中低溫煤焦油加氫反應器不同分配器中液體分布的CFD模擬

羅成，范曉勇，朱永紅，田豐，崔樓偉，杜崇鵬，王飛利，李冬，鄭化安

（1 西北大學化工學院，陜西 西安 710069；2 榆林學院化學與化工學院，陜西 榆林 719099；3 西北化工研究院有限公司，陜西 陜西 710601）

中低溫煤焦油（LTCT）是低階煤熱解過程的液體副產物[1-2]，是一種可生產清潔燃料及高附加值化工產品的優質原料。陜西省榆林市、內蒙古鄂爾多斯市和新疆是中國主要的低階煤產區[3-4]。原油儲量的下降、全球對清潔燃料的需求以及煤制油行業的快速發展[5-6]，為煤焦油高附加值利用提供了前所未有的機會。與原油相比，LTCT具有更高的密度、黏度和更多的重組分瀝青質，特別是大量賦存且難以脫除的硫氮雜原子化合物，增加了其加工難度，尤其會對催化劑及設備管線造成難以估量的負面影響[7-10]。通過采用合適的催化加氫工藝，可實現煤焦油中各類雜原子的高效脫除及重組分的輕質化轉化。

目前，LTCT 的加氫工藝過程多數是在滴流床反應器中（TBR）中進行。TBR是一種氣-液-固三相催化反應器，允許氣-液原料以較低的表觀流速流過固體催化劑床層。原料在固體催化劑周圍形成膜狀不連續相，而氣態反應物為連續相，填充催化劑床層的剩余空間，氣液兩相分別流動[11]。TBR的反應效率受多種關鍵因素制約，如物料流動不均勻、填料堆疊方式、催化劑特性、操作條件等。其中，物料流動不均勻性會降低催化劑效率，并可能導致局部熱點的形成。另外，TBR內通常進行的是強放熱反應，為了控制工業TBR 反應溫度，通常在兩個催化劑床層之間注入冷氫，以降低物料流體的溫度。雖然冷氫冷卻物料的同時保持了催化劑的清潔度[12-13]，但會影響混合物的轉化，導致反應器直徑尺寸增大[14-15]。更為嚴重的是，用于控制床層溫度的冷氫從側方注入將會擾亂反應器內部的流體分布，造成反應器內部流體分布不均勻的現象。

在多數TBR 反應器中，氣相和液相采用并流向下的方式依次通過頂部入口擴散器、分配器塔盤、瓷球填料、積垢籃、催化劑顆粒床層等[16]。其中，由不同種類的分配器組成的分配器塔盤起著對氣液兩相進行混合并且重新分配向下運輸的作用[17-18]。因此，TBR 催化劑床層內的氣液分布均勻性主要取決于分配器（及再分配器）塔盤的性能，進而取決于床自身的填充特性。評價氣液分布器裝置性能的指標一般有液體流動模式、分布形態、覆蓋范圍、壓降和對塔盤水平度的敏感度等。催化劑床層頂部的不均勻液體分布會影響局部液體分布，進而影響床層其余部分的流體動力學性能，如流體流型、潤濕性。因此，對分配器塔盤中的氣液兩相流動和液體分布進行研究是十分有意義的[17]。

但是，目前關于不同構型分配器的氣液分配性能評價的研究非常有限。雖然有一些關于測量或模擬床層內部局部液體分布[19-20]及潤濕行為[21-22]的研究，但只有少數論文[23-25]研究了分布器塔盤的分配效果。針對不同結構的多孔塔板分布器[19-20,25-27]在床層內引入的液體分布的不均勻性，已有多項實驗和CFD研究。雖然這些研究證實了床內液體分布與分配器設計和安裝有著顯著的依賴關系，但并沒有提供關于不同分布器產生的液體分布范圍、形態等的明確信息。此外，部分研究人員[24,28-29]對TBR 中共流向下流動的單個或幾個基本分布單元所產生的液體分布進行了數值模擬研究。

Bazer-Bachi等[23]對滴流床反應器的分布特性和塔板不均勻性的抵抗方面進行了比較，發現氣提和多孔徑系統對塔板不平整度的敏感性相同，遠遠優于泡罩系統。Ramajo 等[24]采用Euler-Euler 方法模擬了TBR 中帶有7 個氣煙囪和68 個洞的塔板的兩相流動，研究了碳氫原料和氫氣通過分配塔板的流動行為，發現低氣流率會導致液體不噴射且分布不均，進而導致催化劑床頂部顯著的液體質量流率差異。Harter 等[28]使用VOF（volume of fluid）方法研究了在滴流狀態下填充床內的兩相流分布，并使用液體收集器和γ 射線層析成像對結果進行了驗證，其結果說明了操作條件和流體性質對流動分布構件的重要性。Martínez 等[29]采用VOF 方法模擬了氣液通過單個煙囪分布器單元的流動，證實了液體重力驅動的煙囪流動特性。Heggemann 等[30]使用VOF方法模擬了通過孔板-分配器托盤孔板的局部流量，并在分配器試驗臺上對相應的通道分配器進行了注水試驗，以驗證CFD 模擬的正確性。Shenastaghi等[31]采用Euler-Euler 方法模擬了由14 個氣泡蓋單元組成的托盤中的水空體系流動。

李立毅[32]采用Euler-Euler方法完成對了文丘里抽吸型氣液分配器的模擬，并且利用PSO-SVR 方法提出了單一工況下的最優結構。莫晗旸等[33]采用歐拉模型研究了卷吸型分配器，發現具備縮-擴結構的文丘里作為降液管能夠有效提升分布均勻度和噴淋半徑，并且顯著降低壓降。侯亞飛等[34]利用CFD方法完成了單個泡罩分配器的模擬，并且發現改進的下降管和碎流板結構能提高氣液分配性能。常天文等[35]開發了一種利用開孔平面和錐面封閉降液管出口的碎流板結構，并對比分析了改進前后泡罩型分配器的液體（柴油）分布性能。

VOF 和Euler-Euler 模型是氣液分布研究的兩種重要模型，主要應用于水-空氣系統、石油（柴油）體系以及冷模實驗。目前，很少有學者研究LTCT 等大密度、高黏度的重質油和氫氣通過分配器所產生的氣液分布。由于LTCT 加氫反應器內部的氣液接觸十分強烈、處理的氣液相流率范圍較寬且對壓降和傾斜度有一定的敏感性，可用于LTCT的分配器的選擇相對有限。因此，本文研究了4種針對大直徑反應器和高氣相流率的工業氣液分配器，分別為泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型、氣提管型[8,36]。利用CFD 方法研究單個分配器的兩相流動特性，采用歐拉雙流體模型（3D，瞬態）對4種分配器內流體的分布、流動行為以及分配器的壓降和分配效果等性能指標進行對比分析和評價，以期選出優勢突出的分配器，為工業實際應用提供理論研究與數據支撐。

1 計算流體力學模型建立

1.1 計算流體力學模型

本文研究的是高黏度、高密度煤焦油與氫氣在不同分配器中的流動情況，為了降低計算難度、節約計算空間，在建立數學模型之前作如下假設：

①氫氣和煤焦油在操作條件下被視為不可壓縮流體，所有相共享一個單一的壓力場；

②流體進口截面處的速度分布均勻；

③流體組成是均勻的；

④流體是連續流動的。

采用商用CFD 程序求解器ANSYS Fluent（version 19.4）模擬LTCT和氫氣通過分配器的流動。在Euler-Euler方法中，氣相和液相在數學上被視為互穿連續體。各相的守恒方程的形式、動量和能量的推導是通過各相的局域慣性平衡平均值來完成的。在子網格尺度上，兩個流體相由相應的體積描述，壓力約束速度場，以確保相體積分數之和等于1。

Fluent對湍流多相流采用相位加權平均，然后在連續性方程中不引入額外的湍流彌散項。在不考慮相間傳質的情況下，質量守恒方程如式(1)和式(2)所示。

式中，ρG、ρL、αG、αL、uG和uL分別為氣相和液相的密度、體積分數和平均速度。如上所述，假設液相與氣相按體積比例共享空間，以使其體積分數在單元內達到統一，如式(3)所示。

針對液相和氣相求解的雷諾平均動量守恒方程如式(4)和式(5)所示。

式(4)和式(5)中，p是兩相共享的壓力，τ?G和τ?L分別為氣相和液相的應力-應變張量，計算如式(6)和式(7)所示。

式中，λG和μG為氣相的剪切黏度和體積黏度；λL和μL為液相的剪切黏度和體積黏度。

MGL=-MLG代表相間動量交換項，MGL表示相間耦合力項，計算如式(8)和式(9)所示。

式中，FG和FL為兩相的外部體積力；Flift,G和Flift,L為兩相的升力；Fwl,G和Fwl,L為壁面潤滑力；Fvm,G和Fvm,L為虛擬質量力；Ftd,G和Ftd,L為湍流分散力（僅在湍流情況下）。

1.2 幾何模型與網格劃分

對于LTCT 介質而言，理想的情況為對其和氫氣在整個真實的塔盤上的流動行為進行模擬，能夠獲得更加真實的模擬數據。然而，分配器的幾何構型通常十分復雜，導致數值模擬的網格極其復雜且數量龐大，再加上塔盤上的分配器數量通常是數百個，模擬整個塔盤計算成本極為高昂。因而，通常會模擬單個分配器單元的氣液流動，并對這些分配器單元的氣液分布進行量化，建立相應的計算模型，以便更合理地預測整個塔盤的流動狀況[16,37]。分配器的模擬區域和幾何構型分別如圖1 和圖2所示。

圖1 泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型分配器三維模型

圖2 分配器結構圖

圖3 展示泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型分配器的表面網格劃分情況，在塔板區域周圍進行了網格細化，以確保更好的幾何分辨率。

圖3 泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型分配器的表面網格劃分

2 氣液分配器模型驗證及數值模擬

本文研究對象為LTCT 加氫反應器氣液分配器，由于LTCT 高黏度、高密度的特性，往往不具備直接開展實驗的條件，而通過相似理論建立冷模實驗研究其內部復雜的氣液流動成本十分昂貴。正如前文提到的，氣液分布器研究中最受研究人員關注的性能指標有液體流動模式、分布形態、覆蓋范圍、壓降等，但通常這些指標的詳細情況很難輕易通過實驗得到。與傳統的實驗方法相比，CFD模型不僅可以輕易獲取上述數據，并且還具有成本低、周期短以及可模擬真實和理想條件等優勢。本節在文獻[15]實驗數據的基礎上，獲得針對水空體系的數據結果，并以此為依據驗證模型的準確性。針對LTCT 和氫氣體系的數值模擬在上述工作完成后進行，并完成網格無關性驗證。

2.1 氣液分配器模型驗證

2.1.1 文獻實驗簡介

Jain 等[15]設計了橫截面為300mm×300mm、高度為500mm 的方柱形冷模實驗裝置，以去離子水和干燥空氣為介質對泡罩型分配器和單齒縫煙囪型分配器（區別于本文的齒縫煙囪型分配器）進行了流體力學性能的研究工作。其中，文獻[15]研究的泡罩型分配器與本文圖2(a)中所示的泡罩型分配器是一致的。該冷模實驗過程中控制氣體流量QG為3.0～11.0m3/h（標準），液體流量QL為0.35～0.50m3/h，入口氣體與液體的體積流量比保持在10～16 之間。本研究通過在ANSYS Fluent 中模擬這一實驗過程，并對比文獻實驗和模擬計算結果對本文所建立CFD模型進行驗證，確保建立的中低溫煤焦油加氫反應器氣液分配器模型的準確性良好。

2.1.2 參數設置

本研究選擇的Euler-Euler 兩相流模型，湍流模型選擇標準的k-ε模型。在ANSYS Fluent中，連續相設置為空氣，分散相設置為水。進口設置為速度入口，出口邊界條件為壓力出口，選擇無滑移的壁面邊界，進口和出口處均指定湍流強度為5和水力學直徑為500mm，壓力-速度耦合采用相耦合SIMPLE 方式，其余參數設置詳見表1。采用三維瞬態方法進行計算，時間步長設置為1×10-3s，離散格式為二階迎風，松弛因子和收斂精度均采用軟件的默認值。

表1 水空體系冷模驗證模擬設置參數表

2.1.3 結果對比

進出口壓降的模擬值和實驗值[15]的對比結果如表2所示，模擬計算所得到的進出口壓降與實驗值的相對誤差均在5%內，模擬結果整體略低于實驗值。

表2 冷模實驗和模擬進出口壓降對比

文獻[15]附表給出了泡罩型分配器液相速度[QG=3.0m3/h（標準），QL=0.35m3/h]隨徑向距離的分布曲線。如圖4所示，在同一取樣線條上，本研究獲取的液相速度曲線與文獻[15]重合度良好，變化規律相似，僅在部分取樣點有數值差異。

圖4 泡罩型分配器液相速度分布曲線

從壓降和液相速度分布兩個指標來看，本研究CFD模型的模擬數據與文獻中實驗和模擬數據吻合度高，本模型可靠性良好。

2.2 LTCT加氫反應器氣液分配器數值模擬

2.2.1 參數設置

LTCT 加氫反應器氣液分配器數值模擬的參數設置如表3所示。在4個分配器單元的仿真中，所有操作條件的使用與表3描述的相同。邊界條件與離散格式與2.1.2 節中保持一致。此外，采用標準k-ε模型對兩相湍流進行了模擬，還研究了時間步長（0.001～0.01s 范圍內）對小于1×10-3的殘差收斂標準的影響，發現時間步長為0.005s是最佳的。

表3 LTCT氫氣體系模擬設置參數表

2.2.2 網格無關性驗證

本文用ANSYS Fluent Meshing 生成計算域并進行非結構化網格劃分，確保靜態混合器的數值結果與網格無關，每種分配器使用5種不同尺寸的網格進行模擬，以液相流過出口截面的面平均速度為標準進行網格無關性檢驗（氫氣的流量為4.15m3/h，LTCT的流量為0.290m3/h）。如圖5所示，隨著網格數量的增加，出口截面平均速度逐漸趨于穩定，當網格數量大于等于12 萬時，出口截面平均速度趨于平穩，說明此時計算精度已不受網格數量影響。

圖5 出口截面平均速度隨網格數量的變化

在同時保證收斂速度和計算精度的情況下，本文全部模擬均將網格數量控制在12 萬以上，選擇以下規模的網格繼續研究：泡罩型（150930 個單元）、多孔煙囪型（143167 個單元）、齒縫煙囪（126723個單元）、氣提（125092個單元）。上述網格的扭曲度（skewness）99%以上集中在0～0.7 之間，而且扭曲度的最大值均小于0.75，這表示網格的質量為良好。

3 結果和討論

應用本文CFD 模型所獲得的模擬數據與文獻[15]中實驗數據和模擬數據在一定程度上吻合良好，本文建立的計算流體力學模型具有較高的可靠性和適用性。基于文獻實驗數據驗證的Euler-Euler 模型和針對LTCT 氫氣體系的模擬參數設置，本節開展4 種分配器的液相分布、兩相流動分析、壓降特征和液體分布不均勻度的對比研究。

3.1 液相分布

對于不同的分配器，氣體和液體流量數據收斂的平均時間為35s，全文均取40s 時的數據進行研究。圖6 顯示了z=0 截面處獲得的體積分數云圖，得到了LTCT 分別通過4 種分配器后在塔盤上的堆積情況。如圖6所示，液相在4個分配器塔盤上的平均堆積厚度依次為36mm、34mm、29mm 和36mm。塔盤上的液相堆積厚度在一定程度上反映了分配器的壓降特征，厚度越高壓降越大，因而泡罩型分配器是四者當中最大的，關于4種分配器的具體壓降信息將會在3.3 節中展示。此外，由于各分配器的操作條件相同，液相堆積的高度越高，液相在塔盤上的停留時間也會延長，動能損失越大，這解釋了不同結構的分配器氣液兩相的速度差異明顯。齒縫煙囪型分配器的塔盤上液相堆積厚度最低，停留塔盤的時間最短，這表明齒縫煙囪型分配器對氣液兩相的輸運作用是最強的。

圖6 泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型液相體積分數云圖

通常分配器塔盤距離催化劑床層頂部的距離為200mm，因此本文重點考察該平面上液體分布性質，圖7 所示的是y=-200mm 截面處液相的體積分數云圖，得到了和文獻[23]相似的結果，氣液兩相通過泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型分配器的模擬液相流分布均呈靶狀。

圖7 泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型分配器液相體積分數云

如圖8所示，LTCT在通過4種分配器之后，不同截面的液相體積分數徑向分布曲線均呈準正態分布，在中心處達到峰值。如圖8(a)所示，泡罩型分配器的液相分布曲線呈現矮胖狀，液相主要分布在-130～130mm 的范圍內。如圖8(b)所示，多孔煙囪型分配器的液相主要分布在-80～80mm 的范圍內。如圖8(c)和(d)所示，齒縫煙囪型和氣提管型分配器的液相主要分布在-70～70mm的范圍內。常天文等[35]的模擬結果中，在柴油和氫氣的流量分別為1.24kg/s 和1.29kg/s 的操作條件下，柴油主要分布在-0.1～0.1m 范圍內。在Du 等[36]的實驗和模擬中，水空體系進入新舊兩種氣提管分配器后，液相主要分布在3倍管徑的范圍內。

圖8 不同截面液相體積分數徑向分布曲線

隨著縱向距離的加深，4個分配器中心處的液體體積分數不斷減少。液相通過泡罩型分配器后的液相體積分數下降較平緩，平均衰減程度率為14%/100mm，而其余三者依次為20%/100mm（多孔煙囪型）、19%/100mm（齒縫煙囪型）和20%/100mm（氣提管型）。值得注意的是，雖然泡罩型分配器的液相覆蓋范圍較廣，液相體積分數下降平緩，但在數值上比另外3種低很多，這表明當泡罩型分配器中負載較大時，分配器為了維持較大的分布范圍，犧牲了一些氣相攜帶高密度、高黏度液相的能力。

3.2 兩相流動

圖9為z=0截面處的氣相速度云圖。如圖9(a)所示，對于泡罩型而言，高速液流（大于0.8m/s）集中在分配器中心管內及管下小部分區域，氣相速度在y=-50mm截面即開始迅速衰減，對于y=-100mm截面，中心處的氣相速度已降至0.35m/s。總的來說，氣相通過泡罩型分配器后速度迅速分布均勻，無明顯的高速液流集中現象。對于多孔煙囪型分配器，從圖9(b)可以觀察到，氣相從煙囪頂部及6 個孔洞中流入分配器中，隨后向底部噴出，高速氣相集中在-37～37mm的區域（y=-200mm截面）。對于齒縫煙囪，如圖9(c)所示，氣相在分配器中的速度是4 個分配器當中最低的。氣相通過齒縫煙囪后，高速氣流范圍分布和多孔煙囪相當，集中在-40～40mm的區域（y=-200mm截面），但高速氣流集中的程度更大。對于氣提管型，氣相的速度衰減和泡罩型分配器相似，高速氣流在到達y=-200mm截面時，已無高速液流集中現象。

圖9 泡罩型、多孔煙囪、齒縫煙囪和氣提管型分配器氣相速度云圖

圖10 為z=0 截面處的液相速度云圖，結合圖8可知，液相在通過4種分配器時，首先都會在塔板上進行積累。對于泡罩型分配器[圖10(a)]，當液相積累到一定程度之后，液相會被從齒縫進入環形區域的氣相攜帶沿著下降管外壁開始上升，這樣下降管外壁下部就會積累大量的液相。氣相攜帶液相到達分配器外壁的內側后，轉向180°向下流動，此時在分配器外壁內側轉向處會有大量的液相積累。最后，所有的液體會在中心處匯集碰撞，向下流動，高速湍動的氣流對液相具有強烈的剪切和破碎作用，使液流得到分散。對于多孔煙囪型和齒縫煙囪分配器，液相通過兩者的流動情況相似，液體先在分配盤上堆積，氣相經過上部斜口進入中心管，而液相則從下部溢流孔或齒縫進入中心管，氣液和液體在中心管中相互作用后，液體得到了一定的破碎與擴散，然后再向下噴灑，小孔和齒縫的位置影響液體的堆積程度，液相靠高速氣流帶動液體充分霧化和分散來確保液體分配的微觀均勻。對于氣提型分配器[圖10(d)]，其氣液兩相的流動情況和泡罩型分配器相似，液相同樣先在塔盤上堆積，而后被攜帶著進入中心管；然而，與泡罩型分配器不同的是，氣提型分配器在右側還多了兩個孔道，為氣相提供了多余的氣相流動通道，為進一步破碎液相提供了有利條件。

圖10 泡罩型、多孔煙囪、齒縫煙囪和氣提管型分配器液相速度云圖

值得注意的是，液相從分配器中噴出的方式和覆蓋范圍，以及液體在撞擊填充床頂部時的流動形態均對填充床頂部層的磨損起著重要作用。因而，研究液相在催化劑床層上的速度分布是十分有價值的。此外，由于集中液流落在催化劑床層上造成的磨損，在液速較高的情況下，催化劑床層頂部的大量區域可能會過早破裂。如果液流高度分散，填充床頂層的磨損程度預計會較小。因此，在實際的工業應用當中，應當避免出現液相高速且集中地沖擊到催化劑床層上。

3.3 壓降特征

壓降是指氣液兩相流體通過氣液分配器時造成的動能損失，優選的氣液分配器應該具備液體覆蓋跨度大、分布均勻、低壓降的特點。本節對4種分配器的出入口壓力差（壓降）進行了分析和比較。從圖11中可以看出，泡罩型氣液分配器（1157Pa）的壓降最大，這是由于氣液兩相在其內部空間發生了劇烈的混合作用，氣液兩相的動能損失大；齒縫煙囪型分配器（381Pa）的壓降最小，氣液兩相在其結構中的流動情況較簡單；多孔煙囪型（772Pa）和氣提型（747Pa）的壓降數值上相近，居于兩者之間，這是因為多孔煙囪型分配器其兩側的孔洞結構對氣液混合流體有較大的阻礙作用。對于氣提型分配器來說，其構型兼有泡罩型和多孔煙囪型的部分特點，因而氣液兩相的流動也體現了兩者的特點。

圖11 泡罩型、多孔煙囪、齒縫煙囪和氣提管型分配器的進出口壓降

3.4 液體分布不均勻度

在3.1 節中，通過液相的體積分數初步討論了4種分配器的氣液兩相分配效果，得到了泡罩型分配器的液體覆蓋范圍最大的結論，分配性能高于其余3種分配器。本節將通過定量的方法來討論分配器的分配效果。

為了更加精確地定量表示，對操作條件下（氫氣的流量為4.15m3/h，LTCT 的流量為0.290m3/h）各分配器4 個不同截面的液體分布進行了統計處理，引入液體分布不均勻度（Mf）[17]概念，計算如式(10)所示。

式中，n表示測樣點的個數，n=20；UL,i表示第i個測樣點的液相速度；-UL表示所有測樣點的液相平均速度；Mf表示液體分配不均勻度，Mf的值介于0～1，Mf為0 表示各測點液相速度相同，即分配達到完全均勻，Mf為1表示只有一個測點有液體，即分配性能最差。

如圖12 所示，在y=-200mm 截面上，泡罩型、多孔煙囪型、齒縫煙囪型和氣提管型的液體分布不均勻度分別為0.130、0.154、0.174和0.194。因此，分布性能由高到低依次為：泡罩型＞多孔煙囪型＞齒縫煙囪型＞氣提管型。

圖12 液體不均勻度隨軸向位置的變化關系

4 結論

為了分析LTCT（液相）和氫氣（氣相）通過不同類型的分配器后的液相分布的不同，在文獻[15]的基礎上開展了模擬研究并進行了模型驗證，得到了所建立模型準確性良好的結果。基于CFD的Euler-Euler模型對4種分配器中流體的多相分布進行了模擬研究，研究了LTCT 通過不同分配器后的體積分數、速度分布、進出口截面的壓降，進一步采用液體不均勻度（Mf）來評價分配器的分配性能，揭示不同分配器的分配效果。主要結論如下。

（1）獲得了液相體積分數的分布，液體在4種塔盤上的平均堆積厚度依次為36mm、34mm、29mm 和32mm。液相體積分數徑向分布曲線大致呈準正態分布，在中心處達到峰值。泡罩型分配器的徑向分布曲線呈現矮胖狀，液相分布在-0.13～0.13m的范圍內，多孔煙囪、齒縫煙囪和氣提的分布曲線呈現瘦高狀，依次分布在-0.08～0.08m、-0.07～0.07m、-0.07～0.07m的范圍內。同時，泡罩型分配器中液相分布變化最平緩。

（2）獲得了z=0截面處的兩相速度云圖，描述了計算域分配器內部的氣液兩相流動過程。多孔煙囪和齒縫煙囪的液流集中現象最為嚴重。

（3）泡罩型氣液分配器的壓降是4種分配器中最大的，表明氣液兩相流在通過分配器過程氣液兩相的動能損失最大。

（4）泡罩型分配器的液體不均勻度（Mf）在不同截面均最低，分配器的分配效果從高到低依次為：泡罩型＞多孔煙囪型＞齒縫煙囪型＞氣提管型。

在保持液相和氣相流量分別為4.15m3/h、0.290m3/h 操作條件不變的情況下，針對氫氣和LTCT 介質，泡罩型分配器的分配性能最好，其噴灑在催化劑床層的液體密度最低。但是氣液兩相通過泡罩型分配器中的壓降是四者當中最大的，此外，工業加氫反應器中分配器塔盤上通常帶有數百個分配器，其帶來的壓降損失是相當可觀的。因此，如何減小LTCT 和氫氣通過泡罩型分配器后氣液兩相流動所產生的壓降將是今后工作的目標。