鼓泡塔反應器綜述.doc

學習資料收集于網絡，僅供參考目錄1 鼓泡塔反應器簡介11.1 鼓泡塔的概念11.2 鼓泡塔的結構11.3 鼓泡塔類型21.3.1空心式21.3.2 多段式31.3.3 循環(huán)式31.4 鼓泡塔反應器的操作狀態(tài)42 鼓泡塔反應器的流體力學特性62.1氣泡直徑62.2含氣率62.3氣液比相界面積72.4鼓泡塔內的氣體阻力P72.5返混83 鼓泡塔反應器的傳質、傳熱特性93.1鼓泡塔的傳質93.2鼓泡塔的傳熱94 鼓泡塔反應器的數(shù)學模型114.1 雙流體模型114.2 湍流模型115 鼓泡塔反應器的工業(yè)應用實例131 鼓泡塔反應器簡介1.1 鼓泡塔的概念鼓泡塔是在塔體下部裝上分布器，將氣體分散在液體中進行傳質、傳熱的一種塔式反應器。優(yōu)點：氣相高度分散于液相中，具有大的液體持有量和相界接觸面，傳質和傳熱效率高，適用于緩慢化學反應和高度放熱的情況；結構簡單，操作穩(wěn)定，投資和維修費用低，被廣泛應用于加氫、脫硫、烴類氧化、烴類鹵化等工業(yè)過程。缺點：液相有較大的返混，氣相有較大的壓降。當高徑比大時，氣泡合并速度增加，使相際接觸面積減小。1.2 鼓泡塔的結構圖1.2 簡單鼓泡塔氣體分布器：使氣體分布均勻，強化傳熱、傳質。是氣液相鼓泡塔的關鍵設備之一，型式：多孔板，噴嘴，多孔等，為鼓泡塔主要結構之一，另一主要結構為塔體。 換熱裝置： 1、夾套式：熱效應不大時。 2、蛇管式：熱效應較大時。 3、外循環(huán)換熱式：熱效應較大時塔體可安裝夾套或其它型式換熱器或設有擴大段、液滴捕集器等；塔內液體層中可放置填料；塔內可安置水平多孔隔板以提高氣體分散程度和減少液體返混。1.3 鼓泡塔類型1.3.1空心式 圖1.3.1 空心式鼓泡塔 圖1.3.2 多段式鼓泡塔 空心式鼓泡塔如圖1.3.1所示，塔內不含塔板和液體分布器，最適用于緩慢化學反應系統(tǒng)或伴有大量熱效應的的反應系統(tǒng)。熱效應較大時，可在塔內或塔外裝備熱交換單元。1.3.2 多段式 多段式鼓泡塔反應器如圖1.3.2所示，塔內至少有一塊塔板。 克服鼓泡反應器中的液相返混現(xiàn)象，適用于高徑比較大的情況。1.3.3 循環(huán)式圖1.3.3 循環(huán)式鼓泡塔循環(huán)式鼓泡塔如圖1.3.3所示，按循環(huán)類型可分為內循環(huán)鼓泡塔和外循環(huán)鼓泡塔。塔內裝有氣升管，引起液體形成有規(guī)則的循環(huán)流動，可以強化反應器傳質效果，并有利于固體催化劑的懸浮。適用于高粘性物系。例如：生化工程的發(fā)酵、環(huán)境工程中活性污泥的處理、有機化工中催化加氫等特點：在這種鼓泡塔中氣流的攪動比簡單鼓泡塔激烈得多。簡單鼓泡塔中氣體空塔速度不超過1m/s，氣體升液式鼓泡塔中氣升鼓泡管內氣體空管速度可高達2m/s，換算至全塔截面的空塔氣速可達1m/s，其液體循環(huán)速度可達12m/s。1.4 鼓泡塔反應器的操作狀態(tài)鼓泡塔內流體的流動情況比較復雜，氣體的鼓入方式多種多樣，氣速的大小有高有低，有的單獨鼓入，有的與液體一起鼓入或噴入。液體有流動的（連續(xù)式），有不流動的（半間歇式）。在連續(xù)操作的塔中，液體與氣體有逆流的，有并流的，氣液的流動會相互影響。塔內的內部構件導流管、障板、擋板、篩板、換熱器等，也會影響氣體和液體的流動狀態(tài)及氣液兩相的接觸狀態(tài)，從而影響反應器的傳遞特性和反應結果。下面，僅就一般及典型的情況作出說明和描述，在實踐中指導分析和改進鼓泡塔的操作，改善鼓泡塔的結構和塔內流型，提高反應器的收率和生產能力。氣體的空塔線速度不同會在鼓泡塔內造成不同的流動狀態(tài)。安靜鼓泡區(qū)：圖1.4 鼓泡塔流動狀態(tài)分布區(qū)區(qū)域圖表觀氣速低于0.05m/s時，處于此區(qū)。所謂安靜區(qū)操作，即鼓泡塔中的氣體流量較小，氣泡大小比較均勻，規(guī)則地浮升，液體攪拌并不顯著。在安靜區(qū)操作，既能達到一定的氣體流量，又可避免氣體的軸向返混，很適用于動力學控制的慢反應。此時，氣泡呈分散狀態(tài)，氣泡大小均勻，行有秩序的鼓泡，目測液體攪動微弱。湍流鼓泡區(qū)：表觀氣速大于0.08m/s時，處于此區(qū)。所謂湍動區(qū)操作，在氣體流量較大時，氣泡運動呈不規(guī)則現(xiàn)象，液體作高度地湍動，塔內物料強烈混合，氣泡作用的機理比較復雜，這種情況稱為湍動區(qū)。在湍動區(qū)氣泡大小不均勻，大氣泡上升速度快，小氣泡上升速度慢，停留時間不等，加之無定向攪動，不僅呈極大的液相返混，也造成氣相返混。栓塞氣泡流動區(qū)：小徑氣泡塔，高表觀氣速下出現(xiàn)此狀態(tài)。由于器壁限制了大氣泡直徑。實驗觀察到，栓塞氣泡流發(fā)生在小直徑直至0.15m直徑的鼓泡反應器中。在生產裝置中，簡單的鼓泡塔往往選擇在安靜區(qū)狀態(tài)下操作，而氣體升液式鼓泡塔往往在湍動區(qū)操作。連續(xù)操作的鼓泡塔反應器，當其長徑比（塔高/塔徑）比較小，氣速又比較高時，液相的流動狀態(tài)接近理想混合；長徑比比較大但液體停留時間長、循環(huán)速度快時亦可視為理想混合；當長徑比比較大，氣速又較高時，氣體接近理想置換流型。氣液的激烈攪拌有利于氣液表面的更新，有利于傳質和傳熱的進行，使反應器內溫度分布均勻，但返混的存在會影響轉化率并對一些反應的選擇性有不利影響。例如環(huán)己烷氧化制環(huán)己酮、環(huán)己醇，丁烷氧化制甲乙酮，目的產物均為氧化的中間產物，極易進一步氧化為酸，為提高反應的選擇性，應使液體的流動接近活塞流，而且要在低轉化率下操作。為降低流動的返混程度，可在鼓泡塔內裝設水平多孔隔板或擋板，或者填裝填料，或者將鼓泡塔做出多級。2 鼓泡塔反應器的流體力學特性鼓泡塔內氣液尺寸的大小、氣泡的上升速度、床層的含氣率、相界面積等參數(shù)，反應流體在塔內的流動狀態(tài)，對于分析、操作和計算鼓泡塔反應器具有重要意義。 2.1氣泡直徑鼓泡塔內的氣泡有兩種形成機制，當氣速比較低時，靠分布器的小孔分散成氣泡；當氣速較高時，靠液體的湍動使噴出的氣流破裂形成氣泡。氣泡的大小直接關系到氣液傳質面積。在同樣的空塔氣速下，氣泡越小，說明分散越好，氣液相接觸面積就越大。引入?yún)?shù)，孔口雷諾數(shù)氣泡直徑dB根據(jù)孔口雷諾數(shù)可分為三個區(qū)域：低氣速區(qū)域 Reo400中等流速區(qū)域 400Reo4000無相關關系式，只是氣泡平均直徑隨Reo增加而下降2.2含氣率單位體積鼓泡床（充氣層）內氣體所占的體積分數(shù)稱為含氣率。液體不流動時的含氣率稱為靜態(tài)含氣率；液體連續(xù)流動時的含氣率稱為動態(tài)含氣率。氣含率的含義是氣液混合液中氣體所占的體積分率，可用下式表示：式中G氣含率；VG氣體體積，m3；VL液體體積，m3；VGL氣液混合物體積，m3。對圓柱形塔來說，由于橫截面一定，因此氣含率的大小意味著通氣前后塔內充氣床層膨脹高度的大小。對于傳質與化學反應來講，氣含率非常重要，因為氣含率與停留時間及氣液相界面積的大小有關。影響氣含率的因素主要有設備結構、物性參數(shù)和操作條件等。一般氣體的性質對氣含率影響不大，可以忽略。而液體的表面張力L、粘度L與密度L對氣含率都有影響。溶液里存在電解質時會使氣液界面發(fā)生變化，生成上升速度較小的氣泡，使氣含率比純水中的高15%20%。空塔氣速增大時，G也隨之增加，但OG達到一定值時，氣泡匯合，G反而下降。G隨塔徑D的增加而下降，但當D0.15m時，D對G無影響。當OG0.05m/s時，G與塔徑D無關。（因此實驗室試驗設備的直徑一般應大于0.15m，只有當OG0.05m/s時，才可取小塔徑。含氣率是個重要參數(shù)，它反映的大小還影響到單位體積床層所具有的相界面積，以及氣液兩相在床層中的停留時間，從而影響傳質過程和化學反應結果。2.3氣液比相界面積氣液比相界面積是指單位氣液混合鼓泡床層體積內所具有的氣泡表面積，的大小直接關系到傳質速率，是重要的參數(shù)，值測定比較困難，人們常利用傳質關系式NA=kLcA直接測定kL之值進行使用。2.4鼓泡塔內的氣體阻力P鼓泡塔內的氣體阻力由兩部分組成：一是氣體分布器阻力，二是床層靜壓頭的阻力。2.5返混鼓泡塔內液相存在返混，所以通常工業(yè)鼓泡塔反應器內液相視為理想混合。塔內氣體的返混一般不太明顯，常假設為置換流，其計算誤差約為5%。但要求嚴格計算時，尤其是當氣體的轉化率較高時，需考慮返混。3 鼓泡塔反應器的傳質、傳熱特性3.1鼓泡塔的傳質鼓泡塔反應器內的傳質過程中，一般氣膜傳質阻力較小，可以忽略，而液膜傳質阻力的大小決定了傳質速率的快慢。當鼓泡塔在安靜區(qū)操作時，影響液相傳質系數(shù)的因素主要是氣泡大小、空塔氣速、液體性質和擴散系數(shù)等；而在湍動區(qū)操作時，液體的擴散系數(shù)、液體性質、氣泡當量比表面積以及氣體表面張力等，成為影響傳質系數(shù)的主要因素。鼓泡塔的氣膜傳質分系數(shù)可按如下關聯(lián)：液膜傳質分系數(shù)可按下式關聯(lián)：氣-液傳質比表面積可由氣含率和氣泡直徑按下式確定：氣-液界面的液相容積傳質系數(shù)可按下式關聯(lián)：3.2鼓泡塔的傳熱鼓泡塔中的傳熱，通常以三種方式進行：利用溶劑、液相反應物或產物的汽化帶走熱量；采用液體循環(huán)外冷卻器移出反應熱；采用夾套、蛇管或列管式冷卻器。鼓泡床中由于氣泡的運動，床層中的液體劇烈擾動。流體對換熱器壁的給熱系數(shù)比自然對流給熱系數(shù)大10余倍之多，通常它不成為熱交換中的主要阻力。鼓泡塔的總傳熱系數(shù)通常為 694915W/(m2K)。給熱系數(shù)可按下關系計算：當 時，；當Kb18時，。4 鼓泡塔反應器的數(shù)學模型泡塔的數(shù)值模擬屬于多相流模擬，目前主要有歐拉一拉格朗日法和歐拉法。歐拉一拉格朗日方法需要對每一個氣泡進行跟蹤，對于高氣含率的工業(yè)反應器，其應用受到計算量的限制；歐拉法又稱為雙流體模型，它假定每一相都是相互貫穿的連續(xù)體，為每一相求解一組控制方程，其計算將不受氣含率的限制。4.1 雙流體模型雙流體模型控制方程可在單相控制下采用集平均方法推導。假定液體為連續(xù)相，氣體為分散相不可壓縮，且不考慮相間質量和熱量傳遞，控制方程如下：質量守恒方程動量守恒方程 動量方程中，F(xiàn)i為相間作用力；錯誤！未找到引用源。表示應力張量，假定流動為各向同性湍流，根據(jù)Boussinesq假定，可用下式計算湍流應力因流體不可壓縮，上式中右邊第三項為零；錯誤！未找到引用源。為有效粘度，對于液相，其包括分子粘度、液相湍流粘度，并考慮氣泡的影響，即關注兩相間湍流傳遞。4.2 湍流模型液相湍流采用兩種湍流模型來計算，即k-模型和RNGk-模型，這兩種模型都考慮了氣液兩相動量傳遞的影響，引入附加湍流作用項。液相湍流粘度由下式計算：對于k-模型，其k和方程分別為：其中，錯誤！未找到引用源。和錯誤！未找到引用源。為因分散相引起的湍流附加作用項。參數(shù)取值為：錯誤！未找到引用源。=1.44，錯誤！未找到引用源。=1.92，錯誤！未找到引用源。=0.09，錯誤！未找到引用源。=1.0，錯誤！未找到引用源。=1.3。RNGk-湍流模型的k及方程與k-模型具有相同的形式，但錯誤！未找到引用源。，錯誤！未找到引用源。值與前者不同，分別 為1.42，1.68及0.0845；這兩種模型最大的差別在于RNGk-模型的方程較前者多一項，該項為：式中，錯誤！未找到引用源。，錯誤！未找到引用源。，錯誤！未找到引用源。對于快速剪切流動，該模型所計算的湍流粘度要小于k-模型；在大的流體變形區(qū)域錯誤！未找到引用源。大于錯誤！未找到引用源。，錯誤！未找到引用源。將為負值，這相當于減少