催化臭氧化三相環(huán)流反應(yīng)器的CFD模擬

舒 展，孫宇維，魏 骎，李久義，李海濤，張忠國

（1.中國石化 北京化工研究院，北京 100013；2.北京市科學技術(shù)研究院 輕工業(yè)環(huán)境保護研究所，北京 100089；3.中國科學院 過程工程研究所，北京 100190；4.輕工業(yè)環(huán)境保護研究所 中國輕工業(yè)節(jié)能節(jié)水與廢水資源化重點實驗室，北京 100089；5.北京交通大學 市政與環(huán)境工程系，北京 100044）

流化床具有相間接觸面積大、混合均勻、傳熱傳質(zhì)效果好等特點，既適合處理高黏度物料，又有利于氣-液、液-液、氣-液-固之間的非均相反應(yīng)［1］。其中，環(huán)流反應(yīng)器壓力穩(wěn)定、上界面平穩(wěn)，各相局部體積分率，尤其是局部氣含率在反應(yīng)器徑向上分布不均勻，使液體產(chǎn)生了強烈的再循環(huán)，有利于各反應(yīng)組分之間的混合、傳熱和傳質(zhì)。這種環(huán)流反應(yīng)器已在生物化工、環(huán)境工程、煤化工等方面得到了廣泛的應(yīng)用［2-3］，在實驗室小型反應(yīng)裝置上也取得了大量測量數(shù)據(jù)［4-7］。臭氧催化氧化過程是典型的氣-液-固非均相反應(yīng)體系，非常適合采用環(huán)流反應(yīng)器，近年來利用該反應(yīng)器開展臭氧催化氧化廢水，取得了良好的處理效果［8-9］。但目前仍存在臭氧利用率較低，反應(yīng)器需優(yōu)化等問題。由于工業(yè)試驗測量的局限性，只能夠得到反映流化床宏觀流動的數(shù)據(jù)，而無法測出反應(yīng)器內(nèi)局部區(qū)域的流動狀態(tài)。近些年，計算流體力學（CFD）方法越來越多地被用于探究反應(yīng)器的流動和傳遞特性、輔助反應(yīng)器的設(shè)計選型及工業(yè)級反應(yīng)器放大過程［10］。

本工作基于液-固擬均相假設(shè)，采用了歐拉法及湍流模型，對氧氣-水-活性炭冷態(tài)體系在環(huán)流反應(yīng)器中的氣-液-固三相流動特性進行了CFD 模擬。計算出環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)各相復(fù)雜且非均勻的濃度、速度、壓力分布，探究了液相環(huán)流特性與流場變化，為臭氧催化氧化廢水工業(yè)反應(yīng)器的設(shè)計提供參考，為選擇合理的操作條件提供理論支撐。

1 實驗?zāi)M部分

1.1 幾何構(gòu)體

采用自行設(shè)計內(nèi)循環(huán)式玻璃反應(yīng)器，反應(yīng)器分外筒（總有效高度800 mm，上半段300 mm，下半段500 mm，內(nèi)徑70 mm，）和套管（高度500 mm，直徑50 mm）。底部為漸擴型氣體分布器（高度20 mm，直徑40 mm）入口，氣體分布器采用G3 砂芯，孔徑數(shù)量級為16～30 μm。底部砂芯處整個截面看作為均勻進氣口，氣速大小由實驗氣流量決定；頂部床層截面作為氣體出口，通大氣。環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)部的套管將反應(yīng)器分為環(huán)隙區(qū)域和床層中心區(qū)域。

1.2 體系物性參數(shù)及工況

采用氧氣-水-活性炭冷態(tài)實驗體系替代臭氧-廢水-催化劑反應(yīng)體系，以便于實驗操作和測量［11］。氧氣、水、活性炭3 種物質(zhì)的物性參數(shù)見表1。

表1 冷態(tài)實驗體系的物性參數(shù)Table1 Physical properties of cold experimental data

針對此體系一共完成了5 組冷態(tài)實驗，測量所得5 組數(shù)據(jù)具有相同的初始床層液體體積和相同的入口氣量，區(qū)別在初始催化劑存料量不同，具體工況見表2。由表2可知，催化劑存料量的不同決定了流化后的穩(wěn)定液位高度和固含率的不同。

表2 冷態(tài)實驗操作工況Table 2 Operation condition of cold experimental data

1.3 液-固擬均相物理假設(shè)

氣-液-固三相體系內(nèi)在機理復(fù)雜。與兩相流模擬相比，對氣-液-固三相的耦合模擬尚不成熟。對于固含率較低的體系，研究者常對液-固兩相采用擬均相假設(shè)進行處理［12］，即將液、固兩相假設(shè)成一個擬均相，通過修正擬均相黏度、密度的方式考慮固體顆粒的影響，將氣、液、固三相模擬簡化成氣相、擬均相進行模擬［13］?；旌舷辔镄詤⒄瘴墨I［14］修正。

1.4 雙流體數(shù)學模型

歐拉雙流體模型將氣-液兩相看作是相互貫穿的連續(xù)流體。CFD 模擬過程中，第一相為液-固混合物的擬均相；第二相為氣相，以氣泡的形式存在。氣-液相間作用力中，曳力對流場的影響占主導地位。單氣泡曳力系數(shù)與氣泡大小、形狀以及氣泡周圍流場有關(guān)。多氣泡體系中，氣泡的群體行為對單氣泡的曳力產(chǎn)生影響，單氣泡的曳力系數(shù)并不適用于氣泡群的模擬，需要進行修正。本工作采用的Schiller-Naumann 曳力模型和Tomiyama 曳力模型均已經(jīng)過經(jīng)驗參數(shù)修正；湍流模型采用Standardk-εmixture 模型。

描述氣泡相與液相的相互作用時，氣泡直徑參數(shù)必不可少。氣泡直徑影響相間作用力，體現(xiàn)在本構(gòu)關(guān)系中。本工作采用經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式估算平均氣泡直徑。

1.5 模擬參數(shù)

對3D 構(gòu)體進行網(wǎng)格劃分，考察10 000，50 000，150 000 網(wǎng)格數(shù)對各截面液相速度的影響，認為網(wǎng)格數(shù)50 000達到了網(wǎng)格無關(guān)解。時間步長采用0.001 s，每個時間步長最大迭代次數(shù)為50 步。套管內(nèi)外4 個截面處液相流速隨物理時間的波動逐漸趨于穩(wěn)定，模擬結(jié)果分析將基于第120 s 至第240 s 的時間平均統(tǒng)計值進行。

2 模擬結(jié)果與討論

2.1 軸向氣含率

圖1為軸向氣含率分布。

圖1 軸向氣含率分布Fig.1 Distribution of axial gas holdup.

由圖1可知，兩種曳力模型預(yù)測得到的氣含率沿軸向變化趨勢一致，液面高度計算結(jié)果與實驗中流動穩(wěn)定后的液面高度0.581 m 一致，驗證了前述模擬參數(shù)和模型選擇的合理性?？梢姡S向氣含率分布的規(guī)律為：反應(yīng)器底部進氣處氣含率最大，氣含率隨液位向上逐漸趨于穩(wěn)定值0.1；隨后氣含率出現(xiàn)拐點，迅速增加至接近于1.0，此拐點代表氣體進入由液相區(qū)到氣相區(qū)所穿過的氣-液相界面。

2.2 液、氣兩相速度分布

圖2為反應(yīng)器中心X=0 截面處的液相速度與氣泡速度矢量圖。由圖2（a）可知，液相流動呈現(xiàn)出明顯的環(huán)流狀態(tài)，環(huán)隙液體速度向下，從環(huán)隙底部進入反應(yīng)器中心；反應(yīng)器中心區(qū)域液體隨著反應(yīng)器底部進氣的帶動，向上流動實現(xiàn)了液體的整體循環(huán)。由圖2（b）可知，氣泡速度方向在環(huán)隙區(qū)域始終向下。氣液交界面處，大量氣泡直接穿過液面進入反應(yīng)器上層區(qū)域，部分氣泡隨液體共同運動進入環(huán)隙區(qū)域，實現(xiàn)了氣相再循環(huán)。對于臭氧催化處理廢水體系來說，氣泡的再循環(huán)有利于活性臭氧與待處理污水的充分接觸，增加了催化劑與氣、液兩相的接觸時間，對反應(yīng)有利。因此，增加參與環(huán)流的氣泡量是反應(yīng)器優(yōu)化的關(guān)鍵。

圖2 X=0 截面處的液相速度(a)與氣泡速度(b)矢量圖Fig.2 Velocity vector of liquid(a) and bubble(b) at cross-section X=0.

2.3 液、氣兩相Z 方向速度分布

圖3為不同截面上液相與氣泡在Z方向上的速度分布。由圖3可知，中心區(qū)域，氣、液兩相的Z方向速度均為正值，表示流動狀態(tài)向上；而環(huán)隙中氣、液兩相的Z方向速度均為負值，表示流動狀態(tài)向下。床層中心區(qū)域氣速始終大于液速，說明中心區(qū)域流體流動主要靠進料的氣泡帶動著液體向上流動；而環(huán)隙區(qū)域趨勢正好相反，氣相的速度絕對值始終大于液相速度絕對值。從動量傳遞的機理角度分析，環(huán)隙區(qū)域氣、液兩相速度方向一致，當液速絕對值大于氣速絕對值時，宏觀上表現(xiàn)為液相以曳力的形式帶動了氣相向下流動；與此同時，速度絕對值較小的氣相流動相對液相是“滯后”的，表現(xiàn)為以曳力的形式對液相流動施加了阻力。從液相流動規(guī)律的角度來分析，環(huán)隙套管兩側(cè)液相的流動狀態(tài)不同，主要原因是各區(qū)域液相流動推動力的不同。反應(yīng)器中心區(qū)域，進料氣速是中心區(qū)域液相流動的主要推動力，氣泡帶動了液相的流動；而在環(huán)隙區(qū)域，模擬結(jié)果顯示套管內(nèi)側(cè)壓力始終小于套管外側(cè)壓力，存在套管內(nèi)外壓差，約40 Pa。壓差作用下，液體發(fā)生環(huán)流流動，將氣泡帶入環(huán)隙區(qū)域進行環(huán)流循環(huán)。環(huán)隙區(qū)域壓差是液相流動的主要推動力，套管內(nèi)外兩側(cè)壓差越大，環(huán)隙中被帶入的氣泡量就越多，環(huán)隙氣含率越大。因此，增大壓力差是環(huán)流反應(yīng)器操作與結(jié)構(gòu)優(yōu)化的方向。

圖3 不同截面上液相（a）與氣泡（b）在Z 方向上的速度分布Fig.3 Liquid velocity(a) and bubble velocity(b) at Z direction at different sections.

2.4 操作條件的影響

氣相作為中心區(qū)域液體循環(huán)主要的動力源，直接影響相間混合、傳熱傳質(zhì)性能。合適的氣流量決定著環(huán)流反應(yīng)器的反應(yīng)環(huán)境。氣流過小，活性炭催化劑無法很好地進行內(nèi)循環(huán)，影響催化作用的進行；流量過大，反應(yīng)器內(nèi)流動狀態(tài)過于劇烈，會導致部分活性炭溢出反應(yīng)器，不利于催化反應(yīng)的進行，造成催化劑的浪費和利用不充分。

通過實驗觀察透明壁面反應(yīng)器內(nèi)部的流動狀態(tài)，可基本確定合理的氣流量。然而，反應(yīng)器一旦放大，將很難采用直接觀察法對直徑大且不透明的反應(yīng)器進行內(nèi)部流場觀測。本工作采用CFD 模擬方法，結(jié)合實驗對不同氣流量操作條件（0.5，0.9，1.0，1.1，1.5 L/min）進行模擬，以確定合理的操作工況，探索反應(yīng)器流動規(guī)律。

進氣量不同造成床層穩(wěn)定后液位高度不同，5種進氣量對應(yīng)的穩(wěn)定液位高度分別為0.575，0.580，0.581，0.582，0.586 m。相比進氣量對液相流速的影響，進氣量對液位高度的影響非常小。圖4為不同氣流量工況下液相速度的絕對值大小。

圖4 Y=0 截面處液體流動狀態(tài)的變化Fig.4 Liquid flow behaviors at cross-section Y=0.

由圖4可知，氣速較低（0.5 L/min）的工況下，環(huán)隙液相流速小于0.020 m/s，環(huán)隙液體環(huán)流速度非常低，與實驗觀察到的狀態(tài)一致；而隨著進氣量的增加，其他4 個工況均呈現(xiàn)明顯的液相環(huán)流，氣流量越大，環(huán)流液速越大。模擬結(jié)果與實驗數(shù)據(jù)具有一致的變化趨勢，可見本工作所建立的氣-液-固三相模擬框架能夠合理預(yù)測冷態(tài)反應(yīng)器各工況的流動狀態(tài)，可為下一步熱態(tài)反應(yīng)體系研究提供基礎(chǔ)模擬框架。

3 結(jié)論

1）模擬結(jié)果證明了環(huán)流反應(yīng)器中存在液體環(huán)流。在環(huán)流反應(yīng)器中，氣-液-固三相流在反應(yīng)器套管內(nèi)外存在壓差，促進了液體的再循環(huán)，加速了相間混合和傳熱傳質(zhì)性能。

2）反應(yīng)器套管兩側(cè)流體的流動狀態(tài)不同，主要源自各區(qū)域流動推動力不同。反應(yīng)器中心區(qū)域液體流動的主要推動力是進料氣體流速，而環(huán)隙區(qū)域的液體參與環(huán)流則是套管內(nèi)外的壓差所致。

3）提高環(huán)隙區(qū)域氣含率有利于增強氣液相間的接觸。增大環(huán)隙套管內(nèi)外壓力差、降低氣泡直徑是提高環(huán)隙區(qū)域氣含率的關(guān)鍵。