楊　遙，葛世軼，黃正梁，孫婧元，王靖岱，廖祖維，蔣斌波，陽永榮（浙江大學化學工程與生物工程學院，浙江 杭州 310027）

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工業(yè)級錯流列管式固定床反應器的CFD模擬

楊遙，葛世軼，黃正梁，孫婧元，王靖岱，廖祖維，蔣斌波，陽永榮
（浙江大學化學工程與生物工程學院，浙江 杭州 310027）

摘要:工業(yè)級大型列管式固定床反應器殼程溫度場與流場的均勻程度與反應的轉(zhuǎn)化率及選擇性密切相關。通過添加阻力源項和分散熱源項，對工業(yè)級全尺寸錯流列管式固定床殼程流場及溫度場進行了CFD模擬研究，并進一步考察了折流板窗口區(qū)大小及其位置對殼程壓降與溫度分布的影響。結(jié)果表明，模擬得到殼程壓降與由經(jīng)驗公式計算得到的壓降較為接近，且殼程溫度分布與工業(yè)實際數(shù)據(jù)吻合；增大窗口區(qū)面積，殼程壓降呈現(xiàn)指數(shù)下降，同時高溫差區(qū)（徑向溫差大于2 K）的范圍與徑向溫差變大；隨著第1塊折流板位置降低，高溫差區(qū)范圍及徑向溫差均減小，但壓降并不呈現(xiàn)規(guī)律性變化。模擬方法可用于工業(yè)級大型列管式固定床反應器的優(yōu)化及設計。

關鍵詞:固定床反應器；計算流體力學；優(yōu)化

引 言

列管式固定床反應器由于其傳熱面積大，傳熱能量強，被廣泛應用于正丁烷氧化制順酐[1]、鄰二甲苯制苯酐[2]及環(huán)氧乙烷制備[3]等強放熱反應中。列管式固定床反應器與列管式換熱器具有較為相似的結(jié)構(gòu)特性，因此在列管式固定床設計過程中，設計者通常采用與換熱器相同的設計標準，這一方法在反應器直徑較小時，?？色@得較好的設計結(jié)果；然而，隨著反應器直徑的增加，采用這一方法設計獲得的反應器，其殼程換熱介質(zhì)的流動及傳熱均勻性逐漸變差，最終有可能使得反應器徑向熱點溫差大于2 K[4]，使得反應器的轉(zhuǎn)化率及選擇性下降。因此，對工業(yè)級大型列管式固定床反應器的殼程流場及溫度場進行研究具有應用價值。

目前，模擬計算是研究列管式固定床反應器及換熱器殼程流場與溫度場的主要方法。這些方法可根據(jù)計算模型的不同分為3類。其一是基于多孔介質(zhì)的流動模型，這類模型基于體積多孔度和分布阻力的概念，將管束分布的區(qū)域等效為各向異性的多孔介質(zhì)[5-6]；基于此類模型，研究者對 TEMA-E換熱器[7-8]、帶翅片管束管殼式換熱器[9]、板翅式換熱器[10]及固定床反應器[11-12]等的殼程管間流動場進行了模擬研究。第二類是流體流動分析模型，這一模型從殼程流體流動的特性入手，根據(jù)其流動途徑不同細分為若干流股，通過對具有不同特性的流股單獨建立流動方程，可對殼程流體的流場進行模擬研究[13-14]。近年來，隨著商用仿真計算軟件的快速發(fā)展，部分研究者開始著眼于通過CFD仿真模擬對列管式固定床及反應器殼程的流場及溫度場進行研究?；诖朔椒?，王定標等[15]對不同結(jié)構(gòu)參數(shù)下大型縱流換熱器的流動及傳熱進行了模擬研究；曹曉麗等[16]對并流反應器管間流體流動進行了研究；張敏華等[17]對直徑3.5 m的列管式固定床反應器的部分（1/24）管束間單相流動與傳熱進行了研究；Kim 等[18]耦合管內(nèi)管外傳熱對僅有200根反應管的列管式固定床反應器進行了優(yōu)化設計。

上述3類方法已被研究者們廣泛使用，然而這3類方法仍存在著一些問題。第1類與第2類方法均較難提供可視化流場及溫度場，且第2類方法通常只能用于模擬構(gòu)型簡單的換熱器及反應器；第 3類方法雖然可直接提供可視化的流場及溫度場，但是直接模擬真實反應器，將會因其體積龐大、構(gòu)型復雜等因素致使計算效率低下，使得研究者通常只能對小型實驗室級反應器或者大型反應器的一部分進行研究，且難以包含傳熱過程。本文將第1類方法中所述的多孔介質(zhì)的思想引入第3類方法用于簡化計算提高計算效率，并通過數(shù)學分析在能量守恒方程中添加分散熱源引入傳熱過程，對用于正丁烷氧化制順酐的工業(yè)級大型全尺寸錯流列管式固定床反應器殼程的流場及溫度場進行了CFD模擬研究，并基于此方法對分布板窗口區(qū)尺寸及排布進行了優(yōu)化。

圖1　模擬對象的幾何結(jié)構(gòu)Fig. 1 Geometry structure of simulated domain

1　模擬對象

本文的模擬對象為某廠20000 t·a-1正丁烷氧化制順酐的工業(yè)級列管式固定床反應器，如圖1所示。為了在反應器殼間形成錯流流場，該反應器殼程中距反應器殼體下端面1000、2500、4500 mm處分別裝有3塊盤環(huán)形折流板；其中兩塊環(huán)板的窗口區(qū)直徑均為反應器內(nèi)徑的30%，即1500 mm；盤板直徑為3500 mm。該反應器的其他結(jié)構(gòu)參數(shù)見表1。

表1　模擬對象的結(jié)構(gòu)參數(shù)Table 1 Parameters of simulated domain

工業(yè)運行過程中，反應器殼程換熱介質(zhì)為二元硝酸熔鹽，由55%的硝酸鉀和45%的亞硝酸鈉組成，其密度為1800 kg·m-3，黏度為1.835 mPa·s，比熱容為1867 J·kg-1·K-1，熱導率為330 W·m-2·K-1。在工業(yè)裝置中，進出口采用環(huán)狀分布器以達到周向各進出口熔鹽質(zhì)量流量相等的目的，在模擬中將其簡化為在周向上均勻分布的、直徑均為600 mm的6個圓柱形進出口，見圖2。進口管長250 mm，為了防止計算時出口發(fā)生回流，出口管略長于進口管，為 700 mm。模擬計算時，根據(jù)工業(yè)操作條件可計算得到每個入口的熔鹽流速為1.57 m·s-1。

圖2　熔鹽進口分布Fig. 2 Layout of molten slat inlets

2　數(shù)學模型

為了簡化計算提高計算效率，本文基于多孔介質(zhì)的思想，通過添加阻力源項來模擬反應管對流場的影響，同時采用添加分散熱源的方式來模擬反應放熱對溫度場的影響。

2.1 控制方程

本文假設殼程流體熔鹽在操作條件下為不可壓縮的牛頓流體，同時忽略換熱過程中的輻射傳熱，可以得到在笛卡兒坐標系下的連續(xù)性方程、動量方程及能量方程，見式（1）～式（3），式中速度 u均為表觀速度。

連續(xù)性方程

動量守恒方程能量守恒方程

2.2 阻力源項

本文基于多孔介質(zhì)的思想通過添加阻力源項來模擬管束對熔鹽的流動阻力，即在描述動量傳遞的方程右側(cè)添加一項由于管束存在導致的阻力源項，如式（2）右側(cè)最后一項Stube所示，Stube可表達成式（4）的形式。

式中，Ci為流體流經(jīng)不同方向的阻力系數(shù)，由管束的排布方式及流動方向決定，當流體錯流流過管束時，阻力系數(shù)如式（5）所示，當流體順流流過管束時，阻力系數(shù)如式（6）所示[19]。

式中，S為管心距，m；do為反應管外徑，m；χ為管間距與反應管外徑的比值；fi為不同方向的透過率，由管束排布的密度決定；Re為基于流體流經(jīng)管束的最大速度和管外徑的殼程Reynolds數(shù)。

2.3 換熱源項

為了計算殼程流體的溫度場，本文采用了添加分散熱源的方式，將反應管與熔鹽之間的換熱量分散到每一個計算單元，在原有能量方程中添加了計算單位體積、單位時間內(nèi)的換熱量的源項S0，即式（3）右邊的最后一項。

對于熔鹽從周向等質(zhì)量流量流入的盤環(huán)形列管式反應器，其換熱單元應該為一個環(huán)形薄層，如圖3所示。為了計算換熱源項S0，假設此環(huán)形換熱單元的高為 dz、厚度為 dr，該換熱單元內(nèi)共有 nr根反應管，每根反應管反應程度相同，管程溫度相等，均為T；換熱單元內(nèi)熔鹽溫度為Tc；從周向各位置流入換熱單元的熔鹽總質(zhì)量流量為Qin，溫度為Tc1；流出換熱單元的熔鹽總質(zhì)量流量為Qout，溫度為Tc2；穩(wěn)定狀態(tài)下，流入與流出換熱單元的熔鹽質(zhì)量流量相等，即Qin=Qout=Q。

圖3　環(huán)形換熱單元Fig. 3 Schematic diagram of annular heat transfer unit

圖4　換熱面積Fig. 4 Schematic diagram of heat transfer area

據(jù)此，對單位時間內(nèi)換熱單元中的能量傳遞進行衡算可得到式（7）

考慮到式（7）所描述的對象為非常薄的環(huán)形換熱單元，且在工業(yè)操作過程中，多數(shù)反應器的徑向溫差一般不大于 2 K，因此在單位時間內(nèi)流入與流出換熱單元的熔鹽溫度差極小，即式（7）左邊第1項約為0，由此可將式（7）進一步簡化為式（8）

式（8）中V為薄層內(nèi)熔鹽體積，由于本文模擬中采用多孔介質(zhì)模擬管束阻力，但是流動時的流通體積并沒有變，因此 V=2πrdrdz，在笛卡兒坐標系下，；nr為換熱單元內(nèi)的列管數(shù)，是換熱單元位置r的函數(shù)，且為不連續(xù)整數(shù)函數(shù)。

Ar為換熱單元內(nèi)單管的換熱面積，為了計算Ar必須準確計算夾在換熱單元的圓環(huán)截面內(nèi)反應管的弧長dl[圖4(a)]，Ar=2dldz。進一步，如圖4(b)所示，由幾何條件可以得到如下關系

由式（9）及式（10）計算可以得到

將式（11）代入式（8）并進一步化簡可得到單位時間、單位體積的換熱熱源S0如式（12）所示。

式中，Ki是基于反應管內(nèi)徑di的總傳熱系數(shù)，其計算式見式（13）。

式中，λt為管壁熱導率，hw與α分別為管程與殼程對流傳熱系數(shù)，經(jīng)計算發(fā)現(xiàn)管程傳熱熱阻約是殼程傳熱熱阻的200倍以上，因此在本文中忽略殼程傳熱熱阻。式（12）中T為反應管管程溫度，是軸向位置z的函數(shù)，可由工業(yè)數(shù)據(jù)擬合得到。擬合結(jié)果見圖5及式（14）。

圖5　管程溫度隨管長的變化Fig. 5 Variation of tube side temperature with tube length

3　模型求解

本文采用Fluent 6.3.26求解模擬對象的殼程流場及溫度場。根據(jù)表1所示的換熱管數(shù)及布管方式可計算得到反應器中布管區(qū)的范圍，見圖 6。在計算過程中，將整個計算主體分為內(nèi)外兩個區(qū)域，內(nèi)區(qū)為布管區(qū)，在布管區(qū)采用 UDF添加阻力源項及分散熱源項；外區(qū)為非布管區(qū)，不添加阻力源項及熱源項。

計算過程中不考慮折流板與反應管間隙的漏流。計算主體網(wǎng)格由Gambit生成。分別采用0.2、0.5、1作為步長生成正六面體網(wǎng)格進行網(wǎng)格無差異檢驗，檢驗結(jié)果見圖7。由圖7可知，當步長小于0.5，網(wǎng)格尺寸將不會對模擬得到的殼程壓降產(chǎn)生明顯影響，因此采用0.5作為步長生成正六面體網(wǎng)格是合適的，采用此步長獲得的網(wǎng)格總數(shù)約為240萬個。計算采用三維、雙精度、基于壓力的穩(wěn)態(tài)隱式求解器；進口邊界條件設置為速度邊界條件，出口邊界條件設置為outflow，壁面選擇標準壁面函數(shù)，湍流模型選擇標準k-ε模型。收斂條件除能量方程為10-6之外，均為10-4。

圖6　布管區(qū)Fig. 6 Schematic diagram of area with tubes

圖7　網(wǎng)格無關性檢驗Fig. 7 Pressure drop at three different kinds of mesh

4　模型驗證

4.1 殼程總壓降

為了驗證模擬結(jié)果的準確性，本文首先模擬了6種不同進口流速下熔鹽流經(jīng)此反應器的總壓降，并將模擬結(jié)果與由經(jīng)驗公式計算得到的理論結(jié)果進行了對比。Stankiewicz[20]總結(jié)并分析了計算列管式固定床殼程壓降的經(jīng)驗公式，根據(jù)其推薦，本文采用式（15）～式（19）來計算流體流經(jīng)殼程的理論壓降。

式中，ΔPc與ΔPw分別為流體流經(jīng)管束和流過折流板窗口區(qū)的壓降；NR為折流板重疊區(qū)管層數(shù)；umax為熔鹽錯流流經(jīng)殼程時的最大流速，對于盤環(huán)形折流板，umax=Q/(πdwhfs)，其中，dw為環(huán)板窗口區(qū)直徑，h為兩折流板之間的間距；Rec為基于反應管外徑do和錯流最大流速umax的Reynolds數(shù)，1≤Rec≤3×105；uw為窗口區(qū)流速，其適用范圍為0.1

圖8對比了模擬結(jié)果與經(jīng)驗計算結(jié)果。由圖8可以看出，隨著進口流速的增加，模擬值和經(jīng)驗值均呈現(xiàn)對數(shù)增長趨勢；模擬值介于含窗口區(qū)壓降的經(jīng)驗值與不含窗口區(qū)壓降的經(jīng)驗值之間，且偏離含窗口區(qū)壓降的經(jīng)驗值。在已有研究中，對于盤環(huán)形折流板窗口區(qū)壓降的推薦經(jīng)驗公式較少，且這些經(jīng)驗公式的適用范圍較小，因此由經(jīng)驗公式計算得到的理論窗口區(qū)壓降值得商榷，這也導致模擬得到的殼程壓降與由經(jīng)驗公式計算得到的理論壓降存在一定誤差。但是，總的說來，模擬值與理論值之間的相對誤差總是小于15%，通過添加阻力源項的方法能夠準確地模擬管束造成的流動阻力。

圖8　模擬壓降與經(jīng)驗壓降的對比Fig. 8 Comparison between simulated pressure and pressure calculated by correlations

圖9　雙對數(shù)坐標系中模擬壓降與進口氣速的關系Fig.9 lnΔP vs lnUin

圖9進一步將模擬得到的殼程壓降與進口流速繪制于雙對數(shù)坐標系中。由圖可知，在雙對數(shù)坐標系中，模擬壓降與進口流速呈現(xiàn)直線關系，擬合可得到模擬壓降與進口流速之間的關系如式（20）所示。

式（20）顯示殼程壓降與進口速度的1.79次方呈正比，這一結(jié)果與He等[21]的研究結(jié)果一致。He等研究發(fā)現(xiàn)，殼程湍流流動的壓降與進口速度的指數(shù)關系為1.75～2.0。

4.2 殼程溫度分布

本文進一步模擬了工業(yè)條件下床內(nèi)殼程溫度場分布，并將其與工業(yè)數(shù)據(jù)進行了對比，見圖10。圖中所述的工業(yè)數(shù)據(jù)為平穩(wěn)運行過程中某一時刻各不同檢測位置的熔鹽溫度，模擬數(shù)據(jù)為對應位置的模擬結(jié)果。由圖可以看出，模擬得到的平均溫度與工業(yè)檢測得到的平均溫度較為接近，但仔細對比模擬得到的結(jié)果與工業(yè)數(shù)據(jù)，也可發(fā)現(xiàn)一些不同。首先，工業(yè)數(shù)據(jù)中溫度的波動要明顯大于模擬結(jié)果；其次，在反應器底部，工業(yè)數(shù)據(jù)小于模擬結(jié)果，而除底部之外的大部分區(qū)域工業(yè)檢測值大于模擬結(jié)果。這可能是由于工業(yè)數(shù)據(jù)來自于運行2年后的生產(chǎn)裝置，經(jīng)過長期的運行，反應器殼程出現(xiàn)了不均勻的結(jié)垢，這一方面加大了溫度波動，另一方面也加大了熔鹽流經(jīng)反應器殼程的阻力損失，使得流速降低。如上所述，本文模擬的對象，其管程傳熱熱阻是殼程傳熱熱阻的200倍，傳熱主要由管程控制，因此結(jié)垢造成的流速降低并不會造成傳熱系數(shù)的較大變化，但是殼程流體流速的降低將會增加熔鹽流經(jīng)每一根管的停留時間從而加大熔鹽流經(jīng)每根換熱管的換熱量。因此相對于無結(jié)垢時的模擬結(jié)果，在工業(yè)反應器底部，從殼程向管程傳遞的熱量增加，

使工業(yè)監(jiān)測得到的溫度低于模擬結(jié)果；而隨著反應器高度的增加，當管程反應氣體的溫度高于殼程熔鹽時，從管程向殼程傳遞的熱量也增加，使工業(yè)監(jiān)控得到的溫度高于模擬結(jié)果。

圖10　模擬得到的殼程溫度與工業(yè)數(shù)據(jù)的對比Fig. 10 Comparison between simulated temperature in shell side and industrial data

5　不同反應器型式的考察

經(jīng)上述驗證結(jié)果發(fā)現(xiàn)，采用本文所述的模擬方法可以較好地獲得工業(yè)級列管式固定床反應器殼程整體壓降及內(nèi)部溫度分布，因此可以采用此方法對列管式固定床反應器進行優(yōu)化設計。本文將采用此方法，考察折流板窗口區(qū)面積及折流板位置對殼程壓降及溫度分布的影響。

5.1 折流板窗口區(qū)面積

折流板窗口區(qū)面積是影響錯流列管式固定床殼程換熱及流動特性的重要因素之一，其大小直接影響著殼程壓降及殼程徑向溫差。圖11給出了入口流速為1.31 m·s-1時，兩塊環(huán)板窗口區(qū)直徑分別為0.5、1.0、1.5、2.0及2.5 m時，盤環(huán)形反應器縱向截面的溫度分布。從圖11可以看出，徑向溫差較大的區(qū)域主要出現(xiàn)在第1塊折流板以下，且此處等溫線呈現(xiàn)“山峰形”分布，峰頂位于第1塊折流板的窗口區(qū)，峰寬及峰高隨著窗口區(qū)面積的增大而增大。另外，殼程的熱點區(qū)主要位于第2塊折流板與第3塊折流板之間，隨著窗口區(qū)面積的增大先減小后增大，在窗口區(qū)直徑為1.5 m時達到最小值。

為了進一步定量分析窗口區(qū)大小對徑向溫差的影響，本文計算了不同窗口區(qū)面積時反應器殼程熔鹽徑向溫差沿軸向的分布，見圖12。圖12的結(jié)果表明，在本文考察的條件下，反應器殼程高溫差（大于2 K）的區(qū)域均主要存在于第1塊折流板以下；在同一軸向高度，反應器的殼程溫差基本隨窗口區(qū)面積的下降而下降；同時，除窗口區(qū)直徑為0.5 m時，反應器殼程溫差總是在某一窗口區(qū)面積下隨著軸向位置的升高先減小再增大再減小，當窗口區(qū)直徑為0.5 m時，這一變化規(guī)律有所改變，隨著反應器軸向位置的升高，徑向溫差持續(xù)遞減。

這一結(jié)果的產(chǎn)生是由于窗口區(qū)直徑不同，則流體流經(jīng)反應器殼程的壓差不同，進而導致熔鹽的流動型式不同。對于本文模擬的錯流列管式，流體在殼間的流動主要由分布板重疊區(qū)的錯流流動及窗口區(qū)的順流流動組成，當窗口區(qū)直徑不同時，這一錯流及順流的比例發(fā)生了變化，導致?lián)Q熱介質(zhì)的流型及其流經(jīng)殼程的壓降不同，最終造成徑向溫差分布的差異。圖13進一步給出了不同窗口區(qū)大小下反應器的殼程壓降，可以發(fā)現(xiàn)隨著窗口區(qū)的減小，反應器殼程的流場隨之改變，殼程壓差增大，且殼程壓差的增長速度越來越大，當窗口區(qū)直徑從1.0 m下降至0.5 m時，殼程壓降急劇增加、發(fā)生突變。

圖11　不同窗口區(qū)直徑反應器的縱向截面溫度分布Fig. 11 Temperature distribution of longitudinal cross-section of various reactors with different window sizes

圖12　不同窗口區(qū)直徑反應器的殼程徑向溫差Fig. 12 Radial temperature differences of various reactors with different window sizes

圖13　不同窗口區(qū)直徑反應器的殼程壓降Fig. 13 Shell side pressure drops of various reactors with different window sizes

5.2 折流板位置

5.1節(jié)的研究結(jié)果表明，殼程徑向溫差較大的區(qū)域主要存在于第1塊折流板以下，即高溫差區(qū)（大于2 K）的大小直接受到第1塊折流板位置的影響，因此有必要對第1塊折流板的位置進行優(yōu)化設計。圖14為第1塊折流板高度分別為0.8、1.0及1.2 m時縱向截面的溫度分布。由圖可知，隨著折流板位置降低，反應器底部“山峰形”等溫線的峰頂寬度逐漸增加，且當?shù)?塊折流板升高至1.2 m時，第2塊折流板的上方出現(xiàn)了其他的熱點區(qū)。為了進一步分析第1塊折流板對徑向溫差的影響，本文計算了3種情況下反應器2.0 m以下區(qū)域的徑向溫差，見圖15。圖15顯示，當折流板位于1.2 m處，反應器中1.6 m以下的區(qū)域徑向溫差均大于2 K；當折流板位于1.0 m處時，高溫差區(qū)為低于0.4 m及1.2～1.4 m之間的區(qū)域；進一步降低折流板至0.8 m處，高溫差區(qū)為低于0.2 m及1.0～1.2 m之間的區(qū)域，即降低第1塊折流板確實能夠使高溫差區(qū)變小，但是隨著折流板位置的降低，通過調(diào)節(jié)折流板位置從而減小高溫差區(qū)的作用越來越不明顯。

圖14 不同折流板位置反應器的縱向截面溫度分布Fig. 14 Temperature distribution of longitudinal cross-section of various reactors with the first baffle at different heights

圖15　不同折流板位置反應器的殼程徑向溫差Fig. 15 Radial temperature differences of various reactors with the first baffle at different heights

圖16為第1塊折流板高度分別為0.8、1.0及1.2 m時反應器的殼程壓降，結(jié)果顯示改變第1塊折流板的高度對殼程整體壓降的影響不大。這是因為，雖然降低第1塊折流板的高度將會使得第一塊折流板以下的區(qū)域流速變大，從而壓降變大，但是與此同時這也增大了第1塊折流板與第2塊折流板之間的流動通道，使得這一區(qū)域的流通阻力變小，因此在這雙重作用下，改變第1塊折流板的高度，殼程總壓降并不呈現(xiàn)出規(guī)律性的變化。

圖16 不同折流板位置反應器的殼程壓降Fig. 16 Shell side pressure drops of various reactors with the first baffle at different heights

6　結(jié) 論

本文采用添加阻力源項模擬流體流經(jīng)管束的壓降，采用添加分散熱源項的方式模擬管束換熱，對年產(chǎn)20000 t·a-1正丁烷氧化制順酐的工業(yè)級反應器的殼程壓降及溫度分布進行了模擬研究,得到了以下結(jié)論。

（1）本文采用的多孔介質(zhì)模型和添加分散熱源的方式能夠較好地用于工業(yè)級尺寸列管式固定床反應器的模擬研究，模擬得到的壓降與理論公式計算結(jié)果一致，獲得的溫度分布也與工業(yè)檢測的結(jié)果基本一致。

（2）通過改變盤環(huán)形折流板的窗口區(qū)面積，可以達到有效改善流體流經(jīng)殼程的壓降及殼程的溫度場；增大窗口區(qū)面積，殼程壓降逐漸降低且降低幅度逐漸減小，同時高溫差區(qū)的范圍變大，徑向溫差變大。

（3）改變第1塊折流板的位置可以達到改善殼程溫度場分布的作用，隨著第1塊折流板位置降低，高溫差區(qū)變小，徑向溫差減小；但是隨著折流板位置降低，這一作用越來越不明顯。另外，改變第 1塊折流板的位置，其殼程壓降并沒有一致性規(guī)律。

綜上，本文提出的模擬方法可用于工業(yè)級錯流列管式固定床的設計及優(yōu)化。同時，在錯流列管式固定床設計過程中，為了盡可能地減少高溫差區(qū)，使得徑向溫度分布更為均勻，可以在一定程度上降低第1塊折流板的高度，同時減小折流板窗口區(qū)面積。然而，值得注意的是，窗口區(qū)面積及第1塊折流板的高度也并非越小越好，而必須綜合考慮這些因素對殼程溫度場及殼程壓力的影響，最終才可獲得最優(yōu)化設計。

符 號 說 明

Ar——單管在換熱單元內(nèi)的換熱面積，m2

C ——多孔介質(zhì)阻力系數(shù)，m-1

cp——比熱容，J·kg-1·K-1

di,do——分別為管內(nèi)、外徑，m

dw——折流板窗口區(qū)直徑，m

E ——能量，J

g ——重力加速度，m·s-2

h ——折流板間距，m

hw——殼程對流傳熱系數(shù)，W·m-2·K-1

——總傳熱系數(shù)，W·m-2·K-1

NR——折流板重疊區(qū)管數(shù)

nr——換熱單元內(nèi)管數(shù)

Pc——錯流壓降，Pa

Pw——窗口區(qū)壓降，Pa

p ——靜壓，Pa

Q ——質(zhì)量流率，kg·s-1

Stube,S0——分別為阻力源項、分散熱源項

T ——溫度，K

t ——時間，s

Uin——反應器進口流速，m·s-1

u ——速度，m·s-1

umax——錯流流經(jīng)管束的最大流速，m·s-1

uw——窗口區(qū)流速，m·s-1

V ——體積，m3

x ——位移，m

α——管程對流傳熱系數(shù)，W·m-2·K-1

λt——管壁熱導率，W·m-2·K-1

ξ ——阻力系數(shù)

ρ ——密度，kg·m-3

τ ——應力張量

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2016-01-11收到初稿，2016-04-18收到修改稿。

聯(lián)系人:黃正梁。第一作者:楊遙（1989—），男，博士研究生。

Received date: 2016-01-11.

中圖分類號:TQ 062.1

文獻標志碼:A

文章編號:0438—1157（2016）07—2692—10

DOI:10.11949/j.issn.0438-1157.20160047

基金項目:國家自然科學基金項目（91434205）；國家杰出青年科學基金項目（21525627）；浙江省杰出青年科學基金項目（LR14B060001）；高等學校博士學科點專項科研基金（20130101110063）。

Corresponding author:HUANG Zhengliang, huangzhengl@zju.edu.cn supported by the National Natural Science Foundation of China (91434205), the National Science Fund for Distinguished Young (21525627), the Natural Science Foundation of Zhejiang Province (LR14B060001) and the Specialized Research Fund for the Doctoral Program of Higher Education of China (20130101110063).

CFD simulation of cross flow in multi-tubular fixed-bed reactor of industrial level

YANG Yao, GE Shiyi, HUANG Zhengliang, SUN Jingyuan, WANG Jingdai, LIAO Zuwei, JIANG Binbo, YANG Yongrong
(College of Chemical and Biological Engineering, Zhejiang University, Hangzhou 310027, Zhejiang, China)

Abstract:The conversion and selectivity of an extremely large multi-tubular fixed-bed reactor of industrial level remarkably relate to the distribution homogeneity of temperature and flow of heat transfer medium in shell side. In this work, through introducing two items of resistance source and a dispersed heat transfer source, the distribution of temperature and flow in the shell of a multi-tubular fixed-bed reactor of industrial level for butane oxidation to maleic anhydride was investigated by CFD simulation. Subsequently, effects of the window size and the location of baffles on the pressure drop of shell side and the distribution of temperature and flow were studied. It showed that the pressure drop of the shell side achieved by simulation are in good agreement with that by calculation of experimental equations, and the simulated temperature distribution of shell side is in accordance with industrial experimental data. With an increase in window area of the baffles, the pressure drop of shell side exponentially decreased, the range of large temperature difference (with a radial temperature difference greater than 2 K), and the radial temperature difference increased. With a decrease in height of the first baffle, both the range of large temperature difference and the radial temperature difference reduced, while the pressure drop of shell side did not show any consistent changes. Here the modeling strategy can be a good way to optimize the design of extremely large multi-tubular fixed-bed reactor of industrial level.

Key words:fixed-bed reactor; CFD simulation; optimal design