基于Fluent的煤焦油懸浮床加氫反應器數值模擬與溫度控制研究*

黃 鑫 高云鶴 郭 莉 王丹軍 牛鴻權 付 鑫 付 峰

(1.延安大學化學與化工學院,陜西省化學反應工程重點實驗室,716000 陜西延安;2.陜煤集團榆林化學有限責任公司,719000 陜西榆林;3.兗礦榆林精細化工有限公司,719000 陜西榆林)

0 引 言

隨著石油資源的枯竭與環境污染的日益加劇,以煤焦油加工為代表的“綠色煤炭”利用技術受到了人們的廣泛關注[1]。煤焦油作為煤炭熱解的主要產品,具有生產汽油和柴油的潛在價值[2-4]。近年來,隨著煤焦油加氫技術的不斷發展,其對于產業結構調整、資源利用率提升、生態環境保護的作用和貢獻日益凸顯[5-6]。煤焦油懸浮床加氫技術具有工藝簡單、轉化率高、脫金屬率高及輕油收率高等特點,而且對高硫、高黏度、高殘炭的煤焦油原料具有良好的適應性,發展前景良好[7]。作為煤焦油懸浮床加氫技術的核心設備--煤焦油懸浮床加氫反應器,其對于促進煤焦油懸浮床加氫技術的發展具有重要的作用和意義,加氫反應器的結構和性能優化已經成為該領域的研究熱點之一。

由于煤焦油懸浮床加氫反應器在高溫高壓下運行,能量消耗大,實驗成本高,導致煤焦油懸浮床加氫反應器在通過實驗來進行結構改進、性能優化等方面存在諸多難題,也影響和制約了煤焦油懸浮床加氫技術的發展及其在生產實踐中的應用[8]。近年來,隨著計算流體力學(computational fluid dynamics,CFD)理論研究的不斷發展,眾多研究機構應用計算流體力學基本理論開發了多種用于設備和裝置數值模擬及優化改進的軟件,其中Fluent軟件因其在復雜流場模擬中具有突出的優勢而在煤焦油懸浮床加氫反應器研究領域獲得了廣泛的應用[9]。

由于煤焦油加氫反應為放熱反應,生產實踐中發現煤焦油懸浮床加氫反應器運行時會出現中上部溫度驟升的現象,繼而導致反應物結焦,嚴重影響反應器生產效率及壽命[10],同時也給企業的安全生產帶來隱患和威脅,這已成為制約煤焦油懸浮床加氫技術工業應用的技術瓶頸之一,亟待解決。目前,國內外對于煤焦油懸浮床加氫反應器的模擬研究主要涉及對反應器內部流場的模擬,對于反應器內溫度變化的模擬鮮有報道。

本研究采用計算流體力學方法,基于Fluent軟件,對煤焦油懸浮床加氫反應器內部溫度變化進行數值模擬,并對其中上部溫度驟升問題的解決方法和措施展開研究,以期為反應器內溫度的控制提供思路和實驗依據。同時探討了溫度控制措施對反應器內流場和氣體分布的影響,為反應器結構和綜合性能優化提升提供借鑒與參考。

1 煤焦油懸浮床加氫反應器結構及參數

煤焦油懸浮床加氫反應器結構如圖1所示。由圖1可以看出,反應器呈圓筒狀;反應器筒體下封頭底部設置有煤焦油和氫氣混合物料的進口分布器,氣液混合物料(氫氣和煤焦油)經過進口分布器后分為多股物料沿著軸線方向自下而上運動;反應器筒體下端側壁上設置有煤焦油和催化劑混合物料的進口管,液固混合物(煤焦油和催化劑)沿著水平方向經進口管進入反應器后與自下而上運動的氣液混合物混合后向上運動;反應后的混合物經反應器最上端的出口排出。反應器關鍵參數、反應物料比例、物料質量流量及煤焦油物性參數、操作工況等如表1所示。

圖1 反應器結構

邊界條件:煤焦油和氫氣混合物進料溫度為430 ℃,質量流量為13.65 kg/s;煤焦油和催化劑混合物進料溫度為430 ℃,質量流量為1.365 kg/s;冷氫溫度設定為41 ℃～45 ℃,質量流量為0.525 kg/s;出口為壓力出口邊界。

2 數學模型

2.1 基本假設

基于軟件所進行的數值模擬是建立在確定的數學模型基礎上的。在建立模型之前,需要對反應器及反應器內所發生的反應或過程進行簡化,忽略次要因素的影響,使模型計算更快地收斂,同時增加模擬的準確性。作為煤炭熱解的液態產物,煤焦油包含多種有機物[11],主要有瀝青、多環芳烴以及含氮、氧、硫的雜環芳烴等。鑒于煤焦油加氫反應的復雜性,出于簡化模擬過程的目的,本研究在數值模擬過程中,以乙苯加氫反應來代替實際發生的諸多化學反應,而數值模擬過程中所涉及的動力學參數則取的是文獻[12]中煤焦油加氫反應的動力學參數。除此之外,本研究中的數值模擬還進行了多種假設,說明如下:1) 反應器為絕熱反應器;2) 忽略反應器內輕微程度的相變;3) 反應器內不存在軸向返混;4) 不考慮氣液分布器及冷氫管壁厚;5) 進料時煤焦油與氫氣混合完全均勻;6) 進料時煤焦油與催化劑混合完全均勻;7) 反應器操作為連續穩態操作;8) 忽略乙苯加氫反應外的其他反應;9) 數值模擬過程中涉及的乙苯物性參數取煤焦油的實際物性參數。

2.2 網格劃分

煤焦油懸浮床加氫反應器網格劃分結果如圖2所示。本研究采用Solidworks軟件,按照1∶1建立煤焦油懸浮床加氫反應器的三維模型,并將其導入Workbench中的ICEM模塊,采用非結構化網格對模型進行手動網格劃分,生成網格總數為1 176 198,面數為2 397 295,節點數為221 238。通過Fluent軟件對所劃分的網格進行檢查。結果表明,網格劃分精度符合計算精度要求。為了驗證網格劃分的無關性,對模型進行了不同數量的網格劃分,模擬結果表明,當網格數量超過1 176 198個時,再增加網格,對結果基本無影響。

圖2 反應器網格劃分

2.3 模型選擇

目前,對于煤焦油懸浮床加氫反應器的模擬有多種湍流模型可選擇。在懸浮床CFD模擬中,與單方程湍流模型相比,兩方程k-ε模型中的標準k-ε模型更加準確,且計算量小,應用也最廣泛,因此,本研究選用標準k-ε模型對煤焦油懸浮床加氫反應器進行模擬。該模型的湍流動能方程k和湍流耗功率方程ε的表達式分別如式(1)與式(2)所示[13]。

(1)

式中:ρ為流體質量密度,kg/m3;ε為耗散率,W/m3;t為時間,s;μl為層流黏性系數,Pa·s;μt為湍流黏性系數,Pa·s;σK為經驗常數;k為湍動能,J;xi為坐標方向;Gk為由層流速度梯度而產生的湍流動能,J;Gb為由浮力產生的湍流動能,J。

(2)

式中:μ為有效黏性系數,Pa·s;C1ε,C2ε,C3ε,σK,σε為經驗常數。

湍流黏性系數μt的計算如式(3)所示。

(3)

式中:Cμ為湍流常數。

有效黏性系數μ的計算如式(4)所示。

μ=μl+μt

(4)

由于k-ε模型假設流場是完全湍流的,分子間黏性可以忽略不計,因此,上述方程中的經驗常數是從空氣、水的基本湍流實驗中得到的,在Fluent軟件模擬中的取值分別如下:

C1ε=1.44,C2ε=1.92,Cμ=0.09,σK=1,σε=1.3

另外,本研究采用了離散相模型(discrete phase model,DPM)分析多相流過程,曳力模型采用球形模型(spherical model)。

2.4 控制方程

2.4.1 質量守恒方程

根據質量守恒定律,流入反應器的流體質量等于流出反應器的流體質量,方程的微分形式如式(5)所示。

(5)

2.4.2 動量守恒方程

動量方程即牛頓第二定律[14],將牛頓流體的本構方程代入應力形式的動量方程中就可以得到最終的動量方程,方程的微分形式如式(6)所示。

(6)

2.4.3 能量守恒方程

能量方程在本質上是熱力學第一定律在流體中的應用,將微元體與外界的熱量交換式、體積力做功式、表面力做功式和微元體能量變化代入熱力學第一定律中得到最終的方程,方程的微分形式如式(7)所示。

(7)

3 結果與討論

3.1 反應器內溫度變化模擬

基于Fluent軟件對煤焦油懸浮床加氫反應器內部溫度變化進行模擬所得到的ZX截面(Y=0)溫度分布如圖3所示。由圖3可以看出,在反應器下部,溫度分布不均勻,局部出現了500 ℃左右的高溫;在反應器中部3.0 m高度處,開始出現明顯的溫度驟升,隨著高度的增加,反應器內溫度越來越高且高溫區域不斷擴大;在反應器4.0 m高度處,整體溫度可高達500 ℃以上。由圖3還可以看出,當高度達到5.5 m左右時,反應器內開始出現局部溫度降低現象,且隨著高度的增加,溫度降低的區域逐漸擴大。煤焦油加氫是放熱反應,隨著反應的進行,反應器內溫度會逐漸升高,而加氫反應正常溫度為400 ℃～460 ℃,溫度升高會導致反應物結焦,結合反應器內溫度分布及變化趨勢,可初步判斷,在3.0 m高度處,反應器可能開始出現局部結焦,在4.0 m以上高度,反應器會因為溫度的整體升高,結焦愈來愈嚴重,而5.5 m左右高度處出現的局部溫度降低現象則可能是由于反應器結焦嚴重,煤焦油加氫反應進行不充分,放熱顯著減少而導致的。

圖3 反應器溫度分布

3.2 反應器溫度控制研究

目前,對于煤焦油加氫反應器床層溫度的控制,主要是通過調節反應器入口溫度、調節床層冷氫注入量以及調整物料在反應器內的質量流量來實現的[15]。本研究在經過初步軟件模擬探索后,綜合考慮多種因素,確定在煤焦油懸浮床加氫反應器內部溫度驟升處增設冷氫管,通過冷氫的通入對反應器內的溫度進行控制,解決溫度驟升問題。

根據反應器溫度變化模擬結果(見圖3)可以看出,反應器內部在3.0 m高度處開始出現明顯的溫度驟升現象,因此確定冷氫進口位于反應器3.0 m高度處,冷氫管自身的高度為1.2 m,冷氫管上所開設的冷氫出口為水平圓孔,呈上下錯位布置。

由于反應器內溫度過高或溫度過低都會影響反應效率[16],因此,對通入冷氫的適宜質量和適宜溫度進行研究。不同冷氫與進料氫氣質量比下(冷氫溫度為45 ℃)反應器溫度對比如圖4所示。圖4a、圖4b和圖4c中冷氫與進料氫氣的質量比分別為1∶1,1∶2和1∶3。由圖4可以看出,冷氫與進料氫氣質量比為1∶1時,冷氫質量過大,反應器內整體溫度低于400 ℃。冷氫與進料氫氣質量比為1∶3時,冷氫質量過小,反應器內局部區域溫度超過500 ℃且溫度分布不均勻,二者均不利于煤焦油加氫反應的正常進行。因此,確定冷氫與進料氫氣的最佳質量比為1∶2,并在此基礎上研究不同冷氫溫度對反應器溫度分布的影響。

圖4 不同冷氫與進料氫氣質量比下反應器溫度分布對比

高度Z分別為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時,不同冷氫溫度下反應器內XY截面溫度分布如圖5所示。由圖5a可以看出,無冷氫通入情況下,反應器下部橫截面溫度分布不均勻,局部出現了500 ℃左右的高溫,隨著高度的增加,高溫區域不斷擴大。在3.3 m高度處,反應器內開始出現溫度驟升;在4.0 m高度處,反應器內橫截面各部分溫度均已超過加氫反應正常溫度的上限460 ℃;高度達4.5 m左右時,反應器內橫截面溫度繼續升高,平均溫度達到最高值;高度達到5.0 m左右時,橫截面靠近反應器內壁的區域開始出現局部溫度降低現象。對比圖5a和圖3可知,反應器內橫截面溫度分布與軸向溫度分布變化趨勢是一致的。

圖5 不同冷氫溫度下反應器溫度分布對比

對比圖5a和圖5b可以看出,通入45 ℃冷氫后,反應器冷氫管之上部分的溫度沿軸向及徑向分布趨于均勻,且冷氫通入可顯著抑制反應器中上部溫度的驟升。由圖5b還可以看出,雖然通入45 ℃的冷氫,反應器中上部溫度仍高于煤焦油加氫反應正常溫度,但在溫度驟升處增設冷氫管是可行的。由圖5c和圖5d可以看出,通入43 ℃與41 ℃的冷氫均有效解決了煤焦油懸浮床加氫反應器中上部溫度驟升的問題,有效地控制了反應器中上部的溫度,同時使得反應器內溫度分布更加均勻。此外,冷氫的通入還改善了反應器下部溫度不均勻以及局部溫度過高的狀況,從而使反應器內整體上處在適宜加氫反應進行的溫度范圍內,有利于反應的正常進行。

無冷氫通入以及通入不同溫度冷氫時,在4.5 m高度處,反應器內XY截面溫度分布如圖6所示。由圖6a可以看出,無冷氫通入情況下,在4.5 m高度處,反應器內橫截面平均溫度可高達500 ℃以上。由圖6b可以看出,通入45 ℃冷氫后,在4.5 m高度處,反應器內橫截面溫度可降至480 ℃左右。由圖6c和圖6d可以看出,通入43 ℃與41 ℃冷氫后,在4.5 m高度處,反應器內橫截面溫度均降至煤焦油加氫反應正常溫度范圍內。

圖6 反應器內XY截面(Z=4.5 m)溫度分布對比

結合圖3、圖5和圖6可以看出,通入冷氫的適宜溫度為41 ℃～43 ℃,且最佳溫度為43 ℃。

3.3 冷氫對反應器內流場的影響

確定的冷氫進口位于反應器3 m高度處,且冷氫管上所開設的冷氫出口為水平圓孔,呈上下錯位分布,冷氫的通入不僅可以影響反應器內的溫度,同時也會對反應器內流體的流動以及反應物的分布產生影響,因此,本研究進一步探討了冷氫通入(43 ℃)對反應器內流場的影響。

3.3.1 冷氫通入對流速分布的影響

在反應器中,流速分布是衡量反應物流動特性的重要參數,將顯著影響反應器中反應物料的分布[17],從而影響傳質和反應的效率,進而對產物的質量和收率造成影響。本研究以43 ℃的冷氫為例,研究了冷氫通入前后,反應器內流速分布的變化情況。

無冷氫通入及通入43 ℃冷氫時,反應器XZ截面(Y=0)物料流速分布如圖7所示。由圖7a可以看出,無冷氫通入情況下,反應器的底部存在一段明顯的射流區,在射流區內流速分布不均勻,中心位置流速較高,內壁邊緣區流速較小,這是由于在反應器底部,煤焦油和氫氣從進口分布器噴嘴噴出后獲得較大的軸向速度,徑向擴散緩慢。由圖7a還可以看出,隨著軸向高度的增加,射流的影響逐漸減小,在反應器3.5 m左右高度處,射流的影響基本結束,軸向流速分布趨于均勻。由圖7b可以看出,通入43 ℃冷氫后,反應器底部射流的影響減小,在反應器2.0 m左右高度處,射流的影響基本結束,軸向流速分布趨于均勻。通過對比圖7a和圖7b可以看出,冷氫從冷氫管沿徑向噴出,可抑制反應器內物料的軸向流。

圖7 反應器內XZ截面流速分布對比

無冷氫通入情況下,反應器內不同高度處XY截面物料流速分布如圖8所示。由圖8a可以看出,在反應器3.0 m高度處,反應器橫截面物料流速較大,且流速徑向分布基本均勻。由圖8b～圖8f可以看出,隨著高度的上升,反應器橫截面流速有降低的趨勢,且低流速區域從內壁到中心逐漸擴大,當高度到達5.0 m時,反應器橫截面從內壁開始出現流速接近零的區域,當高度到達5.5 m時,反應器橫截面超過一半的區域流速接近零。根據張曉等[18]對懸浮床加氫反應器流速與結焦概率之間關系的研究結果,結合圖7a所確定的射流影響區以及圖5a不同高度處反應器的溫度分布,進一步判斷,在3.5 m高度處,反應器內壁已經出現了結焦,但由于結焦物體積較小,沒有沉積在內壁,而是隨著反應物上升,導致靠近內壁局部區域流速降低;隨著溫度的進一步升高,結焦區從反應器內壁到中心域逐漸擴大,結焦物體積越來越大,低流速區域逐漸擴大;當高度達到5.0 m時,橫截面內靠近內壁的區域流速接近零,表明此處出現了結焦物沉積,反應器內開始出現因結焦而導致的局部堵塞,此時,橫截面的平均溫度達到最高值;之后,隨著高度的進一步增加,反應器內堵塞區域逐漸擴大,流速接近零的區域也隨之擴大,由于結焦堵塞區域加氫反應進行的不充分,反應器內開始出現局部溫度降低現象;當高度到達5.5 m時,反應器內橫截面超過一半的區域都被結焦物堵塞。

圖8 反應器內XY截面流速分布(無冷氫)

通入43 ℃冷氫時反應器內不同高度處XY截面物料流速分布如圖9所示。由圖9可以看出,增設冷氫管后,43 ℃冷氫的通入使得反應器內流速徑向分布基本均勻,且隨著高度的增加,反應器內XY橫截面流速沒有出現降低的趨勢。對比圖9和圖8,結合圖5c反應器溫度分布可以看出,冷氫通過冷氫管沿徑向噴出后,一方面促進了物料的徑向擴散與混合,改善了反應器上部流速徑向分布不均勻的現象;另一方面,冷氫的通入有效控制了反應器內的溫度,解決了反應溫度驟升引起的結焦堵塞問題。

圖9 反應器內XY截面流速分布(43 ℃冷氫)

3.3.2 冷氫通入對氣含率分布的影響

氣含率是衡量反應器內物料流動狀態、物料混合情況、傳質效率的重要參數,直接影響反應器宏觀反應速率。氣含率分布越均勻,氣液兩相混合接觸面積和氣液兩相之間傳質效率越大,越利于加氫反應的進行[19]。

本研究以43 ℃的冷氫為例,探討了冷氫通入前后,反應器內氣含率的分布變化情況。

無冷氫通入及通入43 ℃冷氫時,反應器XZ截面(Y=0)氣含率分布如圖10所示。由圖10a可以看出,無冷氫通入情況下,反應器底部氣含率較高但分布不均勻,隨著高度的增加,反應器內氣含率分布有趨于均勻的趨勢,但從反應器中部溫度驟升處(Z為3.0 m)向上,從反應器內壁開始局部氣含率降低。由圖10b可以看出,當通入43 ℃的冷氫后,除了反應器底部接近進口分布器的區域氣含率分布不均勻外,從下至上,整個反應器內氣含率分布均勻,且冷氫管進口以上不存在氣含率明顯降低的區域。由圖10a和圖10b對比可以看出,通入43 ℃冷氫不僅使反應器中上部氣含率分布均勻,還使得冷氣管以下區域的氣含率沿軸向分布均勻。

圖10 反應器內XZ截面氣含率分布對比

無冷氫通入時,反應器不同高度處XY截面氣含率分布如圖11所示。由圖11a可以看出,在3.0 m高度處,反應器XY截面氣含率分布較均勻。由圖11b～圖11e可以看出,反應器3.5 m高度開始,反應器內壁出現了氣含率明顯降低的區域,且隨著高度的上升,氣含率較低的區域從內壁到中心逐漸擴大;當高度到達5.5 m時,反應器內XY截面超過一半的區域氣含率為零。由圖11f可以看出,在反應器5.9 m高度處,XY截面所有區域氣含率幾乎都為零。結合圖8a和圖9反應器內流速分布可以看出,氣含率變化和流速變化是一致的,進一步驗證了本研究對流速分布的模擬以及結合溫度分布對反應器內結焦區域和結焦嚴重程度的推測是合理可靠的。

圖11 反應器XY截面氣含率分布(無冷氫)

43 ℃冷氫通入情況下,反應器XY截面氣含率分布如圖12所示。由圖12可以看出,通入43 ℃冷氫后,反應器內氣含率沿徑向分布基本均勻,且反應器內壁不存在氣含率明顯降低的區域,進一步證明了通入43 ℃冷氫后有效解決了反應器中上部溫度驟升引起的結焦堵塞問題,也從另一角度驗證了圖5c溫度分布模擬結果以及圖9流速分布模擬結果的正確性和可靠性。

圖12 反應器XY截面氣含率分布(43 ℃冷氫)

4 結 論

1) 在煤焦油懸浮床加氫反應器中,隨著軸向高度的增加,在反應器中部3.0 m處開始出現溫度驟升現象,其上部溫度可高達500 ℃以上。結合反應器內流速分布和氣含率分布模擬結果,推測無冷氫通入時,反應器在3.5 m左右高度處出現局部結焦現象;當高度達到5.0 m時,反應器內開始出現因結焦而導致的局部堵塞;當高度到達5.5 m左右處,反應器內因結焦而出現嚴重堵塞。結合反應器內溫度、流速和氣含率分布模擬判斷出了反應器內因溫度驟升而導致結焦的嚴重程度并確定了具體結焦部位。

2) 在反應器溫度驟升處增設冷氫管,冷氫沿著徑向從冷氫管噴出,可以有效降低反應器中上部的溫度,解決溫度驟升問題,同時還使得反應器內溫度的軸向和徑向分布更均勻,有利于加氫反應的進行。根據模擬結果,確定冷氫的適宜溫度為41 ℃～43 ℃,最佳溫度為43 ℃。

3) 當無冷氫通入情況下,受反應器底部射流的影響,反應器內氣含率和流速沿軸向及徑向分布不均勻。在反應器溫度驟升處增設冷氫管,冷氫沿徑向噴出后促進了反應器內物料徑向擴散和充分混合,改善了反應器內氣含率和流速軸向及徑向分布不均勻的狀況,有利于反應器內傳質及加氫反應的發生。