【正文】 會(huì)隨著情況不同而不同 ,通常情況下 ,列管式固定床反應(yīng)器的管徑 /管長(zhǎng)值比管殼式換熱器的要大很多。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。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。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。 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。 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。反應(yīng)原料是包含氧氣的氣體 ,比如最常見的空氣。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]。 ,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。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)。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。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]。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。國外一般要求殼程載熱體的徑向溫差不超過 3℃ ,給國內(nèi)裝置一般達(dá)不到此標(biāo)準(zhǔn) ,很多甚至達(dá)到 10℃左右。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。在大多數(shù)情況下 ,管壁的導(dǎo)熱系數(shù)是可以忽略的。 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。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%。 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。 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)與分布阻力得出來的模型。對(duì)壓降系數(shù)本文推薦的是 Engineeringamp。傳熱系數(shù)采用 Brambilla 或 weisman 關(guān)聯(lián)式。通過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)式可以用于盤一環(huán)式擋板。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)放大問題 [19]。 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)于中心線對(duì)稱 ,這樣就保證了換熱載體均勻低流入和流出殼程。得到了靜壓變化曲線 ,就可以設(shè)計(jì)反應(yīng)器壁的開孔狀況。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) ,來確定冷卻劑的流動(dòng)方式。 SOF 表示了冷卻劑在反應(yīng)器內(nèi)等溫性的偏差。另外 ,`逆流會(huì)促進(jìn)二次反應(yīng)。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。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。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= 苯醉的收率 yB 二 升高冷卻劑溫度在一定程度上提高了鄰二甲苯的轉(zhuǎn)化率和苯配的收率 ,這是由于溫度升高促進(jìn)了氧化反應(yīng)的進(jìn)行。C 以上。對(duì)于管內(nèi)鄰二甲苯氧化制苯醉的反應(yīng)過程 ,分別采用一維模型和二維擬均相模型進(jìn)行了研究。降低空管空速、升高反應(yīng)物的初始濃度、升高冷卻劑溫度都會(huì)提高鄰二甲苯的轉(zhuǎn)化率和苯配的收率。 (5)管子直徑的研究與管心距相似 ,在管數(shù)不變的情況下 ,減小管徑也就是相對(duì)于增大了管心距。10(3):5263. [5]吳亞峰 .大型列管式固定床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)與制造 .化工設(shè)計(jì) .1992。23(6):1318. [7]陳春生 .列管式固定床反應(yīng)器殼程熔鹽均布結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)及應(yīng)用 .化工設(shè)計(jì) .1991。 (6)冷卻劑流量的改變基本不會(huì)影響冷卻劑的分布 ,但是會(huì)影響冷卻劑流的速度 ,進(jìn)而影響管內(nèi)外地傳熱系數(shù) ,改變反應(yīng)器的換熱條件。因此 因此我們建議 ,鄰二甲苯氧化反應(yīng)必須在合適的空管空速、反應(yīng)物初始濃度和冷卻劑溫度下進(jìn)行。另外 ,系統(tǒng)的比較了弓形折流板和盤環(huán)形折流板的優(yōu)劣。在此筆者建議采用二維擬均相模型模擬管側(cè) ,并在下文的禍合計(jì)算中采用該模型。 圖 管側(cè)軸向溫度分布圖 (升高冷卻劑溫度 ) 結(jié)果與討論 (l)通過一維模型和二維模型求得的管側(cè)溫度分布圖可以看出 ,熱點(diǎn)溫度大概在距反應(yīng)器入口 處達(dá)到 ,且熱點(diǎn)溫度值非常高。 反應(yīng)物初始濃度對(duì)氧化反應(yīng)的影響 管內(nèi)反應(yīng)對(duì)反應(yīng)物初始濃度非常敏感 ,圖 是將反應(yīng)物濃度增大巧 %以后的軸向溫度分布圖。 空管空速對(duì)氧化反應(yīng)的影響 反應(yīng)管的空管空速對(duì)管內(nèi)的反應(yīng)非常重要 ,因?yàn)樗鼪Q定了反應(yīng)物在反應(yīng)管內(nèi)的停留時(shí)間。 令仔二甲苯氧化反應(yīng)動(dòng)力學(xué) 鄰二甲苯氧化制苯配的反應(yīng)可用如下并串聯(lián)反應(yīng)處理 : 由于過高的鄰二甲苯濃度會(huì)使催化劑發(fā)生不可逆的失活 ,一般在反應(yīng)進(jìn)料中氧大大的過量 ,因此在反應(yīng)過程匯總氧分壓可視為恒定的。 圖 多股冷卻劑 流的新型列管式固定床 無開口區(qū)折流板式固定床反應(yīng)器 見下圖 (圖 ),采用折流板增加錯(cuò)流 ,但是不開窗口區(qū) ,這樣溫度更容易控制。 這個(gè)因子是衡量冷卻劑在殼程循環(huán)所需的能耗。 反應(yīng)器的分析方法 設(shè)計(jì)反應(yīng)器時(shí)為了定量的分析該反應(yīng)器的性能 ,要對(duì)反應(yīng)器的性能進(jìn)行分析 ,明確 各操作參數(shù)對(duì)性能的影響。 在反應(yīng)器設(shè)計(jì)時(shí) ,會(huì)有不同的開孔方法 ,都能達(dá)到流體均勻的目的。 (2)減少了載熱體對(duì)反應(yīng)管的沖擊而引起管子振動(dòng) 。而管外則是載熱體 ,為了使殼程載熱體能均勻流動(dòng) ,一 般在平行流式反應(yīng)器的上下分別裝有分布板 ,通過分布板的開孔調(diào)節(jié)反應(yīng)器內(nèi)載熱體的均勻流動(dòng)。對(duì)管間湍流渦流的精確數(shù)學(xué)描述實(shí)際上是不可能的 ,所以實(shí)際設(shè)計(jì)中只能盡量減弱渦流區(qū)的影響。文獻(xiàn)中有關(guān)此種流動(dòng)的壓降和傳熱系數(shù)研究的不多 ,研究最詳盡的是 Sulllvan和 Bell等人 ,這些研究者發(fā)現(xiàn) ,管一板之間和板一殼之間縫隙的流動(dòng)可以用描述單環(huán)空隙的流動(dòng)方法來研究 ,而且流動(dòng)參數(shù)與錯(cuò)流管束無關(guān)。對(duì)傳熱系數(shù)本文推薦的是 VDI Wannenilas關(guān)聯(lián)式 ,該關(guān)聯(lián)式用簡(jiǎn)單的形式關(guān)聯(lián)了10～ 10６ 雷諾數(shù)范圍內(nèi)的錯(cuò)流傳熱系數(shù)。 殼側(cè)壓降和傳熱系數(shù) 。純錯(cuò)流區(qū) 。 圖 在 換熱器中殼程傳熱系數(shù)的分布示意圖 管間冷卻劑流動(dòng)模型 1951 年 ,Tinker[12]首次完整地分析了管殼式換熱器中殼程的流動(dòng)分布 ,殼側(cè)的流體分成如下幾部分 : (A)通過管子和擋板孔之間環(huán)隙的漏流 ?？傊?,采用二維模型計(jì)算壁傳熱系數(shù)在精確度上還存在問題 ,需要研究反應(yīng)下的傳熱情況之后建立可靠的關(guān)聯(lián)模型。在二維模型中 ,不但要估算管壁的傳熱系數(shù) hw,還要估算流體和固體多相體系間的有效徑向?qū)嵯禂?shù)λ er,這是因?yàn)棣?er 描述了管內(nèi)壁傳熱的邊界條件 ：