噴動床內氣固兩相流動進口旋流效應數值模擬

劉 璇, 黃振宇, 蘇 雪, 蹇一毫, 吳 峰, 馬曉迅,2

(1. 西北大學 化工學院, 陜西 西安710069; 2. 陜西省潔凈煤轉化工程技術中心, 陜西 西安 710069)

1 引 言

噴動床是一種高效的氣固接觸器，已廣泛地應用于化工生產領域的各種單元操作過程，最初主要用于大顆粒物料的干燥、造粒、粉碎，低品質煤的氣化、燃煤煙氣脫硫及二氧化碳的去除等[1-6]。數值模擬作為氣固兩相流動研究的有力工具，近年來不斷被研究者所關注[7]，HE 等[8-9]最初將噴動床用于干燥處理D 類粗大窄篩分顆粒；CHEN 等[10]采用雙流體模型三維數值模擬研究了噴嘴射流的交互影響作用，并預測了擋板在多噴頭噴動床內的作用；MOHSEN 等[11]采用雙流體模型對噴動床內瞬態氣體傳熱過程進行了數值模擬，研究發現發射系數是影響顆粒行為的關鍵參數，在噴射區的數值模擬結果比噴泉區數值模擬結果更接近實驗值；WANG 等[12]采用雙流體模型對錐形噴動床內的氣固兩相流動進行數值模擬并與實驗數據進行對比分析，表明數值模擬所用的曳力系數能夠很好地模擬圓柱形噴動床內的流動特性；SEYYED 等[13]在雙流體模擬的基礎上，模擬分析不同的徑向分布函數表達式對噴動床內氣固兩相流動特性的影響規律，并與實驗數據進行相關的對比分析；SEYYED 等[14]采用雙流體模型對矩形噴動床內氣固兩相流動進行流體動力學分析，幾何模型采用了二維和三維方法，研究發現三維模型對發射系數和粒子-壁面碰撞恢復系數敏感度較二維模型高。最近， XU 等[15]對噴動床內黏性顆粒的流動特性進行研究，得到了不同黏聚力下噴動過程中流型的演變規律，并比較粘黏性顆粒和非黏性顆粒的顆粒濃度、速度和循環通量；KIECKHEFEN 等[16]采用遞歸CFD (RCFD)方法模擬了噴動床顆粒表面的涂層過程，分析了噴霧液滴在示蹤粒子上的沉積和顆粒表面的覆蓋分布；MOLINERAC 等[17]采用CFD-TFM 和CFD-DEM 2 種方法對噴動床進行數值模擬，并對2 種模型進行比較。WANG 等[18]研究發現CFD-DEM 可以更好地再現實驗測量結果，但在更大的系統中，CFD-DEM 計算量巨大，需要在應用此模型或其他模型之前評估精度和計算成本。

傳統噴動床的介質顆粒具有明顯的內外分層流動特點，環隙區顆粒運動緩慢，甚至出現流動死區，環隙區與噴射區顆粒、氣體缺乏徑向混合，物料的處理效率不高，進而影響和降低噴動床的整體物料處理效率及化學反應速率。針對以上缺點，研究者提出改進方法，諸如噴動-流化床[1-7]，整體式多噴嘴噴動-流化床[19]及帶縱向渦流發生器噴動床[20]等。每一種改進的噴動床結構都有其一定的優缺點，可根據實際應用情況進行優化選擇。本文提出旋流器噴動床，氣體經噴嘴環形區內旋流片的導流區進入噴動床柱錐區，在噴動床內環隙區、柱錐區附近產生旋流，使氣體以一定的角度沖刷噴動床壁面，帶動環隙區、柱錐區內顆粒產生徑向運動，從而消除噴動床柱錐區顆粒的流動死區，強化氣體、顆粒的徑向混合，提高噴動床的整體效率。本文參照HE 等[8-9]研究的噴動床結構參數，并以此實驗數據作為數值模擬工作的校核標準，采用 Fluent15.0 軟件對帶旋流器噴嘴噴動床內的氣固兩相流動特性進行數值模擬，研究對比有無進口旋流器對床內氣固兩相流動的影響。

2 物理模型與邊界條件

采用雙流體模型處理離散顆粒相，顆粒相與連續相守恒控制方程形式相同，其質量守恒方程、動量守恒方程以及曳力模型與文獻[9]一致，模型的驗證工作已在文獻[7]中完成。模型校核的噴動床(無旋流器)尺寸與HE 等[8-9]研究噴動床尺寸一致，分析對比2 種結構柱錐型噴動床內氣固兩相流動特性，旋流器噴動床和常規噴動床計算網格數量分別為234 214 和243 438。數值模擬中氣體密度ρg為 1.225 kg·m-3，顆粒密度 ρs為 2 503 kg·m-3，氣體黏度 μg為 1.789 4 ×10-5Pa·s，顆粒直徑 dp為 1.41 mm，顆粒體積分數 φs為0.588，固定床高H0為325 mm，噴動床直徑D 為152 mm，最小表觀氣速Ums為0.54 m·s-1，模擬采用的實際入口氣速為1.6 Ums，噴動床高度H 為700 mm。進口旋流器外管長度為50 mm，直徑為19 mm，內管為同樣長度50 mm，直徑為10 mm。旋流器葉片在旋流器內部環形區域呈環形排列，數量為8。

數值模擬采用雙流體模型(TFM)，其中氣相采用 k-w 湍流模型處理，顆粒相采用顆粒動力學理論模型處理，氣固相間作用力采用Gidapow 曳力模型。采用SIMPLE 耦合算法計算壓力-速度方程，動量方程采用二階迎風離散格式。固相體積分數采用一階迎風離散格式進行計算。時間步長為0.000 02 s，計算的殘差小于10-3，恢復系數值為0.8。氣體入口為湍流速度分布，表觀氣速U=0.706 m·s-1，速度方向垂直入口邊界，湍流強度為3%，黏性率為0.001 9。氣體出口為Outflow 出口邊界。氣體相和顆粒相均為零滑移剪切應力。

3 計算結果與分析

3.1 2 種噴動床對比

圖1 噴動床三區流動示意圖Fig.1 Schematic diagram of three-zone flow in a spouted bed

如圖1 所示為傳統噴動床三區流動結構示意圖，稀相噴射區、噴泉區和環隙區。噴射區中顆粒被高速氣體夾帶而出，并與氣體作順流接觸，而當顆粒由噴泉區回落到環隙區后，緩慢下移的同時與環隙區內的氣體作逆流接觸，即噴動床的介質顆粒具有明顯的內外分層流動特點。

本文提出一種新型的帶旋流器噴嘴噴動床[10]如圖2 所示。顆粒體積分數分布規律是研究噴動床內氣固兩相流動的重要內容。計算表明，當模擬計算時間t=15 s 時噴動床內氣固兩相的流動趨于穩定結構，此時噴動床內呈現出明顯的三區流動結構。圖3 給出了噴動床達到穩定噴動時(t=15 s)，常規噴動床(a)及帶旋流器噴嘴噴動床(b)在床高z=0.05 m 時橫截面內顆粒相體積分數分布云圖對比，以及接下來2 個不同結構噴動床數據對比時所取的3 個高度界面示意圖(c)。

圖2 旋流器噴動床物理模型及尺寸Fig.2 Physical model and size of the spouted bed

圖3 床高z = 0.05 m 噴動床內顆粒相體積分數分布(t = 15 s)Fig.3 Particle volume fraction distribution in the spouted bed (t = 15 s)

從圖3 中可以看出，加入旋流器后噴動床的噴泉高度明顯降低，表明在旋流器作用下，噴動床進口氣體實現了螺旋上升，在進入噴動床時一部分氣體向四周分流擴散，造成氣體部分動能的耗損，整體上降低了噴動床噴射區氣體的軸向動能，降低了顆粒相的噴泉高度，同時強化了氣體對噴動床柱錐區堆積顆粒的徑向流化作用，增強了氣體與顆粒之間，顆粒與顆粒之間的動量傳遞。此外，通過圖3 中顆粒體積分數云圖對比表明，噴動床的進口旋流作用能夠有效消除柱錐區的顆粒堆積現象，即顆粒流動死區，擴大了低床層氣體噴射區的影響范圍，從而提高噴動床內顆粒處理的整體效率。

圖4 給出了不同床高處噴動床內顆粒體積分數沿徑向距離r 的變化曲線。由圖可知，在旋流器噴嘴噴動床中，近環隙區域顆粒體積分數值明顯低于常規噴動床同位置的顆粒體積分數，這一對比情況可以看出，進口旋流器對近環隙區顆粒實現了有效的流化作用，改變了噴動床內顆粒體積分數的徑向分布規律。在低床層區(z=0.05 m)，噴動床進口氣體旋流效應能夠有效降低近環隙區內顆粒體積分數，消弱噴動床柱錐區的顆粒堆積情況，消除顆粒流動死區。隨著床層高度的逐漸增加，旋流器的影響效果有所降低。整體而言，噴動床進口的旋流效應在一定程度上降低噴動床環隙區內的顆粒聚積程度，從而改善了噴動內氣體、顆粒的徑向混合過程。

圖5 為2 種噴動床內顆粒徑向速度vr沿徑向距離的變化對比。由圖可知，噴嘴旋流器的加入能夠有效增加噴動床內環隙區顆粒徑向速度，特別是在柱錐區內。隨著床層的增高，相對于常規噴動床，旋流器噴嘴噴動床內顆粒徑向速度沿噴動床的徑向分布變得平緩，表明在噴動床內顆粒群的動能分布逐漸均勻。另一方面，由于旋流器對進口氣體的分流作用，使得帶旋流器噴動床噴射區內的氣體流量顯著降低，加上旋流器外側氣體的旋流耗散作用，整體上降低了噴射區顆粒群的徑向速度。

圖6 給出了2 種噴動床內氣體湍動能kg在不同床層高度、沿噴動床徑向距離的變化規律。由圖可知，隨著噴動床內床層高度的逐漸增加，噴射區的顆粒擬溫度會逐漸降低。在同一高度下，帶旋流器噴動床內顆粒擬溫度明顯低于常規噴動床。這是因為旋流器在一定程度上增加了噴動床內的氣體湍動能值，強化了噴動床內氣體、顆粒的徑向動量交換，進而降低了顆粒的擬溫度值，使得顆粒擬溫度低于常規噴動床情況。

圖5 2 種噴動床在相同床層高度下的顆粒徑向速度變化(U=1.6Ums)Fig.5 Particle radial velocity distribution of two spouted beds

圖6 2 種噴動床在相同床層高度下的氣體湍動能分布(U = 1.6Ums)Fig.6 Turbulent kinetic energy profiles of gas phase distribution of two spouted beds at same height

圖7 進一步給出了2 種噴動床進出口的總壓降p 對比。由圖可知，相比較于常規噴動床，帶旋流器噴動床的進出口壓力降顯著增加，其壓力降增加了 39.8%。即旋流器噴嘴噴動床在改善了噴動床環隙區內的顆粒堆積狀況的同時，另一方面由于氣體旋流及顆粒的徑向運動，增強了噴動床內氣體、顆粒的能量耗散，從而增加了噴動床的進出口壓力降。

3.2 旋流器內外徑比值影響

在旋流器外管直徑D1= 0.019 m 保持不變的情況下，改變旋流器內管直徑(取D2= 0.006，0.008，0.010，0.012，0.014 m)，進行模擬及數據對比。定義η = D2/D1，η 分別為 0.316，0.421，0.526，0.632，0.737。

圖7 2 種噴動床總壓降對比Fig.7 Comparison of pressure drop in two spouted beds

圖8 給出了不同η 取值條件下，常規噴動床與旋流器噴嘴噴動床內顆粒體積分數沿徑向分布的對比情況。由圖可知，在不同的進口氣體流量分配情況下，噴動床內顆粒體積分數沿徑向呈現出了重新分配的規律。在高床層區(z = 0.15 m)，相比較于常規噴動床，旋流器噴嘴噴動床內出現了近環隙區內顆粒濃度局部增加的情況，表明存在著一個合理的旋流器噴嘴內外直徑的相對比值，使得噴動床內環隙區的顆粒局部流化與分布最為合理，即圖中η = 0.526 時，旋流器外側分流氣體對噴動床環隙區顆粒流動死區的消除作用最為顯著。

圖8 不同床層高度下不同結構噴動床顆粒體積分數徑向分布圖(U = 1.6Ums)Fig.8 Comparison of particle volume fraction in spouted beds with different η values

圖9 不同 η 值條件下氣體湍動能徑向分布圖(U = 1.6Ums)Fig.9 Comparison of turbulent kinetic energy of gas phase in spouted beds with different η values

圖9 給出了不同 η 值條件下氣體湍動能徑向分布情況。整體而言，在不同 η 值條件下，旋流器噴嘴噴動床內氣體的湍動能值均高于常規噴動床，噴動床內氣體湍動能隨著旋流器內外直徑比值 η 的增加出現了先增大后減小的變化趨勢。當η = 0.526 時，帶旋流器噴動床內氣體湍動能值出現了峰值，即存在著一個最佳的η 值(η = 0.526)，使得旋流器噴嘴噴動床內氣體對顆粒的流化作用達到最佳狀態。相應的，此時旋流器噴動床的總壓降值也達到了峰值(見圖10)。

圖10 不同 η 值條件下噴動床總壓降對比Fig.10 Comparison of pressure drop in two spouted beds with different η values

4 結 論

(1) 噴嘴旋流器的存在顯著增加了噴動床內氣體、顆粒的徑向混合與能量耗散，降低了噴動床內顆粒的噴泉高度。同時能夠有效消除柱錐區的顆粒流動死區，擴大了低床層氣體噴射區的影響范圍，從而提高噴動床內顆粒處理的整體效率。

(2) 噴動床進口氣體旋流效應能夠有效降低近環隙區內顆粒體積分數，并能有效提高噴動床環隙區內顆粒徑向速度，特別柱錐區內的顆粒速度。隨著床層的增高，相比較于常規噴動床，帶旋流器噴動床內顆粒徑向速度沿徑向分布變得平緩。

(3) 旋流效應能有效提升噴動床內氣體湍動能值，強化氣體、顆粒的徑向動量交換，進而降低了顆粒擬溫度值，使得顆粒擬溫度隨床層高度迅速降低。存在最佳η 值，即η = 0.526 時，旋流氣體對噴動床環隙區內流動死區的消除及氣體湍動能值的提升最為顯著，同時旋流器噴動床的總體壓降達到了峰值。