鼓泡床與環流反應器流動特性的比較

王 劍，薄守石，白 飛，孫蘭義

(中國石油大學(華東)化學工程學院，山東 青島 266580)

鼓泡床與環流反應器流動特性的比較

王 劍，薄守石，白 飛，孫蘭義

(中國石油大學(華東)化學工程學院，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器流動特性進行數值模擬，分別模擬了鼓泡床反應器和兩種不同導流筒直徑的環流反應器，考察了重油-氫氣實際體系在不同反應器內氣含率和軸向液速的異同。結果表明，懸浮床反應器在操作條件下均形成液相循環流動；導流筒能夠規整環流反應器內的流動，增大上升區和下降區的流速，增強混合，同時提高下降區的氣含率，從而提高反應器內的整體氣含率。在使用噴嘴進料時，懸浮床加氫工藝選擇環流反應器時流動特性更佳。

懸浮床加氫 鼓泡床反應器 環流反應器 數值模擬 流動特性

煉油工業原料重質化、劣質化趨勢日趨嚴重，輕質油品的環保要求越來越苛刻，解決該矛盾的理想工藝是懸浮床加氫技術，該技術具有原料適應性強、輕質油品產率高等優點。目前國內外都已開展懸浮床加氫技術的研發工作，國外已有工業化應用的報道[1]。國外懸浮床加氫技術均選用鼓泡床反應器(BCR)，反應器實際上為一個空桶，內部沒有構件，結構簡單，漿態反應物料(含催化劑、油和氫氣)從反應器底部進入，由于壓差的存在，物料在反應器內形成循環流動，即反應器中心的物料向上流動，器壁附近向下流動，這種循環流動有助于反應器內物料混合，從而保持反應器內溫度均勻，避免局部溫度過高導致結焦。環流反應器(ALR)是在鼓泡床反應器內加入了導流筒，將反應器分為上升區和下降區，規整了反應器內的流動，增加了反應器內物料的循環液速(又稱環流液速)，從而提高了相間接觸和混合，提高了反應效率，抑制催化劑和焦炭在底部沉積。在國內由中國石油大學等開發的重油懸浮床加氫工藝已經采用環流反應器完成了3個階段的工業試驗，所采集的數據為懸浮床加氫工藝的大規模工業化奠定了基礎。

國內外學者針對鼓泡床反應器和環流反應器分別進行了大量的實驗和模擬研究，得到了反應器內流動特性、傳質等方面的規律，但是對這兩種反應器之間流動特性的定量研究比較少。van Baten等[2]利用計算流體力學(CFD)的方法對比了這兩種反應器的流體力學和傳質特性，所研究反應器上部有增大的氣液分離區；張曉東等[3]在低氣速下對兩種矩形反應器進行了模擬比較；李光等[4]將3種在不同高度安裝了導流筒的環流反應器與鼓泡床反應器進行了比較。這些文獻對兩種反應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，與重油懸浮床反應器內的操作條件有很大區別。

本課題采用Fluent軟件，以某企業重油懸浮床加氫反應器為模擬對象，選用重油-氫氣的實際體系來比較鼓泡床反應器和環流反應器在高溫、高壓操作條件下氣含率和軸向液速的異同。通過流體力學特性的定量比較，為重油懸浮床加氫技術選擇反應器類型提供進一步的數據支持和參考，同時也為反應器的工業放大奠定基礎。

1 數學模型

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)連續性方程

(1)

式中：αq為體積分數，%；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；Re為雷諾數。

(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生的湍流動能；Gb是由浮力產生的湍流動能；αk和αε是k方程和ε方程的湍流Prandtl數；μeff為黏度，通過式(6)計算。

該垃圾焚燒發電項目規模為3×750 t/d，NOx排放限值為75 mg/m3（11%O2，標態干基，小時均值），采用SNCR+SCR系統脫硝，設備投資成本約為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+GGH+濕法系統”，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℃后進入SCR系統脫硝，脫硝后煙氣經過濕法脫酸系統處理后通過引風機排放。

(6)

RNGk-ε模型與標準k-ε模型之間的主要區別在于ε方程中的Rε項，通過式(7)計算。

(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 物理模型及計算條件

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

圖1 環流反應器結構尺寸示意

項 目工業裝置環流反應器BCRALR＿AALR＿B反應器高度∕mm12000100001000010000反應器內徑∕mm1500150015001500導流筒高度∕mm600060006000導流筒內徑∕mm11251125800

懸浮床加氫反應器的操作壓力為10～15 MPa，溫度在440～550 ℃之間。本課題選擇14 MPa、450 ℃的操作條件，采用關聯式[9-10]計算該條件下常壓渣油和氫氣的物性，結果見表2。在模擬過程中將渣油和氫氣的物性設為常數。計算中采用二維軸對稱模型，用結構性網格對計算域進行離散，計算條件與實際操作條件一致，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，反應器頂部為壓力出口邊界條件。選用單氣泡尺寸模型，假設氣泡直徑為5 mm。

表2 操作條件下物料的物理性質

3 結果與討論

3.1 氣含率的比較

圖2是表觀氣速為0.05 m/s時鼓泡床反應器內軸向高度分別為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，當高度增加到6.0 m時，中心位置氣含率有了非常小幅度的增大，這可能是流動已進入充分發展區。在充分發展區內，氣含率沿軸向分布均勻，變化很小；當徑向位置從0.1增大到0.4時，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散導致的[11]；當徑向位置大于0.4時，反應器的氣含率非常小，幾乎為0，這與Sanyal等[11]的模擬結果不同，究其原因，是因為懸浮床加氫鼓泡床反應器底部采用噴嘴進料，噴嘴直徑較小，出口氣速很大，氣泡上升速度大，徑向擴散幅度小，而且容易在液面附近與液相分離，很難進入循環下降區。

圖3和圖4分別是ALR_A和ALR_B環流反應器在不同軸向高度氣含率的徑向分布，圖中虛線為導流筒所在位置，導流筒左側為上升區，右側為下降區，又稱環隙。由圖3和圖4可見：兩種環流反應器在反應器中心的氣含率變化規律與鼓泡床反應器非常相似，隨著反應器軸向高度的增大，流動逐漸發展，當到達6.0 m處時流動已充分發展；在ALR_A中軸向高度1.5 m和3.0 m處，導流筒附近氣含率稍有增大，這可能是由于環隙面積較小時，導流筒和反應器壁面間距較小而導致的邊壁效應；在ALR_B的下降區(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流動被帶到下降區，但氣泡在下降區中處于一種“懸浮”狀態，沒有形成循環。

圖2 鼓泡床反應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 環流反應器A的氣含率徑向分布

圖4 環流反應器B的氣含率徑向分布

圖5～圖7為3種反應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流反應器導流筒所在位置。由圖5～圖7可見：在無量綱徑向位置0～0.5，3種反應器的氣含率相差不大；而在徑向位置大于0.5以后，環流反應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，這說明環流反應器中導流筒的設置能夠有效增大反應器內下降區的氣含率，而且隨著導流筒直徑減小，氣含率增大，其可能的原因是環隙面積較大時，下降液速較小，停留時間增大，被夾帶的氣泡停留時間隨之增大[12]。圖7所示為軸向高度6.7 m處氣含率，而導流筒上沿高度為6.5 m，因而此處展示了環流反應器氣液分離區的情況，反應器四周的氣含率較大，說明導流筒的存在加劇了氣泡的夾帶，將氣泡從上升區帶到氣液分布區再到下降區，而在鼓泡床反應器中，這種夾帶作用非常小。

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

圖6 不同反應器在6.0 m處氣含率徑向分布

圖7 不同反應器在6.7 m處氣含率徑向分布

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

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

圖9是表觀氣速為0.05 m/s時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，液相向上運動，而在靠近反應器壁處(無量綱徑向位置大于0.7)液相向下運動，形成循環流動；隨著軸向高度的增加，反應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，壓差即循環流動的推動力隨之減小，使得上升液相的速度逐漸減小；在軸向高度為1.5 m處，當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，從而引起反應器底部嚴重結焦。

圖9 鼓泡床反應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為環流反應器中不同軸向高度處液相速度的分布，圖中虛線為導流筒所在位置。由圖10和圖11可知：在環流反應器中心，液相速度分布與鼓泡床反應器內趨勢相似，主要區別在于導流筒的加入，使得導流筒內外明確地區分為流動上升區和下降區，導流筒內液相全部向上運動，而在導流筒外液相全部向下運動，并且下降區的流動速度隨高度變化非常小；在流動達到充分發展區域后，即軸向高度6.0 m處，中心區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 環流反應器A的液相速度徑向分布

圖11 環流反應器B的液相速度徑向分布

圖12和圖13是3種反應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流反應器導流筒所在位置。從圖12和圖13可見：鼓泡床反應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變化，分布不均勻；環流反應器由于導流筒的整流作用，在導流筒壁面液相速度為0，導流筒內外的速度發生了突變，且其下降區的液相速度分布均勻，速度梯度小；環流反應器的下降液速大于鼓泡床反應器，而環流反應器導流筒的直徑較大，即下降區較窄時，下降液速較大，這可能是因為環隙面積較小時，氣含率較小，導致上升區和下降區之間的壓差較大[12]。圖14是3種反應器在軸向高度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，這是由于導流筒上沿高6.5 m，在6.7 m處沒有導流筒的整流作用。環流反應器的上升液速和下降液速都明顯大于鼓泡床反應器，這是因為導流筒的存在加劇了反應器的循環流動。

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

圖13 不同反應器在6.0 m處的液相速度徑向分布

圖14 不同反應器在6.7 m處的液相速度徑向分布

上述討論表明，環流反應器由于導流筒的加入，規整了反應器內的流動，增大了上升區和下降區的液速，從而增大了循環液速。綜合氣含率和軸向液速的比較結果可以得出，在使用噴嘴進料時，懸浮床加氫工藝選擇環流反應器時流動特性更佳。

4 結 論

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

(2) 不同懸浮床加氫反應器內均形成液相循環流動，環流反應器由于導流筒的整流作用，使得導流筒內外明確地區分為流動上升區和下降區，同時導流筒也加強了反應器內的循環流動，使上升區和下降區的流動速度都明顯增大；環流反應器下降區的流動速度分布均勻，梯度小，并且在下降區較窄時，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，主要研究方向為加氫反應器模擬、設計與優化等。

孫蘭義，E-mail：sunlanyi@163.com。

國家自然科學基金資助項目(No. 21276279)；中央高校基本科研業務費專項資金資助項目(No.27R1204008A)；高等學校博士學科點專項科研基金新教師類資助課題(No.20120133120004)。