煤直接液化鼓泡床反應(yīng)器流場(chǎng)流動(dòng)特性及強(qiáng)化機(jī)制

黃 勝，錢嘉澍，張園林，吳詩勇，陳劍佩，吳幼青

(1.華東理工大學(xué) 資源與環(huán)境工程學(xué)院 能源化工系，上海 200237；2.華東理工大學(xué) 化工學(xué)院 化學(xué)工程聯(lián)合國家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，上海 200237)

0 引 言

隨著我國國民經(jīng)濟(jì)的高速發(fā)展和人民生活水平的不斷提高，我國一次能源中原油供需矛盾日益突出。2021年，我國原油進(jìn)口量達(dá)5.13億t，原油對(duì)外依存度達(dá)72%。原油供應(yīng)不足已嚴(yán)重威脅我國的能源和經(jīng)濟(jì)安全，甚至國家安全。為此，我國迫切需要原油的替代能源緩解液體燃料短缺的問題。我國一次能源結(jié)構(gòu)具有富煤、貧油、少氣的特征，煤直接液化(或油煤共煉)技術(shù)是緩解我國原油短缺的有效途徑之一，已成為我國解決原油安全問題的戰(zhàn)略選擇之一[1-5]。加氫反應(yīng)器是煤直接液化技術(shù)的核心設(shè)備，反應(yīng)器結(jié)構(gòu)及內(nèi)部氣-液-固三相流場(chǎng)流動(dòng)特性直接決定了產(chǎn)物分布規(guī)律及性質(zhì)、裝置的安穩(wěn)長滿優(yōu)運(yùn)行以及技術(shù)經(jīng)濟(jì)性。因其具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、操作成本低等諸多優(yōu)點(diǎn)，鼓泡床反應(yīng)器在煤直接液化技術(shù)的研究開發(fā)進(jìn)程中廣泛應(yīng)用[6-8]，其中無返混平推流反應(yīng)器應(yīng)用較多。如德國煤直接液化工藝(IG)和新工藝(IGOR)、日本NEDOL、美國SRC和EDS以及俄羅斯的低壓加氫工藝等都采用了鼓泡床反應(yīng)器。2015年1月，陜西延長石油(集團(tuán))有限責(zé)任公司的全球首套45萬t/a油煤共煉工業(yè)示范裝置一次打通全部工藝流程，產(chǎn)出合格產(chǎn)品，該技術(shù)采用了三段串聯(lián)的鼓泡床反應(yīng)器[9-11]。然而，工業(yè)運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)表明：大規(guī)模鼓泡床反應(yīng)器存在返混增強(qiáng)、物料流場(chǎng)分布不勻一性趨強(qiáng)以及傳質(zhì)效率低等影響反應(yīng)器穩(wěn)定運(yùn)行、反應(yīng)效率和工況安全的突出問題[12-16]。

因此，掌握大型鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)流動(dòng)特性，獲取流場(chǎng)傳質(zhì)強(qiáng)化及優(yōu)化控制的技術(shù)途徑顯得尤為重要。內(nèi)構(gòu)件可促進(jìn)氣泡破碎、增強(qiáng)體系湍流強(qiáng)度、增加反應(yīng)比表面積，從而實(shí)現(xiàn)反應(yīng)物停留時(shí)間優(yōu)化及傳質(zhì)效率提高。因此，設(shè)置內(nèi)構(gòu)件被認(rèn)為是改善反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)流動(dòng)特性的有效方法。如HUANG等[17]與YANG等[18]通過設(shè)置導(dǎo)流筒改變液相循環(huán)尺度與湍流耗散率，從而提高了傳質(zhì)效率。PRADHAN等[19]研究了列管束與螺旋盤管對(duì)反應(yīng)器內(nèi)氣含率的影響，螺旋盤管由于更小的管間間隙導(dǎo)致大氣泡含量下降，故氣含率高于列管束。但縱向內(nèi)構(gòu)件對(duì)反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)進(jìn)行了切割，阻礙了物料的徑向運(yùn)動(dòng)，反應(yīng)器內(nèi)物料分布不連續(xù)。針對(duì)上述問題課題組開發(fā)了一種徑向展開的新型阻尼分布器，在冷模試驗(yàn)平臺(tái)上探索了新型阻尼分布器的作用機(jī)制，考察工業(yè)反應(yīng)器中不同阻尼分布器設(shè)置方式的流場(chǎng)強(qiáng)化效果。此外，進(jìn)一步探究了阻尼分布器組合在工業(yè)反應(yīng)器放大過程中的流場(chǎng)強(qiáng)化效果，研究結(jié)果可為工業(yè)級(jí)鼓泡床反應(yīng)器流場(chǎng)強(qiáng)化、優(yōu)化設(shè)計(jì)及放大提供理論支持。

1 試驗(yàn)方法

1.1 鼓泡床反應(yīng)器流場(chǎng)流動(dòng)特性數(shù)值模擬

采用數(shù)值模擬不同規(guī)模工業(yè)級(jí)鼓泡床反應(yīng)器以及反應(yīng)器設(shè)置阻尼分布器前后在高溫高壓條件下的流場(chǎng)流動(dòng)特性。由于煤粉顆粒較小，與重油混合后形成穩(wěn)定的油煤漿，為簡(jiǎn)化計(jì)算將氣-液-固三相體系簡(jiǎn)化為氣-液兩相體系。模擬的反應(yīng)介質(zhì)為氫氣-油煤漿，體系溫度480 ℃，壓力21.3 MPa，黏度40×10-3Pa·s。工業(yè)級(jí)鼓泡床反應(yīng)器的主體為圓柱狀空腔，進(jìn)口是一個(gè)底部直徑小、隨高度增加直徑不斷變大的圓臺(tái)結(jié)構(gòu)。對(duì)鼓泡床反應(yīng)器建立二維模型，網(wǎng)格為四邊形網(wǎng)格，并在反應(yīng)器進(jìn)出口、壁面附近進(jìn)行網(wǎng)格加密，網(wǎng)格數(shù)量為130 833(圖1)。100萬t/a 反應(yīng)器按照45萬t/a反應(yīng)器尺寸等比例放大，不同規(guī)模的工業(yè)級(jí)反應(yīng)器幾何參數(shù)見表1。

圖1 鼓泡床反應(yīng)器的外形及網(wǎng)格劃分Fig.1 Schematic of reactor geometry model and meshing

表1 2種規(guī)模的工業(yè)級(jí)反應(yīng)器的幾何參數(shù)

多相流模擬采用Euler-Euler模型。煤與重油共加氫工藝中漿相黏度較大，故采用RNGk-ε模型能更好描述高黏度體系中的湍流情況。相間作用力考慮了曳力、升力、湍流擴(kuò)散力和壁面潤滑力，其中曳力選用Tomiyama模型，升力選用Tomiyama模型，湍流擴(kuò)散力選擇Lopez de Bertodano模型?？紤]到氣泡運(yùn)動(dòng)過程中不斷發(fā)生破碎和聚并，故采用耦合群體平衡方程(PBM)對(duì)反應(yīng)器內(nèi)氣泡尺寸進(jìn)行模擬計(jì)算以提高對(duì)氣泡尺寸模擬的精度。開發(fā)新型阻尼分布器為帶偏轉(zhuǎn)翅片的圓盤結(jié)構(gòu)，翅片偏轉(zhuǎn)角度在不同徑向位置上有所變化。

1.2 氣泡聚并及破碎行為

在高2 720 mm，內(nèi)徑280 mm的鼓泡床反應(yīng)器(圖2)冷模試驗(yàn)平臺(tái)中采用高速攝像機(jī)研究了阻尼分布器對(duì)氣泡聚并及破碎行為的影響。高速攝像機(jī)型號(hào)為Photron，F(xiàn)astcam SA2，拍攝速度500幀/s，圖像分辨率2 048×2 048 pixels。相機(jī)的曝光時(shí)間為0.5 ms，相空間分辨率為0.26 mm/pixel。設(shè)置白色背景板增強(qiáng)氣泡與環(huán)境的對(duì)比度，設(shè)置漫射白光作為照明，拍攝結(jié)果如圖3所示。高速攝像機(jī)獲得的氣泡圖像通過MATLAB進(jìn)行處理?；叶葓D像轉(zhuǎn)換為二值圖像后對(duì)氣泡邊界進(jìn)行區(qū)分，對(duì)邊界內(nèi)的孔洞進(jìn)行填充，用于計(jì)算氣泡的投影面積。單個(gè)氣泡的等效直徑de,i的計(jì)算公式如下：

(1)

式中,de,i為單個(gè)氣泡的等效直徑，mm；A為單個(gè)氣泡的投影面積，mm2。

圖2 鼓泡床反應(yīng)器冷模試驗(yàn)平臺(tái)的外觀照片F(xiàn)ig.2 Picture of cold mold platform of bubble column reactor

圖3 反應(yīng)器內(nèi)氣泡高速攝像拍攝的照片F(xiàn)ig.3 Picture of bubbles in the reactor by the high-speed photography

每組氣泡群中所有氣泡的Sauter平均直徑d32和等效表面積S計(jì)算公式如下：

(2)

(3)

2 結(jié)果與討論

2.1 鼓泡床反應(yīng)器放大對(duì)流場(chǎng)流動(dòng)特性的影響

2種規(guī)模反應(yīng)器不同高度處的局部液速如圖4所示。由圖4可知，2種不同規(guī)模的工業(yè)級(jí)反應(yīng)器均存在中心液速大、邊壁區(qū)域反向流動(dòng)的情況(局部液速為負(fù)值)。隨反應(yīng)器高度增加，中心液速逐漸降低。45萬t/a反應(yīng)器中H>6 m區(qū)域內(nèi)各高度的局部液速差值小于1 mm/s，100萬t/a反應(yīng)器中H>10 m區(qū)域內(nèi)各高度的局部液速差值小于1 mm/s，可認(rèn)為該區(qū)域內(nèi)流場(chǎng)已基本達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)。此外，100萬t/a反應(yīng)器對(duì)應(yīng)高度平面上的中心液速及局部液速差值均大于45萬t/a反應(yīng)器，且邊壁區(qū)域的液相返混層厚度略有增加，說明工業(yè)級(jí)反應(yīng)器放大后局部液速分布不均勻性以及液相循環(huán)尺度均有所增加。

圖4 2種規(guī)模反應(yīng)器不同高度處的局部液速Fig.4 Local liquid velocity at different measuring heights in two industrial reactors

由圖4可知，隨反應(yīng)器高度增加，液相返混層厚度稍有減小。結(jié)合反應(yīng)器進(jìn)口處液相速度矢量(圖5)可知，反應(yīng)器進(jìn)料區(qū)是一個(gè)底部直徑小、隨高度增加直徑不斷增大的圓臺(tái)結(jié)構(gòu)。進(jìn)料區(qū)內(nèi)液相存在小尺度循環(huán)，引發(fā)液相的徑向運(yùn)動(dòng)。在進(jìn)料區(qū)底部返混位置靠近反應(yīng)器中心，隨進(jìn)料區(qū)直徑增加液相循環(huán)尺度改變，徑向速度分量在流動(dòng)過程中逐漸減小，返混層厚度減薄直至基本穩(wěn)定為0.3倍塔徑。

圖5 反應(yīng)器進(jìn)口處的液相速度矢量Fig.5 Liquid velocity vector at the inlet of the reactor

2種不同規(guī)模的工業(yè)級(jí)反應(yīng)器內(nèi)局部氣含率分布如圖6、7所示。由圖6、7可以發(fā)現(xiàn)，工業(yè)級(jí)反應(yīng)器內(nèi)局部氣含率軸向和徑向分布極不均勻，尤其是在反應(yīng)器下部的徑向分布上，中心氣含率遠(yuǎn)高于邊壁處。此外，反應(yīng)器規(guī)模放大后，局部氣含率軸向和徑向分布不均勻性增大，特別是反應(yīng)器進(jìn)口處中心氣含率與邊壁處差值遠(yuǎn)高于45萬t/a反應(yīng)器，且出口處存在更明顯的氣體聚集。這主要是因?yàn)榉磻?yīng)器放大過程中，氣體受徑向作用力未明顯變化，而隨反應(yīng)器直徑(即反應(yīng)器規(guī)模的放大)增加，氣體從反應(yīng)器中心擴(kuò)散到邊壁所需時(shí)間更長。放大過程中局部氣含率和液速分布不均性趨強(qiáng)導(dǎo)致反應(yīng)器內(nèi)難以實(shí)現(xiàn)流場(chǎng)穩(wěn)定。

圖6 2種規(guī)模反應(yīng)器局部氣含率的分布云圖Fig.6 Cloud image of local gas holdup in two industrial reactors

圖7 2種規(guī)模反應(yīng)器不同高度局部氣含率Fig.7 Local gas holdup of two industrial reactors at different heights

由圖7可知，2種規(guī)模反應(yīng)器中H>10 m區(qū)域內(nèi)局部氣含率差值均小于0.05，表明在此高度流場(chǎng)基本達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)。對(duì)比2種規(guī)模反應(yīng)器局部氣含率分布情況可以發(fā)現(xiàn)，相同高度處100萬t/a反應(yīng)器內(nèi)的局部氣含率均高于45萬t/a反應(yīng)器，這主要是由于放大過程中為保持反應(yīng)器內(nèi)物料停留時(shí)間不變，進(jìn)入反應(yīng)器的氣體流量有所增加。

2種規(guī)模反應(yīng)器不同高度處氣泡的直徑分布如圖8所示。由圖8可知，隨2種規(guī)模反應(yīng)器高度的增加，大直徑氣泡的概率密度有所增加，即大直徑氣泡占比增加。在反應(yīng)器高度分別為3D、6D和9D處(即高徑比H/D分別為3、6和9時(shí))，2種規(guī)模反應(yīng)器中體積概率密度最大的氣泡直徑分別為8～10、8～10和10～12 mm以及6～8、8～10和10～12 mm，即45萬t/a和100萬t/a反應(yīng)器中占比最大的氣泡直徑分別增加約2和4 mm，從而導(dǎo)致氣液接觸比表面積和傳質(zhì)效率的降低。

圖8 2種規(guī)模反應(yīng)器不同高度處氣泡直徑的體積概率密度Fig.8 Probability density function of bubble diameter in two industrial reactors at different heights

此外，45萬t/a反應(yīng)器中氣泡尺寸分布范圍較大，氣泡最大直徑隨反應(yīng)器高度升高從22 mm增至26 mm，而100萬t/a反應(yīng)器中氣泡尺寸分布范圍相對(duì)較小，最大氣泡直徑為14～16 mm。在反應(yīng)器底部氣泡剛離開氣體分布器不久，初始?xì)馀葜睆捷^小，氣泡上升過程中發(fā)生碰撞而聚并，引起氣泡直徑增大。與此同時(shí)，大氣泡也會(huì)因表面受力不平衡而發(fā)生破碎，氣泡聚并與破碎的動(dòng)態(tài)平衡決定反應(yīng)器內(nèi)氣泡尺寸分布。由于反應(yīng)器規(guī)模放大后反應(yīng)器高度及內(nèi)部空間增大，氣泡碰撞與破碎幾率增加，從而導(dǎo)致氣泡的最大直徑以及體積概率密度最大的氣泡直徑均有所減小。反應(yīng)器中不同尺寸氣泡受到的升力方向不同，大氣泡受升力影響向反應(yīng)器中心聚集，小氣泡向邊壁方向移動(dòng)[20-22]，故氣泡尺寸會(huì)影響其在反應(yīng)器內(nèi)的分布。因此，隨著反應(yīng)器高度增加，反應(yīng)器邊壁氣含率略有提高(圖7)。相同進(jìn)氣量下氣泡尺寸的增大導(dǎo)致氣液接觸表面積減小和氣泡上升速度提高，引起局部氣含率下降，反應(yīng)器中心區(qū)域氣含率下降印證了氣泡尺寸的增加以及不同尺寸氣泡的徑向運(yùn)動(dòng)。因此，工業(yè)級(jí)鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)分布極不均勻，氣泡在上升過程中發(fā)生聚并引起氣液接觸面積下降，這些現(xiàn)象在反應(yīng)器放大過程中進(jìn)一步加劇，不利于提高生產(chǎn)效率。為改善鼓泡床反應(yīng)器中流場(chǎng)的均勻性，需采取合適方法強(qiáng)化流場(chǎng)。

2.2 阻尼分布器對(duì)氣泡聚并及破碎行為的影響

為提高大規(guī)模鼓泡床反應(yīng)器流場(chǎng)的均勻性，在冷模試驗(yàn)平臺(tái)中設(shè)置阻尼分布器，并采用高速攝像機(jī)對(duì)經(jīng)過阻尼分布器前后的氣泡聚并及破碎行為進(jìn)行研究，結(jié)果見表2。高速攝像結(jié)果表明：氣泡經(jīng)阻尼分布器時(shí)發(fā)生破碎，小氣泡數(shù)量增加。以多個(gè)氣泡組成的氣泡群為單位，統(tǒng)計(jì)氣泡群經(jīng)過阻尼分布器前后的Sauter平均直徑(d32)和等效表面積(S)的變化情況，表2中的每個(gè)字母(字母A～L)代表經(jīng)分布器前后的一組氣泡群。

由表2可以看出，不同氣泡群經(jīng)過阻尼分布器后氣泡群的平均直徑從13.48～24.38 mm降低至9.40～20.38 mm，表面積均有不同程度增加，增幅為8.5%～71.9%。經(jīng)阻尼分布器前所有氣泡群的d32為20.30 mm，經(jīng)分布器后降低至16.00 mm，平均直徑減小約4 mm。不同氣泡群平均直徑和表面積變化幅度主要受氣泡破碎形成的子氣泡尺寸及形態(tài)影響，當(dāng)子氣泡尺寸較平均、形態(tài)較扁時(shí)表面積增幅較大。一方面阻尼分布器的翅片增加了氣泡與分布器直接碰撞的機(jī)會(huì)，提高了氣泡破碎概率。另一方面設(shè)置阻尼分布器改變了流場(chǎng)的水力直徑，湍流渦尺度減小，尺寸更小的氣泡與湍流渦碰撞時(shí)發(fā)生破碎。上述原因?qū)е職馀萁?jīng)過阻尼分布器后平均直徑減小，氣泡尺寸分布更均勻，氣液接觸面積增加。此外，阻尼分布器的偏轉(zhuǎn)翅片將氣泡的運(yùn)動(dòng)軌跡導(dǎo)向邊壁區(qū)域，使氣泡出現(xiàn)在近邊壁區(qū)域的概率增加，從而導(dǎo)致邊壁區(qū)域局部氣含率增加。

上述結(jié)果表明，設(shè)置阻尼分布器能有效緩解氣泡聚并導(dǎo)致的氣液接觸面積減小、傳質(zhì)效率降低等問題，提高局部氣含率徑向分布的均勻性。此外，設(shè)置阻尼分布器還能有效降低反應(yīng)器中心液速，提高局部液速分布的均勻性。

2.3 不同阻尼分布器組合對(duì)流場(chǎng)流動(dòng)特性的影響

因單個(gè)阻尼分布器對(duì)流場(chǎng)的軸向影響范圍有限，為提高整個(gè)反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)的均勻性，考慮設(shè)置多個(gè)阻尼分布器以擴(kuò)大其軸向影響范圍。因此，在45萬t/a反應(yīng)器中分別設(shè)置2層(分別置于反應(yīng)器高度為5和9 m處)和4層(分別置于反應(yīng)器高度為5、9、13和17 m處)1/6倍塔徑的阻尼分布器，并考察設(shè)置多層阻尼分布器對(duì)流場(chǎng)流動(dòng)特性的影響規(guī)律，結(jié)果如圖 9、10所示。

圖9 設(shè)置不同層數(shù)阻尼分布器的局部氣含率分布云圖Fig.9 Cloud image of local gas holdup with different number of plies

圖10 阻尼分布器層數(shù)對(duì)局部氣含率與局部液速的影響Fig.10 Influence of the number of plies on local gas holdup and liquid velocity

由圖6、9可以看出，設(shè)置2層阻尼分布器后分布器下方氣含率徑向分布均勻性均有所提高。第2層分布器上方局部氣含率的分布規(guī)律突變，由中心峰分布轉(zhuǎn)變?yōu)楸诿娣宸植肌ＴO(shè)置4層阻尼分布器后，第3層分布器上方的局部氣含率轉(zhuǎn)變?yōu)楸诿娣宸植?。由圖7和圖10可以看出，設(shè)置阻尼分布器后反應(yīng)器不同高度平面的中心氣含率均有所下降，氣含率徑向分布均勻性有所提高，尤其是在反應(yīng)器底部。中心氣含率變化最大的位置出現(xiàn)在H=10 m平面上，氣含率下降0.136。由圖10可知，設(shè)置2層阻尼分布器后流場(chǎng)在H>10 m區(qū)域充分發(fā)展，各高度局部液速基本一致。當(dāng)阻尼分布器增加至4層時(shí)，H=6、10 m高度處的中心液速驟降情況得到一定程度緩解。阻尼分布器層數(shù)對(duì)液相返混層厚度幾乎無影響。

當(dāng)設(shè)置4層阻尼分布器時(shí)，考察分布器尺寸對(duì)流場(chǎng)流動(dòng)特性的影響，結(jié)果如圖11、12所示。當(dāng)阻尼分布器直徑為1/6倍塔徑時(shí)，氣含率在第3層分布器下方均呈中心氣含率高、邊壁氣含率低的中心峰分布特征，而第3層分布器上方呈中心氣含率低、邊壁氣含率高的壁面峰分布特征，氣體主要聚集在第3層分布器下方，上方中心氣含率大幅減低。當(dāng)阻尼分布器直徑增至1/4倍塔徑時(shí)，氣含率在第4層分布器下方呈中心氣含率高、邊壁氣含率低的中心峰分布特征，氣體主要聚集在第4層分布器下方，第4層分布器上方和下方氣含率差異減小，即氣含率分布的軸向均勻性進(jìn)一步提高，連續(xù)性變好。此外，隨著分布器直徑的增加，氣相繞流繞過的徑向范圍擴(kuò)大，阻尼分布器邊緣處氣含率升高，氣含率徑向分布的差異減小。在H>10 m區(qū)域內(nèi)設(shè)置大尺寸阻尼分布器時(shí)同一平面上的局部氣含率差值均減小，說明氣含率徑向分布更趨均勻。

圖12 阻尼分布器直徑對(duì)局部氣含率的影響 Fig.12 Influence of internal diameter on local gas holdup

設(shè)置4層1/4倍塔徑阻尼分布器前后的氣泡尺寸分布如圖13所示，可知未設(shè)置分布器時(shí)，直徑6～9 mm的氣泡體積概率密度最大，占比約60%，此時(shí)全塔氣泡d32為7.51 mm。加入阻尼分布器后，直徑3～6 mm氣泡的體積概率密度增加約8.0%，而直徑小于3 mm和6～9 mm氣泡的體積概率密度則分別降低5.4%和4.8%，導(dǎo)致全塔氣泡d32降低至7.46 mm。大于3～6 mm氣泡占比的增加可能是由于小于3 mm氣泡的聚并和6～9 mm氣泡的破碎引起的。阻尼分布器組合改變了安裝位置附近的水力直徑，反應(yīng)器內(nèi)湍流強(qiáng)度升高，湍流渦尺寸減小，氣泡間的碰撞幾率提高，小氣泡有更多機(jī)會(huì)聚并成大氣泡。與此同時(shí)，氣泡在與小于自身尺寸的湍流渦碰撞時(shí)會(huì)發(fā)生破碎[23-24]，而阻尼分布器組合在反應(yīng)器中增加的一些銳利邊緣也會(huì)將經(jīng)過邊緣的大氣泡切割成小氣泡。由圖13還發(fā)現(xiàn)大于10 mm的氣泡占比變化較小。這可能由于工業(yè)級(jí)反應(yīng)器的規(guī)模較大，反應(yīng)器內(nèi)湍流渦尺寸分布范圍很寬。當(dāng)湍流渦尺度大于氣泡直徑時(shí)，氣泡只發(fā)生運(yùn)動(dòng)軌跡改變而氣泡尺寸未改變。

圖13 設(shè)置阻尼分布器組合前后反應(yīng)器中氣泡尺寸分布Fig.13 Bubble size distribution with or without resistance internal

阻尼分布器直徑對(duì)局部液速的影響如圖14所示(與圖4對(duì)比)。阻尼分布器直徑對(duì)安裝位置下方平面(H<5 m)的局部液速影響較小。在阻尼分布器上方(H>5 m)不同高度間的局部液速差值在安裝分布器后顯著減小，H=6～18 m的中心液速差值由1/6倍塔徑的0.6 mm/s降低至1/4倍塔徑時(shí)的0.3 mm/s，液相速度分布的軸向均勻性有所提高。這可能是由于設(shè)置1/4倍塔徑分布器后，分布器直徑與安裝距離較適宜(分布器安裝距離與分布器直徑比約為9∶1)，液相在碰到下一層阻尼分布器時(shí)還未回流至反應(yīng)器中心，故2層阻尼分布器間的局部液速基本相同，尤其是在H=10～18 m。分布器直徑為1/4倍塔徑時(shí)，在反應(yīng)器H>6 m區(qū)域內(nèi)同一高度平面上液速差值與1/6倍塔徑分布器相比略有下降，局部液相速度分布徑向均勻性有所提高。液相返混層厚度隨反應(yīng)器高度的增加略有減小，阻尼分布器直徑對(duì)液相返混層厚度基本無影響。考慮到阻尼分布器直徑為1/4倍塔徑時(shí)，反應(yīng)器中心氣含率及液速已略低于反應(yīng)器壁面處，繼續(xù)增加阻尼分布器直徑可能導(dǎo)致中心流體流量過小，故阻尼分布器直徑不宜進(jìn)一步增加。

圖14 阻尼分布器直徑對(duì)局部液速的影響Fig.14 Influence of internal diameter on local liquid velocity

2.4 鼓泡床反應(yīng)器放大過程中阻尼分布器組合的流場(chǎng)強(qiáng)化效果

由上述研究可知反應(yīng)器放大過程中流場(chǎng)不均勻性進(jìn)一步惡化。為確保反應(yīng)器放大過程中流場(chǎng)均勻性，在不同規(guī)模的工業(yè)級(jí)反應(yīng)器中考察了阻尼分布器組合的流場(chǎng)強(qiáng)化效果。在45萬t/a和100萬t/a反應(yīng)器的相同高度設(shè)置直徑為1/4倍塔徑的阻尼分布器組合。由于100萬t/a反應(yīng)器高度增加，故阻尼分布器數(shù)量增至5層(分別置于反應(yīng)器的5、9、13、17和21 m)。設(shè)置阻尼分布器前后的局部氣含率分布云圖如圖15所示，發(fā)現(xiàn)設(shè)置阻尼分布器組合后，100萬t/a反應(yīng)器進(jìn)口處平面的氣含率差值減小，進(jìn)口錐面與圓筒結(jié)構(gòu)交界處氣含率有所提高，出口處氣體的聚集情況得到了極大改善。100萬t/a反應(yīng)器中心氣含率顯著下降，邊壁區(qū)域氣含率有所增加，由中心峰向壁面峰的轉(zhuǎn)變與45萬t/a反應(yīng)器相比更為緩和。因此，反應(yīng)器放大過程中阻尼分布器組合增強(qiáng)了局部氣含率徑向分布均勻性，且在大規(guī)模反應(yīng)器中流場(chǎng)強(qiáng)化作用更好。

圖15 設(shè)置阻尼分布器組合前后局部氣含率分布云圖Fig.15 Cloud image of local gas holdup with or without resistance internal

設(shè)置阻尼分布器組合對(duì)2種規(guī)模反應(yīng)器局部氣含率的影響如圖16所示，2種規(guī)模反應(yīng)器設(shè)置阻尼分布器組合后軸向和徑向局部氣含率均勻性均有所提高，尤其是100萬t/a反應(yīng)器。設(shè)置阻尼分布器后45萬t/a反應(yīng)器中H=4、6、10、14和18 m平面上的局部氣含率方差為0.006 8、0.000 9、0.000 3、0.000 3 和0.000 2，分別降至未設(shè)置分布器時(shí)的54%、15%、18%、25%和45%。設(shè)置阻尼分布器后100萬t/a反應(yīng)器中H=6、10、18和22 m平面上局部氣含率方差為0.000 8、0.000 3、0.000 1和0.000 1，分別降至未設(shè)置分布器時(shí)的7%、15%、17%和20%。這說明設(shè)置阻尼分布器組合后局部氣含率徑向分布均勻性大幅提高，尤其是100萬t/a反應(yīng)器。局部氣含率徑向分布均勻性主要取決于氣相繞流以及氣泡的徑向移動(dòng)。反應(yīng)器放大后阻尼分布器直徑增大(均為1/4倍塔徑)，而氣泡徑向移動(dòng)速度增幅較小，所以局部氣含率徑向分布差值減小。此外，在100萬t/a反應(yīng)器H=6～22 m的不同高度平面上的中心氣含率差值小于0.05，特別是H=10～22 m的中心氣含率近似相同。因此，設(shè)置阻尼分布器組合能大幅提高局部氣含率軸向和徑向分布的均勻性，特別是在大規(guī)模反應(yīng)器中強(qiáng)化效果更顯著。

圖16 設(shè)置阻尼分布器組合對(duì)兩種規(guī)模反應(yīng)器局部氣含率的影響Fig.16 Influence of resistance internal on local gas holdup intwo industrial reactors

設(shè)置阻尼分布器組合對(duì)2種規(guī)模反應(yīng)器局部液速的影響如圖17所示，由2種規(guī)模反應(yīng)器中設(shè)置阻尼分布器組合前后的局部液速發(fā)現(xiàn)，45萬t/a反應(yīng)器中同一高度平面上液速差值由設(shè)置阻尼分布器組合前的1.0～1.8 mm/s降至1.0～1.3 mm/s，100萬t/a反應(yīng)器中差值則由1.3～2.7 mm/s降至1.0～1.1 mm/s，即設(shè)置阻尼分布器后局部液速的徑向分布均勻性提高，大規(guī)模反應(yīng)器提高幅度更顯著。此外，設(shè)置阻尼分布器組合有效增加了液體流動(dòng)方向下游各高度平面上局部液速分布的均勻性，尤其是反應(yīng)器中心區(qū)域r/R=0～0.3處局部液速差距顯著下降。對(duì)于液體流動(dòng)方向上游的高度平面(如H=4 m)而言，中心區(qū)域液速幾乎無變化，而液相返混點(diǎn)則在設(shè)置阻尼分布器組合后由r/R=0.5移至r/R≈0.6。這主要是由于阻尼分布器占據(jù)反應(yīng)器中心區(qū)域引發(fā)液相繞流，增大了局部液速向外的徑向速度分量，返混層厚度因此減小。反應(yīng)器放大后，H=6～22 m高度的局部液速分布幾乎完全一致，局部液速軸向分布的均勻性高于45萬t/a反應(yīng)器，其中H=6 m高度處的返混層厚度也在設(shè)置阻尼分布器后明顯減小。由于反應(yīng)器內(nèi)液相屬于高黏度物料，反應(yīng)器內(nèi)湍流強(qiáng)度相對(duì)較弱，物料的徑向交換效率不高。100萬t/a反應(yīng)器中阻尼分布器的尺寸更大，液相需要更長的時(shí)間才能流向反應(yīng)器中心。此外，阻尼分布器安裝距離與阻尼分布器直徑的比值由45萬t/a反應(yīng)器中的9∶1減至100萬t/a中的7∶1，發(fā)生繞流的流體在距離反應(yīng)器中心較遠(yuǎn)的位置上即遇到下一個(gè)分布器，從而再次向邊壁方向移動(dòng)，故各高度平面上液相的流動(dòng)速度基本一致。上述結(jié)果表明設(shè)置阻尼分布器組合后100萬t/a反應(yīng)器中軸向和徑向液速分布的均勻性更高。此外，設(shè)置阻尼分布器組合造成的壓降不超過全塔壓降的5%，對(duì)實(shí)際生產(chǎn)中的能耗控制具有現(xiàn)實(shí)意義。

圖17 設(shè)置阻尼分布器組合對(duì)兩種規(guī)模反應(yīng)器局部液速的影響Fig.17 Influence of resistance internal on local liquid velocity oftwo industrial reactors

3 結(jié) 論

1)工業(yè)級(jí)鼓泡床反應(yīng)器放大過程中，局部液速和氣含率分布不均勻性進(jìn)一步惡化，液相循環(huán)尺度增加。反應(yīng)器內(nèi)氣泡上升過程中發(fā)生了明顯聚并，隨著反應(yīng)器高度從3D增至9D，45萬t/a和100萬t/a反應(yīng)器中占比最大的氣泡直徑分別增加約2和4 mm。設(shè)置阻尼分布器后，不同氣泡群平均直徑d32從13.48～24.38 mm降至9.40～20.38 mm，表面積增幅為8.5%～71.9%。經(jīng)阻尼分布器前所有氣泡群d32為20.30 mm，經(jīng)過分布器后降至16.00 mm，平均直徑減小約4 mm。

2)設(shè)置的阻尼分布器由2層增至4層，局部氣含率和液速分布均勻性均有所提高。當(dāng)阻尼分布器直徑由1/6倍塔徑增至1/4倍塔徑，流體繞流徑向范圍擴(kuò)大，局部氣含率和液速軸向分布均勻性進(jìn)一步提高，H=6～18 m區(qū)域內(nèi)的中心液速差值由0.6 mm/s降至0.3 mm/s。設(shè)置阻尼分布器組合后，直徑3～6 mm氣泡的體積概率密度增加約8%，而直徑小于3 mm及直徑6～9 mm氣泡占比分別降低5.4% 和4.8%，此時(shí)全塔氣泡d32有所減小。阻尼分布器直徑不宜超過塔徑的1/4，安裝距離與分布器直徑比值為7∶1時(shí)流場(chǎng)強(qiáng)化效果較好。

3)阻尼分布器組合在大規(guī)模反應(yīng)器中流場(chǎng)強(qiáng)化效果更好。設(shè)置阻尼分布器后45萬t/a和100萬t/a反應(yīng)器中同一高度截面上氣含率方差可分別降至未設(shè)置阻尼分布器時(shí)的15%和7%，同一高度平面上局部液速差值由1.0～1.8 mm/s和1.3～2.7 mm/s，分別降至設(shè)置阻尼分布器組合后的1.0～1.3 mm/s和1.0～1.1 mm/s。