【正文】 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)計放大問題 [19]。 對于平行流式反應(yīng)器 ,就是通過反應(yīng)器內(nèi)的分布板調(diào)節(jié)管外流體在反應(yīng)器內(nèi)的均勻流動 。所以該反應(yīng)系統(tǒng)對等溫過程的要求非常的高。對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)計中只能盡量減弱渦流區(qū)的影響。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。同時 ,由于在很多列管反應(yīng)器設(shè)計中 ,管束和殼體之間的縫隙很小 ,有時還采用縱向擋板 ,所以其管束旁流實(shí)際上可以忽略。 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。文獻(xiàn)中有關(guān)此種流動的壓降和傳熱系數(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可以用描述單環(huán)空隙的流動方法來研究 ,而且流動參數(shù)與錯流管束無關(guān)。傳熱系數(shù)采用 Brambilla 或 weisman 關(guān)聯(lián)式。而不同壓降系數(shù)關(guān)聯(lián)式得到的結(jié)果則相差很大 ,這很可能是由于平行流式反應(yīng)器的流動阻力較小 ,所以實(shí)驗(yàn)測定時的較小誤差就會引起很大的誤差。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。對傳熱系數(shù)本文推薦的是 VDI Wannenilas關(guān)聯(lián)式 ,該關(guān)聯(lián)式用簡單的形式關(guān)聯(lián)了10～ 10６ 雷諾數(shù)范圍內(nèi)的錯流傳熱系數(shù)。對壓降系數(shù)本文推薦的是 Engineeringamp。 (l)錯流區(qū) 文獻(xiàn)中報道了很多錯流區(qū)或 GuPta 模型中錯流區(qū)內(nèi)的壓降和傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式 [15]。 這些結(jié)構(gòu)單元包括管束 (產(chǎn)生錯流阻力和縱向流阻力 )、擋板開口、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。 殼側(cè)壓降和傳熱系數(shù) 。 此外 ,Patankar[13]最先提出了一個多孔體模型 (PorouSBedyModel),該模型是考慮整個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。該模型較詳細(xì)地描述了殼程內(nèi)的流體動力學(xué)行為 ,因此用途極為廣泛 [5][19]。 GuPta 的這一模型同樣也被許多研究者所采用。純錯流區(qū) 。 sullivan 等人基于載熱體動量微分方程和物質(zhì)守恒方程 ,得到了另一個二維模型 ,但此模型相當(dāng)復(fù)雜 ,只能用于一些簡單的換熱器結(jié)構(gòu) ,如單擋板立方形換熱器。 為了求解該模型 ,也就是確定上述各流股所占的比率 ,必須先了解殼程部分所有幾何結(jié)構(gòu)的壓降參數(shù)關(guān)聯(lián)式。 (C)管束和換熱器殼體的邊緣流 。 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 。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%。Short 則研究了擋板開口和擋板一管子間隙對傳熱和壓降的影響 ,其中該反應(yīng)器擋板的洞比管子外徑大 。最初 ,對流體流動的研究僅僅是定性研究 ,只是提供了管殼式換熱器換熱過程的一個總體思路?？傊?,采用二維模型計算壁傳熱系數(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。 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)值得推薦的一個關(guān)聯(lián)式。前兩個是一維模型的關(guān)聯(lián)式 ,其中 Dewasch和 Froment關(guān)聯(lián)式中 ,管內(nèi)傳熱系數(shù)和雷諾數(shù)之間呈線性關(guān)系 ,但值得一提的是該結(jié)果是在較大管子中得到的 (比工業(yè)反應(yīng)器直徑大 3～ 5倍 ),所以 ,文獻(xiàn)給出的靜態(tài)傳熱系數(shù)僅為理論值。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模型來實(shí)現(xiàn)。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 ： 圖 在一維模型和二維模型中反應(yīng)物和冷卻劑的換熱示意圖 描述上述階段 l)的傳熱過程的所有參數(shù)值 ,無論是固定床層還是載熱體中 ,都主要是取決于管壁某一側(cè)的流體動力學(xué)和傳熱狀況。在大多數(shù)情況下 ,管壁的導(dǎo)熱系數(shù)是可以忽略的。 2)通過載熱體將階段 1)產(chǎn)生的熱量移動至管束的下一個位置 ,然后在新的熱條件和流體動力學(xué)條件下重復(fù)第一個階段。根據(jù)動量平衡建立環(huán)形通道內(nèi)變質(zhì)量流動的數(shù)學(xué)模型 ,并通過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問題。而呂志敏等人 [16]通過研究則認(rèn)為陳春生對流體關(guān)于入口中心線對稱的假設(shè)是不成立的 ,他們研究了環(huán)形流道流動和壓強(qiáng)分布的實(shí)驗(yàn)研究 ,通過測量發(fā)現(xiàn) ,整個環(huán)形流道內(nèi)的流動是以切向流動為主。在本課題中 ,分析和設(shè)計環(huán)形流道就要清楚分布器主流道內(nèi)的靜壓規(guī)律。 環(huán)形流道內(nèi)流體分布研究 在反應(yīng)器內(nèi)裝配流體分布器是常見的進(jìn)料分布設(shè)備 ,由于進(jìn)料的均勻關(guān)系到整個反應(yīng)系統(tǒng)的成敗 ,因此流體分布器的設(shè)計非 常重要。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)對管殼式換熱器進(jìn)行三維數(shù)值模擬。目前 ,采用數(shù)值 模擬的方法對管間進(jìn)行模擬研究是研究的主要方向 [13]。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。因此非常有必要分析殼程幾何結(jié)構(gòu)參數(shù)及操作參數(shù)對反應(yīng)器性能的影響 ,反應(yīng)與冷卻劑之間的關(guān)系 ,并在此基礎(chǔ)上提出合理的列管式反應(yīng)器數(shù)學(xué)模型 [9]。滿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對反應(yīng)器系統(tǒng)性能的影響。在設(shè)計列管式工業(yè)反應(yīng)器時 ,許多問題的產(chǎn)生都與殼程空間的最優(yōu)解 (包括折流板型式、殼體的幾何結(jié)構(gòu)參數(shù) )、冷卻劑的流動形式以及最優(yōu)的工藝條件 (確保整個系統(tǒng)在最低能耗下操作 )等因素有關(guān)。這個假定只對熱載體分布完全均勻的并流反應(yīng)器適用 ,對錯流式反應(yīng)器并不適用。但令人奇怪的是 ,很少有文獻(xiàn)致力于列管式固定床反應(yīng)器的建模和設(shè)計工作。大型列管式換熱器一般均采用外循環(huán)式。但是這種形式的反應(yīng)器主要受到過程熱效應(yīng)也就是換熱器所需尺寸的限制。而錯流式反應(yīng)器雖然列管間差異大 ,但泵的能耗低 [17][18]。而平行流式反應(yīng)器多用于乙烯氧化制環(huán)氧乙烷、醋酸乙烯合成等反應(yīng)。在實(shí)際應(yīng)用中 ,平行流式和錯流式反應(yīng)器都有應(yīng)用。 外循環(huán)錯流式反應(yīng)器 (圖 )結(jié)構(gòu)與管殼式熱交換器相似 ,為提高管外載熱體的載熱能力 ,反應(yīng)器內(nèi)常設(shè)置各種形式的內(nèi)部結(jié)構(gòu) ,如弓形擋板、三弓形擋板和圓盤圓環(huán)擋板 ,使流體橫向流過反應(yīng)管 ,以提高管外換熱系數(shù)。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)器的一個重要優(yōu)勢所在。 圖 是外循環(huán)式的反應(yīng)器示意圖。為了沿管長穩(wěn)定管子 ,必要時可裝上拉桿。 ASME 受壓容器規(guī)范或其他相似規(guī)范來設(shè)計的。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帶孔的塞子固定在每根管子內(nèi)。 ,多孔擋板上鋪有篩網(wǎng)并可分段取出 ,或者將篩網(wǎng)與可移動的支撐格柵相連。膨脹不相等的問題可依靠裝在殼體上的波紋式膨脹節(jié)來解決。后者主要是防止大部分載熱體沿反應(yīng)器壁做軸向 流動 ,使中心部分變成死水去。 ,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 ,與平行流式和錯流式構(gòu)成管間流體均勻分布的重要組成部分。而為了保證產(chǎn)量 ,管徑又不能太小 ,因此工業(yè)上常用的管徑通常是 1 到 2 英寸。而換熱器往往不會超過上千根管子。 ,但與普通殼管或熱交換器的差別還很大。反應(yīng)器按殼程流體流動方式可分為平行流和錯流兩種 ,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]。兩者都是由殼體和管束組成 ,管束的排列方式有多種 ,工業(yè)上大都是采用等邊三角形的排列方式。通 過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)計一個高性能、易控制的列管式固定床反應(yīng)器。有的文獻(xiàn)也采用兩種或以上的催化劑 ,以增加苯醉的收率。反應(yīng)原料是包含氧氣的氣體 ,比如最常見的空氣。每種工藝均包括反應(yīng)和精劑兩個工藝。在我國苯醉主要應(yīng)用于生產(chǎn)鄰二甲酸酷類增塑劑 ,大約占苯配總消費(fèi)量的 60%[1]。 第 2 章文獻(xiàn)綜述 苯配生產(chǎn) 苯配又名鄰苯二甲酸醉 ,是一種重要的有機(jī)化工原料和中間體。 本課題對迄今為止提出的描述反應(yīng)管束內(nèi)及管束間的各個過程的數(shù)學(xué)模型進(jìn)行了綜述和討論 ,并且重點(diǎn)考察了管束空間對反應(yīng)器性能的影響 ,通過對不同模型的定量分析 ,提出一個可靠的列管式反應(yīng)器數(shù)學(xué)模型。但截止目前為止 ,文獻(xiàn)中將管間空間的影 響考慮到模型計算中的記錄很少 ,而在僅有的幾份文獻(xiàn)中 ,又都是以橫截面為長方形的特殊反應(yīng)器為研究對象 ,并且假定管間冷卻劑的流動是理想的恒速錯流。而以上條件的確定必須以可靠的數(shù)學(xué)模型為基礎(chǔ) ,通過反復(fù)分析比較 ,才能最終確定。但在實(shí)際的操作過