基于CFD的羰基合成反應(yīng)器放大及槳型優(yōu)化

陳 迎，章彥卿

基于CFD的羰基合成反應(yīng)器放大及槳型優(yōu)化

陳 迎，章彥卿

中國石油化工股份有限公司上海工程公司，上海 200120

對帶三層組合攪拌槳的羰基合成反應(yīng)器進(jìn)行計(jì)算流體力學(xué)（CFD）模擬，對比分析了反應(yīng)器放大前后及底層槳優(yōu)化前后反應(yīng)器內(nèi)流場、氣含率分布和攪拌功率等參數(shù)的變化規(guī)律，研究反應(yīng)器的放大及槳型優(yōu)化效果。模擬結(jié)果表明，當(dāng)釜徑從4 600 mm放大到5 200 mm時，反應(yīng)器內(nèi)流場分布和氣含率分布與放大前相似，具有相近的混合效果，說明放大后的攪拌槳能達(dá)到預(yù)定的效果，所選用的放大準(zhǔn)則是合理的。采用新彎葉徑向流攪拌槳替換底層直葉徑向流槳后，發(fā)現(xiàn)該攪拌槳不僅具有更好的攪拌混合效果，而且攪拌功率較直葉槳攪拌功率降低了約51%。

羰基合成 反應(yīng)器 攪拌槳 計(jì)算流體力學(xué)模擬

羰基合成反應(yīng)器是羰基合成工藝的核心設(shè)備，常用的反應(yīng)器型式有攪拌釜、鼓泡塔、噴射式環(huán)流反應(yīng)器、氣升式循環(huán)反應(yīng)器和管式環(huán)流反應(yīng)器等。羰基合成乙酸、乙酐所用的典型反應(yīng)器［1］包括UOP和千代田公司采用的鼓泡填料反應(yīng)器、Eastman公司采用的噴射式環(huán)流反應(yīng)器和攪拌釜反應(yīng)器等。羰基合成丁辛醇所用的典型反應(yīng)器為鼓泡塔反應(yīng)器和攪拌釜反應(yīng)器［2］。崔波等［3］以吉化公司丁辛醇裝置的噴射式環(huán)流反應(yīng)器為例，使用多釜串聯(lián)模型對高溫高壓反應(yīng)狀況下的噴射式環(huán)流反應(yīng)器進(jìn)行模擬，發(fā)現(xiàn)導(dǎo)流筒內(nèi)流體的流動介于全混流和平推流之間，更接近于平推流。崔波等［4，5］將管式環(huán)流反應(yīng)器用于乙酸/乙酐羰基合成。李達(dá)剛等［6］采用包含接觸效率系數(shù)的本征動力學(xué)方程對丙烯氫甲?；呐萏盍戏磻?yīng)器進(jìn)行了模擬。Vleeschhouwer等［7］以氣升式循環(huán)反應(yīng)器為例，采用一級反應(yīng)動力學(xué)對羰基合成反應(yīng)進(jìn)行模擬計(jì)算，分析了溫度擾動對過程的影響。陳書成等［8］對丁醛生產(chǎn)流程兩個串聯(lián)的鼓泡攪拌釜式反應(yīng)器中的反應(yīng)過程進(jìn)行了模型化和動態(tài)模擬研究，建立了丙烯氫甲?；旄磻?yīng)系統(tǒng)的模型。目前，國內(nèi)低壓羰基合成反應(yīng)器多由國外直接引進(jìn)，或由國外設(shè)計(jì)國內(nèi)廠商加工制造，國內(nèi)尚未獨(dú)立進(jìn)行工業(yè)規(guī)模的羰基合成反應(yīng)器設(shè)計(jì)，因此，羰基合成反應(yīng)器的自主設(shè)計(jì)顯得尤為重要和迫切。

根據(jù)羰基合成反應(yīng)的動力學(xué)特征并結(jié)合現(xiàn)有工業(yè)裝置的經(jīng)驗(yàn)，采用帶攪拌的全混釜反應(yīng)器進(jìn)行國產(chǎn)化設(shè)計(jì)。近年來，大長徑比的攪拌釜由于其單位體積傳熱面積大，得到了越來越多的應(yīng)用［9］。研究表明［10］，當(dāng)采用高徑比大于1的帶攪拌的全混釜反應(yīng)器時，氣相的不均勻性便會凸顯，需要采用多層攪拌槳。早期多采用雙層或三層徑向流渦輪組合槳，但隨著研究的深入發(fā)現(xiàn)這種組合槳存在缺陷：被攪拌的介質(zhì)分層成幾個區(qū)而產(chǎn)生傳質(zhì)的差異。解決這一問題的方法是采用底層徑向流和上中層軸向流槳的混流槳組合［11，12］，底部的渦輪分散從氣體分布器出來的氣相，通過對流擴(kuò)散和渦流擴(kuò)散實(shí)現(xiàn)氣液兩相小范圍混合，再利用軸流槳的對流使全部液體與氣體周期性依次混合，實(shí)現(xiàn)大范圍內(nèi)的氣液混合。攪拌槳是羰基合成反應(yīng)器的研發(fā)重點(diǎn)。攪拌槳的型式、槳直徑、槳葉片數(shù)和層數(shù)等都會對反應(yīng)器內(nèi)的流體傳遞性產(chǎn)生影響。新型攪拌槳的不斷出現(xiàn)成為羰基合成反應(yīng)器開發(fā)的有利因素。例如，表面更新式攪拌槳能夠加強(qiáng)液面處氣液兩相的接觸傳質(zhì)并控制液面附近的流型。污水處理中常常使用這樣的表面更新式攪拌器［13］，也有人將表面更新式攪拌槳用于氣液反應(yīng)器［14］。

本工作以帶三層組合攪拌槳的全混釜反應(yīng)器作為研究對象，采用計(jì)算流體力學(xué)（CFD）模擬方法對比分析了釜徑分別為4 600 mm和5 200 mm，具有相同攪拌槳型式和結(jié)構(gòu)的全混釜反應(yīng)器內(nèi)的流場和氣含率分布，研究反應(yīng)器及攪拌槳的放大規(guī)律，并在釜徑為5 200 mm的全混釜反應(yīng)器中對底層槳進(jìn)行優(yōu)化，采用新型攪拌槳代替直葉槳，通過對比反應(yīng)器內(nèi)的流場、氣含率分布及攪拌功率，研究優(yōu)化方案的可行性，以期為羰基合成反應(yīng)器的放大和攪拌槳的選擇提供依據(jù)。

1 羰基合成反應(yīng)器的CFD模擬方法

1.1 流體力學(xué)模型

借助商用CFD軟件-CFX對羰基合成工藝中羰基合成反應(yīng)器進(jìn)行模擬計(jì)算。采用有限體積法求解流體力學(xué)守恒方程。守恒方程的通用形式為：

而聯(lián)立流體連續(xù)性微分方程和歐拉運(yùn)動微分方程可得：

式中：τ為時間，s；S為面積，m2；P為壓力，Pa；ux，y，z為分速度，m/s。液相烯烴為連續(xù)相，合成氣為離散相。由于是氣液兩相模擬，湍流模型采用RNG k-ε 模型［4］。在設(shè)置初值時，設(shè)定初始分速度ux，uy，uz為 0，即初始時流體域中充滿靜止的液體。在通入氣體的同時開始攪拌。設(shè)定反應(yīng)器內(nèi)表觀氣速0.018 m/s，液體粘度0.000 25 Pa·S，迭代步長為0.01 s，不考慮能量轉(zhuǎn)移和相轉(zhuǎn)變。

1.2 物理模型

考察了A，B和C 3種反應(yīng)器與攪拌槳組合，其中，反應(yīng)器A和B具有相同的攪拌槳型式和結(jié)構(gòu)，它們的上層槳和中層槳均為三葉軸向流槳，下層槳均為直葉徑向流槳，轉(zhuǎn)速均為100 r/min。區(qū)別在于兩者的尺寸不同，基于液相停留時間相同的原則，將反應(yīng)器A的直徑從4 600 mm放大至5 200 mm，得到反應(yīng)器B，其結(jié)構(gòu)尺寸如圖1所示。反應(yīng)器C和B具有相同的外形尺寸及上層槳和中層槳，區(qū)別在于反應(yīng)器C的下層槳為彎葉徑向流槳，且攪拌槳及內(nèi)置擋板的尺寸有差異。反應(yīng)器A的三層攪拌槳的尺寸分別為1 397，1 397和（1 350～1 500）mm，內(nèi)置4個擋板的尺寸為380×9 000 mm。反應(yīng)器B三層攪拌槳的尺寸分別為1 580，1 580和（1 400～1 700）mm，內(nèi)置4個擋板的尺寸為430× 10 000 mm。反應(yīng)器C的三層攪拌槳尺寸分別為1 650，1 650和（1 200～1 630）mm，內(nèi)置4個擋板的尺寸為430×9 500 mm，且4塊擋板均布。

圖1　反應(yīng)器B的結(jié)構(gòu)Fig.1 Construction of reactor B

1.3 三維幾何建模

采用的三維幾何模型如圖2所示，由攪拌槳所在的旋轉(zhuǎn)域及旋轉(zhuǎn)域之外的固定域組成，兩者之間存在交界面。由于整個反應(yīng)器在穩(wěn)定工作時液面可簡化為一個平面，故在建立模型時，僅選擇液面下方區(qū)域作為計(jì)算域，分為3個攪拌槳旋轉(zhuǎn)域及1個固定域。旋轉(zhuǎn)域計(jì)算時需要考慮轉(zhuǎn)動。

1.4 網(wǎng)格劃分

采用ICEM進(jìn)行網(wǎng)格劃分，如圖3所示，劃分的網(wǎng)格總數(shù)達(dá)1 000萬。因?yàn)閿嚢铇Y(jié)構(gòu)相比反應(yīng)器結(jié)構(gòu)更為復(fù)雜，所以針對不同的區(qū)域采用不同的方法進(jìn)行網(wǎng)格優(yōu)化：對復(fù)雜面（主要是攪拌槳交界面）增加網(wǎng)格密度，以增加結(jié)果的準(zhǔn)確性和減少計(jì)算發(fā)散的可能性（見圖4），并采用四面體網(wǎng)格；對簡單面（如反應(yīng)器表面、擋板表面）減少網(wǎng)格密度，以加快計(jì)算的收斂速度，并采用六面體網(wǎng)格。

圖2　羰基合成反應(yīng)器的三維幾何模型Fig.2 Three-dimensional geometrical modeling diagram of the carbonyl synthesis reactor

圖3　羰基合成反應(yīng)器的網(wǎng)格劃分Fig.3 Mesh generation diagram of the carbonyl synthesis reactor

圖4　中、上層攪拌槳優(yōu)化后網(wǎng)格劃分Fig.4 Optimized mesh generation of the upper and middle impellers

1.5 初始條件和邊界條件

初始條件：氣相分率為0，液相分率為1（即初始為純液相），從0.1 s開始通入氣體。

圖5　現(xiàn)有裝置實(shí)測氣泡尺寸Fig.5 Diagram of bubble diameter in existing reactor

圖6　邊界條件示意Fig.6 Schematic diagram of boundary conditions

邊界條件：反應(yīng)釜液位處設(shè)為脫氣條件（degassing），旋轉(zhuǎn)域與固定域的界面定義為交界面，其余均設(shè)置為壁面（Wall）。氣體入口設(shè)定為均勻進(jìn)氣，根據(jù)裝置實(shí)測數(shù)據(jù)，氣泡尺寸分布的實(shí)驗(yàn)結(jié)果為3～8 mm（見圖5），故模擬時將氣泡直徑設(shè)定為5 mm，邊界條件設(shè)置如圖6所示。

2 模擬結(jié)果分析和討論

2.1 分析方法

因?yàn)榱黧w的速率和方向等直接影響傳質(zhì)效果，所以可以通過測量反應(yīng)器內(nèi)流體流動參數(shù)來描述攪拌槳對物料的混合作用。反應(yīng)器內(nèi)部流場分析主要包括流體的速率、方向和剪切力分布情況等。

局部氣含率是氣液分散以及氣液固三相分散的重要特征參數(shù)，能夠反映反應(yīng)器內(nèi)局部分散及傳質(zhì)特性，因此具有重要的研究價值［15］。目前文獻(xiàn)上對單層槳通氣攪拌槽的研究比較充分，而對于工業(yè)上廣泛應(yīng)用的多層攪拌體系則研究較少。

平均氣含率是描述氣液兩相分散狀態(tài)的一個重要參數(shù)，它是氣泡大小分布和局部氣含率的綜合反映，與攪拌設(shè)備、系統(tǒng)性質(zhì)和操作條件等密切相關(guān)。利用CFX的函數(shù)統(tǒng)計(jì)功能，根據(jù)式（3）計(jì)算某個區(qū)域內(nèi)的平均氣含率：

其中：fg為空氣的體積分?jǐn)?shù)；V為體積，m3；D為整個計(jì)算域的體積，m3。

還可以根據(jù)式（4）對反應(yīng)器不同高度（離開氣體分布器的距離，x）上平均氣含率的方差（σ）進(jìn)行分析。

其中，n為個數(shù)。

攪拌功率是攪拌釜的重要參數(shù)，對于設(shè)備的選型具有重要參考價值。在攪拌反應(yīng)器的設(shè)計(jì)中，希望以最低的能量輸入達(dá)到最好的混合效果。根據(jù)式（5）計(jì)算攪拌功率。

其中：P為攪拌功率，kW；τ為槳葉阻力矩，N?m；N為轉(zhuǎn)速，r/min。

2.2 反應(yīng)器A的模擬結(jié)果

2.2.1 流場分析

當(dāng)反應(yīng)器A內(nèi)形成相對穩(wěn)定的流場時，反應(yīng)器A內(nèi)部的橫、縱切面的速率大小以及方向的分布見圖 7。其中，圖 7（a）和（c）分別為縱向切面和橫向切面上流速大小分布圖，圖中，冷色調(diào)表示該處流速較小，深藍(lán)色區(qū)域表示混合較小的區(qū)域，即死區(qū)，暖色調(diào)表示該處流速較大；圖 7（b）和（d）分別為縱向切面和橫向切面上流速矢量圖，圖中箭頭方向?yàn)樵擖c(diǎn)的流速方向。由圖7可看出，與其他區(qū)域相比，中層槳葉和底層槳葉之間區(qū)域的流場分布最為均勻。這是由于位于反應(yīng)器底部的槳葉附近流速較大，可以提供較大的剪切力，從底部氣體分布器中分散進(jìn)入反應(yīng)器的氣泡經(jīng)過該攪拌槳，可以被很好地分散與破碎；上層和中層的槳葉設(shè)計(jì)為軸流式攪拌槳，雖然上層槳葉之上的區(qū)域流體流速不高，但上層槳葉與中層槳葉之間的區(qū)域流場分布相對均勻，依然可以很好地達(dá)到返混的效果，延長氣體在反應(yīng)器內(nèi)的停留時間，同時能夠很好地保證氣含率在反應(yīng)器中均勻分布；由于受到擋板影響，周邊的區(qū)域流速較慢，這樣可以很大程度地消除由于攪拌作用引起的漩渦。底部產(chǎn)生一部分混合死區(qū)，該區(qū)域流速較慢，混合效果不甚理想，是因?yàn)樯蠈臃祷斓囊后w互相影響而導(dǎo)致的。

圖7　反應(yīng)器A內(nèi)部流場分布Fig.7 Flow field distribution in reactor A

2.2.2 氣含率分布/平均氣含率

反應(yīng)器A中軸向氣含率分布如圖8所示。由圖可看出，局部氣含率在靠近軸和槳葉處較高，離開槳葉較遠(yuǎn)的地方稍低。結(jié)合之前的流場分布分析可知，這是由于氣泡在底層渦輪槳葉產(chǎn)生的強(qiáng)剪切力作用下被打散，并沿著徑向運(yùn)動，通過軸流攪拌槳將反應(yīng)器內(nèi)物料進(jìn)行返混，使反應(yīng)器內(nèi)的氣含率均勻分布，因此流速較高的地方氣含率相對較高，而隨著動能降低，氣含率也隨之減小。因此參照圖7所示的流速分布，可以很好地解釋底部死區(qū)氣含率較低的現(xiàn)象。

圖8　反應(yīng)器A中軸向氣含率分布Fig.8 Axial gas volume fraction distribution in reactor A

反應(yīng)器A中平均氣含率的軸向分布如圖9所示，氣含率方差的軸向分布如圖10所示。由圖9可知，氣體分布器上方的平均氣含率沿軸向的分布較為均勻。從圖10可看出，從氣體分布器開始，氣含率的方差隨高度的增加而逐步遞減，且在經(jīng)過攪拌器之后又迅速降低。由于方差在統(tǒng)計(jì)中用于度量變量與均值之間的偏離程度，即證明氣體在離開氣體分布器之后經(jīng)過攪拌槳的混合作用，偏離程度逐步降低，達(dá)到了氣液分散的效果。

圖9　反應(yīng)器A中軸向平均氣含率分布Fig.9 Axial average gas volume fraction distribution in reactor A

圖10　反應(yīng)器A中氣含率方差與高度的關(guān)系Fig.10 Relationship between variance of gas volume fraction andheight in reactor A

參照了冷模實(shí)驗(yàn)得到的局部氣含率數(shù)據(jù)（釜高1.05 m，釜內(nèi)徑0.43 m，液體進(jìn)料5.6 m3/h，氣體進(jìn)料15 m3/h，攪拌速率192 r/min），測點(diǎn)分布及氣含率曲線如圖11和12。

圖12　冷模測試點(diǎn)氣含率分布Fig.12 Average volumn fraction distribution of test point in isothermal model reactor

2.3 反應(yīng)器B的模擬結(jié)果

2.3.1 流場分析

類似地，當(dāng)反應(yīng)器B內(nèi)形成相對穩(wěn)定的流場時，反應(yīng)器B內(nèi)部的橫、縱切面的速率大小以及方向的分布見圖 13。其中，圖 13（a）和（c）分別為縱向切面和橫向切面上流速大小分布圖，圖中冷色調(diào)表示該處流速較小，深藍(lán)色區(qū)域表示混合較小的區(qū)域，也即死區(qū)，暖色調(diào)表示該處流速較大；圖13（b）和（d）分別為縱向切面和橫向切面上流速矢量圖，圖中箭頭方向?yàn)樵擖c(diǎn)的流速方向。對比圖7和圖13可以發(fā)現(xiàn)，放大之后的中層槳葉和底層槳葉之間流場分布依然比較均勻，流場分布情況相似甚至略好于原有反應(yīng)器。模擬結(jié)果表明，所選用的放大準(zhǔn)則是合理的，放大后的攪拌槳可以很好地達(dá)到預(yù)定的效果。

圖13　反應(yīng)器B內(nèi)部流場分布Fig.13 Flow field distribution in reactor B

2.3.2 氣含率分布/平均氣含率

反應(yīng)器B中軸向氣含率分布如圖14所示。由圖可看出，氣含率在靠近軸和槳葉處較高，而在離開槳葉較遠(yuǎn)的地方稍低，這與反應(yīng)器A的模擬結(jié)果相似。反應(yīng)器B和反應(yīng)器A中平均氣含率的軸向分布對比如圖 15所示，氣含率方差的軸向分布對比如圖16所示。由圖15可知，反應(yīng)器B與反應(yīng)器A具有相似的軸向氣含率分布規(guī)律，兩個反應(yīng)器中軸向氣含率分布均較為均勻，且反應(yīng)器B中平均氣含率略高于反應(yīng)器A中平均氣含率。由圖16可知，反應(yīng)器B與反應(yīng)器A中氣含率方差隨高度的增大也呈現(xiàn)出相同的變化規(guī)律，先隨高度的增加逐步減小，在經(jīng)過中層攪拌槳式有所回升后又迅速降低，且反應(yīng)器B中氣含率方差略高于反應(yīng)器A中氣含率方差。實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明，放大后反應(yīng)器B的混合效果與原反應(yīng)器A的混合效果相近，能夠滿足要求。

圖15　反應(yīng)器A和B中軸向平均氣含率分布的比較Fig.15 Comparison of axial average gas volume fraction distribution between reactor A and B

圖16　反應(yīng)器A和B中軸向氣含率方差分布的比較Fig.16 Comparison of axial gas volume fraction variance distribution between reactor A and B

2.4 反應(yīng)器C的模擬結(jié)果

2.4.1 流場分析

類似地，當(dāng)反應(yīng)器C內(nèi)形成相對穩(wěn)定的流場時，反應(yīng)器C內(nèi)部的橫、縱切面的速率大小以及方向的分布見圖17。其中，圖17（a）和（c）分別為縱向切面和橫向切面上流速大小分布圖，圖中冷色調(diào)表示該處流速較小，深藍(lán)色區(qū)域表示混合較小的區(qū)域，暖色調(diào)表示該處流速較大；圖17（b）和（d）分別為縱向切面和橫向切面上流速矢量圖，圖中箭頭方向?yàn)樵擖c(diǎn)的流速方向。對比圖13和圖17可以發(fā)現(xiàn)，采用新型攪拌槳之后，底層流場流速分布較為均勻，流場分布情況與原攪拌槳相似。計(jì)算結(jié)果表明，新型攪拌槳可滿足要求。

圖17　反應(yīng)器C內(nèi)部流場分布Fig.17 Flow field distribution in reactor C

2.4.2 氣含率分布/平均氣含率

反應(yīng)器C中軸向氣含率分布如圖18所示，由圖可看出，氣含率在靠近軸和槳葉處較高，而在離開槳葉較遠(yuǎn)的地方稍低，這與反應(yīng)器A和B的模擬結(jié)果相似。反應(yīng)器B和反應(yīng)器C中平均氣含率的軸向分布對比如圖19所示，氣含率方差的軸向分布對比如圖20所示。與圖15相比可知，反應(yīng)器C中從氣體分布器開始，不同高度的氣含率分布較為平均，且反應(yīng)器C中平均氣含率要高于反應(yīng)器B。與圖16相比可知，反應(yīng)器C和B中氣含率方差隨高度具有相同的變化規(guī)律，且反應(yīng)器C中氣含率方差略低于反應(yīng)器B。這表明反應(yīng)器C中氣液分散效果優(yōu)于反應(yīng)器B。

圖18　反應(yīng)器C中軸向氣含率分布Fig.18 Axial gas volume fraction distribution in reactor C

圖19　反應(yīng)器B和反應(yīng)器C中軸向平均氣含率分布的比較Fig.19 Comparison of axial average gas volume fraction distribution between reactor B and reactor C

圖20　反應(yīng)器B和反應(yīng)器C中軸向氣含率方差分布的比較Fig.20 Comparison of axial gas volume fraction variance distribution between reactor B and reactor C

2.4.3 攪拌功率

根據(jù)式（5）計(jì)算得到反應(yīng)器C中攪拌功率為39.43 kW，反應(yīng)器B中攪拌功率為81.26 kW。反應(yīng)器C的攪拌功率比反應(yīng)器B顯著降低，這是因?yàn)榉磻?yīng)器C中底層槳為弧形葉輪，攪拌時生成的氣穴與反應(yīng)器B中使用的直葉底層槳不同，受到的阻力較小，所以消耗的功率也較小。綜上所述，使用新型攪拌槳替換原有的底層直葉槳，不僅具有更好的攪拌混合效果，而且攪拌功率減少約51.47%。

3 結(jié) 論

a）對帶三層組合攪拌槳（三葉槳/三葉槳/直葉槳）的羰基合成反應(yīng)器進(jìn)行CFD模擬，計(jì)算發(fā)現(xiàn)中層槳和底層槳之間區(qū)域的流場分布較其他區(qū)域更均勻，擋板周邊區(qū)域流速較慢，可以很大程度上消除攪拌作用引起的漩渦，反應(yīng)器底部產(chǎn)生部分混合死區(qū)；在靠近軸和槳葉的地方局部氣含率較高，離槳葉較遠(yuǎn)的地方局部氣含率稍低。

b）當(dāng)釜徑從4 600 mm放大到5 200 mm后，放大后反應(yīng)器內(nèi)流場分布、氣含率分布與放大前相似，且氣含率的方差略高于放大前，兩者具有相近的混合效果。模擬結(jié)果表明放大后的攪拌槳達(dá)到了預(yù)定的效果，所選用的放大準(zhǔn)則是合理的。

c）使用新攪拌槳替換原有的底層直葉槳后，反應(yīng)器C不僅與反應(yīng)器B具有相似的流場分布及氣含率分布，而且具有更好的攪拌混合效果，攪拌功率降低約 51.47%。隨產(chǎn)能增加，反應(yīng)器直徑增大后，選用新型攪拌槳可以避免因產(chǎn)能增加和反應(yīng)器直徑增大后導(dǎo)致的攪拌功率上升。建議采用新型攪拌槳作為底層槳進(jìn)行工業(yè)反應(yīng)器的設(shè)計(jì)。

［1]Howard M J， Jones M D， Roberts M S， et al. C1 to acetyls: catalysis and process［J］. Catalysis Today， 1993， 18（4）: 325-354.

［2]李雅麗. 丁辛醇生產(chǎn)技術(shù)進(jìn)展及市場分析［J］. 石油化工技術(shù)經(jīng)濟(jì)， 2008， 24（3）: 28-32. Li Yali. Advance of production process of n-butanol & octanol and its market analysis［J］. Techno-Economics in Petrochemicals， 2008，24（3）: 28-32.

［3]崔 波， 張洪全， 暢延青， 等. 高壓羰基合成噴射式環(huán)流反應(yīng)器數(shù)學(xué)模擬［J］. 化學(xué)工程， 1994， 22（1）: 28-33. Cui Bo， Zhanghongquan， Chang Yanqing， et al. Mathematical simulation of thehigh pressure carbonyl synthetic jet loop reactor［J］. Chemical Engineering， 1994， 22（1）: 28-33.

［4]崔 波， 董麗麗. 乙酸甲酯羰基化合成醋酐的工程動力學(xué)研究［J］. 青島大學(xué)科技學(xué)報， 2006， 27（5）: 383-387. Cui Bo， Dong Lili. Studies on kinetics of carbonylation of methyl acetate to prepare acetate anhydride［J］. Journal of Qingdao University of Science and Technology， 2006， 27（5）: 383-387.

［5]崔 波， 董麗麗， 朱 政， 等. 管式環(huán)流反應(yīng)器在乙酸/乙酐羰基合成中的應(yīng)用［J］. 化學(xué)工業(yè)與工程技術(shù)， 2010， 31（2）: 9-14. Cui Bo， Dong Lili， Zhu Zheng， et al. Application of tubular loop reactor in carbonylation synthesis of acetic acid/acetic anhydride［J］. Journal of Chemical Industry & Engineering， 2010， 31（2）: 9-14.

［6]李達(dá)剛， 馬玉源， 孫衍文， 等. 鈷膦催化劑丙烯低壓醛化制丁醇數(shù)學(xué)模型的研究［J］. 化工學(xué)報， 1984， （2）: 171-181. Li Dagang， Ma Yuyuan， Sun Yanwen， et al. Mathematical modeling forhydroformylation of propene to butanol with complex Co-P catalyst［J］. Journal of Chemical Industry and Engineering（China）， 1984， （2）: 171-181.

［7]Vleeschhouwer Ph M， Garton R D， Fortuin J Mh. Analysis of limit cycles in an industrial oxo reactor［J］. Chemical Engineering Science， 1992， 479（9/10/11）: 2547-2552.

［8]陳書成， 王健紅， 王璟德， 等. 羰基合成丁醛反應(yīng)過程的模擬［J］. 北京化工大學(xué)學(xué)報（自然科學(xué)版）， 2013， 40（4）: 18-23. Chen Shucheng， Wang Jianhong， Wang Jingde， et al. Simulation of the butyraldehyde oxo-synthesis process in a syntheisi reactor［J］. Journal of Beijing University of Chemical Technology， 2013， 40（4）: 18-23.

［9]毛德明. 多層槳攪拌釜內(nèi)流動與混合的基礎(chǔ)研究［D］. 杭州: 浙江大學(xué)， 1998.

［10]溫 文. 攪拌釜式反應(yīng)器計(jì)算流體力學(xué)模擬［D］. 無錫: 江南大學(xué)， 2008.

［11]郝志剛， 包雨云， 高正明. 多層組合槳攪拌槽內(nèi)氣-液分散特性的研究［J］. 高?；瘜W(xué)工程學(xué)報， 2004， 18（5）: 547-552.hao Zhigang， Bao Yuyun， Gao Zhengming. Gas-liquid dispersion in a multi-impeller stirred tank［J］. Journal of Chemical Engineering of Chinese Universities， 2004， 18（5）: 547-552.

［12]龍建剛， 包雨云， 高正明. 攪拌槽內(nèi)不同槳型組合的氣-液分散特性［J］.北京化工大學(xué)學(xué)報（自然科學(xué)版）， 2005， 32（5）: 1-5. Long Jiangang， Bao Yuyun， Gao Zhengming. Gas-liquid dispersion in a stirred tan with different impeller combinations［J］. Journal of Beijing University of Chemical Technology， 2005， 32（5）: 1-5.

［13]李本釗， 周仙純， 李遂成， 等. 接觸氧化-表面曝氣兩段法處理染料中間體廢水［J］. 河南化工， 1995，7: 21-22. Li Benzhao， Zhou Xianchun， Li Suicheng， et al. Treating of waste water of dye intermediate by touch oxidation-surface air exposing［J］.henan Chemical Industry， 1995， 7: 21-22.

［14]李向陽， 禹耕之， 毛在砂. 雙層槳表面曝氣反應(yīng)器構(gòu)型優(yōu)化［J］. 過程工程學(xué)報， 2005， 5（6）: 601-604. Li Xiangyang， Yu gengzhi， Mao Zaisha. Optimization of dual-impeller configuration of gas-liquid surface aerator［J］. The Chinese Journal of Process Engineering， 2005， 5（6）: 601-604.

［15]馬青山， 聶毅強(qiáng)， 包雨云， 等. 攪拌槽內(nèi)三維流場的數(shù)值模擬［J］. 化工學(xué)報， 2003， 54（5）: 612-618. Ma Qingshan， Nie Yiqiang， Bao Yuyun， et al. Numerical simulation ofhydrodynamics in stirred tank［J］. Journal of Chemical Industry and Engineering（China）， 2003， 54（5）: 612-618.

［16]李良超. 氣液反應(yīng)器局部分散特性的實(shí)驗(yàn)與數(shù)值模擬［D］. 杭州: 浙江大學(xué)， 2010.

Scale-Up of Oxo-Synthesis Reactor and Optimization of Impellers Based on CFD Simulation

Chen Ying， Zhang Yanqing
Shanghai Engineering Company， SINOPEC， Shanghai 200120， China

A computational fluid dynamics （CFD） simulation method was developed to study the scale-up characteristics of the oxo-synthesis reactor with three-lay impellers and the optimization of impellers. The variations of flow field， gas distribution and power consumption of the gas-liquid stirred tank before and after scale-up were investigated. The results showed that the flow distribution and gas distribution were similar when the tank diameter increased from 4 600 mm to 5 200 mm， which indicated that the difference in mixing was negligible after the impellers scale-up， and the selected scale-up criteria was reasonable. In addition， the new blade showedhigher mixing efficiency than the straight blade and the power consumption was decreased by 51%.

oxo-synthesis； reactor； impeller； computational fluid dynamics simulation

TQ018

A

1001—7631 （ 2015 ） 04—0297—10

2015-01-09；

2015-05-26。

陳 迎（1976—），男，高級工程師。E-mail: chenying.ssec@sinopec.com。