王 劍，薄守石，白 飛，孫蘭義

(中國石油大學(xué)(華東)化學(xué)工程學(xué)院，山東 青島 266580)

鼓泡床與環(huán)流反應(yīng)器流動特性的比較

王 劍，薄守石，白 飛，孫蘭義

(中國石油大學(xué)(華東)化學(xué)工程學(xué)院，山東 青島 266580)

選用歐拉-歐拉多相流模型和RNGk-ε湍流模型對重油懸浮床加氫反應(yīng)器流動特性進(jìn)行數(shù)值模擬，分別模擬了鼓泡床反應(yīng)器和兩種不同導(dǎo)流筒直徑的環(huán)流反應(yīng)器，考察了重油-氫氣實(shí)際體系在不同反應(yīng)器內(nèi)氣含率和軸向液速的異同。結(jié)果表明，懸浮床反應(yīng)器在操作條件下均形成液相循環(huán)流動；導(dǎo)流筒能夠規(guī)整環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)的流動，增大上升區(qū)和下降區(qū)的流速，增強(qiáng)混合，同時(shí)提高下降區(qū)的氣含率，從而提高反應(yīng)器內(nèi)的整體氣含率。在使用噴嘴進(jìn)料時(shí)，懸浮床加氫工藝選擇環(huán)流反應(yīng)器時(shí)流動特性更佳。

懸浮床加氫 鼓泡床反應(yīng)器 環(huán)流反應(yīng)器 數(shù)值模擬 流動特性

煉油工業(yè)原料重質(zhì)化、劣質(zhì)化趨勢日趨嚴(yán)重，輕質(zhì)油品的環(huán)保要求越來越苛刻，解決該矛盾的理想工藝是懸浮床加氫技術(shù)，該技術(shù)具有原料適應(yīng)性強(qiáng)、輕質(zhì)油品產(chǎn)率高等優(yōu)點(diǎn)。目前國內(nèi)外都已開展懸浮床加氫技術(shù)的研發(fā)工作，國外已有工業(yè)化應(yīng)用的報(bào)道[1]。國外懸浮床加氫技術(shù)均選用鼓泡床反應(yīng)器(BCR)，反應(yīng)器實(shí)際上為一個(gè)空桶，內(nèi)部沒有構(gòu)件，結(jié)構(gòu)簡單，漿態(tài)反應(yīng)物料(含催化劑、油和氫氣)從反應(yīng)器底部進(jìn)入，由于壓差的存在，物料在反應(yīng)器內(nèi)形成循環(huán)流動，即反應(yīng)器中心的物料向上流動，器壁附近向下流動，這種循環(huán)流動有助于反應(yīng)器內(nèi)物料混合，從而保持反應(yīng)器內(nèi)溫度均勻，避免局部溫度過高導(dǎo)致結(jié)焦。環(huán)流反應(yīng)器(ALR)是在鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)加入了導(dǎo)流筒，將反應(yīng)器分為上升區(qū)和下降區(qū)，規(guī)整了反應(yīng)器內(nèi)的流動，增加了反應(yīng)器內(nèi)物料的循環(huán)液速(又稱環(huán)流液速)，從而提高了相間接觸和混合，提高了反應(yīng)效率，抑制催化劑和焦炭在底部沉積。在國內(nèi)由中國石油大學(xué)等開發(fā)的重油懸浮床加氫工藝已經(jīng)采用環(huán)流反應(yīng)器完成了3個(gè)階段的工業(yè)試驗(yàn)，所采集的數(shù)據(jù)為懸浮床加氫工藝的大規(guī)模工業(yè)化奠定了基礎(chǔ)。

國內(nèi)外學(xué)者針對鼓泡床反應(yīng)器和環(huán)流反應(yīng)器分別進(jìn)行了大量的實(shí)驗(yàn)和模擬研究，得到了反應(yīng)器內(nèi)流動特性、傳質(zhì)等方面的規(guī)律，但是對這兩種反應(yīng)器之間流動特性的定量研究比較少。van Baten等[2]利用計(jì)算流體力學(xué)(CFD)的方法對比了這兩種反應(yīng)器的流體力學(xué)和傳質(zhì)特性，所研究反應(yīng)器上部有增大的氣液分離區(qū)；張曉東等[3]在低氣速下對兩種矩形反應(yīng)器進(jìn)行了模擬比較；李光等[4]將3種在不同高度安裝了導(dǎo)流筒的環(huán)流反應(yīng)器與鼓泡床反應(yīng)器進(jìn)行了比較。這些文獻(xiàn)對兩種反應(yīng)器流動特性的比較具有重要意義，但模擬研究中均采用常溫、常壓下的空氣-水體系，與重油懸浮床反應(yīng)器內(nèi)的操作條件有很大區(qū)別。

本課題采用Fluent軟件，以某企業(yè)重油懸浮床加氫反應(yīng)器為模擬對象，選用重油-氫氣的實(shí)際體系來比較鼓泡床反應(yīng)器和環(huán)流反應(yīng)器在高溫、高壓操作條件下氣含率和軸向液速的異同。通過流體力學(xué)特性的定量比較，為重油懸浮床加氫技術(shù)選擇反應(yīng)器類型提供進(jìn)一步的數(shù)據(jù)支持和參考，同時(shí)也為反應(yīng)器的工業(yè)放大奠定基礎(chǔ)。

1 數(shù)學(xué)模型

采用歐拉-歐拉多相流模型來模擬氣液兩相流動，采用RNGk-ε模型模擬液相湍流，其具體控制方程如下：

(1)連續(xù)性方程

(1)

式中：αq為體積分?jǐn)?shù)，%；ρq為密度，kgm3；q為q相的速度，ms；mpq為p相到q相的相間傳質(zhì)量，kg(m3·s)，本課題中只研究流動特性，故等式右邊等于0。

(2)動量守恒方程

(2)

(3)

式中：CD為曳力系數(shù)；Re為雷諾數(shù)。

(3)RNGk-ε模型的k方程和ε方程

Gk+Gb-ρε

(4)

(5)

式中：k為湍流動能，m2s2；ε為湍流耗散率，m2s2；ρ為密度，kgm3；為速度，ms；Gk表示由速度梯度而產(chǎn)生的湍流動能；Gb是由浮力產(chǎn)生的湍流動能；αk和αε是k方程和ε方程的湍流Prandtl數(shù)；μeff為黏度，通過式(6)計(jì)算。

該垃圾焚燒發(fā)電項(xiàng)目規(guī)模為3×750 t/d，NOx排放限值為75 mg/m3（11%O2，標(biāo)態(tài)干基，小時(shí)均值），采用SNCR+SCR系統(tǒng)脫硝，設(shè)備投資成本約為4 000萬元，脫硝還原劑采用20%氨水，煙氣凈化工藝為：“SNCR+半干法+干法+活性炭噴射+袋式除塵器+SGH+SCR系統(tǒng)+GGH+濕法系統(tǒng)”，工藝流程如圖3所示，其中袋式除塵器出口煙氣溫度為150℃，SGH將袋式除塵器出口150℃煙氣加熱至180℃后進(jìn)入SCR系統(tǒng)脫硝，脫硝后煙氣經(jīng)過濕法脫酸系統(tǒng)處理后通過引風(fēng)機(jī)排放。

(6)

RNGk-ε模型與標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型之間的主要區(qū)別在于ε方程中的Rε項(xiàng)，通過式(7)計(jì)算。

(7)

式中：η為有效因子。

方程(4)～(7)中一些常量的值分別為C1ε=1.42，C2ε=1.68，C3ε=0，Cμ=0.084 5，η0=4.38，β=0.012。

2 物理模型及計(jì)算條件

本課題參考某企業(yè)重油懸浮床加氫反應(yīng)器的尺寸，建立了鼓泡床反應(yīng)器和兩個(gè)不同導(dǎo)流筒直徑的環(huán)流反應(yīng)器(ALR_A和ALR_B)模型，鑒于反應(yīng)器內(nèi)動態(tài)液面不超過8.5 m，故建模過程中將實(shí)際反應(yīng)器高度12 m修改為10 m。所建環(huán)流反應(yīng)器結(jié)構(gòu)尺寸示意見圖1。各反應(yīng)器的具體尺寸參數(shù)見表1。在模擬過程中，將液體連續(xù)式簡化為間歇式，即通入氣體前反應(yīng)器內(nèi)存在一定高度靜液面，進(jìn)氣后液體沒有進(jìn)料和排料。文獻(xiàn)研究結(jié)果表明，液體進(jìn)料方式對反應(yīng)器的流動特性影響不大[8]。

圖1 環(huán)流反應(yīng)器結(jié)構(gòu)尺寸示意

項(xiàng) 目工業(yè)裝置環(huán)流反應(yīng)器BCRALR＿AALR＿B反應(yīng)器高度∕mm12000100001000010000反應(yīng)器內(nèi)徑∕mm1500150015001500導(dǎo)流筒高度∕mm600060006000導(dǎo)流筒內(nèi)徑∕mm11251125800

懸浮床加氫反應(yīng)器的操作壓力為10～15 MPa，溫度在440～550 ℃之間。本課題選擇14 MPa、450 ℃的操作條件，采用關(guān)聯(lián)式[9-10]計(jì)算該條件下常壓渣油和氫氣的物性，結(jié)果見表2。在模擬過程中將渣油和氫氣的物性設(shè)為常數(shù)。計(jì)算中采用二維軸對稱模型，用結(jié)構(gòu)性網(wǎng)格對計(jì)算域進(jìn)行離散，計(jì)算條件與實(shí)際操作條件一致，靜止液面高度約為7 m，表觀氣速為0.05 m/s或0.10 m/s，換算成底部氣體噴嘴速度入口邊界條件，反應(yīng)器頂部為壓力出口邊界條件。選用單氣泡尺寸模型，假設(shè)氣泡直徑為5 mm。

表2 操作條件下物料的物理性質(zhì)

3 結(jié)果與討論

3.1 氣含率的比較

圖2是表觀氣速為0.05 m/s時(shí)鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)軸向高度分別為1.5，3.0，4.5，6.0 m處氣含率隨無量綱徑向位置的分布。從圖2可以看出：在反應(yīng)器中心位置(即無量綱徑向位置為0～0.1)，隨著軸向高度增加，氣含率逐漸減小，當(dāng)高度增加到6.0 m時(shí)，中心位置氣含率有了非常小幅度的增大，這可能是流動已進(jìn)入充分發(fā)展區(qū)。在充分發(fā)展區(qū)內(nèi)，氣含率沿軸向分布均勻，變化很小；當(dāng)徑向位置從0.1增大到0.4時(shí)，氣含率的分布隨著軸向高度增加而逐漸變寬，這是由于氣泡的徑向擴(kuò)散導(dǎo)致的[11]；當(dāng)徑向位置大于0.4時(shí)，反應(yīng)器的氣含率非常小，幾乎為0，這與Sanyal等[11]的模擬結(jié)果不同，究其原因，是因?yàn)閼腋〈布託涔呐荽卜磻?yīng)器底部采用噴嘴進(jìn)料，噴嘴直徑較小，出口氣速很大，氣泡上升速度大，徑向擴(kuò)散幅度小，而且容易在液面附近與液相分離，很難進(jìn)入循環(huán)下降區(qū)。

圖3和圖4分別是ALR_A和ALR_B環(huán)流反應(yīng)器在不同軸向高度氣含率的徑向分布，圖中虛線為導(dǎo)流筒所在位置，導(dǎo)流筒左側(cè)為上升區(qū)，右側(cè)為下降區(qū)，又稱環(huán)隙。由圖3和圖4可見：兩種環(huán)流反應(yīng)器在反應(yīng)器中心的氣含率變化規(guī)律與鼓泡床反應(yīng)器非常相似，隨著反應(yīng)器軸向高度的增大，流動逐漸發(fā)展，當(dāng)?shù)竭_(dá)6.0 m處時(shí)流動已充分發(fā)展；在ALR_A中軸向高度1.5 m和3.0 m處，導(dǎo)流筒附近氣含率稍有增大，這可能是由于環(huán)隙面積較小時(shí)，導(dǎo)流筒和反應(yīng)器壁面間距較小而導(dǎo)致的邊壁效應(yīng)；在ALR_B的下降區(qū)(無量綱徑向位置大于0.53)，可以看到4.5 m和6.0 m處的氣含率明顯升高，而在1.5 m和3.0 m處氣含率仍然幾乎為0，這說明氣泡隨著液體的循環(huán)流動被帶到下降區(qū)，但氣泡在下降區(qū)中處于一種“懸浮”狀態(tài)，沒有形成循環(huán)。

圖2 鼓泡床反應(yīng)器的氣含率徑向分布軸向高度： ■—1.5 m； ●—3.0 m； ▲—4.5 m； 。 圖3、圖4同

圖3 環(huán)流反應(yīng)器A的氣含率徑向分布

圖4 環(huán)流反應(yīng)器B的氣含率徑向分布

圖5～圖7為3種反應(yīng)器在軸向高度分別為5.0，6.0，6.7 m處氣含率的比較，各圖中兩條虛線分別為兩環(huán)流反應(yīng)器導(dǎo)流筒所在位置。由圖5～圖7可見：在無量綱徑向位置0～0.5，3種反應(yīng)器的氣含率相差不大；而在徑向位置大于0.5以后，環(huán)流反應(yīng)器的氣含率開始增大，尤其是在ALR_B中，氣含率比BCR和ALR_A都大很多，這說明環(huán)流反應(yīng)器中導(dǎo)流筒的設(shè)置能夠有效增大反應(yīng)器內(nèi)下降區(qū)的氣含率，而且隨著導(dǎo)流筒直徑減小，氣含率增大，其可能的原因是環(huán)隙面積較大時(shí)，下降液速較小，停留時(shí)間增大，被夾帶的氣泡停留時(shí)間隨之增大[12]。圖7所示為軸向高度6.7 m處氣含率，而導(dǎo)流筒上沿高度為6.5 m，因而此處展示了環(huán)流反應(yīng)器氣液分離區(qū)的情況，反應(yīng)器四周的氣含率較大，說明導(dǎo)流筒的存在加劇了氣泡的夾帶，將氣泡從上升區(qū)帶到氣液分布區(qū)再到下降區(qū)，而在鼓泡床反應(yīng)器中，這種夾帶作用非常小。

圖5 不同反應(yīng)器在5.0 m處氣含率徑向分布反應(yīng)器類型： ■—BCR； ●—ALR_A； ▲—ALR_B。 圖6、圖7同

圖6 不同反應(yīng)器在6.0 m處氣含率徑向分布

圖7 不同反應(yīng)器在6.7 m處氣含率徑向分布

圖8為3種反應(yīng)器在表觀氣速為0.05 m/s和0.10 m/s時(shí)的整體氣含率。由圖8可見，鼓泡床反應(yīng)器整體氣含率最低，加入導(dǎo)流筒后氣含率明顯增加，而且較小導(dǎo)流筒直徑對應(yīng)的氣含率更大。從前述分析可以看出，整體氣含率的增加主要得益于反應(yīng)器下降區(qū)氣含率的增加。從圖8中還可以看出，隨進(jìn)料氣速的增大，整體氣含率也明顯增大。

圖8 整體氣含率比較■—0.05 m/s； ■—0.10 m/s

3.2 軸向液速的比較

在懸浮床反應(yīng)器中，液相的軸向循環(huán)速度將顯著影響氣含率和固相分布。反應(yīng)器內(nèi)液相的循環(huán)流動能夠促使物料混合均勻，延長各相之間的接觸時(shí)間，從而更加有利于傳熱和傳質(zhì)。

圖9是表觀氣速為0.05 m/s時(shí)BCR中軸向高度分別為1.5，3.0，4.5，6.0 m處液相速度的徑向分布。由圖9可以看出：在無量綱徑向位置小于0.6時(shí)，液相向上運(yùn)動，而在靠近反應(yīng)器壁處(無量綱徑向位置大于0.7)液相向下運(yùn)動，形成循環(huán)流動；隨著軸向高度的增加，反應(yīng)器中心液相速度逐漸減小，這是由于越靠近入口處，液相被進(jìn)料氣相帶動，液速較大，在逐漸上升的過程中，由于靜壓力減小，壓差即循環(huán)流動的推動力隨之減小，使得上升液相的速度逐漸減?。辉谳S向高度為1.5 m處，當(dāng)無量綱徑向位置大于0.3之后，液相速度全接近于0，沒有流動，形成了滯留區(qū)，從而引起反應(yīng)器底部嚴(yán)重結(jié)焦。

圖9 鼓泡床反應(yīng)器的液相速度徑向分布軸向高度： ■—1.5 m； ●—3.0 m； ▲—4.5 m； 。 圖10、圖11同

圖10和圖11為環(huán)流反應(yīng)器中不同軸向高度處液相速度的分布，圖中虛線為導(dǎo)流筒所在位置。由圖10和圖11可知：在環(huán)流反應(yīng)器中心，液相速度分布與鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)趨勢相似，主要區(qū)別在于導(dǎo)流筒的加入，使得導(dǎo)流筒內(nèi)外明確地區(qū)分為流動上升區(qū)和下降區(qū)，導(dǎo)流筒內(nèi)液相全部向上運(yùn)動，而在導(dǎo)流筒外液相全部向下運(yùn)動，并且下降區(qū)的流動速度隨高度變化非常?。辉诹鲃舆_(dá)到充分發(fā)展區(qū)域后，即軸向高度6.0 m處，中心區(qū)域的液相速度沿著徑向的變化幅度減小，速度梯度較小，速度分布較均勻。

圖10 環(huán)流反應(yīng)器A的液相速度徑向分布

圖11 環(huán)流反應(yīng)器B的液相速度徑向分布

圖12和圖13是3種反應(yīng)器在軸向高度分別為5.0 m和6.0 m處的液相速度分布的對比，各圖中兩條垂直虛線分別為兩環(huán)流反應(yīng)器導(dǎo)流筒所在位置。從圖12和圖13可見：鼓泡床反應(yīng)器從上升速度逐漸過渡到下降速度，而且下降速度隨徑向位置繼續(xù)變化，分布不均勻；環(huán)流反應(yīng)器由于導(dǎo)流筒的整流作用，在導(dǎo)流筒壁面液相速度為0，導(dǎo)流筒內(nèi)外的速度發(fā)生了突變，且其下降區(qū)的液相速度分布均勻，速度梯度小；環(huán)流反應(yīng)器的下降液速大于鼓泡床反應(yīng)器，而環(huán)流反應(yīng)器導(dǎo)流筒的直徑較大，即下降區(qū)較窄時(shí)，下降液速較大，這可能是因?yàn)榄h(huán)隙面積較小時(shí)，氣含率較小，導(dǎo)致上升區(qū)和下降區(qū)之間的壓差較大[12]。圖14是3種反應(yīng)器在軸向高度6.7 m處軸向液速的比較。由圖14可見，3種反應(yīng)器的軸向液速隨徑向位置的變化趨勢非常相似，這是由于導(dǎo)流筒上沿高6.5 m，在6.7 m處沒有導(dǎo)流筒的整流作用。環(huán)流反應(yīng)器的上升液速和下降液速都明顯大于鼓泡床反應(yīng)器，這是因?yàn)閷?dǎo)流筒的存在加劇了反應(yīng)器的循環(huán)流動。

圖12 不同反應(yīng)器在5.0 m處的液相速度徑向分布反應(yīng)器類型： ■—BCR； ●—ALR_A； ▲—ALR_B。 圖13、圖14同

圖13 不同反應(yīng)器在6.0 m處的液相速度徑向分布

圖14 不同反應(yīng)器在6.7 m處的液相速度徑向分布

上述討論表明，環(huán)流反應(yīng)器由于導(dǎo)流筒的加入，規(guī)整了反應(yīng)器內(nèi)的流動，增大了上升區(qū)和下降區(qū)的液速，從而增大了循環(huán)液速。綜合氣含率和軸向液速的比較結(jié)果可以得出，在使用噴嘴進(jìn)料時(shí)，懸浮床加氫工藝選擇環(huán)流反應(yīng)器時(shí)流動特性更佳。

4 結(jié) 論

(1) 鼓泡床反應(yīng)器和環(huán)流反應(yīng)器在反應(yīng)器中心的氣含率相差不大，但導(dǎo)流筒的設(shè)置能夠有效增大反應(yīng)器內(nèi)下降區(qū)的氣含率，從而提高整體氣含率，并且較小的導(dǎo)流筒直徑對應(yīng)的氣含率更大。

(2) 不同懸浮床加氫反應(yīng)器內(nèi)均形成液相循環(huán)流動，環(huán)流反應(yīng)器由于導(dǎo)流筒的整流作用，使得導(dǎo)流筒內(nèi)外明確地區(qū)分為流動上升區(qū)和下降區(qū)，同時(shí)導(dǎo)流筒也加強(qiáng)了反應(yīng)器內(nèi)的循環(huán)流動，使上升區(qū)和下降區(qū)的流動速度都明顯增大；環(huán)流反應(yīng)器下降區(qū)的流動速度分布均勻，梯度小，并且在下降區(qū)較窄時(shí)，下降液速較大。

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COMPARISON OF HYDRODYNAMIC CHARACTERISTICS IN BUBBLE COLUMN AND AIRLIFT LOOP REACTORS

Wang Jian， Bo Shoushi， Bai Fei， Sun Lanyi

(CollegeofChemicalEngineering，ChinaUniversityofPetroleum，Qingdao，Shandong266580)

Numerical simulations of different slurry bed hydrocracking reactors were carried out using Euler-Euler multiphase model and RNGk-εturbulence model. In the simulations， bubble column reactor and airlift loop reactors with different diameter of draft tube were chosen to investigate the similarities and differences in gas holdup and axial liquid velocity. The results demonstrate that liquid circulation flow is formed in all three kinds of reactors. The draft tube divides the whole flow field into riser and downcomer， located in and out of the tube， respectively and at the same time， can enlarge the liquid velocity both in riser and downcomer， the gas holdup both in the downcomer and the entire reactor. A conclusion can be drawn that airlift loop reactor is better than bubble column reactor for slurry bed hydrocracking process.

slurry bed hydrocracking process； bubble column reactor； airlift loop reactor； numerical simulation； hydrodynamic characteristics

2014-05-06； 修改稿收到日期： 2014-08-21。

王劍，碩士研究生，主要研究方向?yàn)榧託浞磻?yīng)器模擬、設(shè)計(jì)與優(yōu)化等。

孫蘭義，E-mail：sunlanyi@163.com。

國家自然科學(xué)基金資助項(xiàng)目(No. 21276279)；中央高?；究蒲袠I(yè)務(wù)費(fèi)專項(xiàng)資金資助項(xiàng)目(No.27R1204008A)；高等學(xué)校博士學(xué)科點(diǎn)專項(xiàng)科研基金新教師類資助課題(No.20120133120004)。