薄守石，武俊庭，孫蘭義

（中國石油大學（華東）化學工程學院，山東 青島 266555）

由于懸浮床加氫對于重油處理方面的優(yōu)點，各國紛紛開展重油懸浮床加氫方面的研究工作，并且有的已經(jīng)進入工業(yè)化階段［1］。由中國石油大學開發(fā)的重油懸浮床工藝已于2007年完成了第三階段的懸浮床加氫工業(yè)放大試驗，并采集標定數(shù)據(jù)，為懸浮床加氫工藝的大規(guī)模工業(yè)化奠定了基礎［2］。懸浮床加氫工藝選用新型的環(huán)流反應器，反應器內(nèi)部有導流筒，導流筒的結構為空桶狀，無特殊結構［3］，其特點是結構簡單，反應物料（液相和氣相）從反應器底部進入，反應器內(nèi)保持一定的液面高度，導流筒內(nèi)外氣含率不同，因此內(nèi)外筒壓力差不同引起環(huán)流，從而保持反應器內(nèi)氣液混合狀態(tài)和溫度的均勻，避免局部溫度過高造成焦炭的產(chǎn)生。懸浮床加氫工藝根據(jù)不同的工藝過程，反應溫度、壓力等都有差異且變化較大，從而重油和氣相的物性有較大的改變，因此研究油品以及氣相物性對環(huán)流反應器的影響對重油懸浮床加氫工藝具有重要的意義。本研究通過數(shù)值模擬方法，利用Fluent 6.3軟件建立了環(huán)流反應器的數(shù)學模型，對反應器流動特性參數(shù)進行數(shù)值模擬，模擬不同物性條件下環(huán)流反應器的流場以及氣含率的分布，優(yōu)化環(huán)流反應器的操作參數(shù)。

1 操作條件及物性的選擇

對重油懸浮床加氫環(huán)流反應器進行數(shù)值模擬，模擬不同物性條件下環(huán)流反應器內(nèi)部流場以及氣含率的變化，懸浮床加氫工藝操作壓力約為10MPa，溫度為420～430℃［4］。本研究采用高溫（420℃）、高壓（10MPa）下油和氫的物性，并在適當?shù)姆秶鷥?nèi)變化。

當考察液相密度和黏度變化對反應器的影響時，操作條件參考某石化分公司50kt／a重油懸浮床加氫實驗裝置，液相進料量為9.5t／h，氫油體積比按800∶1進行設置［5］；當考察氣相密度變化對反應器的影響時，對氣相進料體積流量不作改變，僅改變氣相密度的大小。

2 模型的建立

根據(jù)表1的結構數(shù)據(jù)，建立適當?shù)沫h(huán)流反應器模型。為了節(jié)省計算時間，對于環(huán)流反應器的模擬建立二維環(huán)流反應器計算模型，采用四邊形結構網(wǎng)格類型；對環(huán)流反應器的模擬采用歐拉多相模型模擬氣液兩相分布，只考慮曳力的作用，湍流模擬采用標準的k－ε湍流模型。

表1 反應器的幾何參數(shù)

3 控制方程

（1）連續(xù)性方程

式中：αq為體積分數(shù)；ρq為密度，kg／m3；uq為速度，m／s；mpq為相間傳質量，kg／（m3·s），本研究中此值為0。

（2）動量守恒方程

動量守恒即體積微元中流體動量的變化量等于外界各種力的作用之和，動量守恒實質上是牛頓第二定律，對于某一相，其動量守恒方程的通用形式為：

式中：p為壓力，Pa；=τ為應力－應變張量；g為重力加速度，m／s2；F為總體積力，K為動量傳遞系數(shù)。

（3）湍動能k方程和湍流耗散率ε方程

湍動能k方程：

4 計算結果及分析

4.1 氣相密度的影響

在液相密度為736.9154kg／m3、黏度為0.001Pa·s的條件下，氫氣密度在2.5231，5.5231 ，10.5231，15.5231kg／m3時，4500mm截面處的氣含率和軸向速度見圖1和圖2。從圖1和圖2可以看出，在不同氣體密度下，環(huán)流反應器的氣含率和軸向速度幾乎相等，因此可以判斷出僅改變氣體密度并不能對環(huán)流反應器內(nèi)部的流場和氣含率產(chǎn)生較大的影響。

圖1 4500mm處不同氣相密度下的氣含率

圖2 4500mm處不同氣相密度下的軸向速度

環(huán)流反應器內(nèi)部形成環(huán)流的主要動力是內(nèi)外筒的壓力差，而形成壓力差的主要動力來源是內(nèi)外筒氣含率差異。氣泡在上升過程中受到自身重力和液體浮力的作用，模擬過程中氣相按惰性介質考慮，氣泡直徑大小不變，因此浮力不變，氣相密度變化僅改變了氣泡本身的重力。但與浮力相比，氣相密度變化引起的重力改變相對于浮力變化很小，因此氣含率不變。本研究模擬條件為氣相密度發(fā)生變化，同時假定氣相體積流量不變，在此條件下，導流筒內(nèi)外的氣含率不變，即導流筒內(nèi)外流體的平均密度差不變，因此推動力不變，表現(xiàn)出軸向速度不變。另外，通過對圖1和圖2的分析可知，在本文模擬條件范圍內(nèi)，氣相體積流量對氣含率等起決定作用。當氣相體積流量固定時，通過氣相密度改變引起的質量流量變化對氣含率和軸向速度等流體力學特性影響不大。

4.2 液相密度的影響

在氣相密度為2.5231kg／m3、液相黏度為0.00187Pa·s的條件下，重油在高溫高壓下密度分別為636.9154，736.9154，836.9154kg／m3時，4500mm截面處的氣含率和軸向速度見圖3和圖4。從圖3和圖4可以看出，在模擬液相密度變化范圍內(nèi)，導流筒內(nèi)氣含率基本不變，當液相密度較小時，導流筒外的氣含率增加，這主要是由于液相密度不同引起的導流筒上部的氣液分離區(qū)的分離能力的變化。液相密度較小時，氣液分離區(qū)的分離效果變差，在反應器頂部氣液相分離空間相同的情況下，會有較多的氣泡被攜帶至導流筒外空間并與液相一起再次進入循環(huán)，造成導流筒外的氣含率增加。液相密度較大的情況與此正好相反。但隨著液相密度變化，導流筒內(nèi)外的密度差即推動力變化卻很小，從而表現(xiàn)出軸向速度變化很小。

圖3 4500mm處不同液相密度下的氣含率

圖4 4500mm處不同液相密度下的軸向速度

4.3 液相黏度的影響

在液相密度為736.9154kg／m3、氣相密度為2.5231kg／m3的條件下，液相黏度為0.00087，0.00187，0.00287，0.00387Pa·s時，4500mm截面處的氣含率和軸向速度見圖5和圖6。從圖5可以看出，在黏度為0.00387Pa·s時，氣含率最大，且隨著黏度的減小，氣含率也呈現(xiàn)減小的趨勢。從圖6可以看出，黏度在0.00087Pa·s時，軸向速度最大，且隨著黏度的增大，軸向速度逐漸減小，在壁面處（導流筒和外壁）流速為零，軸向速度隨黏度增大而減小的主要原因是黏度增大導致阻力增大，使得流速呈逐漸減小的趨勢。

圖5 4500mm處不同液相黏度下的氣含率

圖6 4500mm處不同液相黏度下的軸向速度

除了液相密度不同引起的導流筒上部的氣液分離區(qū)的分離能力的變化外，液相黏度改變也對氣液分離區(qū)的分離效果產(chǎn)生影響，從而表現(xiàn)為導流筒外氣含率的變化。液相黏度大時，循環(huán)液相攜帶氣泡量增加，氣液分離區(qū)的分離效果變差，在反應器頂部氣液相分離空間相同的情況下，會有較多的氣泡被攜帶至導流筒外空間并與液相一起再次進入循環(huán)，造成導流筒外的氣含率增加。液相黏度較小的情況與此正好相反。液相黏度大時，液相循環(huán)阻力增大，在導流筒內(nèi)外壓差相同的條件下，黏度大的液相循環(huán)速度小。

黏度對于軸向速度以及氣含率都有較大的影響，因此在重油懸浮床加氫工藝中，要考慮重油黏度的影響，必要時加入化學助劑來降低重油的黏度。尤其對于一些劣質原油，由于其黏度大，使得軸向速度降低，導致環(huán)流反應器內(nèi)溫度分布不均，造成結焦等的發(fā)生，不利于加氫過程的進行。

5 結 論

通過分析流體物性對環(huán)流反應器氣含率和軸向速度的影響發(fā)現(xiàn)，黏度對于環(huán)流反應器的影響較大，因此對于黏度較大的油品可采用化學助劑降低黏度增加液速；氣相密度的改變對環(huán)流反應器的流場和氣含率幾乎沒有影響；而液相密度的改變導致導流筒上方氣液分離區(qū)的分離能力的改變，導致對環(huán)隙氣含率產(chǎn)生較大的影響。

［1］王軍，張忠清.渣油懸浮床加氫工藝研究［J］.工業(yè)催化，2003，11（7）：7－11

［2］方磊，郭金濤.渣油懸浮床加氫研究現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢［J］.化工中間體，2008（9）：4－8

［3］韓黎明.用懸浮床加氫工藝對塔里木輪古稠油進行改質的中型試驗研究［D］.青島：中國石油大學，2009

［4］張數(shù)義，鄧文安，劉東，等.重質油懸浮床加氫技術新進展［J］.煉油技術與工程，2007，37（2）：1－5

［5］劉升.渣油懸浮床加氫裂化技術的工業(yè)化試驗研究［D］.青島：中國石油大學，2010