【正文】 題就分為兩部分 :一是環(huán)形流道內(nèi)的流體均勻分流和合流 ,一是殼程管間流 動(dòng)。 MTR 中反應(yīng)管內(nèi)的流動(dòng)是單程的 ,所以管子在反應(yīng)器的兩端必須連接在固定管板上。這種膨脹節(jié)可用一段管子沿管長剖成兩半 ,然后焊接起來再彎成圈和殼體連接。無論是何種情況 ,管子都應(yīng)當(dāng)稍微伸出管板并靠在篩網(wǎng)上。需要裝卸催 化劑時(shí) ,應(yīng)將催化劑分段取出篩網(wǎng)、支撐組件 ,或者挨個(gè)取出每個(gè)塞子再用空氣吹掃 ,有必要時(shí)用氮?dú)獯祾呔涂蓪⒋呋瘎┤啃冻?。如管板等一些?nèi)部構(gòu)件可根據(jù)管子的穩(wěn)定效應(yīng)用的公式做出比較經(jīng)濟(jì)、合理的設(shè)計(jì)。按照標(biāo)準(zhǔn)熱交換器的習(xí)慣做法 ,還可裝設(shè)擋板以分布?xì)こ塘黧w。外循環(huán)平行流式反應(yīng)器 (圖 )中 ,傳熱介質(zhì)是經(jīng)兩塊作為分布板的孔板型折流板作平行于管束的流動(dòng) ,其目的是使傳熱介質(zhì)的流動(dòng)沿 反應(yīng)器半徑方向盡可能均勻分布 ,這可以通過分布板作適當(dāng)?shù)臋C(jī)械設(shè)計(jì)來實(shí)現(xiàn)。然而 ,另一方面 ,平行流反應(yīng)器的傳熱系數(shù)相對(duì)較小 ,因此平行流反應(yīng)器需要更高的殼程流速 ,而這也增加了泵在傳熱介質(zhì)通過殼程時(shí)的功耗 [11][12]。其中圓盤一圓環(huán)擋板是錯(cuò)流列管式反應(yīng)器中最為典型的一種 [15][16]。一般說來 ,錯(cuò)流式列管式固定床反應(yīng)器多用于鄰二甲苯制苯醉、苯氧化制順配的反應(yīng) 。這是由于平行流式反應(yīng)器阻力較小 ,管束間的流體均布較好 ,溫度差異小、催化劑利用率 高。 圖 (a)平行流式反應(yīng)器示意圖 （ Deggendorfer Werft und Eisenbau GmbH[13]設(shè)計(jì) ) (b)錯(cuò)流式反應(yīng)器示意圖 (RheinstahlAGt[13]設(shè)計(jì) ) 也有一些反應(yīng)器采用內(nèi)循環(huán)錯(cuò)流式 (圖 )[14][15],傳熱載體是由反應(yīng)器中心的泵驅(qū)動(dòng)循環(huán)。某些快速和強(qiáng)放熱過程采用內(nèi)換熱器會(huì)造成反應(yīng)器直徑的過分增大 ,而且內(nèi)置式換熱器和循環(huán)泵檢修相當(dāng)困難。 表 內(nèi)循環(huán)式 列管式固定床反應(yīng)器 列管式固定床反應(yīng)器的設(shè)計(jì)進(jìn)展 雖然如上所述 ,在工業(yè)反應(yīng)器的設(shè)計(jì)中有很多的誤差 ,尤其是在管間空間。在化學(xué)工程的教學(xué)中 ,以及大多數(shù)化學(xué)工程的文獻(xiàn)中都是假定工業(yè)多管反應(yīng)器的實(shí)際操作條件與單管實(shí)驗(yàn)反應(yīng)器操作條件相同 ,因此在工業(yè)列管式反應(yīng)器設(shè)計(jì)中通常都是假定反應(yīng)器中管束的操作條件與單管實(shí)驗(yàn)相同。但在實(shí)際的操作過程中 ,管與管之間的相互作用對(duì)過程的總效率以及冷卻劑流經(jīng)殼程的泵送成本有很大的影響 ,另外 ,每根管子因其 在反應(yīng)器中的位置不同而導(dǎo)致彼此的操作條件各不相同。而以上條件的確定必須以可靠的數(shù)學(xué)模型為基礎(chǔ) ,通過反復(fù)分析比較 ,才能最終確定。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(jì)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(duì)象 ,并且假定管間冷卻劑的流動(dòng)是理想的恒速錯(cuò)流。 研究 MTR 中殼程流體的流動(dòng)和傳熱 ,國內(nèi)外研究者都是以管殼式換熱器為對(duì)象。這是因?yàn)楣潭ù卜磻?yīng)器的主要問題常常在于床層內(nèi)部傳熱效果差 ,最好的方法是將同等狀況下的反應(yīng)管并聯(lián)并進(jìn)行放大 ,將床層傳熱問題轉(zhuǎn)化為反應(yīng)管的均勻傳熱問題。劉利平、黃萬年 [14]利用多孔介質(zhì)和分布阻力模型對(duì)管殼式換熱器的殼程進(jìn)行了流動(dòng)和傳熱的三維數(shù)值模擬。 列管式固定床反應(yīng)器管間流場(chǎng)的分布研究主要包括環(huán)形流道的流體靜壓分布研究和管束間流體分布研究兩方面。流體分布器主流道內(nèi)的流動(dòng)是變質(zhì)量流動(dòng) ,因此要均勻分布分支流動(dòng)的前提就是要求主流道內(nèi)流體的靜壓分布要均勻。 陳春生 [16]對(duì)徑向入口的環(huán)形流道作了研究 ,假設(shè)環(huán)形流道內(nèi)流體關(guān)于入口中心線對(duì)稱 ,通過求解 NavierStokes 運(yùn)動(dòng)方程得到了流道內(nèi)流動(dòng)的靜壓分布規(guī)律計(jì)算式 ,由此得到流道內(nèi)靜壓隨流速降低而拋物線上升的規(guī)律。而無論是切向入口還是徑向入口 ,當(dāng)流動(dòng)穩(wěn)定時(shí) ,流體在流道內(nèi)的流動(dòng)總是單向的 ,呂志敏等人認(rèn)為這是由于設(shè)備不精確而導(dǎo)致的附壁效應(yīng)引起的。原則上講 ,列管式反應(yīng) 器中反應(yīng)氣體和冷卻劑之間的熱交換 ,可分為兩個(gè)共存的局部過程 ,每個(gè)過程都是由兩個(gè)階段所組成 : l)在管間的某一位置 (圖 3),載熱體將床層產(chǎn)生的熱移走 。為完整、定量的描述階段 l)發(fā)生的現(xiàn)象 ,除了需要測(cè)定管束局部位置的操作條件外 ,還需要估算管束兩側(cè)的傳熱參數(shù)等。所需估算的參數(shù)取決于采用何種管側(cè)模型 (見 圖 ),在一維模型 (忽略了床層徑向梯度 )中 ,只需要估算管壁 的總傳熱系數(shù) U。另一方面 ,階段 2)的傳熱過程則完全取決于反應(yīng)器殼程的局部流體動(dòng)力學(xué)條件。 模型中參數(shù)的確定 管側(cè)參數(shù)的確定 表 是幾個(gè)采用估算管側(cè)總傳熱系數(shù)的重要關(guān)聯(lián)式。 Stankiewicz[9]推薦使用 Li 和Finlayson 關(guān)聯(lián)式 [10],該關(guān)聯(lián)式是在大量實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)分析的基礎(chǔ)上得到的 ,適用的雷諾數(shù)和粒徑比范圍較寬。有一些研究者報(bào)道了不同二維模型下傳熱系數(shù)數(shù)據(jù)的離散性 ,特別是伴隨著化學(xué)反應(yīng)壁傳熱系數(shù)變化更為明顯 ,而有效徑向?qū)嵯禂?shù)誤差則在允許范圍內(nèi)。 表 管內(nèi)總傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式 殼側(cè)參數(shù)的確定 對(duì)管殼式換熱器殼側(cè)流體動(dòng)力學(xué)的研究已經(jīng)進(jìn)行了近 40 年。在這些研究中 ,Gunter 用攝影的方法研究了在二維模型中擋板間距和開口對(duì)換熱的影響 ,在研究中 Gunter 不考慮擋板和殼體的間隙以及擋板和管子的間隙。 Stachiewicz 研究了立方體換熱器的局部傳熱參數(shù) ,圖 描繪了在該反應(yīng)器內(nèi)傳熱系數(shù)的分布。這也說明深入研究殼側(cè)冷卻劑傳熱狀況是非常有必要的。 (B)通過管束的錯(cuò)流部分 。 (D)擋板邊緣和換熱器殼體的漏流。因此 ,研究者們都以 Tinker 模型為出發(fā)點(diǎn) ,展開了更加廣泛的研究 [19]。 GuPta 提出了一個(gè)新的模型 ,他忽略了擋板和殼體以及管束和擋板的間隙 ,GuPta 將管間流動(dòng)分為以下三個(gè)特征區(qū)域 :縱向流或擋板開口區(qū) 。渦流區(qū)。另外一個(gè)模型是Brambilla提出來的 ,他也是基于 Tinker模型 ,將管間區(qū)域分為若干個(gè)二維單元 ,在所有單元內(nèi) ,載熱體的流動(dòng)方向被分為兩個(gè)分量 ,即平行流和錯(cuò)流。 Dietz 和 Gaddis也提出了類似的模型 ,而且后者還將其用來估算雙通道管殼式 換熱器中的操作性能和平均溫差。目前由于該模型非常的復(fù)雜 ,主要是用于具有簡單結(jié)構(gòu)的管殼式換熱器的模擬 ,而對(duì)列管式換熱器 ,該模型還不適用 ,但是也有一些文獻(xiàn)中采用這種方法 [18][19]。 為了求解載熱體的流動(dòng)模型 ,必須要了解殼程所有幾何結(jié)構(gòu)單元的水力阻力系數(shù)。另外 ,對(duì)于列管式反應(yīng)器 ,殼程的換熱系數(shù) ,包括平行流和錯(cuò)流 ,都必須知道。除特別說明外 ,摩擦系數(shù)由下式定義 : 有研究者對(duì)各個(gè)關(guān)聯(lián)式進(jìn)行了實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證 ,結(jié)果表明多數(shù)關(guān)聯(lián)式的吻合程度比較好 ,可靠程度相差無幾。scienceData。 VDI Ｗ arnlentlas 關(guān)聯(lián)式 : (2)平行流部分 文獻(xiàn)中有很多與管束平行流時(shí)的壓降和傳熱系數(shù)的關(guān)聯(lián)式。經(jīng)研究者檢驗(yàn) ,在工業(yè)實(shí)際生產(chǎn)中最常用的雷諾數(shù)范圍內(nèi) ,大多數(shù)文獻(xiàn)提出的平行流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式均吻合良好 ,結(jié)果非常相近。 對(duì)平行流時(shí)的壓降系數(shù)本文推薦采用的是 Firsova或 。 MilleLP 關(guān)聯(lián)式 : 3)管一折流板與折流板一殼之間的漏流 載熱體在管一折流板與折流板一殼體之間縫隙的流動(dòng)對(duì)管間的流體動(dòng)力學(xué)影響很大 ,尤其是對(duì)大直徑反應(yīng)器內(nèi) ,有相當(dāng)一部分載熱體是從管一折流板之間的縫隙流出去的。但令人遺憾的是所有的研究結(jié)果都不是以關(guān)聯(lián)式的形式 ,而是以圖表的形式來表示的。 表 上 式中的 C值 2l/dod 1 2 5 10 20 C 40 60 80 132 236 414 (4)管 殼程之間的漏流 有關(guān)管束和殼體之間的旁流 ,文獻(xiàn)中沒有很好的描述。 (5)折流板缺口處的流動(dòng) 折流板缺口產(chǎn)生的壓降不但包括載熱體流動(dòng)時(shí)的收縮和膨脹所引起的能量損失 ,還 有流向變化引起的能量損失。 slipeevie 關(guān)聯(lián)式 : (6)渦流區(qū) 有關(guān)渦流區(qū)的傳熱關(guān)聯(lián)式很少 ,文獻(xiàn)中只有少數(shù)關(guān)聯(lián)式。 列管式固定床反應(yīng)器的放大 列管式固定床反應(yīng)器 (MTR)廣泛應(yīng)用與氣固相催化反應(yīng) ,該類反應(yīng)反應(yīng)速度非?？?,放熱量大 ,反應(yīng)系統(tǒng)對(duì)傳熱條件非常敏感。國外大直徑的大型反應(yīng)器的徑向溫差一般在 2～ 3℃左右 ,而國內(nèi)的大型裝置經(jīng)常高達(dá) 10℃ ,如此大的溫差大大降低了催化劑的催化效用 ,并很大的影響了反應(yīng)系統(tǒng)的熱穩(wěn)定性 ,因此在設(shè)計(jì)該類反應(yīng)過程的列管式反應(yīng)器時(shí)應(yīng)確保反應(yīng)器殼程載熱體的均勻流動(dòng) ,以保證傳熱均勻。而對(duì)于錯(cuò)流式反應(yīng)器 ,通過管心距的調(diào)節(jié)、折流板的形式選擇、折流板缺口的調(diào)節(jié)、折流板與管束環(huán)隙的調(diào)節(jié)等使管外載熱體的流動(dòng)更均勻 ,也就保證了整個(gè)反應(yīng)器的徑向溫差較小。 典型的列管式固定床反應(yīng)器中 ,反應(yīng)管束內(nèi)裝催化劑 ,反應(yīng)氣體走管程 ,通過管內(nèi)催化劑的裝填來控制每根管子的壓降相同。如果反應(yīng)器的設(shè)計(jì)要求較高 ,則需對(duì)分布板的環(huán)隙進(jìn)行設(shè)計(jì) ,即在壓降大的地方開較小的環(huán)隙 ,而在壓降小的地方開較大的環(huán)隙 ,如果此類要求對(duì)反應(yīng)器的制造帶來了不便 ,通常采用額外開附加孔的方法來解決。 環(huán)形流道的設(shè)計(jì) 無論是錯(cuò)