田洪舟，楊高東，楊國強，羅華勛，周政，孟為民，曹宇，李磊，

張鋒1，2，楊建1，2，張志炳1，2

（1 南京大學化學化工學院，江蘇南京210023； 2 南京延長反應(yīng)技術(shù)研究院，江蘇南京210047）

引 言

隨著全球石油儲量逐漸減少和品質(zhì)日益劣質(zhì)化，如何將重油通過先進技術(shù)轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)燃料或化工原料并高效利用是人類面臨的重要課題之一。漿態(tài)床重油加氫技術(shù)因具有原料適應(yīng)性強、床層不易堵塞、轉(zhuǎn)化率高等優(yōu)點[1-5]而成為近年來的研究熱點。其典型代表主要有意大利Eni公司的EST、委內(nèi)瑞 拉Intevep 公 司 的HDHPlus/SHP、UOP 公 司 的Uniflex SHC、CLG 公司的VRSH（LC-Slurry）、BP 公司的VCC 等[6]。上述大多數(shù)工藝中僅少數(shù)真正在工業(yè)上大規(guī)模實施，且在已大規(guī)模實施的例子中，壓力高（17～22MPa）[1,7-11]、能耗高、生產(chǎn)成本高、空速低、單程轉(zhuǎn)化率低是它們的共同特點。除高壓、低空速的EST 技術(shù)外，低壓高效工程化裝置運行記錄較少。

漿態(tài)床重油加氫體系主要發(fā)生熱裂解催化加氫反應(yīng)，即高沸點重油組分熱裂解所形成的小分子（主要為烴自由基）與活性氫原子（氫自由基）發(fā)生反應(yīng)形成低沸點輕質(zhì)組分；同時也伴隨著烴自由基之間隨時可能發(fā)生的縮聚反應(yīng)并重新生成較大分子物質(zhì)[12]。通過研制高效的重油加氫催化劑是解決已有工藝問題非常重要但非唯一的途徑[13-20]，其原因在于，重油高效和穩(wěn)定轉(zhuǎn)化的決定因素不在于熱裂解過程，而是加氫過程。而加氫過程不但與催化劑特性相關(guān)，同時也取決于氣-液、液-固間的氫分子傳質(zhì)速率。若氣-液、液-固間氫傳質(zhì)速率遠低于體系中烴類組分在操作溫度下的熱裂解速率和加氫反應(yīng)速率，體系就無法實現(xiàn)“需氫”與“供氫”之間的平衡，這時性能再好的催化劑都無法發(fā)揮其應(yīng)有的加氫功能，體系必然由于過度熱裂解而生焦和結(jié)炭。然而，長久以來，關(guān)于該體系氫傳質(zhì)速率對重油加氫過程影響的嚴重性一直缺乏應(yīng)有的認知，研究人員一般試圖通過加壓和提高催化劑加氫活性等方法以解決此類問題，而事實證明其效果并不理想。

由亨利定律可知，大幅升高體系壓力固然可以在一定程度上改善和提高氫傳遞速率進而提高液相氫濃度，但提高幅度有限，且由于高壓操作所帶給該加氫裝置的副作用也不言而喻。亨利定律并未指明加壓之后需要多長時間才能實現(xiàn)體系中液相氫濃度的平衡，特別是在高黏度低傳質(zhì)界面面積的反應(yīng)器中。然而，該領(lǐng)域的許多研究與設(shè)計人員通常都假定液相氫濃度平衡能瞬時實現(xiàn)。理論上，體系的液相氫濃度不僅遵循亨利定律，而且也遵循費克定律，而由后者決定的氫傳質(zhì)速率與體系中氫氣泡-油相之間的相界面積和傳質(zhì)系數(shù)都密切相關(guān)。研究表明，在一定的重（渣）油加氫體系中，通過增大氣-液相界面積和傳質(zhì)系數(shù)進而提高氫傳質(zhì)通量的幅度有可能做到數(shù)倍、甚至數(shù)十倍于壓力提高所增加的“溶氫”幅度。

由本課題組提出的微界面?zhèn)髻|(zhì)強化技術(shù)正是基于上述思想，通過在相同的體系中數(shù)十倍、百倍地提高氣-液相界面積和溶質(zhì)（氫）的傳質(zhì)速率，進而實現(xiàn)體系加氫反應(yīng)過程“足量”供氫的目的，最終實現(xiàn)重（渣）油在低壓操作情況下比高壓時更高效的化學轉(zhuǎn)化[21]。

本文將從理論和模擬實驗兩方面探討微界面強化漿態(tài)床加氫反應(yīng)器（MISR）重油低壓加氫的傳質(zhì)基礎(chǔ)。

1 MISR氣-液相界面積數(shù)學模型

MISR一般采用連續(xù)操作，經(jīng)預(yù)處理后的重油原料與催化劑混合后被輸送至反應(yīng)器底部；與被預(yù)熱的原料氫氣同時進入反應(yīng)器底部混合。氫氣在液相重油中鼓泡上升，并發(fā)生熱質(zhì)傳遞和催化加氫反應(yīng)。

反應(yīng)器內(nèi)實際發(fā)生的傳質(zhì)和反應(yīng)過程極為復(fù)雜。為建立MISR 的氣-液相界面積數(shù)學模型，做如下假設(shè)。

（1）由于氫氣泡內(nèi)的氣相氫氣分子須通過擴散穿過氣膜、液膜、液相主體和固體催化劑表面的液膜后才可能在固體催化劑活性中心附近發(fā)生吸附和表面反應(yīng)，故忽略反應(yīng)對氫氣傳質(zhì)過程的影響。此假設(shè)基于如下考慮：氣液相界面積與體系所發(fā)生的反應(yīng)密切相關(guān)[22-23]，對于實際反應(yīng)體系，嚴格意義上的氣液相界面積數(shù)學模型構(gòu)建應(yīng)考慮實際反應(yīng)的影響；但由于體系中所發(fā)生的反應(yīng)較為復(fù)雜，且微界面體系氣液相界面積足夠大以至于反應(yīng)的影響相對較小，為簡化模型構(gòu)建過程，本研究僅考察氫氣在體系中的物理吸收過程。

（2）MISR內(nèi)氣泡分布均勻且粒徑呈連續(xù)對數(shù)正態(tài)分布。

（3）忽略液體靜壓和氣體溶解對氣泡大小的影響。

（4）微氣泡顆?？梢暈閯傂杂睬?，氣泡破裂和聚并均可忽略。

1.1 氣-液相界面積

對于均勻氣泡體系，依據(jù)式（1）、式（2）所示的氣-液相界面積a 和氣含率φG[24]計算式及氣泡群平均上升速度v32的數(shù)學表達式[25]，可推導(dǎo)得到MISR內(nèi)a的一般計算式（3）。

式中，v0、vG和vL分別為直徑為d32的氣泡在無限大靜止液體中的上升速度、表觀氣速和表觀液速，m/s。對于v0，可按式（4）計算[26]：

其中

對于本文所述體系，由于存在多種有機組分，因此，c=1.4,n=0.8,Kb0=10.2[26]。

實驗表明，本研究體系中氣泡可近似為正球體，且微米級氣泡與液相形成的流體可認為是均勻氣液混合流，式（1）～式（3）適用于上述條件，故能用于本體系。式（4）～式（7）為無限大靜止液體中單個氣泡上升速度的計算公式，它是基于多種經(jīng)典理論和大量實驗數(shù)據(jù)擬合得到的[26]。

式（3）～式（7）表明，決定漿態(tài)床微界面重油加氫反應(yīng)器體系氣-液相界面積大小的因素包括：表觀氣速和表觀液速、氣泡Saurer 平均直徑d32和體系物性，這里的物性主要是指油相動力黏度和表面張力。

1.2 氣泡Sauter平均直徑

基于反應(yīng)器內(nèi)氣泡粒徑為連續(xù)對數(shù)正態(tài)分布的假設(shè)，可推導(dǎo)得到[27]：

式中，dmin和dmax分別為反應(yīng)器內(nèi)最小氣泡和最大氣泡直徑，m?；贖inze-Kolmogorov 理論[28]，dmax可按式（9）計算：

式中，Wecrit為氣泡破碎臨界Weber數(shù)，與氣泡周圍的流型有關(guān)，后者較難定量描述。本文基于共振理論[29]得到Wecrit的值為1.24[30]。式（9）常用于各向同性湍流場中最大穩(wěn)定氣泡大小的計算。微界面機組內(nèi)氣液兩相進行劇烈碰撞和能量交換，因此其內(nèi)流場可近似為各向同性湍流場。故可采用式（9）預(yù)測自微界面機組流出的最大氣泡大小dmax。

dmin可依據(jù)式（10）計算[31]：

式（10）是計算自微界面機組流出的最小氣泡大小dmin的經(jīng)驗式，其中系數(shù)11.4 給dmin的精確計算帶來一定不確定性和近似性，但目前此領(lǐng)域尚未得到精確的純理論的定量計算方法。

由式（8）～式（10）可知，除體系物性外，能量耗散率ε是決定MISR 內(nèi)氣泡大小的關(guān)鍵參數(shù)。因此，有必要建立微界面機組能量耗散率數(shù)學模型。

1.3 微界面機組能量耗散率數(shù)學模型

微界面機組是一種將氣體壓力能或液相動能轉(zhuǎn)變?yōu)闅馀萜扑樗璧谋砻婺艿臋C械能轉(zhuǎn)換裝置。本研究僅考慮壓力能轉(zhuǎn)變?yōu)闅馀荼砻婺艿那樾巍?/p>

以進出微界面機組的氣液兩相整體為研究對象，并做如下假設(shè)：

（1）微界面機組連續(xù)穩(wěn)態(tài)工作；

（2）微界面機組內(nèi)氣液混合過程絕熱等溫；

（3）能量轉(zhuǎn)換瞬間完成，微界面機組內(nèi)壓力近似為操作壓力；

（4）忽略氣體動能，氣液兩相重力勢能變化與壓力能變化數(shù)值相比可忽略；

（5）氣泡內(nèi)的氣體僅含氫氣，且可視為理想氣體。

基于以上假設(shè)及能量守恒原理，可推導(dǎo)得到純氣動條件下微界面機組內(nèi)能量耗散率ε 的計算公式為[32]：

式（11）中涉及的參數(shù)包括反應(yīng)器結(jié)構(gòu)參數(shù)（反應(yīng)器橫截面積S0、反應(yīng)器體積V0、微界面機組橫截面積S1）、操作參數(shù)（反應(yīng)器初始液位高度H0、氣液比λ、進入反應(yīng)器的液體體積流量QL0、操作壓力Pm、微界面機組出入口壓差ΔP）及物性參數(shù)（液相密度ρL），因此式（11）綜合反映了反應(yīng)器結(jié)構(gòu)、體系物性以及操作參數(shù)以及輸入能量對微界面機組能量耗散率的影響，是該情形下微界面機組能量轉(zhuǎn)換方式的數(shù)學表達。

式（11）中的參數(shù)均可在實驗前或?qū)嶒炦^程中測量，因此，其準確性可通過實驗驗證。實驗表明，在不同氣液比條件下，式（11）預(yù)測的微界面機組內(nèi)能量耗散率大小與實驗測量結(jié)果相對誤差均在允許值以內(nèi)，因此，其能滿足工程上準確性的要求。

1.4 體系液相物性

MISR 內(nèi)是一個由多相態(tài)多組分構(gòu)成的氣-液-固復(fù)雜混合物體系：未反應(yīng)的渣油和氫氣、粉末型或粒子型催化劑、反應(yīng)生成的油品輕組分分子（包括氣態(tài)C1～C4烴類，液態(tài)C5以上烴類分子）、反應(yīng)生成的H2S、NH3、H2O，以及重組分和其他無機物等。

由于高溫高壓，上述體系物性的實際測量難度很大，因此本研究假定體系為某種碳數(shù)構(gòu)成的液態(tài)烴類混合物，采用準組分法對體系物性進行計算和外推估算[33]。

1.4.1 平均摩爾質(zhì)量和平均碳原子數(shù) 液烴混合物平均摩爾質(zhì)量M 是計算體系平均碳原子數(shù)NC 的關(guān)鍵，后者決定體系其他物性估算的準確性。M 和NC關(guān)系為[33]：

依據(jù)石腦油、柴油、蠟油及尾油的沸點[33]，由文獻[33]可分別得到鏈烷烴（paraffins,P）、環(huán)烷烴（naphthenes,N）和芳香烴（aromatics,A）的摩爾質(zhì)量；結(jié)合PNA 在各餾分中的質(zhì)量分數(shù)，可計算得到各餾分的摩爾質(zhì)量，并進一步得到體系的平均摩爾質(zhì)量M和NC。

1.4.2 動力黏度 對于任意溫度下石油餾分混合物黏度的預(yù)測，API-TDB推薦式（13）[34-35]：

式中，系數(shù)A和B的計算見文獻[36]。

當考慮操作壓力對液相物料黏度的影響時，采用API推薦的式（14）[37]：

式中，P單位為bar(1 bar=105Pa)。

1.4.3 表面張力 結(jié)合Macleod-Sugden 方程[35]及液烴等張比容的Tsonopoulos關(guān)聯(lián)式[33][式（15）]：

液烴表面張力可按式（16）計算：

式（16）假定等張比容大小不隨溫度和壓力變化。

2 實驗部分

2.1 微界面在線測試系統(tǒng)

本研究構(gòu)建的微界面在線測試系統(tǒng)主要包括特殊光學成像、圖像傳感器件、高能光源、三維可自由調(diào)節(jié)架、控制軟件、顆粒識別與分析軟件等軟硬件子系統(tǒng)。在實際測量時，微氣泡顆粒和催化劑顆粒通過特殊光學成像原件實現(xiàn)在線成像和記錄，將可視化反應(yīng)器中隨時空變化的數(shù)十億顆氣泡和固體粒子的形狀和運動特征的光學信號轉(zhuǎn)變?yōu)閿?shù)字信息記錄下來，再通過相應(yīng)的軟件將捕捉到的粒子信號呈現(xiàn)在計算機終端。微氣泡群粒徑主要采用定制研發(fā)的顆粒圖像識別軟件（PIRS）。PIRS 可對微顆粒圖像進行自動處理，以實現(xiàn)對海量圖片中微顆粒的自動識別與統(tǒng)計計算。

采用相同倍數(shù)的成像系統(tǒng)，對已知尺寸的標尺進行拍攝，作為標定放大后的微顆粒尺寸的比例尺。采用該方法，實際測量誤差≤10%。

2.2 模擬實驗與測試

在MISR 平臺上通過模擬實驗，可獲取氣泡、重油和催化劑顆粒的運動特征及氣泡粒徑分布等重要信息。

模擬油品由混合白油組成，未添加表面活性劑。理論計算表明，混合白油的主要物性（常壓，30℃，密度834.5 kg/m3，動力黏度9.16 mPa·s，表面張力20.52 mN/m）與450℃實際反應(yīng)溫度下反應(yīng)體系的液相混合物物性接近，因此采用混合白油作為模擬油相?？紤]到實驗觀測的可視性和安全性，反應(yīng)器采用高硼硅玻璃制作，氫氣由氦氣代替，催化劑為平均粒徑6.5 μm的活性炭。

模擬實驗裝置如圖1所示。冷模實驗反應(yīng)器直徑100 mm，高度1200 mm，配置有液體進料泵、液體儲罐、氦氣鋼瓶等。

圖1 微界面強化漿態(tài)床重油加氫模擬實驗裝置示意圖Fig.1 Schematic diagram of MISR for the simulated experiment

冷模實驗在常壓、55℃下進行，模擬油品流量為4 L/h,氦氣流量為40～640 L/h。實驗過程中，氣液比（進入反應(yīng)器前兩相常壓條件下體積流量的比值）的調(diào)節(jié)方法：固定模擬油品流量為4 L/h,通過調(diào)節(jié)氦氣鋼瓶出口閥，使氣體流量在40～640 L/h 范圍變化。實驗所用氣體（氦氣）自鋼瓶連續(xù)進入和流出反應(yīng)器，液體儲罐（及液體泵）液相中所含氦氣量可忽略；部分空氣溶解于液相中難以避免，但由于實驗氣液比較大，液相和液體泵中所溶解的氣體對實驗結(jié)果的影響可忽略。

實驗前，在液體儲罐中將混合白油和活性炭按一定比例混合均勻并充滿反應(yīng)器。實驗開始時，首先開啟液體泵，調(diào)節(jié)模擬油品流量，使反應(yīng)器內(nèi)液固混合物穩(wěn)定流動并加熱；待反應(yīng)器內(nèi)混合物加熱至指定溫度后，開啟氦氣鋼瓶，調(diào)節(jié)氦氣流量；待系統(tǒng)運行穩(wěn)定后，將光源擺放至合適位置，調(diào)節(jié)高速相機，對反應(yīng)器內(nèi)指定區(qū)域進行連續(xù)拍攝并將視頻保存于計算機，以備后續(xù)氣泡粒徑的統(tǒng)計分析。

3 結(jié)果與討論

3.1 氣泡粒徑分布特征

圖2是模擬實驗條件下混合白油-氦氣-活性炭形成的微界面體系測試結(jié)果。結(jié)果表明，形成了較為理想的微界面體系。

由圖2（a）可以看出，模擬實驗體系中氦氣微氣泡均呈現(xiàn)正球體。視頻觀察發(fā)現(xiàn)，氣泡與氣泡之間基本上沒有發(fā)生任何聚并和黏連現(xiàn)象。產(chǎn)生這種現(xiàn)象至少有兩個原因：（1）當氣泡為微米級時，氣泡可視為硬球，氣泡間碰撞頻率極小[38]；（2）微氣泡表面一般均帶有一定量的電荷[39]，彼此之間排斥，難以通過碰撞發(fā)生聚并現(xiàn)象。

圖2 模擬實驗體系的照片和氣泡粒徑分布Fig.2 Image and bubble size distribution of the simulated experimental system

通過對實驗狀態(tài)下幾百幅照片中氣泡粒徑的統(tǒng)計分析和計算，可得如圖2（b）所示的氣泡粒徑分布（氣液比=100）。圖2（b）表明，該工況下體系氣泡粒徑大多處于200 μm 左右，d32≈310 μm，且呈理想的對數(shù)正態(tài)分布特征。

3.2 氣液比對氣泡大小的影響

當進入反應(yīng)器的重油原料和新鮮氫氣量一定時，反應(yīng)器內(nèi)實際氣液比受操作壓力影響。因此，考察模擬體系在不同氣液比時的微界面體系特征可合理評估操作壓力對微界面強化重油加氫反應(yīng)體系傳質(zhì)特征的影響。

當其他條件不變時，氣液比對該體系氣泡Sauter平均直徑d32的影響如圖3所示。

圖3 氣液比對模擬體系氣泡大小的影響Fig.3 Effect of gas-liquid ratio on bubble size of the simulated system

圖3表明，隨著氣液比的升高，體系氣泡d32呈現(xiàn)先增大后減小的變化趨勢?？紤]到當氣液比從10增至150 時，d32僅在220～420 μm 之間變化，因此，MISR內(nèi)氣液比對氣泡大小的影響相對較小。

由圖3所示的理論計算結(jié)果與實驗測量結(jié)果可知，盡管兩者之間存在一定的偏差，但總體偏差在15%以內(nèi)。造成這些偏差的原因較為復(fù)雜，可能是油品性質(zhì)計算誤差，也可能是氣泡直徑計算模型或能量耗散率模型本身誤差所致。但總體上看，上述計算模型較好地描述了該體系的特性。

3.3 氣液比對氣-液相界面積的影響

當其他條件不變，MISR 內(nèi)氣液比對體系氣-液相界面積的影響如圖4所示。

由圖4 可知，隨著MISR 內(nèi)氣液比的升高，體系氣-液相界面積呈先減小后增大的趨勢。該趨勢是氣液比對氣泡大小和氣含率共同影響的結(jié)果：隨著反應(yīng)器內(nèi)氣液比升高，d32先增大后減小（圖3）；由此導(dǎo)致體系氣泡停留時間先縮短后增長，而氣含率則先降低后升高，最終導(dǎo)致圖4 所示結(jié)果。圖4 還表明，氣-液相界面積理論計算值與實驗測試值吻合較好。

圖4 氣液比對氣-液相界面積的影響Fig.4 Effect of gas-liquid ratio on gas-liquid interfacial area in MISR

由圖4進一步可知，若標況下的氣液比不變，當MISR 內(nèi)的實際氣液比增加并高于30，即意味著操作壓力降低時，氣-液相界面積將隨之升高。當氣液比大于100 時，氣-液相界面積已達25000 m2/m3，這一數(shù)值是傳統(tǒng)懸浮床反應(yīng)器的20～50 倍（傳統(tǒng)懸浮床反應(yīng)器氣-液相界面積一般為500 m2/m3以下[40-42]）。

3.4 氣泡大小對MISR內(nèi)傳質(zhì)的影響

依據(jù)以上構(gòu)建的數(shù)學模型及液側(cè)傳質(zhì)系數(shù)數(shù)學模型[43]，當其他條件一定時，氣泡大小及操作壓力對a、液側(cè)傳質(zhì)系數(shù)kL、液側(cè)體積傳質(zhì)系數(shù)kLa和氫氣傳質(zhì)速率（單位時間內(nèi)向反應(yīng)器單位體積液相所傳輸?shù)臍涞奈镔|(zhì)的量）的影響分別如圖5（a）～（d）所示。

由圖5（a）可知，體系氣-液相界面積a隨氣泡尺度的減小而增大；但當氣泡尺度大于1 mm 時，氣泡大小對a 的影響較??；而當氣泡尺度減小至微米級特別是小至某一數(shù)值以下時，氣泡尺度對a 的影響將顯著增加，而此時操作壓力的影響程度將減弱。例如，當操作壓力為20 MPa 時，若將d32由3.0 mm 依次減小至1.0、0.50 和0.30 mm 時，a 則由63.9 m2/m3依次增至196.3、673.1 和2348.1 m2/m3，其增大倍數(shù)依次約為3.1、10.5和36.7。

由圖5（b）可知，氣泡大小對液側(cè)傳質(zhì)系數(shù)kL的影響相對復(fù)雜：當氣泡尺度由毫米級減小至微米級的過程中，kL經(jīng)歷了先增大、后減小、再增大的過程。kL的這種變化規(guī)律與氣泡大小和氣泡滑移速度的共同影響有關(guān)。

圖5 氣泡大小和操作壓力對MISR內(nèi)傳質(zhì)的影響Fig.5 Effect of bubble size and operating pressure on mass transfer in MISR

比較圖5（a）、（b）后發(fā)現(xiàn)，當氣泡尺度由毫米級減小至微米級時，氣泡對氣-液相界面積的影響大于液側(cè)傳質(zhì)系數(shù)kL；減小氣泡直徑有利于氣-液相界面積和液側(cè)傳質(zhì)系數(shù)的提高。

由圖5（c）可知，體系液相體積傳質(zhì)系數(shù)kLa 隨氣泡尺度的減小和操作壓力的升高而增大，反之亦然。當氣泡減小到一定大小后，氣泡尺度對kLa 的影響愈發(fā)顯著而操作壓力的影響則可忽略。

圖5（d）表明，在一定的操作壓力下，減小體系氣泡尺度至微米級可大幅提高氫的傳質(zhì)速率。例如，在20 MPa 條件下，若將體系氣泡大小由3.0 mm依次減小至1.0、0.50和0.30 mm，氫傳質(zhì)速率可分別增至原來的5.3、19.6 和60.9 倍，這表明若需在低壓下提高氫傳質(zhì)速率，則通過減小氣泡直徑即可。例如，若需在5 MPa 下的氫傳質(zhì)速率與25 MPa 的相同，只要將氣泡直徑從3.0 mm減小0.75 mm即可。

由以上分析可知，相對于傳統(tǒng)漿態(tài)床重油加氫，MISR可大幅提高氫傳質(zhì)速率。

4 結(jié) 論

本文通過建立氣泡Sauter 平均直徑d32、微界面機組能量耗散率ε 和液相物性預(yù)測方程，構(gòu)建了MISR 氣-液相界面積數(shù)學模型，并通過理論計算和模擬實驗定量地揭示了MISR 內(nèi)的傳質(zhì)特征，主要結(jié)論如下。

（1）在實際氣液比為10～150 的實驗條件下，MISR內(nèi)形成了較為理想的微界面體系，氣泡粒徑介于220～420 μm。

（2）氣泡Sauter 平均直徑d32和氣-液相界面積a的計算結(jié)果與模擬實驗體系實測值吻合較好，偏差一般小于15%。

(3)MISR 內(nèi)氣-液相界面積和氫傳質(zhì)速率分別相當于傳統(tǒng)漿態(tài)床重油加氫反應(yīng)器的20～100 倍和20～50 倍，這為采用MISR 在低壓下獲得比傳統(tǒng)漿態(tài)床重油加氫反應(yīng)器更高加氫反應(yīng)效率提供了理論基礎(chǔ)。

致謝：本研究得到了中國科學院院士、南京大學陳懿教授，中國工程院院士、中國石化曹湘洪教授級高工，中國石油教授級高工門存貴和中國石化教授級高工楊元一等專家的指導(dǎo)幫助，在此特致謝意。

符 號 說 明

A,B——式（13）中的參數(shù)

a——氣-液相界面積，m2/m3

de——無量綱氣泡直徑

dmin,dmax——分別為體系中最小和最大氣泡直徑，m

d32——氣泡Sauter平均直徑，mm

g——重力加速度，m/s2

H0——反應(yīng)器內(nèi)腔有效高度，m

M——液烴混合物平均摩爾質(zhì)量，g/mol

Mo——Morten數(shù)

NC——液烴平均碳原子數(shù)

Pa——等張比容,(mol/m3)·(N/m)1/4

Pm——反應(yīng)器操作壓力，Pa

ΔP——微界面機組供氣壓差，Pa

QL0——進入反應(yīng)器的重油體積流量，m3/s

R——氣體常數(shù)，J/mol

SG——20℃下液烴密度與水的密度比

S0,S1——分別為反應(yīng)器和微界面機組橫截面積，m2

T——溫度,K

TF——溫度,F

Tb,Tb0——分別為任意溫度和標況下的液烴沸點，K

V0——反應(yīng)器有效體積，m3

vG——表觀氣速，m/s

vL——表觀液速，m/s

v0——無限大靜止液體中單個氣泡上升速度，m/s

v32——氣泡群中氣泡平均上升速度，m/s

Wecrit——氣泡破裂臨界Weber數(shù)

ε——能量耗散率，W/kg

λ——微界面機組內(nèi)實際氣液比，m3/m3

μL——液相動力黏度，Pa·s

μP——壓力為P（bar）時的動力黏度，Pa·s

μT——溫度為T時的動力黏度，Pa·s

ρL——液相密度，kg/m3

ρT——溫度為T（K）時的密度，kg/m3

σL,σm——分別為液相和氣液混合物的表面張力，N/m

φG——氣含率，m3/m3