新型變徑提升管冷模實驗研究

劉丙超，蘇魯書，張善鶴，祝曉琳，李春義

(中國石油大學(華東)重質油國家重點實驗室，山東 青島 266580)

循環流化床提升管是煉油、化工、冶金、能源、環保等領域應用廣泛的反應器[1]，尤其在流化催化裂化工藝中，是重油加工的核心裝置之一。提升管反應器內催化劑的流化狀況及氣固接觸效率將對產品分布和目的產物收率產生重要的影響。傳統的催化裂化提升管反應器為等徑直管Y型進料提升管反應器，管內存在嚴重的催化劑偏流和“環-核”流動現象[2]，氣固兩相流動狀態呈局部和整體的不均勻性，氣體傾向于從提升管中心稀相區域通過，而大部分固體顆粒聚集于邊壁且向下流動，導致了氣固兩相的分離。同時，較低的顆粒濃度進一步限制了提升管反應器在高固氣比和強氣固接觸工藝中的應用。為了解決傳統提升管的弊端，使之滿足多產低碳烯烴的要求，一些新型結構的提升管反應器不斷涌現，如抗滑落提升管[3]、內置輸送管擴徑提升管[4]、TMP技術的變徑結構提升管[5]等。

目前研究者們多集中于變徑提升管內固含率軸向、徑向分布的研究[6-8]，而對變徑結構固體循環量的關注相對較少。變徑結構內顆粒運動速度降低，固含率增大，管內床層壓降增加，必然會限制顆粒循環量的提高。本研究結合傳統等徑結構與變徑結構的優點，提出一種底部擴徑的新型提升管結構，將傳統等徑提升管預提升段放入一擴徑段內，可在保證較大循環量的條件下對催化劑顆粒起到重新分配的作用，達到強化氣固混合，提高氣固接觸效率的目的[9]。同時考察不同操作條件對該新型提升管顆粒循環量和軸向、徑向固含率分布的影響。

1 實 驗

1.1 實驗裝置及流程

圖1為新型變徑提升管反應器冷態模擬實驗裝置示意。整套裝置由提升管、儲料筒(伴床)、測量筒(用于測量顆粒循環速率)、氣-固分離器、氣體分布板、連接管路和相應的控制閥件(三通換向閥和蝶閥)組成。其中，變徑提升管反應器(總高10.6 m)主要包括底部擴徑段(高1.8 m，直徑0.22 m)以及上部輸送段(高8.8 m，直徑0.1 m)兩部分。該變徑提升管采用多層進氣的方式，氣體分別以預流化氣、預提升氣、環管進氣、噴嘴進氣4種形式進入提升管反應器。該反應器的最大特點是將傳統等徑提升管反應器的預提升段整體放入到一個擴徑段內，同時在擴徑段內加入環管氣體分布器。一方面集合了傳統等徑提升管的優點，可以保證較大的顆粒循環速率，提高劑油比；另一方面底部擴徑段內形成一密相床層(如圖2所示)，強化氣固接觸，抑制傳統“環-核”流動結構，改善顆粒濃度的軸向、徑向分布情況。

圖1 新型變徑提升管反應器冷態模擬裝置示意1—流量計； 2—預提升氣； 3—預流化氣體分布器； 4—多孔氣體分布板； 5—環管氣體分布器； 6—進氣噴嘴； 7—提升管； 8—布袋過濾器； 9—旋風分離器； 10—三通換向閥； 11—測量筒；12—儲料筒(伴床)； 13，14—下料蝶閥； 15—下料斜管

圖2 底部密相床層示意

為了進一步說明該新型變徑提升管的原理及催化劑顆粒在提升管內的整個循環過程，描繪了新型變徑提升管反應器和傳統等徑提升管底部的氣固流動結構[10]，如圖3所示，可以直觀地看出顆粒在提升管底部的流動路徑。試驗時，催化劑顆粒經下料斜管進入內部直管底部，在預提升氣作用下流化并向上輸送，內部直管氣速較高且形成垂直向上的顆粒束，可保證較大的顆粒循環量。進入擴徑段后，顆粒沿軸向呈噴濺狀散開，床層壓降增大，顆粒速度降低，氣固接觸增強，部分滑落的催化劑顆粒在底部預流化氣體作用下流化并經內部直管與擴徑段壁面之間的環隙繼續上行。同時，環管進氣射流可在一定程度上削弱邊壁效應，抑制邊壁顆粒滑落，在擴徑段內部形成一種內循環。直管底部是多孔氣體分布板，在促進顆粒流化的同時也避免形成死區。擴徑段內顆粒的渦流增強了內部湍流程度，提高了氣固兩相的接觸效率，改善了氣固分離現象，使得顆粒的軸向、徑向分布更加均勻。而在等徑提升管中，則存在典型的“環-核”流動結構，邊壁處顆粒發生明顯滑落。當顆粒沿軸向進入輸送段后，在噴嘴進氣的高速射流作用下，顆粒速度明顯增加，管內固含率迅速降低，形成一種稀相氣力輸送狀態，這與傳統等徑結構無明顯差異。高速氣體攜帶顆粒到達提升管頂部出口后進入氣固分離設備，分離后的催化劑顆粒返回伴床，完成整個的循環流動。

圖3 新型變徑提升管擴徑段內的氣固流動結構----?—氣體； ----?—氣固混合物

1.2 實驗介質及操作條件

流化介質為常溫空氣，壓力(表壓)為0.19 MPa，表觀氣速Ug由轉子流量計測量。流化顆粒為催化裂化平衡劑，顆粒密度為1 500 kg/m3，松散顆粒堆密度為900 kg/m3。使用BT-9300ST型激光粒度分布儀測得催化劑平均粒徑為75 μm。提升管輸送段Ug變化范圍為6～14 m/s，對應的底部擴徑段Ug為0.5～1.2 m/s。

1.3 測量儀器及方法

采用切換法測定顆粒循環量Gs，即在裝置穩定操作的條件下，通過切換氣固分離設備底部的三通換向閥至測量筒，記錄一定時間內(10 s左右)量筒中內催化劑的體積，并基于提升管輸送段截面積和顆粒物性計算出Gs。

采用中國科學院過程工程研究所研制的PC-6D型光纖探頭測定變徑提升管內的局部顆粒濃度(固含率)εs，采樣頻率為1 000 Hz，采樣時間為30 s。在變徑提升管上沿軸向設置14個測量點，各點高度H(以底部的氣體分布板為基準)分別為0.82，1.02，1.23，1.43，1.64，2.16，2.47，3.23，4.16，5.06，5.90，6.80，7.90，9.01 m。采用等面積法在截面上沿徑向設置11個測量點，對應的無因次半徑r/R(r為徑向位置，R為提升管內徑)分別為0，0.16，0.38，0.50，0.59，0.67，0.74，0.81，0.87，0.92，0.97，各個截面的平均顆粒濃度為除中心點以外各徑向位置顆粒濃度的算術平均值。

2 結果與討論

2.1 操作條件對顆粒循環量的影響

2.1.1伴床料位高度對顆粒循環量的影響在工業生產中，提升管作為主要的化學反應器，而伴床通常可作為調節顆粒流率的貯藏設備。圖4為在下料蝶閥全開時，提升管反應器在一定的Ug下顆粒最大循環量Gs，max與料位高度h之間的關系。此處料位高度是指靜止時伴床內催化劑的床層高度。由圖4可以看出，在Ug一定時，隨h的增加，Gs逐漸增大。這是因為伴床提供的背壓是整個循環過程的動力源頭。伴床內料位越高，伴床提供的壓頭越大[11]，從而使得顆粒循環的驅動力越大。

圖4 最大循環量Gs，max與料位高度的關系Ug，m/s：■—8； ■—12

2.1.2表觀氣速對顆粒循環量的影響在提升管反應器中，氣體使催化劑顆粒得以流化并提供給其克服摩擦力和重力而向上運動的能量，因此操作氣速的改變對催化劑循環量的影響較大。在下料蝶閥全開、h分別為2.0，2.5，3.0，3.5，4.0 m的條件下，考察Ug變化對Gs的影響，結果見圖5。由圖5可以看出：整體來看，在h一定時，隨Ug的增加，Gs增加；當h較低(h<3.0 m)時，Gs隨Ug的增加逐漸趨于穩定，而當h較大(h>3.0 m)時，Gs隨Ug的增加緩慢增加。這是因為在提升管內氣體是推動固體顆粒向上運動的主要動力，Ug增加時，顆粒運動速率加快，在管道內的停留時間變短，單位時間通過單位截面積的顆粒增多，因此隨著Ug的增加Gs整體表現為不斷增加的趨勢。在h較低時，伴床下料速率較小，隨Ug的增加，氣體對顆粒輸送能力不斷增大，當顆粒輸送能力大于伴床下料速率時，此時即便繼續增加Ug，Gs也不會有明顯變化，因此Gs逐漸趨于穩定。而當h較高時，背壓增加，伴床下料速率較高，此時相對于低料位，在相同Ug下氣體對顆粒的輸送能力小于下料速率，因此隨著Ug增加，Gs仍進一步緩慢增大。

圖5 表觀氣速對顆粒循環量的影響h，m：■—2.0； ●—2.5； ▲—3.0； ； ◆—4.0

2.1.3環管進氣比例對顆粒循環量的影響為了滿足催化裂化反應高劑油比的需求，在擴徑段內加入一環管氣體分布器，一方面可增加顆粒輸送的動力，另一方面通過向邊壁補氣可以抑制邊壁催化劑的滑落，削弱邊壁顆粒聚團現象。

該新型變徑提升管擴徑段內顆粒輸送動力主要來自于底部預提升氣和擴徑段環管進氣。在維持底部預流化氣體、噴嘴進氣和提升管內Ug一定的條件下，考察預提升氣與環管進氣比對Gs的影響，探究其在顆粒輸送方面的作用。

圖6所示為不同預提升氣與環管進氣比對Gs的影響。由圖6可以看出：在相同的Ug下，隨預提升氣與環管進氣比逐漸增大，催化劑Gs越來越大；且隨著Ug的提高，Gs的差異越來越大。這是因為從斜管下來的催化劑流經內部直管在底部預提升氣的作用下流化并形成顆粒束向上輸送。當催化劑顆粒進入擴徑段后，一部分顆粒垂直向上流動進入縮頸段，然后在噴嘴進氣的抽吸作用下進入輸送段；一部分顆粒逐漸向邊壁擴散，在近壁面處聚團滑落。環管噴嘴射流則可改變邊壁處流動情況，減少返混。隨著預提升氣與環管進氣比越來越大，流經內部直管垂直向上的顆粒流束所占的比例越來越大，從而使得催化劑Gs逐漸增加，說明在提升管內預提升氣對顆粒輸送起到了主要作用。且在Ug較大時，預提升氣對Gs的影響更加顯著。

圖6 預提升氣與環管進氣比對循環量的影響預提升氣與環管進氣比：■—1∶2； ■—1∶1； ■—2∶1

2.2 操作條件對提升管反應器固含率的影響

圖7 不同Ug和Gs下新型變徑提升管反應器軸向固含率分布

2.2.2操作條件對徑向固含率的影響為了詳細研究該新型結構提升管內氣固兩相的流動規律，考察不同的Gs和Ug對提升管內徑向εs分布的影響。圖8為不同Ug下提升管內不同高度處εs的徑向分布。由圖8可以看出，在底部擴徑段內(H=1.23 m)，徑向顆粒濃度整體分布仍呈中心稀、邊壁濃的趨勢，但其εs徑向分布均勻性得到明顯改善，且隨Ug的增大，εs明顯減小。這主要是由于擴徑段內是一種密相湍流結構，強化了氣固混合效果，使得εs明顯提高。隨Ug的增加，顆粒停留時間縮短，氣體攜帶催化劑的能力增大，導致εs減小。同時可發現，εs最高點并非出現在邊壁處，而是出現在近壁面r/R為0.92處，這可能是由于擴徑段內環管進氣的高速射流在一定程度上起到的邊壁補氣作用，減弱了壁面顆粒的聚團。在上部輸送段內(H=3.23 m)，εs沿徑向分布呈明顯的中心稀、邊壁濃的“環-核”流動結構，這主要是由于上部噴嘴的高速射流使得輸送段內氣體傾向于從管中心通過，造成了明顯的氣固分離。

圖8 不同Ug下提升管反應器內不同高度處徑向固含率分布Ug，m/s：●—8； ▲—10； ■—12。Gs=300 kg/(m2·s)

圖9為不同Gs下提升管反應器不同高度處εs的徑向分布情況。由圖9可以看出，在提升管底部擴徑段內(H=1.23 m)，不同Gs下εs的徑向分布較為均勻，邊壁處εs稍高于中心處，且隨Gs的增加，εs明顯增大。這是因為擴徑段內密相湍流使得εs增大，同時當Gs增加時，密相床層的壓降增大，顆粒停留時間增加，強化了氣固接觸效果，符合催化裂化多產低碳烯烴對于大劑油比和合適停留時間的要求[14]。而在上部等徑輸送段內其流動結構與Ug的影響一致，呈現明顯的“環-核”流動。綜上可以看出，操作條件的改變對變徑提升管擴徑段內氣固流動及εs的影響較為顯著，而對上部等徑段無明顯影響[15]。

圖9 不同循環量下提升管反應器內不同高度處徑向固含率分布Gs，kg/(m2·s)：●—300； ▲—250； ■—200。Ug=12 m/s

3 結 論

(1)在冷模實驗裝置上考察了操作條件對新型變徑提升管反應器Gs的影響。在Ug一定時，Gs隨伴床內h的增加而增大；在h一定時，Gs隨Ug的增加而增大。考察進氣比對Gs的影響時發現，在提升管擴徑段內預提升氣對顆粒輸送起到主要作用。

(2)在變徑提升管中，截面平均顆粒濃度在軸向上呈上稀下濃的單調指數下降型分布，輸送段顆粒濃度無明顯變化，εs為0.05～0.10，而擴徑段顆粒濃度明顯增大，εs為0.30～0.40。截面平均顆粒濃度隨Ug的增大而減小，隨Gs的增大而增大。

(3)在變徑提升管擴徑段內，湍動程度加劇，強化了氣固兩相接觸效果。顆粒的徑向分布更加均勻，無明顯的“環-核”流動。

(4)新型變徑提升管反應器對從斜管下來的固體催化劑顆粒起到重新分配的作用，一部分顆粒流經內部直管形成顆粒束垂直向上流動進入輸送段，一部分顆粒在近壁面處形成顆粒內循環，改善了邊壁顆粒聚團現象，抑制了邊壁處的顆粒滑落。

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