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1、基于ChemCAD的反应器设计 摘要甲醇蒸汽制氢已成为国内外普遍采用的主要制氢技术。氢气在工业上有着广泛的用途。近年来，由于精细化工、蒽醌法制双氧水、粉末冶金、油脂加氢、林业品和农业品加氢、生物工程、石油炼制加氢及氢燃料清洁汽车等的迅速发展，对纯氢需求量急速增加。本论文分析了几种反应器的类型和结构,并综合各种反应器的优点和缺点 介绍了甲醇蒸汽制氢技术的基本原理及工艺,提出了一种新型的丝网填料式甲 醇水蒸汽重整制氢反应器。对反应器的主要零部件作了应力计算强度校核。 并设计反应器外的加热层和电阻丝,对金属丝进行催化剂的涂敷。最后反应做出实验得出实验数据评估实验结果。关键词 反应器 甲醇 水蒸气重整
2、 制氢 丝网填料 The reactor design based ChemCADAbstractHydrogen production of technology unit by methanol steam reforming conversion has been widely adopted at home and abroad. In recent years, fine chemicals, hydrogen peroxide anthraquinone process, powder metallurgy, oil hydrogenation, hydrogenation of
3、forestry products and agricultural products, bio-engineering, petroleum refining hydrogenation and hydrogen fuel the rapid development of clean vehicles, etc., the demand for pure hydrogen rapidly increasing.This paper analyzes the type structure of several micro-reactors and researches the strength
4、s and weaknesses of all kinds of micro-reactors. Its basic principle, process flow and technological design about the equipment are described in this paper. So a new kind of wire or screen filled methanol steam reforming micro-reactor are designed. The next step is to calculate the stress and intens
5、ity of the main parts. Heating and the resistance of the reactor are designed and catalyst on the surface of the wire is coated. Finally taking the experiment, researching the experimental data and assessing the experimental results are my last several steps.Keywords: reactor, methanol, steam reform
6、ing, hydrogen production, screen filled 目录第一章 绪论1.1选题背景及研究意义.11.2 文献综述11.3 本毕业设计研究的主要内容.4第二章甲醇制氢工艺流程 2.1甲醇制氢工艺流程.5 2.2物料衡算5 2.3热量衡算7第三章 反应器设计计算 3.1 工艺计算10 3.2 外壳结构设计15 3.3 chem CAD18 3.4 SW6校核22.第四章 管道设计 4.1 管道选型34 4.2 泵的选型37 4.3 阀门的选型39. 4.4 管道阀门选型.40第五章 甲醇蒸汽转化制氢催化剂制备5.1 概述.415.2 催化剂的性能.42 5.3 催化剂的
7、涂敷.42参考文献 45致谢 47.第一章 绪论1 . 1 选题背景及研究意义目前几乎所有的汽车都以汽油、柴油等为原料，消耗了大量的石油资源，同时汽车尾气造成了大气的严重污染。据统计汽车尾气污染占大气污染42%。寻找一种高效、清洁、环保的能源来替代汽油、柴油成为未来研究的重要趋势。氢能源因其燃烧热值高并且清洁环保等优点而受到人们的广泛关注。20世纪90年代以来以氢气为燃料的质子交换膜燃料电池(PEMFC) 技术获得了高速发展，质子交换膜燃料电池( PEMFC) 是公认的 21 世纪高效节能环保的发电方式,在固定电站3 和移动电源方面有广泛的应用前景但要实现商业化必须解决其氢源问题 。目前EMF
8、C氢源技术有两类: 一是燃料电池携带纯氢.二是液体燃料现场制氢。因为纯氢价格安全性差 、输送储存及加注困难限制了燃料电池的规模应用。液相醇类烃类重整现场制氢技术具有能量密度高、能量转换效率高的液体燃料容易运输、 补充和储存在经济性、安全性等方面也具有很明显的优势 是最现实的燃料电池氢源技。在液体燃料制氢方面,甲醇为燃料电池提供能源有着明显的优势. 甲醇是第二大化工产品,资源丰富,甲醇在常压下以液态形式存在,相对于汽油来说,甲醇有较高的H/C 比以及较低的重整温度,在实际应用过程中更容 4 易实现。 因此开发以甲醇为原料的高效制氢技术具有重要意义 。蒸汽重整是目前.使用最广泛的制氢方式,目前全世
9、界一半以上的氢气是由蒸汽重整而制得的 5 甲醇-水蒸汽重整(MSR)制氢因反应温度低、产物氢气含量高等优势成为解决质子交换 6 膜燃料电池PEMFC)氢源的有效途径 。燃料电池要应用于移动电源, 制氢燃料处理系统必须满足体积小质量轻、启动和负荷响应时间短可靠性高和成本低的特殊要求,而将常规尺度的燃料重整系 统小型化是不现实的。将微通道引入微反应器制氢系统具有小的几何尺寸和大的比 表面积,明显改善了热量和物质的传递,提高了反应速率,而且甲醇转化率也保持较高的值。1.2 文献综述甲醇-水蒸汽重整(MSR)制氢因反应温度低(250)，与质子交换膜燃料电池的运行温度最匹配、出口H含量高，CO含量低(1
10、%)，可省去后续处理中水汽置换(WGS)过程以及可利用燃料电池阳极尾气催化燃烧供热来提高效率等优势而受到人们更多的关注。但MSR是强吸热过程，常规固定床反应器采用颗粒催化剂受热质传输的限制而表现为慢反应，且动态响应慢，催化剂床层存在“冷点”问题难以实现等温操作。目前解决上述问题的方法是采用微反应器技术强化传热传质。工业上利用甲醇制氢有二种途径：甲醇分解、甲醇部分氧化和甲醇蒸汽重整。甲醇蒸汽重整制氢由于氢收率高(由反应式可以看出其产物的氢气组成可接近75%)，能量利用合理，过程控制简单，便于工业操作而更多地被采用。甲醇蒸汽重整是吸热反应，可以认为是甲醇分解和一氧化碳变换反应的综合结果。甲醇蒸汽重
11、整制氢工艺工业化多年，经历了多次技术改进，已相当成熟。甲醇蒸汽重整反应通常在250-300，1.5MPa，H0与CH0H摩尔比为1.0-5.0的条件下进行，重整产物气经过变压吸附等净化过程，可得不同规格的氢气产品。甲醇蒸汽重整过程既可以使用等温反应系统，也可以使用绝热反应系统。等温反应系统采用管式反应器，管壳中充满热载体进行换热，保持恒温反应。在绝热反应系统中，蒸汽与甲醇混合物经过一系列绝热催化剂床层，床层之间配备换热器。氢能是最理想的洁净能源之一。然而，氢气的储存和运输不仅费用昂贵，技术上也相当麻烦。甲醇因其能量密度高、易于储运处理、运价低廉而被认为是一种氢的最佳载体。甲醇催化分解制氢是甲醇
12、制氢的三种途径之一。甲醇直接分解成氢气和一氧化碳是比未分解的甲醇和汽油更洁净有效的燃料，可以用作汽车和气体涡轮机的动力燃料，同时也可为化工厂、制药厂、材料加工厂等提供了一个简便而经济的一氧化碳及氢气来源。以甲醇分解气作为燃料的内燃机可以在空气过量的情况下工作(即贫油燃烧),从而使燃烧效率进一步提高；事实证明甲醇分解气的效率比未分解的甲醇高34%，而且贫油燃烧时燃烧更充分，可以降低一氧化碳和烃类的排放。除此之外，甲醇分解气燃烧温度较低，因而燃烧尾气中NOX含量较低，经验证明NOX的排放量可降低一个数量级。反应产物净化系统可根据产品质量等级要求选择，变压吸附及膜分离技术是非常实用的气体净化技术。变
13、压吸附净化可获得纯度高于99.99%的氢气产品，依据所使用的不同吸附剂及工艺条件，氢回收率在70%-87%之间变化。溶剂洗涤、CO催化转化、甲烷化等过程均可用于净化氢气。甲醇制氢是适用于中小型用氢规模的制氢装置技术，该技术主要是以甲醇、水为原料，经催化转化，变压吸附分离技术得到氢气。该技术流程简洁、占地小，投资省、产品成本低。其技术特点为：生产技术成熟、运行安全可靠，原料来源容易、运输贮存方便、价格稳定，流程简洁，装置自动化程度高、操作简单、容易，占地小、投资省、回收期短，能耗低、产品成本低，无环境污染管式反应器特点：一种呈管状、长径比很大的连续操作反应器。这种反应器可以很长，如丙烯二聚的反应
14、器管长以公里计。反应器的结构可以是单管，也可以是多管并联；可以是空管，如管式裂解炉，也可以是在管内填充颗粒状催化剂的填充管，以进行多相催化反应，如列管式固定床反应器。通常，反应物流处于湍流状态时，空管的长径比大于50；填充段长与粒径之比大于100(气体)或200（液体），物料的流动可近似地视为平推流（见流动模型）。管式反应器返混小，因而容积效率（单位容积生产能力）高，对要求转化率较高或有串联副反应的场合尤为适用。此外，管式反应器可实现分段温度控制。其主要缺点是，反应速率很低时所需管道过长，工业上不易实现。管式反应器与釜式反应器还是有差异的，至于是否可以换回还要看你的反应的工艺要求和反应过程如何
15、，一般的说，管式反应器属于平推流反应器，釜式反应器属于全混流反应器，你的反应过程对平推流和全混流的反应有无具体的要求？管式反应器的停留时间一般要短一些，而釜式反应器的停留时间一般要长一些，从移走反应热来说，管式反应器要难一些，而釜式反应器容易一些，可以在釜外设夹套或釜内设盘管解决，你的这种情况，能否可以考虑管式加釜的混合反应进行，即釜式反应器底部出口物料通过外循环进入管式反应器再返回到釜式反应器，可以在管式反应器后设置外循环冷却器来控制温度，反应原料从管式反应器的进口或外循环泵的进口进入，反应完成后的物料从釜式反应器的上部溢流出来，这样两种反应器都用了进去。1.3 本毕业设计研究的主要内容在熟
16、悉甲醇制氢工艺基础上，选择适合的反应器类型，利用ChemCAD软件进行工艺设计(其中反应器换热部分参考换热器进行设计，存储部分参考储罐进行设计)，根据工艺设计结果进行详细的结构设计，最后用SW6进行校核，绘制反应器装配图。(1)熟悉熟悉甲醇制氢工艺流程；(2)利用ChemCAD软件进行反应器的工艺设计；(3)根据工艺参数进行结构设计，完成后利用SW6进行校核，绘制反应器装备图；(4)最后撰写毕业设计说明书。第二章 甲醇制氢工艺流程2.1甲醇制氢工艺流程甲醇制氢的物料流程如图12。流程包括以下步骤：甲醇与水按配比1：1.5进入原料液储罐，通过计算泵进入换热器（E0101）预热，然后在汽化塔（T0
17、101）汽化，在经过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0101)，转化反应生成H2、CO2的以及未反应的甲醇和水蒸气等首先与原料液换热(E0101)冷却，然后经水冷器(E0103)冷凝分离水和甲醇，这部分水和甲醇可以进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸收塔，经碳酸丙烯脂吸收分离CO2，吸收饱和的吸收液进入解析塔降压解析后循环使用，最后进入PSA装置进一步脱除分离残余的CO2、CO及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。图12 甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量2.2物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式: CHOHCO+2H （1-1）CO+HOCO+ H （1-2）CHOH分解为
18、CO转化率99%,反应温度280,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).2、投料计算量 代入转化率数据,式(1-3)和式(1-4)变为:CHOH=0.99CO+1.98H+0.01 CHOHCO+0.99HO=0.99CO+ 0.99H+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到: CHOH+0.981 HO=0.981 CO+0.961 H+0.01 CHOH+0.0099 CO氢气产量为: 1200m/h=53.571 kmol/h甲醇投料量为: 53.571/2.960132=579.126 kg/h水投料量为: 579.126/321.518=488.638 kg/
19、h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h出: 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h4、换热器 (E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.5、转化器 (R0101)进 : 甲醇 579.126kg/h , 水488.638 kg/h , 总计1067.764 kg/h出 : 生成 CO 579.126/320.980144 =780.452 kg/h H 579.126/322.96012 =107.142 kg/h CO 579.126/320.009928 =5.017 kg
20、/h 剩余甲醇 579.126/320.0132 =5.791 kg/h 剩余水 488.638-579.126/320.980118=169.362 kg/h 总计 1067.764 kg/h6、吸收塔和解析塔 吸收塔的总压为15MPa,其中CO的分压为0.38 MPa ,操作温度为常温(25). 此时,每m 吸收液可溶解CO11.77 m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表12。解吸塔操作压力为0.1MPa, CO溶解度为2.32,则此时吸收塔的吸收能力为: 11.77-2.32=9.450.4MPa压力下 =pM/RT=0.444/0
21、.0082(273.15+25)=7.20kg/ mCO体积量 V=780.452/7.20=108.396 m/h据此,所需吸收液量为 108.396/9.45=11.47 m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 11.47 m/h=34.41 m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为108.396m/h=780.451 kg/h.混合气体中的其他组分如氢气,CO以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收.7、各节点的物料量综合上面的工艺物料衡算结果,给出物料流程图及各节点的物料量,见图1一2.2.3热量衡算1、汽化塔顶温确定在已知汽相组成
22、和总压的条件下，可以根据汽液平衡关系确定汽化塔的操作温度甲醇和水的蒸气压数据可以从一些化工基础数据手册中得到：表1-3列出了甲醇的蒸气压数据在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化,则其汽相分率必然是甲醇40%,水60%(mol)且已知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有 0.4p+0.6p=1.5MPa初设 T=170 p=2.19MPa; p=0.824 MPa p=1.37041.5 MPa再设 T=175 p=2.4MPa; p=0.93 MPa p=1.51 MPa蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为1.5MPa时,汽化塔塔顶温度为175.2、转换器(R0101)两步
23、反应的总反应热为49.66kJ/mol,于是,在转化器内需要供给热量为: Q=579.1260.99/321000(-49.66) =-8.9010 kJ/h此热量由导热油系统带来,反应温度为280,可以选用导热油温度为320,导热油温度降设定为5,从手册中查到导热油的物性参数,如比定压热容与温度的关系,可得:c=4.18680.68=2.85kJ/(kgK), c=2.81kJ/(kgK)取平均值 c=2.83 kJ/(kgK)则导热油用量 w=Q/(ct)= 8.9010/(2.835)=62898 kg/h3、过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175过热到280,此热量由导
24、热油供给.从手册中可以方便地得到甲醇和水蒸气的部分比定压热容数据,见表1-4.气体升温所需热量为:Q= cmt=(1.90579.126+4.82488.638) (280-175)=3.6310kJ/h导热油c=2.826 kJ/(kgK), 于是其温降为: t=Q/(cm)= 3.6310/(2.82662898)=2.04导热油出口温度为: 315-2.0=313.04、汽化塔（TO101 ) 认为汽化塔仅有潜热变化。175 甲醇H = 727.2kJ/kg 水 H = 203IkJ/kg Q=579.126727.2+2031488.638=1.4110 kJ/h以300导热油c计算
25、c=2.76 kJ/(kgK)t=Q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=8.12则导热油出口温度 t=313.0-8.1=304.9导热油系统温差为T=320-304.9=15.1 基本合适.第三章 反应器设计计算3.1 工艺计算已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：CH3OH+H2O=CO2+3H2。该反应在管式反应器进行，进出反应器的各物料的工艺参数如表3-1所示。物流名称管程壳程/(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa进出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa甲醇579.1265.7912801.5水488.638169.362二氧化碳7
26、80.452一氧化碳5.017氢气107.142导热油628983200.5 表3-1 反应器的物流表（1）计算反应物的流量对于甲醇，其摩尔质量为32 kgk/mol，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h对于水，其摩尔质量为 18 kgk/mol，其摩尔流量为：488.638/18=27.147 kmol/h对于氢气，其摩尔质量为 2 kgk/mol,其摩尔流量为：107.142/2=53.571 kmol/h对于一氧化碳，其摩尔质量为 28 kgk/mol,其摩尔流量为：5.017/28=0.179 kmol/h进料气中甲醇的摩尔分率yA为：yA=对于甲醇和水，由于
27、温度不太高（280 oC），压力不太大（1.5MPa），故可将其近似视为理想气体考虑。有理想气体状态方程pV=nRT，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：甲醇的体积流量VA为：VA= m3/h水的体积流量VB为：VB= m3/h进料气的总质量为：mo= 55.489+83.233=1067.764 kg/h（2）计算反应的转化率进入反应器时甲醇的流量为579.126 kg/h，出反应器时甲醇的流量为5.791 kg/h，则甲醇的转化率xAf为：xAf=即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.09899%=17.917 kmol/h（3）计算反应体系的膨胀因子由体系的化学反应方程式可知，反应
28、过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子A。对于甲醇有：A=（4）计算空间时间根据有关文献，该反应为一级反应，反应动力学方程为：rA=kpAk=5.510-4e CA=CAO上式两边同乘以RT，则得：pA=CAORT反应过程的空间时间为：=CAO = CAO /k CAORT=dxA将k=5.510-4em3/(kmolh)，R=8314.3，T=553.15K，A=2，yA=0.4，代入上式，可得空间时间：=0.0038h（5）计算所需反应器的容积VR=VO进料气的总体积流量为：VO=55.489+83.233=138.722 m/h=0.0385 m/s则可得所需反应器的容积为：V
29、R=VO =0.0038138.722=0.527 m（6）计算管长由文献可知，气体在反应器内的空塔流速为0.1m/s，考虑催化剂填层的空隙率对气体空塔速度的影响，取流动速度为=0.2m/s，则反应管的长度为：l=u=0.003836000.2=2.736m根据GB151推荐的换热管长度，取管长l=3m。反应器内的实际气速为：u=（7）计算反应热甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即CH3OH=CO+2H2-90.8kj/molCO+H2O=CO2+H2+43.5kj/mol 反应过程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化学反应式可知，每转化1kmol的甲醇就可生成1kmol的一氧化碳，则反应过
30、程中产生的一氧化碳的物质的量为17.917kmol/h。反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.179kmol/h，转化的一氧化碳的物质的量为：17.917-0.179=17.738 kmol/h一氧化碳的转化率为：xCO=则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：Q=90.81017.917-43.51017.738=855.26110kJ/h（8）确定所需的换热面积假定选用的管子内径为d，壁厚为t，则其外径为d+2t，管子数量为n根。反应过程中所需的热量由导热油供给，反应器同时作为换热器使用，根据GB151，320oC时钢的导热系数为=44.9W/（mOC），管外油侧的对流给热系数为o=300
31、W/（m2OC），管内侧的对流给热系数为i=80 W/（m2OC），根据表5-2所列的壁面污垢系数查得，反应管内、外侧的污垢系数分别为0.0002 m2OC/W 和0.0008 m2OC/W总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001 m2OC/W根据传热学，反应器的传热系数为：K=1/（+Rf）由于的值接近于1，对K带来的误差小于1%；钢管的传热很快，对K的影响也很小，故可将上式简化为：K=1/（+Rf）= W/（ m2OC）=213.84kJ/(hmOC)由于反应器所需的换热面积为：F=m（9）计算管子的内径反应器需要的换热面积为：F=ndl反应器内气体的体积流量为：VO=nu
32、联立上述两式，并将l= 6m，u= 0.22(m/s) ，F= 99.988(m) VO= 0.0385(m/s) 代入，即可得所需管子的内径为：d=0.0210m。根据计算所得的管子内径，按前述换热设备设计选择合适的管子型号和所需的管数及布管方式。 结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程 结 构 设 计换热管材料选用碳钢无缝钢管252换热管内径、外径di;dm0.021;0.025换热管管长Lm选用3m标准管长3.0换热管根数n325(圆整)管程数Ni根据管内流体流速范围选定1管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)djt*Sjtm按接管内流体流速合理选取601.6管程结构设计壳程
33、数Ns1换热管排列形式正三角形排列正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准0.032分程隔板槽两侧中心距Sn按标准管束中心排管数nc（外加六根拉杆）21壳体内径DimDi=S(Nc-1)+(12)d07换热器长径比L/ DiL/ Di4.28合理实排热管根数n作图351折流板形式选定单弓形折流板折流板外直径Dbm按GB151-19990.675折流板缺口弦离hm取h=0.20Di0.14折流板间距Bm取B=(0.21)Di0.33折流板数NbNb=L/B-18壳程进出口接管尺寸djs*Sjs合理选取1142选取3.2外壳结构设计按照GB150-1998钢制压力容器进行结构设计计算。1
34、、 筒体(1) 筒体内径:700mm设计压力：P=1.1=0.55MPa 设计温度取350 C筒体材料：16MnR 焊接接头系数 =0.8钢板厚度负偏差C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量C= C1+ C2=1.0mm.筒体的计算厚度计算 = =mm考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，得材料名义厚度dn = 4mm.取强度校核 有效厚度de =dn - C1- C2=5mmst = = MPa s f=134 MPa符合强度要求。（2）根据筒径选用非金属软垫片： 垫片厚度：3 垫片外径:765 垫片内径：715根据筒体名义厚度选用乙型平焊法兰（JB4702） 法兰材料：16MnR D
35、N法兰外径中心孔直径法兰厚度螺栓孔直径螺纹规格螺栓数量7008608154627M2424 表3-2 筒体法兰数据2、 封头（1）封头内径：700mm设计压力：P=1.6MPa 设计温度取300 C封头材料：16MnR 焊接接头系数 =1.0钢板厚度负偏差C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量C= C1+ C2=1.0mm.封头的计算厚度计算选用标准椭圆形封头，K=1.0d = =考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，取封头名义厚度与筒体厚度相同，得材料名义厚度dn = 6mm.强度校核 有效厚度de =dn - C1- C2=7mmst = =MPas f=144MPa符合强度要求。根
36、据筒径选用标准椭圆形封头直边高：25 曲边高：200 壁厚：67、换热管（GB151-1999）管子材料：16MnR 根据上节中计算的管子内径选用尺寸：252 管长：3000 根数：345实排根数：351（外加6根拉杆） 排列形式：正三角形 中心距：32 管束中心排管数：21 长径比：4.28 8、管程数据管程数：1 管程气体流速：1m/s 进出口接管尺寸：601.6 接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97） 法兰材料：20R DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格501401101659144M12 表3-3 管程法兰数据9、壳程数据壳程数：
37、1 壳程液体流速：1.2m/s 进出口接管尺寸：1142 接管材料：16Mn法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97） 法兰材料：16MnR DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格10021017018116184M16 表3-4 壳程法兰数据12、折流板（GB151-1999）材料：16MnR 形式：单弓形 外直径：795.5 管孔直径：25.4缺口弦高：140 间距：330 板数：8 厚度：613、拉杆（GB151-1999）直径：16 螺纹规格：M16 根数；614、耳座（JB/T4725-92）（7）耳式支座选用及验算 由于该吸收塔相对结构较小，故选用结构
38、简单的耳式支座。根据JB/T473292 选用支座：JB/T473292，耳座A3，其允许载荷Q=30Kn,适用公径DN 7001400，支座处许用弯矩M=8.35kN*m。支座材料Q235A*F。1) 支座承受的实际载荷计算 水平地震载荷为：p 为地震系数，地震设计烈度为7时，0.24 为设备总质量经计算该反应器的1119kg水平地震载荷为：p0.2411199.82631.99N水平风载荷为：p1.21.0550340015003366偏心载荷G0 N偏心距S0 mm其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q550N/m。f风压高度
39、系数见参考资料。水平力取p与 p两者的大值，即PPe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5N支座安装尺寸为D：D= 式中，为耳式支座侧板厚度；为耳式支座衬板厚度。支座承受的实际载荷为Q：Q1011.3KN30 KN 式中，G为偏心载荷；S为偏心距。 满足支座本体允许载荷的要求。2) 支座处圆筒所受的支座弯矩M计算 M因此，开始选用的2A3支座满足要求。形式：A3型高度：200 底板：L1:125 b1:80 1：8 s1:40筋板：L2:100 b2:100 2：5 垫板：L3：20 b3:160 3：6 e:24地角螺栓规格：M24 螺栓孔直径：2715、管板材料：
40、16MnR 换热管管孔直径：25 拉杆管孔直径：18 厚度：50 外径：860 3.3 chem CAD设计（1）甲醇制氢工艺流程图（2）进料成分 （3）平衡反应器录一般规格（4）平衡反应器更多规格（5）平衡反应器反应参数基本组分1 的设定（6）平衡反应器参数基本组分2的设定（7）出料数据3.4 SW6校核内筒体内压计算计算单位中北大学大学过程装备与控制工程系计算条件筒体简图计算压力 Pc 0.55MPa设计温度 t 350.00 C内径 Di 700.00mm材料 16MnR(正火) ( 板材 )试验温度许用应力 s 170.00MPa设计温度许用应力 st 134.00MPa试验温度下屈服点 ss 345.00
