王 宇

（撫順礦務局職工工學院，遼寧撫順113008）

當前開發(fā)煤加氫液化反應器的一個熱點是研究采用內環(huán)流三相反應器。內環(huán)流反應器是一類高效的氣-液、氣-液-固多相反應器[1]。目前，對于氣液固三相內環(huán)流反應器的研究大多是輕顆粒的研究[2,3]，且粒徑均＞1.5mm，而對于細顆粒（＜1.2mm）的研究很少。鑒于煤液化工藝必須是將煤炭破碎，且煤漿中的煤在反應器內在高溫高壓下進行加氫反應，應用普通的環(huán)流反應器進行該類反應能有效地防止固定床層內的飛溫，但不能解決高壓操作所導致的反應器外徑大、器壁過厚、占地面積大、不易工業(yè)化等問題。因此，采用較高長徑比的內環(huán)流反應器，以空氣-水-石英砂為物系，石英砂具有較大的密度和較小的粒徑，考察了上升區(qū)固含率和循環(huán)液速隨表觀氣速的變化規(guī)律。

循環(huán)液速的預測對環(huán)流反應器的設計有至關重要的作用，故結合動量平衡原理推導出三相體系的循環(huán)液速模型，并給出其中各局部阻力系數、上升區(qū)的氣含率和上升區(qū)固含率的計算模型。其中，反應器底部換向區(qū)的流通面積在很大程度上決定了三相流體在反應器中的循環(huán)流動狀態(tài)，是氣液固三相環(huán)流反應器設計的關鍵尺寸，特別對固含率高、固體密度大的體系尤為重要[4]。目前，對該尺寸的設計未有報道，國內外學者對于底部換向區(qū)的研究僅限于阻力系數的實驗數據擬合[2，5]，或只考慮到上升區(qū)與下降區(qū)的面積比[5]，并沒有考慮到底部換向區(qū)的面積和底部換向區(qū)的流動狀態(tài)。因此將底部換向區(qū)的流通面積及流動狀態(tài)與底部換向區(qū)的阻力損失系數關聯在一起，以達到預測循環(huán)液速的目的。

1 實驗部分

1.1 實驗裝置及流程

實驗采用的中心氣升式內環(huán)流反應器的主體由有機玻璃制成，其內徑為0.09m，高為2m；導流筒（材料為PVC）內徑為0.06m，壁厚為0.0023m，高為1.55m,實驗流程見圖1。

圖1 氣升式內環(huán)流反應器實驗裝置流程圖Fig.1 Schematic flow diagram of experimental unit for internal loop airlift reactor

1.2 實驗條件及實驗原理

實驗在常溫常壓下進行，三相物系為空氣-水-石英砂。實驗起始靜液高為1.6m，導流筒內部表觀氣速在0.013～0.045m·s-1。石英砂密度為2650kg·m-3。石英砂粒徑分別為（0.1±0.05）mm、（0.2±0.1）mm、和（1.0±0.2）mm 3 種粒徑。

氣含率和固含率的測量應用壓差法和直接取樣法測量[8]；采用電導脈沖法測量循環(huán)液速[12]。

2 理論分析

根據動量平衡原理，在定態(tài)下，氣升式內環(huán)流反應器的上升區(qū)和下降區(qū)間的流體靜壓差是液體循環(huán)的推動力，該推動力與流體沿循環(huán)回路引起的總摩擦壓降相平衡,

在氣升式內環(huán)流反應器中，總摩擦壓降是流體在上升區(qū)，下降區(qū)，氣液分離區(qū)和底部換向區(qū)流動時的各局部壓降之和，

由于顆粒粒徑較小，能夠均勻的分布在反應器中，故可將三相體系中的固、液兩相看成擬均相，各個區(qū)域的壓降根據范寧公式計算，

其中，ρmi=εigρg+εisρs+（1-εig-εis）ρt，由于底部換向區(qū)的氣含率很小，可忽略不計，所以ρmb=εsbρs+（1-εsb）ρt，底部換向區(qū)的固含率可看作與下降區(qū)的固含率相等；由于氣液分離區(qū)的阻力系數較其它處較小可忽略不計[6]。

根據連續(xù)性方程再聯立（2）,（3）式可得到液體循環(huán)速度的預測式（4），

式（4）中，上升區(qū)的氣含率可根據無因次準數進行關聯[2]，但考慮到固體顆粒密度對連續(xù)相的影響，用式（5）進行計算，

下降區(qū)氣含率與上升區(qū)氣含率呈線性關系[8]，即式（6），

由于上升區(qū)的固含率與表觀氣速、裝液高度、固體裝載量、固體密度、固體顆粒直徑等有較大的關系[5]，因此利用無因次準數進行關聯可以得到固含率計算式，

下降區(qū)固含率與上升區(qū)固含率呈線性關系，即式（8），

由于上升區(qū)的阻力損失系數受到氣含率、固含率、循環(huán)液速、表觀氣速等的影響，不能將其按單相流處理[7]，故可利用下式計算：

將固、液兩相看作擬均相，由于下降區(qū)的氣含率很低，可按單相流處理[8]。下降區(qū)的阻力損失系數可根據Blasius 公式（式（10））計算：

對于底部換向區(qū)的研究僅限于阻力系數的實驗數據擬合，文獻[9]中底部阻力系數僅與下降區(qū)和底部換向區(qū)的面積之比呈指數關系，但對于三相體系，底部換相區(qū)的阻力系數與底部換相區(qū)的尺寸和底部換向區(qū)的流動狀態(tài)在很大程度上有關，故可按式（11）進行計算：

3 結果與討論

3.1 不同粒徑下表觀氣速對上升區(qū)固含率的影響

圖2 為固體裝載量為0.732kg，顆粒粒徑分別為（0.1±0.05）mm、（0.2±0.1）mm、和（1.0±0.2）mm時，底部間隙為0.022m 時，反應器距離分布器0.8m處，上升區(qū)固含率隨表觀氣速的變化。

圖2 不同粒徑下固含率隨表觀氣速的變化Fig.2 Solid holdup in riser and downcomer as a function of superficial gas velocity at different particle size in internal loop airlift reactor

由圖2 可知，當ds≤0.3mm 時，固含率隨著Ug的增大變化平緩，而當ds＞0.3mm 且Ug≤0.034m·s-1時，固含率隨著表觀氣速的增大而下降；當Ug＞0.034m·s-1時，固含率隨著表觀氣速的增大而上升。這是由于當顆粒粒徑過小時，隨著Ug的增大，固體顆粒與氣泡之間的作用力并不是很明顯，而當顆粒粒徑較大且Ug≤0.034m·s-1時，由于Ug此時并不是很大，流體處于均勻鼓泡流狀態(tài)，隨著Ug的增加，顆粒的流化床層高度也隨著增大，因此固含率下降。但當Ug＞0.034m·s-1時，隨著Ug的增加，顆粒的流化床層高度達到最高點后降低，此時循環(huán)十分劇烈，可能是固體占據了部分空間，增大了氣泡之間發(fā)生相互作用的可能性，氣泡聚并增大，導致氣含率下降，故固含率增大。由圖2 還可知，在相同的Ug下，隨著顆粒粒徑的增大，固含率也隨之增大。這是由于在相同氣速下，固體粒徑越大，氣含率越小。而且反應器中氣含率、固含率和液含率的總和不變，液含率認為不變，則氣含率越小，固含率越大。

3.2 不同粒徑下表觀氣速對上升區(qū)循環(huán)液速的影響對比圖

圖3 為顆粒粒徑分別為0.1～0.15，0.2～0.3，1.0～1.2mm 時，底部間隙為0.022m 時，反應器距離分布器0.8m 處，上升區(qū)循環(huán)液速隨表觀氣速的變化與文獻[10]中循環(huán)液速隨表觀氣速變化的對比圖。文獻[13]中反應器的長徑比為18，玻璃珠直徑分別為0.15，0.25，0.35mm。

圖3 不同粒徑下上升區(qū)循環(huán)液速隨表觀氣速的變化Fig.3 Liquid circulation velocity in riser as a function of superficial gas velocity at different particle size in internal loop airlift reactor

由圖3 可知，隨著顆料粒徑的增大，使得循環(huán)液速也隨之增大。由圖3 還可知，在表觀氣速固定不變的情況下，循環(huán)液速隨著固體顆粒粒徑的增大而減小，這與王燕[3]等人研究的結果一致。這是因為，隨著固體的加入，系統(tǒng)的阻力也隨之增加，由于系統(tǒng)的阻力還與固體顆粒的表面積有關，系統(tǒng)中固體的比表面積越大，系統(tǒng)的摩擦阻力也越大[3]。由于作者采用反應器的高徑比大于文獻[13]中反應器的高徑比，故在相同表觀氣速和相同粒徑的條件下，高長徑比反應器的循環(huán)液速大于低長徑比反應器的循環(huán)液速，最大時兩者相差18.75%。

4 模型計算

4.1 上升區(qū)氣含率模型的計算

表觀氣速在0.013～0.045m·s-1下，將實驗數據按式（5）、（6）回歸得到各經驗參數，代入并整理方程可以得到氣含率模型式（12）和式（13）。

將上升區(qū)氣含率的實驗值與模型計算值進行了比較，上升區(qū)氣含率的實驗值與模型計算值吻合較好，其平均相對誤差為6.32%。

4.2 上升區(qū)固含率模型的計算

表觀氣速在0.013～0.045m·s-1下，將實驗數據按式（7）、（8）回歸得到各經驗參數，代入并整理方程可以得到固含率模型式（14）和式（15）。

將上升區(qū)固含率的實驗值與模型計算值進行了比較，上升區(qū)固含率的實驗值與模型計算值吻合較好，其平均相對誤差為4.56%。

4.3 上升區(qū)阻力損失系數模型的計算

表觀氣速在0.0132～0.0446m·s-1下，將實驗數據按式（9）回歸得到各經驗參數，代入并整理方程可以得到上升區(qū)阻力系數模型式（16）。

4.4 底部換向區(qū)阻力損失系數模型的計算與分析

由于底部換向區(qū)的面積和流動狀態(tài)在很大程度上決定了底部換向區(qū)的阻力系數，故將底部換向區(qū)的阻力系數與雷諾數和底部換向區(qū)的面積聯系到一起進行回歸分析，底部間隙分別為0.017、0.022、0.03m，將實驗數據按式（11）回歸得到各經驗參數，代入并整理方程可以得到底部換向區(qū)阻力系數模型式（17）。

圖4 為在3 個不同底部間隙下，底部換向區(qū)的阻力系數隨雷諾數的變化情況。

圖4 氣升式內環(huán)流反應器中底部換向區(qū)的阻力系數隨雷諾數的變化Fig.4 vs a function of in internal loop airlift reactor

由圖4 可知，在同一底部間隙下，底部換向區(qū)的阻力系數基本保持不變，即不隨表觀氣速的變化而變化，而隨著底部間隙的增大，底部換向區(qū)的阻力系數變小。

4.5 上升區(qū)循環(huán)液速模型的計算

將式（10）、式（12）～（17）代入到式（4）中，對該方程迭代求解即可得到循環(huán)液速的計算值，將循環(huán)液速的實驗值與模型計算值進行比較（見圖4）可以看出，實驗值與計算值吻合較好，其平均相對誤差為11.97%。

圖5 氣升式內環(huán)流反應器中上升區(qū)的循環(huán)液速實驗值與模型計算值的比較Fig.5 Comparison of experimental and calculated values of liquid circulation velocities in internal loop airlift reactor

5 結論

（1）在鼓泡流下，當ds≤0.3mm 時，上升區(qū)固含率隨表觀氣速的增加呈變化平緩趨勢，0.3mm＜ds≤1.2mm 時，上升區(qū)固含率隨表觀氣速的增加而呈先下降后增加的趨勢。

（2）在鼓泡流下，不同粒徑下的循環(huán)液速均隨表觀氣速的增加而增加，在表觀氣速固定不變的情況下，循環(huán)液速隨著固體顆粒粒徑的增大而減小，這與王燕[3]等人研究的結果一致。在相同條件下，高長徑比反應器的循環(huán)液速大于低長徑比反應器的循環(huán)液速。

（3）根據動量平衡和連續(xù)性方程建立了三相物系循環(huán)液速模型，模型中關聯了氣含率、固含率和各個區(qū)域的阻力系數。循環(huán)液速的模型的實驗值與計算值吻合較好，其平均相對誤差為11.97%。

（4）底部換向區(qū)的阻力系數除了與換向區(qū)的面積有關，還與換向區(qū)的流動狀態(tài)有關，從模型方程中可以看出：底部換向區(qū)的阻力系數與表觀氣速的大小無關，只與底部換向區(qū)的流通面積和流動狀態(tài)有關，即底部換向區(qū)的面積越大，底部換向區(qū)的阻力系數越小，底部換向區(qū)的流動越劇烈，底部換向區(qū)的阻力系數越小。

符號說明：

A：截面積，m2

Ab：底部換向區(qū)面積，Ab=πdrdb，m2

a1，a2，a3，a4：經驗參數

b1，b2：經驗參數

c1，c2，c3，c4：經驗參數

d1，d2：經驗參數

e1，e2，e3，e4：經驗參數

f1，f2，f3：經驗參數

D：反應器內徑，m

d：直徑，m

g：重力加速度，m·s2

H：靜液面高度，m

K：阻力損失系數

△p：壓降，Pa

Re：雷諾數，

U：表觀速率，m·s-1

u：線速率，m·s-1

W：裝載量，kg

希臘字母：

ε：相含率；

μ：黏度，Pa·s-1

ρ：密度，g·cm3

下標：

b：底部換相區(qū)

Cal：計算值

d：下降區(qū)

EXP：實驗值

e：當量

g：氣體

i：r 或d 或b

L：液體

m：混合

r：上升區(qū)

s：固體

T：總

t：氣液分離區(qū)

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