滴流床反應(yīng)器基于CFD的流體力學研究

吳煜斌，郝惠娣，郭玉婷

(西北大學化工學院，陜西西安 710069)

滴流床反應(yīng)器是在固體催化劑顆粒床層內(nèi)氣液兩相反應(yīng)物自上而下流動(沿重力方向)的一類反應(yīng)器。其中，液相反應(yīng)物均為自上而下流動。滴流床反應(yīng)器，很好地說明了反應(yīng)器內(nèi)液體在催化劑顆粒表面以溪流、液滴、液膜的形態(tài)間歇性的流動的基本特征。在工業(yè)生產(chǎn)所用的滴流床反應(yīng)器中，催化劑顆粒為球形、圓柱形、三葉草形等多孔顆粒［1］。

滴流床反應(yīng)器廣泛應(yīng)用于化工生產(chǎn)與石油加工過程。與漿態(tài)反應(yīng)器相比，滴流床反應(yīng)器在大規(guī)模生產(chǎn)加工、高溫高壓操作的非均相催化過程中，具有非常明顯的優(yōu)勢［2］。滴流床反應(yīng)器的性能主要取決于以下因素:流體力學、相與相之間的混合、顆粒內(nèi)和相間傳質(zhì)傳熱、反應(yīng)動力學。催化劑顆粒形狀和粒度分布、床層的填充特性、流體的分布、催化劑顆粒的潤濕效果、以及他們對傳質(zhì)傳熱速率的影響，在工業(yè)滴流床反應(yīng)器的設(shè)計都是影響反應(yīng)器性能至關(guān)重要的因素。因此，為適應(yīng)特定的需求和與之相耦合的反應(yīng)動力學，認識和調(diào)控流體力學的現(xiàn)象，是滴流床反應(yīng)器相關(guān)過程的技術(shù)創(chuàng)新和取得競爭的關(guān)鍵。

運用ansys CFX對滴流床反應(yīng)器進行苯酚濕試氧化［3］面的研究工作，反應(yīng)器進行一個初步的建模主要設(shè)計了反應(yīng)器的通體和氣液分布器，并且對催化劑床層進行了設(shè)計，由于本次研究是對反應(yīng)器內(nèi)流體的分析，所以反應(yīng)器的細節(jié)部分就不細致地設(shè)計了;對反應(yīng)器內(nèi)的流體進行了有限元的網(wǎng)格劃分，并且對流體的出入口、壁面以及流體和催化劑床層的交界面等進行了定義;進而可以求解出反應(yīng)器溫度分布、壓力降分布等參數(shù)，為反應(yīng)器研究開發(fā)進行指導。

1 實驗過程

1.1 實驗設(shè)備

滴流床反應(yīng)器的簡易模型，除了有殼體之外在入口處還有氣液分布器，中間填充有顆粒狀的催化劑床層。模型的尺寸為，筒體的外徑34mm，筒體的內(nèi)徑30mm，筒體高度240mm，催化劑高度200mm，催化劑床層直徑28mm，氣液分布器的小孔直徑為1mm，氣液分布器的厚度是5mm，如圖1，圖2所示。

反應(yīng)器內(nèi)流體流動過程中相間相互作用的強弱劃分為強相互作用和弱相互作用流型;從氣液兩相的狀態(tài)和氣液操作流率的大小分為滴流、脈沖流、噴淋流和鼓泡流［4］，對于多相流模擬計算來說，基本的湍流模型還不夠用，需要進一步尋找各相運動規(guī)律及相間作用力規(guī)律。目前，工程上應(yīng)用最廣泛的是 k-ε雙方程模型，它屬于有效黏度模型。k-ε模型適合絕大多數(shù)的工程湍動模型，其中k為湍動能，定義為速度波動的變化量［5］

圖1 反應(yīng)器模型Fig.1 Reactor Model

圖2 氣液分布器俯視圖1氣液分布器;2氣液分布孔Fig.2 Top view of gas-liquid distributor

1.2 網(wǎng)格劃分

網(wǎng)格生成既要能完整地描述幾何圖形，從而準確對結(jié)果進行求解與表征，又要在此前提下使生成的網(wǎng)格節(jié)點數(shù)降到最低，減輕后續(xù)計算的負擔。網(wǎng)格質(zhì)量直接影響計算的精度和速度，因此，網(wǎng)格作為模擬計算的重要環(huán)節(jié)應(yīng)該重視［6］。網(wǎng)格的形狀為正四面體(Tetrahedrons)，網(wǎng)格的最小尺寸是0.1mm，最大尺寸是5mm。創(chuàng)建實體和邊界，并對邊界面和體進行命名。如圖3所示，采用非結(jié)構(gòu)四面體對網(wǎng)格進行劃分，并對網(wǎng)格數(shù)量進行優(yōu)化以滿足流場分析的要求。

圖3 流體模型的網(wǎng)格劃分Fig.3 The Mesh of the fluid model

對槳葉、螺旋導流板、槽壁面處進行Inflation處理使網(wǎng)格細化，以便更好地描述其附近流場的流動性能［7］Inflation(0.06 ～0.08mm);定義第一層高(First Layer Thickness)為0.08mm，這是邊界層主要為計算湍流等大流動梯度變化而設(shè)置，共計5層，如圖4所示。

圖4 壁面Inflation網(wǎng)格細化Fig.4 Wall Mesh Refinement by Inflation

2 結(jié)果與分析

2.1 參數(shù)設(shè)置及邊界條件

選用 CFX軟件的氣、液兩相 Eulerian模型［8］，算時間是 5s，每步 0.1s，所以共有 50 步。區(qū)域劃分為兩個區(qū)域，一個是反應(yīng)物的氣液區(qū)域，一個是催化劑床層區(qū)域。氣液區(qū)域中，氣相是氧氣，體積分數(shù)是30%，液相是苯酚廢水，體積分數(shù)是70%，壓力是5MPa，反應(yīng)溫度為150℃。進口速度是5 m/s，壁面是光滑壁面。催化劑區(qū)域是可以滲入的固體，床層空隙率是0.4，本反應(yīng)器在壓力3MPa操作，但由于反應(yīng)器內(nèi)壓降較小，且氣、液流速較低，因此氣體和液體均看做不可壓縮流體［6］。具體假設(shè)如下:流體均為不可壓縮流體;催化劑床層裝填均勻;催化劑顆粒完全潤濕，毛細管壓力和湍流應(yīng)力的影響忽略;液相無相變發(fā)生;不考慮軸向床層空隙率的變化。最后，用CFX在反應(yīng)器模型中添加化學反應(yīng)，即苯醌和氧氣生成苯醌和水的反應(yīng)。

2.2 催化劑中流體的流速

圖5所示，催化劑床層部分速度大小分布均勻，靠近器壁處床層孔隙率變化較大，產(chǎn)生壁流現(xiàn)象。研究表明，在器壁處，床層孔隙率接近1，因此流動阻力較小，流體流向器壁，發(fā)生壁流。而在圖6中可以看到，在此反應(yīng)條件以及催化劑顆粒直徑和孔隙率下，物料的流動速度比較均勻在14.5m/s左右，沒有出現(xiàn)較大的波動，這是由于入口設(shè)置有分液器，分液器處流動截面突變，氣體所受重力作用較小和液體相互作用造成的。在催化劑床層區(qū)域速度分布均勻且沒有返混發(fā)生。這是假設(shè)成各向同性的催化劑床層對其產(chǎn)生流動阻力的結(jié)果。

圖5 催化劑橫截面速度分布圖Fig.5 The Distribution Diagram of Catalyst cross-section velocity

2.3 催化劑段的壓力降

由圖7，8可以看出，靜壓分布呈分段變小的趨勢，在某個截面上靜壓為確定的數(shù)值，幾乎不發(fā)生變化，壓力云圖中催化劑中心大部分區(qū)域為綠色或淺綠色(0.014～0.027MPa)。這是因為氣液分布器的存在使物料呈滴流狀態(tài)，催化劑中物料的流速，反應(yīng)十分均勻，在此基礎(chǔ)上，我們考察反應(yīng)器內(nèi)壓降變化只選取反應(yīng)器Z軸中心軸的值作為不同截面高度的靜壓值，從而討論床層壓降。在本研究體系氣液流率及超高操作壓力的條件下均不適用，因此通過計算流體力學的數(shù)值模擬方法顯示了其優(yōu)越性。

圖6 催化劑軸向速度變化圖Fig.6 The distribution diagram of catalyst axial velocity

圖7 催化劑橫截面壓力分布圖Fig.7 The distribution diagram of catalyst cross section pressure

圖8 催化劑軸向壓力變化圖Fig.8 The distribution diagram of catalyst axial pressure

2.4 催化劑的溫度

滴流床反應(yīng)器中最重要的問題就是催化劑的熱點問題［2］，即就是催化劑在反應(yīng)過程中中心溫度偏高的情況，如圖10所示，在催化劑段該反應(yīng)器的溫度往催化劑中心溫度越高存在一定程度的熱點現(xiàn)象，但是比較輕微，不論是催化劑中心還是催化劑邊緣溫度差異很低(423.218～423.205℃)這也是氣液分布器能使催化劑充分浸濕反應(yīng)比較均勻，同時反應(yīng)器反應(yīng)效率很高，返混很微弱，熱量的擴散和被物料帶走使熱量沒有集中。

圖9 反應(yīng)器縱截面溫度分布圖Fig.9 The distribution diagram of reactor longitudinal section temperature

圖10 催化劑橫截面溫度分布圖Fig.10 The distribution diagram of catalyst cross section temperature

2.5 催化劑段持液量

隨著液體進入反應(yīng)器，液體體積分率迅速減小，到0.59左右穩(wěn)定下來，其原因為由上到下液體分布逐漸發(fā)展，在床層中部液相得到充分發(fā)展，因而體積分率變化不大，比較均勻。相對滲透模型在各個高度上的體積分率均大于單縫模型和雙流體界面力模型，而單縫模型和雙流體界面力模型得到的體積分率值差別不大，通過CFX軟件后處理可求得床層的持液量。

圖11 催化劑橫截面液相體積分數(shù)圖Fig.11 The Distribution Diagram of Catalyst crosssection liquid volume

圖12 催化劑軸向持液量變化圖Fig.12 The Distribution Diagram of Catalyst axial liquid holdup

3 結(jié)論

1)在氣液流率較高的滴流狀態(tài)下操作的滴流床反應(yīng)器，雙流體界面力模型及相對滲透模型均可用于描述氣、液、固三相間的動量交換作用。雙流體界面力模型最適用于本研究體系。

2)苯酚廢水和氫氣(CuO/γ-Al2O3為催化劑)在反應(yīng)器內(nèi)的流場結(jié)果顯示，兩者均在入口段和出口段速度變化較小，這是由于該滴流床反應(yīng)器入口設(shè)置有液體分配器，因此入口流體流動較為穩(wěn)定，分布比較均勻。

3)模擬計算結(jié)果顯示床層壓降及持液量較小，這是由反應(yīng)器大小及操作工況決定的。在本研究體系下，一些計算壓降及持液量的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式均不適用，因此，通過計算流體力學的方法可以預(yù)測其流場信息且與文獻中的實驗數(shù)據(jù)符合好。

滴流床反應(yīng)器的分析與設(shè)計是一項非常復雜的任務(wù)，目前，根據(jù)反應(yīng)器模型尚不能精確地預(yù)測反應(yīng)器的尺寸。擬均相經(jīng)驗?zāi)Ｐ椭胁话鲃?、傳質(zhì)傳熱與反應(yīng)耦合的復雜因素，不適用于反應(yīng)器的放大。

［1］ LOSEY M W，SCHMIDT M A，JENSEN K F.Microfabricated multiphase packed-bed reactors:characterization of mass transfer and reactions［J］.Industrial and Engineering Chemicial Research，2001，40:2555-2562.

［2］ RANADE V V，CHAUDHARI R V，GUNJAL P R.Trickle Bed Reactor:Reactor Engineering＆Applications［M］.北京:化學工業(yè)出版社，2013.

［3］ 王華，李光明，張蓓.滴流床反應(yīng)器催化濕式氧化法處理堿渣廢水［J］.化工進展，2007(2):221-226.

［4］ 王蓉，毛在砂，熊天英，等.滴流床反應(yīng)器的研究現(xiàn)狀和展望［J］.化工進展，1992(3):10-33.

［5］ ATTOU A，F(xiàn)ERSCHNEIDER G.Two-fluid model for flow regime transition in gaseliquid trickle-bed reactors［J］.Chemical Engineering Science，1999，54(21):5031.

［6］ 謝龍漢，趙新宇，張炯明.ANSYS CFX流體分析及仿真［M］.北京:電子工業(yè)出版社，2012.

［7］ 化工設(shè)備設(shè)計全書編輯委員會.化工設(shè)備設(shè)計全書——攪拌設(shè)備［M］.北京:化學工業(yè)出版社，2003.

［8］ 趙輝，喻芳，山紅紅，等.滴流床加氫裂化反應(yīng)器內(nèi)流體流動的數(shù)值模擬［J］.中國石油大學學報，2009，3(4):136-140.