導流筒直徑對氣升式環(huán)流反應器流動的影響和放大研究

杜　峰， 楊志方

(中國石油大學 化學工程學院， 山東 青島 266580)

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導流筒直徑對氣升式環(huán)流反應器流動的影響和放大研究

杜峰， 楊志方

(中國石油大學 化學工程學院， 山東 青島 266580)

摘要：使用歐拉-歐拉雙流體模型考察了重油-氫氣體系在溫度703.15 K和壓力11 MPa下，導流筒直徑對氣升式環(huán)流反應器內(nèi)氣、液兩相流動的影響和放大規(guī)律，為懸浮床工業(yè)裝置提供理論指導。模擬結(jié)果表明，導流筒直徑過大或者過小都會造成氣含率和環(huán)流液速最大值沿徑向出現(xiàn)一定偏移。當導流筒直徑與反應器外筒直徑之比(Di/Do)為0.70時，反應器內(nèi)流動性能達到最佳。反應器體積較小時，Di/Do對反應器內(nèi)流動改變不大；在放大過程中，整體氣含率隨著Di/Do增加先增加后趨于穩(wěn)定，整體環(huán)流液速先增加后減小。對體積為23.03 m3的環(huán)流反應器來說，Di/Do為0.75時流動性能較好；當反應器體積進一步放大至109.42 m3和208.42 m3時，流動特性在Di/Do為0.70時更好；放大過程中Di/Do最優(yōu)區(qū)間出現(xiàn)一定的“左移”現(xiàn)象。

關(guān)鍵詞：數(shù)值模擬；氣、液兩相流；氣含率；導流筒直徑；上升管；放大

近年來，原油出現(xiàn)重質(zhì)化和劣質(zhì)化的趨勢。重質(zhì)油加氫過程中，其中存在的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)和微量金屬很容易結(jié)焦，導致催化劑，尤其是負載型催化劑失活，造成催化劑壽命縮短[1]，因此必須解決重質(zhì)原油輕質(zhì)化的難題。采用非負載型催化劑懸浮床加氫裂化工藝處理金屬含量高、殘?zhí)亢扛?、氮含量高和黏度高的重質(zhì)原油，能夠使原油中40%以上的組分輕質(zhì)化，達到輕質(zhì)化目的[2]。該工藝的反應器通常采用空桶式反應器即鼓泡床反應器[3]，它的原料中可以直接調(diào)入瀝青或者焦化裝置原料。氣升式環(huán)流反應器是在鼓泡床反應器的基礎(chǔ)上發(fā)展而來[4]，與傳統(tǒng)反應器相比，由于氣含率高、環(huán)流液速快、氣體停留時間長和氣液接觸面積大、結(jié)構(gòu)簡單和易于工程放大等優(yōu)點，在石油化工、生物化工和煤液化領(lǐng)域得到了廣泛應用。中國石油大學等[5-6]開發(fā)的懸浮床加氫裂化工藝采用了環(huán)流反應器，大大提高加氫裂化深度和原料油轉(zhuǎn)化率。

環(huán)流反應器的氣含率和環(huán)流液速是體現(xiàn)流動性能的重要參數(shù)，而環(huán)流反應器幾何結(jié)構(gòu)會對這兩個因素有重要影響。國內(nèi)外學者首先利用實驗方法得到了氣含率和環(huán)流液速與設(shè)計和操作參數(shù)之間的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式[7-10]，但因是基于固定設(shè)計參數(shù)和物性而得，不適合范圍以外的推算。隨著計算流體力學(CFD)的發(fā)展，使用CFD進行數(shù)值模擬逐漸成為模擬反應器內(nèi)流動特性的重要手段[11-12]。導流筒是氣升式環(huán)流反應器幾何結(jié)構(gòu)中比較關(guān)鍵的因素，沈榮春等[13]以空氣-水體系作為介質(zhì)，采用歐拉-歐拉模型考察了導流筒結(jié)構(gòu)對氣、液兩相流動影響，李光等[14]研究了鼓泡塔中加入短導流筒對反應器內(nèi)流動的影響，朱家亮等[15]考察了導流筒和直徑比對局部流場的影響。這些研究對環(huán)流反應器的流動性能有重要的指導意義，但模擬條件與懸浮床加氫反應器工藝操作條件(溫度420～480℃，壓力10～20 MPa)有很大差別。因此，針對懸浮床工業(yè)裝置研究導流筒直徑對反應器內(nèi)流動影響和放大規(guī)律，對懸浮床反應器工業(yè)放大有重要意義[16-18]。

本研究中，利用FLUENT軟件，以重質(zhì)油懸浮床加氫反應器為基準，應用氫氣-重油體系考察了工藝條件下導流筒直徑對反應器內(nèi)流動的影響和放大規(guī)律，為懸浮床工業(yè)放大提供一定的理論指導。

1　導流筒直徑對氣升式環(huán)流反應器流動影響的數(shù)值模擬

1.1物理模型和網(wǎng)格劃分

本研究中采用氣升式環(huán)流反應器，模擬對象為重油-氫氣體系。反應器體積109.42 m3，在反應器底部安裝氣-液混進噴嘴，其距離錐底的距離為1.47 m。不同導流筒直徑的反應器具體結(jié)構(gòu)尺寸參數(shù)列于表1。A、B、C、D分別對應導流筒直徑為1.56、1.68、1.80和1.92 m的氣升式環(huán)流反應器。其中導流筒直徑為1.80 m的氣升式環(huán)流反應器實驗裝置物理模型和網(wǎng)格劃分示于圖1，噴嘴結(jié)構(gòu)示于圖2。該反應器共有5個噴嘴，中心位置噴嘴與周圍任一噴嘴夾角為45°，噴嘴直徑40 mm。

表1　氣升式環(huán)流反應器(ALR)結(jié)構(gòu)尺寸參數(shù)

圖1　導流筒直徑為1.8 m實驗裝置物理模型和網(wǎng)格劃分Fig.1　Physical model and meshing of experiment device with draft tube diameter of 1.8 m

圖2　氣升式環(huán)流反應器噴嘴結(jié)構(gòu)示意圖Fig.2　Schematic of the nozzle structure of airlift loop reactor (a) Vertical view; (b) Perspective view; (c) Front view; (d) Left view

采用GAMBIT軟件對環(huán)流反應器進行三維網(wǎng)格劃分。氣-液分離區(qū)流態(tài)比較簡單，該區(qū)主要采用六面體網(wǎng)格劃分，劃分尺寸為0.15 mm。筆者主要研究上升區(qū)、下降區(qū)和反應器底部的流動情況。對這些區(qū)域進行網(wǎng)格加密，采用0.12 mm進行六面體網(wǎng)格劃分；噴嘴附近結(jié)構(gòu)比較復雜，采用四面體進行網(wǎng)格劃分，劃分尺寸為0.03 mm。

1.2數(shù)學模型

采用歐拉-歐拉多相流模型模擬氣、液兩相的流動。該模型可以模擬多相分離流及相互作用的相，可以是氣體、液體和固體。黏性模型選用標準k-ε模型[7-9]。具體控制方程如式(1)～(7)所示。

1.2.1連續(xù)性方程

(1)

1.2.2動量方程

(2)

式(2)中，g為重力加速度，m/s2；P為壓力，Pa；Fφ為氣-液相間作用力；FTD為氣泡的湍動耗散力；τφ為應力項，包括兩部分基于分子黏性的平均應力τm和湍流應力τt， 二者的表達式為式(3)、式(4)。

(3)

(4)

式(3)、式(4)中，k為湍流動能，J；ν為運動黏度，m2/s；I為湍動強度，%。曳力模型采用Schiller and Naumann方法[22-23]，如式(5)所示。

(5)

式(5)中，CD為曳力系數(shù)，無量綱。

1.2.3k方程和ε方程

Gk+Gb-ρε

(6)

(7)

1.3計算條件

以懸浮床實際裝置為基準，其工藝條件為溫度703.15 K和壓力11 MPa。該工藝條件下，重油的密度和動力黏度分別為714.17 kg/m3和0.000893 Pa·s，H2的密度和動力黏度分別為9.22 kg/m3和0.0000193 Pa·s。模擬計算條件與工藝條件一致，液面高度14.5 m，表觀氣速0.1243 m/s、表觀液速0.0086 m/s。噴嘴入口為速度入口邊界條件，出口為壓力出口條件，邊壁設(shè)置為無滑移邊界條件，采用單氣泡模型，尺寸設(shè)為2 mm。

2　模型結(jié)果與討論

氣含率和環(huán)流液速是表征流動特性的重要參數(shù)。氣含率表明氣、液接觸面的狀況，對反應器內(nèi)傳熱和傳質(zhì)有重要影響；環(huán)流液速是影響床層氣含率、固含率及其分布的重要因素，環(huán)流液速的改變會影響反應器內(nèi)混合效果[17]。筆者采用這兩個參數(shù)進行表征。

2.1實驗驗證

對冷模實驗裝置進行實驗驗證來保證所建模型的正確性。裝置中反應器為氣升式環(huán)流反應器，反應器尺寸φ0.2 m×2.5 m，導流筒尺寸φ0.14 m×1.5 m，壁厚5 mm。在反應器底部安裝氣體分布器，距離筒底50 mm，空氣經(jīng)過壓縮機和水經(jīng)過水泵由氣體分布器進入。實驗體系為空氣-水，在常溫常壓下進行實驗。采用壓差法測量氣含率，采用脈沖示蹤劑法測量環(huán)流液速。為了保證模型的可靠性，模擬了表觀氣速為0.027、0.068、0.108和0.135 m/s下的整體氣含率和下降區(qū)環(huán)流液速變化規(guī)律，并與實驗結(jié)果對比，結(jié)果如圖3所示。

圖3　氣升式環(huán)流反應器整體氣含率和下降區(qū)環(huán)流液速隨表觀氣速的變化Fig.3　Overall gas holdup ratio and liquid circulation velocity of dropper vs superficial gas velocity in airlift loop reactor (a) Overall gas holdup ratio; (b) Liquid circulation velocity

由圖3可以看出，隨著表觀氣速的增加，整體氣含率單調(diào)增加，數(shù)據(jù)模擬結(jié)果與實驗結(jié)果基本保持一致，但是仍然有所差別。可能的原因是實驗采用壓差法和脈沖示蹤劑法測量計算氣含率和環(huán)流液速，本身不可避免會產(chǎn)生誤差，模擬計算采用模型與氣泡實際行為也會有所偏差，都會給結(jié)果帶來誤差。雖然存在這種現(xiàn)象，但通過分析計算可以得出，整體氣含率的偏差在6.16%～12.24%之間，環(huán)流液速的偏差在2.3%～10.4%之間，低于傳統(tǒng)經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式[24](30%～40%之間)，說明本研究中建立的數(shù)學模型基本可靠，可用于預測氣升式環(huán)流反應器的流動行為。

2.2導流筒直徑對流動的影響規(guī)律

考察了體積為109.42 m3的氣升式環(huán)流反應器導流筒直徑/反應器外筒直徑比 (Di/Do)對流動特性的影響規(guī)律，Di/Do分別為0.65、0.70、0.75和0.80時，計算得到的氣含率和環(huán)流液速如圖4和圖5 所示。

圖4　不同Di/Do下氣升式環(huán)流反應器的氣含率Fig.4　Gas holdup ratio in airlift loop reactor with different Di/Do

圖5　Di/Do為0.65的氣升式環(huán)流反應器環(huán)流液速分布Fig.5　Liquid circulation velocity distribution in airlift loop reactor with Di/Do of 0.65

圖6為不同導流筒直徑下氣升式環(huán)流反應器內(nèi)軸向高度分別為3.0、6.0、9.0和12.0 m處氣含率的徑向分布。圖6中，r/R表示徑向位置與外筒的比值(0表示中心位置，1表示外筒位置)，虛線為導流筒所在位置，左右側(cè)分別是上升區(qū)和下降區(qū)。由圖6(b)可知，對于Di/Do為0.75的反應器中心位置來說，在一定范圍內(nèi)氣含率隨著軸向位置增加逐漸減小，當軸向高度達到9 m后，隨著軸向高度繼續(xù)增加，氣含率變化減小，上升區(qū)內(nèi)氣含率沿著徑向分布逐漸變寬。造成這種現(xiàn)象的原因是，上升區(qū)軸向位置較低時，氣體主要集中在中心處，隨著軸向位置增加流動逐漸發(fā)展，氣體沿徑向擴散逐漸增強；當軸向位置增到一定高度時，流動得到充分發(fā)展，上升區(qū)的氣含率沿軸向分布逐漸趨于穩(wěn)定。下降區(qū)的氣含率沿軸向變化表示氣泡主要集中于下降區(qū)的上部，下部由于氣泡所受壓力較大而不易到達。對于Di/Do為0.65、0.70和0.80的環(huán)流反應器來說，氣含率有相似的分布規(guī)律。同時，對于Di/Do為0.65和0.80的反應器來說，導流筒內(nèi)氣含率最大值沿徑向中心位置存在一定的偏移，這表示導流筒直徑過大或者過小都會引起一定的偏流，流動較差。

圖7為氣升式環(huán)流反應器上升區(qū)、下降區(qū)和整體氣含率隨其Di/Do的變化。由圖7可知，隨著Di/Do的增加，上升區(qū)氣含率呈現(xiàn)遞增趨勢，下降區(qū)呈現(xiàn)先增加再減小的趨勢，整體氣含率呈現(xiàn)先增加然后基本不變的趨勢。當Di/Do較低時，導流筒和外筒壁之間空隙較大，環(huán)流阻力較小，氣泡運動速度較大，氣泡在反應器內(nèi)停留時間較短，此時氣含率較低；在一定范圍內(nèi)隨著Di/Do的增加，導流筒和外筒壁之間空隙逐漸減小，環(huán)流阻力增大導致氣泡在反應器內(nèi)停留時間增加，因此上升區(qū)和下降區(qū)氣含率逐漸增大；當Di/Do達到0.70～0.75時，整體氣含率基本不再變化，上升區(qū)氣含率仍在增加，下降區(qū)氣含率達到最大值。繼續(xù)增大Di/Do，上升區(qū)氣含率繼續(xù)增加，下降區(qū)氣含率突然下降，這是由于導流筒和外筒壁之間空隙進一步縮小，環(huán)流阻力進一步增加，導致氣泡不易被夾帶至下降區(qū)，下降區(qū)氣含率有所減小，而氣泡在上升區(qū)停留時間繼續(xù)增加，導致上升區(qū)氣含率繼續(xù)增加，兩者綜合效果使整體氣含率變化不大。

圖6　Di/Do為0.65、0.75和0.80的氣升式環(huán)流反應器 不同高度處氣含率沿徑向分布Fig.6　Gas holdup ratio distributions along radial length in airlift loop reactors with Di/Do of 0.65, 0.75 and 0.80Di/Do: (a) 0.65; (b) 0.75; (c) 0.80

圖7　氣升式環(huán)流反應器氣含率隨Di/Do的變化Fig.7　Gas holdup ratio vs Di/Do of airlift loop reactor

圖8為不同Di/Do氣升式環(huán)流反應器軸向高度分別為3.0、6.0、9.0和12.0 m處環(huán)流液速沿徑向的分布。由圖8可知，對Di/Do為0.75的氣升式環(huán)流反應器而言，上升區(qū)內(nèi)中心位置的環(huán)流液速隨著軸向位置增加逐漸減小，軸向位置達到9.0 m后，環(huán)流液速不再變化；下降區(qū)環(huán)流液速隨著軸向高度變化很小，隨著軸向高度增加，環(huán)流液速沿徑向分布逐漸變寬，這是流動沿軸向得到逐漸發(fā)展所致。對于Di/Do為0.65、0.70和0.80的環(huán)流反應器來說，環(huán)流液速分布有相似規(guī)律。Di/Do為0.65和0.80的環(huán)流反應器的環(huán)流液速最大值沿徑向中心位置出現(xiàn)一定的偏流，與上述氣含率的研究結(jié)果相吻合。

圖9為氣升式環(huán)流反應器上升區(qū)、下降區(qū)和整體環(huán)流液速隨Di/Do的變化。從圖9可見，隨著Di/Do的增加，上升區(qū)液相流速呈現(xiàn)逐漸下降趨勢，下降區(qū)液相流速呈現(xiàn)先增加后下降的趨勢。這是因為，在一定范圍內(nèi)Di/Do的增加引起導流筒和外筒之間空隙減小，相同進料氣量下環(huán)流阻力有所增大，因此上升區(qū)環(huán)流液速有所減小；對于下降區(qū)來說，液體循環(huán)量有所減小導致下降區(qū)環(huán)流液速有所增加，兩者綜合作用使整體環(huán)流液速稍有增加。氣升式環(huán)流反應器Di/Do增至0.70，上升區(qū)的環(huán)流液速繼續(xù)下降，下降區(qū)和整體環(huán)流液速都達到最大值，繼續(xù)增加Di/Do，3個區(qū)域的環(huán)流液速均下降。由于導流筒和外筒空隙繼續(xù)減小導致環(huán)流阻力持續(xù)增加，上升區(qū)環(huán)流液速繼續(xù)下降，下降區(qū)雖然液體循環(huán)量繼續(xù)減小，但環(huán)流阻力對流動影響占主要因素，因此下降區(qū)環(huán)流液速逐漸減小，整體環(huán)流液速也呈現(xiàn)減小趨勢。

圖8　Di/Do為0.65、0.75和0.80的氣升式環(huán)流反應器 不同高度處環(huán)流液速沿徑向分布Fig.8　Liquid circulation velocity distributions along radial length in airlift loop reactors with Di/Do of 0.65, 0.75 and 0.80Di/Do: (a) 0.65; (b) 0.75; (c) 0.80

綜上所述，當Di/Do達到0.70～0.75時，整體氣含率達到最大值，繼續(xù)增加Di/Do，下降區(qū)氣含率有所減?。划擠i/Do達到0.7時，上升區(qū)、下降區(qū)和整體環(huán)流液速達到最大值，繼續(xù)增加Di/Do，3個區(qū)域環(huán)流液速下降較多。綜合考慮，Di/Do為0.7的氣升式環(huán)流反應器內(nèi)流動性能達到最佳。

2.3導流筒直徑對流動影響的放大規(guī)律

對反應器的體積分別為0.003、23.03、109.42和208.42 m3的氣升式環(huán)流反應器，考察了Di/Do為0.65～0.80的反應器內(nèi)部流動變化規(guī)律，其中Do和反應器高度保持不變，結(jié)果如圖10所示。

圖10　Di/Do對氣升式環(huán)流反應器整體氣含率和 環(huán)流液速影響的放大規(guī)律Fig.10　Overall gas holdup ratio and liquid circulation velocity amplification rule for airlift loop reactor with different Di/Do(a) Overall gas holdup ratio; (b) Liquid circulation velocity

由圖10可知，不同氣升式環(huán)流反應器尺寸下Di/Do對氣含率和環(huán)流液速造成的影響不同。當反應器體積較小時，系統(tǒng)內(nèi)進入氣體很少，Di/Do對氣含率和環(huán)流液速影響較小。隨著反應器體積放大至23.03 m3，系統(tǒng)內(nèi)輸入能量增加，在一定范圍內(nèi)氣含率和環(huán)流液速隨著Di/Do的增加而增加，當增加到一定程度時，氣含率增加幅度有所減小，環(huán)流液速出現(xiàn)下降趨勢；當Di/Do從0.75增至0.80時，氣含率變化不大，環(huán)流液速有所減小，因此Di/Do為0.75時的流動性能較好。當反應器體積進一步放大至109.42 m3和208.42 m3，Di/Do從0.70增至0.80時，整體氣含率增加幅度很小，而環(huán)流液速大幅下降，因此Di/Do為0.70時的流動性能較好。放大過程中Di/Do最佳值出現(xiàn)一定程度的“左移”。導致這一現(xiàn)象的原因是，當Di/Do較低時，環(huán)流阻力較小，氣泡上升速度較大，氣體的停留時間較短，進入下降區(qū)的氣體較少，氣含率較低；隨著Di/Do增加，環(huán)流阻力增加，氣泡在反應器內(nèi)停留時間增加，進入下降區(qū)的氣體增多，整體氣含率有所增加，此時，由于下降區(qū)空間減小，液體循環(huán)量減少，導致環(huán)流液速有所增加；繼續(xù)增加Di/Do，環(huán)流阻力繼續(xù)增加，由于下降區(qū)液速有所減小且液體循環(huán)量有所減小，不易夾帶氣泡進入下降區(qū)，因此氣含率增加不多，下降區(qū)液體大多處于滯留區(qū)導致整體環(huán)流液速繼續(xù)下降。

3　結(jié)　論

(1)隨著氣升式環(huán)流反應器軸向高度增加，中心位置的氣含率和環(huán)流液速逐漸下降，氣含率和環(huán)流液速沿徑向分布逐漸變寬，這是因為流動正在逐漸發(fā)展。導流筒直徑Di/Do過大或者過小都會造成氣含率和環(huán)流液速最大值沿徑向出現(xiàn)一定偏移。

(2)隨著Di/Do增加，上升區(qū)氣含率一直增加，下降區(qū)氣含率先增大后減小；上升區(qū)環(huán)流液速逐漸減小，下降區(qū)環(huán)流液速先增加后減小的趨勢。當Di/Do為0.70時反應器內(nèi)流動性能達到最佳。

(3)氣升式環(huán)流反應器體積較小時，反應器內(nèi)流動隨體積的變化改變不大；在放大過程中，隨著Di/Do增加，整體氣含率先增加后不變，整體環(huán)流液速先增加后減小；對體積為23.03 m3的環(huán)流反應器來說，Di/Do為0.75時流動性能較好；而當反應器體積進一步放大至109.42 m3和208.42 m3時，流動特性在Di/Do為0.70時更好。放大過程中最優(yōu)區(qū)間出現(xiàn)一定“左移”現(xiàn)象。

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收稿日期：2015-05-22

基金項目：中央高校基本科研業(yè)務費專項資金(13CX02504A)資助

文章編號：1001-8719(2016)04-0725-09

中圖分類號：TE624

文獻標識碼：A

doi:10.3969/j.issn.1001-8719.2016.04.010

Study on Effect of Draft Tube Diameter on the Hydrodynamics and Scale-up in an Airlift Loop Reactor

DU Feng, YANG Zhifang

(CollegeofChemicalEngineering，ChinaUniversityofPetroleum，Qingdao266580，China)

Abstract：Euler-Euler two flow model was applied to investigate the effects of nozzle diameter and nozzle position on the hydrodynamics in the airlift loop reactor to provide theoretical guidance for suspension bed industrial equipment with the oil-hydrogen system under the conditions of temperture 703.15 K and pressure 11 MPa. The simulation results showed that there appeared a radial deviation for the maximum of gas holdup and liquid circulation velocity when the diversion tube diameter was too big or too small. The flow performance was better when the ratio of diversion tube diameter to reactor diameter(Di/Do) was 0.70. For small reactor volume, the flow characteristic changed little along with the change of Di/Do. In the process of amplification, the overall gas holdup increased little after the first increase with the increase of Di/Do, while liquid circulation velocity showed a trend of decrease after first increase. For loop reactor volume of 23.03 m3, good flow properties achieved at Di/Do of 0.75,while the optimal Di/Do was 0.70 for loop reactor volume of 109.42 m3and 208.42 m3. The optimal interval of Di/Do appeared “the left” phenomenon in the amplification.

Key words：numerical simulation; gas-liquid flow; gas holdup; diversion tube diameter; riser; scale-up

通訊聯(lián)系人： 杜峰， 男， 副教授， 博士， 從事石油與天然氣加工研究；E-mail：dufeng@upc.edu.cn