【正文】 大很多。如丙烯胺氧化制備丙烯睛、蔡或鄰二甲苯氧化制備苯配、乙烯氧化制環(huán)氧乙烷、苯或正丁烷氧化制順配、異丁烯氧化制備甲基丙烯酸等 [1][5]。要設(shè)計(jì)合理的列管式反應(yīng)器 ,最重要的就是確定殼程空間的最優(yōu)解。 列管式固定床反應(yīng)器的模擬與設(shè)計(jì) 摘要：列管式固定床反應(yīng)器是化工行業(yè)和石化行業(yè)中一種非常重要的反應(yīng)器 ,對(duì)一些強(qiáng)放熱反應(yīng)優(yōu)勢(shì)明顯。本文提出了一個(gè)關(guān)于殼程的二維小池模型 ,將殼程空間分成若干個(gè)二維小池 ,在所有小池內(nèi) ,冷卻劑的 流動(dòng)只有平行于管束和垂直于管束兩個(gè)分量。 如今 ,相當(dāng)一部分氣固相催化反應(yīng)在列管式固定床反應(yīng)器中進(jìn)行 ,而該反應(yīng)器的設(shè)計(jì)開(kāi)發(fā)技術(shù)大都是從國(guó)外引進(jìn) ,國(guó)內(nèi)的 裝置普遍存在溫差較大的問(wèn)題 ,主要是殼程冷卻劑流動(dòng)分布不均的問(wèn)題。列管式反應(yīng)器的管子數(shù)可多達(dá) 20210 到 30000 根 ,而管殼式換熱器很少能達(dá)到數(shù) 千根管子。列管式反應(yīng)器根據(jù)換熱介質(zhì)的不同分為對(duì)外換熱式和自熱式。 傳統(tǒng)的列管式反應(yīng)器設(shè)計(jì)一般是基于假定工業(yè)反應(yīng)器中的實(shí)際操作條件與單管實(shí)驗(yàn)的操作條件相同 ,即每根管子的操作條件相同。而以上條件的確定必須以可靠的數(shù)學(xué)模型為基礎(chǔ) ,通過(guò)反復(fù)分析比較 ,才能最終確定。 本課題對(duì)迄今為止提出的描述反應(yīng)管束內(nèi)及管束間的各個(gè)過(guò)程的數(shù)學(xué)模型進(jìn)行了綜述和討論 ,并且重點(diǎn)考察了管束空間對(duì)反應(yīng)器性能的影響 ,通過(guò)對(duì)不同模型的定量分析 ,提出一個(gè)可靠的列管式反應(yīng)器數(shù)學(xué)模型。在我國(guó)苯醉主要應(yīng)用于生產(chǎn)鄰二甲酸酷類(lèi)增塑劑 ,大約占苯配總消費(fèi)量的 60%[1]。反應(yīng)原料是包含氧氣的氣體 ,比如最常見(jiàn)的空氣。通 過(guò)建立并求解合適的數(shù)學(xué)模型 ,考察反應(yīng)器幾何結(jié)構(gòu)和操作系數(shù)對(duì)反應(yīng)器性能的影響 ,并在此基礎(chǔ)上改進(jìn)反應(yīng)器的性能 ,設(shè)計(jì)一個(gè)高性能、易控制的列管式固定床反應(yīng)器。反應(yīng)器按殼程流體流動(dòng)方式可分為平行流和錯(cuò)流兩種 ,而按載熱體的冷卻方式可分為內(nèi)循環(huán)和外循環(huán)兩種 [9][10][11]。而換熱器往往不會(huì)超過(guò)上千根管子。 ,載熱體流進(jìn)和流出反應(yīng)器管束之前和之后一般都設(shè)環(huán)形流道 ,與平行流式和錯(cuò)流式構(gòu)成管間流體均勻分布的重要組成部分。膨脹不相等的問(wèn)題可依靠裝在殼體上的波紋式膨脹節(jié)來(lái)解決。支撐格柵與多孔擋板由構(gòu)件固定在管板上 ,而催化劑可以用單個(gè)帶孔的塞子固定在每根管子內(nèi)。為了沿管長(zhǎng)穩(wěn)定管子 ,必要時(shí)可裝上拉桿。在理想的情況下 ,裝備了這樣的擋板的反應(yīng)器在橫截面應(yīng)該沒(méi)有溫度梯度 ,因此 ,反應(yīng)器內(nèi)的所有管子具有相同的散熱條件 ,而這也正是平行流反應(yīng)器的一個(gè)重要優(yōu)勢(shì)所在。在實(shí)際應(yīng)用中 ,平行流式和錯(cuò)流式反應(yīng)器都有應(yīng)用。而錯(cuò)流式反應(yīng)器雖然列管間差異大 ,但泵的能耗低 [17][18]。大型列管式換熱器一般均采用外循環(huán)式。這個(gè)假定只對(duì)熱載體分布完全均勻的并流反應(yīng)器適用 ,對(duì)錯(cuò)流式反應(yīng)器并不適用。滿(mǎn)足上述操作條件的數(shù)學(xué)模型必須要考慮殼程冷卻劑流動(dòng)對(duì)反應(yīng)器系統(tǒng)性能的影響。國(guó)外一般要求殼程載熱體的徑向溫差不超過(guò) 3℃ ,給國(guó)內(nèi)裝置一般達(dá)不到此標(biāo)準(zhǔn) ,很多甚至達(dá)到 10℃左右。解衡等 [15]則用多孔介質(zhì)的模型 ,引入了體積滲透率、表面滲透率和異向分布阻力等參數(shù)對(duì)管殼式換熱器進(jìn)行三維數(shù)值模擬。在本課題中 ,分析和設(shè)計(jì)環(huán)形流道就要清楚分布器主流道內(nèi)的靜壓規(guī)律。根據(jù)動(dòng)量平衡建立環(huán)形通道內(nèi)變質(zhì)量流動(dòng)的數(shù)學(xué)模型 ,并通過(guò)求解該模型可以得到環(huán)形通道內(nèi)的靜壓分布 [21] 反應(yīng)器殼程流體分布 要實(shí)現(xiàn)載熱體和反應(yīng)管均勻傳熱 ,就必須要解決反應(yīng)器殼程流體的均勻流動(dòng)問(wèn)題。在大多數(shù)情況下 ,管壁的導(dǎo)熱系數(shù)是可以忽略的。而這些條件的定量描述只能依靠可靠的管束間載熱體的流動(dòng)模型來(lái)實(shí)現(xiàn)。 文獻(xiàn) [11]是采用二維模型的估算有效徑向?qū)嵯禂?shù)和壁傳熱系數(shù)值得推薦的一個(gè)關(guān)聯(lián)式。最初 ,對(duì)流體流動(dòng)的研究?jī)H僅是定性研究 ,只是提供了管殼式換熱器換熱過(guò)程的一個(gè)總體思路。該圖顯示殼側(cè)的傳熱 有相當(dāng)大的差異 ,有些部位的傳熱系數(shù)是最低值的 400%。 (C)管束和換熱器殼體的邊緣流 。 sullivan 等人基于載熱體動(dòng)量微分方程和物質(zhì)守恒方程 ,得到了另一個(gè)二維模型 ,但此模型相當(dāng)復(fù)雜 ,只能用于一些簡(jiǎn)單的換熱器結(jié)構(gòu) ,如單擋板立方形換熱器。 GuPta 的這一模型同樣也被許多研究者所采用。 此外 ,Patankar[13]最先提出了一個(gè)多孔體模型 (PorouSBedyModel),該模型是考慮整個(gè)管間的三維微分模型 ,基于各向異性多孔介質(zhì)與分布阻力得出來(lái)的模型。 這些結(jié)構(gòu)單元包括管束 (產(chǎn)生錯(cuò)流阻力和縱向流阻力 )、擋板開(kāi)口、管束與殼體之間的間隙以及擋板與殼體和管子與擋板之間的間隙。對(duì)壓降系數(shù)本文推薦的是 Engineeringamp。壓降系數(shù)是由下式定義： 絕大多數(shù)情況下 ,雷諾數(shù)和努塞爾數(shù)都是由管子的當(dāng)量直徑定義的。傳熱系數(shù)采用 Brambilla 或 weisman 關(guān)聯(lián)式。 Speyer 關(guān)聯(lián)了 Bell 和 Bergelin 的數(shù)據(jù) ,提出了下列方程式 : 上式中 C 由下 表取值。通過(guò)折流板缺口處的壓降系數(shù)一般定義為 : 文獻(xiàn)中用于折流板缺口處流動(dòng)的壓降和傳熱關(guān)聯(lián)式大多只適用于弓形擋板 ,本文采用的 slipcevic 關(guān)聯(lián)式可以用于盤(pán)一環(huán)式擋板。所以該反應(yīng)系統(tǒng)對(duì)等溫過(guò)程的要求非常的高。如果保證了反應(yīng)器內(nèi)每一根管子所處的熱條件都與單管實(shí)驗(yàn)相同 ,也就解決了大型列管式固定床反應(yīng)器的設(shè)計(jì)放大問(wèn)題 [19]。在錯(cuò)流式反應(yīng)器中 ,則 通過(guò)調(diào)節(jié)折流板與管子的環(huán)隙、折流板缺口等來(lái)實(shí)現(xiàn)載熱體的均勻流動(dòng) [20]。 在環(huán)形流道分布板上的長(zhǎng)孔條面積是不同的 ,一般是按照所在位置與環(huán)槽入口位置的增加而減少 ,環(huán)形通道兩側(cè)則是關(guān)于中心線(xiàn)對(duì)稱(chēng) ,這樣就保證了換熱載體均勻低流入和流出殼程。 列管式反應(yīng)器的開(kāi)孔規(guī)律 為了使載熱體在整個(gè)反應(yīng)器內(nèi)達(dá)到流動(dòng)均勻 ,主要的方法是采用環(huán)隙孔進(jìn)行調(diào)節(jié) ,即隨著半徑的改變而調(diào)節(jié)環(huán)隙 ,一般是半徑越大 ,環(huán)隙孔越小。得到了靜壓變化曲線(xiàn) ,就可以設(shè)計(jì)反應(yīng)器壁的開(kāi)孔狀況。 管間載熱體及其流動(dòng)方式研究 在列管式固定床反應(yīng)器中 ,管內(nèi)裝有催化劑 ,一般反應(yīng)氣體走管內(nèi) ,反應(yīng)所產(chǎn)生的熱量由殼程的冷卻劑帶走 ,冷卻劑可采用加壓水、導(dǎo)熱油、熔鹽等。在反應(yīng)器設(shè)計(jì)時(shí) ,應(yīng)根據(jù)反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)以及反應(yīng)系統(tǒng)的傳質(zhì)、傳熱特點(diǎn) ,來(lái)確定冷卻劑的流動(dòng)方式。 2) suFsUF 是放大系數(shù) ,定義為 : 這個(gè) 因子能預(yù)測(cè)放大到工業(yè)尺度后 的 與單管實(shí)驗(yàn)的偏差 。 SOF 表示了冷卻劑在反應(yīng)器內(nèi)等溫性的偏差。在新的反應(yīng)器結(jié)構(gòu)下 ,建立模型并與傳統(tǒng)反應(yīng)器進(jìn)行比較 ,優(yōu)化反應(yīng)器的幾何結(jié)構(gòu) ,發(fā)現(xiàn)可以獲得更佳的反應(yīng)器性能和操作安全。另外 ,`逆流會(huì)促進(jìn)二次反應(yīng)。由于在窗口區(qū) ,流體分錯(cuò)流和平行流兩部分 ,這樣便帶來(lái)了操作問(wèn)題 ,而且使計(jì)算變得復(fù)雜。典型的鄰二甲苯氧化制苯配工藝流程如下圖所示 : 圖 氧化 制苯酐 工藝流程圖 鄰二甲苯氧化反應(yīng)原理 鄰二甲苯氧化制苯配的反應(yīng)包括一系列的平行反應(yīng)和串聯(lián)反應(yīng) ,主反應(yīng)是鄰二甲苯在催化劑上與氧氣反應(yīng)生成苯配 ,其主要反應(yīng)方程式是 : 同時(shí)有很多的副反應(yīng) ,會(huì)生成順配、苯甲酸、苯酞等副產(chǎn)物 ,部分還會(huì)深度氧化成 CO2或 CO 和水。三個(gè)反應(yīng)的動(dòng)力學(xué)方程分別是 : 其中速率常數(shù)分別是 : 式中 R為通用氣體常數(shù) ,其值為 ()。該反應(yīng)系統(tǒng)的物料衡算方程和熱量橫算方程式 : 在上述方程中 , 初始條件為 : 空管管速及其他條件 : 利用 MATLAB 求解 上述微分方程 ， 得到一維模型下的 計(jì)算 結(jié)果： 鄰二甲苯 轉(zhuǎn)化率 xA= 苯酐 的收率 Yb= 管側(cè) 溫度分布： 圖 管側(cè)溫度分布圖 圖 鄰二甲苯和苯配平均濃度沿管長(zhǎng)的分布 二維擬均相模型求解管側(cè) 與一維相似 ,也把鄰二甲苯 (A)和苯醉 (B)作為關(guān)鍵組分 ,相應(yīng)的物料衡算和熱量橫算方程如下 : 初始條件和參數(shù)都不變 ,而相應(yīng)的邊界條件是 : 邊界條件 : 利用 MATLAB 求解上述微分方程 ,得到二維模型下的計(jì)算結(jié)果 : 鄰二甲苯轉(zhuǎn)化率 xA= 苯醉的收率 yB= 不同軸向位置鄰二甲苯和苯配平均濃度沿管長(zhǎng)的分布如下圖所示 : 圖 管側(cè)軸向溫度分布圖 不同軸向位置截面平均溫度沿管長(zhǎng)的分布如下圖所示 : 圖 鄰二甲苯和苯醉平均濃度沿管長(zhǎng)的分布 不同軸向位置的徑向溫度分布如下圖所示 : 圖 不同軸向位置的徑向溫度分布 操作參數(shù)對(duì)鄰二甲苯氧化反應(yīng)的影響 在實(shí)際操作中 ,一些操作參數(shù)對(duì)管內(nèi)反應(yīng)的影響非常大 ,比如管內(nèi)氣體的空速、反應(yīng)物的初始濃度以及反應(yīng)物和冷卻劑的初始溫度等。用二維模型求解管內(nèi)反應(yīng) ,得到計(jì)算結(jié)果如 下 : 鄰二甲苯轉(zhuǎn)化率 xA= 苯配的收率 yB 一 管側(cè)溫度分布 : 圖 管側(cè)軸向溫度分布圖 (降低空管空速 ) 鄰二甲苯的轉(zhuǎn)化率和苯配的收率大大增加 ,這是由于空管空速減低 ,增加了停留時(shí)間 ,令巧二甲苯反應(yīng)的時(shí)間增加一倍 ,因此轉(zhuǎn)化率和收率也隨之大大增加。從而引起反應(yīng)器內(nèi)熱條件的不均勻 ,會(huì)導(dǎo)致局部冷卻劑的溫度過(guò)高。這是由于反應(yīng)物初始濃度增大 ,臨二甲苯氧化反應(yīng)產(chǎn)生的熱量增加 ,使熱點(diǎn)溫度升高。用二維模型求解管內(nèi)反應(yīng) ,得到計(jì)算結(jié)果如下 : 鄰二甲苯的轉(zhuǎn)化率 xA=