薄守石, 王 劍, 白 飛, 孫蘭義

(中國石油大學(xué) 化學(xué)工程學(xué)院, 山東 青島 266580)

2種重油懸浮床加氫反應(yīng)器流體力學(xué)特性的比較

薄守石, 王 劍, 白 飛, 孫蘭義

(中國石油大學(xué) 化學(xué)工程學(xué)院, 山東 青島 266580)

以重油懸浮床加氫常用的鼓泡床和環(huán)流反應(yīng)器為研究對象,選用歐拉兩相流模型和RNGk-ε湍流模型對其在重油-氫氣實際操作體系和工況下進行計算流體力學(xué)(CFD)模擬,考察不同表觀氣速下(0.01～0.1 m/s)2種反應(yīng)器內(nèi)整體氣含率、氣含率和液速徑向分布的異同。結(jié)果表明,2種反應(yīng)器內(nèi)均形成了液相循環(huán)流動,但環(huán)流反應(yīng)器的流動特性優(yōu)于鼓泡床反應(yīng)器,因此在模擬工況下環(huán)流反應(yīng)器更適合重油懸浮床加氫工藝。

懸浮床加氫; 鼓泡床反應(yīng)器; 環(huán)流反應(yīng)器; CFD模擬; 流體力學(xué)

重油懸浮床加氫技術(shù)由于其原料適應(yīng)性強、產(chǎn)品收率高、質(zhì)量好等優(yōu)點被看作是解決劣質(zhì)重油深度加工問題的最有效途徑之一。在能源危機日趨嚴重的背景下,各國都加大對懸浮床技術(shù)的開發(fā)力度,國外也相繼有工業(yè)化的報道。在國內(nèi),中國石油天然氣集團公司聯(lián)合中國石油大學(xué)等對該技術(shù)進行了為期十多年的探索,目前已開發(fā)出具有自主知識產(chǎn)權(quán)的重油懸浮床加氫技術(shù),并在撫順石化公司進行了3個階段的工業(yè)化試驗,所得標定數(shù)據(jù)為進一步工業(yè)放大奠定了基礎(chǔ)。

在該技術(shù)的開發(fā)、研究過程中,反應(yīng)器的研究一直是關(guān)鍵問題之一。目前,對反應(yīng)器形式的選擇基本上達成共識,即采用鼓泡床反應(yīng)器或環(huán)流反應(yīng)器。鼓泡床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡單,內(nèi)部沒有內(nèi)構(gòu)件,物料在反應(yīng)器內(nèi)形成循環(huán)流動,傳熱、傳質(zhì)系數(shù)高,因此被廣泛應(yīng)用[1]。由于其傳熱、傳質(zhì)方面的優(yōu)越性使重油加氫反應(yīng)不易結(jié)焦,操作周期長而被認為是懸浮床加氫反應(yīng)器的適宜選擇,國外工業(yè)化懸浮床工藝均選用該反應(yīng)器。環(huán)流反應(yīng)器是在鼓泡床反應(yīng)器的基礎(chǔ)上加入導(dǎo)流筒,從而規(guī)整循環(huán)流動,使得流體在導(dǎo)流筒內(nèi)部向上流動,在環(huán)隙向下流動,增大了循環(huán)流速,改善反應(yīng)器內(nèi)的流場,能夠有效抑制焦炭的生成和沉積,該反應(yīng)器在工業(yè)化試驗中被成功應(yīng)用。

近年來,越來越多的學(xué)者采用計算流體力學(xué)(CFD)模擬各類反應(yīng)器中的流動特性。鼓泡床反應(yīng)器由于其結(jié)構(gòu)簡單、應(yīng)用范圍廣泛而被深入研究,當前的研究集中在物理模型的選擇和開發(fā)上[2-5]。環(huán)流反應(yīng)器的模擬相比鼓泡床起步稍晚,但也比較成熟,大量文獻[6-8]報道了環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流體力學(xué)的模擬結(jié)果,僅有少量文獻報道了對上述2種反應(yīng)器進行定量比。Van Baten等[9]比較了2種反應(yīng)器的流體力學(xué)和傳質(zhì)特性,所研究反應(yīng)器上部有增大的氣-液分離區(qū);張曉東等[10]對比了2種矩形反應(yīng)器的瞬時結(jié)果,所研究反應(yīng)器采用小噴嘴進料;李光等[11]將在不同高度安裝了短導(dǎo)流筒的環(huán)流反應(yīng)器與鼓泡床反應(yīng)器進行了比較。這些工作對筆者的研究有重要的參考價值,但反應(yīng)器結(jié)構(gòu)、尺寸,物料的物性,操作條件等都與重油懸浮床加氫工藝有較大區(qū)別。

為了給懸浮床加氫工藝選擇反應(yīng)器形式提供進一步的數(shù)據(jù)基礎(chǔ)和參考,采用FLUENT軟件,依據(jù)撫順石化公司5萬t/a工業(yè)試驗中懸浮床反應(yīng)器的尺寸建立模型,并選用高溫、高壓下重油-氫氣的實際物性來比較2種反應(yīng)器內(nèi)氣含率和軸向液速的異同。

1 用于研究重油懸浮床加氫反應(yīng)器流體力學(xué)特性的數(shù)學(xué)模型

根據(jù)已有的模型驗證[4-5],選用歐拉-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,即連續(xù)性方程和動量守恒方程分別如式(1)、(2)所示。

(1)

(2)

(3)

(4)

(5)

RNGk-ε模型與標準k-ε模型之間的主要區(qū)別在于,ε方程中引入了Rε項進行修正,如式(6)所示。

(6)

2 重油懸浮床加氫反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)及計算條件

筆者模擬的環(huán)流反應(yīng)器(ALR)結(jié)構(gòu)如圖1所示。其尺寸與撫順石化公司懸浮床工業(yè)試驗反應(yīng)器尺寸基本一致,反應(yīng)器高10 m、直徑1.5 m,導(dǎo)流筒直徑與反應(yīng)器直徑之比為0.75。鼓泡床反應(yīng)器(BCR)的建模是在上述環(huán)流反應(yīng)器的基礎(chǔ)上去掉導(dǎo)流筒即可。

圖1 環(huán)流反應(yīng)器(ALR)結(jié)構(gòu)示意圖

懸浮床加氫反應(yīng)器在高溫、高壓下操作,選擇14 MPa、450℃作為操作條件,采用關(guān)聯(lián)式[13-15]計算該條件下某常壓渣油和氫氣的物性,結(jié)果列于表1,在模擬過程中設(shè)為常數(shù)。在計算中采用二維軸對稱模型,對不同網(wǎng)格數(shù)量進行比較后,選擇網(wǎng)格數(shù)量為18500的結(jié)構(gòu)性網(wǎng)格對計算區(qū)域進行離散計算。反應(yīng)器內(nèi)初始靜止液面高度為7 m,氣體從反應(yīng)器底部進入,共模擬了0.01、0.02、0.03、0.04、0.06、0.08和0.1 m/s 7個表觀氣速(基于反應(yīng)器直徑),換算成底部氣體入口速度邊界條件,反應(yīng)器頂部為壓力出口邊界條件。選用單氣泡尺寸模型,假設(shè)氣泡直徑為5 mm。

表1 操作條件下某常壓渣油(AR)和H2的物理性質(zhì)

3 結(jié)果與討論

3.1 網(wǎng)格無關(guān)性驗證

在CFD模擬中,網(wǎng)格質(zhì)量的好壞、網(wǎng)格數(shù)量的多少對計算的收斂性和計算結(jié)果的精確性等都有重要的影響。一般而言,隨著網(wǎng)格數(shù)量的增加,網(wǎng)格逐漸細化,離散誤差隨之減小。當網(wǎng)格增加到一定數(shù)量時,計算結(jié)果基本穩(wěn)定,在允許誤差范圍內(nèi)與網(wǎng)格數(shù)量無關(guān)。

由于反應(yīng)器結(jié)構(gòu)規(guī)則,故選用網(wǎng)格質(zhì)量最佳的結(jié)構(gòu)性網(wǎng)格離散計算區(qū)域。為了選擇合適的網(wǎng)格數(shù)量,對鼓泡床反應(yīng)器劃分不同尺寸的網(wǎng)格,分別得到網(wǎng)格數(shù)為5200、10500、18500和32500的結(jié)構(gòu)性網(wǎng)格,比較了反應(yīng)器在表觀氣速u=0.1 m/s時軸向高度H=5 m處的氣含率α和軸向液速VL的徑向分布,從而驗證網(wǎng)格無關(guān)性。需要強調(diào)的是,在比較α和VL的徑向分布時,均采用反應(yīng)器徑向相對位置,即將徑向位置R除以半徑R0進行無量綱處理(R/R0),從而得到相對位置0～1。

圖2和圖3所示分別為采用不同網(wǎng)格數(shù)計算得到的氣含率和軸向液速的徑向分布。從圖2和圖3可以看出,在網(wǎng)格數(shù)量較少時,網(wǎng)格數(shù)量的變化對結(jié)果有很大的影響,當網(wǎng)格數(shù)量達到18500時,計算結(jié)果與網(wǎng)格數(shù)32500的計算結(jié)果基本一致。綜合考慮計算精確性和計算資源的需要,均采用18500個結(jié)構(gòu)性網(wǎng)格對計算區(qū)域進行離散,所得結(jié)果能夠基本保證網(wǎng)格無關(guān)性。

圖2 鼓泡床中不同網(wǎng)格數(shù)時氣含率(α)的徑向(R/R0)分布

圖3 鼓泡床中不同網(wǎng)格數(shù)時軸向液速(VL)的徑向(R/R0)分布

3.2 重油懸浮床加氫反應(yīng)器內(nèi)氣含率的徑向分布

氣含率α是表征反應(yīng)器內(nèi)多相流的重要流體力學(xué)參數(shù),它直接反映出氣-液相之間的接觸面積,對反應(yīng)器內(nèi)傳熱、傳質(zhì)等影響很大,進而影響多相催化反應(yīng)的進行,因此是多相流反應(yīng)器設(shè)計、工業(yè)放大的關(guān)鍵參數(shù)。

圖4為ALR中不同高度(H)處氣含率(α)的徑向分布。由圖4可知,當u=0.01 m/s時,在導(dǎo)流筒內(nèi)隨著H的變化,氣含率分布的變化很小,這是由于在表觀氣速較小時反應(yīng)器內(nèi)氣泡速度小,分布較為均勻,呈現(xiàn)均勻鼓泡流的流型。在環(huán)隙內(nèi),可以很明顯地看出,由于循環(huán)液體的夾帶作用,氣泡被部分帶到下降區(qū),但由于表觀氣速較小時液速較小,被夾帶的氣泡較少,且形成一種“懸浮”狀態(tài),難以到達環(huán)隙的中下部。隨著表觀氣速增大時,被帶入下降區(qū)的氣泡增多,而且向反應(yīng)器中下部延伸,ík等[16]所得氣含率云圖也展示了相同的現(xiàn)象。

與u=0.01 m/s的情況相比,當u=0.04 m/s和u=0. 10 m/s時,除了下降區(qū)氣含率的變化外,導(dǎo)流筒內(nèi)的氣含率也發(fā)生了變化。事實上,當氣相進入反應(yīng)器后,由于反應(yīng)器底部壓力最大,氣泡迅速向反應(yīng)器中間位置聚集,隨著軸向高度增大,壓力減小,流動逐漸發(fā)展,氣泡又開始沿徑向位置擴散,直至流動達到充分發(fā)展時保持動態(tài)穩(wěn)定。因此氣含率在整個導(dǎo)流筒中的分布呈現(xiàn)“瓶頸”狀,即氣含率分布由寬到窄再到寬,如圖4所示。從圖4還可以觀察到,在導(dǎo)流筒附近出現(xiàn)了氣含率的局部最大值。導(dǎo)流筒可以看作是一個局部的鼓泡床反應(yīng)器,在導(dǎo)流筒內(nèi)也形成了循環(huán)流動,液體在導(dǎo)流筒附近(內(nèi)側(cè))向下流動(下一節(jié)的液速圖證實了這個現(xiàn)象),從而部分氣泡被下降液體夾帶而出現(xiàn)氣含率的“駝峰”現(xiàn)象。

關(guān)于鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)的氣含率規(guī)律已經(jīng)有大量的報道[2-5,12],筆者不再單獨討論,而是直接比較鼓泡床反應(yīng)器和環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)的氣含率分布。在比較中,以徑向相對位置等于0.75,即ALR中導(dǎo)流筒所在位置,分成2個區(qū)域進行討論,且仍然基于ALR統(tǒng)稱為導(dǎo)流筒。圖5為2種反應(yīng)器在不同表觀氣速下軸向高度H=5 m處氣含率的分布。由圖5可以看出,當表觀氣速較小時,2種反應(yīng)器導(dǎo)流筒內(nèi)部氣含率差距較小;隨著表觀氣速的增加,由于導(dǎo)流筒內(nèi)部形成局部環(huán)流,部分氣泡被夾帶導(dǎo)致環(huán)流反應(yīng)器導(dǎo)流筒內(nèi)出現(xiàn)“駝峰”,從而比鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)相同位置的氣含率大。在導(dǎo)流筒外部區(qū)域,環(huán)流反應(yīng)器的下降區(qū)由于氣泡“懸浮”現(xiàn)象其氣含率均大于鼓泡床反應(yīng)器的。需要注意的是鼓泡床反應(yīng)器內(nèi)由于循環(huán)流動導(dǎo)致的氣泡夾帶,使得“駝峰”現(xiàn)象隨著表觀氣速的增加逐漸明顯。

將氣含率α在整個反應(yīng)器內(nèi)取平均值得到整體氣含率εG。圖6為不同表觀氣速下2種懸浮床反應(yīng)器內(nèi)的整體氣含率。由圖6可見,隨著表觀氣速的增大,2種反應(yīng)器內(nèi)的整體氣含率均呈現(xiàn)增大的趨勢,當表觀氣速增至0.08 m/s,ALR中氣含率增幅減小,在BCR中甚至出現(xiàn)了減小的現(xiàn)象,這可能是因為表觀氣速太大時,氣-液兩相湍流強度較大,氣-液之間更容易脫離。ALR的整體氣含率除了在0.01 m/s時均大于BCR,這主要是由于在ALR的下降區(qū)氣含率明顯大于BCR,而且在ALR導(dǎo)流筒內(nèi)部還形成了氣含率“駝峰”;在0.01 m/s時,2種反應(yīng)器內(nèi)整體氣含率基本相等,BCR中略大一點,這是由于表觀氣速很小時,夾帶進入ALR下降區(qū)的氣泡很少,且下降區(qū)僅上面很小一段高度有夾帶氣泡;相反在BCR中氣泡徑向分布較為均勻。

圖4 ALR中不同高度(H)處氣含率(α)的徑向分布

圖5 2種反應(yīng)器內(nèi)氣含率(α)的徑向分布

圖6 不同氣速(u)下2種反應(yīng)器的整體氣含率(εG)

3.3 重油懸浮床加氫反應(yīng)器內(nèi)軸向液速的徑向分布

軸向液速VL是指液體沿軸向的流動速度,是表征反應(yīng)器內(nèi)流場的最關(guān)鍵物理量。在懸浮床反應(yīng)器內(nèi),軸向液速的大小和方向顯著影響循環(huán)流動,從而影響氣含率和固相的分布,進而影響反應(yīng)器內(nèi)傳熱、傳質(zhì),是反應(yīng)器設(shè)計、工業(yè)放大的另一關(guān)鍵參數(shù)。

圖7為環(huán)流反應(yīng)器中軸向高度H=6 m處軸向液速分布隨表觀氣速的變化。由圖7可知,當表觀氣速小于0.06 m/s時,導(dǎo)流筒內(nèi)外的軸向液速均隨著表觀氣速的增大而增大,當表觀氣速大于0.06 m/s時,軸向液速隨著表觀氣速增大反而減小,這與劉永民等[17]的結(jié)論類似。當表觀氣速較小時,反應(yīng)器內(nèi)處于鼓泡流動,湍動強度低,帶入下降區(qū)的氣泡較少,隨著表觀氣速的增大導(dǎo)流筒內(nèi)部氣含率增幅大于導(dǎo)流筒外部,直接導(dǎo)致導(dǎo)流筒內(nèi)外的壓差增大,液相循環(huán)推動力隨之增大,軸向液速增大;當表觀氣速較大時,反應(yīng)器內(nèi)湍動強度較大,隨著表觀氣速增大湍動和尾渦導(dǎo)致的能量損失增量大于推動力的增量,軸向液速反而減小。

圖7 不同表觀氣速(u)下ALR中液速(VL)的徑向分布

圖8為不同表觀氣速下環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)軸向高度H為1 、3.5 和6 m處的軸向液速分布。由圖8可知,在導(dǎo)流筒內(nèi)部隨著軸向高度的增加,軸向液速的整體趨勢是先增大后減小,這與薛勝偉等[18]的研究結(jié)論一致。氣相從反應(yīng)器入口進入時具有噴射作用,帶動液相速度逐漸增大,直至進入充分發(fā)展區(qū)域;在此之后,隨著噴射作用的減弱,軸向液速開始逐漸減小,但分布更加均勻。在ALR上升區(qū)導(dǎo)流筒附近發(fā)現(xiàn)液相向下運動,這是由于導(dǎo)流筒內(nèi)部形成了循環(huán)流動,這種循環(huán)流動的形成和強弱與表觀氣速、導(dǎo)流筒高/徑比以及反應(yīng)器入口直徑等因素有關(guān)系。在ALR下降區(qū),不同高度處液相向下流動的速度相差不大。

圖8 ALR中不同軸向高度(H)處液速(VL)的徑向分布

圖9為不同反應(yīng)器內(nèi)液速(VL)的徑向分布。由圖9可知,2種反應(yīng)器內(nèi)所形成的循環(huán)流動非常相似,主要區(qū)別在反應(yīng)器的中間位置。在反應(yīng)器中間位置,環(huán)流反應(yīng)器的軸向液速明顯大于鼓泡床反應(yīng)器,這主要是由于導(dǎo)流筒的加入增強了反應(yīng)器內(nèi)的循環(huán)流動。

由圖9還可知,在0.1 m/s時,2種反應(yīng)器的區(qū)別除了上述在導(dǎo)流筒中心位置以外,環(huán)流反應(yīng)器的下降區(qū)液速小于鼓泡床反應(yīng)器的,而且分布呈現(xiàn)中間小、壁面附近大的規(guī)律。當表觀氣速較大時,循環(huán)液速較大,兩相湍流強度也較大,在反應(yīng)器上部的氣-液分離區(qū)液相速度由向上往向下進行轉(zhuǎn)變的過程中對器壁沖擊大,從而造成這種現(xiàn)象。事實上在導(dǎo)流筒下部,軸向液速分布均勻。另外,在ALR導(dǎo)流筒內(nèi)部和BCR的下降區(qū),向下流動的液相速度均較大,這是導(dǎo)致氣泡被大量夾帶出現(xiàn)“駝峰”現(xiàn)象的原因。

圖9 2種反應(yīng)器內(nèi)液速(VL)的徑向分布

4 結(jié) 論

(1)在環(huán)流反應(yīng)器(ALR)和鼓泡床反應(yīng)器(BCR)中心位置的氣含率相差不大,但由于導(dǎo)流筒的加入使得ALR下降區(qū)的氣含率明顯增大,從而使ALR整體氣含率大于BCR。隨著表觀氣速增大,反應(yīng)器內(nèi)整體氣含率均呈現(xiàn)增大的趨勢,而且表觀氣速較大時被循環(huán)液體夾帶的氣泡增多,形成“駝峰”現(xiàn)象。

(2)ALR中軸向液速隨著表觀氣速增大先增大后減小,但導(dǎo)流筒的存在使其中心區(qū)域的循環(huán)速度均大于BCR。導(dǎo)流筒內(nèi)部的循環(huán)流動是工業(yè)生產(chǎn)中不希望發(fā)生的,因此有必要根據(jù)操作條件優(yōu)化導(dǎo)流筒的高/徑比、進口直徑等參數(shù),以避免這種情況。

(3)整體而言,在本模擬條件下,ALR氣含率和液速均優(yōu)于BCR,因此ALR更適合該工況下的懸浮床加氫工藝。但實際選擇過程中,應(yīng)綜合考慮設(shè)備投資、反應(yīng)器對操作條件的適應(yīng)性等。

符號說明：

CD——曳力系數(shù);

Gk——由速度梯度引起的湍流動能,W/m3;

Gb——由浮力產(chǎn)生的湍流動能,W/m3;

H——軸向高度,m;

k——湍流動能,m2/s2;

p——壓力,Pa;

R——反應(yīng)器內(nèi)徑向位置,m;

R0——反應(yīng)器半徑,m;

Re——雷諾數(shù);

t——時間,s;

u——表觀氣速,m/s;

VL——軸向液速,m/s;

希臘字母:

αk——k方程的湍流Prandtl數(shù);

αq——第q相的體積分率;

α——氣含率,即氣相的體積分率;

αε——ε方程的湍流Prandtl數(shù);

ρ——密度,kg/m3;

ε——湍流分散率,m2/s3;

εG——整體氣含率;

μ——黏度,Pa·s;

μeff——湍流黏度,Pa·s;

η——表征湍流強度;

上、下標:

p——控制方程中的計算相態(tài);

q——除計算相態(tài)外的其他相態(tài)。

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[18] 薛勝偉, 尹俠. 氣升式內(nèi)環(huán)流反應(yīng)器流場及傳質(zhì)特性數(shù)值模擬[J]. 化學(xué)工程, 2006, 34(5): 23-27.(XUE Shengwei, YIN Xia. Numerical simulation of flow behavior and mass transfer in internal airlift-loop reactor[J]. Chemical Engineering, 2006, 34(5): 23-27.)

Comparison of Hydrodynamic Characteristics in Two Heavy Oil Slurry Bed Hydrocracking Reactors

BO Shoushi, WANG Jian, BAI Fei, SUN Lanyi

(CollegeofChemicalEngineering,ChinaUniversityofPetroleum,Qingdao266580,China)

Two-dimensional axisymmetric CFD (Computational Fluid Dynamics) simulations of bubble column and airlift reactors were performed based on Eulerian multiphase model and RNGk-εturbulence model. The hydrodynamic characteristics of bubble column and airlift reactors, including total gas holdup, gas holdup and liquid velocity distribution, operation with a heavy oil-hydrogen system, were compared in a range of superficial gas velocities (0.01-0.1 m/s). The results indicated that liquid circulation flow was formed in the two slurry bed reactors. And airlift reactor is better suited for slurry bed hydrocracking process than bubble column reactor because of its larger gas holdup and liquid velocity.

slurry bed hydrocracking; bubble column reactor; airlift reactor; CFD simulation; hydrodynamics

2014-07-04

國家自然科學(xué)基金項目(21276279)；中央高?；究蒲袠I(yè)務(wù)費專項資金項目(27R1204008A)；高等學(xué)校博士學(xué)科點專項科研基金新教師類資助課題(20120133120004)資助

薄守石，男，講師，博士，從事加氫反應(yīng)器模擬、設(shè)計、優(yōu)化等研究

孫蘭義，男，教授，博士，從事加氫反應(yīng)器設(shè)計、過程模擬與優(yōu)化等研究; E-mail: sunlanyi@163.com

1001-8719(2015)06-1408-08

TQ021.1; TE621

A

10.3969/j.issn.1001-8719.2015.06.023