设计集31反应器说明书

1、目录概 述1第一章 反应器选择31.11.21.31.4反应器的选择原则3搅拌釜式反应器的分类4搅拌釜式反应器的选择4连续釜式反应器特点6第二章 反应原理及动力学72.1 反应原理72.1.12.1.22.1.3链反应7链增长反应7链转移终止反应72.2 动力学8第三章 工艺计算93.1原始数据93.1.1 反应的催化剂93.1.2 反应釜设计条件9确定反应釜的容积10确定筒体和封头的直径11封头的选择113.4.1 选择标准的椭圆形封头的规格123.4.2 校核12夹套的选择123.5.1 夹套直径的确定123.5.2 夹套高度的确定13搅拌器设计143.6.1 搅拌器型式选择143.6.2

2、 螺带外径 D1 的确定163.23.33.43.53.63.6.3 螺带内径 D2163.6.4 螺距设计16搅拌转速的确定及功率的计算16搅拌轴的计算183.8.1 轴的强度计算183.8.2 轴的刚度计算183.73.83.9电机、机的选择193.9.1 电机的选择193.9.2 电机功率的确定、机的选择193.10 机架的选用203.11 密封装置203.11.1 填料密封203.11.2 机械密封203.12 安全阀的选择213.12.13.12.23.12.3安全阀的工作原理及工作过程21液化气体容器的安全泄放量21安全阀排放能力的计算22第四章 换热设计244.1传热面积的计算2

3、44.1.14.1.24.1.3反应热计算24搅拌摩擦热 Qa 的计算24聚合期总发热量𝐐𝑻的计算244.1.4撤热量 𝑸𝒓Qr的计算244.24.34.4釜体吸收的热量25釜体内冷管的计算26实际传热面积及校核27第五章 强度计算285.1 设釜体、夹套的计285.1.15.1.25.1.35.1.45.1.5选材28釜体，封头的计算及校核29夹套壁厚设计31夹套封闭结构设计33夹套螺旋导流板的间距确定335.2釜体及夹套的开孔补强345.2.1 釜体的开孔补强345.2.2 开孔补强35内冷管外压稳定性校核36支承结构设计计算

4、375.4.1 支承结构形式375.4.2 载荷计算37搅拌轴的设计385.35.45.55.5.15.5.25.5.3轴的最小直径39轴结构的确定40轴的刚度校核405.6轴承的选择及计算405.6.1 轴的轴向力405.6.2 轴承的选择41人孔的选择43轴底轴承的选择及支架的设计43机机座选择445.75.85.9符号说明46参考文献47概述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

5、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式，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、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的，同时还应该考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。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：ØØØ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：ØØØØ&

6、#216;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；确定必要的控制。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。返混小、所需反应器容积较小、比传热面管式气相、液相大；但对慢速反应，管要很长，压降大适用性大、操作弹性大、连续操作时温釜式液相、液-液相、液-固相度、浓度容易控制、质量均一，但高型式适用的反应优缺点返混小、高转化率时催化剂用量少，催化固定床气-固（催化或非催化）相剂不易磨损；传热控温不易、催化剂装卸麻烦传热好、反应连续、返混小、催化剂不断气-固（催化或非催化）相、移动床循环再生；控制固体均匀下移比较，催化剂需要不断再生的反应可

7、能发生“贴壁”和“空腔”现象该反应器设计的四个最主要的难点也是这个反应四个最大的特点是：（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，催化剂床层温度过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，但是过高的反应温度会产生积碳，对产物选择性产生影响；（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，否则会导致质量的不稳定以及额外的能量与原料消耗。（3） 催化剂载体容易被破坏失活。（4） 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、流量、温度的扰动

8、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。且列管式固定床结构复杂，投资大；反应本身不高，但反应温度很高，需要的蒸汽也就很高，对反应器壳体材料、列管材料要求进一步提高，投资也进一步增加。因而需要在控温和投资方面投入。本厂中量聚异丁烯的装置，BF3/MTBE 催化异丁烯聚合，液-液聚合。工业装置采用釜式反应器，反应器为 0.2 MPa，反应温度为-20 ，生产中量聚异丁烯时采用 BF3 为催化剂，并加入适量量调节剂、助剂以及稳定剂。聚合胶液经采用水洗、升、降膜蒸发等的后处理工序得到聚异丁烯。传热好、温度均匀、易控制、催化剂有效气-固（催化或非催化）相、系数大；粒

9、子输送容易、但磨耗大；床内流化床特别是催化剂失活很快的反返混大，对高转化率不利，操作条件限制应较大转化率时，反应容积大第一章 反应器选择1.1 反应器的选择原则当聚合反应的反应机理确定之后，有两个因素会影响量的分布。一是停留时间分布，停留时间分布越窄，则生产出的聚合物的量分布也就越窄，在间歇反应器或者是活塞流反应器中，物料具有严格划一的停留时间，而在全混流反应器中物料有很宽的停留时间分布。另一个因素是物料浓度的变化历程，反应器中物料浓度的变化越小，量分布越窄，在全混流反应器中物料浓度处处均一，不随时间变化，在间歇或活塞流反应器中，物料浓度随时间或位置而变化。可见，上述两个因素对量分布的影响是相

10、互对立的，在反应中，哪一个因素起主导因素，取决于相对于物料平均停留时间，活性链的长短。当活性链的比物料的平均停留时间长时，全混流反应器得到的产物量分布比间歇或活塞流反应器的到的产物量分布宽。当活性链的比物料的平均停留时间短时，情况恰好相反即全混流反应器得到的产物量分布比间歇或活塞流反应器的到的产物量分布窄。当活性链短时，在聚合过程中活性链不断产生，又不断终止。不同时刻产生的活性链所生成聚合物的量取决于该时刻的物料浓度。在全混流反应器中物料浓度均一，所以不同时刻生成的聚合物的量也比较接近。而在间歇或活塞流反应器中，物料浓度随时间和空间位置而变化。如活性链产生时物料浓度高，则生成的聚合物量大；而如

11、果活性链产生时物料浓度低，则生成的聚合物量小，因此将有较宽的量分布。这说明活性链短时，浓度变化历程是影响量分布的主要因素。而当性链长时，在全混流反应器中活性链的停留时间极不一致，停留时间短的活性链在反应器中增长的长度也较短，停留时间长的活性链在反应器中能增长到较长的长度，所以生成的聚合物有较宽的量分布。而在间歇或活塞流反应器中，物料的停留时间相同，所有活性链都有可能增长到一定的长度，所以聚合物的量分布窄。这说明活性链长时，停留时间分布是影响量分布的主要因素。如今我们是用异丁烯聚合生成高活性聚异丁烯。高活性聚异丁烯的是一个典型的阳离子聚合反应，在催化剂作用下，异丁烯阳离子聚合的反应过程包括链、链

12、增长和链转移终止阶段。阳离子聚合具有快、快增长、易转移、难终止的特点。在本次聚合中，活性链的极短，约为 10-2s，而物料的平均停留时间在 120min，所以根据以上的分析。本次聚合的反应器用连续搅拌釜式反应器，能得到量分布窄的聚合物。1.2 搅拌釜式反应器的分类工业上应用的搅拌釜式反应器有成百上千种。（1） 按反应物料的相态分可分成均相反应器和非均相反应器两大类。非均相反应器包括固-液反应器， 气-固反应器，气-液反应器和气-液-固三相反应器。（2） 按操作方式分分为间歇操作釜式反应器和连续操作釜式反应器。1.3 搅拌釜式反应器的选择（1）间歇操作搅拌釜式反应器当采用间歇操作时，这是一个不稳

13、定过程，随着反应的进行，釜内物料、浓度和反应速率要随时间而变化。根据反应的要求，可以改变换热器条件（如传热面积、载热体流量和温度等），维持等温操作或非等温操作。特点：全部物料反应时间相同；物系参数（T.C）随 而定；生产周期性进行；主要用于液相反应，液固相反应或气液鼓泡反应；缺点：设备生产效率低；生产量小；生产辅助时间较长；优点：结构简单，加工方便；传质效率高，温度分布均匀；便于控制和改变工艺条件；操作灵活，便于更换品种，小批量生产（2）连续操作搅拌釜式反应器在搅拌良好的釜式反应器内进行连续操作，可近似地看成是理想连续釜式反应器。它可以单釜操作，也可以多釜串联操作多段连续釜式反应器。由于操作稳

14、定，质量稳定，易于自动控制，节省劳动力，比较适合于大规模生产。理想连续釜式反应器内，物料达到了完全的混合，温度、浓度、反应速率等处处均一，不随时间改变，并与出料的浓度、温度相同。由于这一特点，新鲜原料一进入反应器，瞬间之内即与釜内物料完全混合，反应物浓度立即被稀释至出料时的浓度，整个化学过程都在较低的反应物浓度下进行。与理想管式反应器相比，相同温度下进行相同的反应，达到同样转换率时，理想管式反应器内反应物浓度是由高到低逐渐变化的，反应速率也由大逐渐变小，出口处反应速率最小。而理想连续釜式反应器内整个反应过程的反应速率不变，都与理想管式反应器出口处最小反应速度相同。由此清楚看出，为完成同样的反应

15、，达到相同的转换率，理想连续釜式反应器需要的反应时间大于理想管式反应器的反应时间，或者说，为完成相同产量，理想连续釜式反应器所需体积大于理想管式反应器所以体积。连续釜式反应器采用多段串联操作，可以对上述缺点有所克服。串联段数越多，反应器内反应物浓度的变化越接近理想管式反应器。当段数为无穷多时，多段理想连续釜式反应器内的浓度变化与理想管式反应器内相同。但随着段数的增多而造成设备投资和操作费用的增加将超过因反应器总体积减小而节省的费用，因此，实际采用的段一般不超过四段。（3）半连续操作釜式反应器指一种原料一次加入，另一种原料连续加入的反应器，其特性介于间歇釜和连续釜之间。经过以上综合比较，最终采用

16、连续操作搅拌釜式反应器。1.4 连续釜式反应器特点（1）温度易于控制，特别对高活化能的反应或强放热反应。由于连续搅拌釜式反应器的返混特征，便于控制在较低的反应速率下进行，从而消除过热点，达到等温操作。（2）对主反应级数比副反应级数低的平行反应系统，有利于提高反应选择性。适用于低反应速率、长停留时间的反应系统或某一反应组分在高浓度时易引起的场合。（3）对某些自由基反应，聚合物生长期比它在反应器内停留时间短，链的终止速率受自由基浓度控制，而它又与单体浓度成正比，此时采用连续搅拌釜使反应器能均匀地保持低的单体浓度，使其具有相对恒定的链终止速率，从而获得较窄的量分布。第二章 反应原理及动力学2.1 反

17、应原理2.1.1 链反应反应是阳离子聚合的基本反应，大多数情况下，链反应需要阳离子源和 LewiS 酸来共同完成过程。反应过程一般由离子的产生和阳离子化两部组成。第一步，离子的产生。离子的产生要求剂具有足够的极性，在共剂作用下将中性转化为电荷种的过程，从而产生阳离子。极性共价键络合物紧密离子对溶剂隔开离子对自由离子第二步，阳离子化。离子或者离子对中的阳离子部分与第一个单体作用，并使之阳离子化，形成中心，从而完成过程。2.1.2 链增长反应在碳阳离子聚合过程中，链增长是非常重要的一步反应，决定着聚合反应特征和聚合物的微观结构。链增长反应是碳阳离子与双键的亲电加成反应，并再产生阳离子的过程，以三氟

18、化硼为例其链增长方程如下：2.1.3 链转移终止反应对于碳阳离子聚合反应，SP2 杂化的阳离子中心碳上只有部分正电荷，其 -H 上正电荷可占 7%-12%，因此，带有部分正电荷的 -H 容易受到亲核性物质的进攻而导致链转移的发生，在阳离子聚合过程中，链转移，但低温能减小链转移反应。以三氟化硼体系异丁烯聚合为例，其反应式如下所示：另外，聚合体系中也存在有少量自发终止的反应过程。通过链转移终止反应得到了我们所研究的各种端基结构的聚异丁烯。2.2 动力学异丁烯阳离子聚合反应过程是共剂/剂络合体系在溶剂中形成的阴阳离子对的共同作用下的聚合反应。Ek = k0 exp-a1其中，催化剂自激活 k0=10

19、0.1 s-1，Ea=2.84×107 J/molk0=1.08×104 s-1，Ea=2.84×107 J/mol链链增长 k0=8×103s-1，Ea=3.19×107 J/mol链终止 k0=0.1×10-3 s-1，Ea=3.89×106 J/mol第三章 工艺计算3.1 原始数据3.1.1 反应的催化剂本工段异丁烯聚合，采用的是 BF3/MTBE，该催化剂催化性能高，具有较高的活性和对原料的适应性，能简化聚合反应的工序，的重现性好，得到的分子量分布窄。3.1.2 反应釜设计条件根据 ASPEN PLUS 模拟得，聚

20、合反应温度为-20 ，反应压强为 0.2MPa， 且为放热反应。需要夹套保温及列管换热，同时采用釜外外循环冷却器方式进行换热。表 3-1聚合反应釜设计条件表设计温度/-30夹套设计/MPa0.4水/kg/h 异丁烯/kg/hBF3/kg/h 二氯甲烷/kg/h MTBE /kg/h聚异丁烯/kg/h0.03210.21311.733105.62510.411779.85出口物料介质空速/m3/h15.6停留时间/hr1水/kg/h0.032异丁烯/kg/h11789.731BF3/kg/h11.73进口物料介质二氯甲烷/kg/h3105.625MTBE/kg/h10.4聚异丁烯/kg/h0筒体

21、设计/MPa1.4项目指标表 3-2原始数据反应2bar剂用量11.73kg/h BF3 和 10.4kg/h MTBE60min聚合时间300 天全年工作时间转化率99%釜的装料的系数Ø=0.5异丙醇进口温度-251625.4KJ/Kg聚合热K 夹=2100KJ/.h传热系数K 管=2940KJ/ h,0.4MPa夹套60 分钟加料时间3.2 确定反应釜的容积在 ASPEN 提取数据可知，反应器内总体积流量为：Vr = 29.52m3/h设计时应合理选用装料系数，尽量提高设备利用率。通常j 可取0.4 0.85 。放料时间60 分钟安全阀开启1.25MPa搅拌热Q 搅=20N 搅拌

22、热异丙醇出口温度-5进料温度-17.7收率98%PIB 纯度99.7%辅助时间3h溶剂用量3105 kg /h CH2Cl2反应温度-20型号高活性聚异丁烯如果物料在反应过程中要起或呈沸腾状态，j 应取低值，约为0.4 0.6 ；如果物料反应平稳，j 可取0.7 0.85 (物料黏度较大时可取大值)。考虑到本反应过程中有气泡产生，本设计取 0.5。装料系数为f = 0.5，则 V = Vr = 59.04m3f设计聚合釜 30m3，需要 2 个聚合釜共同工作。3.3 确定筒体和封头的直径（1）反应釜的 H/Di 值如下表所示。表 3-3 反应釜的 H/Di 值一般搅拌釜液-固相或液-液相物料气

23、-液相物料气液相物料11.6121.72.5发酵罐类根据以上的设计要求，对于液-液相类型或液固相物料以及气液相物料H/Di=11.6 选取 H/Di=1.6H34VDi34VDi34×30取 =1.6。由式Di = 估算 Di，即：Di = = = 2.77mDiHH×1.6取 Dg = Di = 2800mm,也可参照化机基础选择Di，则H = 1.6Di = 1.6 × 2800 = 4480mm取 H=4520 得：釜体直径Di = 2800mm，筒体高度H=4520mm3.4 封头的选择碟形封头流型好但成型在设计上很少使用；锥型封头有利于排料但因其有锥形底

24、促使液体形成停滞区，或使悬浮的固体积聚起来，产生死区；半球形封头其内壁产生的应力最小，因此它所需的壁厚最薄，节省材料，但封头深度大，制造；椭圆形封头与圆筒对接时受力最好，应力分布较好，因此我们选择标准的椭圆形封头。种类设备内物料类型H/Di3.4.1 选择标准的椭圆形封头的规格根据化工设备机械基础第七版 P102 图 4-4 得到椭圆形封头标准有封头内径Dg = Di，封头总深度为h1 + h2,其中h2是封头直边的长度，厚度为。查化工设备机械基础第三册 P232 附表 12 有：V封 = 3.18m3 ， F封 = 8.91m2 ， h1 = 700mm, Dg = 2800mm, h2 =

25、50mmVg = 2 × V封 + V筒体 = 2 × 3.18 + 4 × 2.82 × 4.52 = 34.18m3所以3.4.2 校核已知本釜的装料系数 = 0.5实际的装料系数=Vg/V总=30/34.18=0.88=（理-）/理=（0.5-0.88）/0.5=23所以釜体高 H 和直径Di选择较合理。3.5 夹套的选择其加热及散热有多种方式，例如。电阻加热或加热蛇管或盘管，既可加热又可冷却，但是这些方法往往有局限性，如电加热法只能加热不能散热，加热蛇管装在釜里，对于含固体颗粒的物料和粘稠的物料容易堆积和挂料，不但影响传热效果而且增加搅拌液体的阻

26、力。增加功率消耗。所以一般用的最为普遍的还是采用夹套传热的方式。传热夹套和反应器器身的连接有两种方式，即不可拆卸式和可拆卸式。不可拆卸式的结构简单，密封可靠。我们选择不可拆卸式，即整体式夹套，并采用焊接连接。3.5.1 夹套直径的确定根据搅拌设备设计得到夹套直径与筒体直径的关系如下表：表 3-4 夹套直径与筒体直径的关系𝐃𝐣Di + 50Di + 100Di + 200选择整体式夹套,根据上表，因为Dg = 2800mm在 20003000 之间所以Dj = Di + 200 = 3000mm注：Dj不应取太大否则夹套与内筒之间间隔太大就会降低通道内介质流速损害

27、传热效果。3.5.2 夹套高度的确定夹如上图， 液层深度为 Z2V = (Z h h ) × × Di + V则g12封444Z = （V+ h + h = (30 3.18) · V ) ·+ 0.75 = 5.108mg12封22 × 2.8 × Di釜体总高度H总 = 2h1 + 2h2 + H = 2 × 700 + 2 × 50 + 4450 = 5950mm釜体内总体积 × 2.82 × 4.52= 34.18m3V总 = 2V封 + V筒 = 2 × 3.18 +4根据搅

28、拌设备设计P96，为保正充分传热，夹套高度一般比液器内面高出 50100 ，取 0.08m。再核算：夹总𝐃𝐢500-600700-18002000-3000(V总 · V封)4 × (34.18 × 0.9 3.18)H夹 = 4.48m × 2.82ff筒体横截面面积（） Di筒体内直径（m）装料系数可见，应取H夹 4.48m所以 H夹 = Z + 0.08 = 5.108 = 0.08 = 5.188m3.6 搅拌器设计3.6.1 搅拌器型式选择搅拌器是反应釜关键部件之一，根据釜内不同介质的物理学性质、容量、搅拌目的选

29、择相应的搅拌器，对促进化学反应速度、提高生产效率能起到很大的作用。搅拌方式的种类和适用范围搅拌方式分为机械搅拌和磁力搅拌。磁力搅拌的具有广泛的适用面，而且密封性能较好，采用磁力为动能，节能减耗，使用维修都非常的方便。缺点是不能使用在物料粘度过高或反应釜体积过大的情况下。机械搅拌是比较传统的搅拌方式，动力十足，剪切力也不错，对于大型反应釜基本都是采用的机械搅拌。但由于密封性的局限性往往会造成二次污染等问题。搅拌器的分类（1）按搅拌桨叶片结构分类平叶搅拌桨、折页搅拌桨、螺旋页搅拌桨（2）按搅拌用途分类用于低粘度物料和用于高粘度物料（3）按物料流体形态分类轴向搅拌桨、径向搅拌桨、混合向搅拌桨搅拌桨适

30、用情况分类（1）桨式搅拌桨，主要用于流体的循环，不能用于气液分散操作。（2） 推进式搅拌桨适用于低粘度反应物料，属于轴向搅拌。（3） 涡轮式搅拌桨适用物料粘度范围比较大，剪切力较大，用于分散流体的效果比较好。（4）框式和锚式搅拌桨则适用于粘度大，处理大量物料的反应釜，能最大限度达到表面传热系数。（5）螺旋式搅拌桨使用则需要根据物料的粘度从低到高使用的搅拌桨顺序为：桨叶式<推进式<涡轮式<框式<锚式<螺杆式各式搅拌桨使用条件与选择各式搅拌桨使用条件如下图所示。表 3-5 搅拌桨使用条件表搅拌器形式形态搅拌目的搅拌容器容积转速范围rpm最高粘度对流循环湍流循环剪切流低

31、粘度混合高粘度混合传热反应分散溶解固体悬浮气体吸收结晶传热液相反应 1-10010-30050涡轮式推进式 1-100010-50021-10010-30050布鲁马金式螺杆式1-500.5-50100由于本反应为异丁烯聚合过程，釜内液体粘度较大且有气泡，考虑反应条件，选用较为创新式且搅拌强度大的螺杆式中的双螺带式搅拌器。搅拌器设计主要是保证良好的搅拌效果，搅拌效果好坏关系到釜内的反应是否均匀，反应热能否顺利撤除、气液界面能否及时更新，氢调效果。国内所有液相本体法的聚合D1、釜全部采用螺带式搅拌器。螺带式搅拌器的工艺设计主要是确定螺带外径内径 D2（从而确定螺带宽度 b）、螺距 S。搅拌装置配

32、制的电机搅拌功率为 30 kw，搅拌轴的转速为 113rpm(具体的计算见搅拌装置和功率的确定)，依据以上条件，搅拌桨型式为螺带式，内外双螺带搅拌桨。搅拌器的简图如下：螺带式1-500.5-50100锚式1-1001-100100折页开启涡 1-100010-30050轮式桨式 1-20010-300503.6.2 螺带外径 D1 的确定一般选螺带外径 D1=（0.60.8）D，螺带外径 D1=1.682.24 m，本设计取D1=1.68m，螺带与釜内壁的间隙为 0.3 m3.6.3 螺带内径 D2螺带内径由螺带外径和螺带叶片宽度 b 决定的，303 聚合釜的搅拌螺带宽度一般取 0.250.2

33、8 m，取 b=0.25 m，则 D2=D1-b=1.43m。3.6.4 螺距设计螺距对搅拌效果和搅拌功率都有一定的影响，同样的搅拌转速，螺距越大，物料的上升速度越快，搅拌效果越好，但相应的搅拌功率也大。搅拌功率与螺距S0.22 成正比。另外，当螺距大于物料高度时，功率与物料高度的平方成正比；而螺距小于物料高度时，功率与物料高度成直线关系。因此，一般情况下，螺距应小于釜内物料高度。303 聚合釜螺距与物料高度的比为 0.3，为直筒高度的 0.25倍，取 S=1.13m。3.7 搅拌转速的确定及功率的计算搅拌的目的是为了提高传热和传质效率，并使物料混合均匀。在搅拌中涉及到流体径向力学系数，流体径

34、向力系数与物料粘度有关，粘度越大体径向力学系数越小。标准规定中并不。径向力是和弯矩相关的，而粘度是和雷诺数相关的。雷诺数较小时，黏滞力对流场的影响大于惯性力，流场中流速的扰动会因黏滞力而衰减，流体稳定，为层流；反之，若雷诺数较大时，惯性力对流场的影响大于黏滞力，流体较不稳定，流速的微小变化容易发展、增强，形成紊乱、不规则的紊流流场。当达到同样流速时，搅拌器排量就要增加，所以体径向力学系数值小时轴径受扭矩影响因素可能占主导，轴径不一定会小。在本次聚合中搅拌的物质中会有高活性聚异丁烯，粘度大于 1000mPa·s。,可以得到流体径向力系数为 0.04。搅拌温度-20，属于“混合和搅拌”类

35、型的聚合釜的搅拌器，混合的目的是使物料强烈，以提高传热及传质速率，搅拌程度的级别是根据任务的“难度”来区别的，所谓“难度”是指相互混合的流体的粘度差别和比重类别。参阅聚合过程及设备P130 表55,对于聚合过程来讲，悬浮体系的均匀程度愈高愈好，选 910 级搅拌，9 级搅拌的总体流速 u=16.5m/min.搅拌器的泵送量Q=uAsAs釜的截面积Q=uAs=16.5/60×/4×2.80 =1.69m3/s=101.4m3/min.再求搅拌器的转速 N，可运用参10P122 图 5-12 泵送准数和雷诺系数的函数关系。先假设搅拌在湍流下进行，试取 D/T=0.4, NQ =

36、 0.672= Q而NQN · D3所以N = Q) = 101.4(0.672 × 1.13) = 113.53rpm(N · Q · D3再参10由 P110 式（5-1）NRE = D2Ng/=1.12×(113.53/60) ×956/（0.729×10-3）=2.78 × 106再查图 15-12 得NQ仍为 0.672，所以假设成立即 N=113.53rpm， NRE = 3 × 106则轴功率P = ngND/(1.335 × 105)P功率式中g 液体比重N搅拌器转速D 叶轮直径

37、n叶轮层数，（注：用当量层数）由 2.7.1 得：n=1.74则 P=1.74×0.956×113.53×1100/1.33/105=29.67 kw3.8 搅拌轴的计算此计算主要是确定轴的最小截面（轴径）。轴材料选用 16MnDR，查文献3得 = 30MPa；取 = 0.5om。3.8.1 轴的强度计算搅拌轴的特点是细长。搅拌器安装在轴的最远端，轴径常受到的载荷是扭转载荷、弯曲载荷和轴向载荷等组合的载荷。轴向载荷由容器内和搅拌器轴向推力引起，相对较小，往往可以忽略不计。弯曲载荷很难计算。因此，在工程应用中常用近似的方法进行强度计算。假设轴只承受扭矩的作用，然后用

38、增加安全系数以降低材料的许用剪应力，弥补由于忽略弯曲载荷引起的误差。pnt 计算轴径：d ³ 365.093从强度考虑，由公式p nt 0.72d ³ 365.09´ 3= 365.09´ 360´ 30» 30mm3.8.2 轴的刚度计算搅拌轴进行刚度计算是为了防止转轴产生过大的扭转变形，从而在运转中引起振动，造成动密封失效。为此应该把轴的扭转变形限制在一个允许的范围里，这就是设计中的扭转刚度条件。pGnq 计算轴径：d = 1537 4从刚度考虑，由公式p Gnq 0.72d = 15374= 1537 ´ 48.0&#

39、180;104 ´ 60´ 0.5» 36mm其中： G = 8.0´104 MPa参考公称轴径系列，取d = 50mm ，且螺带式搅拌器的如下表所示（为 mm）：16805012.1116MnDR3.9 电机、机的选择3.9.1 电机的选择本釜其防爆级别为 2 级，其场所为 Q2 级。Q2 级指在正常情况下不能形成，而仅在不正常情况下能形成性混合物的场所。（见参4P159 表 52）根据参4P159 表 51，选 BJO2 系列，即为防爆型，（标志 B）,指在电器设备内部发生时，不致引起外部性混合物的电器设备。3.9.2 电机功率的确定、机的选择根据参

40、4P161，电机功率必须满足搅拌器运转功率与传动系统、密封系统功率损失的要求，还要考虑到有时在搅拌操作中出现不利条件造成的功率过大。电机功率由下式确定：Na=( N+Nm)/式中Na电机功率 kw,N搅拌器功率（修正后的功率值）Nm轴密封系统的摩擦损失传动系统机械效率填料密封损失功率为搅拌器功率的 10%，机械密封的功率损失一般为填料密封的 1015%。本釜采用机械密封，取 Nm=10%×10%×N=1%N由参4P163 表 5-5 知:传动形式采用行星齿轮由表 5-4 得，取=0.95Na=(N+1%N)/=(1+1%)×35.5/0.96=37.35kw器,标

41、准图号 HG5-745-78功率范围为 0.630kw，输出轴的转速为 16标准中所采用的电材料搅拌轴D1D2S宽度 b直径 d质量 kg（mm）160rpm.即选用行星齿轮器，速度比为 7.15，转速为 134.5rpm，主轴扭矩为 393。型号为 BJO2916L3设计号91：机床号6：级数L3：立式安装器输出轴段为弹性块式连轴节，标准图号为 HG-743-783.10 机架的选用机架一般有无支点机架、单支点机架和双支点机架。无支点机架一般仅适用于传递小功率和小的轴向载荷的条件。单支点机架适用于电或机可作为一个支点，或容器内可设置中间轴承和底轴承的情况。双支点机架适用于悬臂轴。搅拌轴的支承

42、有悬臂式和单跨式。由于筒体内不设置中间轴承或底轴承，维护检修方便，特别对卫生要求高的生物反应器，减少了筒体内的构件，因此应优先采用悬臂轴。3.11 密封装置用于机械搅拌反应器的轴封主要有两种：填料密封和机械密封。轴封的目的是避免介质通过转轴从搅拌容器内泄漏或外部杂质渗入搅拌容器内。3.11.1 填料密封填料密封结果简单，制造容易，适用于非腐蚀性和弱腐蚀性介质、密封要求不高、并允许定期维护的搅拌设备。3.11.2 机械密封机械密封是把转轴的密封面从轴向改为径向，通过动环和静环两个端面的相互贴合，并作相对运动达到密封的装置，又称端面密封。机械密封的泄漏率低，密封性能可靠，功耗小，使用长，在搅拌反应

43、器中得到广泛地应用。所以，密封装置选用机械密封。功率 55kwB:防暴型J：交流异步O：封闭式3.12 安全阀的选择3.12.1 安全阀的工作原理及工作过程参阅容器安全技术P241安全阀的工作原理：安全阀基本上是由三个主要部分组成，即阀座、阀瓣和加载机构。阀座和阀体是一个整体，目的是为了防止过高，超过允许值而产生，本釜有一定的，且介质故选用全封闭式安全阀。全封闭式安全阀在排气时，气体全部通过排排放，介质不能向外泄露易爆气体。安全阀的工作过程：当釜内为正常时，阀严密不漏。当高到某一规定数值时，安全阀立即开启，达到最大排气量。随着气体的大量排出，急剧下降，当降到关闭时，阀瓣在弹簧力的作用下突然关闭

44、。阀瓣一经关闭，即保持密封，再无气体漏出。则釜又在正常工作下工作。3.12.2 液化气体容器的安全泄放量P237238 是指容器在超压时，为保证它的不再升高，在时间内所必须泄放的气量。而对于反应釜来说，应该按它在可能遇到的最不利的受热情况下的蒸发量来确定安全泄放量。对于介质为可然液化气体的容器，或介质是非可燃的液化气体，而使用环境有发生火灾的可能（例如周围有罐等）的容器，安全泄放量要按容器周围发生火灾的情况的蒸发量来考虑：G=61000FA0.82/q式中：G容器安全泄放量Q 在泄放下液化气体的汽化热F 系数，容器在地面上时A 容器受热面积0.25Mpa，有 P=1.35Mpa 知蒸汽温度 7

45、1。查化工工艺设第二册 P454 知，71时汽化潜热=256.2kJ/已知开启计基础对于立式容器A = D0L式中D0 容器外径L容器内最高液位D0 = Di + 2S = 2.8 + 0.024 × 2 = 2.848mL=Z=5.108m, A=×2.848×5.108=45.7 所以，容器的安全泄放量为G=61000×FA×0.82/q=61000×1×(45.7)0.82/61=5968.4 /h3.12.3 安全阀排放能力的计算由 P257 式(7-11)G=CPAXM/(ZT)1/2式中：G: 安全阀排放能力,/

46、hX: 气体特性系数，它是气体绝对指数 K 的函数， 查表 7-1 得X=243C：流量系数，即安全阀懂得实际排量与渐缩型喷管的理论流量之比，选全启式安全阀，取 c=0.7P：容器内气体的绝对，P=14+1=15kgf/cm2T：绝对温度T=273+51=324KA：安全阀的最小流通面积，d2，A =4d：为安全阀候部直径Z：气体的压缩系数Z=0.92M： BF3量为 112.89若安全阀可用，比须 GG,即 ACPXM/(ZT)1/2G A G /CPXM/(ZT)1/2 22968.4/15 × 0.7 × 243 × 112.89/(0.92 ×3

47、24)1/2=19.6cm2因为 A=d2/4d=(4A/)1/2=(4×19.6/)1/2=5cm=50mm根据化工工艺设计手册第一册 P10-64, 选用弹簧全启封闭式安全阀A42W-16P阀的有关参数如下1.6MPa0Cr18Ni9Ti公称/Pg材 料第四章 换热设计4.1 传热面积的计算4.1.1 反应热计算已知聚合时异丁烯的聚合热为 1625.4kJ/kg，反应期每小时转化率为 68.7%对于 30m³聚合釜，每釜产量为 9468kg/釜，则反应期得反应热为：= 1625.4 ´ 9468 ´ 0.687= 569.46kWQmax3.6 &#

48、180; 64.1.2 搅拌摩擦热 Qa 的计算搅拌轴功率的消耗可近似的认为都转化为搅拌叶与物料的摩擦热QaP 轴。30m3 聚合釜搅拌轴功率为 29.3kW。Qa，即4.1.3 聚合期总发热量𝐐𝑻的计算QT=Qmax+Qa=596.46KW4.1.4 撤热量 𝑸 Qr的计算𝒓考虑聚合釜本身的散热为总发热量的 5%，则总撤热量 Qr'为： Qr'=（1-0.05）QT =566.58KW传热系数 K 的求取夹套传热的总传热系数的计算公式为：K = 0e（0.809c）式中：K总传热系数，W/m2；a 0 釜内全是液

49、相异丁烯的传热系数，W/m2；本设计中 a 0 取600W/m2根据反应动力学特征，转化 56%时反应热期，则此时总传热系数为：K = 0e（0.809c） = 314.1KW传热方式选择及传热面积计算传热方式选择本体法聚异丁烯装置的聚合釜，采用夹套式撤热为主，以釜内冷却管撤热为辅，这种撤热方式比较简单，操作方便。冷却介质的选择及平均温差 t 的求取现在工业上常用的冷却介质有 CaCl2 和异丙醇，由于夹套的材料是碳钢，所以应该选用异丙醇，因为 CaCl2 有一定的腐蚀作用。异丙醇进口温度-25，出口温度-5，以恒温 0反应为依据，则平均温差t 计算如下:反应温度:异丙醇温度: 温差:00-5

50、-25 525Dt = 25 - 5 = 12.4ln 25则平均温差5总传热面积 FT 计算4.2 釜体吸收的热量釜体传热面积A = A夹 (H夹 h1 h2) Di + FB）311.5 ´ 103QF = 75.67m2TKDt314.1 ´ 12.4椭圆形封头的短半轴h = 700 ,直边1高h2 = 50 封头面积FB = 8.82m3， H夹 = 5.188m则有A夹 =（5.188-0.7-0.05）× p ×2.8+8.91=47.93m3釜体吸热部分的重量：m釜 = A夹（S钢r钢 + S不r不）S钢，S不钢和不锈钢的厚度用类比法取 S

51、 钢=0.021m， S 不=0.003mr钢， r不钢和不锈钢的比重取 r 钢=7850kg/,r不 = 7900kg/则m釜 = 47.93 × (0.021 × 7850 + 0.003 × 7900) = 9037.20kgm釜钢 = 47.93 × 0.021 × 7850 = 7901.26kgm釜不 = 9037.20 7901.26 = 1135.94 kg所以釜体吸收的热量为：Q釜 =釜钢Cp钢Dt + m釜不C=901.26 ´ 0.462+1Q 总=Q 釜+QVC+Q 水=1.35×105+6.448&

52、#215;105+20.029×105=27.827×105kJ4.3 釜体内冷管的计算由之前计算得夹套的传热面积 A 夹=47.93 <75.67 ，可见夹套的传热面积满足不了所需的传热面积，必须加内冷管，内冷管的传热系数 K 比夹套大，故传热效果好，且起到一定得挡板作用，避免漩涡的产生，强化搅拌强度，提高传热效率，但 HRPIB 属于易堆积物料，影响传热效率，且给检修造成麻烦，因而内冷管不易复杂。由于内冷管所需的传热系数不同，传递同样的热量所需的传热面积也不同夹套传热面积为 47.93 ，需要传热面积为 75.67 不足的传热面积为 75.67-47.93=27.74 k夹2100则内冷管的传热面积为：A=× 27.74 = 19.81m2管k管2940内冷管取 3 组总长:L=4.52×4×3=54.24m 设内冷管传热