炼化丙烷资源化利用项目反应器设计说明书

XX炼化18万吨丙烷资源化利用项目XX炼化18万吨丙烷资源化利用项目反应器设计说明书完成时间：2016年8月XX炼化18万吨丙烷资源化利用项目反应器设计说明书PAGE2/=NUMPAGES64-622目录第一章设计概述 1第二章丙烷脱氢反应器的设计 22.1反应器选型 22.1.1类型选择 22.1.2供热方式 22.1.3反应类型 22.1.4操作方式 32.1.5反应物的稀释 42.2催化剂选择 42.2.1铬（Cr）系催化剂 42.2.2铂（Pt）系催化剂 52.3反应动力学分析 62.3.1反应方程式 62.3.2反应机理 62.3.3反应动力学方程 72.4反应物性数据分析 102.4.1气体比热容 102.4.2反应热 112.5反应条件的选择[11] 122.5.1温度 122.5.2压力 122.5.3碳氢比 132.6反应器设计 142.7连续化操作设计 152.8反应器设计说明书 17第三章丙烯环氧化反应器的设计 333.1反应器选型 333.1.1反应特点 333.1.2反应器对比 333.2催化剂的选择 343.2.1铁硅酸盐催化剂 353.2.2磷钨杂多酸季铵盐催化剂 353.3反应动力学分析 363.3.1反应方程式 363.3.2反应机理分析 363.3.3反应动力学方程 373.4反应物性数据分析 373.4.1气体比热容 383.4.2反应热 383.5反应条件的选择 393.5.1温度 393.5.2压力 393.5.3过氧化氢浓度 403.5.4甲醇浓度 413.6反应器尺寸设计 413.6.1反应器体积确定 413.6.2反应器结构简介 443.6.3板式反应器尺寸设计 443.6.4列管式固定床反应器尺寸设计 493.6.5板式反应器与列管式反应器比较 503.6.6板式反应器三维设计 523.7板式反应器筒体和封头的校核 53参考文献 58PAGE9/=NUMPAGES64-559第一章设计概述反应器是化工生产过程中一系列设备中的核心设备。化工技术过程开发的成功与否很大程度上取决于反应器内流体的温度、浓度、停留时间及温度分布、停留时间分布的控制水平和控制能力。化工生产的工艺过程决定了反应器的结构型式，反应器的结构型式对工艺过程又有一个促进和完善的作用，同时反应器的结构型式在某种程度上也决定着产品的质量和性能。因此，化学反应器的选型、设计计算和选择最优化的操作条件是化工生产中极为重要的课题。本项目为丙烷资源化利用项目，以总厂在浙江省宁波市XX区石化经济技术开发区的XX炼化总厂石油炼化过程中气分装置的精制碳三和轻烃回收装置的LPG为原料，通过预处理脱硫后，充分混合预热进行无氧脱氢、急冷除杂脱水、深冷冷却分离精制得到丙烯，然后与过氧化氢混合催化、除杂精制得到环氧丙烷（PO）；同时对副产品进行精制得到丙二醇甲醚（PM），提高利润；对丙烷、丙烯、甲醇、废气等进行回收循环，提高原子利用率；PO制备工艺采用的HPPO法，能有效的避免后续环境污染处理，以达到“清洁、环保、安全”的设计理念，具有较好的前景。所有的废水、废气均采取了可行的处理方法进行处理，处理后的废水、废气可以达到国家标准规定的排放指标。本项目的大部分固体废物可综合利用，需要进行堆放的废渣中不含有毒有害物质，可以直接堆放。因此本项目符合清洁生产的要求。此工艺主要涉及到的反应器有丙烷脱氢反应器和丙烯环氧化反应器，下面对其核心设备丙烯环氧化反应器进行了结构选型，并对反应器的制造工艺进行了详细的说明，最终确定的反应器设备在满足结构合理性的基础上，实现了温度分布、浓度分布及反应时间等化工工艺参数的控制要求，使得产品质量和性能得以保证；对于丙烷脱氢反应器，不进行具体设计，只进行了体积计算，确定了反应器的体积以及大致结构。第二章丙烷脱氢反应器的设计2.1反应器选型2.1.1类型选择丙烷催化脱氢制丙烯是强吸热反应，在反应过程中，催化剂表面不断结焦，失活较快。针对这一特点，丙烷脱氢制丙烯现有的成熟工艺Oleflex工艺采用移动床反应器，Catofin工艺和STAR工艺采用固定床反应器。（1）固定床反应器优点是催化剂装填量少且无磨损；但是采用固定床反应器就必须频繁切换，这会导致热利用率降低，使系统复杂化。（2）移动床反应器优点是可以连续操作，反应器负荷均匀，流化床反应器传热过程可以很快完成，热传递效率好，能够稳定地控制好床层温度，保证了反应转化率比较稳定，提高了反应的选择性；缺点是催化剂容易磨损，其温度不断下降且难以控制，不能保证稳定的转化率，并且该工艺使用贵金属为活性组分的催化剂，成本较高，而使该工艺技术的竞争性下降。2.1.2供热方式Oleflex工艺和Catofin工艺采用内加热式供热，STAR工艺则是采用外加热式供热。Oleflex工艺是对稀释氢气和反应段的原料气加热来提供热量，由于多个反应器串联，Oleflex工艺需要进行级间加热；Catofin工艺合理利用了烧焦过程放出的热量以及催化剂再生时的显热；STAR工艺是利用顶烧转化炉对管间的燃烧气流间接给反应器加热[1]。采用合适的供热法方式对反应有重要作用，采用级间加热对反应器内部构造要求较小，采用内部热量进行加热对反应器内部构造要求严格，必须严格控制换热方式，换热构件。2.1.3反应类型丙烷催化脱氢制丙烯反应是吸热的分子数增加的反应，因此，高温和低压对反应有利，一定范围内温度升高，反应的转化率就高，从而使原料气循环量减少，装置和操作费用就降低；但是温度过高，裂解副反应增加，催化剂积碳严重，使催化剂迅速失活，所以操作温度不宜太高。目前成熟丙烷脱氢工艺均采用绝热过程反应，绝热过程是加热到固定反应温度通入反应器，后续反应温度变化较大，导致单程转化率较低；但是针对绝热过程的反应器设备构造简单，造价低廉。同时工业上一般采用多段绝热操作使转化率尽量沿着最佳温度曲线进行，从而增大转化率。等温过程需要维持反应体系温度大致在一定的范围内波动，温度变化不大，同时可使反应在最佳反应温度下进行，从而获得较高的转化率；但是针对等温过程的反应器要求较高，控制等温是关键，一般采用导热系数较高的热管、均匀夹套式等都可以尽量实现这一目标。本项目的等温反应器采用的是内部填埋热管的间接加热方式，热管均匀排列在等温固定床层中，采用烟道气加热，通过控制其流量使其达到等温的目的。热管本身的高导热、等温及自调节性能，使反应器结构简单、紧凑，传热效果好，床层温度分布均匀，同时还可大大节省盛耗。其排列方式大致如图2-1。图2-1热管反应器示意图2.1.4操作方式丙烷催化脱氢工艺按操作方式可分为两种：间歇式操作与连续式操作，Oleflex工艺是连续性操作工艺，Catofin工艺和STAR工艺是间歇式生产工艺。连续式操作的反应过程中都比较均匀稳定，反应温度和催化剂的活性都不会随反应时间而改变，通过连续地补充催化剂可以维持催化剂的稳定，从而确保产品组成不变。从装置结构上，间歇式生产方式需要周期性切换大型阀门和控制系统，而连续性生产方式只需在再生器管路上安装一些小型控制阀门，从而降低了操作和维修成本。从安全角度上讲，间歇式操作由于需要周期性的反应器的切换，对装置设计的安全系数较高。2.1.5反应物的稀释在催化脱氢制丙烯各工艺中，Oleflex工艺使用氢气做稀释剂，STAR工艺用蒸汽做稀释剂。使用氢气或蒸汽做稀释剂，有重要作用：（1）减缓催化剂积碳反应的发生，从而维持催化剂活性的稳定（2）降低反应体系中烃类的分压，使反应的转化率增加;（3）稀释剂在反应中承担热载体的作用。不过，稀释剂的加入同样有它的不足。比如，氢气作为稀释剂，氢气本身作为反应产物，因此抑制了脱氢反应的进行。综上所述，结合反应特点和现有反应器的类型，我们决定采用如下方案：选择用等温固定床[2]的结构，利用等温反应提高反应转化率；同时采用热管通入烟道气加热反应物到反应温度，等温反应器中采用传热系数高的热管均匀分布在固定床中控制温度变化不大；操作方式采用两套设备进行反应和再生的连续操作，用蒸汽吹扫抑制结焦和催化剂再生。2.2催化剂选择非均相催化反应中催化剂与反应物的分离比较简单，尤其是气固相催化反应更容易分离，可以连续操作，广泛应用于化工原料的生产。在丙烷气固相脱氢制备丙烯的催化剂中，以临氢脱氢反应催化剂为主，主要包括铬（Cr）系催化剂和铂（Pt）系催化剂。2.2.1铬（Cr）系催化剂Cr2O3/γ-Al2O3催化剂具有很好的丙烷脱氢活性，美国UOP公司于上世纪30年代在小分子烷烃脱氢工业化装置上最先使用该催化剂。在该催化剂的制备过程中，Cr前体不同，制得的催化剂的性能不同。在反应过程中，会涉及反应物与Cr2O3/γ-Al2O3催化剂之间的电子转移，催化剂的活性与选择性和该催化剂中Cr离子的价态变化有很大关系。通常认为，在丙烷脱氢反应中，催化剂活性中心是Cr2+，而非Cr3+[3]。Cr2O3/γ-Al2O3催化剂对原料混合气适应能力强，价格低。不过，此类催化剂活性不稳定，而且催化剂中的Cr组分是重金属，对环境有污染，使此类催化剂的使用受限制。2.2.2铂（Pt）系催化剂国内外对铂系脱氢催化剂研究比较多，载体最常见的是γ-Al2O3，实验的主要方向为改变载体与助剂的类型、助剂量、反应气氛、进料比等来研究铂系催化剂在丙烷脱氢制丙烯中的催化性能。对于Pt-Sn体系催化剂，载体种类、还原条件、制备方法以及金属负载量等对经还原处理后Sn组分的价态有很大影响。助剂锡组分的还原难易程度与氧化锡和载体之间的相互作用密切相关，强的相互作用可以抑制锡组分的还原。杨维慎[4]等对Pt-Sn/γ-Al2O3催化剂的丙烷脱氢反应性能、积炭与再生以及现相关表征等做过综述。对于Pt-Sn/γ-Al2O3催化剂，改变反应条件和气氛对催化剂的丙烷脱氢性能有显著影响，例如在氮气中进行丙烷脱氢制备丙烯反应，可以突破热力学平衡的限制，催化剂活性有很大提高[5]。表2-1常见丙烷有氧脱氢制丙烯催化剂反应性能[6]催化剂反应温度/℃转化率/%丙烯选择性/%丙烯收率/%制备方法Cr2O3/Al2O360050.090.045.0浸渍法K1.0Cr2O3/Al2O362045.175.330.9浸渍法La0.5K1.0Cr2O3/Al2O362039.085.033.2浸渍法Pt/Al2O362034.462.921.6浸渍法Pt/Sn/Al2O362030.190.627.2络合浸渍Pt/Sn/K/Al2O362032.084.026.9多次浸渍Pt/Sn/Na/Al2O362034.695.432.1共浸法Pt/Sn/Li/Al2O362033.094.531.4共浸法PtSnNa0.3/La0.7/Al2O359033.497.132.4浸渍法PtSn/ZSM-559018.676.814.3分步浸渍因此经过Pt系催化剂和其他催化剂的对比，以及与丙烷脱氢工艺的对应，我们选择Pt/Sn-Al2O3作为氧化脱氢的催化剂。具体参数如下：表2-2催化剂的各种参数[7]催化剂颗粒Pt/Sn/Al2O3催化剂颗粒形状球形催化剂颗粒直径1.0mm催化剂床层空隙率0.252.3反应动力学分析2.3.1反应方程式主反应为：丙烷脱氢生成丙烯：副反应为：丙烷裂解生成乙烯和甲烷：乙烯加氢生成乙烷：丙烷裂解生成乙炔、甲烷和氢气：丙烷裂解生成丙炔和氢气：丙烷深度裂解结焦生成碳和氢气：2.3.2反应机理对于丙烷脱氢主反应，假设丙烷两步脱氢并同时考虑丙烯和氢气为强吸附，表面反应为速率控制步骤，氢不解离吸附，即符合Langmuir-Hinshelwood机理，查阅文献《thekineticsofpropanedehydrogenation》，文献中认为脱氢反应是分步进行的，反应机理假设如下[7]：华东理工大学反应工程课题组在用密度泛函理论（DFT）研究丙烷在Pt（m）、Pt（100）和Pt（211）晶面上的吸附时发现[8]，因为丙烷没有孤对电子，无法与Pt原子成键，所以在Pt表面是物理吸附。诱捕介导的解离吸附实验也表明，丙焼在Pt表面是物理吸附。物理吸附态的丙烷既可以参与脱氢反应也可以再次脱附至气相中。丙烷则可以通过其孤对电子与两个Pt原子形成化学键，Pt表面吸附的氢原子在促进丙烷脱附、抑制丙烯深度脱氢方面有着重要作用。2.3.3反应动力学方程李庆在固定床反应器中测定了动力学数据，在微观动力学分析的基础上建立宏观动力学模型，同时充分利用密度泛函理论（DFT）计算出的动力学参数。在所研究的工艺范围内，该模型是高度适定的，能够很好地描述动力学特征，故采用以下模型进行模拟计算。该主反应动力学模型由方程（1）为速率控制步骤，通过稳态近似法进行处理可推出如下[7]：因为物种C3H7的覆盖度较之其他项很小，可以忽略，得到的动力学方程为：同时反应在600℃下进行，丙烷主要发生裂解为乙烯和甲烷的副反应，其反应模型符合裂解模型，即：。裂解后的乙烯会在高温下与脱氢产生的氢气发生加氢反应：其中根据文献查得相关动力学参数如下表2-3：表2-3丙烷脱氢动力学参数[8]参数数值＆置信区间（置信水平，95%）kkEkkEKK∆KK∆kkEKK=通过单位换算、数据整合最终得到动力学数据方程催化剂Pt/Sn/Al2O3的活性会随时间逐渐下降，同时随着温度的升高，催化剂活性下降的越快，因此，充分考虑到催化剂失活的特点，本项目采用催化剂平均活化因子对脱氢和裂解动力学方程进行修正，以更好的利用数学模型进行模拟，适应工业需求。失活动力学采用单层一多层焦机理模型，该机理认为焦的形成有两个不同的阶段，在第一个阶段，吸附在催化剂上的丙烯首先形成焦炭前驱体并继续反应生成焦炭沉积在催化剂的表面上，这些直接在催化剂的表面上形成的焦炭称为单层焦。而在第二个阶段，焦炭继续形成并在单层焦之上沉积所以称之为多层焦。其动力学表达形式如下[9]：其中：经过Excel表格对方程在T=873.15K下进行等温反应的拟合可以得到催化剂活性随反应时间变化关系如图2-2所示。图2-2反应时间对催化剂活性影响图由于在脱氢反应体系中催化剂的活性决定反应速率，因此保证催化剂活性对整个反应乃至工艺的进行至关重要。由上图可知，在T=873.15K下，当反应时间达到10min时，催化剂活性下降到不足10%，我们选择催化剂反应10min后进行再生。通过拟合计算，10min内的催化剂平均活化因子为0.345833，因此最终的动力学方程为：2.4反应物性数据分析表2-4丙烷脱氢涉及各物质的基本热力学数据[10]物质∆f∆fH200CH4-74.85-50.84C2H452.3068.24C3H620.4262.84C3H8-103.85-23.56C2H6-84.68-32.802.4.1气体比热容气体比热容如下：2.4.2反应热25℃各反应的反应热为：反应热随温度的变化可由表示反应热与温度关系的基尔霍夫公式得：最终得到的反应热为：2.4.2粘度体系各物质粘度表达式如下：2.5反应条件的选择[11]2.5.1温度随着反应温度的升高，丙烷的初活性升高，但是选择性却呈现下降的趋势580-620℃之间，选择性下降的趋势不明显。当温度超过620℃时，选择性有一个明显的下降。当反应温度在大于650℃时，丙烷转化率提高较快，这是由于丙烷脱氢反应是强吸热反应，提高反应温度有利于脱氢反应的进行。但是反应温度的提高，在增加丙烷脱氢反应速率的同时也造成丙烷裂解反应、氢解反应及烯烃深度脱氢反应加剧，导致烯烃选择性降低，而且高温加剧催化剂表面积炭导致催化剂迅速到了积炭平衡状态，低温反应有利于提高催化剂的稳定性。因此充分考虑裂解结焦等副反应，在保证选择性搞得条件下选择600℃作为反应温度。图2-3温度对丙烷脱氢反应的影响关系2.5.2压力压力对丙烷转化率和丙烯选择性影响较大，这是因为丙烷脱氢反应是体积增加的反应，增加反应体系的压力，平衡向逆方向移动，影响了丙烷转化率。此外压力的升高加剧丙烷的氢解反应，降低丙烷选择性，压力选择应该越低越好。但在实际过程中要实现负压或超低正压是很困难的，只能是微正压压力为0.4MPa。图2-4压力对丙烷脱氢反应的影响关系2.5.3碳氢比随着氢烃比的增加，丙烷转化率和丙烯选择性下降，甲烷选择性增加。这是因为氢气为脱氢反应的产物之一，原料中氢气含量的增加会抑制反应的进行，导致丙烷转化率下降，但是氢气的存在，又加剧了丙烷的氢解反应，导致甲烷的选择性升高，氢气的存在可以有效地抑制反应过程中催化剂的积炭，有利于提高脱氢催化剂的稳定性。本项目脱氢采用水蒸气作为稀释剂，同时抑制结焦，因此不考虑通入氢气进行无关的副反应。图2-5碳氢比对丙烷脱氢反应的影响关系2.6反应器设计在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析确定之后，我们选取

Pd/Sn/Al2O3催化剂稳定时的最佳操作条件为设计条件，即温度873.15K，压力为0.2MPa，分为绝热段和等温段与动力学方程一起在Comsol反应工程模块进行模拟，模拟结果下：图2-6丙烷脱氢反应器浓度—停留时间关系图2-7丙烷脱氢反应器浓度—反应体积关系由各物质浓度随时间的变化可以看出，当反应时间为1.6s的时候，丙烷的转化率和丙烯的选择性已基本达到绝热段要求，此后，再延长反应时间，主反应也没有很大的变化，反而增加副反应，故可取反应停留时间为1.6s。由于我们在Comsol模拟时是以拟均相处理得到，因此无须再考虑催化剂床层的空隙体积，再由Aspen知加氢反应器进口总体积流率m3/h，故求出反应的总体积，即催化剂床层的总体积：可以看出由停留时间算出来的催化剂床层的体积和模拟的结果基本一致。根据本项目采用的热管反应器，在内部排布7根热管用于加热，热管内径d1=0.48m，外径d2=0.50m，筒体直径D=2.6m，筒体高度H=7.8m。其能保证受热均匀，夹层利用碱金属蒸汽进行加热维持等温，得到反应器体积为：2.7连续化操作设计因为受反应平衡的限制，为获得有经济竞争力的单程转化率，丙烷脱氢需要在大约600℃以上的高温下操作。然而温度升高时，将加剧催化剂表面结焦，导致催化剂迅速失活。催化剂的表面结焦是一种非永久性失活，可以通过氧化再生将积碳除去，从而恢复催化剂的活性。本项目在丙烷脱氢反应体系中增加了水蒸气作为稀释剂，既能降低平衡分压，又能延长催化剂的活性至35min，使催化剂再生间隔延长，从而减少反应器个数来保证连续操作。在Pt/Sn/Al2O3催化剂上建立烧焦（再生）动力学模型[9]如下：在600℃下建立相关模型，求得催化剂焦含量随着再生时间的变化关系如图2-8所示。可得在再生时间在55—60min左右可认为催化剂焦含量基本被清楚。又查阅相关文献可知Pt/Sn/Al2O3催化剂蒸汽吹扫时间为5min，氢气还原时间为10min.故通过生焦时间、蒸汽吹扫时间、烧焦时间、氢气再生时间的相对大小，初步确定需要4台反应器，3台反应器正常工作，1台反应器作为备用，以防万一。同时确定了如下图2-9的操作时间表，总循环时间为105min。图2-8催化剂焦含量与再生时间的关系图图2-9丙烷脱氢反应器连续化操作时间表2.8反应器设计说明书设计初步完成后，使用SW6-2011对反应器进行强度校核，形成设计说明书。由于该反应器为管壳式固定床反应器，其中输入数据如下：表2-5输入数据值项目管程/壳程设计压力/MPa管程/壳程设计温度/℃设备直径/mm计算长度/mm备注输入数据0.40/0.40600/61526008000见表2-7、表2-13由SW6-2011计算结果如下：表2-6计算结果表项目计算结果/mm备注设备筒体壁厚14见表2-8、表2-10、表2-12上封头壁厚14见表2-9上封头壁厚14见表2-12管板壁厚200见表2-15设备法兰复核合格见表2-16表2-7输入数据固定管板换热器设计计算计算单位XX设计计算条件壳程管程设计压力0.4MPa设计压力0.4MPa设计温度605设计温度6152600mm管箱圆筒内径Di2600mm材料名称S30408材料名称S30408简图计算内容壳程圆筒校核计算前端管箱圆筒校核计算前端管箱封头(平盖)校核计算后端管箱圆筒校核计算后端管箱封头(平盖)校核计算管箱法兰校核计算管板校核计算表2-8前端管箱筒体计算前端管箱筒体计算计算单位XX计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件筒体简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t615.00C内径Di2600.00mm材料S30408(板材)试验温度许用应力137.00MPa设计温度许用应力t107.00MPa试验温度下屈服点s205.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C22.00mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度==4.87mm有效厚度e=n-C1-C2=11.70mm名义厚度n=14.00mm重量631.74Kg压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25P=0.5000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平TT0.90s=184.50MPa试验压力下圆筒的应力T==55.81MPa校核条件TT校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]==0.95869MPa设计温度下计算应力t==44.64MPat107.00MPa校核条件t≥t结论筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度14.00mm,合格表2-9前端管箱封头计算前端管箱封头计算计算单位XX计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t615.00C内径Di2600.00mm曲面深度hi650.00mm材料S30408(板材)设计温度许用应力t107.00MPa试验温度许用应力137.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C22.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=0.5000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=184.50MPa试验压力下封头的应力T==55.68MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==4.86mm有效厚度eh=nh-C1-C2=11.70mm最小厚度min=3.90mm名义厚度nh=14.00mm结论满足最小厚度要求重量824.58Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==0.96084MPa结论合格表2-10后端管箱筒体计算后端管箱筒体计算计算单位XX计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件筒体简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t615.00C内径Di2600.00mm材料S30408(板材)试验温度许用应力137.00MPa设计温度许用应力t107.00MPa试验温度下屈服点s205.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C22.00mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度==4.87mm有效厚度e=n-C1-C2=11.70mm名义厚度n=14.00mm重量631.74Kg压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25P=0.5000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平TT0.90s=184.50MPa试验压力下圆筒的应力T==55.81MPa校核条件TT校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]==0.95869MPa设计温度下计算应力t==44.64MPat107.00MPa校核条件t≥t结论筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度14.00mm,合格表2-11后端管箱封头计算后端管箱封头计算计算单位XX计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t615.00C内径Di2600.00mm曲面深度hi650.00mm材料S30408(板材)设计温度许用应力t107.00MPa试验温度许用应力137.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C22.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=0.5000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=184.50MPa试验压力下封头的应力T==55.68MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==4.86mm有效厚度eh=nh-C1-C2=11.70mm最小厚度min=3.90mm名义厚度nh=14.00mm结论满足最小厚度要求重量811.05Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==0.96084MPa结论合格表2-12壳程圆筒计算壳程圆筒计算计算单位XX计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件筒体简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t600.00C内径Di2600.00mm材料S30408(板材)试验温度许用应力137.00MPa设计温度许用应力t100.00MPa试验温度下屈服点s205.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C21.50mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度==5.21mm有效厚度e=n-C1-C2=12.20mm名义厚度n=14.00mm重量5775.92Kg压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25P=0.5000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平TT0.90s=184.50MPa试验压力下圆筒的应力T==53.53MPa校核条件TT校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]==0.93408MPa设计温度下计算应力t==42.82MPat100.00MPa校核条件t≥t结论筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度13.50mm,合格表2-13换热器内外压计算换热管内压计算计算单位XX计算条件换热管简图计算压力Pc0.40MPa设计温度t615.00C内径Di248.00mm材料S30408(管材)试验温度许用应力116.00MPa设计温度许用应力t91.00MPa钢板负偏差C10.00mm腐蚀裕量C20.00mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度==0.55mm有效厚度e=n-C1-C2=6.00mm名义厚度n=6.00mm重量240.53Kg压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]==4.29921MPa设计温度下计算应力t==8.47MPat91.00MPa校核条件t≥t结论换热管内压计算合格换热管外压计算计算单位XX计算条件换热管简图计算压力Pc-0.40MPa设计温度t615.00C内径Di248.00mm材料名称S30408(管材)试验温度许用应力116.00MPa设计温度许用应力t91.00MPa钢板负偏差C10.00mm腐蚀裕量C20.00mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度=3.91mm有效厚度e=n-C1-C2=6.00mm名义厚度n=6.00mm外压计算长度LL=6400.00mm外径DoDo=Di+2n=260.00mmL/Do8.23Do/e43.33A值A=0.0006213B值B=55.65重量240.53kg压力计算许用外压力[P]==1.28425MPa结论换热管外压计算合格表2-14管板厚度计算腐蚀前带法兰固定式管板计算设计单位XX设计计算条件简图设计压力ps0.4MPa设计温度Ts600平均金属温度ts600装配温度t015壳材料名称S30408设计温度下许用应力[]t100MPa程平均金属温度下弹性模量Es1.6e+05MPa平均金属温度下热膨胀系数s1.834e-05mm/mm圆壳程圆筒内径Di2600mm(高颈法兰取法兰颈部大小端平均值)14mm14mm筒壳体法兰设计温度下弹性模量1.6e+05MPa壳程圆筒内直径横截面积A=0.25Di25.309e+06mm2壳程圆筒金属横截面积As=s(Di+s)1.15e+05mm2管设计压力pt0.4MPa箱材料名称:S31608设计温度Tt500圆设计温度下弹性模量Eh1.69e+05MPa筒管箱圆筒厚度(高颈法兰取法兰颈部大小端平均值)h13mm管箱圆筒厚度he13mm管箱法兰设计温度下弹性模量1.69e+05MPa材料名称:S31608管子平均温度tt500换设计温度下管子材料许用应力91MPa设计温度下管子材料屈服应力119MPa设计温度下管子材料弹性模量1.6e+05MPa热平均金属温度下管子材料弹性模量1.6e+05MPa平均金属温度下管子材料热膨胀系数1.834e-05mm/mm管子外径d260mm管管子壁厚t6mm管子根数n9

换热管中心距S300mm一根管子金属横截面积4788mm2换热管长度L6400mm换管子有效长度(两管板内侧间距)L5870mm管子回转半径89.83Mm管子受压失稳当量长度1200mm热系数Cr=162.9比值13.36管子稳定许用压应力()[]=MPa管管子稳定许用压应力()[]=57.06MPa材料名称:S30408设计温度600管设计温度下许用应力79MPa设计温度下弹性模量1.6e+05MPa管板腐蚀裕量C20mm管板输入厚度n265mm管板计算厚度258mm隔板槽面积(包括拉杆和假管区面积)Ad0mm2板管板强度削弱系数0.4管板刚度削弱系数0.4管板和管子连接型式胀接，开槽管板和管子胀接(焊接)高度l5mm管板和管子焊接(胀接)许用拉脱应力[q]45.5MPa管材料名称:14Cr1Mo法兰厚度160mm箱法兰外径2830mm法基本法兰力矩2.69e+08Nmm兰管程压力操作工况下法兰力1.365e+08Nmm法兰宽度115mm管箱圆筒抗弯刚度(管箱圆筒材料波桑比=0.3)3.4e+07Nmm管箱圆筒常数0.0098881/mm

材料名称:S30408法兰厚度255mm法兰外径与内径之比1.088壳体法兰应力系数Y(按K查<<GB150－2011>>表7-9)22.81壳程圆筒抗弯刚度(壳程圆筒材料波桑比=0.3)4.021e+07Nmm壳程圆筒常数0.0095281/mm螺栓材料名称S31608螺栓材料弹性模量Eb1.6e+05MPa螺栓长度lb418mm螺栓总横截面积Ab6.837e+04mm2螺栓中心至FD作用位置的径向距离SD61mm螺栓中心至FG作用位置的径向距离SG49.8mm螺栓中心至FT作用位置的径向距离ST59.9mm垫片材料名称非金属软垫垫片材料回弹模量EG1600MPa垫片厚度δG3mm垫片有效受压面积AG8.19e+04mm2膨胀节总体轴向刚度0.1N/mm计算系数换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比0.3748换热管束与带膨胀节壳体刚度之比1.175e+07管板开孔后面积A1=A-0.25nd22.236e+05mm2管板布管区面积(三角形布管)(正方形布管)7.015e+05mm2管板布管区当量直径945.1mm管板开孔抗弯刚度(管板材料波桑比=0.3)2.516e+11Nmm管子加强系数,K=1.135管束弹性基础系数3.349N/mm3系数0.3188系数0.1927系数-2.42e+08系数3.684e+07

换热器各部件最大应力(MPa)热+热++热管板径向应力许用值118.5237118.5237118.5237管板剪切应力许用值39.5118.539.5118.539.5118.5壳体法兰应力许用值118.5237118.5237118.5237中部换热管应力许用值压许用值91919191919157.0657.0657.0657.0657.0657.06周边换热管应力许用值压许用值91273912739127357.0657.0657.0657.0657.0657.06换热管拉脱应力许用值45.5136.545.5136.545.5136.5壳体轴向应力许用值100300100300100300壳体端部总应力许用值118.5237118.5237118.5237管箱轴向应力许用值107321107321107321管箱端部总应力许用值120240120240120240结论管板名义厚度200mm管板应力满足要求管板与换热管形式:胀接，开槽管板与换热管连接拉脱应力满足要求焊或胀接高度l=5mm换热管中部换热管应力满足要求周边换热管应力满足要求壳程圆筒壳程圆筒轴向应力满足要求壳程圆筒端部壳程圆筒端部应力满足要求管箱圆筒管箱圆筒轴向应力满足要求管箱圆筒端部管箱圆筒端部应力满足要求壳体法兰壳程法兰应力满足要求表2-15设备法兰复核管箱法兰计算计算单位XX设计条件简图设计压力p0.400MPa计算压力pc0.400MPa设计温度t600.0C轴向外载荷F0.0N外力矩M0.0N.mm壳材料名称S30408体许用应力107.0MPa法材料名称14Cr1Mo许用[]f181.0MPa兰应力[]80.0MPa材料名称S31608螺许用[]b137.0MPa应力[]56.9MPa栓公称直径48.0mm螺栓根径d142.6mm数量n48个Di2620.0Do2830.0垫结构尺寸Db2760.0D外2680.0D内2620.0δ08.0mmLe35.0LA52.0h8.0δ118.0材料类型软垫片N30.0m0.30y(MPa)2.0压紧面形状1a,1bb9.80DG2660.4片b0≤6.4mmb=b0b0≤6.4mmDG=(D外+D内)/2b0>6.4mmb=2.53b0>6.4mmDG=D外-2b螺栓受力计算预紧状态下需要的最小螺栓载荷WaWa=πbDGy=163792.1N操作状态下需要的最小螺栓载荷WpWp=Fp+F=2243191.5N所需螺栓总截面积AmAm=max(Ap,Aa)=39423.4mm2实际使用螺栓总截面积AbAb==68373.0mm2力矩计算操FD=0.785pc=2155421.8NLD=LA+0.5δ1=61.0mmMD=FDLD=131480728.0N.mm作FG=Fp=19645.1NLG=0.5(Db-DG)=49.8mmMG=FGLG=978300.9N.mmMpFT=F-FD=66989.2NLT=0.5(LA+1+LG)=59.9mmMT=FTLT=4012612.8N.mm外压:Mp=FD(LD-LG)+FT(LT-LG);内压:Mp=MD+MG+MTMp=136471648.0N.mm预紧MaW=7384056.0NLG=49.8mmMa=WLG=367716448.0N.mm计算力矩Mo=Mp与Ma[]ft/[]f中大者Mo=162526608.0N.mm

螺栓间距校核实际间距=180.6mm最小间距102.0(查GB150-2011表9-3)mm最大间距1296.0mm形状常数确定144.78h/ho=0.1K=Do/DI=1.0802.2由K查表9-5得T=1.884Z=12.995Y=25.053U=27.530整体法兰查图9-3和图9-4FI=0.90729VI=0.478780.00627松式法兰查图9-5和图9-6FL=0.00000VL=0.000000.00000查图9-7由1/o得f=4.55729整体法兰=532787.8松式法兰=0.07.7ψ=δfe+1=2.00=/T=1.062.34=8.75剪应力校核计算值许用值结论预紧状态0.00MPa操作状态0.00MPa输入法兰厚度δf=160.0mm时,法兰应力校核应力性质计算值许用值结论轴向应力99.71MPa=120.0或=267.5()校核合格径向应力0.65MPa=80.0校核合格切向应力52.30MPa=80.0校核合格综合应力=76.00MPa=80.0校核合格刚度系数0.987校核合格法兰校核结果校核合格PAGE49/=NUMPAGES64-559第三章丙烯环氧化反应器的设计3.1反应器选型3.1.1反应特点丙烯直接氧化制环氧丙烷分为高压法和低压法，高压法是在较高的压力下，使丙烯能全部溶解在较少量的甲醇中，是气液固三相转化成液固两相反应体系；低压法是在较低的压力下，使丙烯基本上能溶解再较多的甲醇溶液中，也形成液固两相体系。同时，直接环氧化反应属于强放热反应，需要及时地移走热量才能保证反应尽可能的向目标产物方向进行。3.1.2反应器对比过氧化氢直接氧化丙烯制环氧丙烷反应为一般为液固催化反应，操作简单，基本采用列管式反应器，在醇溶剂不足的情况下也会在低压下形成气液固三相反应，一般采用三相涓流床。下面主要针对反应体系对应的列管式反应器进行分析：（1）列管式反应器制作简单，但在提高反应能力方面有一定的局限性。一般，提高反应能力主要是通过提高换热面积和催化剂装填量来解决，也就是要加大列管的直径或增加列管的数量，但这样会产生床层径向温度分布不均匀，导致反应不易控制，而且增加了副反应的发生。（2）环氧化反应为液固相可逆催化强放热反应，为保证放热反应的连续进行需不断地移出反应热，以使反应过程沿最佳曲线进行。目前工业上采用的列管式反应器为了避免催化剂易老化、使用寿命短等缺点，通常在实际中采用大量填装催化剂，以加大备用系数，延长催化剂更换周期的时间，但太大的备用系数增加了催化剂床层高度，大大增加了设备运行阻力和动力消耗。在列管式固定床内部一般存在热点，对于此反应，温度过高会引起副产物丙二醇甲醚的增加，导致主产物选择性下降。因此，针对这一情况，我们团队决定采用一种适用于液相强放热反应的等温板式反应器，有效换热面积大，可使气固催化可逆反应沿着最佳温度曲线进行，气体流动阻力小、动力消耗低、可回收热量多、产量高、生产成本低，同时也可大大提高加氢催化剂利用系数和反应器的容积利用率、增大催化剂装填量等。因此本项目在环氧丙烷合成工段的反应器设计中采用的是工业板式反应器。工业板式反应器内部换热板组的排列方式有两种，一种是换热板组平行于催化剂床层径向放置并且沿着同心的扇形排开，换热板组之间设置了冷管，如下右图3-2所示；另一种是换热板组垂直于催化剂床层径向近似于同心圆排列，如下左图3-1所示。图3-1工业板式反应器内部剖面图图3-2换热板组与冷管1-反应器进口管，5-中心集液管，7-冷却介质进口，8-催化剂卸出管口，9-出汽管口14-反应器出口管，17-冷管进口，18-冷管出口，19-冷管出口分配器，20-外分布筒21-冷管进口分配器，22-主分配管，23-换热板组分配管，24-换热板组，25-板翅26-冷管出水管，27-冷管横截面，28-换热板出汽管，29-冷管，30-换热板，31-紧固箍32-反应器壳体，33-换热板组水汽收集管，34-环形筋板3.2催化剂的选择非均相催化反应中催化剂与反应物的分离比较简单，液固相催化反应容易分离，可以连续操作，广泛应用于化工原料的生产。过氧化氢法制备环氧丙烷主要运用的催化剂有铁硅酸盐催化剂和磷钨杂多酸季铵盐催化剂。3.2.1铁硅酸盐催化剂钛硅酸盐用作环氧化催化剂已是成熟的技术，以TS-1为代表，用过氧化氢使丙烯环氧化的工艺，反应条件温和、副产物少。用过氧化氢直接环氧化丙烯制PO的反应条件为：在溶剂介质中，含钛分子筛催化剂体系存在下，用含氮碱及其有机或无机酸盐组成的缓冲液体系控制pH值为5.5～8.0。反应具有高的转化率和选择性，催化剂的活性稳定。3.2.2磷钨杂多酸季铵盐催化剂中科院大连化学物理研究所设计合成一类磷钨杂多酸季铵盐催化剂，可利用过氧化氢高转化率、高选择性使烯烃均相催化环氧化，催化剂稳定性好。该催化剂在环氧化反应结束后从反应体系中析出，可如多相催化剂那样过滤分离回收后循环使用，兼有均相催化剂和多相催化剂的优点。该催化剂析出的质量回收率为90％。以回收的催化剂进行丙烯催化环氧化，其催化活性和选择性与新鲜催化剂相同，表明该催化剂的稳定性很好。该催化剂本身不溶于有机相中，但有H2O2存在时它缓慢溶解于油相并使烯烃均相催化环氧化。在反应进程中体系逐渐由浑浊变澄清。随着环氧化反应的进行，H2O2逐渐消耗，催化剂又逐渐析出，反应体系也随之由澄清变浑浊，指示环氧化反应的结束[12]。综上对比：本反应选择具有沸石微孔结构的TS-1催化剂，以SiO为载体，Ti为活性中心。每克催化剂表面积达到420～450m2，孔体积为0.18-0.26cm3。且催化剂可通过压制粘合技术制成不同颗粒形状不同大小的晶粒。本反应选用直径为0.5mm的齿形催化剂颗粒，堆密度为0.12g/cm3。催化剂规格大致如下：表3-1TS-1分子筛规格孔径（nm）硅铝比BET比表面积（m2/g）相对结晶度（%）残钠（%）灼减（%）0.560.582045/4580≥350≥95≤0.1≤5催化剂结构如图：图3-3TS-1催化剂骨架TS-1分子筛寿命能长达3年，其会发生暂时性失活，可通过再生的方法恢复。再生方法分为外部再生与原地再生方法。外部再生方法是将失活的催化剂引出，在540℃的焙烧炉里面焙烧6个小时，将堵塞在催化剂微孔中的微量高聚物烧掉，重新打开催化剂的活性位。原位再生方法则是将失活的催化剂在当前的条件下先用甲醇冲洗1个小时，然后再用80℃的双氧水冲洗24小时，从而完成再生。为避免外部再生带来的开停车的损耗，项目催化剂失活后采用原地再生方法。3.3反应动力学分析3.3.1反应方程式主反应：丙烯氧化生成环氧丙烷：副反应：环氧丙烷与甲醇反应生成丙二醇甲醚：过氧化氢分解为水：3.3.2反应机理分析以TS-1分子筛为催化剂，双氧水为氧化剂，一定条件下可高选择性高转化率地进行丙烯环氧化反应。TS-1分子筛上烯烃与过氧化氢的环氧化反应机理如图3-4所示，在反应过程中甲醇既能作为溶剂，又可与活性钛原子位结合从而参与催化反应。图3-4烯烃与H2O2的环氧化反应机理3.3.3反应动力学方程在反应动力学模型中，幂指数方程的应用较广，可以较好地描述各类反应，工程应用方便，因此采用幂指数模型。陈晓晖等[13]根据多组实验中的浓度随时间的变化，利用非线性差分方法得到各点的反应速度，再用最小二乘法拟合出副反应模型中的各个参数，得到30～60℃、压力0.2～0.4MPa时的反应速率模型为：主反应：醚化反应：过氧化氢分解：3.4反应物性数据分析表3-2环氧化各反应涉及的热力学数据物质∆f∆fC3H620.4262.84H2O2-187.61-118.04PO-122.59-25.77H2O-285.83-237.178MeOH-239.03-166.82PM-438.36/O2003.4.1气体比热容气体比热容如下：3.4.2反应热25℃各反应的反应热为：;;;反应热随温度的变化可由表示反应热与温度关系的基尔霍夫公式得：最终得到的反应热（KJ/mol）为：3.5反应条件的选择3.5.1温度图3-5反应温度对过氧化氢的反应速率和环氧丙烷的选择性的影响[14-15]由图可知，随着反应温度提高，虽然过氧化氢的反应速率逐步提高，但环氧丙烷选择性急剧下降。反应温度从40℃升至50℃，随着反应温度的升高，丙烯环氧化过氧化氢的反应速率加快[16]；另外，反应活性物种TiOOH在低温稳定，高温不利于其生成，不利于环氧化反应进行，所以过高的反应温度会使活性物种TiOOH量减少，不利于环氧丙烷的生成。温度过高还会促进环氧丙烷开环生成丙二醇副反应的进行，导致环氧丙烷选择性下。因此，45℃是合适反应温度。3.5.2压力在相同反应流速和压力相对较低的情况下，可明显发现压力愈大，那么环氧丙烷选择性与过氧化氢反应速率这两者会随之加大[17]。其关键在于压力过大时丙烯溶液的分解速度相对较快，如果压力值达到0.4Mpa，丙烯压力对其造成的影响相对较小。因此，反应压力为0.4MPa较为合适。图3-6反应压力对过氧化氢的反应速率和环氧丙烷的选择性的影响3.5.3过氧化氢浓度过氧化氢浓度增大，过氧化氢的反应速率加快，但是其选择性也随之降低，在氧化氢浓度为20%时，反应具有一个较高的和转化率，同时兼顾工业上过氧化氢的浓度影响，选取35%的浓度进料。图3-7过氧化氢的浓度对过氧化氢的反应速率和环氧丙烷的选择性的影响3.5.4甲醇浓度过氧化氢的反应速率和选择性随着升高的甲醇浓度不断提高，同时为了保证在低压条件下丙烯能充分的溶解在甲醇中形成液相，故采用高浓度甲醇作为溶剂进料。图3-8甲醇浓度对过氧化氢的反应速率和环氧丙烷的选择性的影响综合各个工艺条件和催化剂活性范围对反应的影响，我们选取的工艺条件为45℃、0.4MPa、35%的过氧化氢浓度、99.0%甲醇的溶剂。3.6反应器尺寸设计3.6.1反应器体积确定在进行反应器的设计之前，我们需要确定反应器尺寸的组合形式，确定组合形式之前，我们需要确定反应器的体积进而设计，因此在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析确定之后，我们选取TS-1催化剂稳定时的最佳操作条件为设计条件，即温度318.15K，压力0.4Mpa，并采取甲醇作为溶剂，35%的过氧化氢作为原料。根据查找的动力学相关数据，用龙格库塔法在Excel表格中对反应器的浓度变化情况进行模拟求解，初步得到反应器平均停留时间t=300s，浓度随时间的变化情况如图3-9所示。图3-9龙格库塔法单釜计算随后将动力学方程一起运用Comsol反应工程模块进行模拟。选取主反应和两个副反应来进行反应曲线的拟合。在Comsol反应工程模块模拟出参与反应的各物质浓度与反应时间的关系，采用瞬态间歇式定常体积求解类型进行求解，结果如下（因为CH3OH浓度过大、O2和PM浓度过小，故在此只考虑主反应设计的物质浓度变化）：图3-10参与反应各物质浓度与时间的关系在Comsol反应工程模块模拟出参与反应的各物质与反应器体积的关系，采用稳态活塞流近似求解，结果如下：图3-11参与反应各物质浓度与催化剂床层体积的关系由各物质浓度随时间的变化可以看出，当反应时间为300s的时候，过氧化氢和丙烯的转化率和环氧丙烷的选择性已基本达到工艺给定要求，此后，再延长反应时间，也没有很大的变化，故可取反应停留时间为300s。图3-12丙烯转化率随床层体积变化关系由于我们在Comsol模拟时是以拟均相处理得到，因此无须再考虑催化剂床层的空隙体积。由Aspen模拟数据可知丙烯环氧化反应器进口总体积流率354.768m3/h，进而求得反应的总体积，即催化剂床层的总体积V催可以看出由停留时间算出来的催化剂床层的体积和模拟的结果一致。3.6.2反应器结构简介本团队设计的工业板式反应器侧视图和俯视图如下，催化剂装填在内分布筒和外分布筒之间的所有空隙，类似于径吗向反应器。反应气体通过反应器上部的气体分布器进入外分布筒和反应器壳体的环隙，再穿过上半部开孔大、下半部开孔小的外分布筒，从径向进入催化剂床层，反应后的气体从内分布筒进入中心集气管，最后从反应器底部出去，如下左图所示。图3-13板式立式简图图3-14板式反应器俯视图3.6.3板式反应器尺寸设计本团队根据工程上的经验以及一个反应器体积，初步设计板式反应器有20块换热板组、20个冷管，并且沿着中心环形阵列，然后估算出换热板组的宽度W0、换热板组的高度H0、外分布筒半径R3、内分布筒半径R2、中心集液管R1的大小，组合得到两种方案，冷管的体积近似催化剂床层体积的1/4，再利用Comsol对以下方案进行模拟，催化剂床层近似拟均相处理，以寻求最优的反应器尺寸，这里以两块换热板组所夹的区域模拟为例。图3-15Comsol模拟的两块板组的尺寸示意图方案一：W0=1.2m，H0=4.5m，R1=0.25m，则R2=R1+W0=1.45m，R3=R2+0.2=1.65m催化剂床层体积故尺寸设计满足要求。方案二：W0=1m，H0=5.8m，R1=0.25m则R2=R1+W0=1.25m，R3=R2+0.2=1.45m催化剂床层体积故尺寸设计满足要求。用COMSOLMultiphysics这款软件分别对这两种方案进行多物理场的耦合计算，因为其温度变化微小，影响很小，故考虑传质动量传递两场耦合，进而得到各物质在反应器内的浓度、速度、压力、温度等分布，比较两种方案得出反应器换热板的最佳尺寸。方案一取换热板组的宽度W0=1.2m，换热板组高度H0=4.5m，内分布筒半径R1=0.25m，外分布筒半径R3=1.65m，提取相关设计参数，在Comsol三维建模，保持温度接近恒定时，再增加Brinkman方程、稀物质传递两个物理场模拟化工反应器的三传一反。事先查找的相关参数如下：表3-3模拟所需参数换热板组个数20混合气体粘度μ-Pa∙s1.4×10-5C3H6扩散系数-cm2/s0.411混合气体导热系数k-W/(m∙K)0.281H2O2扩散系数-cm2/s0.488外分布筒开孔率0.6PO扩散系数-cm2/s0.247孔隙率ε0.5MeOH扩散系数-cm2/s0.678反应器个数n1PM扩散系数-cm2/s0.207混合液体密度ρ-kg/m3785.9977H2O扩散系数-cm2/s0.564总体积流量Vm-m3/h345.7678O2扩散系数-cm2/s0.493我们采用的是20块换热板组沿着半径方向排列，每两块换热板组之间有冷管，冷管是等腰三角形，求得冷管顶角度数为，根据方案一的尺寸，求得冷管所占体积为：假设冷管的长边为a,则有解得a=0.74m冷管边长为0.74m。由以上冷管和换热板组等尺寸，在Comsol中建模进行求解，其中换热板组内部和冷管均为冷却水，查得相关的传热系数可得K=10W/m2/K，用以撤走反应区域放出的热。模拟求解动量传递、流体传热、稀物质传递三个物理场时，反应器的区域就是一个热源，我们以反应热作为热源为边界条件，也以换热板组内与冷管内冷却水换的热为边界条件，求解结果如下所示。（1）速度分布图中箭头指向即为流速方向，可以看出，进口流通截面积大，流速小，出口截面积小，流速大，并且在冷管边界出现了流速的不均匀分布；图3-16板式反应器的速度分布（2）浓度分布两个物理场耦合后C3H6和PO的浓度变化如下所示，可以看出，丙烯摩尔浓度由1710mol/m3降到了340mol/m3，即C3H6的转化率达到了80.12%，环氧丙烷浓度由45.2mol/m3升到1400mol/m3，即PO的收率达到了78.94%；这是因为在强放热的条件下会加快过氧化氢的分解，说明丙烯环氧化反应关键组分是丙烯，但是其转化率是过氧化氢的量决定的。图3-17板式反应器C3H6浓度分布图3-18板式反应器PO浓度分布（3）温度分布在传热、传质、动量传递相互影响且不断与外界换热的情况下，反应区域温度变化如下所示，可以看出，整个反应区域温度分布均匀，换热情况好，仅仅在换热板组附近温度有所变化，很好的处于催化剂的活性温度范围之内，因此采用这种板式反应器就很好地解决了催化剂床层的容易烧结、存在热点等问题。图3-19板式反应器温度分布方案二模拟同上，冷管长边求得为a=0.65，模拟结果图见Comsol源文件。3.6.4列管式固定床反应器尺寸设计由于工业上环氧化反应器大多数为列管式固定床反应器，而我们设计团队采用的是板式反应器，为了这比较两种反应器，我们也做了列管式反应器尺寸的设计，通过得到其温度浓度等分布再比较两者的优劣。环氧化列管式固定床反应器同样采用一台布置，经过模拟设计出三种方案尺寸：方案一：管径60mm，高4.2m，总管数2500根，反应体积为：1/4×3.14×0.062×4.2×2500=29.688m3方案二：管径56mm，高4.1m，总管数3000根，反应体积为：1/4×3.14×0.0562×4.1×3000=30.295m3方案三：管径50mm，高4.0m，总管数3800根，反应体积为：1/4×3.14×0.052×4.0×3800=29.845m3这里仅以方案一为例，其余见Comsol模拟源文件。方案设计为管径R0=0.03m,管高H0=3.8m在Comsol中利用多物理场耦合，即三传一反的耦合来得到丙烯环氧化反应的浓度分布：图3-20管式反应器C3H6浓度变化图图3-21管式反应器PO浓度变化图如图3-20、3-21所示为C3H6、PO在反应器内的浓度分布，C3H6进口浓度为1710mol/m3，出口浓度为391mol/m3，由此得到C3H6的转化率为；PO进口浓度为50.1，出口浓度为1360mol/m3，由此得到PO的收率为同时在列管式反应器中温度分布不均匀，径向温差较大，达到46℃，无法实现等温操作。图22管式反应器温度分布3.6.5板式反应器与列管式反应器比较两者模拟源文件见Comsol模拟源文件，模拟结果比较如下所示：表3-4板式反应器与列管式反应器比较反应器类型列管式固定床反应器板式反应器尺寸管径0.025m管长4.0m管数3800根管径0.028m管长4.1m管数3000根管径0.03m管长3.8m管数2800根换热板组宽度W0=1.0m换热板组高度H0=5.8m内分布筒半径R1=0.25m外分布筒半径R3=1.45m换热板组宽度W0=1.2m换热板组高度H0=4.5m内分布筒半径R1=0.25m外分布筒半径R3=1.65mC3H6浓度(mol/m3)进口17101710171017101710出口431402391368340PO浓度(mol/m3)进口50.150.150.150.150.1出口13201350136013601400C3H6转化率74.79%76.49%77.13%78.48%80.