溫潤(rùn)娟，朱傳琪，丁文瑤

國(guó)家能源集團(tuán)寧夏煤業(yè)公司，寧夏 銀川 750000

漿態(tài)床費(fèi)托合成反應(yīng)是煤炭間接液化的核心反應(yīng)。費(fèi)托合成反應(yīng)主要是將凈化后的合成氣和循環(huán)氣混合送入漿態(tài)床反應(yīng)器中，在260～275 ℃下，與鐵基催化劑接觸，發(fā)生費(fèi)托合成反應(yīng)。費(fèi)托反應(yīng)生成的輕質(zhì)烴類化合物、CO2、水以及未反應(yīng)的合成氣離開漿態(tài)床層后進(jìn)入旋風(fēng)分離器，分離出較大的液滴、固體顆粒催化劑后，以高溫油氣形式從反應(yīng)器的頂部流出，然后進(jìn)入換熱分離器與合成氣換熱冷卻。旋風(fēng)分離器[1]作為高溫油氣分離工藝的關(guān)鍵設(shè)備，設(shè)置在漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)頂部，目的是在高溫油氣于離開反應(yīng)器前，將其夾帶的油蠟液滴、細(xì)催化劑粉末與油氣分離，避免油蠟和催化劑進(jìn)入分離系統(tǒng)堵塞設(shè)備及管線，造成反應(yīng)系統(tǒng)壓降增大。針對(duì)費(fèi)托合成漿態(tài)床反應(yīng)器，目前在氣體分布器[2-3]、過(guò)濾器[4-6]和換熱器[7]等方面的研究較多。而針對(duì)漿態(tài)床反應(yīng)器頂部的旋風(fēng)分離器則研究較少。張武等[8-9]通過(guò)對(duì)費(fèi)托合成反應(yīng)器頂部旋風(fēng)分離器工作效果的研究，指出其所存在的問(wèn)題和改進(jìn)方法，但并未對(duì)固-液-氣三相高溫油氣在旋風(fēng)分離器內(nèi)部的分離情況開展理論研究。因此本工作通過(guò)研究旋風(fēng)分離器中氣相與固體顆粒相的流動(dòng)特性，重點(diǎn)考察反應(yīng)器頂部油氣中氣固分離特性。

1 旋風(fēng)分離器流場(chǎng)模擬

1.1 氣相湍流模型

旋風(fēng)分離器本體結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，內(nèi)部無(wú)運(yùn)動(dòng)內(nèi)構(gòu)件，但是其內(nèi)部氣相流動(dòng)屬于三維各向異性的強(qiáng)湍流流場(chǎng)。RSM 模型能夠較好地反映湍流各向異性[10]，研究者[11-13]已驗(yàn)證RSM 模型用于旋風(fēng)分離器流場(chǎng)模擬的可靠性。本研究假定流體不可壓縮，采用RSM 模型對(duì)旋風(fēng)分離器內(nèi)氣相流場(chǎng)進(jìn)行模擬。

1.2 氣固兩相流模型

選擇離散相模型模擬旋風(fēng)分離器內(nèi)顆粒相的運(yùn)動(dòng)，利用顆粒隨機(jī)軌道模型跟蹤顆粒軌跡。忽略顆粒之間的碰撞，僅考慮氣體與顆粒之間的相互作用，交替求解氣相與顆粒相的控制方程，直到計(jì)算收斂。

2 旋風(fēng)分離器計(jì)算模型建立

2.1 幾何模型及網(wǎng)絡(luò)劃分

采用SolidWorks和Ansys ICEM CFD分別對(duì)旋風(fēng)分離器幾何模型進(jìn)行三維實(shí)體建模和混合結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格劃分，經(jīng)多種網(wǎng)格密度校核后，確定節(jié)點(diǎn)數(shù)為50 萬(wàn)個(gè)，三維模型和網(wǎng)格劃分結(jié)果如圖1 所示。

圖1 旋風(fēng)分離器三維實(shí)體模型及計(jì)算網(wǎng)格示意Fig.1 3D model and mesh schematic diagram of cyclone separator

2.2 模型計(jì)算

2.2.1 進(jìn)口邊界條件

衡量旋風(fēng)分離器效果的一個(gè)重要參數(shù)是旋風(fēng)效率。增加入口氣體流速是提高旋風(fēng)分離器效率的重要手段之一[14]。根據(jù)氣相工藝條件數(shù)據(jù)，由理想氣體狀態(tài)方程式（1），修正旋風(fēng)分離器進(jìn)口體積流量為0.23 m3/s。

式中：p0為標(biāo)準(zhǔn)狀況大氣壓，其值為0.1 MPa；p1為操作壓力，其值為3.06 MPa；T0是標(biāo)準(zhǔn)狀況溫度，其值為273.15 K；T1為操作溫度，其值為313 K；V0為標(biāo)準(zhǔn)狀況下氣相流量，其值為2.25×104Nm3/h（6.25 Nm3/s）；V1是操作條件下氣相流量，m3/s。

旋風(fēng)分離器進(jìn)氣口寬為125 mm，高為250 mm，根據(jù)進(jìn)氣口管截面積核算旋風(fēng)分離器進(jìn)口氣速為7.47 m/s。催化劑顆粒粒徑小于20 μm，假設(shè)粒徑分布滿足Rosin-Rammler 分布，計(jì)算時(shí)設(shè)定顆粒相進(jìn)口速度與氣相相同。流化床內(nèi)正常含有70 t 催化劑，流化床的體積為4 023 m3，則流化床反應(yīng)器內(nèi)催化劑的平均濃度為17.4 kg/m3。結(jié)合旋風(fēng)分離器的進(jìn)氣量可以計(jì)算出入口顆粒質(zhì)量流量為4.07 kg/s。

2.2.2 出口邊界條件

氣相出口邊界條件按充分發(fā)展湍流條件處理，選用outflow 邊界條件模型。顆粒相出口邊界條件設(shè)置為完全逃逸。壁面邊界條件采用無(wú)滑移邊界條件，并采用標(biāo)準(zhǔn)壁面函數(shù)進(jìn)行處理[15]。同時(shí)，針對(duì)顆粒項(xiàng)選用反射邊界條件。流場(chǎng)模擬計(jì)算采用Fluent 軟件，壓力速度耦合選擇Simple 算法，壓力梯度項(xiàng)采用PRESTO！方法進(jìn)行處理。方程對(duì)流項(xiàng)采用QUICK 差分格式，采用穩(wěn)態(tài)模擬耦合求解[16]。

3 模擬結(jié)果與討論

3.1 反應(yīng)器頂部氣相流動(dòng)特征

圖2 是旋風(fēng)分離器內(nèi)的流體質(zhì)點(diǎn)跡線圖。由圖可以看到輕質(zhì)油氣氣相進(jìn)入旋風(fēng)分離器后隨蝸殼做螺旋流動(dòng)，邊壁為螺旋下降流，中心為螺旋上升流，并且內(nèi)外流動(dòng)的螺旋方向保持不變，最終通過(guò)頂部的升氣管和底部的放料管流出。圖3 是旋風(fēng)分離器內(nèi)部的速度分布云圖和沿高度方向兩個(gè)截面的速度矢量圖，可以看到流體流動(dòng)形式為典型的蘭金（Rankine）渦，內(nèi)核為一強(qiáng)制渦，流體以同一角速度旋轉(zhuǎn)，中心線速度低，外圍線速度高；近壁區(qū)域?yàn)樽杂蓽u，流體做無(wú)旋流動(dòng)，流體的線速度基本保持不變。圖4 為旋風(fēng)分離器內(nèi)部流體的渦量分布云圖，說(shuō)明流動(dòng)形成蘭金渦，分離器中心區(qū)域渦量大，流動(dòng)為強(qiáng)制渦，流體做有旋流動(dòng)；近壁區(qū)域流動(dòng)為自由渦，流體做無(wú)旋流動(dòng)，渦量接近0。

圖2 旋風(fēng)分離器內(nèi)部流體質(zhì)點(diǎn)跡線Fig.2 The path line inside the cyclone separator

圖3 旋風(fēng)分離器內(nèi)速度分布Fig.3 The velocity distribution inside the cyclone separator

圖4 旋風(fēng)分離器內(nèi)部渦量分布Fig.4 The eddy distribution inside the cyclone separator

圖5 為旋風(fēng)分離器內(nèi)部的相對(duì)壓力分布云圖，在渦旋的內(nèi)部形成低壓區(qū)，催化劑顆粒在離心力作用下在壁面富集，氣相則在壓力作用下流向分離器中心，并由升氣管排出分離器，實(shí)現(xiàn)氣-固兩相的有效分離。

圖5 旋風(fēng)分離器內(nèi)部相對(duì)壓力分布Fig.5 The relative pressure distribution inside the cyclone separator

3.2 顆粒相流動(dòng)特征

圖6 給出了顆粒在旋風(fēng)分離器內(nèi)的停留時(shí)間。含有固體顆粒的氣流由進(jìn)氣口進(jìn)入旋風(fēng)分離器，顆粒在離心力的作用下甩向壁面，發(fā)生不均勻變化，壁面處顆粒呈螺旋帶狀分布，而且螺旋帶的寬度和螺距不同，在錐體段螺旋帶的寬度大幅減小。這是因?yàn)轭w粒的粒徑較大，顆粒與旋風(fēng)分離器壁面碰撞后多為折線運(yùn)動(dòng)，與氣體的跟隨性較差。由圖7 氣相軸向速度分布云圖可以看到，在旋風(fēng)分離器頂板外沿、直筒段和錐體段交界處存在氣相軸向速度大于0 的區(qū)域，造成頂板下方和旋風(fēng)分離器外筒變徑處顆粒停留時(shí)間長(zhǎng)，顆粒相容易聚集。

圖6 顆粒停留時(shí)間跡線Fig.6 The streamline of particle residence time

圖7 Y 軸氣相速度分布Fig.7 The Y axis velocity distribution of cyclone separator

圖8 給出了顆粒的速度分布，顆粒在離心力的作用下都富集在旋風(fēng)分離器外筒壁附近，處于流體的自由渦區(qū)域，顆粒的速度基本保持在13 m/s 左右。圖9 給出了某時(shí)刻旋風(fēng)分離器內(nèi)顆粒粒徑的分布情況，大粒徑顆粒相的跟隨性相對(duì)較小，能夠更快速地從設(shè)備底部出料口排出。

圖8 顆粒速度分布流線Fig.8 The streamline of particle velocity

圖9 顆粒粒徑分布流線Fig.9 The streamline of particle diameter

圖10 是顆粒沖刷旋風(fēng)分離器外筒壁面產(chǎn)生的應(yīng)力分布云圖。顆粒進(jìn)入旋風(fēng)分離器時(shí)沒(méi)有離心力，顆粒在氣相中相對(duì)均勻分布，此時(shí)對(duì)筒壁的沖刷較弱；在蝸殼導(dǎo)流的作用下受離心力作用逐漸向外壁富集，沖刷作用逐漸增強(qiáng)，壁面應(yīng)力隨之增大。此外，與圖8 對(duì)比可知，在頂部擋板下方存在顆粒的富集（一般稱為頂灰），壁面的沖刷應(yīng)力也相應(yīng)較大。

圖10 壁面應(yīng)力分布Fig.10 The wall stress distribution of cyclone separator

通過(guò)計(jì)算從底部出口流出的顆粒質(zhì)量與入口顆粒質(zhì)量的比值可以確定分離器的分離效率，圖11給出了旋風(fēng)分離器的分離效率隨顆粒粒徑的變化情況。由圖可知，在給定邊界條件下，粒徑為10 μm以上的顆粒分離效率可達(dá)到99.9%以上，能夠滿足工藝要求的分離效果。

圖11 旋風(fēng)分離器的分離效率Fig.11 The separate efficiency of cyclone separator

在進(jìn)口流量分別為1.0 kg/s 和10.0 kg/s 的條件下考察了顆粒相進(jìn)口流量對(duì)分離過(guò)程的影響，并與4.07 kg/s 模擬結(jié)果進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果如圖12 所示。顆粒停留時(shí)間反映了顆粒在旋風(fēng)分離器中的運(yùn)動(dòng)情況，顆粒停留時(shí)間越長(zhǎng)說(shuō)明顆粒在旋風(fēng)分離器中需要經(jīng)過(guò)較長(zhǎng)時(shí)間的離心運(yùn)動(dòng)才能實(shí)現(xiàn)顆粒的分離，顆粒停留時(shí)間越長(zhǎng)說(shuō)明旋風(fēng)分離器的分離效果越差。從圖中可以發(fā)現(xiàn)，不同進(jìn)口流量條件下顆粒的停留時(shí)間并未出現(xiàn)明顯變化，進(jìn)口流量為1.0 kg/s 時(shí)最大顆粒停留時(shí)間為18.94 s，而4.07 kg/s 與10.0 kg/s時(shí)的最大顆粒停留時(shí)間為19.50s 和19.45s，且從圖中可以發(fā)現(xiàn)在三種進(jìn)口流量下顆粒停留時(shí)間的分布情況較為相似，這說(shuō)明顆粒相進(jìn)口流量對(duì)旋風(fēng)分離器內(nèi)部的兩相流動(dòng)狀態(tài)影響比較小，通過(guò)計(jì)算底部出口顆粒質(zhì)量可以發(fā)現(xiàn)分離效果也一致。說(shuō)明旋風(fēng)分離器的分離負(fù)荷的操作彈性較大。

圖12 不同顆粒進(jìn)口質(zhì)量流量條件下顆粒的停留時(shí)間Fig.12 The particle residence time under different mass flow

4 結(jié) 論

高氣速攜帶的催化劑顆粒在旋風(fēng)分離器內(nèi)受離心力的作用在壁面富集，分離后潔凈的氣相則在壓差力作用下流向分離器中心，并由升氣管排出分離器，實(shí)現(xiàn)氣-固兩相有效分離的目的。由于固體顆粒與旋風(fēng)分離器壁面碰撞后多為折線運(yùn)動(dòng)，與氣體的跟隨性較差。氣相在旋風(fēng)分離器頂板外沿、直筒段和錐體段交界處存在氣相軸向速度大于0 的區(qū)域，頂板下方和旋風(fēng)分離器外筒變徑處顆粒停留時(shí)間長(zhǎng)，顆粒容易聚集。此外，旋風(fēng)分離器的分離效率與顆粒粒徑有關(guān)，模擬結(jié)果表明，粒徑為10 μm 以上的顆粒分離效率均可達(dá)到99.9%以上，能夠滿足現(xiàn)有工藝要求的分離效果。