氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床流動(dòng)特性實(shí)驗(yàn)及數(shù)值模擬

薄紫一，夏良志，王浩南，董瑞庭

大連理工大學(xué)化工學(xué)院化工機(jī)械與安全系，遼寧 大連 116024

自21 世紀(jì)以來(lái)，石油化工產(chǎn)業(yè)發(fā)展迅速，以乙烯、丙烯為源頭的基礎(chǔ)原料生產(chǎn)取得長(zhǎng)足進(jìn)步，但部分精細(xì)化工產(chǎn)品，如低碳脂肪二胺類(lèi)產(chǎn)品相對(duì)短缺，主要原因在于連續(xù)生產(chǎn)裝置難以實(shí)現(xiàn)工業(yè)化[1]。 1,3-丙二胺系列精細(xì)化學(xué)品是低碳脂肪二胺化合物的重要品種之一，目前制備1,3-丙二胺的工藝主要采用丙烯腈氨化還原法，即以氨化劑與丙烯腈為原料制備3-氨基丙腈，再經(jīng)加氫催化還原合成 1,3-丙二胺。反應(yīng)過(guò)程需要在一定壓力條件下，同時(shí)保證氣液固三相充分混合，因此對(duì)三相反應(yīng)器有較高的要求。

氣升式環(huán)流反應(yīng)器（Air-lift Loop Reactor，ALR）作為由鼓泡床改進(jìn)而來(lái)的新型反應(yīng)器，是目前應(yīng)用最廣泛的三相反應(yīng)器之一。ALR 綜合了鼓泡床和攪拌釜的優(yōu)點(diǎn)，與鼓泡床相比，ALR 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、無(wú)運(yùn)動(dòng)件、混合效果更好、剪切應(yīng)力更小、傳質(zhì)/傳熱性能更好、運(yùn)行功耗更低，且能在較低的表觀氣速下實(shí)現(xiàn)固體顆粒的完全懸浮，更有利于反應(yīng)物之間的混合和傳質(zhì)過(guò)程[2-5]。目前，ALR 廣泛應(yīng)用于費(fèi)托合成、一步法合成甲醇與二甲醚、汽油脫硫、重油氫化、生物廢水處理及發(fā)酵工程等[6-10]。

近年來(lái)，三相環(huán)流反應(yīng)器的研究逐步成為熱點(diǎn)。實(shí)驗(yàn)研究方面，黃青山等[11]綜述了環(huán)流反應(yīng)器的流動(dòng)、混合及傳遞特性。王鐵峰等[12]指出氣含率和循環(huán)液速是環(huán)流反應(yīng)器設(shè)計(jì)及放大的重要參數(shù)。GUO 等[3]討論了頂部間隙對(duì)環(huán)流反應(yīng)器氣含率的影響。YANG 等[13]設(shè)計(jì)了一種帶有水力旋流器的內(nèi)循環(huán)漿態(tài)床，旨在實(shí)現(xiàn)反應(yīng)器的連續(xù)操作。JIN 等[14]使用ERT 技術(shù)測(cè)定了外循環(huán)床上局部氣含率和平均氣含率，同時(shí)討論了操作條件和固含率對(duì)床內(nèi)氣含率的影響。RAZZAK 等[15]同樣采用ERT 技術(shù)測(cè)量環(huán)流漿態(tài)床升液管的局部相含率，并結(jié)合壓力傳感器確定氣、固相含率的軸向和徑向分布，采用光纖探頭單獨(dú)測(cè)量氣含率，利用光纖數(shù)據(jù)區(qū)分升液管內(nèi)氣泡和固體顆粒。BURLUTSKII 等[16]研究了氣升式內(nèi)環(huán)流反應(yīng)器中升、降管截面積比對(duì)氣含率和循環(huán)液速的影響。結(jié)果表明，氣體流量增加，液體循環(huán)速率幾乎保持不變；張念等[17]研究了大顆粒催化劑體系下氣升式環(huán)流漿態(tài)床內(nèi)的流動(dòng)特性。結(jié)果表明，增大固含率，最小循環(huán)氣速和起始流化速度均顯著增大。數(shù)值模擬方面，劉敏[18]綜述了氣升式環(huán)流反應(yīng)器相間作用力模型及簡(jiǎn)化計(jì)算模型，同時(shí)分析了氣泡分散機(jī)理及對(duì)湍流作用的影響。LESTINSKY 等[19]基于COMSOL 軟件研究了導(dǎo)流筒直徑的變化對(duì)流動(dòng)特性的影響，確定了氣泡直徑和氣泡阻力系數(shù)的適用條件。采用瞬態(tài)模擬模型，分析了0～60 s 反應(yīng)器內(nèi)部的流動(dòng)過(guò)程，忽略了氣泡的破裂和聚并。XU 等[20]根據(jù)各相物性及研究角度的不同，將漿態(tài)床相間作用力封閉模型劃分為4 類(lèi)。杜峰等[21]采用雙流體模型研究了導(dǎo)流筒直徑對(duì)環(huán)流反應(yīng)器流動(dòng)的影響及放大。YUAN等[22-23]基于CFD研究了兩相體系下環(huán)流漿態(tài)床的流動(dòng)及傳質(zhì)特性；BURLUTSKII 等[15]基于雙流體模型建立了氣升式外環(huán)流反應(yīng)器的三維數(shù)學(xué)模型，相間作用力考慮了氣動(dòng)阻力、剪切升力和附加質(zhì)量力，模型另考慮了湍流擴(kuò)散效應(yīng)和氣泡的分裂-聚并過(guò)程。LAW 等[24]模擬了外環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)氣液兩相流動(dòng)過(guò)程，研究了不同類(lèi)型降液管結(jié)構(gòu)對(duì)流動(dòng)的影響。徐斌等[25]采用三歐拉模型描述各相流動(dòng)，同時(shí)采用改進(jìn)的相間曳力模型，描述二維體系下內(nèi)環(huán)流生物反應(yīng)器的流動(dòng)過(guò)程，討論了降液管內(nèi)的最大及時(shí)均液體循環(huán)速度變化規(guī)律。

本工作設(shè)計(jì)了一種帶有固液分離裝置的氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床反應(yīng)器。從實(shí)驗(yàn)和數(shù)值模擬兩個(gè)方面，對(duì)氣含率及液相循環(huán)速度兩個(gè)重要參數(shù)開(kāi)展研究，討論了壓力及固含率對(duì)流動(dòng)特性的影響?；贔luent軟件，建立氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床的數(shù)值模型。作為可實(shí)現(xiàn)1,3-丙二胺系列精細(xì)化工產(chǎn)品連續(xù)化制備的載體，氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床內(nèi)部多相流動(dòng)和傳遞行為十分復(fù)雜、工業(yè)放大設(shè)計(jì)難度大。因此，針對(duì)反應(yīng)器流動(dòng)特性的研究為后續(xù)結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和傳熱、傳質(zhì)的優(yōu)化具有重要意義。

1 實(shí)驗(yàn)部分

圖1 實(shí)驗(yàn)裝置 Fig.1 Experimental setup

1.1 實(shí)驗(yàn)裝置

實(shí)驗(yàn)裝置如圖1 所示，平臺(tái)主要由氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床、空氣供給系統(tǒng)、液相循環(huán)系統(tǒng)、液固分離系統(tǒng)、高速攝像采集系統(tǒng)及壓差測(cè)量系統(tǒng)6 部分組成。漿態(tài)床筒體材料為玻璃，通過(guò)4 根不銹鋼柱和2 個(gè)法蘭實(shí)現(xiàn)密封，上法蘭盤(pán)裝有背壓閥、填料器和倒置U型管壓差計(jì)。相比于電導(dǎo)探針和光纖探頭，倒置U 型管壓差計(jì)更適用于高固含率、透光性能差和電導(dǎo)率低的氣液固三相體系壓差測(cè)量。漿態(tài)床高1 000 mm，內(nèi)徑100 mm，導(dǎo)流筒高800 mm；導(dǎo)流筒內(nèi)安置外徑32 mm，高810 mm，濾網(wǎng)目數(shù)為400 的液固分離器。氣體分布器由6 個(gè)外徑8 mm，高20 mm 的氣泡器組成，氣泡器在周向上呈環(huán)形陣列均布。以空氣-水-白炭黑為實(shí)驗(yàn)體系，各相的物性參數(shù)如表1 所示。

采用Photron 公司的FASTCAM SA4 型高速攝像機(jī)，最高分辨率為1 024×1 024 像素，最短曝光時(shí)間1 μs，最大拍攝速度為5×105fps。攝像機(jī)及光源布置如圖2 所示，實(shí)驗(yàn)采用AF 50mm f/1.4D 鏡頭近距拍攝，綜合考慮采樣時(shí)長(zhǎng)與氣泡辨識(shí)度，確定最佳采樣頻率為1 000 fps。考慮到設(shè)備外壁為玻璃圓柱，為減小光線折射對(duì)參數(shù)采集的影響，因此采樣區(qū)域所在橫截面的圓心角2α應(yīng)小于60°。

表1 各相物性參數(shù) Table 1 Property parameters of each phase

圖2 高速攝像機(jī)及光源布置 Fig.2 Shooting angle and light source arrangement

1.2 氣含率

氣含率測(cè)量區(qū)域?yàn)檩S向高度在500～800 mm 的升液區(qū)，因?yàn)榇颂幜鲌?chǎng)已發(fā)展完全，如氣泡形狀、分布及上升速度等特性參數(shù)的波動(dòng)較小。實(shí)驗(yàn)測(cè)定該區(qū)域內(nèi)任意兩點(diǎn)對(duì)應(yīng)的U 型管內(nèi)液面高度差 （ΔH，m），則流場(chǎng)內(nèi)兩點(diǎn)間的壓差（ΔP，Pa）與各相含率關(guān)系如式（1）所示：

式中：ρ為密度，kg/m3；ε為相含率；g為重力加速度，m/s2；下標(biāo)g，l 和s 分別代表氣相、液相和固相。氣液固三相間滿足歸一化方程，如式（2）所示：

由于固相顆粒密度及粒徑較小，可在較低的表觀氣速條件下實(shí)現(xiàn)均勻分布，因此，固含率可通過(guò)式（3）求解，再由式（1）和（2）求解兩點(diǎn)間的平均氣含率。

式中：Ws為固相總質(zhì)量；V為反應(yīng)器連續(xù)相所占容積。

實(shí)驗(yàn)裝置在穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)液相產(chǎn)率為5 kg/h。漿相在床內(nèi)循環(huán)流動(dòng)時(shí)，部分固相會(huì)附著在濾網(wǎng)表面形成濾餅。循環(huán)的漿相不斷沖刷濾餅表面，成長(zhǎng)到一定程度的濾餅會(huì)脫落，繼續(xù)參與下一循環(huán)。周期性變化的過(guò)濾阻力波動(dòng)幅度小，頻率低，因此，忽略周期過(guò)濾阻力波動(dòng)對(duì)床內(nèi)整體流動(dòng)特性影響。

實(shí)驗(yàn)測(cè)定的氣含率隨壓力變化關(guān)系實(shí)驗(yàn)如圖3（a）所示，固含率均為0.10。由圖可知，不同壓力條件下，氣含率隨表觀氣速近似呈線性增加。低表觀氣速下，各壓力工況間氣含率相差不大，最大偏差產(chǎn)生于表觀氣速0.028 m/s。圖4 為固含率0.10、壓力0.0～0.2 MPa 下氣泡平均直徑隨表觀氣速的變化規(guī)律。隨表觀氣速增大，0.2 MPa 氣泡的平均直徑的增幅小于常壓工況，表觀氣速達(dá)到0.028 m/s時(shí)，0.2 MPa 和常壓對(duì)應(yīng)的氣泡平均直徑分別為4.09 和4.31 mm。由實(shí)際流場(chǎng)拍攝圖5（a）和（b）看出，相比帶壓操作，常壓下氣泡平均直徑更大，多呈橢球狀。橢球狀氣泡上升時(shí)受到的流動(dòng)阻力較比同體積的球狀氣泡更大，且軌跡多為螺旋式上升，氣泡平均上升速度更低，因此單位體積內(nèi)氣泡個(gè) 數(shù)減少，氣含率降低。操作壓力改變了氣泡形狀，進(jìn)而影響氣泡的上升速度，這是氣含率發(fā)生變化的主要因素。表觀氣速較低時(shí)，不同壓力下氣泡平均直徑相差較小，且形狀區(qū)別不大，實(shí)際觀測(cè)中并未觀測(cè)到大量螺旋式上升氣泡，因此氣含率幾乎沒(méi)有差別。

圖3 不同壓力和固含率工況下氣含率隨表觀氣速的變化規(guī)律 Fig.3 Changes of gas hold-up with superficial gas velocity under different pressure and solid hold-up

氣含率隨固含率變化關(guān)系如圖3（b）所示，操作壓力均為常壓。由圖可知，不同固含率工況下氣含率隨表觀氣速的增高均增大，在同一壓力及表觀氣速下，高固含率工況具有較低的氣含率。主要原因在于氣相和漿相密度差增大，推動(dòng)氣泡上升的浮力增大。另一方面，固相的引入增大了漿相的黏度，因此表面張力增大，液面有收縮的趨勢(shì)，流場(chǎng)內(nèi)部氣泡球形度增大。由流動(dòng)阻力與迎風(fēng)面積的關(guān)系可知，球形度更高的氣泡所受阻力更小。二者共同作用下，高固含率體系內(nèi)氣泡平均上升速度增大，單位體積內(nèi)氣泡數(shù)量減少，同表觀氣速下氣含率更低。

圖4 壓力0.0～0.2 MPa 下氣泡平均直徑隨表觀氣速的變化 Fig.4 Changes of average bubble diameter with superficial gas velocity under 0.0-0.2 MPa pressure

圖5 常壓（a）和0.2 MPa（b）下的氣泡特性 Fig.5 Bubble characteristic of (a) normal pressure and (b) 0.2 MPa solid hold-up 0.1; superficial gas velocity 0.028 m/s

1.3 流型轉(zhuǎn)變氣速

流型轉(zhuǎn)變氣速同樣是環(huán)流漿態(tài)床的重要參數(shù)之一。隨著升液管中表觀氣速的不斷提升，環(huán)流漿態(tài)床共經(jīng)歷了3 個(gè)流型即均勻鼓泡流、過(guò)渡流和非均勻鼓泡流，或稱流型I、流型II 和流型III。流型II屬于一個(gè)相對(duì)穩(wěn)定狀態(tài)，在表觀氣速的輕微波動(dòng)下，流型II 會(huì)向流型I 或III 轉(zhuǎn)變，本裝置降液管中較難觀測(cè)到清晰而穩(wěn)定的氣泡懸浮區(qū)。因此定義流型轉(zhuǎn)變氣速為脫離流型I 狀態(tài)前的最大表觀氣速與維持流型III 狀態(tài)的最小表觀氣速之和的算術(shù)平均值。

流型轉(zhuǎn)變氣速隨壓力和固含率變化規(guī)律如圖6 所示，由于固含率達(dá)到0.20 時(shí)難以直接觀測(cè)到降液管內(nèi)氣泡運(yùn)動(dòng)狀態(tài)，因此實(shí)驗(yàn)只在固含率0.00，0.05 和0.10 三種工況下進(jìn)行。由圖可知，壓力相同時(shí)，固含率較高的體系具有更高的流型轉(zhuǎn)變氣速。達(dá)到流型III 需要滿足降液區(qū)中氣泡滑移速度小于漿相宏觀運(yùn)動(dòng)速度，可以從兩方面對(duì)這一現(xiàn)象進(jìn)行解釋：1）相同操作條件下，高固含率體系中 氣-漿相密度差更大，氣泡所受浮力增大。另外，固相引入會(huì)使氣泡球形度更高，氣泡所受阻力減小，二者共同抑制氣泡流入降液區(qū)，即抑制流型向III 轉(zhuǎn)變；2）引入固相后，漿相的黏度上升，循環(huán)阻力增大，因此降液管中漿相宏觀運(yùn)動(dòng)速度下降，同樣抑制流型向III 轉(zhuǎn)變。另外，由圖可知，固含率相同，壓力對(duì)流型轉(zhuǎn)變氣速的影響較小。這是因?yàn)樵诒緦?shí)驗(yàn)操作范圍內(nèi)，因壓力變化產(chǎn)生的氣泡特性差異對(duì)流型轉(zhuǎn)變氣速作用效果并不顯著，通過(guò)觀察法確定流型轉(zhuǎn)變氣速的精確度存在一定的局限性，難以捕捉小尺度特性變化對(duì)宏觀流動(dòng)的影響。

圖6 不同壓力及固含率下流型轉(zhuǎn)變氣速 Fig.6 Gas velocity of regime transition under different pressure and solid hold-up conditions

圖7 物理模型 Fig.7 Physical model

2 氣升式環(huán)流漿態(tài)床數(shù)值模型建立

2.1 物理模型及網(wǎng)格劃分

本工作建立的物理模型基于Fluent 平臺(tái)，模型尺寸與實(shí)際設(shè)備尺寸之比為1:1。實(shí)驗(yàn)裝置結(jié)構(gòu)的分布為軸對(duì)稱式，為了減小計(jì)算量，采用周期性邊界條件建立三維內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床物理模型，如圖7 所示。采用Gambit 對(duì)反應(yīng)器網(wǎng)格進(jìn)行劃分，網(wǎng)格數(shù)目約1.7×105個(gè)，在模型計(jì)算中開(kāi)啟自適應(yīng)網(wǎng)格，以提高收斂速度及準(zhǔn)確程度。

2.2 數(shù)學(xué)模型

（1）連續(xù)性方程

采用三歐拉模型模擬氣液固三相流動(dòng)。各相所占據(jù)的空間體積通過(guò)各自的體積分?jǐn)?shù)描述，其中三相體積分?jǐn)?shù)εg，ε1和εs之和為1，如式（4）～（6）所示。

（2）動(dòng)量方程

式（7）和（8）分別為氣、液相的動(dòng)量守恒方程，兩等式右側(cè)各項(xiàng)分別代表應(yīng)力、壓力梯度、重力和相間動(dòng)量交換作用力。式（9）為固相的動(dòng)量守恒方程，等式右側(cè)分別代表固相應(yīng)力、固相壓力梯度、因顆粒碰撞產(chǎn)生的附加固相壓力、固相重力和相間動(dòng)量交換作用力。

式中：Mi為各相相間作用力，N/m3；τi為流體微元中各相所受應(yīng)力張量，Pa。

動(dòng)量守恒方程中應(yīng)力表達(dá)式如式（10）～（12）所示，有效黏度公式如式（13）～（15）所示。

式中：μeffi為各相有效黏度，Pa·s；λs為顆粒剪切黏度，Pa·s；?I為單位張量；T 為轉(zhuǎn)置符號(hào)。

液相有效黏度由4 部分構(gòu)成，分別為液相黏度μ1，由渦黏度引起的剪切或液相湍流黏度（μTl），氣相和固相引起的湍動(dòng)黏度（分別為μGIl和μSIl）。式（10）～（12）中各項(xiàng)表達(dá)式如式（16）～（21）所示：

式（10）為固相的動(dòng)量守恒方程，采用顆粒動(dòng)力學(xué)模型（Kinetic Theory of Grannular Flow，KTGF）對(duì)顆粒相應(yīng)張量（τs，N/m2）和附加固相壓力（Ps，Pa）進(jìn)行封閉，如等式（22）～（25）所示。模型中考慮了顆粒間的碰撞作用。

（3）湍動(dòng)模型

根據(jù)文獻(xiàn)[26]可知，RNG kε湍流模型能夠更好地描述鼓泡床中的湍流運(yùn)動(dòng)。RNG 模型對(duì)N-S方程進(jìn)行重整，以獲得對(duì)小尺寸運(yùn)動(dòng)的影響。相比于標(biāo)準(zhǔn)k-ε湍流模型只采用一個(gè)湍動(dòng)尺度計(jì)算渦黏度，RNGk-ε湍流模型通過(guò)變化生成項(xiàng)考慮各個(gè)尺度運(yùn)動(dòng)情況，其表達(dá)式如式（26）和（27）所示。

RNGk-ε湍流模型中，σk表示為有效施密特?cái)?shù)σeff，其計(jì)算公式如式（29）所示，1/σ0≈1.0。

（4）相間作用力

環(huán)流漿態(tài)床中相間作用力主要包括：曳力、升力、附加質(zhì)量力、湍動(dòng)擴(kuò)散力、壁面潤(rùn)滑力和Basset力[27]。其中，曳力起到?jīng)Q定性作用，另外，升力在氣液分離區(qū)及漿態(tài)床底部這樣的大速度梯度變化區(qū)起到作用不可忽視[18]，因此相間作用力同時(shí)考慮曳力和升力，忽略其它作用力。氣液相間曳力及升力選擇低雷諾數(shù)下廣泛采用的Tomiyama 模型，液固間升力作用采用基于漩渦渦脫落的非黏性疊加理論與實(shí)驗(yàn)擬合的Moraga 模型[28]，忽略氣固相間的曳力作用。曳力及升力模型設(shè)置如表2 所示。

表2 相間作用模型設(shè)置 Table 2 Interphase interaction model settings

2.3 邊界條件設(shè)定

采用三歐拉模型進(jìn)行氣液固三相流的非穩(wěn)態(tài)模擬計(jì)算。RNG kε湍動(dòng)模型設(shè)置為Dispersed，動(dòng)量方程采用二階迎風(fēng)格式，時(shí)間和空間導(dǎo)數(shù)采用一階迎風(fēng)格式求解，壓力與速度耦合采用phase-coupled SIMPLE 法，壁面條件為無(wú)滑移。模型采用單一固定的氣泡直徑。添加不同軸向高度的升、降液區(qū)氣含率監(jiān)測(cè)，待流場(chǎng)達(dá)到偽穩(wěn)定狀態(tài)后，進(jìn)行時(shí)間平均采樣。模型初始化設(shè)置中，固相以均勻分布形式Patch 在主流域以縮短穩(wěn)定時(shí)長(zhǎng)。計(jì)算中模型約在20 s 達(dá)到偽穩(wěn)定狀態(tài)，總時(shí)長(zhǎng)達(dá)到50 s后停止計(jì)算。模型其它基本參數(shù)設(shè)置如表3 所示。

表3 模型基礎(chǔ)參數(shù)設(shè)置 Table 3 Model base parameters settings

圖8 氣含率模擬計(jì)算與實(shí)驗(yàn)結(jié)果對(duì)照 Fig.8 Comparison of gas hold-up between simulation and experimental results

2.4 模型驗(yàn)證

氣含率模擬計(jì)算結(jié)果與實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)對(duì)照如圖8 所示，由圖可知，模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)測(cè)量值吻合情況較好，固含率0.20、表觀氣速為0.028 m/s 的工況條件下，存在8.9%的最大相對(duì)偏差。另外，固含率0.10和0.20 工況下的實(shí)驗(yàn)測(cè)量值一般高于模擬結(jié)果，除模型方面的原因外，倒置U 型管差壓計(jì)測(cè)氣含率時(shí)同樣會(huì)產(chǎn)生一定誤差，這是由于管內(nèi)漿相幾近停滯，部分固相發(fā)生沉降，管內(nèi)近液面處的漿相平均 密度減小，液柱間的差值增大，氣含率實(shí)驗(yàn)結(jié)果偏大。另從流型轉(zhuǎn)變氣速進(jìn)行模型驗(yàn)證，如表4 所示。模擬計(jì)算的流型轉(zhuǎn)變氣速，定義為降液區(qū)近液面處恰好產(chǎn)生y軸負(fù)方向氣相矢量與降液區(qū)中氣相恰好產(chǎn)生y軸正方向氣相矢量，兩時(shí)刻下對(duì)應(yīng)的表觀氣速的算術(shù)平均值。在固含率為0.00～0.10 條件下，模擬計(jì)算的流型轉(zhuǎn)變氣速與實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)存在5.0%的最大偏差，吻合情況較好。

表4 流型轉(zhuǎn)變氣速模擬與實(shí)驗(yàn)結(jié)果偏差 Table 4 Deviation of gas velocity of regime transition between simulation and experimental results

2.5 液相循環(huán)速度

液相循環(huán)速度隨壓力變化的模擬結(jié)果如圖9（a）所示，模擬工況固含率為0.10。這里的液相循環(huán)速率定義為降液管中漿相的軸向宏觀運(yùn)動(dòng)速度。由圖可知，表觀氣速在0.007～0.028 m/s 范圍內(nèi)，不同壓力下的液相循環(huán)速度均有增加，但相同壓力下差別不大。因此在同一固含率下，液相循環(huán)速度受壓力變化影響較小。

圖9 不同壓力和固含率工況下循環(huán)液速隨表觀氣速變化 Fig.9 Changes of liquid circulating velocity with superficial gas velocity under different pressure and solid hold-up conditions

液相循環(huán)速度隨固相濃度變化模擬結(jié)果如圖9（b）所示，模擬工況為常壓。表觀氣速達(dá)到0.028 m/s時(shí)，固含率0.20 工況下液相循環(huán)速度為0.252 m/s，固含率0.05 對(duì)應(yīng)的值更高，但依然小于氣液兩相體系下的循環(huán)速度。從循環(huán)動(dòng)力角度解釋，增加固相后，連續(xù)相的表觀黏度提升，因此上升管氣含率減小，進(jìn)而升降液區(qū)的壓差減小，推動(dòng)力減弱，液體循環(huán)速度下降。從循環(huán)阻力的角度來(lái)解釋，漿相的平均密度及表觀黏度上升，環(huán)流阻力上升，同樣會(huì)造成循環(huán)速度下降。

3 結(jié) 論

本工作設(shè)計(jì)了一種可實(shí)現(xiàn)連續(xù)操作的氣升式內(nèi)環(huán)流漿態(tài)床反應(yīng)器，采用三歐拉法及RNG kε湍流模型建立其數(shù)值模型。表觀氣速0.007～0.028 m/s 的范圍內(nèi)，實(shí)驗(yàn)及數(shù)值模擬分析得到主要結(jié)論如下：

a）壓力0.0～0.2 MPa 范圍內(nèi)，壓力對(duì)氣含率和液相循環(huán)速度的影響較小。不同壓力下氣含率存在一定的差異，主要原因在于壓力改變了氣泡形狀，導(dǎo)致氣泡平均上升速度不同，造成氣含率的不同；

b）固含率0.00～0.20 范圍內(nèi)，固含率增大會(huì)降低相同條件下氣含率及液相循環(huán)速率，增大流型轉(zhuǎn)變氣速；

c）采用倒置型U 型管壓差計(jì)測(cè)量氣含率得到的結(jié)果一般高于模擬計(jì)算結(jié)果，主要因?yàn)闇y(cè)量時(shí)U型管內(nèi)部固相發(fā)生沉降，漿相密度減小，測(cè)得實(shí)際氣含率數(shù)值偏高。倒置型U 型管對(duì)高固含率體系中氣含率測(cè)量存在一定局限性。