大颗粒气固流化床内两相流动的CFD模拟
大颗粒流化床上升管内两相流动的数值模拟
０ 前 言
液固两相流动进行数值研究是两相流研 究的一个热 点． 研究颗粒团聚造成的多重尺度上的非均匀结
构 对于优化循 环流化床蒸发器 的设计 、调控 都有重要 的意义 ．
对液 固两相流在垂直管束 中流动的均匀性 、稳定性 的研究多数研究者以实验 为基础 “ ，采用统计和 随机理论方法研 究床层 中颗粒 的随机运动规律 ，但对管 内颗粒 团的运动规律研究很少 ， 尤其是低液速 范围．由于颗粒之 间的相互作用 ，颗粒浓度变化较大，颗粒 空隙率分布很不均匀 ．Ｓｇ 和 Ｉ ｅ ｅ ｅｒ ｅ ｌｒｒ ｂｂｇ 在稀悬浮液垂直管流 中观察到 中性 悬浮的颗粒球移动并聚集成一个小的环状 区域 ， 这种现象在矩形截面 的垂直流动中也 存在 ，通常的观察认 为径 向平衡位置在 ＝ ．的地方 ．Ｋａ ｎ 认为在换热管中保持 ０ ６ ｌ ｅ ｒ 流化状态的固体颗粒 由于和管 中的液体相互作用 ， 提高 了整个管 内流体的能量 ， 同时颗粒对 管壁具有刮 磨作用 ． ｓｋｒ 等 同对 固液两相流在竖直管 中颗粒碰撞进行 了二维模拟 ，但进一步深入的研 究还未 见 Ａ ａｕａ 报道 ，尤其是对于较大颗粒 （ ＝１ ｍ ．ｍ ）在垂直 向上管流中的流化特性 、速度分布 、压力及 相互影 响 ０
Ａｂｓ ｒ ｃ ＣＦＤ ｏ ｌｏ ｕｌｉｈａ ｅｆｏ ｃ ｅ ｌｚ ｄ ｂ ｈｅｃ ｍ ｂ ｎ ｔｏ ｅ － ｌ ｒｍ ｏ ｌ ｎｄｋｉｅ ｉ ｏ ｙ ｆ ｔａ ｔ ｍ ｄｅ ｆｍ ｔｐ ｓ ｗ ａｎｂｅｒ ａ ｉｅ ｙ ｔ ｏ ｉ ａ ｉｎ ｏｆＥｕｌｒＥｕ ｅ ｄｅ ｎ ｔｃｔ ｒ ｏ ｌ ａ ｈｅ ｍｕｌｉ ａ ｅｆｏ ｔｐｈ ｓ ｗ， Ｂａ ｅ ｎ ｔ ｓ ｈｅ ｒｅ ，ｍ ｏｄ ｌｎｇｗ ａ ｓ ｄ ｔ ｉ ｕ ａｅ ａｌｑ ｄ－ｏｌ ｆｏ ｌ ｓ ｄ ｏ ｈｅ ｅ ｔ ｏ ｉｓ ｅ ｉ ｓｕ ｅ ｏ ｓｍ ｌ ｔ ｉｕｉ ｓ ｉ ｌ ｗ， ｄｉｔｉｕｔｏｎ ｅ ｏ ｉｙ ｄ ｓｒｂ ｉ ｓｏｆｖ ｌ ｃｔ ａ ｄ ｃ ｒ ｃｅ ｉｔｃｏ ｗｏ ｐ ｓ ｏ ｗ ａ ａ ｃ ａｅ ｎａｖｅ ｔｃ ｌ ｐｅ Ｔｈ ｅ ｕｌｓｓ ｗ ｈａ ｌ ｔ ｒ ｘｉｔｉ ｐｅａ ｎ ｈａ ａ ｔｒｓｉ ｆｔ ｈａ ｅｆ ｗ ｓｃ ｌｕｌｔ ｄ ｉ ｒｉ ａ ｌ ｐｉ ． ｅｒ ｓ ｔ ｈｏ ｔ ｔｃｕｓｅ ｓｅ ｓ ｎｔ ｐｉ ｎｄ ｈｅ
新型气固环流反应器内颗粒流动的CFD模拟
Res > 1000
Re s
≤ 1000
(4)
Re s
=
ε
g
ρg
d p
v g
μg
−
v s
(5)
2 参数设置及模型验证
2.1 模拟条件 模拟装置如图 1 所示。反应器总高 3.5 m、筒
体尺寸为φ300 mm×7 mm，导流筒尺寸为φ219 mm×2 mm，高 1 m，在导流筒上对称开有 4 个矩 形槽孔。实验采用空气作为气相，平均粒径为 79 μm, 颗粒密度为 1498 kg·m−3 的 FCC 催化剂作为固相。 环隙区表观气速为 0.05 m·s−1（以环隙横截面积为 基准），导流筒区表观气速为 0.3、0.4 m·s−1 (以导 流 筒 横 截 面 积 为 基 准 ) 。 颗 粒 循 环 流 量 为 100 kg·m−2·s−1(以底端出料口截面为基准)。
中图分类号：TQ 052.5
文献标志码：A
文章编号：0438—1157（2016）08—3234—10
CFD simulation of particle flow in new type of gas-solid air loop reactor
MENG Zhenliang1,2, LIU Mengxi1, LI Fei2, WANG Wei2, LU Chunxi1
第 67 卷 第 8 期 2016 年 8 月
化工学报 CIESC Journal
Vol.67 No.8
Aug·us3t223041·6
DOI：10.11949/j.issn.0438-1157.20160388
新型气固环流反应器内颗粒流动的 CFD 模拟
孟振亮 1,2，刘梦溪 1，李飞 2，王维 2，卢春喜 1
综掘工作面气固两相流耦合的CFD模拟
摘 要： 针对目前煤矿井下掘进工作面环境复杂、产尘量大、风流速度和粉尘浓度监测难的问 题，基于 CFD 理论，建立掘进工作面巷道模型、耦合连续相和离散相模型，选择重整化的 k － ε 模 型，模拟风流场和粉尘浓度场的分布规律。结果表明，巷道前 10 m 的风流流线比较紊乱，在距掘进 工作面 2 m 的回风侧、掘进机附近存在强涡流。由于风流的裹挟卷吸和重力沉降作用，粉尘多聚集 在巷道回风侧和掘进机上侧。在掘进机后方巷道区域，粉尘浓度分布规律和风流速度分布呈现出 一致性，都是回风一侧大于进风侧，且变化速度趋于平稳。该研究可为后续通风除尘的风量计算及 降除尘设施位置安设提供参考。
Key words： driving face； dust； coupling； airflow； dust concentration； vortexes
收稿日期： 2019 － 01 － 07 第一作者简介： 张迎新（ 1978 － ） ，男，黑龙江省海伦人，副教授，博士，研究方向： 矿山安全，E-mail： zhangyingxin01@ 126． com。
第2 期
张迎新，等： 综掘工作面气固两相流耦合的 CFD 模拟
147
一直以来，煤矿的粉尘是井下安全生产的不利 因素［1］。同时，井 下 人 员 长 时 间 暴 露 在 粉 尘 中，极 易罹患尘肺病。尤其是综掘工作面，机械化高效生 产的同时带来了巨大的产尘量，粉尘的聚集极易影 响掘进司机的视线，影响掘进司机及后方工作人员 的身体健康［2 － 3］。研究综掘工作面的风流场和粉尘 浓度场分布规律具有重要意义。但是，现场测试受 到仪器精度、采样环境、采样时间等多种条件限制， 使得风速和粉尘的测量数据少、耗时长。基于 CFD 理论建立掘进巷道模型，能直观地看到巷道风流场 和粉尘浓度分布规律。因此，文中运用气固两相流 理论，采用欧拉 － 拉格朗日的方法，将风流视作连续 相，粉尘颗粒视作离散相，用 CAD 建立仿真度较高 的掘进巷道模型，并用 GAMBIT 对模型进行网格划 分、确定合适的边界条件，在 FLUENT 里选择合适的 求解器和湍流模型，对连续相和离散相进行耦合求 解，模拟掘进工作面风速规律和粉尘浓度分布规律。
《A类颗粒气固流态化过程的CFD-DEM模拟》
《A类颗粒气固流态化过程的CFD-DEM模拟》一、引言在多相流态化过程中，颗粒流动与气体交互作用的复杂性是许多工程和科学研究的关键领域。
特别是在涉及A类颗粒的气固流态化过程中，准确理解并模拟颗粒间的相互作用及与气体的交互，对提升流态化效率和系统设计具有重要意义。
本文利用计算流体动力学（CFD）和离散元方法（DEM）相结合的模拟手段，对A类颗粒气固流态化过程进行深入探究。
二、CFD-DEM模拟概述CFD-DEM是一种有效的多尺度模拟方法，用于研究气固流态化过程。
其中，CFD（计算流体动力学）主要处理流体动力学问题，而DEM（离散元方法）则关注于颗粒之间的相互作用。
两种方法的结合使得我们可以同时研究流体与颗粒之间的相互作用以及颗粒间的相互影响。
三、A类颗粒的特性与模拟模型A类颗粒在物理性质、形状和尺寸等方面有其特殊性，这使得它们在流态化过程中表现出独特的流动和相互作用特性。
在模拟中，我们采用精确的物理模型来描述这些颗粒的特性，包括密度、形状、大小分布等。
此外，我们还考虑了颗粒间的相互作用力，如碰撞力、摩擦力等。
四、模拟过程与结果分析1. 模型建立与参数设置：首先，我们建立了模拟的物理模型和数学模型。
在模型中，我们设定了适当的边界条件、初始条件以及物理参数，如颗粒的初始速度、气体的流速等。
2. 模拟过程：在模拟过程中，我们使用CFD-DEM方法对A 类颗粒的气固流态化过程进行模拟。
我们通过不断迭代求解流体动力学方程和离散元方程，以获得颗粒的运动轨迹和流体的流动状态。
3. 结果分析：通过模拟结果，我们可以观察到A类颗粒在气固流态化过程中的运动状态和分布情况。
我们可以分析颗粒的碰撞频率、碰撞力大小以及颗粒的分布规律等。
此外，我们还可以通过模拟结果预测流态化过程中的潜在问题，如堵塞、偏流等。
五、讨论与展望通过CFD-DEM模拟，我们可以更深入地理解A类颗粒气固流态化过程的机制。
模拟结果为我们提供了关于颗粒运动和流体流动的详细信息，有助于我们优化系统设计和提高流态化效率。
基于Fluent软件的流化床的气固两相流模型研究
基于Fluent软件的流化床的气固两相流模型研究基于Fluent软件的流化床的气固两相流模型研究1. 引言气固两相流是指气体和固体颗粒同时存在且相互作用的流体系统，其广泛应用于化工、能源、环境等领域。
其中，流化床是一种常见的气固两相流设备，其特点是颗粒床层的非均匀性和颗粒与气体之间的复杂相互作用。
为了更好地理解和优化流化床的性能，研究人员创造了各种流态模型，并利用计算流体力学（CFD）软件进行模拟和研究。
本文将介绍基于Fluent软件对流化床的气固两相流模型进行的研究。
2. 模型建立基于Fluent软件对流化床的气固两相流模型进行研究首先需要建立适当的数学模型。
在模型建立过程中，考虑到颗粒的二维流动特性，我们采用了欧拉-拉格朗日方法，即将流体相视为连续介质，颗粒相视为离散颗粒。
然后，我们引入了连续相动力学方程和离散相运动方程，以描述气固两相之间的相互作用。
其中，连续相动力学方程包括连续相速度、压力和密度的变化等，离散相运动方程则考虑了颗粒的运动速度和位置等。
3. 模型求解在建立气固两相流模型后，我们利用Fluent软件进行数值求解。
首先，根据实际流化床的几何尺寸和操作条件，对计算域进行网格划分，并设定边界条件。
然后，通过求解连续相动力学方程和离散相运动方程，我们可以获得气固两相流的速度场、浓度场以及压力场等结果。
通过对结果进行分析和比较，我们可以得到流化床内气固两相之间的相互作用规律。
4. 结果与讨论根据模型求解的结果，我们可以得到一系列流化床内气固两相流的特性参数，如颗粒床层的压降、气固两相的混合程度等。
通过对这些参数的分析，可以评估流化床的性能，进而优化流化床的设计和操作。
此外，还可以对流化床的内部流动特征进行研究，如颗粒的运动规律、颗粒间的碰撞等，以深入理解流化床的工作原理。
5. 研究的局限性与展望通过基于Fluent软件对流化床的气固两相流模型的研究，我们可以得到一定的研究结果和结论。
基于CFD的循环流化床旋风分离器数值模拟
基于CFD的循环流化床旋风分离器数值模拟
循环流化床旋风分离器是广泛应用于化学反应、热处理和废气处理等领域的重要设备。
该设备将固体物料以流化床形式进行循环，通过旋风分离器分离气固两相，实现了在化工、环保工程等领域的重要应用。
为了在设计和改进该设备时准确预测流动和分离的特性，数值模拟成为一种有效的方法。
基于CFD的循环流化床旋风分离器数值模拟已经成为一种快速、准确预测流动和分离过程的工具。
CFD数值模拟的过程首先需要准确建立数值模型，进行网格划分和边界条件设定。
然后利用计算机运算能力，通过数值模拟解决数学模型得到流动和分离的过程。
最后，通过数值模拟的结果，可以解决实际设计和改进的问题。
在这个过程中，需要确定正确的物理模型、适当的边界条件和网格密度以及求解方法等。
对于循环流化床旋风分离器的数值模拟，需要考虑以下几个因素。
首先，需要考虑气固两相之间的相互作用。
流化床内气固两相的运动应当由玻意耳数学模型来描述，同时应当将压降等现象考虑在内。
其次，流化床内的颗粒运动也应当考虑，因此某些模拟需采用多相流模型。
此外，旋风分离器中气相的旋转和离心效应都应当加以考虑。
基于CFD的循环流化床旋风分离器数值模拟具有许多优点。
其能够快速准确地预测流动和分离过程，可以帮助研究人员了
解设备内部的运动规律，进而优化设计、提高设备效率。
此外，该方法还可以帮助研究人员验证实验数据，并减少试验成本和时间。
因此CFD模型应用于该设备的设计和改进中，可以提
高效率，节约成本，同时优化产品质量和制造n优化生产成果。
外场作用下流化床中气固两相流动数值模拟
外场作用下流化床中气固两相流动数值模拟气固两相流化床已广泛应用于能源、化工、制药、石油等领域。
为了改善流化床的流化质量,通常采用对颗粒表面进行改性或者加入外能量场的方法,消除流化过程中出现的气固混合不均匀、扬析、沟流、颗粒损失等现象。
目前常用的外能量场有振动场、磁场、声场、电场等。
随着计算机性能的提高,离散元方法(DEM)在稠密气固两相流动数值模拟中得到广泛应用。
研究结果较好地复现了实际颗粒流化过程,预测了颗粒流动机理。
本文将对振动场、磁场和声场作为外加能量场的流化床内气固两相流动特性进行数值模拟,从宏观运动和受力分析角度研究外场对气固流动的影响。
采用Euler-Lagrange方法模拟气体和颗粒流动,颗粒碰撞采用软球模型。
同时考虑外场对颗粒受力的影响,建立不同外场作用下颗粒运动模型。
采用FORTRAN语言,自行编写计算程序。
为减小数值模拟运算量,在颗粒搜索方式上采用了定区域升序搜索,以提高运算速度。
通过上述模拟方法对外场作用下的流动现象进行复现,讨论了不同参数对气固流化特性的影响。
对于振动辅助气固流化床,考虑床体振动引起布风板所在的计算网格中心位置变化对空隙率和气体压力计算的影响,建立了振动辅助气固流化床的Euler-DEM计算模型,数值模拟研究床体竖直振动(整床振动)流化床中气体-颗粒流动过程。
研究振动幅值和振动频率对颗粒速度、浓度分布等的影响,分析振动能量从布风板传入气固两相流体的传播机理。
数值模拟发现,布风板振动导致布风板表面形成周期的低颗粒浓度区,振动空隙的出现促使床层内大气泡生成。
沿床高形成了受振动空隙影响的近布风板低颗粒浓度区域、床层中部高浓度区域和床层表面的过渡区域。
随着振动幅值和振动频率增加,平均颗粒浓度、颗粒速度、曳力径向分布都趋于均匀。
随布风板振动床层气体压力和气体压降均呈现周期振荡,由快速傅立叶变换(FFT)得到的气体压力波传播速度随振动频率增加而增大。
布风板产生的振动能量主要通过:(1)在布风板加速运动周期中布风板与颗粒之间的非弹性碰撞作用;(2)布风板减速运动周期中由气体压力波传递给床内气体-颗粒两相流体。
气固湍动流化床结构曳力模型的建立及其cfd模拟
气固湍动流化床结构曳力模型的建立及其cfd模拟湍动流化床反应器因其气固接触充分、热质传递效率高、处理量大等优点，已广泛应用于化学和石油工业等诸多领域。
目前，湍动流化床的研究多集中在流动行为方面，传质行为的研究相对较少，传质行为的计算流体力学(putational fluid dynamics, cfd)模拟更是鲜有报道。
针对湍动流化床稀密两相均为半连续相的特性，本论文将其气固流动结构分为拟离散的气穴相和拟离散的聚团相，并使用cc，cd，csc，csd，cf和csf六个浓度参数描述湍动流化床的传质过程，从而根据质量守恒等原理建立基于结构的气固传质模型，最后通过cfd模拟验证气固传质模型的可靠性，并对湍动流化床的气固传质行为进行分析研究。
提出将湍动流化床的流动结构分为拟均匀的稀密两相，根据两相间质量守恒建立基于湍动流化床非均匀结构的气固传质模型的新思路。
首先，通过推导获得每一相的传质速率方程，将各相传质速率进行加和即可得总体传质速率，再结合平均传质速率定义，即可获得基于结构的湍动流化床传质系数的表达式，用于描述非均匀结构对湍动流化床气固传质的影响；其次，结合传质平衡原理、传质与反应的平衡关系等可得到一维和二维的组分输送方程，并实现传质方程所需六个浓度参数的封闭求解。
气固流动参数由基于结构的湍动流化床曳力模型求解，传质模型的数值模拟由商业软件fluent实现，以甲烷燃烧和臭氧分解实验结果对模拟结果进行校验，结果表明模拟结果与实验数据吻合较好，证明该传质模型具有较高的准确性。
通过模拟研究还发现，虽然甲烷浓度在催化剂浓度较高的位置会因化学反应消耗而降低，但组分流动以及扩散的影响使甲烷浓度与催化剂浓度之间不存在绝对的大小对应关系。
随着气速的增加，由于组分流入速率增加和停留时间变短，臭氧浓度有所增加，但因为气固传质得到强化，反应消耗的臭氧总量是增加的。
此外，稀密两相间的组分交换过程是臭氧分解反应的控制步骤。
本工作利用臭氧分解作为模型反应，通过以上的湍动流化床传质模型分析了传质模拟结果与相间传质系数求解关联式、气速的关系。
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大颗粒气固流化床内两相流动的CFD模拟摘要：采用欧拉双流体模型和颗粒动力学方法，数值模拟了大颗粒流化床在不同密度、布风装置及曳力模型情况下的气固两相流动，考察了大颗粒流化床流化和流动特点，颗粒体积分率分布，床层压力瞬时变化，床层碰撞比，以及颗粒速度径向和空隙率轴向分布规律．研究结果表明，与直型布风板流化床比较，凹型布风板流化床内的气泡产生快，颗粒横向运动能力强；随着颗粒密度的增大，其在凹型布风板流化床边壁处的速度比中心位置处减小的快；比较3种曳力模型，发现其模拟的轴向空隙率分布和床层压力存在较大差异，且与床层膨胀比实验关联式相比，3种模型预测的值比实验关联式要大一些．通过研究，3个曳力模型中Gidaspow模型相对适用于大颗粒气固流化床的数值模拟．关键词：流化床；欧拉双流体模型；并行计算；大颗粒近年来，随着流态化技术的发展，大颗粒流化床在煤粉流态化燃烧和水泥熟料流态化煅烧等领域的应用也越来越广泛．由于流化床内两相流动情况复杂，使得人们对气固两相间的作用、固相应力本构方程的建立、两相湍流的认识以及多种因素的相对控制和协调的理解等变得很困难[】]．实际上大多数流化床反应器都是根据经验设计的，大颗粒流化床的设计更是如此．文献[2]在研究颗粒的粒度及颗粒的表观密度等对流化特性影响后，将颗粒分成了A(30～100 tma)、B(100～600 tLm)、C(一般情况下粒度小于20 tLm)、D(600 Fm以上)4类_3]．依据此分类，粒度在600肿以上的颗粒称为过粗颗粒．然而由于颗粒的表观密度与气体密度之差不同，本文所用颗粒直径为855 可能为B类(鼓泡颗粒)，也有可能为D类(喷动用颗粒)．其中，D类颗粒流化时极易产生大气泡或节涌，使实验难以操作，然而数值模拟可以克服这一困难，而且D类颗粒粒度在1．5 rain以下时，是完全可以流化的[3]．文献[4]用粒径为3 mm的颗粒进行了模拟与实验，研究了气体进口速度和温度对床内含湿量、颗粒温度等的影响，得出模拟与实验的结果大体是一致的．文献[5]研究了表观气速、床内有无管道及布风方式对大颗粒流动的影响．模拟和试验的结果都表明，布风方式对颗粒体积分率及速度径向分布有着很大的影响，而且不论有无管道，某些布风方式都有助于气固形成环核流动结构．文献[6]通过改变颗粒粒径(从o．25 mm到1 mm)、密度、进口气速等参数后进行了模拟，结果表明：颗粒的粒径和进口气速对颗粒滑移速度的影响较大；合适的进口气速对减少能耗起着很重要的作用．本文借助CFD软件FLUENT对大颗粒气固流化床进行了模拟计算．对比并分析了不同密度颗粒、曳力模型及布风装置对流化床流动特性的影响．有些曳力模型采用皿F(用户自定义函数)实现．通过这些研究，从数值计算的角度揭示出了一些大颗粒的流化及流动特性．1 控制方程及曳力系数模型1．1 流体控制方程由于气固间没有质量交换，且升力、附加质量力等对流化床的影响很小，故气固两相流动所遵循的连续方程和动量方程可以简化成如下形式：动量方程1．2 曳力系数模型颗粒在流场中受到的作用力包括曳力、重力、浮力和其他作用力(如Basset力、Magnus力和Saff．man力等)．若忽略其他力的作用，则可认为气固间作用主要为曳力作[1]．Syamla1．0BriencAmstoopour~。
]和GidaspowC。
]等人先后对气固曳力作了大量的研究，并给出了反应相间作用强弱程度的曳力系数，如下所示：2 流化床几何结构和模拟参数设定图1(a)、(b)分别给出了两种不同布风板流化床的几何结构．两个流化床的床高和床宽分别为1．2 m 和0．186 m(其中，凹型布风板的圆心距离床底0．116 m)．由于计算需要在一组离散的网格点上进行，所以模拟采用了G 舳IT2．2．30(Fluent 公司，美国)进行网格生成．与表1等人相比，网格不但比其他的要小得多，而且数目也多．为了提高数值计算的速度，本次模拟使用了基于Linux操作系统的联想并行机进行求解计算．求解器采用Fluent6．3．26(Fluent公司，美国)，并选取一￡湍流模型及速度一压力耦合的“SIMPLE”算法．初始时固定床床层的高度日为0．372 m，固相体积分率为0．622，最大时达到0．65．流化床床内无任何构件，气体的密度为1．225 kg／m3，黏度为1．785×10～，颗粒直径为855 m．流化床的边界条件为：两壁面均假定成无滑移，下部为气体匀速进口，速度大小为1 m／s；上部为压力出口，表压为0．依据颗粒动力论，将固相压力及黏度分别选用Lun。
et．al和Syam．1a1．0’Brien模型，并把颗粒的弹性恢复系数假定为0．90(1代表完全弹性碰撞，0则表示完全非弹性碰撞)．¨3 结果与讨论3．1 布风方式的影响图2(见下页)描述了颗粒在直型布风板流化床内不同时刻的体积分率分布．可以看出，流化床内部可以分为底部床层和上部自由空间．0 S 时颗粒静止地堆积在床底，当匀速气体从进口流进时，床内逐渐形成了典型的中心区颗粒体积分率小，边壁区颗粒体积分率大的环一核流动结构[1引，图2中0．3 s～0．6 S时间内显示了其部分变化过程．从图2中0．5 s～1．117 S可看出，气泡主要在床中心与壁面之间的区域内产生与上升．随着气泡的上升其形状和大小都在发生变化．在1．117 S气泡发生破裂，颗粒被抛人自由空间．图3显示了颗粒在不同时刻速度矢量场．其中t表示时间，颗粒密度为2 000 kg／m3，最右端t=2．5 S为床层表面情况，其他的均为床层底部．通过图形可以看出，随着时间变化，直型布风板流化床中颗粒及团聚物逐渐有了横向运动．除了t=0．2 S主要是由于重力与床壁作用外，其余是由气泡引起的．t=0．5 S气泡在床层底部的产生；t=2．5 S气泡在床层底部的扰动及表面的抛洒作用．由此得出，气泡对流化床内颗粒及团聚物的横向运动有着重要的影响．流化系统中的流动结构不仅呈现局部非均匀性，而且呈现整体非均匀性．局部非均匀性表现为稀相和密相在同一点交替出现；整体非均匀性表现为系统内部不同空间位置可以出现稀相或密相两种完全不同的结构[1]．图5显示了流化床内颗粒体积分率瞬时分布，其中颗粒密度为906 kg／m3，h为床层轴向位置，H为固定床高度，为床层径向位置，R为流化床的半径．图中(a)、(c)在初始流化床高度( ／H=1)的中心位置处( ／R：O)，(b)、(d)则在靠近壁面处( ／R：0．75)．由图5(a)、(b)曲线可知：在直型布风板流化床里，颗粒体积分率在靠近壁面处几乎都在0．25以上波动，在床层中心位置多个时间段内小于0．1，甚至有几段几乎为0，这些说明颗粒和颗粒微团主要集中在靠近床层壁面处，气泡则位于中心位置处．相对直型布风板流化床，颗粒在凹型布风板流化床床层底部有向中心运动的能力，但通过分析固定床高处颗粒体积分率瞬时分布却得知：和直型布风板流化床内颗粒体积分率分布一样，颗粒微团靠近壁面，气泡位于中心处，如图5(c)、(d)所示．3．2 颗粒密度的影响图6显示了在初始流化阶段，不同密度颗粒在凹型布风板流化床内的体积分率分布和流线图．由图可见，随着颗粒密度的增大，其体积分率分布及运动趋势都呈现出了很大的差异．在颗粒密度P ：906 kg ／m3时，颗粒体积分率在流化床内主要分布在中心及壁面处．通过云图可知，出现这种现象的原因是由于流化床内存在两个大气泡。
当颗粒密度增大到2 700 kg／m3时，大气泡也跟着增加到了3个；再当密度增加到3 600 kg／m3时，不但大气泡消失了，而且颗粒主要聚集在流化床中心位置．根据流线的切线方向即为颗粒速度方向的性质可知：床层上部的颗粒将从中心位置处下落，并与床层底部上升中的颗粒进行对冲．这一过程将对流化床带来诸多的不利影响，即增加固体颗粒的机械磨损及损坏床内零件等．图7显示了凹型布风板流化床内颗粒径向平均速度( 。
)分布．其中床内高h=0．2 m，为床层径向位置，R为流化床的半径．随着密度逐渐增大，颗粒速度在中心位置附近减小得并不大，而靠近壁面处则有很大的降低．之所以出现这一现象，是由于气泡与重力综合作用的结果．当操作气速一定时，颗粒密度增大，使得床层高度降低，颗粒体积分率，尤其是壁面处的体积分率增大，进而导致颗粒聚集倾向明显增强，团聚物增大．而团聚物受气体的影响主要发生在表面附近，所以当颗粒重力成倍地增长时，其在边壁处的速度便明显下降．这时大量气体将更加集中于床层中心，在维持气体通量沿截面平衡的同时，将以更快的速度携带颗粒运动．结果，颗粒在床层中心处的速度并没有很大变化．4 结论通过对比大颗粒在不同布风装置、曳力模型及密度情况下的数值模拟，可以得出以下结论：a．相比于直型布风板流化床，凹型布风板流化床内气固混合将更加充分，主要表现为气泡产生快，颗粒横向运动能力强．b．颗粒密度增大时，凹型布风板流化床在初始流化阶段将呈现出不同的结构；充分流化后，在靠近边壁处的颗粒速度比中心位置处下降的快．C．采用Arastoopour、Gidaspow 和Syamlal-0’Brien 3种曳力模型模拟轴向空隙率分布规律，可以发现：在床层中心稀相区，Arastoopour 模型差异较大；在靠近壁面处，Syamla1．0’Brien模型差异较大．另外，Arastoopour和Syamlal一0’Brien模型预测流化后的压降也比Gidaspow模型低；d．与床层膨胀比实验关联式相比，Arastoo—pour、Gidaspow和Syamla1．0’Brien 3种模型预测的值比实验关联式值要大一些；e．对3种曳力模型进行各种比较与研究后发现，Arastoopour、Gidaspow和Syamlal一0’Brien中Gidaspow模型相对适合于大颗粒气固流化床的数值模拟．参考文献：[1] 李静海，欧阳洁，高土秋，等．颗粒流体复杂系统的多尺度模拟[M]．北京：科学出版社，2005．[2] GELDART D．Types of gas fluidization fJ]．Powder Techno1．1973(7)：285—297．[3] 金涌，祝京旭，汪展文，等．流态化工程原理[M]．北京：清华大学出版社，2001．。