鼓泡塔反应器综述

1、.目录1 鼓泡塔反应器简介 .11.1鼓泡塔的概念 .11.2鼓泡塔的结构 .21.3鼓泡塔类型 .21.3.1空心式 .31.3.2多段式 .31.3.3循环式 .31.4鼓泡塔反应器的操作状态 .52 鼓泡塔反应器的流体力学特性 .72.1气泡直径 .82.2含气率.82.3气液比相界面积 .102.4鼓泡塔的气体阻力 P.102.5返混 .103 鼓泡塔反应器的传质、传热特性 .113.1鼓泡塔的传质 .113.2鼓泡塔的传热 .124 鼓泡塔反应器的数学模型 .144.1双流体模型 .144.2湍流模型 .14.5 鼓泡塔反应器的工业应用实例161 鼓泡塔反应器简介1.1 鼓泡塔的概念

2、鼓泡塔是在塔体下部装上分布器，将气体分散在液体中进行传质、传热的一种塔式反应器 。优点：气相高度分散于液相中， 具有大的液体持有量和相界接触面，传质和传热效率高，适用于缓慢化学反应和高度放热的情况；结构简单，操作稳定，投资和维修费用低，被广泛应用于加氢、脱硫、烃类氧化、烃类卤化等工业过程。缺点：液相有较大的返混，气相有较大的压降。当高径比大时，气泡合并速度增加，使相际接触面积减小。.1.2 鼓泡塔的结构图 1.2简单鼓泡塔气体分布器：使气体分布均匀，强化传热、传质。是气液相鼓泡塔的关键设备之一，型式：多孔板，喷嘴，多孔等，为鼓泡塔主要结构之一，另一主要结构为塔体。换热装置： 1 、夹套式：热效

3、应不大时。2 、蛇管式：热效应较大时。3 、外循环换热式：热效应较大时塔体可安装夹套或其它型式换热器或设有扩大段、 液滴捕集器等； 塔液体层中可放置填料；塔可安置水平多孔隔板以提高气体分散程度和减少液体返混。1.3 鼓泡塔类型.空心式图空心式鼓泡塔图 多段式鼓泡塔空心式鼓泡塔如图所示，塔不含塔板和液体分布器，最适用于缓慢化学反应系统或伴有大量热效应的的反应系统。热效应较大时，可在塔或塔外装备热交换单元。多段式多段式鼓泡塔反应器如图所示，塔至少有一块塔板。克服鼓泡反应器中的液相返混现象，适用于高径比较大的情况。循环式.图循环式鼓泡塔循环式鼓泡塔如图所示，按循环类型可分为循环鼓泡塔和外循环鼓泡塔。

4、塔装有气升管，引起液体形成有规则的循环流动，可以强化反应器传质效果，并有利于固体催化剂的悬浮。适用于高粘性物系。例如：生化工程的发酵、环境工程中活性污泥的处理、有机化工中催化加氢等特点：在这种鼓泡塔中气流的搅动比简单鼓泡塔激烈得多。简单鼓泡塔中气体空塔速度不超过1m/s，气体升液式鼓泡塔中气升鼓泡管气体空管速度可高达 2m/s，换算至全塔截面的空塔气速可达1m/s，其液体循环速度可达 1 2m/s。.1.4 鼓泡塔反应器的操作状态鼓泡塔流体的流动情况比较复杂，气体的鼓入方式多种多样，气速的大小有高有低，有的单独鼓入，有的与液体一起鼓入或喷入。 液体有流动的（连续式），有不流动的（半间歇式）。在

5、连续操作的塔中， 液体与气体有逆流的， 有并流的，气液的流动会相互影响。塔的部构件导流管、障板、挡板、筛板、换热器等，也会影响气体和液体的流动状态及气液两相的接触状态，从而影响反应器的传递特性和反应结果。 下面，仅就一般及典型的情况作出说明和描述，在实践中指导分析和改进鼓泡塔的操作， 改善鼓泡塔的结构和塔流型， 提高反应器的收率和生产能力。气体的空塔线速度不同会在鼓泡塔造成不同的流动状态。安静鼓泡区：表观气速低于 0.05m/s 时，处于此区。所谓安静区操作，即鼓泡塔中的气体流量较小，气泡大小比较均匀，规则地浮升，液体搅拌并不显著。在安静区操作，既能达到一定的气体流量，又可避免气体的轴向返混，

6、很适用于动力学控制的慢反应。此时，气泡呈分散状态，气泡大小均匀，行有秩序的鼓泡，图 1.4 鼓泡塔流动状态分布区区域目测液体搅动微弱。湍流鼓泡区：.表观气速大于 0.08m/s 时，处于此区。所谓湍动区操作，在气体流量较大时，气泡运动呈不规则现象，液体作高度地湍动，塔物料强烈混合，气泡作用的机理比较复杂， 这种情况称为湍动区。 在湍动区气泡大小不均匀，大气泡上升速度快，小气泡上升速度慢，停留时间不等，加之无定向搅动，不仅呈极大的液相返混，也造成气相返混。栓塞气泡流动区：小径气泡塔，高表观气速下出现此状态。由于器壁限制了大气泡直径。实验观察到，栓塞气泡流发生在小直径直至0.15m 直径的鼓泡反应

7、器中。在生产装置中，简单的鼓泡塔往往选择在安静区状态下操作，而气体升液式鼓泡塔往往在湍动区操作。连续操作的鼓泡塔反应器，当其长径比（塔高/ 塔径）比较小，气速又比较高时，液相的流动状态接近理想混合；长径比比较大但液体停留时间长、循环速度快时亦可视为理想混合； 当长径比比较大， 气速又较高时， 气体接近理想置换流型。气液的激烈搅拌有利于气液表面的更新，有利于传质和传热的进行，使反应器温度分布均匀， 但返混的存在会影响转化率并对一些反应的选择性有不利影响。例如环己烷氧化制环己酮、环己醇，丁烷氧化制甲乙酮，目的产物均为氧化的中间产物， 极易进一步氧化为酸， 为提高反应的选择性， 应使液体的流动接近活

8、塞流，而且要在低转化率下操作。为降低流动的返混程度， 可在鼓泡塔装设水平多孔隔板或挡板，或者填装填料，或者将鼓泡塔做出多级。.2 鼓泡塔反应器的流体力学特性鼓泡塔气液尺寸的大小、气泡的上升速度、床层的含气率、相界面积等参数，反应流体在塔的流动状态， 对于分析、 操作和计算鼓泡塔反应器具有重要意义。.2.1 气泡直径鼓泡塔的气泡有两种形成机制，当气速比较低时， 靠分布器的小孔分散成气泡；当气速较高时，靠液体的湍动使喷出的气流破裂形成气泡。气泡的大小直接关系到气液传质面积。在同样的空塔气速下， 气泡越小，说明分散越好，气液相接触面积就越大。引入参数，孔口雷诺数气泡直径 dB 根据孔口雷诺数可分为三

9、个区域：低气速区域Reo<400Reod0uGGG中等流速区域 400<Reo<5000d01dB1.823( LG )g11高气速区域23dB0.0287Reo>4000d0eo无相关关系式，只是气泡平均直径随Reo 增加而下降2.2 含气率单位体积鼓泡床（充气层）气体所占的体积分数称为含气率。液体不流动时的含气率称为静态含气率；液体连续流动时的含气率称为动态含气率。气含率的含义是气液混合液中气体所占的体积分率，可用下式表示：.式中G气含率；3VG气体体积， m；3VL 液体体积， m；3VGL气液混合物体积， m。对圆柱形塔来说，由于横截面一定，因此气含率的大小意味

10、着通气前后塔充气床层膨胀高度的大小。 对于传质与化学反应来讲， 气含率非常重要， 因为气含率与停留时间及气液相界面积的大小有关。影响气含率的因素主要有设备结构、物性参数和操作条件等。一般气体的性质对气含率影响不大，可以忽略。而液体的表面力L、粘度L 与密度 L 对气含率都有影响。 溶液里存在电解质时会使气液界面发生变化，生成上升速度较小的气泡，使气含率比纯水中的高15%20%。空塔气速增大时， G也随之增加，但 OG达到一定值时，气泡汇合，G反而下降。G 随塔径D的增加而下降，但当 D0.15m 时，D对 G 无影响。当 OG 0.05m/s 时， G 与塔径 D 无关。（因此实验室试验设备的

11、直径一般应大于 0.15m，只有当 OG 0.05m/s 时，才可取小塔径。含气率是个重要参数，它反映的大小还影响到单位体积床层所具有的相界面积，以及气液两相在床层中的停留时间，从而影响传质过程和化学反应结果。.2.3 气液比相界面积气液比相界面积是指单位气液混合鼓泡床层体积所具有的气泡表面积，的大小直接关系到传质速率，是重要的参数，值测定比较困难，人们常利用传质关系式 NA=kL cA 直接测定 kL 之值进行使用。2.4 鼓泡塔的气体阻力P鼓泡塔的气体阻力由两部分组成：一是气体分布器阻力，二是床层静压头的阻力。2.5 返混鼓泡塔液相存在返混，所以通常工业鼓泡塔反应器液相视为理想混合。塔气体

12、的返混一般不太明显，常假设为置换流，其计算误差约为5%。但要求严格计算时，尤其是当气体的转化率较高时，需考虑返混。.3 鼓泡塔反应器的传质、传热特性3.1 鼓泡塔的传质鼓泡塔反应器的传质过程中，一般气膜传质阻力较小，可以忽略，而液膜传质阻力的大小决定了传质速率的快慢。当鼓泡塔在安静区操作时，影响液相传质系数的因素主要是气泡大小、空塔气速、液体性质和扩散系数等；而在湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面积以及气体表面力等，成为影响传质系数的主要因素。鼓泡塔的气膜传质分系数可按如下关联：kG dBDG 6.6.液膜传质分系数可按下式关联：0.50.250.375k L d B 0.

13、52g d 2B LLg d 3B LD LDL L2LL气 - 液传质比表面积可由气含率和气泡直径按下式确定：6aGdVS气 - 液界面的液相容积传质系数可按下式关联：0.50.6220.31kL aD2Lg2g31.1R0.6D R LDR LGDLD LLL2L3.2 鼓泡塔的传热鼓泡塔中的传热，通常以三种方式进行：利用溶剂、液相反应物或产物的汽化带走热量； 采用液体循环外冷却器移出反应热；采用夹套、 蛇管或列管式冷却器。鼓泡床中由于气泡的运动，床层中的液体剧烈扰动。流体对换热器壁的给热系数比自然对流给热系数大10 余倍之多，通常它不成为热交换中的主要阻力。2鼓泡塔的总传热系数通常为69

14、4 915W/(m·K)。给热系数可按下关系计算：1 321 31 3uOG1 4cL 2 ；当L18 时，LK b1 32L g0.146 K bL gL1 31 320.3 cL L当 Kb>18 时，。LL2 gL.4 鼓泡塔反应器的数学模型泡塔的数值模拟属于多相流模拟，目前主要有欧拉一拉格朗日法和欧拉法。欧拉一拉格朗日方法需要对每一个气泡进行跟踪，对于高气含率的工业反应器，其应用受到计算量的限制； 欧拉法又称为双流体模型， 它假定每一相都是相互贯穿的连续体，为每一相求解一组控制方程，其计算将不受气含率的限制。4.1 双流体模型双流体模型控制方程可在单相控制下采用集平均方

15、法推导。假定液体为连续相，气体为分散相不可压缩，且不考虑相间质量和热量传递，控制方程如下：质量守恒方程i?(iU i )0t动量守恒方程( i iU i )?(i iU iU i )i ? ( i i )Fi i i gt动量方程中， Fi 为相间作用力； 错误 ! 未找到引用源。 表示应力量，假定流动为各向同性湍流，根据Boussinesq 假定，可用下式计算湍流应力因流体不可压缩，上式中右边第三项为零；错误 ! 未找到引用源。 为有效粘度，对于液相，其包括分子粘度、液相湍流粘度，并考虑气泡的影响，即关注两相间湍流传递。4.2 湍流模型液相湍流采用两种湍流模型来计算，即k- 模型和 RNGk

16、- 模型，这两种模型都考虑了气液两相动量传递的影响，引入附加湍流作用项。 液相湍流粘度由下.式计算：对于 k- 模型，其 k 和 方程分别为：其中，错误 ! 未找到引用源。 和错误 ! 未找到引用源。 为因分散相引起的湍流附加作用项。参数取值为：错误 ! 未找到引用源。 =1.44 ，错误 ! 未找到引用源。=1.92 ，错误 ! 未找到引用源。 =0.09 ，错误 ! 未找到引用源。 =1.0 ，错误 ! 未找到引用源。 =1.3 。RNGk- 湍流模型的 k 及 方程与 k- 模型具有相同的形式，但错误 ! 未找到引用源。，错误 ! 未找到引用源。值与前者不同，分别 为 1.42 ，1.68 及 0.0845 ；这两种模型最大的差别在于RNGk- 模型的 方程较前者多一项，该项为：式中，错误 ! 未找到引用源。，错误 ! 未找到引用源。，错误 ! 未找到引用源。对于快速剪切流动，该模型所计算的湍流粘度要小于k- 模型；在大的流体变形区域错误 ! 未找到引用源。 大于错误 ! 未找到引用源。，错误 ! 未找到引