毕业论文(环己烷氧化在环流反应器中气液混合的研究).doc

.第一章 文献综述1.1环流反应器的研究环流反应器是在强化鼓泡反应器发展起来的高效反应器，一类高效的气液，气液液或气液固多相反应器。它具有结构简单，液体力学性能好，易于工程放大，已在化工生产中得到广泛应用。1.1.1环流反应器的原理本文研究的气升式环流反应器基本外观结构,反应器外筒内部有一个导流筒,将反应器外筒内部划分为导流筒内侧(上升段)和导流筒外侧(下降段)2个区域。初始状态的反应器充有常温液态水。气相(空气)由反应器底部气体入口喷入反应器,沿上升段上升,并由反应器顶部的排气口排出。由于反应器上升段和下降段中混合物的气含率不同,在反应器的上升段和下降段之间形成了静压力差,反应器中的液体在气体的带动下上升至导流筒顶部后,在静压力差的推动下,再由下降段回流至反应器底部,形成了气升式环流反应器内部物质循环流动的推动力1。1.1.2环流反应器的分类及特点【1.1】侯英华2等已对环流反应器的分类作了较详细的说明。主要有以下几种分类形式：（1）按流动形式分类按流动形式可分为内环流和外环流两种，图1-1中M1为通入反应器的流体流量，M2为液体循环流量，M3为总流量，则M3=M1+M2。气体或液体进入反应器后，由于流体的初始动量和密度的降低，使一侧流体向上，另一侧向下做循环流动，形成良好的混合反应条件。.图1-1 内外环流反应器的示意图图1-2 多级式环流反应器示意图（2）按组成形式分类图1-1，图1-3和图1-4所示均为单级形式。多级环流反应器有立式和卧式两种，图1-2（a）是用于废水处理的多级串联环流反应器，图1-2（b）是多导流筒立式串联反应器，图1-2（c）是多级卧式串联反应器。已有文献研究表明多级式反应器比单级式反应器不仅有较高的传质系数，而且能耗低。（3）按流体动力来源分类1）气升式环流反应器（ALR）。即气体由导流筒下部进入反应器，由于气泡在导流筒内外分布不同，使筒内外流体产生密度差而生成液体的环流运动。气升式环流反应器主要有中心气升、环隙气升三种形式（如图1-3）。图1-3 气升式环流反应器2）喷射式环流反应器（JLR）。利用喷嘴把液体或气体高速喷入反应器内，由于喷射推动和静压差推动联合作用，流体在反应器内均匀混合并形成环流流动，输入流体的动能大部分转化为反应器中流体的湍流动能。通常这类反应器有较大的放大效应。喷射式环流反应器分为上喷和下喷两种（如图1-4）图1-4 喷射式环流反应器示意图图1-5 推进式环流反应器3）推进式环流反应器（PLR）。它适合处理高粘度物料，内部导流筒又可以作为换热器。但其搅拌轴不易密封，维修不便，易泄漏有害物质。4）压差式环流反应器。利用气体入口与出口的静压差产生环流，多用于压力较高的反应过程。5）机械搅拌式环流反应器。利用搅拌桨的搅拌作用是液体产生环流，这类反应器结构复杂，能耗较大，目前已淘汰。1.2 FLUENT软件介绍1.2.1网格技术，数值技术，并行计算计算网格是任何CFD计算的核心，它通常把计算域划分为几千甚至几百万个单元，在单元上计算并存储求解变量，FLUENT使用非结构化网格技术，这就意味着可以有各种各样的网格单元：二维的四边形和三角形单元，三维的四面体核心单元、六面体核心单元、棱柱和多面体单元。这些网格可以使用FLUENT的前处理软件GAMBIT自动生成，也可以选择在ICEM CFD工具中生成。在目前的CFD市场， FLUENT以其在非结构网格的基础上提供丰富物理模型而著称，久经考验的数值算法和鲁棒性极好的求解器保证了计算结果的精度，新的NITA算法大大减少了求解瞬态问题的所需时间，成熟的并行计算能力适用于NT，Linux或Unix平台，而且既适用单机的多处理器又适用网络联接的多台机器。动态加载平衡功能自动监测并分析并行性能，通过调整各处理器间的网格分配平衡各CPU的计算负载。FLUENT的湍流模型一直处于商业CFD软件的前沿，它提供的丰富的湍流模型中有经常使用到的湍流模型、针对强旋流和各相异性流的雷诺应力模型等，随着计算机能力的显著提高，FLUENT已经将大涡模拟（LES）纳入其标准模块，并且开发了更加高效的分离涡模型（DES），FLUENT提供的壁面函数和加强壁面处理的方法可以很好地处理壁面附近的流动问题。1.2.2动态和移动网格提供几种网格重构方案，根据需要用于同一模型中的不同运动部件，仅需要定义初始网格和边界运动。动网格与FLUENT提供的其他模型如雾化模型、燃烧模型、多相流模型、自由表面预测模型和可压缩流模型相兼容。搅拌槽、泵、涡轮机械中的周期性运动可以使用FLUENT中的动网格模型（moving mesh）进行模拟，滑移网格和多参考坐标系模型被证实非常可靠，并和其他相关模型如LES模型、化学反应模型和多相流等有很好的兼容性。1.2.3 化学反应模型化学反应模型，尤其是湍流状态下的化学反应模型在FLUENT软件中自其诞生以来一直占着很重要的地位，多年来，FLUENT强大的化学反应模拟能力帮助工程师完成了对各种复杂燃烧过程的模拟。涡耗散概念、PDF转换以及有限速率化学模型已经加入到FLUENT的主要模型中 ：涡耗散模型、均衡混合颗粒模型，小火焰模型以及模拟大量气体燃烧，煤燃烧、液体燃料燃烧的预混合模型。预测NOx生成的模型也被广泛的应用与定制。许多工业应用中涉及发生在固体表面的化学反应，FLUENT表面反应模型可以用来分析气体和表面组分之间的化学反应及不同表面组分之间的化学反应，以确保表面沉积和蚀刻现象被准确预测。对催化转化、气体重整、污染物控制装置及半导体制造等的模拟都受益于这一技术。 FLUENT的化学反应模型可以和大涡模拟（DES）及分离涡（DES）湍流模型联合使用，这些非稳态湍流模型耦合到化学反应模型中，我们才有可能预测火焰稳定性及燃尽特性。多相流模型多相流混合物广泛应用于工业中，FLUENT软件是在多相流建模方面的领导者，其丰富的模拟能力可以帮助工程师洞察设备内那些难以探测的现象，Eulerian多相流模型通过分别求解各相的流动方程的方法分析相互渗透的各种流体或各相流体，对于颗粒相流体采用特殊的物理模型进行模拟。很多情况下，占用资源较少的的混合模型也用来模拟颗粒相与非颗粒相的混合。FLUENT可用来模拟三相混合流（液、颗粒、气），如泥浆气泡柱和喷淋床的模拟。可以模拟相间传热和相间传质的流动，使得对均相及非均相的模拟成为可能。FLUENT标准模块中还包括许多其他的多相流模型，对于其他的一些多相流流动，如喷雾干燥器、煤粉高炉、液体燃料喷雾，可以使用离散相模型（DPM）。射入的粒子，泡沫及液滴与背景流之间进行发生热、质量及动量的交换。VOF模型（Volume of Fluid）可以用于对界面的预测比较感兴趣的自由表面流动，如海浪。汽蚀模型已被证实可以很好的应用到水翼艇、泵及燃料喷雾器的模拟。沸腾现象可以很容易地通过用户自定义函数实现。1.2.4 前处理和后处理FLUENT提供专门的工具用来生成几何模型及网格创建。GAMBIT允许用户使用基本的几何构建工具创建几何，它也可用来导入CAD文件，然后修正几何以便于CFD分析，为了方便灵活的生成网格，FLUENT还提供了TGrid，这是一种采用最新技术的体网格生成工具。这两款软件都具有自动划分网格及通过边界层技术、非均匀网格尺寸函数及六面体为核心的网格技术快速生成混合网格的功能。对于涡轮机械，可以使用G/Turbo，熟悉的术语及参数化的模板可以帮助用户快速的完成几何的创建及网格的划分。FLUENT的后处理可以生成有实际意义的图片、动画、报告，这使得CFD的结果非常容易地被转换成工程师和其他人员可以理解的图形，表面渲染、迹线追踪仅是该工具的几个特征却使FLUENT的后处理功能独树一帜。FLUENT的数据结果还可以导入到第三方的图形处理软件或者CAE软件进行进一步的分析。1.2.5 定制工具用户自定义函数在用户定制FLUENT时很受欢迎。功能强大的资料库和大量的指南提供了全方位的技术支持。FLUENT的全球咨询网络可以提供或帮助创建任何类型装备设施的平台，比如旋风分离器、汽车HVAC系统和熔炉。另外，一些附加应用模块，比如质子交换膜（PEM）、固体氧化物燃料电池、磁流体、连续光纤拉制等模块已经投入使用。FLUENT自豪的是能持续满足广大行业客户的应用需求。客户能够得到业内最有经验的流体工程师的技术支持，以他们丰富的专业技能作为依靠。联系您当地的FLUENT分支机构，看看FLUENT能为您的工程项目提供何种帮助吧。1.2.6子模块FloWizard :为产品设计提供快速流动模拟FloWizard 软件是以设计产品或工艺为目的的快速流体建模软件。该计算流体动力学软件是专门为那些需要了解所设计产品的流体动力学特性的设计工程师和工艺工程师研制的。设计者不再需要是流体模拟方面的专家就可以非常成功地使用FloWizard。因为它易学易用。在产品设计周期的初期，工程师就可以用快速流动模拟对产品方案进行流动分析，这就提高了设计的性能，降低了产品到达市场的时间。另外，FloWizard能够执行多个流体动力学设计任务。POLYFLOW:非牛顿流体、流变及粘弹性流体的数值分析软件POLYFLOW是专用于粘弹性材料流动模拟的有限元CFD软件。它适用于塑料、树脂等高分子材料的挤出成型、吹塑成型、拉丝、层流混合、涂层过程中的流动及传热和化学反应问题。另外也可用于模拟聚合物问题的流动，如可进行聚合物熔化、石油、洗涤剂、印墨、悬浮物、泥土、液态食品原料及熔融玻璃的流动模拟。多年来，POLYFLOW在模拟粘弹性流动方面始终领先于其他软件。1.3本文研究的内容和目的本文将用CFD软件模拟气液在环流反应器中的混合过程的气液行为规律，主要考察了循环液速，气含率对气液混合过程的影响，用于寻找环己烷氧化反应的最佳反应条件。第二章 计算原理流体力学基本方程：连续性方程（质量方程），动量方程，能量方程，状态方程。描述粘性流体运动的N-S方程可以表示为：2.1质量方程 （2-1）上式左侧表示控制体积内的质量变化量，右端表示控制体积内的积累。该式为流体流动时的微分质量衡算方程，也称连续方程。任何流体的流动均满足此方程，对稳态或非稳态流动、理想流体或实际流体，不可压缩流体或可压缩流体、牛顿性或非牛顿性流体均适用。对于不可压缩的稳态流动，由于：=常数,Sm=0,则上式可简化为 （2-2）2.2动量方程 （2-3）式中，,微流体的运动粘度。该运动方程中每一项都代表着作用在流体质点的力。式（2-3）中左侧一项表示惯性力；右侧项中表示质量力；表示压力梯度；表示粘性力。四种力中对流动起决定作用的是惯性力和粘性力，而压力则是在二者之间起平衡作用的力。2.3湍流方程湍流是自然界普遍存在的一种复杂的流体流动现象。所以，湍流的研究是物理学乃至科学中当今最重要的问题之一。湍流的复杂性决定了不能获得它的精确结果，为了求得近似的结果，人们进行了各种假定或处理，将真实的湍流运动，简化为经人设计的模型，使得模型与实际的湍流统计平均行为基本一致，构成湍流模式。良好的湍流模式所表现的数学模型，必须正确描述湍流中的平均流场和物质扩散的特征，而且既要有通用性又要计算简便。在 Euler 坐标系中，对流场的模拟已经发展为基于 Reynolds 时均方程及其关联量输送方程的统观模拟（ReynoldsAssociation Numerical Simulation, RANS）、直接数值模拟（Direct Numerical Simulation, DNS）、大涡模拟（Large Eddy Simulation）和离散涡模拟（Discrete Vortex Simulation, DVS）等几种方法，其中后三种能直接得到流体的瞬时状态的流场，而 Reynolds 时均的各种封闭模型只能得到时均值，要想得到瞬时值，它还必须和另外一些求脉动速度的方法相结合。在实际工程应用中，人们关心流动的时均值而忽略湍流细节，目前在工程计算中对于湍流流场都采取雷诺平均法处理雷诺方程，将湍流流场的各瞬时特征值表示为时均值和脉动值之和，如公式2-6和2-7所示。描述不可压缩粘性流体流动的时均连续方程和雷诺时均 N-S 方程如下所示： (2-4) (2-5)其中： （2-6） （2-7）式中，、为瞬时值，、为时均值，、为脉动值。当时间间隔t很长时有： （2-8）此时不在是时间的函数,这种平均的方法称为雷诺平均。式 2-5 就是著名的“雷诺方程”52。雷诺把 项解释为作用于流体上的附加应力，即雷诺应力，它是一个二阶对称的应力张量。在公式 2-6 和 2-7 组成的方程组中，除了 ux、uy、u和 p 是未知数外，新增加了、六个二阶相关量，但方程只有四个，因此方程组是不封闭的，所以，引用低阶的关系或平均量来近似表示这些湍动量，也就是以湍流模式来模拟真实湍流的平均特性。从而用这些微分形式或代数形式表示的模拟关系来封闭方程组。根据对湍流不同特性的模拟，现有的湍流模式大致可分为四大类：（1）平均速度场封闭模式。这种模式用某些平均量取代雷诺运动方程中的脉动量，从而求得这些脉动量的某些估量。例如 Prandtl 混合长理论就是其中之一53，它用平均速度梯度反映雷诺应力（2）平均湍流场封闭模式。此种模式除了对平均速度进行估量之外，还对某些脉动量进行估量，例如 Kolmogorov-Prandtl 将涡流运动粘度系数与湍动能和特征长度 建立联系54，即 （2-9）式中（3）平均雷诺应力封闭模型。此种模型是用建立雷诺应力各分量的关系，以封闭湍流方程组。我国著名的科学家周培源就提出了雷诺应力输运方程，后来逐步完善，形成了完整的雷诺应力模式55。（4）平均湍动能封闭模式。此种模式是以湍动能量方程作为一个补充方程，并与其他方程组组成封闭方程组。例如 k-模型就是其中之一。Boussinesq 于 1887 年提出了涡流粘度系数的概念奠定了后来许多湍流模型的基础56。他将雷诺应力写成如下形式： （2-10）式 2-7 中，t是湍流粘度系数。将公式 2-10 代入式 2-5 得： （2-11）与分子粘度不同，它依赖于湍流状态而不是物性参数，并且与平均流场相关。在求解雷诺应力的过程中，模型理论由粗糙到较为完善，方程由简单到复杂，但就其本质可分为两类：一类是采用湍流粘性假定的“有效粘度”模型；一类是直接建立雷诺应力微分方程的“雷诺应力模型”。目前，工程上应用最广泛的是 k-双方程模型，它属于有效粘度模型。下面具体介绍 k-湍流模型及其应用。2.3.1 标准 k-双方程湍流模型由 Jones 和 Launder 提出的双方程模型的基本表达式为： （2-12）其中 是湍动能， 是湍动能耗散率。其基本表达式为：湍动能输运方程: （2-13）湍动能耗散率输运方程： （2-14）方程中的各参数可使用 Launder 和 Spalding 的推荐值，简单的说，标准 k-湍流模型采用了以下几种基本处理1. 用湍动能反映了特征速度2. 用湍动能耗散率反映了特征长度尺度3. 引进了的关系4. 利用了 Boussinesq 假定进行了简化正因为如此，它具有其他模型所没有的优点。首先，它通过求解偏微分方程考虑湍流物理量的输运方程，即通过了求解偏微分方程确定脉动特征速度与平均速度梯度的关系，而不是直接将两者联系起来。其次，其特征长度不是由经验确定，而是以耗散尺度作为特征长度，并由求解相应的偏微分方程得到。由于脉动特征速度和特征长度是通过解相应的偏微分方程得到，因而它在一定程度上考虑了流动场中各点的湍能传递和流动的历史作用。计算结果表明，它能比较好的用于某些复杂的流动，例如环流、渠道流、边壁射流和自由射流57-58。近几年，国内有人还模拟了三维空间的湍流旋流、气体燃烧射流等复杂的流动行为59。但是，它有它的局限性，下面就是其计算结果的不理想或不成功的例子，强旋流（旋流数大于 1）、浮力流、重力分层流、曲壁边界流、低雷诺数的流动、园射流。对此，主要的原因可能是：第一，采用 Boussinesq 假定，即采用了梯度性和各向同性的概念，因而使 k-模型难以准确的模拟剪切层中平均场流动方向的改变对湍流场的影响。第二，它采用了一系列的经验系数，而这些系数都是在一定的实验条件下得来得，任意场合套用显然是不合适的。所以国内外的一些学者对各向同性的标准 k-模型进行了修正。2.3.2. RNG(重整化) k -湍流模型在 RNG k- 湍流模型里60， 和 的传递方程表示如下： (2-15) (2-16)在公式 2-15 和 2-16 中，湍动能Gb产生项和浮力产生项G与标准 k-湍流模型相同，R 可由下式得到： (2-17）其中。在公式 2-15 和 2-16 中，和是有关和有效 Prandtl 数的倒数，他们可以由下式得到： （2-18）其中=1.0，在方程 2-17 和 2-18 中，有效粘度可由下式求得： （2-19）其中 ，模型常数。2.4气泡聚并通常只考虑两两气泡聚并过程，气泡聚并过程包括三个阶段：第一阶段是气泡相互碰撞，在两气泡之间滞留少量液体形成液膜；第二阶段是液膜中液体流出使液膜变薄；第三个阶段，当液膜薄到临界厚度时，液膜破裂而导致气泡聚并。气泡聚并过程一般通过对气泡碰撞频率和聚并效率两个方面进行分析，气泡聚并速率等于气泡碰撞频率和聚并效率之积。2.4.1碰撞频率Prince & Blanch (1990) 将气泡间由于湍动而引起的碰撞和理想气体分子碰撞过程进行类比，用气体分子运动论的方法求得了气泡间的碰撞频率。另外气泡尾涡作用以及气泡上升速度不同也会导致气泡的碰撞。2.4.2聚并效率气泡聚并效率定义为导致聚并的碰撞数和总的碰撞数之比。由于气泡聚并行为的复杂性，现有的气泡聚并效率模型主要是半经验模型。实验研究表明，当气泡碰撞后，两气泡间形成液膜，此液膜由于液体流出而逐渐变薄，当液膜厚度小于某一临界厚度时气泡发生聚并。如果气泡碰撞后接触时间小于气泡聚并即气泡间液膜厚度减小到临界厚度所需要的时间 t，则气泡不发生破碎(Chesters, 1991)。因此，气泡接触时间和气泡聚并所需要时间的比值/t 是影响气泡聚并效率的重要参数。文献中广泛较多的是指数型关联式(Coulaloglou andTavlarides, 1977; Lee et al., 1987; Prince and Blance, 1990; Chesters, 1991)，该关联式给出直径给为 di的气泡和直径为 dj的气泡碰撞后发生聚并的概率为： （2-20）在气泡聚并过程中，液膜变薄过程是速控步骤，液膜破裂在极短时间内即可完成，在气泡聚并过程中可以忽略。Oolman & Blanch (1986) 提出了计算两等大小气泡液膜变化的模型，Prince & Blanch (1990) 在此基础上进行了部分简化，通过积分得到了气泡聚并时间的关联式，其中包含气泡大小、初始液膜厚度（对于水-空气体系约为 10-4m，Kirkpatrick & Lockett, 1974）和聚并时的临界液膜厚度（对于水-空气体系约为 10-8-10-7m，Kim & Lee, 1987）等参数。Chesters (1991) 基于等大小气泡的平行膜模型讨论了不同大小气泡的聚并过程，在计算不同大小气泡的聚并时间时采用两气泡的当量直径，并引入了当量的附加质量系数。Levich (1962) 基于量纲，假设湍流中气泡碰撞时的作用时间可以近似为和两气泡等大小的湍流涡体的特征寿命，Lee et al. (1987) 和 Prince & Blanch(1990) 也采用同样的处理方式。Kirkpatrick & Lockett (1974) 研究了气泡的聚并过程，基于平行膜模型给出了气泡相互靠近时液膜厚度变化的数值解。Jeelani & Hartland (1991) 提出了预测两气泡碰撞时液膜面积和靠近速度变化的模型，并讨论了初始靠近速度和外力作用的影响。Luo & Svendsen (1996) 基于能量守恒分析提出了估算气泡接触时间的模型。2.5气泡破碎描述气泡破碎过程，需要同时给定气泡破碎速率和子气泡大小分布。气泡破碎机制包括湍流涡体碰撞，液体流场剪切以及大气泡表面不稳定等几种，在一般气液体系中湍流涡体碰撞引起的气泡破碎为主要机制，下面介绍文献中对湍流涡体引起气泡破碎的研究。2.5.1气泡破碎速率Coulaloglou & Tavlarides (1977) 对液液体系液滴的破碎进行了研究，定义液滴的破碎速率为： （2-21）其中 tb为液滴破碎时间， N(d)/N(d)为液滴破碎分率。液滴破碎时间为： （2-22）液滴破碎分率与液滴表面能 E和湍动能 Et之间的比值有关，Coulaloglou &Tavlarides (1977) 采用指数型关联式计算： （2-23）Coulalogou & Tavlarides (1977) 的建模思想被后来的研究者所采用。Prince& Blanch (1990) 对气泡破碎进行研究，认为气泡破碎速率等于气泡和湍流涡体碰撞频率与破碎效率之积。气泡和湍流涡体的碰撞过程类比气体分子运动论进行计算，破碎效率采用下面的关联式计算： （2-24）其中 ucd为能导致气泡破碎的湍流涡体的最小速度，ute为湍流涡体的平均湍动速度。Prince & Blanch (1990) 给出的气泡破碎速率表达式为离散型，经整理可得到连续型的表达式为： （2-25）Prince & Blanch (1990) 推荐min的取值为 0.2d，认为小于 0.2d的湍流涡体对气泡破碎影响很小。实际上min的选取对积分结果影响较大，另外 Prince &Blanch (1990) 没有说明积分上限的选取，一般认为尺寸大于气泡的湍流涡体只是使气泡整体发生运动，而不导致气泡破碎，因此max可取值为d 。Tsouris & Tavlarides (1994) 建立的气泡破碎模型与 Prince & Blanch (1990)的模型类似，但采用了不同的破碎效率模型，认为能导致气泡破碎的湍流涡体的最小动能为气泡等大小破碎和气泡以最小破碎比（即形成最小子气泡）破碎两种情况下表面能增量的平均值，气泡破碎效率可表示为： （2-26）Luo & Svendsen (1996) 建立的气泡破碎模型认为气泡破碎速率等于气泡与湍流涡体的碰撞频率和气破破碎效率之积，其中破碎效率通过下式计算： （2-27）其中 e(d)为气泡破碎引起的表面能增量，e()为湍流涡体的动能。Martez-Bazn et al. (1999a, b) 认为气泡受两种应力作用，一种是保持气泡形状的由表面张力引起的应力，另一种为使气泡发生变形的由液相湍动引起的变形应力。气泡变形的速度与变形应力和保持形状应力之间的差值有关，该差值越大，气泡变形速率越快。Martinez-Bazan et al. (1999a) 给出的气泡破碎速率的最终表达式为： （2-28）2.5.2子气泡大小分布子气泡大小分布用来描述气泡破碎后形成不同大小子气泡的概率，文献中报道的主要包括经验模型和机理模型两类。经验模型指定子气泡大小符合某种统计分布，如等大小破碎 (Valentas, 1966)，均匀分布 (Randolph, 1969;Narsimha et al., 1979)，Beta分布 (Hsia and Tavlarides 1983; Lee et al., 1987)，截断正态分布 (Chatzi et al., 1989; Chatzi and Kiparissides, 1992)。机理模型从气泡破碎过程出发建立模型，通常可以分为基于气泡和湍流涡体碰撞机理的模型(Nambiar et al., 1992; Tsouris and Tavlarides, 1994; Luo and Svendsen, 1996)和基于应力平衡的模型 (Martez-Bazn et al., 1999ab, Lehr et al., 2002)。子气泡大小分布对于计算气泡大小分布有重要影响。文献中报道和应用的众多模型差别很大，因此对气液破碎过程进行深入分析，建立更为合理的模型，是PBM(群体平衡模型)更准确计算子气泡大小分布的关键问题。 第三章计算机模拟3.1反应器的选择气升式环流反应器通常分为四个部分，分别为上升段、下降段、气液分离器和底部连接段，上升段中气体含量较高，下降段中气体含量偏低，由于气含率的不同在两管间产生了压力差，推动液体在反应器内循环流动，气体由上升段下部进入反应器，气液混合物沿上升段上升至反应器上部，气液分离后气体由反应器顶部出口离开，液体进入下降段，不含或含少量气体的液体进入下降段向下回流至反应器底部通过底部连接段重新进入上升段，完成气升式环流反应器中的物质循环10。由于上升段中的气含率较高，气液传质主要在这个区间内进行。本文反应器整体结构如下图：图3-1 环流反应器整体结构图图3-2 环流反应器的编程条件及网格3.2反应条件的选择3.2.1循环液速的影响在环流反应器中，液相循环速度是影响气含率以及固相分布的主要因素。液相的循环流动能够促进全床各相快速均匀混合，将上升管内的气泡曳入下降管中，延长气一液相的接触时间，从而达到更好的传质、传热效果;能够使得固体粒子悬浮，防止固体颗粒的沉积。范正等人30在研究中得出的结论是为了使反应过程顺利进行，必须要有足够的搅拌强度，而液相循环速度是实现较高强搅拌强度的主要因素。循环液速的增加，加剧了反应器内流体的湍动程度、促进了气泡的破碎，增加了气一液两相的接触面积，强化了传质传热。影响循环液速的主要因素有:空塔气速、固含率、固粒直径、反应器内部结构等。(1)表观气速的影响表观气速的增加，单位时间内被气体带入反应器内的能量增加。表观气速增加，上升管内气含率增加，上升管和下降管间的平均密度差增加，即反应器的有效压头增加，液相循环的推动力从而增加，使得液相循环速度随表观气速的增加而增加。刘永民等3刘永民，刘铮.多管环流反应器的流动和传质特性J.化工学报，2001，52(3):222一226研究发现，上升管与下降管间的流体静压差是液相循环的主要推动力。气速较低时，循环液速随上升管气速的增加而增加;气速较高时，由于气泡之间的碰撞、聚并、破碎作用加强，尾涡能量损失加大液相的循环速度随表观气速的增加很小。(2)液体物理性质的影响液体的表面张力和粘度是影响液体循环速度的主要因素。表面张力下降，上升管和下降管的平均气含率均上升，但对于液体的循环速度影响比较小。Snap等32Snap P A,Pollard D J,Ison AP,Lilly MD.Gas holdup and liquid circulation rate in concentric tube airlift bioreactorsJ,Chemical Engineering Science,1994,49;303312通过在水中添加蔗糖考察粘度对于液相循环速度的影响，发现在表观气速不改变的条件下，粘度增加，反应器内流动阻力增加，使得床层内的液体循环速度降低;Tobajas等33Pollard D J A，Diaz R，RedondoP.Physical modeling for airlift loop tanksJ.Joural of Chemical Technology and Biotechnology，2001，45:22672281从能量的角度考虑，认为液相的粘度增加，床层内由于液体循环所需消耗的能量增加，使得液体循环速度降低。(3)反应器结构的影响循环液速随导流筒长度的增大而增大;导流筒直径减小，上升管液速增大而下降管液速减小。snap等132考察了分布器形式的影响，发现低气速时液体速度受分布器影响比较大，但是高气速时受分布器的影响比较小。这是因为表观气速比较低的时候，气体分布器对气含率影响显著，而液体的循环流动又是上升管和下降管的密度差所致，故表观气速比较低的时候液体速度受分布器影响明显。3.2.1气含率的影响相含率是多相流反应器中表征流动特性的重要参数，指各相在反应器中所占的体积分率。其中气含率是最重要的参数之一，它能够反映气一液相界面的接触面积的大小，对于整个反应器的传质、热有很大影响。影响气含率的主要因素有:表观气速、表观浆速、液相物性等。气含率是用气相在气升式环流反应器中所占的体积分数表示，根据考察空间的不同可分为局部气含率和平均气含率，气含率的大小对气-液相界面积有直接影响，并进而影响相间传质速率。a b c图3-3 进气速度为0.3m/s时环流反应器中各部的气含率 图3-4 下降区的轴向表观水速 图3-5 下降区的轴向气含率图3-1是进气速度为0.3m/s是反应器的气含率分布图，气体从下部喷射出来后气含率在导流筒内呈现发散式降低，在降流区的气含率则快速降低，在回流很小区间之后很快趋于0，下降区下部气含率可以忽略不计。从导流筒出口处能看出还是有气体环流。图3-2，3-3为下降区的表观水速和气含率随高度的变化图，表观水速在下降区上段出口处急剧反向回流，之后速度有小幅降低，平稳的过度到入口处又急剧降低，向进气口环流。（1）表观气速的影响（加压环流反应器冷模试验研究） a b图3-6 进气速度为0.8m/s时反应器导流筒出口处的气含率和表观气速a b图3-7 进气速度为0.3m/s时反应器导流筒出口处的气含率和表观气速 a b图3-8 进气速度为0.1m/s时反应器导流筒出口处的气含率和表观气速a b图3-9 进气速度为0.01m/s时反应器导流筒出口处的气含率和表观气速 a b c d图3-10 进气速度为0.01,0.1,.03,0.8m/s时气含率和表观气速的高度变化图由图3-4到图3-8中气含率和表观气速比较发现，图中有很多地方相似，又有图3-9气含率与表观气速随高度变化几乎重叠，则可以认为气含率与表观气速有关联，通过进一步计算和查阅文献【韦朝海，谢波.缩放型导流筒气升式内环流反应器特性【J.华南理工大学学报(自然科学版)，2000， 28(2):119一 12】得到关联式 （3-1）其中气含率为，表观气速为，x、y是与反应器的结构有关的常数。（2）表观液速的影响图3-11 进气速度为0.8、0.3、0.1、0.01(m/s)时，反应器导筒出口处的表观液速由图3-4（a）到图3-8（a）发现随着进气速度的变化，气含率在反应器中的分布状况是变化的，而图3-10则表明当进气速度变化时，反应器中的表观液速在反应器中分布变化很小，说明表观液速对气含率非常小，或没有影响。（3）液相物性的影响液体的物理性质如密度、粘度、表面张力等对气一液相之间的相互作用有重要影响，直接决定气泡的尺寸分布，气泡上升速度进而影响气含率。液相粘度及表面张力较高时，表观气速增加，大气泡气含率显著增加，而小气泡气含率增加很小;液相粘度和表面张力较低时，表观气速增加，大气泡气含率增加很小，而小气泡气含率显著增加。随着粘度和表面张力增加，由于气泡聚并加剧，故大气泡气含率升高，小气泡气含率降低。张同旺等28张同旺，靳海波，何广湘等加压大型鼓泡床反应器内大小气泡气含率研究【J.化学工程，2004，5(32):2933通过气泡聚并理论分析得出，液相表面张力降低，气泡破裂所需要克服的能垒降低，使得小气泡稳定性增加，大气泡稳定性减弱;Freitas等【29Freitas C，Fialova M，Zahradnik J ，etc. Hydrodynamics of a three Phase external loop airlift bioreaetor J.Chemical Engineering Science，2000，55(21):4961一4972通过在环流反应器内加入乙醇调节液相表面张力，发现上升和下降管的气含率均上升，说明乙醇改变了液相的表面张力，是气泡聚并的抑制剂。韦朝海等48 Douekrs，Clercak. Three Phase airlift reactorJl.Chemical Engineering Communication，1998，205一225研究结果表明，在粘度比较高的情况下，导致气含率下降。有研究发现，在两相体系中加入醇和酷类会使得反应器内的平均气含率增加，而氨基酸的加入对于气含率的影响可以忽略不记。（4）进气速度的影响（浙江大学环己烷无催化氧化反应系统的模拟分析）由3-3（a）到3-7（a）发现当进气速度很高（2.5m/s）或很低（0.1m/s,0.01m/s）时，下降管气含率很低，环流气量很少，环流效果很差。当进气速适当（0.8m/s,0.3m/s）时，气体的环流量较大，效果很理想。环流反应器想要达到很好的环流效果，应当选择合适的进气速度。（3） 小结有上述因素的分析，可以得出：气含率会随表观气速的增加而增加，气速较低时近似呈线性关系，气速较高时气含率随气速增加而增加的趋势减弱。气含率还与平均气泡的尺寸相关，气泡尺寸变大会导致气泡升速增快，从而使反应器内平均气含率降低。液体粘度增加会使得气泡的破碎速率降低，从而使气泡尺寸变大，气含率降低。表面张力会对气泡的聚并和破碎速度有重要影响，表面张力增加，气泡的聚并速度速率上升，破碎的速率降低，也会使气泡尺寸变大，所以气含率随表面张力的增加而降低。压力增加，气泡的内外相对压差变小，气泡破碎所需的能量降低，使得气泡尺寸变小，所以气含率随反应器内压力增加而增高。上升管段和下降管段的直径比例对气含率也有重要影响，直径比不同，流动阻力在两管间的分配也不相同，进而对下降管内气泡夹带产生影响，合适的直径比和反应器高度。3.2.3气泡破裂与聚并的影响（1）对表观气速的影响a b图3-12 考虑气泡破裂与聚并进气速度为0.1m/s和0.3m/s时的表观气速如图3-7（b），3-8（b）不考虑PBM，进气速度为0.1m/s和0.3m/s时表观气速分别为0.0035和0.011，如图3-12考虑PBM，进气速度为0.1m/s和0.3m/s时，表观气速分别为0.0037和0.0324。对比发现考虑PBM时，表观气速有增大，且进气速度越快增幅越大。在下降段3-7（b），3-8（b）所示，不考虑PBM，下降速度很慢，进气速度为0.1m/s和0.3m/s时表观气速分别为-5.23E-11和-1.03E-3，而图3-12所示速度分别为-0.0010和-0.0108。对比发现，考虑PBM时，低进气速度下降区表观气速增大很快，高进气速度增大较小。（2） 对气含率的影响图3-13 PBM时，进气速度为0.1，0.3m/s时表观气速和气含率图3-10（b）（c）中不考虑PBM时，进气速度为0.1和0.3m/s气含率分别为0.007,0.015，图3-13考虑PBM，气含率分别为0.01和0.065。由此可得气泡聚并和破裂可以提高气含率，在高气速时提高幅度大。（3）气泡尺寸的分布a b c d e f图1-14 进气速度为0.1m/s时各组别气泡尺寸的含量分布图1-14，进气速度为0.1m/s时气泡各尺寸组别在反映其中的分布情况，编程条件为20个组，图中选取的为第1,4，8,12,16,20组。a组导流筒内含量为0.0449-0.0460，b组为0.0455-0.0460，c组为0.0528-0.0533，d组为0.0528，e组为0.0513-0.0515，f组为0.0510。环流气泡尺寸a组为0.0489，b组为0.0500，c组为0.0517，d组为0.0504，e组为0.05000-0.0502，f组为0.0469。导流筒内气泡尺寸由小到大百分比先升高再降低。下降区气泡尺寸具有相同的规律。3.2.4液体粘度的影响图1-15 液体粘度为0.001，0.01，0.1，0.3Pas时，表观气速和气含率高度变化图1-15，表观气速和