煤直接液化鼓泡床反應器流場流動特性及強化機制

黃 勝，錢嘉澍，張園林，吳詩勇，陳劍佩，吳幼青

(1.華東理工大學 資源與環境工程學院 能源化工系，上海 200237；2.華東理工大學 化工學院 化學工程聯合國家重點實驗室，上海 200237)

0 引 言

隨著我國國民經濟的高速發展和人民生活水平的不斷提高，我國一次能源中原油供需矛盾日益突出。2021年，我國原油進口量達5.13億t，原油對外依存度達72%。原油供應不足已嚴重威脅我國的能源和經濟安全，甚至國家安全。為此，我國迫切需要原油的替代能源緩解液體燃料短缺的問題。我國一次能源結構具有富煤、貧油、少氣的特征，煤直接液化(或油煤共煉)技術是緩解我國原油短缺的有效途徑之一，已成為我國解決原油安全問題的戰略選擇之一[1-5]。加氫反應器是煤直接液化技術的核心設備，反應器結構及內部氣-液-固三相流場流動特性直接決定了產物分布規律及性質、裝置的安穩長滿優運行以及技術經濟性。因其具有結構簡單、操作成本低等諸多優點，鼓泡床反應器在煤直接液化技術的研究開發進程中廣泛應用[6-8]，其中無返混平推流反應器應用較多。如德國煤直接液化工藝(IG)和新工藝(IGOR)、日本NEDOL、美國SRC和EDS以及俄羅斯的低壓加氫工藝等都采用了鼓泡床反應器。2015年1月，陜西延長石油(集團)有限責任公司的全球首套45萬t/a油煤共煉工業示范裝置一次打通全部工藝流程，產出合格產品，該技術采用了三段串聯的鼓泡床反應器[9-11]。然而，工業運行經驗表明：大規模鼓泡床反應器存在返混增強、物料流場分布不勻一性趨強以及傳質效率低等影響反應器穩定運行、反應效率和工況安全的突出問題[12-16]。

因此，掌握大型鼓泡床反應器內流場流動特性，獲取流場傳質強化及優化控制的技術途徑顯得尤為重要。內構件可促進氣泡破碎、增強體系湍流強度、增加反應比表面積，從而實現反應物停留時間優化及傳質效率提高。因此，設置內構件被認為是改善反應器內流場流動特性的有效方法。如HUANG等[17]與YANG等[18]通過設置導流筒改變液相循環尺度與湍流耗散率，從而提高了傳質效率。PRADHAN等[19]研究了列管束與螺旋盤管對反應器內氣含率的影響，螺旋盤管由于更小的管間間隙導致大氣泡含量下降，故氣含率高于列管束。但縱向內構件對反應器內流場進行了切割，阻礙了物料的徑向運動，反應器內物料分布不連續。針對上述問題課題組開發了一種徑向展開的新型阻尼分布器，在冷模試驗平臺上探索了新型阻尼分布器的作用機制，考察工業反應器中不同阻尼分布器設置方式的流場強化效果。此外，進一步探究了阻尼分布器組合在工業反應器放大過程中的流場強化效果，研究結果可為工業級鼓泡床反應器流場強化、優化設計及放大提供理論支持。

1 試驗方法

1.1 鼓泡床反應器流場流動特性數值模擬

采用數值模擬不同規模工業級鼓泡床反應器以及反應器設置阻尼分布器前后在高溫高壓條件下的流場流動特性。由于煤粉顆粒較小，與重油混合后形成穩定的油煤漿，為簡化計算將氣-液-固三相體系簡化為氣-液兩相體系。模擬的反應介質為氫氣-油煤漿，體系溫度480 ℃，壓力21.3 MPa，黏度40×10-3Pa·s。工業級鼓泡床反應器的主體為圓柱狀空腔，進口是一個底部直徑小、隨高度增加直徑不斷變大的圓臺結構。對鼓泡床反應器建立二維模型，網格為四邊形網格，并在反應器進出口、壁面附近進行網格加密，網格數量為130 833(圖1)。100萬t/a 反應器按照45萬t/a反應器尺寸等比例放大，不同規模的工業級反應器幾何參數見表1。

圖1 鼓泡床反應器的外形及網格劃分Fig.1 Schematic of reactor geometry model and meshing

表1 2種規模的工業級反應器的幾何參數

多相流模擬采用Euler-Euler模型。煤與重油共加氫工藝中漿相黏度較大，故采用RNGk-ε模型能更好描述高黏度體系中的湍流情況。相間作用力考慮了曳力、升力、湍流擴散力和壁面潤滑力，其中曳力選用Tomiyama模型，升力選用Tomiyama模型，湍流擴散力選擇Lopez de Bertodano模型。考慮到氣泡運動過程中不斷發生破碎和聚并，故采用耦合群體平衡方程(PBM)對反應器內氣泡尺寸進行模擬計算以提高對氣泡尺寸模擬的精度。開發新型阻尼分布器為帶偏轉翅片的圓盤結構，翅片偏轉角度在不同徑向位置上有所變化。

1.2 氣泡聚并及破碎行為

在高2 720 mm，內徑280 mm的鼓泡床反應器(圖2)冷模試驗平臺中采用高速攝像機研究了阻尼分布器對氣泡聚并及破碎行為的影響。高速攝像機型號為Photron，Fastcam SA2，拍攝速度500幀/s，圖像分辨率2 048×2 048 pixels。相機的曝光時間為0.5 ms，相空間分辨率為0.26 mm/pixel。設置白色背景板增強氣泡與環境的對比度，設置漫射白光作為照明，拍攝結果如圖3所示。高速攝像機獲得的氣泡圖像通過MATLAB進行處理。灰度圖像轉換為二值圖像后對氣泡邊界進行區分，對邊界內的孔洞進行填充，用于計算氣泡的投影面積。單個氣泡的等效直徑de,i的計算公式如下：

(1)

式中,de,i為單個氣泡的等效直徑，mm；A為單個氣泡的投影面積，mm2。

圖2 鼓泡床反應器冷模試驗平臺的外觀照片Fig.2 Picture of cold mold platform of bubble column reactor

圖3 反應器內氣泡高速攝像拍攝的照片Fig.3 Picture of bubbles in the reactor by the high-speed photography

每組氣泡群中所有氣泡的Sauter平均直徑d32和等效表面積S計算公式如下：

(2)

(3)

2 結果與討論

2.1 鼓泡床反應器放大對流場流動特性的影響

2種規模反應器不同高度處的局部液速如圖4所示。由圖4可知，2種不同規模的工業級反應器均存在中心液速大、邊壁區域反向流動的情況(局部液速為負值)。隨反應器高度增加，中心液速逐漸降低。45萬t/a反應器中H>6 m區域內各高度的局部液速差值小于1 mm/s，100萬t/a反應器中H>10 m區域內各高度的局部液速差值小于1 mm/s，可認為該區域內流場已基本達到穩定狀態。此外，100萬t/a反應器對應高度平面上的中心液速及局部液速差值均大于45萬t/a反應器，且邊壁區域的液相返混層厚度略有增加，說明工業級反應器放大后局部液速分布不均勻性以及液相循環尺度均有所增加。

圖4 2種規模反應器不同高度處的局部液速Fig.4 Local liquid velocity at different measuring heights in two industrial reactors

由圖4可知，隨反應器高度增加，液相返混層厚度稍有減小。結合反應器進口處液相速度矢量(圖5)可知，反應器進料區是一個底部直徑小、隨高度增加直徑不斷增大的圓臺結構。進料區內液相存在小尺度循環，引發液相的徑向運動。在進料區底部返混位置靠近反應器中心，隨進料區直徑增加液相循環尺度改變，徑向速度分量在流動過程中逐漸減小，返混層厚度減薄直至基本穩定為0.3倍塔徑。

圖5 反應器進口處的液相速度矢量Fig.5 Liquid velocity vector at the inlet of the reactor

2種不同規模的工業級反應器內局部氣含率分布如圖6、7所示。由圖6、7可以發現，工業級反應器內局部氣含率軸向和徑向分布極不均勻，尤其是在反應器下部的徑向分布上，中心氣含率遠高于邊壁處。此外，反應器規模放大后，局部氣含率軸向和徑向分布不均勻性增大，特別是反應器進口處中心氣含率與邊壁處差值遠高于45萬t/a反應器，且出口處存在更明顯的氣體聚集。這主要是因為反應器放大過程中，氣體受徑向作用力未明顯變化，而隨反應器直徑(即反應器規模的放大)增加，氣體從反應器中心擴散到邊壁所需時間更長。放大過程中局部氣含率和液速分布不均性趨強導致反應器內難以實現流場穩定。

圖6 2種規模反應器局部氣含率的分布云圖Fig.6 Cloud image of local gas holdup in two industrial reactors

圖7 2種規模反應器不同高度局部氣含率Fig.7 Local gas holdup of two industrial reactors at different heights

由圖7可知，2種規模反應器中H>10 m區域內局部氣含率差值均小于0.05，表明在此高度流場基本達到穩定狀態。對比2種規模反應器局部氣含率分布情況可以發現，相同高度處100萬t/a反應器內的局部氣含率均高于45萬t/a反應器，這主要是由于放大過程中為保持反應器內物料停留時間不變，進入反應器的氣體流量有所增加。

2種規模反應器不同高度處氣泡的直徑分布如圖8所示。由圖8可知，隨2種規模反應器高度的增加，大直徑氣泡的概率密度有所增加，即大直徑氣泡占比增加。在反應器高度分別為3D、6D和9D處(即高徑比H/D分別為3、6和9時)，2種規模反應器中體積概率密度最大的氣泡直徑分別為8～10、8～10和10～12 mm以及6～8、8～10和10～12 mm，即45萬t/a和100萬t/a反應器中占比最大的氣泡直徑分別增加約2和4 mm，從而導致氣液接觸比表面積和傳質效率的降低。

圖8 2種規模反應器不同高度處氣泡直徑的體積概率密度Fig.8 Probability density function of bubble diameter in two industrial reactors at different heights

此外，45萬t/a反應器中氣泡尺寸分布范圍較大，氣泡最大直徑隨反應器高度升高從22 mm增至26 mm，而100萬t/a反應器中氣泡尺寸分布范圍相對較小，最大氣泡直徑為14～16 mm。在反應器底部氣泡剛離開氣體分布器不久，初始氣泡直徑較小，氣泡上升過程中發生碰撞而聚并，引起氣泡直徑增大。與此同時，大氣泡也會因表面受力不平衡而發生破碎，氣泡聚并與破碎的動態平衡決定反應器內氣泡尺寸分布。由于反應器規模放大后反應器高度及內部空間增大，氣泡碰撞與破碎幾率增加，從而導致氣泡的最大直徑以及體積概率密度最大的氣泡直徑均有所減小。反應器中不同尺寸氣泡受到的升力方向不同，大氣泡受升力影響向反應器中心聚集，小氣泡向邊壁方向移動[20-22]，故氣泡尺寸會影響其在反應器內的分布。因此，隨著反應器高度增加，反應器邊壁氣含率略有提高(圖7)。相同進氣量下氣泡尺寸的增大導致氣液接觸表面積減小和氣泡上升速度提高，引起局部氣含率下降，反應器中心區域氣含率下降印證了氣泡尺寸的增加以及不同尺寸氣泡的徑向運動。因此，工業級鼓泡床反應器內流場分布極不均勻，氣泡在上升過程中發生聚并引起氣液接觸面積下降，這些現象在反應器放大過程中進一步加劇，不利于提高生產效率。為改善鼓泡床反應器中流場的均勻性，需采取合適方法強化流場。

2.2 阻尼分布器對氣泡聚并及破碎行為的影響

為提高大規模鼓泡床反應器流場的均勻性，在冷模試驗平臺中設置阻尼分布器，并采用高速攝像機對經過阻尼分布器前后的氣泡聚并及破碎行為進行研究，結果見表2。高速攝像結果表明：氣泡經阻尼分布器時發生破碎，小氣泡數量增加。以多個氣泡組成的氣泡群為單位，統計氣泡群經過阻尼分布器前后的Sauter平均直徑(d32)和等效表面積(S)的變化情況，表2中的每個字母(字母A～L)代表經分布器前后的一組氣泡群。

由表2可以看出，不同氣泡群經過阻尼分布器后氣泡群的平均直徑從13.48～24.38 mm降低至9.40～20.38 mm，表面積均有不同程度增加，增幅為8.5%～71.9%。經阻尼分布器前所有氣泡群的d32為20.30 mm，經分布器后降低至16.00 mm，平均直徑減小約4 mm。不同氣泡群平均直徑和表面積變化幅度主要受氣泡破碎形成的子氣泡尺寸及形態影響，當子氣泡尺寸較平均、形態較扁時表面積增幅較大。一方面阻尼分布器的翅片增加了氣泡與分布器直接碰撞的機會，提高了氣泡破碎概率。另一方面設置阻尼分布器改變了流場的水力直徑，湍流渦尺度減小，尺寸更小的氣泡與湍流渦碰撞時發生破碎。上述原因導致氣泡經過阻尼分布器后平均直徑減小，氣泡尺寸分布更均勻，氣液接觸面積增加。此外，阻尼分布器的偏轉翅片將氣泡的運動軌跡導向邊壁區域，使氣泡出現在近邊壁區域的概率增加，從而導致邊壁區域局部氣含率增加。

上述結果表明，設置阻尼分布器能有效緩解氣泡聚并導致的氣液接觸面積減小、傳質效率降低等問題，提高局部氣含率徑向分布的均勻性。此外，設置阻尼分布器還能有效降低反應器中心液速，提高局部液速分布的均勻性。

2.3 不同阻尼分布器組合對流場流動特性的影響

因單個阻尼分布器對流場的軸向影響范圍有限，為提高整個反應器內流場的均勻性，考慮設置多個阻尼分布器以擴大其軸向影響范圍。因此，在45萬t/a反應器中分別設置2層(分別置于反應器高度為5和9 m處)和4層(分別置于反應器高度為5、9、13和17 m處)1/6倍塔徑的阻尼分布器，并考察設置多層阻尼分布器對流場流動特性的影響規律，結果如圖 9、10所示。

圖9 設置不同層數阻尼分布器的局部氣含率分布云圖Fig.9 Cloud image of local gas holdup with different number of plies

圖10 阻尼分布器層數對局部氣含率與局部液速的影響Fig.10 Influence of the number of plies on local gas holdup and liquid velocity

由圖6、9可以看出，設置2層阻尼分布器后分布器下方氣含率徑向分布均勻性均有所提高。第2層分布器上方局部氣含率的分布規律突變，由中心峰分布轉變為壁面峰分布。設置4層阻尼分布器后，第3層分布器上方的局部氣含率轉變為壁面峰分布。由圖7和圖10可以看出，設置阻尼分布器后反應器不同高度平面的中心氣含率均有所下降，氣含率徑向分布均勻性有所提高，尤其是在反應器底部。中心氣含率變化最大的位置出現在H=10 m平面上，氣含率下降0.136。由圖10可知，設置2層阻尼分布器后流場在H>10 m區域充分發展，各高度局部液速基本一致。當阻尼分布器增加至4層時，H=6、10 m高度處的中心液速驟降情況得到一定程度緩解。阻尼分布器層數對液相返混層厚度幾乎無影響。

當設置4層阻尼分布器時，考察分布器尺寸對流場流動特性的影響，結果如圖11、12所示。當阻尼分布器直徑為1/6倍塔徑時，氣含率在第3層分布器下方均呈中心氣含率高、邊壁氣含率低的中心峰分布特征，而第3層分布器上方呈中心氣含率低、邊壁氣含率高的壁面峰分布特征，氣體主要聚集在第3層分布器下方，上方中心氣含率大幅減低。當阻尼分布器直徑增至1/4倍塔徑時，氣含率在第4層分布器下方呈中心氣含率高、邊壁氣含率低的中心峰分布特征，氣體主要聚集在第4層分布器下方，第4層分布器上方和下方氣含率差異減小，即氣含率分布的軸向均勻性進一步提高，連續性變好。此外，隨著分布器直徑的增加，氣相繞流繞過的徑向范圍擴大，阻尼分布器邊緣處氣含率升高，氣含率徑向分布的差異減小。在H>10 m區域內設置大尺寸阻尼分布器時同一平面上的局部氣含率差值均減小，說明氣含率徑向分布更趨均勻。

圖12 阻尼分布器直徑對局部氣含率的影響 Fig.12 Influence of internal diameter on local gas holdup

設置4層1/4倍塔徑阻尼分布器前后的氣泡尺寸分布如圖13所示，可知未設置分布器時，直徑6～9 mm的氣泡體積概率密度最大，占比約60%，此時全塔氣泡d32為7.51 mm。加入阻尼分布器后，直徑3～6 mm氣泡的體積概率密度增加約8.0%，而直徑小于3 mm和6～9 mm氣泡的體積概率密度則分別降低5.4%和4.8%，導致全塔氣泡d32降低至7.46 mm。大于3～6 mm氣泡占比的增加可能是由于小于3 mm氣泡的聚并和6～9 mm氣泡的破碎引起的。阻尼分布器組合改變了安裝位置附近的水力直徑，反應器內湍流強度升高，湍流渦尺寸減小，氣泡間的碰撞幾率提高，小氣泡有更多機會聚并成大氣泡。與此同時，氣泡在與小于自身尺寸的湍流渦碰撞時會發生破碎[23-24]，而阻尼分布器組合在反應器中增加的一些銳利邊緣也會將經過邊緣的大氣泡切割成小氣泡。由圖13還發現大于10 mm的氣泡占比變化較小。這可能由于工業級反應器的規模較大，反應器內湍流渦尺寸分布范圍很寬。當湍流渦尺度大于氣泡直徑時，氣泡只發生運動軌跡改變而氣泡尺寸未改變。

圖13 設置阻尼分布器組合前后反應器中氣泡尺寸分布Fig.13 Bubble size distribution with or without resistance internal

阻尼分布器直徑對局部液速的影響如圖14所示(與圖4對比)。阻尼分布器直徑對安裝位置下方平面(H<5 m)的局部液速影響較小。在阻尼分布器上方(H>5 m)不同高度間的局部液速差值在安裝分布器后顯著減小，H=6～18 m的中心液速差值由1/6倍塔徑的0.6 mm/s降低至1/4倍塔徑時的0.3 mm/s，液相速度分布的軸向均勻性有所提高。這可能是由于設置1/4倍塔徑分布器后，分布器直徑與安裝距離較適宜(分布器安裝距離與分布器直徑比約為9∶1)，液相在碰到下一層阻尼分布器時還未回流至反應器中心，故2層阻尼分布器間的局部液速基本相同，尤其是在H=10～18 m。分布器直徑為1/4倍塔徑時，在反應器H>6 m區域內同一高度平面上液速差值與1/6倍塔徑分布器相比略有下降，局部液相速度分布徑向均勻性有所提高。液相返混層厚度隨反應器高度的增加略有減小，阻尼分布器直徑對液相返混層厚度基本無影響。考慮到阻尼分布器直徑為1/4倍塔徑時，反應器中心氣含率及液速已略低于反應器壁面處，繼續增加阻尼分布器直徑可能導致中心流體流量過小，故阻尼分布器直徑不宜進一步增加。

圖14 阻尼分布器直徑對局部液速的影響Fig.14 Influence of internal diameter on local liquid velocity

2.4 鼓泡床反應器放大過程中阻尼分布器組合的流場強化效果

由上述研究可知反應器放大過程中流場不均勻性進一步惡化。為確保反應器放大過程中流場均勻性，在不同規模的工業級反應器中考察了阻尼分布器組合的流場強化效果。在45萬t/a和100萬t/a反應器的相同高度設置直徑為1/4倍塔徑的阻尼分布器組合。由于100萬t/a反應器高度增加，故阻尼分布器數量增至5層(分別置于反應器的5、9、13、17和21 m)。設置阻尼分布器前后的局部氣含率分布云圖如圖15所示，發現設置阻尼分布器組合后，100萬t/a反應器進口處平面的氣含率差值減小，進口錐面與圓筒結構交界處氣含率有所提高，出口處氣體的聚集情況得到了極大改善。100萬t/a反應器中心氣含率顯著下降，邊壁區域氣含率有所增加，由中心峰向壁面峰的轉變與45萬t/a反應器相比更為緩和。因此，反應器放大過程中阻尼分布器組合增強了局部氣含率徑向分布均勻性，且在大規模反應器中流場強化作用更好。

圖15 設置阻尼分布器組合前后局部氣含率分布云圖Fig.15 Cloud image of local gas holdup with or without resistance internal

設置阻尼分布器組合對2種規模反應器局部氣含率的影響如圖16所示，2種規模反應器設置阻尼分布器組合后軸向和徑向局部氣含率均勻性均有所提高，尤其是100萬t/a反應器。設置阻尼分布器后45萬t/a反應器中H=4、6、10、14和18 m平面上的局部氣含率方差為0.006 8、0.000 9、0.000 3、0.000 3 和0.000 2，分別降至未設置分布器時的54%、15%、18%、25%和45%。設置阻尼分布器后100萬t/a反應器中H=6、10、18和22 m平面上局部氣含率方差為0.000 8、0.000 3、0.000 1和0.000 1，分別降至未設置分布器時的7%、15%、17%和20%。這說明設置阻尼分布器組合后局部氣含率徑向分布均勻性大幅提高，尤其是100萬t/a反應器。局部氣含率徑向分布均勻性主要取決于氣相繞流以及氣泡的徑向移動。反應器放大后阻尼分布器直徑增大(均為1/4倍塔徑)，而氣泡徑向移動速度增幅較小，所以局部氣含率徑向分布差值減小。此外，在100萬t/a反應器H=6～22 m的不同高度平面上的中心氣含率差值小于0.05，特別是H=10～22 m的中心氣含率近似相同。因此，設置阻尼分布器組合能大幅提高局部氣含率軸向和徑向分布的均勻性，特別是在大規模反應器中強化效果更顯著。

圖16 設置阻尼分布器組合對兩種規模反應器局部氣含率的影響Fig.16 Influence of resistance internal on local gas holdup intwo industrial reactors

設置阻尼分布器組合對2種規模反應器局部液速的影響如圖17所示，由2種規模反應器中設置阻尼分布器組合前后的局部液速發現，45萬t/a反應器中同一高度平面上液速差值由設置阻尼分布器組合前的1.0～1.8 mm/s降至1.0～1.3 mm/s，100萬t/a反應器中差值則由1.3～2.7 mm/s降至1.0～1.1 mm/s，即設置阻尼分布器后局部液速的徑向分布均勻性提高，大規模反應器提高幅度更顯著。此外，設置阻尼分布器組合有效增加了液體流動方向下游各高度平面上局部液速分布的均勻性，尤其是反應器中心區域r/R=0～0.3處局部液速差距顯著下降。對于液體流動方向上游的高度平面(如H=4 m)而言，中心區域液速幾乎無變化，而液相返混點則在設置阻尼分布器組合后由r/R=0.5移至r/R≈0.6。這主要是由于阻尼分布器占據反應器中心區域引發液相繞流，增大了局部液速向外的徑向速度分量，返混層厚度因此減小。反應器放大后，H=6～22 m高度的局部液速分布幾乎完全一致，局部液速軸向分布的均勻性高于45萬t/a反應器，其中H=6 m高度處的返混層厚度也在設置阻尼分布器后明顯減小。由于反應器內液相屬于高黏度物料，反應器內湍流強度相對較弱，物料的徑向交換效率不高。100萬t/a反應器中阻尼分布器的尺寸更大，液相需要更長的時間才能流向反應器中心。此外，阻尼分布器安裝距離與阻尼分布器直徑的比值由45萬t/a反應器中的9∶1減至100萬t/a中的7∶1，發生繞流的流體在距離反應器中心較遠的位置上即遇到下一個分布器，從而再次向邊壁方向移動，故各高度平面上液相的流動速度基本一致。上述結果表明設置阻尼分布器組合后100萬t/a反應器中軸向和徑向液速分布的均勻性更高。此外，設置阻尼分布器組合造成的壓降不超過全塔壓降的5%，對實際生產中的能耗控制具有現實意義。

圖17 設置阻尼分布器組合對兩種規模反應器局部液速的影響Fig.17 Influence of resistance internal on local liquid velocity oftwo industrial reactors

3 結 論

1)工業級鼓泡床反應器放大過程中，局部液速和氣含率分布不均勻性進一步惡化，液相循環尺度增加。反應器內氣泡上升過程中發生了明顯聚并，隨著反應器高度從3D增至9D，45萬t/a和100萬t/a反應器中占比最大的氣泡直徑分別增加約2和4 mm。設置阻尼分布器后，不同氣泡群平均直徑d32從13.48～24.38 mm降至9.40～20.38 mm，表面積增幅為8.5%～71.9%。經阻尼分布器前所有氣泡群d32為20.30 mm，經過分布器后降至16.00 mm，平均直徑減小約4 mm。

2)設置的阻尼分布器由2層增至4層，局部氣含率和液速分布均勻性均有所提高。當阻尼分布器直徑由1/6倍塔徑增至1/4倍塔徑，流體繞流徑向范圍擴大，局部氣含率和液速軸向分布均勻性進一步提高，H=6～18 m區域內的中心液速差值由0.6 mm/s降至0.3 mm/s。設置阻尼分布器組合后，直徑3～6 mm氣泡的體積概率密度增加約8%，而直徑小于3 mm及直徑6～9 mm氣泡占比分別降低5.4% 和4.8%，此時全塔氣泡d32有所減小。阻尼分布器直徑不宜超過塔徑的1/4，安裝距離與分布器直徑比值為7∶1時流場強化效果較好。

3)阻尼分布器組合在大規模反應器中流場強化效果更好。設置阻尼分布器后45萬t/a和100萬t/a反應器中同一高度截面上氣含率方差可分別降至未設置阻尼分布器時的15%和7%，同一高度平面上局部液速差值由1.0～1.8 mm/s和1.3～2.7 mm/s，分別降至設置阻尼分布器組合后的1.0～1.3 mm/s和1.0～1.1 mm/s。