mm；DN>2000mm時，直邊高度為40mm；由于所設計的簡體公稱直徑

DN=2300mm>=2000mm,所以直邊高度為40mm0

6.1機械設計及強度校核

6.1.1水壓試驗校核

由于該反應器操作溫度為150℃,壓強在0.8MPa,選用列管材料為耐熱鋼

0Cr25Ni20(S31008),根據《化工機械基礎》(陳國恒、陳剛主編)，腐蝕裕量

C2=2mm,焊接方式選用雙面焊接，100%無損探傷，所以焊接系數0=1.0。

操作時可能的最大壓力為

_(P=l.lPc=1.1x0,8=0.88MPa

pT

PT=max=[pT=p+Pc=o.l+0,8=0.9MPa

故方=0.9MPao

在校核時，設計溫度要比反應器的操作壓力要大，取T=170C；則可查表知

0Cr25Ni20(S31008)的許用應力為105MPa,ReL=W5MPa

帶入計算得:

_PT(D,+5)0.90x(2300+15.7)

e=66.37MPa<O,80R

2x15.7eL

即氣壓試驗校核通過。

6.1.2反應器接管尺寸及方位

6.1.2.1物料管程接管

反應器管程物料進口流率為q,,=66156.7m3/h,設管程物料進口流速u=25m/s,

則管程接管內徑為：

豈=但=l4x--1--7=970mm

y/nuy]3600XTTX25

因此選擇9IOI6x25nmi的鋼管，此時管內實際線速度為a=22.7m/s

反應器管程物料出口流率為q「=8069.2m3/h,出口流速為25m/s,則管程接管

內徑為：

陛=匡匹：=338mm

4y]nuyj3600X71X25

因此選擇3=340x87nm的鋼管，此時管內實際線速度為u=25m/s。

6.1.2.2殼程接管

(1)殼程中壓水進口接管

飽和中壓蒸汽進口溫度為175℃,此溫度下的汽化焙為a=26.632kJ/mol

反應器殼程中壓飽和水質量流率由熱量衡算得：

6

Qc1.8x10

qm=—="=67.588km。]"=1216.58kg/h

rw26.632

1258

飽和水體積流量為q?=詈=^3=2.48/"

設飽和水殼程接管的線速度為0.1m/s,則殼程飽和水入口接管內徑為:

HQZ4x2.48

d=--=——-----=93.68mm

2J71UJ3600X7TX0.1

選取@95xl.4nun的鋼管，此時管內實際線速度為〃=0.0972m/s

(2)殼程蒸汽出口接管

飽和蒸汽出口溫度為175C出口蒸汽流量為昨-筆理=

3

0.019m/so

設蒸汽出口線速度為0.1m/s,則殼程出口接管內徑為:

選取@500x9nwi的鋼管，此時管內實際線速度為iz=0.099989m/so

6.1.3折流擋板的設計

本工藝采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%,則切去

的圓缺高度為:

h=0.25D=0.25x2300=575mm

所以取h=575mmo

取折流板間的距離B=0.395D=0.395x2300=908.5mm。

折流板的數目為:

NB=8000/908.5-1=8塊。

折流板厚度由下表確定為：8=18mmo

表6-1折流板或支持板的最小厚度6

折流板或支持板間的換熱管無支撐跨距L/mm

公稱直徑

<300>300-600>600?900>900?1200>1200?1500>1500

DN/mm

折流板或支持板最小厚度/mm

<40034581010

400?700456101012

>700-900568101216

>900?15006810121616

>1500-2000—1012162020

>2000-2600—1214182224

>2600?3200—1418222426

>3200-4000——20242628

6.1.4耳式支座設計

立式容器的支座有耳式支座(又稱懸掛式支座)、支撐式支座和裙式支座三

種。小型直立設備一般采用耳式支座和支撐式支座，高大的塔設備則廣泛采用裙

式支座。對于此列管式反應器采用耳式支座，材質為Q235A,筒體內徑為2300mm。

查國標JB/T4712.1-2007,選取C6-I型號，支座高度為480mm，允許載荷220KN,

螺紋規格為36xM30耳式。C6—I

式中：

D---尺寸，mm；

Di--殼體內徑，mm；

5“一殼體名義厚度，mm；

%、4、S］、&、&一耳式支座尺寸，查表可得。

故支座間距0=J(2300+2X15.7+2X12/-260X260+2X(480-

115)=3085.4mmo

6.1.5拉桿、定距管

6.1.5.1螺紋長度

拉桿用螺紋連接，與管板連接端的螺紋長度可用公式Ln=(1.3?1.5)〃計算。

取比例系數為1.5,貝扎門=1.5x32=48nwi,圓整為50mm。

6.1.5.2拉桿直徑：

由GB/T151-2014確定拉桿的直徑森=16mmo見下表6-2：

表6-2拉桿直徑

換熱管外徑d/mm10<d<1414<d<2525<d<57

拉桿直徑do/mm101216

6.1.5.3拉桿數量:

表6-3拉桿數量

拉桿直熱交換器公稱直徑DN/mm

徑400?700?900?1300?1500?1800?2000?2300?

<400

do/mm<700<900<1300<1500<1800<2000<2300<2600

104610121618243240

12448101214182428

164466810121416

通過上面的表分析，拉桿數量確定為16根。定距管規格與反應管相同，為

632x2.5mm0

6.1.6管板設計

殼體與管板的連接形式，分為兩類：一是不可拆式，如固定式管板換熱器管

板與殼體是用焊接連接；二是可拆式，管板本身與殼體不直接焊接，而通過殼體

上法蘭和管箱法蘭夾持固定。本工藝根據反應器的結構需要選擇固定式管板兼作

法蘭的管板，根據選定的換熱器公稱直徑及操作壓力查表可得管板最小厚度為

22mm(查表可得，考慮到拉桿的螺紋深度為50mm，故選擇管板厚度為110mm。

相應連接法蘭數據如表6-4o

反應管與管板的連接方式

本工藝考慮到反應器的密封性能要求較高且管板要承受管束振動及疲勞載

荷的作用，因此采用螺紋連接的連接結構，是保證列管與管板連接的密封性能及

抗拉脫強度以及穩定性。

表6-4管板法蘭（單位：mm）

□

DNDDiD2D3D4□Hhaai□1Rd

2

23002515245523982378237512021050211822341533

6.1.7反應器總高度

筒體高度：Hi=8000mm；

封頭深度：/=""=575mm；

4

上管板與上封頭之間預留高度：L=200mm；

標準橢圓形封頭的直邊高度由下表確定：h=50mm。

表6-5標準橢圓形封頭的直邊高度h（單位：mm）

項目碳素鋼、普通低合金鋼'復合鋼板不銹鋼、耐酸剛

封頭壁厚4?810?18>203?910?18>20

直邊高度254050254050

H=Hi+2H2+2h++2L=8000+1150+100+400=9650mm。

6.1.8地震載荷、風載荷及耐壓試驗校核

吉林省年平均風壓值為200N/m,地震烈度低于8度。

地震載荷、風載荷及耐壓試驗校核結果見SW6-2011校核結果

6.1.9法蘭設計與復核

反應器常采用的法蘭結構形式有整體法蘭、螺紋法蘭、承插焊法蘭、平焊法

蘭、對焊法蘭和松套法蘭；法蘭的密封面形式分為平面、突面、環連接面、凹凸

面和樺槽面5種形式。法蘭的結構形式和密封面形式可根據使用介質，設計壓力，

設計溫度和公稱直徑等因素來確定。

使用法蘭查詢系統可以查出不同公稱直徑和管程壓力下的接管法蘭數據，參

照標準是HG/T20592o

工藝數據得到，殼程公稱壓力為2.3MPa,冷卻劑進料管和出料管公稱直徑

不一樣，所以選擇不同規格大小的法蘭。

飽和液體進口接口管法蘭選擇：H