費(fèi)托合成漿態(tài)床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)與工程放大研究進(jìn)展

張曉方，馮留海，卜億峰，門卓武

（北京低碳清潔能源研究所，北京102211）

煤炭間接液化是以煤炭為原料將其轉(zhuǎn)化成液體油品的過程，該技術(shù)的研發(fā)可有效緩解我國(guó)石油供需矛盾，是補(bǔ)充我國(guó)石油不足的重要途徑之一。其中，費(fèi)托合成作為煤間接液化的核心過程是煤炭間接液化開發(fā)的重要研究課題。費(fèi)托合成可采用鐵基或鈷基催化劑配套不同的工藝技術(shù)。其中，費(fèi)托合成反應(yīng)器是費(fèi)托合成工藝的核心裝置，反應(yīng)器類型有固定床、流化床與漿態(tài)床[1]。不同于固定床和流化床，漿態(tài)床反應(yīng)器是氣液固三相反應(yīng)器，因其催化劑效率高、傳熱效果好、床層溫度均勻可控、操作條件彈性大、投資費(fèi)用低等優(yōu)點(diǎn)，被認(rèn)為是費(fèi)托合成工藝的首選。但漿液的存在也帶來一些缺點(diǎn)，如催化劑較易磨損、液固分離難度較大、返混和傳質(zhì)阻力高于氣固流化床等。以上問題可以通過在反應(yīng)器內(nèi)部設(shè)置不同功能內(nèi)構(gòu)件得到部分或全部解決。

1 費(fèi)托合成漿態(tài)床反應(yīng)器

費(fèi)托合成漿態(tài)床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)如圖1所示，反應(yīng)時(shí)合成氣通過底部氣體分布器進(jìn)入，經(jīng)液相擴(kuò)散到催化劑顆粒表面發(fā)生費(fèi)托合成反應(yīng)，生成的輕質(zhì)氣態(tài)烴、水和尾氣從塔頂流出，經(jīng)冷凝分出輕組分和水，不凝氣體作為循環(huán)氣返回系統(tǒng)；生成的費(fèi)托蠟與重質(zhì)烴在反應(yīng)器內(nèi)與催化劑形成漿液，可通過內(nèi)/外過濾器過濾后排出反應(yīng)器。

漿態(tài)床反應(yīng)器的研究可追溯到二次世界大戰(zhàn)，其中應(yīng)用最早、研究最多的是低溫費(fèi)托合成[2]，此外還包括氧化、加氫、甲醇合成、烷基取代以及聚合等反應(yīng)過程。20世紀(jì)80年代，Sasol公司開始從事漿態(tài)床合成反應(yīng)器的工業(yè)開發(fā)，90年代初建成規(guī)模3.75 kt/a的中試裝置，并于1993年實(shí)現(xiàn)了費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器的工業(yè)化應(yīng)用與生產(chǎn)。第一代工業(yè)化反應(yīng)器Φ5 m×22m，設(shè)計(jì)生產(chǎn)能力為125kt/a，第二代SPD（Slurry Phase Distillate）反應(yīng)器設(shè)計(jì)生產(chǎn)能力即可達(dá)1200 kt/a[3]。盡管漿態(tài)床反應(yīng)器已實(shí)現(xiàn)工業(yè)應(yīng)用，但反應(yīng)器放大仍存在困難和挑戰(zhàn)，在提高單臺(tái)反應(yīng)器產(chǎn)能、全流程熱效率等方面也存在很大的優(yōu)化空間和潛力。表1列出了幾種費(fèi)托反應(yīng)器的關(guān)鍵性能對(duì)比[4-6]。

圖1 漿態(tài)床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)示意圖Fig.1 Schematic diagram of slurry bubble column reactor structure

表1 費(fèi)托反應(yīng)器性能對(duì)比Table1 Performance comparison of slurry bubble column reactor

2 漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件

雖然漿態(tài)床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、傳熱傳質(zhì)效果好，但在實(shí)際操作過程中也存在諸多問題。例如：氣體分布不均勻；移熱量大，取熱列管排布占反應(yīng)器橫截面積最高達(dá)到(25±3)%；液相返混嚴(yán)重，氣體停留時(shí)間短，限制了轉(zhuǎn)化率和產(chǎn)物選擇性的提高；費(fèi)托蠟固含率高等。以上問題需要反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件來解決，內(nèi)構(gòu)件可以解決實(shí)際操作問題，還可改善反應(yīng)器內(nèi)的流體流動(dòng)、傳質(zhì)和傳熱。一般情況下，漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)部自下而上（見圖1）分別設(shè)置有氣體分布器、取熱內(nèi)構(gòu)件、液固過濾器、導(dǎo)流裝置以及氣液分離裝置等，反應(yīng)器的工業(yè)優(yōu)化實(shí)際上就是反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件的結(jié)構(gòu)和功能的優(yōu)化過程。

2.1 氣體分布器

氣體分布器是漿態(tài)床反應(yīng)器最基本的內(nèi)構(gòu)件，它決定了氣體進(jìn)入反應(yīng)器的形式，直接影響了反應(yīng)效率和反應(yīng)器操作。一般認(rèn)為影響氣體分布器性能的主要因素為壓降，分布器壓降越大氣體分布越均勻，但壓降大也增加了裝置能耗，因此存在一個(gè)最小布?xì)鈮航担瑢?shí)際操作時(shí)分布器壓降要大于最小布?xì)鈮航?。氣體分布器的性能可以通過測(cè)量分布器上方流速，采用統(tǒng)計(jì)平均值計(jì)算出分布不均勻系數(shù)來進(jìn)行評(píng)價(jià)[7]。在氣體分布器設(shè)計(jì)過程中，可以根據(jù)其結(jié)構(gòu)尺寸建立數(shù)學(xué)模型進(jìn)行模擬計(jì)算，驗(yàn)證可行性并指導(dǎo)設(shè)計(jì)。

目前應(yīng)用于費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器的主流氣體分布器有管式和板式，其中管式分布器應(yīng)用最廣(如圖2所示)。

圖2 典型管式分布器結(jié)構(gòu)俯視圖Fig.2 Top views of typical pipe gas distributor structure

管式分布器設(shè)置有進(jìn)氣主管與支管，支管上設(shè)置噴嘴，噴嘴通常向下開口，氣體噴出后再向上鼓泡進(jìn)入到床層內(nèi)部。目前常見的管式分布器結(jié)構(gòu)有輻射狀或分支狀，考慮到漿態(tài)床反應(yīng)器下封頭為圓弧形設(shè)計(jì)，為提高氣體均布性、防止催化劑沉積，出現(xiàn)了多層分布式以及貼合反應(yīng)器底部的弧面層體狀管式分布器[8-10]。分布板式分布器是將下封頭與反應(yīng)器筒體用分布板隔開，氣體通過進(jìn)氣管進(jìn)入分布板下方，由分布板上的噴嘴或分布孔進(jìn)入床層。泡罩分布器是典型的分布板式分布器，但其結(jié)構(gòu)復(fù)雜、制造成本高、檢修困難，且易出現(xiàn)氣泡破碎不佳、止逆球頻繁跳動(dòng)、逆流等問題。目前有兩種解決方案，一是優(yōu)化泡罩結(jié)構(gòu)，如在泡罩筒體上增設(shè)布?xì)饪谆驓怏w導(dǎo)向切口[11-12]、在下氣罩下端安裝噴嘴[13]等；另一種方法是更換止逆元件，如采用浮閥、氣體分布閥等其他類型閥門代替止逆球作為止逆元件[14-15]。

漿液倒灌是漿態(tài)床反應(yīng)器氣體分布器亟需解決的問題之一，當(dāng)供氣中斷或流量降低時(shí)，漿液會(huì)攜帶催化劑顆粒進(jìn)入氣體分布器的分布孔道，引起分布器堵塞和氣體分布不均。目前的解決方案有改進(jìn)氣體分布器結(jié)構(gòu)，如在管式氣體分布器噴管上設(shè)置限流裝置[16]；此外，還可以引入吹掃或放空管線，對(duì)倒灌催化劑及漿液進(jìn)行吹掃和清理[17]。

2.2 重質(zhì)蠟分離內(nèi)構(gòu)件

由于漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)為氣液固三相，反應(yīng)時(shí)不斷有重質(zhì)蠟生成，如何將重質(zhì)蠟從反應(yīng)器內(nèi)分離成為影響費(fèi)托裝置運(yùn)行及產(chǎn)品質(zhì)量的關(guān)鍵。若催化劑過濾達(dá)不到要求，蠟中催化劑會(huì)影響下游油品加工與精制，嚴(yán)重時(shí)會(huì)導(dǎo)致管道堵塞；另一方面大量催化劑被帶走，增加了催化劑的用量，提高了操作與運(yùn)行成本。

重質(zhì)蠟分離可以采用沉降、過濾或磁分離，實(shí)際工業(yè)生產(chǎn)中常將過濾與其他分離方法組合進(jìn)行二級(jí)分離。雖然沉降是使用最早的分離方法[18]，但因其操作時(shí)間長(zhǎng)（1～3 h），分離粒度較大且固定，僅適用于初步分離和催化劑回收。過濾是目前應(yīng)用最廣的方法，選擇有效的濾芯材料和反沖洗方式是過濾的關(guān)鍵。過濾器濾芯通常采用燒結(jié)金屬粉末、燒結(jié)金屬網(wǎng)、楔形纏繞濾芯[19]，呈管束排布于反應(yīng)器內(nèi)部或者外部。按照流動(dòng)形式，可分為死端過濾[20]和錯(cuò)流過濾[21]，死端過濾透過速率較小，過濾管端部通常設(shè)置集合管并對(duì)濾清液進(jìn)行抽吸；錯(cuò)流過濾具有更大的透過速率，其濾餅被平行流動(dòng)的濾液沖刷，濾餅不易堆積，過濾周期較長(zhǎng)。兩種過濾方法的推動(dòng)力分別為集總管抽吸壓力差與反應(yīng)器和過濾器后集液管的壓差，結(jié)構(gòu)如圖3所示。反應(yīng)器內(nèi)過濾器的選擇和設(shè)計(jì)受反應(yīng)器內(nèi)部空間的限制，且對(duì)周圍流場(chǎng)影響較大，若過濾管處存在大氣泡，嚴(yán)重影響過濾效果，易發(fā)生干管、堵塞等問題。為了改善過濾環(huán)境、防止濾芯堵塞，最直接的辦法是降低過濾器負(fù)荷，如通過控制漿液溫度，產(chǎn)生更多氣態(tài)輕烴產(chǎn)物，降低流入內(nèi)過濾器漿液量來延長(zhǎng)過濾器使用周期[22]。還可以改進(jìn)過濾器結(jié)構(gòu)降低濾芯含氣率，如設(shè)置脫氣罩或循環(huán)杯結(jié)構(gòu)[23]等。反應(yīng)器外過濾可以設(shè)置多級(jí)[24-25]或串聯(lián)沉降分離罐[26-27]，過濾后的濾清液用于內(nèi)過濾器反沖洗液，也可以回流至漿態(tài)床反應(yīng)器[28]。

圖3 反應(yīng)器內(nèi)置過濾器結(jié)構(gòu)示意圖Fig.3 Schematic diagram of internal filter structure

磁分離是近年來各研究機(jī)構(gòu)和公司嘗試的新方法，多與其他過濾裝置形成組合型多級(jí)過濾工藝[29]。磁分離分為器內(nèi)、器外兩種操作模式，器內(nèi)是在漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)部形成磁場(chǎng)磁化催化劑，磁場(chǎng)通過填充磁性填充物[30]、設(shè)置鐵磁體或電磁場(chǎng)發(fā)生器[31]形成；器外磁分離裝置如圖4所示[32]，漿液通過導(dǎo)管67引流進(jìn)入，磁分離器下部安裝鐵磁體，通電極化產(chǎn)生磁場(chǎng)，將催化劑顆粒吸附在下壁面上，富集催化劑顆粒的漿液由分離器下部排出，分離后的液蠟通過上部安裝的磁化擋板56再次分離后排出分離器。磁分離方法操作簡(jiǎn)單、分離效率較高，雖制造成本較高，但操作和維修費(fèi)用低，是重質(zhì)蠟分離未來的研究和發(fā)展方向。

圖4 器外磁分離裝置結(jié)構(gòu)示意圖Fig.4 Schematic diagram of external magnetic separator structure

2.3 取熱內(nèi)構(gòu)件

費(fèi)托合成為強(qiáng)放熱反應(yīng)，反應(yīng)熱約為165 kJ/mol合成氣[33]，取熱效果受流體狀態(tài)、催化劑特性、固含率以及工藝條件等影響。漿態(tài)床費(fèi)托合成反應(yīng)取熱大多采用泵強(qiáng)制循環(huán)的飽和水循環(huán)方案，工業(yè)上采用的取熱形式多為列管式內(nèi)構(gòu)件[34]，也有專利[35]用板式替代。泵強(qiáng)制循環(huán)的循環(huán)水泵流量大、能耗高，且對(duì)循環(huán)水泵的密封、維護(hù)等要求高。

為降低能耗和循環(huán)水量，可采用自然循環(huán)取熱[36]，即在滿足取熱要求的前提下，通過水循環(huán)流體力學(xué)計(jì)算核算和確定汽包高度、取熱內(nèi)構(gòu)件結(jié)構(gòu)等參數(shù)，減小流動(dòng)壓力損失，獲得較高的壓頭。該系統(tǒng)的推動(dòng)力為漿態(tài)床反應(yīng)器取熱內(nèi)構(gòu)件下降管中水柱與上升管中汽水混合物之間的密度差所產(chǎn)生的重位壓差，為了保證足夠的循環(huán)推動(dòng)力，要求汽包與取熱內(nèi)構(gòu)件間保證10～20 m高度差。自然循環(huán)取熱裝置能耗低，操作流程簡(jiǎn)化，但負(fù)荷能力較低，達(dá)到同樣取熱效果所需的裝置規(guī)模更大，裝置投資成本增加。

自然循環(huán)取熱型式多為套管式內(nèi)構(gòu)件，套管內(nèi)設(shè)置有下降/上升管，飽和水流入下降管，經(jīng)環(huán)隙進(jìn)入上升管，與漿液取熱后形成汽水混合物，依靠上升與下降管物流的密度差推動(dòng)汽水混合物向上流出套管頂端[37]。為了提高取熱效率、保證足夠的推動(dòng)力，可以控制下降管直徑與飽和水壓力來增大液體流速，保證飽和水在下降管內(nèi)為液相。同時(shí)在上升管下部增設(shè)限流裝置，飽和水經(jīng)過限流裝置后壓力降低，在上升管內(nèi)發(fā)生氣化。由于飽和水在上升管氣化量增大，因此可以用較少的取熱面積來移除漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)部的反應(yīng)熱，甚至可以省去汽包等裝置的設(shè)備投資[38]。圖5所示為自然循環(huán)取熱管的兩種典型結(jié)構(gòu)。

圖5 自然循環(huán)取熱取熱管結(jié)構(gòu)示意圖Fig.5 Schematic diagram of heat-exchange tube structure in natural circulation heat exchanger

2.4 漿液循環(huán)內(nèi)構(gòu)件

內(nèi)構(gòu)件的存在強(qiáng)化了部分流體力學(xué)特征，如氣泡尺寸分布更有利于反應(yīng)進(jìn)行、反應(yīng)器截面徑向流體力學(xué)分布特性得到改善等。但內(nèi)構(gòu)件兩端的流程結(jié)構(gòu)存在退變問題，造成整個(gè)反應(yīng)器內(nèi)流體分布不均勻，也影響了催化劑在床層內(nèi)取熱與分離的有效性。為了增加漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)部的漿液循環(huán)，出現(xiàn)了環(huán)流反應(yīng)器，即在反應(yīng)器內(nèi)部增加氣體攪動(dòng)裝置，該裝置具有液體定向流動(dòng)的特點(diǎn)，可以在較低表觀氣速下實(shí)現(xiàn)固體顆粒的懸浮，減少催化劑沉降的發(fā)生，更有利于傳熱與傳質(zhì)，提高了操作彈性和穩(wěn)定性，并通過實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證了其對(duì)催化劑軸向均勻分布的有效性。

漿液循環(huán)可以分為內(nèi)循環(huán)和外循環(huán)兩種，工業(yè)上費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器的外循環(huán)是通過將去除催化劑細(xì)粉的濾清液部分回流實(shí)現(xiàn)的，如神華集團(tuán)公開的外循環(huán)結(jié)構(gòu)[39]。目前大多數(shù)專利和研究針對(duì)內(nèi)循環(huán)展開，主要方法有設(shè)置漿液導(dǎo)流筒[40-41]或循環(huán)杯[42-44]，循環(huán)推動(dòng)力來自合成氣對(duì)催化劑漿液向上的曳力及內(nèi)外環(huán)物流密度差，典型的漿液內(nèi)循環(huán)結(jié)構(gòu)如圖6所示。

圖6 漿液內(nèi)循環(huán)內(nèi)構(gòu)件結(jié)構(gòu)圖Fig.6 Internal structure of slurry inner recirculation

3 漿態(tài)床反應(yīng)器流體力學(xué)研究

3.1 流體力學(xué)行為

漿態(tài)床反應(yīng)器流體力學(xué)是操作條件、物理特性以及規(guī)模的強(qiáng)函數(shù)，具體參數(shù)包括：氣液相比表面積、固相軸向擴(kuò)散系數(shù)、索特平均氣泡直徑、氣液相軸向擴(kuò)散系數(shù)、漿液與內(nèi)置取熱管間總傳熱系數(shù)、傳質(zhì)系數(shù)、氣含率以及液相物性。研究方法有冷熱模實(shí)驗(yàn)、數(shù)值計(jì)算以及CFD（Computational Fluid Dynamics）模擬。由于液固傳質(zhì)速率遠(yuǎn)大于氣液傳質(zhì)速率，目前大多數(shù)研究通常將氣液固三相簡(jiǎn)化成氣液兩相流處理。氣液傳質(zhì)系數(shù)與傳熱系數(shù)具體受表觀氣速、液速、固含率、溫度壓力等操作參數(shù)和物理特性的影響，因漿態(tài)床系統(tǒng)較為復(fù)雜，現(xiàn)有研究論文中很難找到完整的數(shù)據(jù)，通過實(shí)驗(yàn)研究得到的半經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式[45]均基于一定體系和操作條件，具有一定的適用范圍和局限性。隨著流體力學(xué)研究的深入，越來越多學(xué)者[46-48]開始研究固體催化劑顆粒的影響。研究發(fā)現(xiàn)，固體顆粒的存在相當(dāng)于增加了漿液的黏度，黏度增加對(duì)氣泡聚并的影響不明顯，但抑制了氣泡的破碎，因此小氣泡數(shù)量降低、大氣泡數(shù)量增加，平均氣泡直徑增加導(dǎo)致了氣含率的下降。但當(dāng)固含率為10%，催化劑粒度增大至毫米級(jí)時(shí)，大氣泡與大顆粒催化劑碰撞破碎成小氣泡，氣速降低，質(zhì)量傳遞系數(shù)降低，并隨催化劑粒度和漿液固含率的增加迅速減小[49]。

漿態(tài)床反應(yīng)器流型可分為均勻鼓泡流、過渡流和湍動(dòng)鼓泡流。不同流型區(qū)域的流動(dòng)、傳質(zhì)、混合以及氣泡行為存在明顯區(qū)別，均勻鼓泡區(qū)存在于表觀氣速較低、氣體分布情況較好的情況，此時(shí)氣泡無破碎與聚并，氣含率隨表觀氣速線性增大。當(dāng)表觀氣速持續(xù)增大，反應(yīng)器內(nèi)流型由均勻鼓泡流變?yōu)檫^渡流進(jìn)而轉(zhuǎn)變?yōu)橥膭?dòng)鼓泡流，湍動(dòng)鼓泡區(qū)氣液相湍動(dòng)劇烈，氣泡聚并明顯增強(qiáng)，氣泡直徑分布寬。實(shí)際操作中可以通過氣含率分析法（如αg-Ug曲線法，漂移模型法以及床層塌陷法），動(dòng)態(tài)信號(hào)處理法（如統(tǒng)計(jì)法、分形分析法與混沌分析）和理論分析法（如線性分析與群體平衡模型）來識(shí)別反應(yīng)器流型。對(duì)于工業(yè)費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器，由于其通常在高氣速、高固含率條件下操作，內(nèi)部流型主要為湍動(dòng)鼓泡流。

3.2 內(nèi)構(gòu)件影響

反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件有利于增強(qiáng)液體湍動(dòng)和氣泡破碎，從而獲得更大的氣含率和傳質(zhì)系數(shù)，但內(nèi)構(gòu)件對(duì)流體力學(xué)的影響是有限的，有學(xué)者在研究漿態(tài)床反應(yīng)器氣液再分布器時(shí)發(fā)現(xiàn)，其有效影響距離僅為1.0～1.5 m[50-51]。因此，研究?jī)?nèi)構(gòu)件結(jié)構(gòu)、數(shù)量及布置間距對(duì)反應(yīng)器流體力學(xué)的影響對(duì)工業(yè)反應(yīng)器放大和設(shè)計(jì)具有指導(dǎo)意義，但目前對(duì)內(nèi)構(gòu)件的研究較少，缺乏系統(tǒng)完善和深入的研究。工業(yè)漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件按功能可分為縱向?qū)Я髟c橫向阻尼元件兩類?？v向?qū)Я髟沽魉購(gòu)较蚍植稼呌诙盖?，包括列管取熱?nèi)構(gòu)件、導(dǎo)流筒、過濾器等，橫向阻尼元件有氣體分布器、翅片、篩網(wǎng)等，阻礙并減緩了反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)的不均勻性。對(duì)于列管取熱內(nèi)構(gòu)件，張煜等[52]將密集列管的影響作為體積源項(xiàng)考慮，在標(biāo)準(zhǔn)κ-ε方程中增加與列管阻力相關(guān)的動(dòng)量源、湍動(dòng)源以及耗散源本構(gòu)關(guān)系，采用氣泡群的徑向升力和湍流擴(kuò)散力平衡方程確定氣含率徑向分布。該內(nèi)構(gòu)件流體力學(xué)模型計(jì)算結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果符合性好，可推廣應(yīng)用到多維情況或其他縱向?qū)Я鲀?nèi)構(gòu)件類型的模擬中；對(duì)于橫向阻尼元件，可以將其阻尼效果作為體積源考慮，流動(dòng)阻力可采用均相流體的動(dòng)壓損失關(guān)系進(jìn)行估算[53]。X.Guan等[54]實(shí)驗(yàn)研究了直徑為0.8 m無內(nèi)構(gòu)件/光管/翅片內(nèi)構(gòu)件（比表面積為9.2%）鼓泡床內(nèi)的流體力學(xué)特性。結(jié)果表明，翅片管內(nèi)構(gòu)件的氣含率最高，無內(nèi)構(gòu)件的氣含率最低；對(duì)于局部氣含率而言，翅片管內(nèi)構(gòu)件的中心氣含率遠(yuǎn)高于光管內(nèi)構(gòu)件，而液相速度分布趨勢(shì)相反，這主要是由于液相在翅片表面停留時(shí)間較長(zhǎng)造成的。M.K.Al Mesfer等[55]采用γ-CT測(cè)量技術(shù)分析了有無內(nèi)構(gòu)件漿態(tài)床的氣含率分布，內(nèi)構(gòu)件的布局對(duì)氣含率分布有較大影響。D.Larachi等[56]研究了鼓泡床內(nèi)豎直取熱管束布置對(duì)流場(chǎng)的影響，液相的流動(dòng)特性受管束間距的影響較明顯，均勻管線布置的鼓泡床內(nèi)為明顯的環(huán)核結(jié)構(gòu)，非均勻布置的管束會(huì)使流型變得復(fù)雜。

4 反應(yīng)器放大

4.1 放大方法

反應(yīng)器放大方法可歸納為逐級(jí)經(jīng)驗(yàn)放大與數(shù)學(xué)模型放大兩種。逐級(jí)經(jīng)驗(yàn)放大是通過小型反應(yīng)器進(jìn)行工藝試驗(yàn)，優(yōu)選出操作條件和反應(yīng)器型式，確定所能達(dá)到的技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)，據(jù)此再設(shè)計(jì)和制造規(guī)模稍大的裝置進(jìn)行模型試驗(yàn)，通過一系列逐級(jí)放大試驗(yàn)考核不同規(guī)模生產(chǎn)裝置是否能夠達(dá)到小試預(yù)期結(jié)果。逐級(jí)經(jīng)驗(yàn)放大過程以經(jīng)驗(yàn)、實(shí)驗(yàn)為基礎(chǔ)，放大周期長(zhǎng)，很難實(shí)現(xiàn)高倍數(shù)放大。數(shù)學(xué)模型法是建立簡(jiǎn)化的反應(yīng)器模型，用數(shù)學(xué)方法來描述反應(yīng)器中各個(gè)參數(shù)之間的關(guān)系，通過不同規(guī)模的實(shí)驗(yàn)確定模型參數(shù)，然后通過計(jì)算機(jī)模擬放大后行為以確定放大準(zhǔn)則。但由于實(shí)際過程的復(fù)雜性、數(shù)學(xué)模型簡(jiǎn)化和計(jì)算手段的限制，數(shù)學(xué)模型法不可能完整、準(zhǔn)確地反映反應(yīng)器內(nèi)全貌，只適用于化學(xué)反應(yīng)認(rèn)識(shí)透徹的過程，鮮有單純用數(shù)學(xué)模型法放大的工業(yè)應(yīng)用實(shí)例。放大方法間界限不是完全分開的，實(shí)際放大過程中常為各方法的組合，現(xiàn)在通用的方法是將數(shù)學(xué)模型與經(jīng)驗(yàn)放大相結(jié)合，依據(jù)現(xiàn)有理論建立數(shù)學(xué)模型，再依靠實(shí)驗(yàn)和經(jīng)驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行放大。

1993年J.P.Euzen等[57]指出漿態(tài)床反應(yīng)器放大需要經(jīng)歷三個(gè)過程：實(shí)驗(yàn)室小試研究、中試及冷模試驗(yàn)研究。實(shí)驗(yàn)室小試研究包括反應(yīng)動(dòng)力學(xué)、熱力學(xué)研究以及實(shí)驗(yàn)室驗(yàn)證試驗(yàn)；中試階段主要研究物理、化學(xué)反應(yīng)機(jī)理，建立數(shù)學(xué)模型；第三階段的研究是利用尺度相似停留時(shí)間分布法，研究流體力學(xué)性質(zhì)、傳熱傳質(zhì)、停留時(shí)間分布等，并對(duì)CFD模型進(jìn)行驗(yàn)證和修正。K.Zhang等[58]在研究漿態(tài)床低溫甲醇合成時(shí)指出催化劑評(píng)價(jià)在反應(yīng)器放大過程中的重要性，將反應(yīng)器放大分為冷模流體力學(xué)研究、小試催化劑性能研究、中試工藝研究以及示范裝置運(yùn)轉(zhuǎn)。中科院山西煤化所[59]采用了催化劑研制與工藝開發(fā)、中試試驗(yàn)與模型模擬、冷態(tài)實(shí)驗(yàn)與熱態(tài)實(shí)驗(yàn)相結(jié)合的漿態(tài)床反應(yīng)器放大方法，2009年實(shí)現(xiàn)16萬t/年工業(yè)化示范應(yīng)用，并在神華寧煤建成4 000 kt/a的工業(yè)化裝置，于2016年底實(shí)現(xiàn)成功投料運(yùn)行[60-61]。Sasol費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器放大經(jīng)歷了小試、中試、示范和工業(yè)熱運(yùn)階段，其實(shí)驗(yàn)室小試漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)徑為25 cm[62]，工業(yè)漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)徑為5 m[63]，為了減小放大風(fēng)險(xiǎn)，Sasol在中試試驗(yàn)的基礎(chǔ)上，建成了直徑1 m，高10～20 m的示范裝置，并在真實(shí)的工藝操作條件下進(jìn)行了熱運(yùn)試驗(yàn)[64]。

4.2 放大準(zhǔn)則

反應(yīng)器放大需要預(yù)測(cè)氣含率、相間傳質(zhì)、液相返混等在放大過程中的變化，常規(guī)反應(yīng)器放大[65]基于質(zhì)量與動(dòng)量守恒定律，為保證動(dòng)力學(xué)與幾何相似性，通過量綱分析確保無量綱流體力學(xué)參數(shù)（如雷諾數(shù)（Re）、弗勞德數(shù)（Fr））和無因次幾何參數(shù)（如L/D）在放大過程中保持不變。但在實(shí)際應(yīng)用中不可能實(shí)現(xiàn)完全的幾何相似性（如催化劑顆粒的幾何尺寸），且無量綱數(shù)群的選擇對(duì)放大結(jié)果影響很大。早期的反應(yīng)器放大方法采用外推法，模型研究多基于兩相體系[66]，僅考慮了反應(yīng)器宏觀參數(shù)（如總氣含率、傳質(zhì)系數(shù)等）的變化，未考慮內(nèi)構(gòu)件的影響，且缺乏工業(yè)實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證，并不能很好地預(yù)測(cè)放大后的流體力學(xué)行為和生產(chǎn)能力。

1983年R.Nottenkamper等[67]發(fā)現(xiàn)當(dāng)表觀氣速大于0.20 m/s，反應(yīng)器直徑大于0.15 m時(shí)，總氣含率不隨反應(yīng)器直徑變化，其他學(xué)者[68]也得到了相同的結(jié)論。A.Forret等[68]基于徑向動(dòng)量守恒的唯象模型得出歸一化氣含率?g(x)和液速VL(x)/VL(0)曲線不受反應(yīng)器直徑與氣速的影響。1996年R.Krishna等[69]提出一種流體力學(xué)相似原則，研究將氣液固三相簡(jiǎn)化為漿液、催化劑顆粒與小氣泡構(gòu)成的密相區(qū)和大氣泡形成的稀相區(qū)。研究指出，稀相區(qū)氣含率受漿液物性和氣體密度影響很小，而密相區(qū)氣體空隙率受體系物性影響明顯，與反應(yīng)器規(guī)模關(guān)系不大；密相軸向擴(kuò)散系數(shù)與大氣泡上升速度與反應(yīng)器直徑成正比，可以用工業(yè)規(guī)模流化床反應(yīng)器返混參數(shù)預(yù)測(cè)同尺寸漿態(tài)床反應(yīng)器的返混特性。1997年J.R.Inga等[70]指出直徑0.3 m的漿態(tài)床與4 L攪拌釜在氣液傳熱、反應(yīng)速率上具有相似性。1999年M.Safoniuk等[71]基于流體力學(xué)與幾何相似性原則，利用白金漢π理論將影響流體力學(xué)的八個(gè)變量（表觀液速，相界面張力，Δρg，催化劑粒徑，液體密度，固體密度）定義為五個(gè)無量綱數(shù)群，研究指出在反應(yīng)器放大過程中要保證以上五個(gè)無因次數(shù)的一致性。但進(jìn)一步研究[72]發(fā)現(xiàn)，以上無因次數(shù)群并不能完全描述多相流體系流體力學(xué)性質(zhì)。2007年A.Shaikh[73]提出反應(yīng)器放大過程中總氣含率、徑向氣含率保持不變。

目前研究較多的另一種方法基于當(dāng)量直徑放大原則，即將取熱列管均勻分布在反應(yīng)器截面上構(gòu)成垂直內(nèi)構(gòu)件，將大直徑反應(yīng)器分成多個(gè)小直徑反應(yīng)器，縮小床徑影響。內(nèi)構(gòu)件不僅可以抑制氣泡長(zhǎng)大、促進(jìn)氣泡破裂，限制氣體和顆粒的徑向運(yùn)動(dòng)，抑制過高的局部流速，降低高徑比變化[57]，還可以改善流場(chǎng)分布、強(qiáng)化湍動(dòng)與氣液傳質(zhì)。為了消除工業(yè)反應(yīng)器內(nèi)返混，形成穩(wěn)定的氣液固三相懸浮系統(tǒng)，1957年H.Kolbel等[74]提出在反應(yīng)器內(nèi)均布六邊形管束，在管束內(nèi)布置取熱管。2011年文獻(xiàn)[75]提出在反應(yīng)器內(nèi)設(shè)置垂直方向的漿液管束或板束，用小尺寸空間模擬放大反應(yīng)器的動(dòng)力學(xué)行為，降低反應(yīng)器放大風(fēng)險(xiǎn)。該方法改變了漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)的宏觀混合模式，傳熱效果增強(qiáng)，實(shí)驗(yàn)結(jié)果與Sasol工業(yè)反應(yīng)器數(shù)據(jù)一致。2014年A.Y.Ahmed等[76]提出了一種新的反應(yīng)器放大方法，即利用取熱管束圍成一個(gè)較小的區(qū)域，將內(nèi)置取熱列管當(dāng)作反應(yīng)器壁，將反應(yīng)器分割成多個(gè)小尺寸反應(yīng)器，通過取熱管分區(qū)控制反應(yīng)器放大的影響，該方法已經(jīng)在冷模實(shí)驗(yàn)上得到了驗(yàn)證，需進(jìn)一步驗(yàn)證氣液混合等其他動(dòng)力學(xué)參數(shù)。

4.3 困難與挑戰(zhàn)

反應(yīng)器放大是實(shí)現(xiàn)工業(yè)應(yīng)用的關(guān)鍵，以下原因是造成漿態(tài)床反應(yīng)器放大困難的主要因素[70]：(1)反應(yīng)器內(nèi)傳遞和反應(yīng)過程復(fù)雜、影響因素多；(2)氣體進(jìn)氣量大，相應(yīng)工業(yè)反應(yīng)器幾何尺寸大，直徑一般為5～8 m；(3)系統(tǒng)操作壓力高，一般為 1～8 MPa；(4)放熱反應(yīng)，需移除大量反應(yīng)熱；(5)為實(shí)現(xiàn)高轉(zhuǎn)化率，反應(yīng)器高度在20～30 m。此外，由于反應(yīng)器內(nèi)流型、相間傳熱傳質(zhì)等傳遞特性隨放大發(fā)生改變，影響反應(yīng)器性能，從小試、中試中得到的工藝條件對(duì)反應(yīng)器性能的影響規(guī)律不再適用。因此，不管采用哪種方法放大，都很難快速、準(zhǔn)確地描述放大規(guī)律與放大效應(yīng)。近年來，隨著對(duì)內(nèi)構(gòu)件的深入研究發(fā)現(xiàn)，通過量化表征傳遞和反應(yīng)過程的放大變化，掌握內(nèi)構(gòu)件的影響和作用，可以將內(nèi)構(gòu)件作為反應(yīng)器放大的調(diào)控手段，或?qū)⒊蔀槲磥頋{態(tài)床反應(yīng)器放大的重要方法。

5 結(jié)論與展望

漿態(tài)床反應(yīng)器是費(fèi)托合成的核心裝置，在結(jié)構(gòu)、傳熱傳質(zhì)特性、床層壓降及催化劑在線更換等方面均表現(xiàn)出了明顯的優(yōu)勢(shì)，但工業(yè)應(yīng)用中也存在一些亟需解決的問題，如氣體分布不均勻、重質(zhì)蠟分離不達(dá)標(biāo)、漿液分布不均勻等。此外，隨著工業(yè)費(fèi)托漿態(tài)床反應(yīng)器直徑增大，氣含率與氣液傳熱系數(shù)降低，反應(yīng)器效率下降。內(nèi)構(gòu)件的設(shè)置不僅可以解決如重質(zhì)蠟分離、取熱等實(shí)際問題，還可以增強(qiáng)氣液混合和漿液湍動(dòng)，增大傳熱傳質(zhì)效率。研究反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件結(jié)構(gòu)特點(diǎn)及其對(duì)反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)分布、傳熱傳質(zhì)的影響，加強(qiáng)對(duì)反應(yīng)器內(nèi)傳遞與反應(yīng)的調(diào)控能力，對(duì)漿態(tài)床反應(yīng)器工程放大及產(chǎn)能提高具有重要意義。

漿態(tài)床反應(yīng)器放大是依據(jù)現(xiàn)有理論建立數(shù)學(xué)模型，再依靠實(shí)驗(yàn)結(jié)果和經(jīng)驗(yàn)進(jìn)行放大的過程。從實(shí)驗(yàn)室小試到中試再到工業(yè)示范裝置，沒有一個(gè)裝置適于研究包括反應(yīng)動(dòng)力學(xué)、傳熱傳質(zhì)、流體力學(xué)在內(nèi)的所有現(xiàn)象和內(nèi)容。實(shí)際反應(yīng)器放大研究過程中，需要在不同規(guī)模和階段的裝置上分別研究，將各方面信息在數(shù)學(xué)模型中聯(lián)系起來模擬工業(yè)反應(yīng)器。隨著流體力學(xué)與反應(yīng)器放大的深入研究，模型建立考慮因素更加全面，模型復(fù)雜度越來越高，模型對(duì)反應(yīng)器的描述和預(yù)測(cè)也越來越準(zhǔn)確和趨于真實(shí)，未來有望成為反應(yīng)器放大的主要手段和方法。此外，利用內(nèi)構(gòu)件將反應(yīng)器進(jìn)行區(qū)域劃分，調(diào)控反應(yīng)器內(nèi)流體動(dòng)特性和氣液傳質(zhì)性能，縮小反應(yīng)器放大帶來的影響，是一種反應(yīng)器設(shè)計(jì)和放大的新方法。