旋流萃取器流场及性能研究

（常州大学 机械工程学院 江苏省绿色过程装备重点实验室，江苏常州 213164）

0 引言

液液萃取是重要的化工分离单元操作，广泛应用于石油化工、生物医疗和环境工程等领域。常用的萃取设备如塔设备、混合澄清槽［1-2］存在级效率低、体积庞大的缺点，而离心萃取器［3-4］虽效率高但结构复杂、成本高，且这些设备普遍存在液泛、沟流、偏流等流体力学特性方面的问题，随着工业规模的扩大，研发结构简单、性能优越的萃取设备具有重要意义。

FENG等［5］提出开发巧妙的结构产生旋流可增加流体间的接触面积。陈永强等［6］设计的旋流萃取分离机解决了电脱盐废水含油量超标的问题，但内设运动部件，耗费电力，维修不便。MA等［7］利用转子结构设计旋转微通道萃取器，内转子旋转加速液滴的碰撞，两相充分混合，可达2.9级萃取效果，但该系统复杂且不便连续化生产。

上述设备是利用运动部件转动产生旋流内的湍流和对流特性使两相混合均匀，提高传质效果。本文基于导流产生的旋流来强化传质特性，设计出一种新型的以旋流器为基础元件的旋流萃取器，其具有体积小、操作简单、便于连续化生产的特点。区别于上述传统设备，旋流萃取器是静设备，内部流体既有湍流对流特性，两相相对速度又很大，颗粒表面更新率高，能在强化传递过程的同时强化相分离过程。本文在旋流萃取器试验得到的压力降-处理量关系数据验证模拟可靠性的基础上，采用模拟的方法，以TBP-煤油萃取处理20%的醋酸废水为例，探索旋流萃取器的流场、萃取性能及相分离性能。

1 试验方法

本文以工业醋酸废水为原料液，TBP-煤油为萃取剂作为试验验证对象，TBP与煤油的混合比为1：1，考虑到传质方向由连续相到分散相的传质系数要高于由分散相到连续相［8］，所以用轻相萃取剂来起旋。试验结构如图1所示，试验流程如图2所示，萃取剂经泵1抽入从旋流萃取器的切向入口流入，原溶液经泵2吸入从中心进料管的环形入口流入，再经过三层环状小孔，雾化成小液滴与萃取剂混合，较大的压降使混合溶液在腔体内（见图1）呈螺旋线型高速旋转产生离心力场。混合溶液随外旋流沿着器壁做自上而下的螺旋式运动，重相在重力的作用下分离到器壁，从底流口排出，溶质组分溶于萃取剂，产生径向位移，随轻相进入到内旋流区域，自下而上运动，从溢流口排出。本文通过转子流量计1，2分别测量萃取剂和原溶液的进口流量，压力表1～4分别测定切向入口、底流口、环形入口、溢流口的压力，从而可计算出压力降，进而验证试验与模拟之间的可靠性。

图1 旋流萃取器试验结构Fig.1 Test structure of swirling extractor

图2 试验流程Fig.2 Test flow chart

2 数值模拟方法

2.1 物理模型及网格划分

本工作中的旋流萃取器以实验室设计的旋流萃取元件［9］为基础物理模型，对其结构进行改进，图3示出本文的物理模型，具体结构参数见表1。利用Gammbit软件，采用结构化网格分块划分该模型，经网格无关性验证，确定该结构计算域的总网格数为21万，质量均在0.1～0.5之间。

表1 旋流萃取器的结构参数Tab.1 Structural parameters of swirling extractor mm

图3 旋流萃取器结构示意Fig.3 Schematic structural diagram of swirling extractor

2.2 模型选择和边界条件

本文旋流萃取设备中三维流场的数值模型：多相流模型为Eulerian模型，湍流模型为雷诺应力模型，加载群体平衡（PBM）模型［10-11］，设置不包含化学反应的溶质组分运输模型，传质源项通过UDF导入FLUENT。本文模拟的是TBP-煤油萃取醋酸废水的过程，原料液密度为1 098 kg/m3，动力黏度为1.22 mPa·s，表面张力为29.58 mN/m。萃取剂的密度为 870 kg/m3，动力黏度为 2.4 mPa·s，表面张力为24 mN/m。

旋流萃取器的2个入口均为速度入口，并假设入口速度在入口截面上均匀分布，出口均为压力出口，设置中心进料管内醋酸水的体积分数为1，切向入口处的煤油体积分数为1。设置煤油的入口粒径为30 μm。壁面采用无滑移处理，方程均采用二阶迎风差分格式计算，收敛精度为10-6。

2.3 数值模拟的可靠性验证

压力降是衡量旋流萃取器性能的一个重要的参数。本工作中的压力损失主要有溢流压力损失Δ P1和底流压力损失Δ P2两种。溢流压力损失即旋流萃取器切向入口与溢流管口的压力差，底流压力损失即环隙形中心进料管入口与底流口的压力差。由于环隙入口要经过多层小孔，使得底流压力降相对于溢流压力降要略偏大一些。

图4示出了试验与模拟过程中总处理量和压力降的关系曲线，由图可见，随着总处理量的增大，旋流萃取器的压力损失呈现幂函数式上升趋势，这是由于处理量的增大意味着入口速度的增大，即旋流速度也在提高，混合溶液之间及其对器壁的碰撞变得更为剧烈，造成了更多的能量耗散。

图4 总处理量与压力降的关系Fig.4 Relationship between the total treatment capacity and pressure drop

本文通过试验值与模拟值中的总处理量与压力降的关系来验证模拟的可靠性，试验值确定的是底流压力降。由图4可见，模拟和试验的压力降随处理量的变化趋势相一致，通过拟合数据，得到了旋流萃取器的总处理量和底流压力损失的关系为Δ P2=0.032Qi1.908，这一定程度上反映了模拟能够反映真实流场情况。但模拟压力降相对偏低，主要原因是旋流萃取器加工误差和模拟过程并未考虑试验装置流程中仪表和管路的压力损失，且处理量越大，摩擦损失越严重。

3 旋流萃取器两相流场分析

3.1 速度场分布

为了便于研究旋流萃取器各分速度沿径向的分布规律，将其切向速度Vθ、轴向速度Vz、径向速度Vr用入口速度Vin无量纲化，Vin=6 m/s，径向位置r用旋流萃取器的筒体半径R无量纲化。

切向速度反映旋流萃取器运动的快慢。图5示出了切向速度沿径向的分布规律，可以发现：柱段部分呈非对称分布，而锥段部分呈现轴对称分布，但两者边壁位置上的切向速度均为0。柱段部分与切向入口连接处的速度最大，这是由于流体刚进入腔体时静压头转化成动能而使得速度增加。锥段部分切向速度呈现M形分布，随径向半径的增大，切向速度先增大后减小，在溢流管边壁处达到最大值，这符合强制涡v=cr，准自由涡v=crn（n＜1）的切向速度分布规律。

图5 切向速度沿径向的分布规律Fig.5 Distribution law of tangential velocity along the radial direction

与常规旋流器相比，该结构的切向速度分布规律有2个不同点：（1）沿着z=260 mm的截面开始观察，随着离底流口的距离在减小，其切向速度的峰值是先减小后增大，而常规旋流器的切向速度峰值是一直衰减的，这说明该结构一定程度上弥补了旋流所带来的能量耗散，增加了自然旋风长，而造成这种现象的本质原因是该结构的锥角比较小；（2）中心轴处的切向速度不为0，这是由于该结构的旋转中心与物理位置中心不在同一位置。

轴向速度是导致流体运动方向变化的主要原因。它整体呈轴对称分布，体现了2个轴向出口的流动情况，图6示出了旋流萃取器的轴向沿径向的分布规律，轴向速度需要分为2个方向：（1）在重力作用下沿旋流萃取器的边壁流向底流管的下降流（Vz＜0 m/s）；（2）沿中心轴流向溢流管的上升流（Vz＞0 m/s）。

图6 轴向速度沿径向的分布规律Fig.6 Distribution of axial velocity along the radial direction

与常规旋流器相比，该旋流萃取器的轴向分布不同之处有：其下降流不仅分布在旋流萃取器的器壁和底流管口处，还分布在溢流管壁的底部以及靠近底流口的中心轴向区域。溢流管壁底部出现下降流且所占区域非常小，表明旋流萃取器局部区域出现循环流，这是由于中心进料管和切向入口压力均大于溢流管处的压力以及附壁效应导致。靠近底流口位置的轴向速度明显大于靠近柱段部分的轴向速度，这说明底流口附近的流体正在由切向旋转运动转化成轴向运动，随着离底流口的距离逐渐增加，中心轴区域的下降流也在减小，说明回流减少，在z=100 mm截面处回流现象消失。溢流管处轴向速度大于0，萃取相在萃取剂的带动下向上流动，对萃取相的输出是有利的。在底流管处轴向速度大于0的区域急剧减小，多数流体向下流动，这对萃取余相的输出是有利的，是一个有利于相分离的过程。

径向速度影响旋流萃取器的相分离程度。其数值远小于切向速度和轴向速度，这是因径向运动距离偏短造成的。径向速度在离心力的作用下，它的运动方向指向壁面，在向心浮力的作用下，它的运动方向指向中心轴，所以一方面它促进沉降运动，一方面又会造成返混、夹带的现象。图7示出了旋流萃取器沿径向的分布规律，可以发现：柱段部分的径向速度呈现轴对称分布，锥段部分在内旋流区域的径向速度呈现中心对称分布，且中心区域径向速度梯度相对于外旋流区域速度变化量比较大，说明锥段的内旋流区域是旋流萃取器完成相分离过程的有效区域。

图7 径向速度沿径向的分布规律Fig.7 Distribution law of radial velocity along the radial direction

与常规旋流器相比，该旋流萃取器的径向速度分布有2个不同点：（1）径向速度的峰值出现在流体从3层小孔刚流入柱段区域的区域，而常规旋流器的径向速度峰值出现在柱段与锥段交界面处附近，这是由于该结构的设计导致，这个区域较大的径向速度可以使得连续相和分散相充分混合，让溶质组分更好地分散到萃取剂中去；（2）从分布波动程度上看，在溢流管和底流管区域处的径向速度波动仅为Vin的0.01～0.06，这比一般旋流器的径向速度波动要小，这说明该结构的溢流和底流段区域流场稳定，有利于轻相和重相的稳定输出。

3.2 湍流特性

旋流萃取器内部的湍流特性影响液滴的碰撞机率和碰撞强度，与液滴聚并或者破碎现象的发生有着直接联系，因此本文在旋流萃取器入口处入射粒径为30 μm的油滴，并选取了柱段z=260 mm和锥段z=220 mm的两个截面来研究液滴直径和湍动能的变化规律。从图8可见，柱段位置的湍动能随着径向位置的增大，先减小再增大，而液滴粒径随着径向位置的增大，先增大后减小，最小粒径存在于器壁处。从图9可见，锥段位置的湍动能随着径向位置的增大而增大，而液滴粒径随着径向位置的增大而减小。这个现象表明湍动能影响液滴的聚结破碎行为，湍动剧烈则液滴容易破碎，湍动小则液滴倾向聚结。当流场内部湍流运动剧烈时，液滴表面受到速度脉动和压力脉动引起的惯性力以及强剪切力的作用，导致液滴的变形，将破碎成更小的液滴。当流场内部湍动较小时，在停留时间足够的情况下会造成液滴的聚结。

图8 z=240 mm的柱段截面湍动能与油滴粒径分布Fig.8 Distribution of diameter of oil droplets and turbulent kinetic energy at the section of z=240 mm in the column

图9 z=220 mm的锥段截面湍动能与油滴粒径分布Fig.9 Distribution of diameter of oil droplets and turbulent kinetic energy at the section of z=220 mm in the cone

4 结果与讨论

4.1 液液比对萃取效率的影响

对于旋流萃取器来说，两相流量比不仅直接影响萃取效率，还对经济效益产生重要影响，故研究两相的流量比是必要的。萃取效率Ec［12］表示的是萃取过程中被萃取组分从原始溶剂中转入到有机溶剂（萃取剂）的量与原始溶剂中被萃取组分的百分比。

本工作中的Ql/Qh代表着轻相入口的体积流量Ql与重相入口的体积流量Qh之比。当原料液的体积流量为1.35 m3/h时，使得液液比分别为0.4，0.6，0.8，1.0，1.2，2.0。图 10 示出了液液比对萃取效率影响的模拟结果，随着液液比的增大，萃取效率一直在增大，Ql/Qh＞1时增幅减缓，这是因为液液比的增加一方面增加了分散相液滴和连续相接触的几率，另一方面也会在一定的程度上降低传质推动力。当液液比过大时，一方面组分从原料液中转移到萃取剂中去，整体呈现饱和状态，对于醋酸水-TBP煤油萃取体系还会极易导致油包水现象，另一方面多消耗萃取剂，影响经济效益。

图10 液液比对萃取效率的影响Fig.10 Effect of Ql /Qh on extraction efficiency

4.2 总处理量对萃取效率的影响

图11示出了原料液和萃取剂的体积流量比为1：1的条件下，改变总处理量为1.08，1.62，2.16，2.70，3.24，3.78 m3/h时得到的萃取效率的数值模拟规律曲线，可以发现在液液比一定的条件下，随总处理量的增加，萃取效率先增大后增幅减缓。这些变化是由于旋流萃取器内部的湍动情况决定的，通过图12分析不同处理量下的湍动能变化，发现在低处理量的时候，湍动能很小，液滴之间的相互碰撞几率变小而导致传质性能不好，萃取效率不高，而总处理量的增大导致湍动能的增加，这就意味着湍流剧烈会引起界面扰动，液滴会产生震荡，能强有效地加快液滴的破碎（见图8，9），使得连续相中的溶质充分得对流扩散，减小浓度差带来得传质阻力，这些现象会大大促进界面更新，增加两相接触面积，强化传质过程，提高萃取效率，直到达到溶液的饱和状态后萃取效率保持不变。

图11 总处理量与萃取效率的关系Fig.11 Relationship between the total treatment capacity and extraction efficiency

图12 不同处理量下z=220 mm截面处的湍动能Fig.12 Turbulent kinetic energy at the section of z=220 mm under different treatment capacities

在单级旋流萃取器的基础上，希望增加多级串联的旋流萃取器来达到萃取塔的效率，常委洪等［13］对填料塔萃取醋酸废水溶液的处理使得萃取剂高达95%，其填料高度为2 000 mm，半径为40 mm。多级旋流萃取器可达到的萃取效率ET公式为［14］：

式中 ET——多级萃取效率；

ETj——第j级萃取效率。

假设每级旋流萃取效率一样，则在液液比为1：1，总处理量为3.24 m3/h时，只需2.16级，取3级旋流萃取器串联便能达到95%的萃取效率，其高为954 mm，相比常规萃取塔，该设备具有设备小、耗材少、占地面积小等的优势。

4.3 总处理量对相分离效率的影响

本工作的研究目的除了在合理的条件下尽可能提高萃取效率，还需要得到原料液中的溶剂，因此相分离效率EP也是一个衡量旋流萃取器性能的重要参数。图13示出了液液比1：1的条件下，改变总处理量为1.08～3.78 m3/h得到相分离效率的数值模拟曲线。

图13 处理量与分离效率的关系Fig.13 Relationship between the total treatment capacity and phase separation efficiency

分离效率EP的公式如下：

常规萃取塔［15］的分散相存留分数随着流量的增大而增加，也就是代表了分离效率会随着流量的增大而降低，分散相存留分数越大就意味着该塔易于液泛，同时还会减小两相间的传质推动力。而旋流萃取器的相分离效率随处理量的增大呈现先增后减的规律，在处理量为3.24 m3/h时达到最大值，但下降的幅度比上升的幅度略快一些。这体现了旋流萃取器在合适的条件下可以处理更多原料液的优越性。

锥段是旋流萃取器分离的主要区域。图14示出了不同处理量下的z=220 mm截面（锥段区域）的切向速度模拟结果，从图中可以看出旋流萃取器的切向速度随处理量的增大而增大，在外旋流区域切向速度的增幅比内旋流区域的增幅大，这种差异会使得两相更容易分离，从而提高分离效率。处理量小意味着切向速度小，将导致该旋流场无法产生足够大的离心力使液液两相分离。当处理量过大时，虽离心力增大有利于分离，但过大的剪切力会引起流场内部湍动程度剧烈增加（见图11），轻相更容易破碎成小液滴（见图8，9），造成液液两相返混现象，相分离效率下降。因此选取合适的处理量能得到较高的分离效率，就能较大程度地避免传统塔的夹带和液泛问题。

图14 不同处理量下z=220 mm截面处的切向速度Fig.14 Tangential velocity at the section of z=220 mm under different treatment capacities

5 结论

（1）旋流萃取器的速度分布呈现基本轴对称分布。切向速度的峰值随着离底流口距离的减小，先减小后增大，一定程度上增加了自然旋风长。溢流管处轴向速度大于0，有利于萃取相的输出，底流管处轴向速度大于0的区域急剧减小，有利于萃取余相的输出。径向速度的峰值出现在流体从3层小孔刚流入柱段区域的区域，有利于溶质扩散，增加相间接触面积，有利于传质。

（2）湍动能影响液滴的聚并破碎行为。湍动剧烈时液滴破碎，湍动小时液滴容易聚并。

（3）液液比的增大促进连续相和分散相的接触面积和接触时间，提高萃取效率，但Ql/Qh＞1时增幅减缓，液液比过大会造成萃取相的过饱和，经济效益低。

（4）与常规填料萃取塔相比，旋流萃取器的处理量更大、体积更小。随处理量的增加，分离效率先增加后降低，分离效率在处理量为3.24 m3/h达到最大值，萃取效率呈现递增现象。不能片面追求较大的离心力来获得较高的旋流速度，速度越高导致旋流萃取器内部流场切向速度大和湍动剧烈，液滴更易破碎，造成返混现象，选取合适的处理量能较大程度得避免传统塔的夹带和液泛的问题。