黄 鑫 高云鹤 郭 莉 王丹军 牛鸿权 付 鑫 付 峰
(1.延安大学化学与化工学院,陕西省化学反应工程重点实验室,716000 陕西延安;2.陕煤集团榆林化学有限责任公司,719000 陕西榆林;3.兖矿榆林精细化工有限公司,719000 陕西榆林)
随着石油资源的枯竭与环境污染的日益加剧,以煤焦油加工为代表的“绿色煤炭”利用技术受到了人们的广泛关注[1]。煤焦油作为煤炭热解的主要产品,具有生产汽油和柴油的潜在价值[2-4]。近年来,随着煤焦油加氢技术的不断发展,其对于产业结构调整、资源利用率提升、生态环境保护的作用和贡献日益凸显[5-6]。煤焦油悬浮床加氢技术具有工艺简单、转化率高、脱金属率高及轻油收率高等特点,而且对高硫、高黏度、高残炭的煤焦油原料具有良好的适应性,发展前景良好[7]。作为煤焦油悬浮床加氢技术的核心设备--煤焦油悬浮床加氢反应器,其对于促进煤焦油悬浮床加氢技术的发展具有重要的作用和意义,加氢反应器的结构和性能优化已经成为该领域的研究热点之一。
由于煤焦油悬浮床加氢反应器在高温高压下运行,能量消耗大,实验成本高,导致煤焦油悬浮床加氢反应器在通过实验来进行结构改进、性能优化等方面存在诸多难题,也影响和制约了煤焦油悬浮床加氢技术的发展及其在生产实践中的应用[8]。近年来,随着计算流体力学(computational fluid dynamics,CFD)理论研究的不断发展,众多研究机构应用计算流体力学基本理论开发了多种用于设备和装置数值模拟及优化改进的软件,其中Fluent软件因其在复杂流场模拟中具有突出的优势而在煤焦油悬浮床加氢反应器研究领域获得了广泛的应用[9]。
由于煤焦油加氢反应为放热反应,生产实践中发现煤焦油悬浮床加氢反应器运行时会出现中上部温度骤升的现象,继而导致反应物结焦,严重影响反应器生产效率及寿命[10],同时也给企业的安全生产带来隐患和威胁,这已成为制约煤焦油悬浮床加氢技术工业应用的技术瓶颈之一,亟待解决。目前,国内外对于煤焦油悬浮床加氢反应器的模拟研究主要涉及对反应器内部流场的模拟,对于反应器内温度变化的模拟鲜有报道。
本研究采用计算流体力学方法,基于Fluent软件,对煤焦油悬浮床加氢反应器内部温度变化进行数值模拟,并对其中上部温度骤升问题的解决方法和措施展开研究,以期为反应器内温度的控制提供思路和实验依据。同时探讨了温度控制措施对反应器内流场和气体分布的影响,为反应器结构和综合性能优化提升提供借鉴与参考。
煤焦油悬浮床加氢反应器结构如图1所示。由图1可以看出,反应器呈圆筒状;反应器筒体下封头底部设置有煤焦油和氢气混合物料的进口分布器,气液混合物料(氢气和煤焦油)经过进口分布器后分为多股物料沿着轴线方向自下而上运动;反应器筒体下端侧壁上设置有煤焦油和催化剂混合物料的进口管,液固混合物(煤焦油和催化剂)沿着水平方向经进口管进入反应器后与自下而上运动的气液混合物混合后向上运动;反应后的混合物经反应器最上端的出口排出。反应器关键参数、反应物料比例、物料质量流量及煤焦油物性参数、操作工况等如表1所示。
图1 反应器结构
边界条件:煤焦油和氢气混合物进料温度为430 ℃,质量流量为13.65 kg/s;煤焦油和催化剂混合物进料温度为430 ℃,质量流量为1.365 kg/s;冷氢温度设定为41 ℃～45 ℃,质量流量为0.525 kg/s;出口为压力出口边界。
2.1 基本假设
基于软件所进行的数值模拟是建立在确定的数学模型基础上的。在建立模型之前,需要对反应器及反应器内所发生的反应或过程进行简化,忽略次要因素的影响,使模型计算更快地收敛,同时增加模拟的准确性。作为煤炭热解的液态产物,煤焦油包含多种有机物[11],主要有沥青、多环芳烃以及含氮、氧、硫的杂环芳烃等。鉴于煤焦油加氢反应的复杂性,出于简化模拟过程的目的,本研究在数值模拟过程中,以乙苯加氢反应来代替实际发生的诸多化学反应,而数值模拟过程中所涉及的动力学参数则取的是文献[12]中煤焦油加氢反应的动力学参数。除此之外,本研究中的数值模拟还进行了多种假设,说明如下:1) 反应器为绝热反应器;2) 忽略反应器内轻微程度的相变;3) 反应器内不存在轴向返混;4) 不考虑气液分布器及冷氢管壁厚;5) 进料时煤焦油与氢气混合完全均匀;6) 进料时煤焦油与催化剂混合完全均匀;7) 反应器操作为连续稳态操作;8) 忽略乙苯加氢反应外的其他反应;9) 数值模拟过程中涉及的乙苯物性参数取煤焦油的实际物性参数。
2.2 网格划分
煤焦油悬浮床加氢反应器网格划分结果如图2所示。本研究采用Solidworks软件,按照1∶1建立煤焦油悬浮床加氢反应器的三维模型,并将其导入Workbench中的ICEM模块,采用非结构化网格对模型进行手动网格划分,生成网格总数为1 176 198,面数为2 397 295,节点数为221 238。通过Fluent软件对所划分的网格进行检查。结果表明,网格划分精度符合计算精度要求。为了验证网格划分的无关性,对模型进行了不同数量的网格划分,模拟结果表明,当网格数量超过1 176 198个时,再增加网格,对结果基本无影响。
图2 反应器网格划分
2.3 模型选择
目前,对于煤焦油悬浮床加氢反应器的模拟有多种湍流模型可选择。在悬浮床CFD模拟中,与单方程湍流模型相比,两方程k-ε模型中的标准k-ε模型更加准确,且计算量小,应用也最广泛,因此,本研究选用标准k-ε模型对煤焦油悬浮床加氢反应器进行模拟。该模型的湍流动能方程k和湍流耗功率方程ε的表达式分别如式(1)与式(2)所示[13]。
(1)
式中:ρ为流体质量密度,kg/m3;ε为耗散率,W/m3;t为时间,s;μl为层流黏性系数,Pa·s;μt为湍流黏性系数,Pa·s;σK为经验常数;k为湍动能,J;xi为坐标方向;Gk为由层流速度梯度而产生的湍流动能,J;Gb为由浮力产生的湍流动能,J。
(2)
式中:μ为有效黏性系数,Pa·s;C1ε,C2ε,C3ε,σK,σε为经验常数。
湍流黏性系数μt的计算如式(3)所示。
(3)
式中:Cμ为湍流常数。
有效黏性系数μ的计算如式(4)所示。
μ=μl+μt
(4)
由于k-ε模型假设流场是完全湍流的,分子间黏性可以忽略不计,因此,上述方程中的经验常数是从空气、水的基本湍流实验中得到的,在Fluent软件模拟中的取值分别如下:
C1ε=1.44,C2ε=1.92,Cμ=0.09,σK=1,σε=1.3
另外,本研究采用了离散相模型(discrete phase model,DPM)分析多相流过程,曳力模型采用球形模型(spherical model)。
2.4 控制方程
2.4.1 质量守恒方程
根据质量守恒定律,流入反应器的流体质量等于流出反应器的流体质量,方程的微分形式如式(5)所示。
(5)
2.4.2 动量守恒方程
动量方程即牛顿第二定律[14],将牛顿流体的本构方程代入应力形式的动量方程中就可以得到最终的动量方程,方程的微分形式如式(6)所示。
(6)
2.4.3 能量守恒方程
能量方程在本质上是热力学第一定律在流体中的应用,将微元体与外界的热量交换式、体积力做功式、表面力做功式和微元体能量变化代入热力学第一定律中得到最终的方程,方程的微分形式如式(7)所示。
(7)
3.1 反应器内温度变化模拟
基于Fluent软件对煤焦油悬浮床加氢反应器内部温度变化进行模拟所得到的ZX截面(Y=0)温度分布如图3所示。由图3可以看出,在反应器下部,温度分布不均匀,局部出现了500 ℃左右的高温;在反应器中部3.0 m高度处,开始出现明显的温度骤升,随着高度的增加,反应器内温度越来越高且高温区域不断扩大;在反应器4.0 m高度处,整体温度可高达500 ℃以上。由图3还可以看出,当高度达到5.5 m左右时,反应器内开始出现局部温度降低现象,且随着高度的增加,温度降低的区域逐渐扩大。煤焦油加氢是放热反应,随着反应的进行,反应器内温度会逐渐升高,而加氢反应正常温度为400 ℃～460 ℃,温度升高会导致反应物结焦,结合反应器内温度分布及变化趋势,可初步判断,在3.0 m高度处,反应器可能开始出现局部结焦,在4.0 m以上高度,反应器会因为温度的整体升高,结焦愈来愈严重,而5.5 m左右高度处出现的局部温度降低现象则可能是由于反应器结焦严重,煤焦油加氢反应进行不充分,放热显著减少而导致的。
图3 反应器温度分布
3.2 反应器温度控制研究
目前,对于煤焦油加氢反应器床层温度的控制,主要是通过调节反应器入口温度、调节床层冷氢注入量以及调整物料在反应器内的质量流量来实现的[15]。本研究在经过初步软件模拟探索后,综合考虑多种因素,确定在煤焦油悬浮床加氢反应器内部温度骤升处增设冷氢管,通过冷氢的通入对反应器内的温度进行控制,解决温度骤升问题。
根据反应器温度变化模拟结果(见图3)可以看出,反应器内部在3.0 m高度处开始出现明显的温度骤升现象,因此确定冷氢进口位于反应器3.0 m高度处,冷氢管自身的高度为1.2 m,冷氢管上所开设的冷氢出口为水平圆孔,呈上下错位布置。
由于反应器内温度过高或温度过低都会影响反应效率[16],因此,对通入冷氢的适宜质量和适宜温度进行研究。不同冷氢与进料氢气质量比下(冷氢温度为45 ℃)反应器温度对比如图4所示。图4a、图4b和图4c中冷氢与进料氢气的质量比分别为1∶1,1∶2和1∶3。由图4可以看出,冷氢与进料氢气质量比为1∶1时,冷氢质量过大,反应器内整体温度低于400 ℃。冷氢与进料氢气质量比为1∶3时,冷氢质量过小,反应器内局部区域温度超过500 ℃且温度分布不均匀,二者均不利于煤焦油加氢反应的正常进行。因此,确定冷氢与进料氢气的最佳质量比为1∶2,并在此基础上研究不同冷氢温度对反应器温度分布的影响。
图4 不同冷氢与进料氢气质量比下反应器温度分布对比
高度Z分别为1.0 m,1.5 m,2.0 m,2.5 m,3.3 m,3.5 m,4.0 m,4.5 m,5.0 m时,不同冷氢温度下反应器内XY截面温度分布如图5所示。由图5a可以看出,无冷氢通入情况下,反应器下部横截面温度分布不均匀,局部出现了500 ℃左右的高温,随着高度的增加,高温区域不断扩大。在3.3 m高度处,反应器内开始出现温度骤升;在4.0 m高度处,反应器内横截面各部分温度均已超过加氢反应正常温度的上限460 ℃;高度达4.5 m左右时,反应器内横截面温度继续升高,平均温度达到最高值;高度达到5.0 m左右时,横截面靠近反应器内壁的区域开始出现局部温度降低现象。对比图5a和图3可知,反应器内横截面温度分布与轴向温度分布变化趋势是一致的。
图5 不同冷氢温度下反应器温度分布对比
对比图5a和图5b可以看出,通入45 ℃冷氢后,反应器冷氢管之上部分的温度沿轴向及径向分布趋于均匀,且冷氢通入可显著抑制反应器中上部温度的骤升。由图5b还可以看出,虽然通入45 ℃的冷氢,反应器中上部温度仍高于煤焦油加氢反应正常温度,但在温度骤升处增设冷氢管是可行的。由图5c和图5d可以看出,通入43 ℃与41 ℃的冷氢均有效解决了煤焦油悬浮床加氢反应器中上部温度骤升的问题,有效地控制了反应器中上部的温度,同时使得反应器内温度分布更加均匀。此外,冷氢的通入还改善了反应器下部温度不均匀以及局部温度过高的状况,从而使反应器内整体上处在适宜加氢反应进行的温度范围内,有利于反应的正常进行。
无冷氢通入以及通入不同温度冷氢时,在4.5 m高度处,反应器内XY截面温度分布如图6所示。由图6a可以看出,无冷氢通入情况下,在4.5 m高度处,反应器内横截面平均温度可高达500 ℃以上。由图6b可以看出,通入45 ℃冷氢后,在4.5 m高度处,反应器内横截面温度可降至480 ℃左右。由图6c和图6d可以看出,通入43 ℃与41 ℃冷氢后,在4.5 m高度处,反应器内横截面温度均降至煤焦油加氢反应正常温度范围内。
图6 反应器内XY截面(Z=4.5 m)温度分布对比
结合图3、图5和图6可以看出,通入冷氢的适宜温度为41 ℃～43 ℃,且最佳温度为43 ℃。
3.3 冷氢对反应器内流场的影响
确定的冷氢进口位于反应器3 m高度处,且冷氢管上所开设的冷氢出口为水平圆孔,呈上下错位分布,冷氢的通入不仅可以影响反应器内的温度,同时也会对反应器内流体的流动以及反应物的分布产生影响,因此,本研究进一步探讨了冷氢通入(43 ℃)对反应器内流场的影响。
3.3.1 冷氢通入对流速分布的影响
在反应器中,流速分布是衡量反应物流动特性的重要参数,将显著影响反应器中反应物料的分布[17],从而影响传质和反应的效率,进而对产物的质量和收率造成影响。本研究以43 ℃的冷氢为例,研究了冷氢通入前后,反应器内流速分布的变化情况。
无冷氢通入及通入43 ℃冷氢时,反应器XZ截面(Y=0)物料流速分布如图7所示。由图7a可以看出,无冷氢通入情况下,反应器的底部存在一段明显的射流区,在射流区内流速分布不均匀,中心位置流速较高,内壁边缘区流速较小,这是由于在反应器底部,煤焦油和氢气从进口分布器喷嘴喷出后获得较大的轴向速度,径向扩散缓慢。由图7a还可以看出,随着轴向高度的增加,射流的影响逐渐减小,在反应器3.5 m左右高度处,射流的影响基本结束,轴向流速分布趋于均匀。由图7b可以看出,通入43 ℃冷氢后,反应器底部射流的影响减小,在反应器2.0 m左右高度处,射流的影响基本结束,轴向流速分布趋于均匀。通过对比图7a和图7b可以看出,冷氢从冷氢管沿径向喷出,可抑制反应器内物料的轴向流。
图7 反应器内XZ截面流速分布对比
无冷氢通入情况下,反应器内不同高度处XY截面物料流速分布如图8所示。由图8a可以看出,在反应器3.0 m高度处,反应器横截面物料流速较大,且流速径向分布基本均匀。由图8b～图8f可以看出,随着高度的上升,反应器横截面流速有降低的趋势,且低流速区域从内壁到中心逐渐扩大,当高度到达5.0 m时,反应器横截面从内壁开始出现流速接近零的区域,当高度到达5.5 m时,反应器横截面超过一半的区域流速接近零。根据张晓等[18]对悬浮床加氢反应器流速与结焦概率之间关系的研究结果,结合图7a所确定的射流影响区以及图5a不同高度处反应器的温度分布,进一步判断,在3.5 m高度处,反应器内壁已经出现了结焦,但由于结焦物体积较小,没有沉积在内壁,而是随着反应物上升,导致靠近内壁局部区域流速降低;随着温度的进一步升高,结焦区从反应器内壁到中心域逐渐扩大,结焦物体积越来越大,低流速区域逐渐扩大;当高度达到5.0 m时,横截面内靠近内壁的区域流速接近零,表明此处出现了结焦物沉积,反应器内开始出现因结焦而导致的局部堵塞,此时,横截面的平均温度达到最高值;之后,随着高度的进一步增加,反应器内堵塞区域逐渐扩大,流速接近零的区域也随之扩大,由于结焦堵塞区域加氢反应进行的不充分,反应器内开始出现局部温度降低现象;当高度到达5.5 m时,反应器内横截面超过一半的区域都被结焦物堵塞。
图8 反应器内XY截面流速分布(无冷氢)
通入43 ℃冷氢时反应器内不同高度处XY截面物料流速分布如图9所示。由图9可以看出,增设冷氢管后,43 ℃冷氢的通入使得反应器内流速径向分布基本均匀,且随着高度的增加,反应器内XY横截面流速没有出现降低的趋势。对比图9和图8,结合图5c反应器温度分布可以看出,冷氢通过冷氢管沿径向喷出后,一方面促进了物料的径向扩散与混合,改善了反应器上部流速径向分布不均匀的现象;另一方面,冷氢的通入有效控制了反应器内的温度,解决了反应温度骤升引起的结焦堵塞问题。
图9 反应器内XY截面流速分布(43 ℃冷氢)
3.3.2 冷氢通入对气含率分布的影响
气含率是衡量反应器内物料流动状态、物料混合情况、传质效率的重要参数,直接影响反应器宏观反应速率。气含率分布越均匀,气液两相混合接触面积和气液两相之间传质效率越大,越利于加氢反应的进行[19]。
本研究以43 ℃的冷氢为例,探讨了冷氢通入前后,反应器内气含率的分布变化情况。
无冷氢通入及通入43 ℃冷氢时,反应器XZ截面(Y=0)气含率分布如图10所示。由图10a可以看出,无冷氢通入情况下,反应器底部气含率较高但分布不均匀,随着高度的增加,反应器内气含率分布有趋于均匀的趋势,但从反应器中部温度骤升处(Z为3.0 m)向上,从反应器内壁开始局部气含率降低。由图10b可以看出,当通入43 ℃的冷氢后,除了反应器底部接近进口分布器的区域气含率分布不均匀外,从下至上,整个反应器内气含率分布均匀,且冷氢管进口以上不存在气含率明显降低的区域。由图10a和图10b对比可以看出,通入43 ℃冷氢不仅使反应器中上部气含率分布均匀,还使得冷气管以下区域的气含率沿轴向分布均匀。
图10 反应器内XZ截面气含率分布对比
无冷氢通入时,反应器不同高度处XY截面气含率分布如图11所示。由图11a可以看出,在3.0 m高度处,反应器XY截面气含率分布较均匀。由图11b～图11e可以看出,反应器3.5 m高度开始,反应器内壁出现了气含率明显降低的区域,且随着高度的上升,气含率较低的区域从内壁到中心逐渐扩大;当高度到达5.5 m时,反应器内XY截面超过一半的区域气含率为零。由图11f可以看出,在反应器5.9 m高度处,XY截面所有区域气含率几乎都为零。结合图8a和图9反应器内流速分布可以看出,气含率变化和流速变化是一致的,进一步验证了本研究对流速分布的模拟以及结合温度分布对反应器内结焦区域和结焦严重程度的推测是合理可靠的。
图11 反应器XY截面气含率分布(无冷氢)
43 ℃冷氢通入情况下,反应器XY截面气含率分布如图12所示。由图12可以看出,通入43 ℃冷氢后,反应器内气含率沿径向分布基本均匀,且反应器内壁不存在气含率明显降低的区域,进一步证明了通入43 ℃冷氢后有效解决了反应器中上部温度骤升引起的结焦堵塞问题,也从另一角度验证了图5c温度分布模拟结果以及图9流速分布模拟结果的正确性和可靠性。
图12 反应器XY截面气含率分布(43 ℃冷氢)
1) 在煤焦油悬浮床加氢反应器中,随着轴向高度的增加,在反应器中部3.0 m处开始出现温度骤升现象,其上部温度可高达500 ℃以上。结合反应器内流速分布和气含率分布模拟结果,推测无冷氢通入时,反应器在3.5 m左右高度处出现局部结焦现象;当高度达到5.0 m时,反应器内开始出现因结焦而导致的局部堵塞;当高度到达5.5 m左右处,反应器内因结焦而出现严重堵塞。结合反应器内温度、流速和气含率分布模拟判断出了反应器内因温度骤升而导致结焦的严重程度并确定了具体结焦部位。
2) 在反应器温度骤升处增设冷氢管,冷氢沿着径向从冷氢管喷出,可以有效降低反应器中上部的温度,解决温度骤升问题,同时还使得反应器内温度的轴向和径向分布更均匀,有利于加氢反应的进行。根据模拟结果,确定冷氢的适宜温度为41 ℃～43 ℃,最佳温度为43 ℃。
3) 当无冷氢通入情况下,受反应器底部射流的影响,反应器内气含率和流速沿轴向及径向分布不均匀。在反应器温度骤升处增设冷氢管,冷氢沿径向喷出后促进了反应器内物料径向扩散和充分混合,改善了反应器内气含率和流速轴向及径向分布不均匀的状况,有利于反应器内传质及加氢反应的发生。
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