旋流導葉式生物質熱解反應器內氣固兩相渦旋流動特性

張玉春 易維明 李志合 付 鵬 王娜娜 田純焱

(1.山東理工大學農業工程與食品科學學院， 淄博 255000；2.山東省清潔能源工程技術研究中心， 淄博 255000)

0 引言

生物質催化熱解是改善生物油品質、高效利用生物質資源的有效方法之一，生物質催化熱解技術操作簡便，只需在常壓條件下即可實現，具有廣闊的發展前景[1-3]。目前研究者普遍認為催化熱解過程可以分成兩步：一是生物質原材料在高溫下生成熱解氣，二是在催化劑作用下熱解氣(主要是有機蒸氣)進一步裂解成較小的分子，即發生催化裂解[4]。基于上述兩步法發展了生物質原位催化熱解和非原位催化熱解兩種技術，非原位催化熱解與原位催化熱解相比，由于可以根據兩步反應特點有針對性地設計不同的反應器類型，且對于工藝條件改進和結構優化的研究可以根據不同反應特性分別開展，使其更具針對性、更加具體有效，因此非原位催化熱解成為目前具有潛力和研究價值的新技術[5-6]。

目前文獻報道的生物質催化裂解的常用反應器類型主要包括固定床反應器和流化床反應器[7-9]。在熱解蒸氣催化過程中，固定床反應器因結構簡單、運行費用低，且對催化劑的強度要求不高，應用較多。但其暴露的缺點也越來越受到國內外研究學者的重視，包括反應器內部溫度分布不均勻，傳熱差以及原料處理能力弱和催化劑無法更換等問題[10]，因此目前常用流化床反應器代替固定床反應器。與固定床反應器相比，流化床反應器易實現連續操作，且生產能力強，便于放大，但因存在環-核非均勻流動、流化介質與催化劑的分離以及逆重力場輸送運行成本較高等問題[11-12]，在生物質催化熱解中尚未廣泛應用和推廣。

文獻[13-14]提出將渦旋流動場內反應分離一體化技術應用于生物質非原位催化熱解工藝，其原理是：在渦旋流動場內生物質熱解蒸氣可通過旋轉獲得持續、穩定和可控制的離心力場，其巨大的剪切力和快速更新的相界面強化了熱解蒸氣這一氣相與催化劑固相之間的相對速度和相互接觸，從而實現高效的傳質傳熱過程和化學反應過程，能夠有效提高催化反應轉化率，且離心力場被用于相間分離也是常用技術[15-16]。

基于上述指導思想，本文在順流式旋風分離器的基礎上設計一種新型旋流導葉式下行床反應器[17]，以提高催化裂解反應效率，并采用實驗研究與數值模擬[18-20]相結合的方法，對旋流導葉式下行床反應器內氣固兩相渦旋流場進行分析，研究不同催化劑粒徑、劑氣比對反應器內氣固梯度分布特性、分離特性以及催化劑停留時間分布的影響規律。

1 實驗裝置

該反應器結構如圖1所示，入口到導向葉片上端為接觸主反應區，在兩個氣相切向入口的引流作用下，該反應區形成弱旋流場，剪切力和快速更新的相界面強化了熱解氣與催化劑之間的相互接觸，能夠有效提高催化裂解轉化率；導向葉片下部到排氣管上端為反應分離耦合區，此時因存在大量氣相熱解產物，受到導向葉片的導流造旋作用，在強旋流場內主要進行的是各產物和催化劑因密度不同的分離過程，以及少量的催化反應和過裂解等副反應。

圖1 旋流導葉式下行床反應器結構示意圖Fig.1 Structure diagram of vortex downer reactor with guide vanes1.接觸主反應區 2.導向葉片 3.導流錐 4.反應分離耦合區 5.排氣口 6.排劑口 7.生物質熱解蒸氣進口 8.催化劑入口

實驗裝置主要由喂料系統、催化劑循環裝置、反應器本體及測量系統4部分組成，如圖2所示。實驗裝置采用有機玻璃材質進行冷態實驗，可以對反應器內三維速度場及濃度分布進行測量，測量系統利用粒子圖像測速法(Particle image velocimetry， PIV)技術[21-22]并配置七孔球探針測速系統和PV-6A型顆粒濃度測量儀[23]。

圖2 實驗裝置示意圖Fig.2 Experimental set-up1.風機 2.流量計 3.催化劑循環裝置 4.催化劑箱 5.催化劑流量調節閥 6.反應器 7.高速攝像機 8.計算機 9.PV-6A型顆粒濃度測量儀

生物質催化裂解這種非均相反應體系中，兩相接觸效果越好，反應進行得越完全，但是時間過長，副反應則增多。而催化劑的停留時間分布(Residence time distribution, RTD)是評價反應器內氣固相間接觸時間的重要參考依據，對于正確把握物料在反應器內的混合情況和反應時間、增加產物收率、提高反應選擇性、反應器過程強化與放大具有重要意義[24-26]。本文采用高速攝影、脈沖示蹤法結合圖像灰度化處理技術對停留時間進行實驗測量[27]。停留時間的具體測量方法為：使用染色劑將部分催化劑進行染色作為示蹤劑，在裝置運行平穩后由入口處一次性注入少量示蹤劑，同時在反應器出口利用高速攝像機獲取圖像監測示蹤劑濃度，然后將其隨時間變化處理為每隔0.025 s的逐幀圖像，因采用黑色染色劑，故可采用Matlab將其處理為灰度圖像，從而得到各圖像的像素特征值，即對應于出口處各時間點的示蹤劑濃度變化情況，進而最終得到RTD曲線。

停留時間分布函數指的是在某一停留時間下出口處示蹤劑含量占示蹤劑總量的比值，定義為

(1)

式中C(t)——出口示蹤劑含量

t——時間

示蹤劑的平均停留時間tm定義為

(2)

方差計算公式為

(3)

2 幾何與數學模型

2.1 幾何模型與網格劃分

模擬采用的下行床反應器的幾何結構如圖1所示，計算坐標系采用直角坐標系，坐標原點設在接觸主反應區頂端中心，Z軸沿軸向向下。根據結構化網格優于非結構化網格的原則，除入口和導流錐附近區域結構復雜采用四面體網格外，反應器其余區域均采用六面體網格，在驗證了網格無關性基礎上，最終確定網格節點數為 33萬，圖3是反應器網格示意圖。

圖3 反應器網格結構示意圖Fig.3 Mesh diagrams of reactor

2.2 湍流模型

采用RNGk-ε[28]湍流模型，RNGk-ε模型與標準k-ε模型相比，修正了湍動黏度，考慮了平均流動中的旋轉及旋轉流動情況，故RNGk-ε模型可以更好地處理高應變率及流線彎曲程度較大的流動。

該模型中k和ε的輸運方程分別為

(4)

(5)

其中

式中ρ——流體密度

Uj——流體速度k——湍動能

xj——x在j方向分量

ε——湍流耗散率

μeff——有效粘度

σk——與湍動能相關的普朗特數,取0.717 9

Gk——湍動能的產生項

σε——與湍流耗散率相關的普朗特數,取0.717 9

μ——流體動力粘度

μt——流體湍動粘度

η——應變率

β——熱膨脹系數

Sij——用戶定義源項

Cε1、Cε2——關于湍流耗散率的常系數

Cμ——關于流體粘度的常系數，取0.085

η0——應變率標準值，取4.28

2.3 數值求解和邊界條件

以計算流體力學軟件Fluent為平臺，使用有限體積法建立離散方程，除壓力梯度項的離散采用PRESTO[29]格式外，控制方程其他各項的離散均采用QUICK差分格式，并采用SIMPLE[30]算法進行數值求解。在下行床反應器內氣體與催化劑形成氣固兩相流，并將催化劑視為擬流體，兩相模型選擇混合模型，反應器入口設為均勻速度入口，出口為充分發展的管流條件，氣固無滑移邊界條件[31]，其他參數設置如表1所示，其中入口速度和體積分數由實驗測得的物料質量流量換算得到。

表1 參數設置Tab.1 Parameters of numerical simulation

3 計算結果及分析

3.1 模擬結果準確性驗證

將空氣與催化劑兩相冷態流場模擬中的固相體積分數計算結果與利用PV-6A型顆粒濃度測量儀測量結果進行對比。如圖4所示，圖中r為同一截面以中心位置為圓心的徑向距離，R為半徑，r/R表示徑向不同位置。由圖可見，在z=300 mm和z=800 mm截面，實驗值與模擬值基本重合，吻合較好。總體來看，模擬結果與實驗結果有較好的一致性，證明采用該數值模擬方法對旋流導葉式生物質熱解反應器內流場有良好的預測精度。因此在以下的數值模擬中僅將氣相物質改為生物質熱解蒸氣，氣相入口溫度為500℃，其他邊界條件等設置均不改變。

圖4 實驗與數值模擬固相體積分數對比Fig.4 Comparison of numerical and experimental data of solid concentration

3.2 渦旋流動場特性

圖5分別是反應器接觸主反應區和反應分離耦合區橫截面的速度矢量分布圖。相同點是速度方向均為順時針，表明反應器內呈現渦旋流動形態，不同點是z=300 mm截面的速度明顯小于z=800 mm截面，這與設計時的初衷也是相符的，接觸主反應區的弱旋流場能夠增強兩相接觸效果，而反應分離耦合區的強旋流場則是為了提高分離效率。

圖5 不同橫截面速度矢量圖Fig.5 Velocity vector of different cross sections

圖6是不同位置截面的催化劑固相體積分數分布云圖。從圖上可以看出，z=300 mm截面各部位的固相體積分數梯度較小，說明催化劑從入口進入反應器后在氣相湍動以及固相顆粒之間的碰撞接觸作用下迅速擴散到各處，對氣相起到較好的催化作用。到達z=800 mm截面時，強旋產生的離心力使各組分因密度不同而逐漸分離，圖上可見催化劑的固相體積分數梯度顯著增大，中心大部分區域基本為零，具體數值將在下文中詳細論述。

圖6 不同橫截面固相體積分數分布云圖Fig.6 Solid holdup distributions at different cross sections

如圖7所示，氣相由切向入口進入反應器后形成一定的螺旋下行流，經過導向葉片后旋流強度增大且最終由排氣口離開反應器，也有少量由排劑口流出。固相催化劑顆粒由軸向入口豎直向下進入后在氣流作用下擴散并下移，經過導向葉片后在較強離心力場作用下沿邊壁螺旋下行，最終由排劑口離開反應器，實現了催化劑與氣體產物的分離。

圖7 氣固相運行軌跡示意圖Fig.7 Schematic of gas and solid phase trajectories

3.3 顆粒粒徑對固相體積分數分布的影響

催化劑顆粒粒徑對于其能否有效擴散到反應器內各處以及反應后的分離效果影響非常大。因此將顆粒粒徑為5、10、20 μm的算例分別定義為情況1、情況2、情況3，考察顆粒粒徑對固相體積分數分布的影響規律。

圖8 不同粒徑下各截面固相體積分數分布曲線Fig.8 Solid holdup distribution curves of each section under different particle sizes

圖8a是5 μm粒徑顆粒在反應器內不同軸向位置截面的固相體積分數分布曲線。由圖可見，催化劑由軸向入口進入反應器后z=50 mm截面梯度較大，r/R=0.4位置處出現高峰，r/R=-0.5位置處出現區域小高峰，這是由于該處位于豎直催化劑入口正下方，催化劑聚集程度大，而后跟隨氣流在下移過程中逐漸擴散，梯度有所減小，在弱旋流作用下兩側邊壁附近濃度高于中間區域。到達z=500 mm截面，即接觸主反應區末端時濃度分布明顯改善，說明顆粒達到了有效擴散效果。

當顆粒粒徑為10 μm時，由圖8b可見沿軸向梯度固相體積分數逐漸減小，在z=100 mm截面已有明顯改善，到達z=500 mm截面時催化劑體積分數集中分布在4%～8%之間，梯度明顯減小，達到了較好的均勻擴散效果。

20 μm顆粒因粒徑較大，受到的曳力作用也較大，因此從圖8c可見在z=50 mm截面催化劑明顯集中在軸向豎直入口正下方以及邊壁附近，與中間部位濃度差別較大，而后催化劑顆粒的分布情況基本相同，都是邊壁附近顆粒集中，中間部位基本為零，這是因為顆粒粒徑最大，所受離心力也最大，即使在弱旋流動下也已呈現出較好的分離效果，且由于顆粒粒徑較大、聚集程度較高，顆粒間的相互碰撞和磨損也最為劇烈。這種現象對于提高反應器的整體催化熱解效率是不利的。

選取各軸向截面催化劑體積分數曲線上具有代表性的10個不同位置點計算其不均勻度Mes，公式為

(6)

(7)

式中esi——同一高度曲線上第i點的固相體積分數

如圖9所示，整體來看，3種催化劑粒徑條件下催化劑的分布都是沿軸向下移不均勻度逐漸減小，但是，從數值上來看，情況2在各截面的不均勻度分布都低于情況1和情況3，優勢明顯。

圖9 不同粒徑下各截面不均勻度分布Fig.9 Histogram of heterogeneity distribution of each section under different particle sizes

圖10是3種粒徑催化劑z=800 mm截面的固相體積分數分布對比曲線。情況1中催化劑分離效果最差，中間大部分區域的固相體積分數在2%～4%之間，明顯高于其他兩種粒徑。情況2中在z=800 mm截面中心大部分區域固相體積分數小于2%，僅在r/R>0.8區域數值明顯增大。情況3與情況2的不同之處在于其中心大部分區域的固相體積分數在0～4%之間。綜合圖8、9的分析結果，當顆粒粒徑dp=10 μm時催化劑在接觸主反應區達到了較好的均勻擴散效果，保證了與生物質熱解蒸氣的充分接觸，最終達到增強催化作用效果的目的，不均勻度在3種粒徑條件下最低；在反應分離耦合區強旋造成的離心力作用下顆粒顯示出較好的分離效果，保證了催化劑與反應后的產物快速分離，減少了二次反應的發生，從而能有效提高反應轉化率。因此dp=10 μm為最優催化劑粒徑。

圖10 z=800 mm截面不同粒徑下固相體積分數對比曲線Fig.10 Solid holdup comparison curves of catalysts with different particle sizes on section of z=800 mm

3.4 劑氣比對固相體積分數分布的影響

通過改變入口氣固相速度的方式來實現劑氣比(催化劑循環量與進料質量之比，Catalyst to gas ratio，CTG)的變化，在情況2的基礎上增加情況4和情況5，劑氣比以及入口氣固相速度如表2所示。

如圖11a所示，由于劑氣比最大，在z=50 mm截面可見催化劑明顯集中在軸向豎直入口正下方，在z=100 mm和z=300 mm截面可見反應器內由上到下各截面顆粒體積分數梯度不斷減小，在接觸主反應區的弱旋流作用下，分布曲線基本為“U”形。到z=500 mm截面時，中心部位的固相體積分數均大于2%，邊壁處約為9.5%。

表2 氣固相入口速度對比Tab.2 Comparison of gas and solid phase inlet velocity

圖11 不同劑氣比下各截面固相體積分數分布曲線Fig.11 Solid holdup distribution curves of each section under different CTG

減小劑氣比時，催化劑受到的曳力作用較小，從圖11b也明顯可見z=50 mm截面的固相“雙峰”分布，而后在切向與軸向氣流的湍流擾動作用下，催化劑迅速擴散到各處，濃度梯度減小，到z=100 mm截面僅在r/R=-0.4位置處和邊壁處濃度稍高外，其余部位已基本達到均勻分布，在z=300 mm截面繼續得到改善，由于劑氣比小，氣流旋流強度大，在z=500 mm截面催化劑顆粒已基本完成分離，中心大部分區域體積分數低于2%，如前所述，這種情況對催化反應不利。

從圖12可見，情況4在各截面不均勻度都明顯高于其他兩種情況，而情況5雖然在z=50 mm和z=100 mm截面跟其他兩種情況相比有較大優勢，但在z=300 mm和z=500 mm截面不均勻度基本沒有變化，導致最終不均勻度數值明顯高于情況2。

圖12 不同劑氣比下各截面不均勻度分布Fig.12 Histogram of heterogeneity distribution of each section under different CTG

如圖13所示，不同劑氣比條件下的分離效果都較好，|r/R|<0.8范圍內不大于2%，催化劑顆粒集中在0.8

圖13 z=800 mm截面不同劑氣比下固相體積分數對比曲線Fig.13 Solid holdup comparison curves of catalysts with different CTG on section of z=800 mm

綜合上述分析結果，本文中劑氣比最大(CTG為14.0)時催化劑在接觸主反應區的體積分數梯度較大，不均勻度較高，而劑氣比變小即催化劑活性中心減少，在發生裂解反應時氣體體積仍持續增加，催化劑的失活程度會變高，單位催化劑上的積炭增多，因此會降低催化劑的催化作用強度，影響理想產物產率，綜合考慮催化劑在熱裂解反應中的活性中心數量和其與生物質熱解蒸氣的充分接觸效果兩方面因素，本文的最佳劑氣比為10.5。

3.5 停留時間分布特性

實驗測得不同粒徑催化劑RTD曲線如圖14所示。可以看出，催化劑顆粒RTD曲線呈現平滑的單峰分布，拖尾較小，三者的RTD 曲線整體差異小。5 μm粒徑顆粒由于粒徑最小，受到氣相曳力作用也最小，因此易被卷入氣流的渦旋運動中，產生顆粒的返混現象，從圖上也可見其停留時間相比另外兩種顆粒最長，但增加的比例很小，并沒有對長周期平穩流動造成不良后果。而20 μm粒徑顆粒與10 μm粒徑顆粒的停留時間分布曲線差別非常小，20 μm粒徑催化劑由于在三者中粒徑最大，因此出現被氣流攜帶進入次級流動的可能性也最小，故在圖上可見其停留時間相對最小。

圖14 不同粒徑下RTD曲線Fig.14 RTD curves under different particle sizes

圖15 不同劑氣比下RTD曲線Fig.15 RTD curves under different CTG

如圖15所示，劑氣比為14.0(情況4)時，催化劑停留時間最長，這是因為劑氣比最大，即催化劑所占比例在三者中最大，因此催化劑顆粒的軌跡分布形態也最豐富，結合前述結果可知該工況下在接觸主反應區已近乎形成催化劑靠近邊壁移動的運移形態，因此催化劑的流程最長，停留時間也最長；劑氣比最小(情況5)時，由于固相體積分數最小，此時氣相運動占主導地位，氣流對于顆粒的作用效果最強烈，催化劑在氣流的沖擊攜帶作用下迅速離開反應器，因此其停留時間最短。

對RTD曲線進行分析，獲得了不同工況下催化劑顆粒的平均停留時間，并根據公式計算得到無因次方差，如表 3 所示。由表 3 可知，平均停留時間為1.055～1.235 s。對于生物質快速催化熱解工藝，催化劑會隨著反應的進行而表面積碳導致活性降低，催化劑停留時間較短，有利于補給的新鮮催化劑與生物質熱解氣繼續反應。另外，無因次方差對于催化劑顆粒的返混程度能夠進行有效的判斷。從表中可以看出，催化劑顆粒的無因次方差較小，接近于零，說明其流動接近平推流，進一步說明在新型旋流導葉式生物質催化熱解反應器內，催化劑的輸運、移出以及補給狀態良好，能夠滿足生物質催化熱解工藝的有序長周期平穩運行。

表3 停留時間分布特征參數Tab.3 Characteristic parameters of residence time distribution

4 結論

(1)旋流導葉式下行床反應器的接觸主反應區和反應分離耦合區均是渦旋流動場，但旋流強度有所不同，接觸主反應區的弱旋流強化了相與相之間的相對速度和相互接觸，能夠提高催化反應轉化率；催化劑在反應分離耦合區強旋流場的離心力作用下實現了較好的分離效果，能夠減少過裂解等副反應。

(2)考察了催化劑粒徑和劑氣比對反應器內催化劑體積分數梯度分布的影響，研究發現當催化劑粒徑10 μm、劑氣比10.5時，反應器達到最佳混合與分離效果，研究結果能夠為工藝參數設計提供重要理論參考依據。

(3)基于脈沖示蹤法對催化劑停留時間分布進行測量的實驗結果表明，催化劑顆粒RTD曲線呈現平滑的單峰分布，拖尾較小，平均停留時間為1.055～1.235 s，滿足快速催化熱解時間要求。催化劑顆粒的無因次方差較小，說明其流動接近平推流，運行過程內催化劑的輸運、移出以及補給狀態良好。