错流列管式固定床反应器的设计计算模型

第2 3 卷 第 6期 石油化工设备 1 3 袭 2 来摔遗快艏部位： ， 卜 寰茁应力的实靖和什葺值 (MP a) J t 模 型 端 号 l 2 3 4 5 6 7 0 m m ) 2 0 0 2 2 0 3 1 0 3 5 0 3 面D I 2 鱼5 3 6 5 f mm ) d 6 1 oo 4 6 1 O 0 4 61 0 0 46 1 0 0 4 6 1 fr o S 8 0 0 1 1 5 2O d M Pa) 6 2 1 6 6 2 1 6 6 2 1 6 6 2 1 5 6 2 1 6 与 2 t 08 6 2 1 6 口r _ MPa) 。 1 2 4 3 O 1 2 4 3 0 1 2 4 3 O 1 2 4 3 0 1 2 4 3 0 1 2 4 O 7 1 2 4 3 0 截 实 测 最 大 4 2 7 0 5 一l 8 4 7 9 6 6 5 9 1 5 0 L5 6 0 强 1 dz 擅 最 小 5 0 1 7 5 6 2 一9 0 8 1 0 8 8 4 8 0 8 1 0 N l 计算值 一1 6 1 1 8 7 5 5 1 l 9 1 一l 1 9 1 4 1 1 一 1 1 5 6 N 一 实 最 大 1 2 8 2 8 8 8 7 8 6 6 0 0 ， 6 1 | 73 O l 8 0 帕 测 d 1 2 1 2 5 0 0 3 5 0 应 d 值 最 小 8 7 1 8 I 6 5 9 3 力 计算值 7 2 6 6 7 0 3 6 8 1 7 0 l 7 9 喜 9 | B 1 8 1 实 最 大 7 5 0 7 8 0 9 5 0 l 1 8 0 9 6 0 7 1 0 ： 7 8 0 涮 最 小 8 0 9 8 I 0 1 1 1 0 l 1 9 0 9 8 0 7 7 0 8 2 0 外 d z 值 耀 t 敛 计算值 8 2 1 8 5 2 l 0 5 1 I 1 8 7 1 l 8 7 9 4 4 l l 7 6 天 宴 品 大 1 2 0 0 1 l 8 0 l2 4 0 l 3 h 0 8 B 0 1 0 4 0 般 ： 测 a T 值 最 小 1 2 4 0 1 2 2 0 。 3 7 0 i 4 0 0 l I 9 0 1 1 6 计算值 1 2 5 5 1 2 6 2 I 3 I 9 1 3 6 1 I 3 6 I 1 2 8 8 1 3 5 5 一 直力i _l=l 点到焊缝中心 ( NN截面 )的距离均为l o 皿 参考文瓤 2 ( 菇 ) 约输 F 冶维若压力容器部律缔梅 l 李心琢普石油化工设备，1 9 9 0 ，1 9 ( 6 ) 6 设计 与材料北京I化学工业 出版社，1 9 ：8 6 1 0 ( 熊犏 ) 错流列管式固定床反应器的设计计算模型 福 建 三 明 化 工 总 厂 氨 厂 工 程 师 = 了 j l， l 7 盘陵石油化工公司工程师 王串赫 V助理工程师 晏囊一助理 程师 沈 文伟 一 ， 1 摘要笔者研究了 采用 安装导流片来解决反应器 因流动分离导致流南 诛好牙驰 方 法，并在实验 的基础上提 出7错流列 管式 固定屎反 应 嚣的设计计算撬塑 模 型 嗷黼譬 De s i g n Mo d e l o f - Or o s s f l o w Mu l t i t u b u l ar Fi x e d Be d Re ab o r 。 Et t gi n ee r Zh o u W en c h e ng As s i s t a n t En g ； n e e r Ya f e n g E g i n e e f 缈 。 “ g Yu I i n ,A s l st a nt Eng i n e e r Sh e n e n t u ef Ab s t r ac t Th e g u l d e r i n g s us e d f o r s o l v i “ g t h e o n u n i f o r m d i s t r i b u i o n d u e 。 维普资讯 i 4 石油化工设备 一一一一一一 b oun da r y s e pe r at i on ur e i n t r odu c e d， 0 n t he b as i s of e xper i me nt ， t he de s i g n c f os s f i ow mul t l t uhu l a r f i xe d b e d r e a t o r i s pr e s e nt e d i n t h i s p ap er 符号说明 d 反应管外 径， m d 。 l环隙直 径，m ， 横流经过 排的压力降系数 工 折流 板厚度，m N-管排数 A p j f ， 节点间的压力差，P a A p 排管阻力降，P a p 窗口区压力降，P a Q J 流量 ，I 1 1 。 s 月P 雷诺 数 列管式 固定床 反应器 是石化 行业 中广泛 使用的一种反应器，一般根据管外载热体流 动方 向与 反应管所成 的角度，进 一步分 为平 行 流和错 流两种 ，参 见图 1。管 内走 反应 气 体， 管外走载热体c 如熔盐，永或有机物) ， 载热体在泵动力推动下，经反应器的分流环 形 通道进入 反应器 内部，与反 应管进行 热交 换 居经合 流环形 通道 流 出反应器 。为 了提高 管外 载热体 的换 热能 力，反应器 内常 设 置各 l 图 1 错 流列营式固定床反应器 1 9 9 4 正 mo d e l O f Re 窗 口区雷诺 数 卜一 反应管间距 ，m u。 漏流速 度， m s U f 排的表观 横流速度， m s u j 排的横流速度，m s u 窗 口区流速 ，m s p 流体 密度，kg m 。 穿 孔阻力 系数 流体 粘 度，I I s m 种形 式 的内部结构，如 弓形挡板 、三 弓挡 板 和 圆盘一 圆环挡 板， 使 流体 横 向流 过反应管， 以提高管外传热系数，强化流体混台效果。 圆盘 一 圆环 挡 板是错 流列管式 固定床 反 应 器 中最 为典型 的一种 。从经 济角度 出发，列管 式固定床反应器规模一般应比较大，反应管 多达 2 3万根 。反应器根据 单管试验进行 设计 ，一 个设 计 良好 的大型列 管式 固定床反 应器，虚保证反应器 内每一根反应管保持有 与单管试验相回的工作环境。出于壳程流动 复杂，阻力又不允许很大，要使载热体在管 。 外均匀流动和传热是冷相当棘手的问题， 这 也往 往成 为 国外 反应器设计 的技术关键而 对其进行保密。反应器内部如挡板的设置， 一 方面增加了管外传热系数，另一方面也增 加流体流动阻力 (迫使流体流过反应器的每 一 个部位) 。 但由于流体不断改变流动方向， 在转 弯处出现 边界层分离， 造成 流动和传热 死 区，从而导致催化剂结焦甚至引起爆炸。 所以国外要求，反应器管外载热体径向温差 不超过 3。而国内小装置的温差则普遍偏 大 ，有 的高达1 O 左 右。 研究管外流体流功和传热， 国内外都是 以换 热器 为对 象。l 9 5 1 年 T i n k e r ”酋先 提 维普资讯 第2 3 卷 第 6划 石油化工设备 出了完整分析换热器壳程的流路分析法。 Gu p t a 提出了另一种板壳程的流动模型，它 把整 个流动分为三个 区域， 即窗 口区、横 流 和涡流区，这三个 区域 的管外传热系数相 差很 大，高述 4 0 0 ( 2 3 。后 来人 们又作了 进 一 步假定，但至今没有得到更好的结果。以 往研究所关心的是总压降和总体传热系数， 不 解决 管外流体 流动和传 热均 布的问题，这 对错 流反应器设计 是远 远不够 的。设计 错流 列管式 固定床反应器 虚掌握 如下 内容 t 消 除流动和传热死区的方法。如何确定反应 器折流板的几何尺寸和环隙大小。反应器 放 大设 计 汁算模 型 T 消除 流动死 区的方法 错流列管式固定床反应器内的流动姓一 种十分复杂的流动。根据流体力学的一般规 律，流体流动经折流板时流体急剧转弯，必 定会 产生 流动分离 ，形 成一大 片漩 涡 区。从 前 人的研究结 果看 ( 2 ) ，漩 涡区不 仅 存 在， 而 且大大降低 了反应 器局 部管外传 热系数 。 另外，由于载热体不能很快流出反应器，使 载热 体局 部温度上升， 反应器局 部超 温。为 了研 究管外流体流动 的特性及 寻找消除死 区 的办法，实验采用丝线法观察流 体 流 动 状 态，实验模型见图 2 。模型用有 机 玻 璃 制 成，实验介质用空气。首先，在模型内不安 装反应管，以研究 “ 空模型”河 的 流 动 特 圈 2片扶有机玻璃 试验模型 i 5 性，其 流场分 布见 图3 ( a ) ，璇 涡 区相当大 ， 在流体流过折流板的转弯处均有比较大 的虢 涡区。为了改善流体流动状态，我们尝试在 折流板转弯处安装适当的导流片。其实验结 果表明，安装导_梳片后流遭内的漩涡消失或 大大缩小，见图3( b)。当反应器加了反 应 管后， 其流场舶 分布状 况将 更加改 善 。 在反 直管 上开孔测量流 场的结果表 明，不安装导 u 圭三三三= n 圭三三：三三 圉 3流动示 意图 流片的模型其漩涡区影响流体转弯处的几排 管子，而安装导流片后，在所有癞道内，流 场在高度方向上己很均布了。当然，在反应 器 内安装导 流片势 必会 占用 有效使用 空间。 由于载热体横向流动越接近反应器 中心其流 速越大 ，而 阻力 降与速度平 方 成 正 比。 所 以，实际上设计反应器时，一般在其内部留 一 空间不安装反应管，这一空间的直径只 占 整 个反应器 直径 的 左 右，对反 应器生 产能 力 的影响 也仅 占1 2 5 ，影 响很 小。 国 内引进 的苯酐反应器，以及国外专利 ( 3 均采用这 种结构。可见，安装导流片的办法在工程上 是切实 可行的。 2 错 渡列警式圈定床 反应 鼍的设计 计算 模型 根据上述流场观察和渊试，安装导流片 的错流列管式固定床反应器，其流场径 向速 度 在反 应器 高度方 向比较均 匀， 就是 在流 体 转弯处，大模型的漩涡区也已梢失或减小。 所以可以认为，径向速度在反应器高度方向 是均匀 的。对于成正 三角形 排管的反 应器 ， 由于圆环一 圆板挡板是轴对称的，流体 经 上 环形通 道均 匀流入流 出反 应器 。所 以，径 维普资讯 石油化工设备 向速 度和 穿孔 湍流速 度都 可 以看成 是径 向坐 标的 函数 。装 有 8块折 流板 的列管 式 固定床 反应器 ， 把整个反应器 分成 4个流动 区域， 每一 区域流 体存在两段 流， 一股 是横流，另 一 股是蔼 流 。为了分析方 便，我 们把每 流 道再 分成 数个 区域 (见 翻 4)， 以节点代 表 各个 区域 的平均流速 和压 力值 。 图 4 反应器二维计算模 型 流体 的压力损失 主要 由两 部分 组成，一 是排管对流体产生的摩擦 阻力p 上 ，二是 出 流体在转弯处由于边界层分离茼造成的压力 损失A p ，计算公式如下t 4 ) ： ： 幸 1 r 譬 ( 1 ) 式 中 U 一 j U c ,i ， ， =2(0 4 Re2 口 D l 。) 口=U p f ( d )一 1) Ap w： (2 2+2 8 6 Re 一 。 。 。 )p U 2 ( 2 ) 漏流 大小可根据 下面公 式计算【 5 ) A p专C i 2) p U： 。 - (3) 。 =6 3 5 2 (1+0 0 4 2 6 2 1( d 一 ) Re 一 1 4 - 0 9 6 3 (1一， 。 南 ) (Re 2 0 0 0) =9 5 8 Re 一 。 。 ( 口 2 0 0 0 ， =( do 。 一d z ) ( 2 f 一 。) Re= (dD d) pU p 为了确 定各横 向流和揣流 的大小 ，需分 别列出各节点区域压力平衡方程和连续性方 程 ： A p ， J 4-A p ： + A p ： “ +A pl ： ： ； =0 (4) 式中 p 代表上标和下标位置之间 的压 力 差 。 i 、 单元的连续性方程可写为t 0 +0： ： 一 +0： ： +0： ； =0 (- 5 ) 式 中，O代表 由上标位 置流 入下 标位 置的 流 量 。 联立l方程 (4)， (5) ，并根据 已知 的压力和流速条件就可求出不同流量和环隙 条件下的压1力场和速度场 。 3 实验结 果和讨论 为了验证 计算 模型，我们 把 引 进 的6 m 直径苯酐反应器的_几何尺寸以1 1 1 0 的比例做 了一个小型整体反瘟器实验模型，实验装置 见图 5。反应器的管 内填充小瓷球，走高温 瞄 5实 验 装 置 流程 1 排管压力计 t 、 反应器试验模型3水囊 永葙5 过精嚣8 调节婀 缓冲器 气体管外以水作冷却介质。水 经 上 下 环 形 通道流入 流 出反应器 。模型 内 装 有 3层 围盘 一 划环挡板，在 蛹环挡 板 一 边 装 有 导 流片 。模型 中间部位 不布 管， 迷 度 分 布 则 维普资讯 第2 3 苍 第 6 期 石油化工设备 皿 0 ( 口 s) 半径r( 口 m ) 图 6 J 丘力降与流量 关系 图 图 7 计算速度场与实验 结果 对 i比凰 根据反应管上测得的动压和静压计算。 图 6 是 总压 降与流量 的计算钴 果和 实验 结果 对照 。从图止可 以看 出，计 算 结果与实 验结 果符 合得比较好 ，误 差小 于2 O 。计算 结果都 比实验 结果低 ，这 可能 因为上环形 通 道 的开 孔 口比反应器 流道要 小得 多，造成对 第 排 管很 大 的冲击压 力，第 一排管的溃 涡 区也 造成 了较多 的能 量损失 ，因而导 致测 量 结果偏大。图 7 是计算速度场与实验测量的 速 度场的对照 。在 4个流动 区域 内两 者的速 度分布规 律一 致， 砖不 过在 第一排管， 即流 体进 出口部位 出现 了较 大误 差。根据所 测量 的这排管 8点 速度分布明显看出，由于流 体 由环 形 通遭进入厦 应器和 流体进 入高度 比 较小 的下 环形 通遭时，在 第 一排管处 产生 了 漩 涡区，其实验 误 差和计算 误 差主要 由此造 成 。 计算 结果 表 明，环 隙大小对 反应器 壳程 压力场和速度场分布有着明 显 影 响，见 图 8 环 隙小，横_流速度大，总压 降也大 。壳 程 阻力降主要是 由排管 阻力造成 的。另外 ， 从环蹿大 小剥速 度分 布的影 响 看，环 隙 越 大，揣 流也越严 重。横流 速度下 降使管外传 热 系数下 降j但环 隙孔增大后 流场分布 趋于 均 匀 。比如，环 隙从0 I I I, I T l 增 大 至1 O mn l 时，管外 流速皱太 与最小之 比 由原来的 3倍 D 0 D z 0 o 6 O 】 O 环隙太小 (d 。 一d)( mm 图 8 环 隙火 小 与压 降 黄系 降到1 2 培 。所以，设计反应器时，应 根 据 单管 的试验 管 内对 管外流动和传热 的要求来 确定最低管外传热系数，在满足 这 个 要 求 下，应使 环潦琢量 开太些 。由于环慷 贴 压力 和速度场影响较大，这对制造提出了较高要 求 。环隙 开乱 误差 一般 应小 于0 I i x L l n 。 4 结语 锩流剜臂式固定床反应器由于流体流 过折流板时强制转向，造成瓣勃 边 界 层 分 离，产生 局 部漩 涡区，使 流场 速度分。 布非 常 不均。采用反 应器 内加导 流片是克 服和消 除漩涡区的看辙 办法，。l柏导流崩后蔬场速度 分布已趋均匀。设计错流列管式厨定床l反应 器时，应在反应器 中间留一空间不布管，这 不仅 可降低反应器 的总 体阻 力降 ，而且为安 装导流片提 供了条件 。 实验测 出的 流速扬 和压力值， 与计算结果符合较好， 表明笔者采 用 的计算方 法和模型是切实 可行的 。环 踪 对管外流动有鞍大影 响，斜造时应把环隙误 差 控制在0 1 mm范围 内。环 隙 大， 漏 流 增 加，从而使反 应器传热能 力 下 降环 隙 过 小，则会产生较大的压头损失，速度场分布 荔赫 i 薹 蹴 计 剐 一 L 1 为 屠 l j -I 一 琳 盘 0 生 果 一 ， 一 + 一 L L L L r L L L L r E 叫 维普资讯 l 8 石油化工设备 1 9 9 4 年 试 验 研 究 浙江工业n人学讲师 计建炳实验师 幸鬣高级实验师 体鲁生教授 撩豢嗣 n f l u e nc e o f Hy d r o p h i l i s e d Po l yp r o p y l e n e Pa c ki n g s o n t h e Di r e c t Co nt a ct i n g He at Tr an s f e r o f Ga s an d L i q u i d Le c t a r e r J i， 0 6 i n g E p e r i me n t a l i s t Ld“ Se ni o r E pe r i m e nf a1 i s t Che rt Sh a nt a n #Pr q es z o r X u Ch o ： gs i A b s t r a c t Th e e p e r i me nt a s t t t d y o f s i mu l t a n e o u s b e a t a n d ma s s t r a n s f e r p e r f o r m- a o c c o f h y d r o p h i l i s e d po 1 y p r o p h l e n p a c k i n g s h a s b e e n ma d e i n a c o l u mn o f 1 0 B m血 d i z me t e r wi t h t h e a i r h ot wa t e r s y s t e mAf t e r t h e p O l y pr o p y l e n e pa c k i n g s wa h y d o phi l i s e d by c he m i c a l t r e a t m e nt i n l i qu i d pha s e ， t he r e s a l t $ s ho w t hat t h e c l l a s s t e a n 一 f e r c oe