管式反应器
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管式反应器
1.管式反应器的设计
1.1概述
在整个工艺流程中反应器是最重要的一个设备，它的设计是否成功代表着整个工艺的是否成功，所以反应器的设计至关重要。整个工艺中有两个反应器，都是管式反应器，这是我们在众多的反应器类型中挑选的最符合我们要求的反应器，我们现在拿第一个管式反应器作为例子进行设计，另一个反应器的设计数据见附表。
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×2600=750（mm)，可取B为750.
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/750-1=8（块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.5m/s，则接管内径：
=100mm
取标准管径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=1m/s，则接管内径为：
查《化工设备机械基础》表7-10拉杆12mm，共14根，材料不锈钢钢
h.开孔补强
由已知条件得壳体计算厚度
其中D=1700mm选不锈钢
需要补强的金属面积为
B=771.2mm
可以作为补强的金属面积为：
所以接管口不需要补强管程开口补强
i.支座
进过筛选，选择重型（B1型）鞍式支座，选择的鞍座为鞍座B11-1700-S
换热器
1.固定管板式换热器的设计
1.1概述
在整个工艺流程中换热器是一个比较常用的设备，它为其他设备和物流进行换热，使其达到更好的效果，还可以达到能量利用的效果，这次我们选择固定管板式换热器进行计算，其他的换热器的设计数据见附表。
1.2换热器的设计
1.2.1工艺计算
a.选择换热器的类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度125℃，出口温度42℃。冷流体（循环水）进口温度70℃，出口温度30℃。该换热器用循环水冷却热的流体，因此初步确定选用固定管板式换热器。
=9593.45kw
平均传热温差 =(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)=[(200-160) -(50-30 )]/ln[(200-
160 )/ (50-30 )] =28.85℃
水用量 =Q0/( )=34491072.45/[4.134×(50-30)]=416257.2kg/s
管程传热系数：
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=14000/550-1=26（块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.0m/s，则接管内径：
取标准管径为400mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=2m/s，则接管内径为：
取标准管径为200mm
f.反应器的核算
（1）热量衡算
壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
t=1.25×25=30（mm）
横过管束中心线的管数 根
(5)壳体内径
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
圆整可取D=2.6m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×2600=625（mm)取标准h=650(mm)
温差校正系数应查有关图表,可得 Δ =0.9
平均传热温差Δ = Δ =0.9×28.85=25.965(ºC)
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
t=1.25×16=20（mm）
横过管束中心线的管数 根
(5)壳体内径
c.容器法兰的选择
材料选用16MnR根据NB/T47021-2012选用DN1700，PN0.25Mpa的凹凸密封面甲型平焊法兰.
d.管板
在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法，管板兼作法，管板最小厚度应大20mm。由于管板兼作法，查（《化工单元设备设计》P25-27）得板厚36 mm
材料选用不锈钢
计算壁厚为
式中: , 为计算压力，取 ； ; ; （设壳壁温度为100°C）
将数值代入上述厚度计算公式，可以得知：
=2.16mm
查《化工设备机械基础》可得不锈钢容器的最小厚度为2mm
查《化工设备机械基础》表4-11取C2=0 ；
2.16+0.2=2.36mm
查表4-13圆整后取3mm
该壳体采用3mm厚的钢板制造。
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
圆整可取D=1.7m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×1700=425（mm)取标准h=450(mm)
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×1700=510（mm)，可取B为550.
t=1.25×25=32（mm）
横过管束中心线的管数 =1.1× =60
(5)壳体内径
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
D=1.05t =1.05×32× =2600（mm)
圆整可取D=2.6m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×2600=625（mm)取标准h=630(mm)
当量直径，由正三角形排列得：
壳程流通截面积：
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
普朗特数：
粘度校正：
管内表面传热系数
管程流体流通截面积：
管程流体流速：
普朗特数：
传热系数K
传热面积裕 =
该反应器的实际传热面积为S
该反应器的面积裕度为：
S’=15%
传热面积裕度合适，能够完成生产任务。
(2)反应器内流体的流动阻力
平均传热温差 =(Δt1-Δt2)/ (Δt1/Δt2)=[(125-42) -(70-30 )]/ [(125-
42 )/ (70-30 )] =58.91℃
水用量 =Q0/( Δ )=61879082.04/[4.134×(70-30)]=373395kg/s
管程传热系数：
壳程传热系数：假设壳程的传热系数 0=200/（m2•°C）
b.物性数据的确定
(1)壳程（水）的定性的温度为：T=(30+50)/2=40℃
查得水在40℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
(2)管程（碳酸乙烯酯）的定性的温度为：T=(200+160)/2=180℃
查得在70℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
c.计算总传热系数
热流量 Q0= m0CoΔto=153103.127×5.632×(200-160) =34491072.45kg/h
我们选择水走管程，这样易结垢。对于换热管，我们选择便宜易得碳素钢管，尺寸为Φ25mm×2.5mm，若其流速太低，将会加快水层污垢增长速度，使换热器的热流量下降，故管内流速取1.0m/s。
b.物性数据的确定
(1)壳程的定性的温度为：T=(125+42)/2=83.5℃
查得在40℃时的有关物性数据如下
密度
(2)管程速和传热管数
（根）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现在传热管长l=6m，则该程数为N=L/l=458/6=76m
传热管总根数N=76×34=2584（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
温差校正系数应查有关图表,可得 =0.91
平均传热温差 = =0.91×58.91=53.62(ºC)
污垢热阻 =0.000344m2•°C/W， =0.000172m2•°C/W
管壁的导热系数 =45 W/（m•°C）
d.计算传热面积
=
考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=1.15×183.36=114317.38（m2）
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
25×2.5传热管（不锈钢），取管内流速 =1.0m/s
1.2反应器的设计
1.2.1工艺计算
a.选择反应器的类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度200℃，出口温度160℃。冷流体（循环水）进口温度30℃，出口温度50℃。该反应器用循环水冷却热的流体，因此初步确定选用管式反应器。
我们选择反应物走管程，这样有利于反应。对于换热管，我们选择不锈钢管，尺寸为Φ16mm×3mm，若其流速太低，将会加快油层增长速度，使反应器的热流量下降，故管内流速取1.3m/s。
e.管子拉脱力的计算
1、在操作压力ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ，每平方米胀接周边所产生的力
f=145.44mm
P=3.45MpaL=33mm
2、温差应力引起的每平方米胀接周边所产生的拉脱力
可知 作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力
：
因此拉脱力在许用范围内。
f.计算是否安装膨胀节
管壳壁温差所产生的轴向力为：
压力作用于壳体上的轴向力：
=360mm
取标准管径为360mm
f.换热器的核算
（1）热量衡算
壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
当量直径，由正三角形排列得：
壳程流通截面积：
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
普朗特数：
粘度校正：
管内表面传热系数
液压试验应力校核
查《化工设备机械基础》附表9-1 ,
可见 ,故水压试验强度足够。
设计温度下的计算应力
最大允许工作压力
故强度足够。
b.反应器封头的选择
上下封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2000标准，封头为DN450×6，查《化工设备机械基础》表4-15得曲面高度h1=425 ，直边高度 ，材料选用不锈钢。由于同等厚度的封头的承压能力大于同等厚度的筒体的承压能力，为了安装方便，我们通常让封头和筒体是同等厚度的，故封头厚度为3mm.
传热管总根数N=76×34=2584（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
= =2 .125 = =0.421
温差校正系数应查有关图表,可得 Δ =0.91
平均传热温差Δ = Δ =0.91×58.91=53.62(ºC)
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×2600=750（mm)，可取B为750.
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/750-1=8(块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.5m/s，则接管内径：
取标准管径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=1m/s，则接管内径为：
定压比热容
导热系数
粘度
(2)管程的定性的温度为：T=(70+30)/2=50℃
查得在70℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
c.计算总传热系数
热流量
Q0= m0CoΔto=1543.4(0.23×62+0.77×18)×3.72×(125-42) =61879082.04kg/h
=17190.2kw
压力作用于管子上的轴向力为：
则
P<[p]条件成立，故反应器不必要设置膨胀节。
g.折流板设计
设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。弓形折流板用得最多,允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值.查《化工设备机械基础》表7-7得折流板最小厚度为3mm,折流板外径负偏差-0.60
壳程传热系数：假设壳程的传热系数 0=300/（m2•°C）
污垢热阻 =0.000344m2•°C/W， =0.000172m2•°C/W
管壁的导热系数 =45 W/（m•°C）
d.计算传热面积
=
考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=1.15×17147.61=114317.38（m2）
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
16×3传热管（不锈钢），取管内流速 =1.3m/s
(2)管程速和传热管数
（根）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现在传热管长l=6m，则该程数为N=L/l=53/4=14m
传热管总根数N=14×1140=4560（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
取标准管径为360mm
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
25×2.5传热管（碳钢），取管内流速 =1.0m/s
(2)管程速和传热管数
= = =34 =34（根）
L= = =458（m）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管结构。现在传热管长 =6m，则该换热器管程数为N=L/l=458/6=76
管程流动阻力
， ，Ft=1.4
由Re= 13617.44，传热管相对粗糙度e/D=0.01/20=0.0005，查图得λ= 0.037
流速u =0.499，
所以
管程压降再允许范围之内。
壳程压强降
其中 n
流体流经管束的阻力：
流体流过折流板缺口的阻力：
总阻力：
壳程压降也在范围之内。
1.2.2机械设计
a.反应器壳体壁厚计算及校核
1.管式反应器的设计
1.1概述
在整个工艺流程中反应器是最重要的一个设备，它的设计是否成功代表着整个工艺的是否成功，所以反应器的设计至关重要。整个工艺中有两个反应器，都是管式反应器，这是我们在众多的反应器类型中挑选的最符合我们要求的反应器，我们现在拿第一个管式反应器作为例子进行设计，另一个反应器的设计数据见附表。
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×2600=750（mm)，可取B为750.
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/750-1=8（块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.5m/s，则接管内径：
=100mm
取标准管径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=1m/s，则接管内径为：
查《化工设备机械基础》表7-10拉杆12mm，共14根，材料不锈钢钢
h.开孔补强
由已知条件得壳体计算厚度
其中D=1700mm选不锈钢
需要补强的金属面积为
B=771.2mm
可以作为补强的金属面积为：
所以接管口不需要补强管程开口补强
i.支座
进过筛选，选择重型（B1型）鞍式支座，选择的鞍座为鞍座B11-1700-S
换热器
1.固定管板式换热器的设计
1.1概述
在整个工艺流程中换热器是一个比较常用的设备，它为其他设备和物流进行换热，使其达到更好的效果，还可以达到能量利用的效果，这次我们选择固定管板式换热器进行计算，其他的换热器的设计数据见附表。
1.2换热器的设计
1.2.1工艺计算
a.选择换热器的类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度125℃，出口温度42℃。冷流体（循环水）进口温度70℃，出口温度30℃。该换热器用循环水冷却热的流体，因此初步确定选用固定管板式换热器。
=9593.45kw
平均传热温差 =(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)=[(200-160) -(50-30 )]/ln[(200-
160 )/ (50-30 )] =28.85℃
水用量 =Q0/( )=34491072.45/[4.134×(50-30)]=416257.2kg/s
管程传热系数：
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=14000/550-1=26（块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.0m/s，则接管内径：
取标准管径为400mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=2m/s，则接管内径为：
取标准管径为200mm
f.反应器的核算
（1）热量衡算
壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
t=1.25×25=30（mm）
横过管束中心线的管数 根
(5)壳体内径
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
圆整可取D=2.6m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×2600=625（mm)取标准h=650(mm)
温差校正系数应查有关图表,可得 Δ =0.9
平均传热温差Δ = Δ =0.9×28.85=25.965(ºC)
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
t=1.25×16=20（mm）
横过管束中心线的管数 根
(5)壳体内径
c.容器法兰的选择
材料选用16MnR根据NB/T47021-2012选用DN1700，PN0.25Mpa的凹凸密封面甲型平焊法兰.
d.管板
在固定管板式换热器中，管板与壳体的连接均采用焊接的方法，管板兼作法，管板最小厚度应大20mm。由于管板兼作法，查（《化工单元设备设计》P25-27）得板厚36 mm
材料选用不锈钢
计算壁厚为
式中: , 为计算压力，取 ； ; ; （设壳壁温度为100°C）
将数值代入上述厚度计算公式，可以得知：
=2.16mm
查《化工设备机械基础》可得不锈钢容器的最小厚度为2mm
查《化工设备机械基础》表4-11取C2=0 ；
2.16+0.2=2.36mm
查表4-13圆整后取3mm
该壳体采用3mm厚的钢板制造。
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
圆整可取D=1.7m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×1700=425（mm)取标准h=450(mm)
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×1700=510（mm)，可取B为550.
t=1.25×25=32（mm）
横过管束中心线的管数 =1.1× =60
(5)壳体内径
采用多管结构，取管板利用率 =0.7，则壳体内径为：
D=1.05t =1.05×32× =2600（mm)
圆整可取D=2.6m
(6)折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×2600=625（mm)取标准h=630(mm)
当量直径，由正三角形排列得：
壳程流通截面积：
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
普朗特数：
粘度校正：
管内表面传热系数
管程流体流通截面积：
管程流体流速：
普朗特数：
传热系数K
传热面积裕 =
该反应器的实际传热面积为S
该反应器的面积裕度为：
S’=15%
传热面积裕度合适，能够完成生产任务。
(2)反应器内流体的流动阻力
平均传热温差 =(Δt1-Δt2)/ (Δt1/Δt2)=[(125-42) -(70-30 )]/ [(125-
42 )/ (70-30 )] =58.91℃
水用量 =Q0/( Δ )=61879082.04/[4.134×(70-30)]=373395kg/s
管程传热系数：
壳程传热系数：假设壳程的传热系数 0=200/（m2•°C）
b.物性数据的确定
(1)壳程（水）的定性的温度为：T=(30+50)/2=40℃
查得水在40℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
(2)管程（碳酸乙烯酯）的定性的温度为：T=(200+160)/2=180℃
查得在70℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
c.计算总传热系数
热流量 Q0= m0CoΔto=153103.127×5.632×(200-160) =34491072.45kg/h
我们选择水走管程，这样易结垢。对于换热管，我们选择便宜易得碳素钢管，尺寸为Φ25mm×2.5mm，若其流速太低，将会加快水层污垢增长速度，使换热器的热流量下降，故管内流速取1.0m/s。
b.物性数据的确定
(1)壳程的定性的温度为：T=(125+42)/2=83.5℃
查得在40℃时的有关物性数据如下
密度
(2)管程速和传热管数
（根）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现在传热管长l=6m，则该程数为N=L/l=458/6=76m
传热管总根数N=76×34=2584（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
温差校正系数应查有关图表,可得 =0.91
平均传热温差 = =0.91×58.91=53.62(ºC)
污垢热阻 =0.000344m2•°C/W， =0.000172m2•°C/W
管壁的导热系数 =45 W/（m•°C）
d.计算传热面积
=
考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=1.15×183.36=114317.38（m2）
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
25×2.5传热管（不锈钢），取管内流速 =1.0m/s
1.2反应器的设计
1.2.1工艺计算
a.选择反应器的类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度200℃，出口温度160℃。冷流体（循环水）进口温度30℃，出口温度50℃。该反应器用循环水冷却热的流体，因此初步确定选用管式反应器。
我们选择反应物走管程，这样有利于反应。对于换热管，我们选择不锈钢管，尺寸为Φ16mm×3mm，若其流速太低，将会加快油层增长速度，使反应器的热流量下降，故管内流速取1.3m/s。
e.管子拉脱力的计算
1、在操作压力ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ，每平方米胀接周边所产生的力
f=145.44mm
P=3.45MpaL=33mm
2、温差应力引起的每平方米胀接周边所产生的拉脱力
可知 作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力
：
因此拉脱力在许用范围内。
f.计算是否安装膨胀节
管壳壁温差所产生的轴向力为：
压力作用于壳体上的轴向力：
=360mm
取标准管径为360mm
f.换热器的核算
（1）热量衡算
壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
当量直径，由正三角形排列得：
壳程流通截面积：
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
普朗特数：
粘度校正：
管内表面传热系数
液压试验应力校核
查《化工设备机械基础》附表9-1 ,
可见 ,故水压试验强度足够。
设计温度下的计算应力
最大允许工作压力
故强度足够。
b.反应器封头的选择
上下封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2000标准，封头为DN450×6，查《化工设备机械基础》表4-15得曲面高度h1=425 ，直边高度 ，材料选用不锈钢。由于同等厚度的封头的承压能力大于同等厚度的筒体的承压能力，为了安装方便，我们通常让封头和筒体是同等厚度的，故封头厚度为3mm.
传热管总根数N=76×34=2584（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
= =2 .125 = =0.421
温差校正系数应查有关图表,可得 Δ =0.91
平均传热温差Δ = Δ =0.91×58.91=53.62(ºC)
(4)传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d0，则：
取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×2600=750（mm)，可取B为750.
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/750-1=8(块）
(7)接管
壳程流体进、出口接口：取接管内流速u=1.5m/s，则接管内径：
取标准管径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内流速u=1m/s，则接管内径为：
定压比热容
导热系数
粘度
(2)管程的定性的温度为：T=(70+30)/2=50℃
查得在70℃时的有关物性数据如下
密度
定压比热容
导热系数
粘度
c.计算总传热系数
热流量
Q0= m0CoΔto=1543.4(0.23×62+0.77×18)×3.72×(125-42) =61879082.04kg/h
=17190.2kw
压力作用于管子上的轴向力为：
则
P<[p]条件成立，故反应器不必要设置膨胀节。
g.折流板设计
设置折流板的目的是为了提高流速，增加湍动，改善传热，在卧式换热器中还起支撑管束的作用。弓形折流板用得最多,允许的最小折流板间距为壳体内径的20%或50mm，取其中较大值.查《化工设备机械基础》表7-7得折流板最小厚度为3mm,折流板外径负偏差-0.60
壳程传热系数：假设壳程的传热系数 0=300/（m2•°C）
污垢热阻 =0.000344m2•°C/W， =0.000172m2•°C/W
管壁的导热系数 =45 W/（m•°C）
d.计算传热面积
=
考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=1.15×17147.61=114317.38（m2）
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
16×3传热管（不锈钢），取管内流速 =1.3m/s
(2)管程速和传热管数
（根）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现在传热管长l=6m，则该程数为N=L/l=53/4=14m
传热管总根数N=14×1140=4560（根）
(3)平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数：
取标准管径为360mm
e.工艺结构尺寸的计算
(1)管径和管内流速
25×2.5传热管（碳钢），取管内流速 =1.0m/s
(2)管程速和传热管数
= = =34 =34（根）
L= = =458（m）
按单程设计，传热管过长，宜采用多管结构。现在传热管长 =6m，则该换热器管程数为N=L/l=458/6=76
管程流动阻力
， ，Ft=1.4
由Re= 13617.44，传热管相对粗糙度e/D=0.01/20=0.0005，查图得λ= 0.037
流速u =0.499，
所以
管程压降再允许范围之内。
壳程压强降
其中 n
流体流经管束的阻力：
流体流过折流板缺口的阻力：
总阻力：
壳程压降也在范围之内。
1.2.2机械设计
a.反应器壳体壁厚计算及校核