方國(guó)棟，周興貴，束忠明

華東理工大學(xué)，化學(xué)工程聯(lián)合國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，上海 200237

氣升式環(huán)流反應(yīng)器具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、能耗低和傳質(zhì)能力強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，氣相的噴射動(dòng)能以及上升段和下降段混合相密度差的存在，為反應(yīng)器內(nèi)液相的循環(huán)提供良好的推動(dòng)力和較好的混合效果。氣升式環(huán)流反應(yīng)器在化學(xué)工業(yè)中有著廣泛的應(yīng)用，已用于環(huán)己烷氧化法生產(chǎn)環(huán)己酮的工藝路線中。為了提高反應(yīng)器內(nèi)氣含率，大多數(shù)研究[1-4]集中在反應(yīng)器結(jié)構(gòu)的改造和優(yōu)化，而對(duì)內(nèi)構(gòu)件多孔分布板的關(guān)注較少。Luo等[5-6]對(duì)多孔分布板的環(huán)流反應(yīng)器進(jìn)行了研究，發(fā)現(xiàn)多孔分布板能夠增強(qiáng)氣泡破碎能力以及氣相分布均勻性，從而提高反應(yīng)器傳質(zhì)性能。目前多孔分布板的研究主要集中在實(shí)驗(yàn)規(guī)模的環(huán)流反應(yīng)器，而對(duì)工業(yè)規(guī)模的環(huán)流反應(yīng)器認(rèn)識(shí)較少，因此需要對(duì)多孔分布板在工業(yè)規(guī)模環(huán)流反應(yīng)器中的作用加以關(guān)注。

計(jì)算流體力學(xué)（CFD）技術(shù)對(duì)氣升式環(huán)流反應(yīng)器的流場(chǎng)模擬取得了良好的進(jìn)展[7-9]，有助于分析流場(chǎng)的時(shí)空分布和微觀特征，然而多孔分布板的環(huán)流反應(yīng)器的氣泡破碎和聚并更為劇烈，采用群體平衡模型能夠較好地模擬氣泡的破碎和聚并過(guò)程。

本工作通過(guò)冷模實(shí)驗(yàn)考察了多孔分布板對(duì)反應(yīng)器內(nèi)整體氣含率和液相速度的影響，利用Fluent軟件，采用CFD-PBM耦合模型模擬考察了工業(yè)規(guī)模氣升式環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)情況，分析了多孔分布板對(duì)環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)、氣泡粒徑分布和局部傳質(zhì)特性的影響規(guī)律，并研究了不同開孔率對(duì)整體氣含率和液相傳質(zhì)系數(shù)的影響，為氣升式環(huán)流反應(yīng)器的生產(chǎn)、優(yōu)化和放大設(shè)計(jì)提供了理論指導(dǎo)。

1 冷模實(shí)驗(yàn)研究

1.1 實(shí)驗(yàn)裝置

冷模實(shí)驗(yàn)裝置如圖1所示。反應(yīng)器外筒壁由有機(jī)玻璃制成，反應(yīng)器內(nèi)徑為377 mm，高度為1 900 mm，導(dǎo)流筒內(nèi)徑為150 mm，高度為1 200 mm，喇叭口內(nèi)徑為230 mm，高度為150 mm，氣體分布器位于導(dǎo)流筒底部上方20 mm處，其管徑為25 mm，上表面均布有?2 mm的出氣孔，多孔分布板開孔孔徑為4.8 mm，開孔率為55%。在反應(yīng)器上升段為分布板提供了兩個(gè)安裝位置，分別位于導(dǎo)流筒的三等分處。實(shí)驗(yàn)所有操作均在室溫和常壓下進(jìn)行，氣相選用空氣，液相選用自來(lái)水，選取進(jìn)氣流量為2.0～6.0 m3/h，共5組，所對(duì)應(yīng)的上升段表觀氣速為5.9×10-3～17.9×10-3m/s，分別在不同進(jìn)氣量下測(cè)量整體平均氣含率和上升段平均液相速度。將未裝配分布板的環(huán)流反應(yīng)器稱為ALR，裝配有分布板的環(huán)流反應(yīng)器稱為ALR-PP。

圖1 氣升式環(huán)流反應(yīng)器冷模實(shí)驗(yàn)裝置Fig.1 Cold model experiment setting of the airlift loop reactor

1.2 冷模實(shí)驗(yàn)結(jié)果

圖2和圖3分別為分布板對(duì)反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率（αGO）與上升段平均液相速度（VLR）的影響。從圖可以看出，設(shè)置分布板后，反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率有了明顯的提升，但是上升段平均液相速度有一定的下降。以表觀氣速（uGR）為14.8×10-3m/s為例，對(duì)比未設(shè)置分布板時(shí)，在上升段底部和頂部設(shè)置分布板后，反應(yīng)器內(nèi)氣含率分別增加了15.38%和10.77%，而液相速度分別降低了7.74%和9.52%。因?yàn)榉植及迥苡行扑闅馀荩娱L(zhǎng)氣泡停留時(shí)間，從而提高了氣含率，又由于分布板對(duì)流體的阻塞作用，液相循環(huán)流動(dòng)的阻力增大，使得上升段平均液相速度有所降低。對(duì)比分布板在上升段不同安裝位置的數(shù)據(jù)，可以得到多孔分布板安裝在上升段底部時(shí)更有利于提高反應(yīng)器性能。

圖2 分布板對(duì)整體平均氣含率的影響Fig.2 Effect of perforated plate on the overall average gas holdup

圖3 分布板對(duì)上升段平均液相速度的影響Fig.3 Effect of perforated plate on the average liquid velocity in the riser

2 工業(yè)規(guī)模氣升式環(huán)流反應(yīng)器CFD模擬

2.1 幾何模型與網(wǎng)格劃分

以工業(yè)規(guī)模環(huán)己烷氧化氣升式環(huán)流反應(yīng)器為研究對(duì)象，反應(yīng)器結(jié)構(gòu)如圖4（a）所示，反應(yīng)器總體積為129 m3，具體結(jié)構(gòu)參數(shù)見表1。氣相從3個(gè)環(huán)形氣體分布器進(jìn)入反應(yīng)器，氣體分布器位于導(dǎo)流筒底部上方50 mm處，其管徑為100 mm，上表面均布有?2 mm的出氣孔。導(dǎo)流筒內(nèi)外混合相密度差的存在為液相循環(huán)提供推動(dòng)力，在反應(yīng)器頂部，液相進(jìn)入導(dǎo)流筒實(shí)現(xiàn)循環(huán)流動(dòng)，絕大部分氣體被分離，從頂部排出，只有極少量氣體隨液體夾帶進(jìn)入下降段。多孔分布板安裝于上升段底部位置，開孔孔徑均為6 mm，各孔呈正三角形排列。

圖4 工業(yè)規(guī)模氣升式環(huán)流反應(yīng)器結(jié)構(gòu)Fig.4 The structure of industrial airlift loop reactor

表1 工業(yè)規(guī)模氣升式環(huán)流反應(yīng)器結(jié)構(gòu)參數(shù)Table 1 Geometry parameter of industrial airlift loop reactor

由于工業(yè)規(guī)模反應(yīng)器模型體積大，網(wǎng)格數(shù)量多，為了簡(jiǎn)化計(jì)算，考慮到幾何模型的對(duì)稱性，選取中心角為15°片狀模型作為計(jì)算模型，如圖4（b）所示。采用ANSYS ICEM軟件，選用非結(jié)構(gòu)化網(wǎng)格對(duì)反應(yīng)器進(jìn)行網(wǎng)格劃分。為考察網(wǎng)格無(wú)關(guān)性，基于氣體分布器和多孔分布板處網(wǎng)格的疏密程度，對(duì)同一反應(yīng)器模型進(jìn)行了4種網(wǎng)格尺寸的劃分，如圖5所示，網(wǎng)格數(shù)量分別為1.27×106，2.05×106，3.20×106和6.38×106。

圖5 網(wǎng)格示意Fig.5 The diagram of mesh

表2所示為4種網(wǎng)格尺寸下計(jì)算得到的整體平均氣含率、上升段平均液相速度和下降段平均液相速度，結(jié)果見表2。從表2可以看出，當(dāng)網(wǎng)格數(shù)從3.20×106增加至6.38×106時(shí)，計(jì)算所得的整體平均氣含率、上升段平均液相速度和下降段平均液相速度基本保持不變，所以采用3.20×106時(shí)的網(wǎng)格已能保證計(jì)算精度要求。

表2 網(wǎng)格無(wú)關(guān)性考察結(jié)果Table 2 Results of grid independence test

2.2 數(shù)值計(jì)算模型

2.2.1 多相流模型

氣升式環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)的氣液兩相流動(dòng)采用基于歐拉–歐拉方法的雙流體模型[10]：

連續(xù)性方程：

動(dòng)量守恒方程：

2.2.2 湍流模型

氣升式環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流型較為復(fù)雜，選用標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型作為湍流模型，標(biāo)準(zhǔn)k-ε兩方程湍流模型[10]可表示為：

式中：ε為湍流耗散率；k為湍流動(dòng)能；μt為渦黏性；Gk為湍流動(dòng)能生成項(xiàng)；σk，σε，C1ε和C2ε均為常數(shù)，其取值分別是σk為1.0，σε為1.3，C1ε為1.44，C2ε為1.92。

2.2.3 相間作用力模型

相間作用力模型主要考慮了曳力（FDF）、升力（FLF）以及湍流分散力（FTD）。曳力是氣泡與周圍液相之間存在相對(duì)運(yùn)動(dòng)而受到的阻力，曳力的計(jì)算表達(dá)式為：

式中：CDF為曳力系數(shù)，本研究采用Schiller-Naumann模型[11]計(jì)算曳力系數(shù)；db為初始?xì)馀葜睆?，mm。升力是氣泡徑向運(yùn)動(dòng)的關(guān)鍵作用力，對(duì)氣液兩相分布影響較大，升力的計(jì)算表達(dá)式為：

式中：CLF為升力系數(shù)，本研究中升力系數(shù)取值[12]為0.5。

湍流分散力考慮了氣相在液相中的分散效應(yīng)，湍流分散力的公式為：

式中：CTD為湍流分散力系數(shù)，一般取值[13]在0.1～0.5，本研究中湍流分散系數(shù)取0.5。

2.2.4 群體平衡模型

氣泡的破碎與聚并直接影響到氣泡直徑分布，而氣泡直徑分布又會(huì)引起氣泡表面積的變化，進(jìn)而影響相間傳質(zhì)過(guò)程。群體平衡模型用于描述連續(xù)流體中具有尺寸分布的分散相，可以確定氣泡尺寸分布因破碎和聚并作用隨時(shí)間和空間的變化。群體平衡方程式[14]由下式表示：

式中：ud為離散相平均速度，m/s；n(L;x,t)為氣泡數(shù)密度函數(shù)；等式右邊稱為源項(xiàng)，Bc(L;x,t)與Dc(L;x,t)分別表示聚并引起的生長(zhǎng)項(xiàng)和消亡項(xiàng)；Bbr(L;x,t)與Dbr(L;x,t)分別表示破碎引起的生長(zhǎng)項(xiàng)和消亡項(xiàng)。本研究中破碎和聚并模型采用Luo破碎模型和聚并模型。

2.2.5 初始?xì)馀葜睆降挠?jì)算

氣體在噴氣口處堆積，體積逐漸增大，發(fā)生“頸縮”，并最終脫離孔口。噴氣口氣相處于氣泡流狀態(tài)，初始?xì)馀葜睆娇梢酝ㄟ^(guò)以下公式[15]計(jì)算：

式中：σ為表面張力，N/m；di為氣體分布器開孔直徑，m；ρl為液相密度，kg/m3。

2.2.6 液相體積傳質(zhì)系數(shù)kLa的計(jì)算

根據(jù)Higbie提出的滲透理論，Dhanasekharan等[16]將該理論發(fā)展得到的kLa模型方程式為：

式中：DL為氣相在液相中的擴(kuò)散系數(shù)，m2/s；μc為液相的動(dòng)力黏度，Pa·s；d32為氣泡的Sauter平均直徑，m；α為氣含率。

3 邊界條件與模擬參數(shù)設(shè)置

反應(yīng)器無(wú)液相進(jìn)口，僅有氣相進(jìn)口，氣相為空氣，液相為環(huán)己烷。進(jìn)口采用速度進(jìn)口邊界，出口采用壓力出口邊界，初始化設(shè)置反應(yīng)器內(nèi)充滿環(huán)己烷，兩個(gè)軸向切面選用對(duì)稱邊界條件，其他邊壁面設(shè)置為非滑移壁面邊界條件，選擇標(biāo)準(zhǔn)壁面函數(shù)，壓力–速度耦合采用SIMPLE算法，動(dòng)量和體積分?jǐn)?shù)離散格式采用一階迎風(fēng)格式，操作壓力設(shè)為1.2 MPa。采用群體平衡模型進(jìn)行模擬時(shí)，根據(jù)Luo等[17]的聚并及破碎模型所得的氣泡尺寸分布規(guī)律，將氣泡尺寸劃分為10組，其中最小氣泡尺寸為1.0×10-4m，比例因子（r）為1.98，初始?xì)馀葜睆皆O(shè)置為3.9 mm。

4 結(jié)果分析與討論

4.1 模擬結(jié)果的驗(yàn)證

采用上述模型對(duì)冷模實(shí)驗(yàn)裝置進(jìn)行了數(shù)值模擬研究。模擬計(jì)算過(guò)程中采用的數(shù)學(xué)模型均與之前所述保持一致，并采用與冷模實(shí)驗(yàn)相同的物性參數(shù)條件與操作條件。不同上升段表觀氣速條件下，反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率和上升段平均液相速度模擬結(jié)果與冷模實(shí)驗(yàn)結(jié)果見圖6和圖7。

圖6 整體平均氣含率數(shù)值模擬結(jié)果與冷模實(shí)驗(yàn)結(jié)果的對(duì)比Fig.6 Comparison between simulation results and experimental data for the overall average gas holdup

圖7 上升段平均液相速度數(shù)值模擬結(jié)果與冷模實(shí)驗(yàn)結(jié)果的對(duì)比Fig.7 Comparison between simulation results and experimental data for the liquid velocity in the riser

從圖6和圖7可以看出，在討論的上升段表觀氣速范圍內(nèi)，CFD-PBM耦合模型的整體平均氣含率最大相對(duì)偏差為8.49%，上升段液相平均速度最大相對(duì)偏差為7.65%，均在10%以內(nèi)，因此可以證明CFD-PBM耦合模型能夠?qū)馍江h(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)進(jìn)行較為準(zhǔn)確的模擬。

4.2 多孔分布板對(duì)反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)的影響

為了研究設(shè)置多孔分布板前后工業(yè)規(guī)模反應(yīng)器內(nèi)流場(chǎng)和傳質(zhì)的變化情況，在上升段表觀氣速為15×10-3m/s，分布板開孔率為50%的情況下，對(duì)反應(yīng)器進(jìn)行了數(shù)值模擬研究。

圖8和圖9分別為氣升式環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)氣相分布及液相速度分布。從圖中可以看出，未設(shè)置分布板時(shí)，下降段中的液相從導(dǎo)流筒底部流出后會(huì)先靠近反應(yīng)器外筒壁運(yùn)動(dòng)，然后在上升段轉(zhuǎn)而靠近導(dǎo)流筒壁面向上運(yùn)動(dòng)。在上升段的中上部存在液相的回流作用，這一部分液相不參與反應(yīng)器內(nèi)的循環(huán)運(yùn)動(dòng)，最終形成一個(gè)大的渦流。由于受到液相流場(chǎng)的影響，氣相經(jīng)氣體分布器噴射進(jìn)入反應(yīng)器后會(huì)產(chǎn)生偏流現(xiàn)象，絕大部分氣相會(huì)偏向于導(dǎo)流筒一側(cè)上升，而靠近反應(yīng)器外筒壁的氣相很少，進(jìn)而造成了氣相在徑向分布不均勻的現(xiàn)象。設(shè)置分布板后，由于分布板的堵塞作用，液相在氣體分布器和分布板之間形成一個(gè)小漩渦，使得氣相在分布板上分布十分均勻，而且分布板增大了氣泡運(yùn)動(dòng)的阻力，延長(zhǎng)了氣泡停留時(shí)間，使得氣含率在分布板附近會(huì)有較大的提升。分布板上方區(qū)域因?yàn)橐合嗷亓魍瑯有纬闪艘粋€(gè)大的渦流，出現(xiàn)氣相偏流現(xiàn)象，但由于液相速度降低，偏流程度明顯弱于未設(shè)置分布板的情況。在ALR上升段上部，少部分氣相會(huì)隨著液相回流而在導(dǎo)流筒頸口對(duì)應(yīng)的外筒壁處聚集，設(shè)置分布板后，由于分布板對(duì)液相回流的抑制作用，聚集現(xiàn)象減弱。因此設(shè)置分布板一定程度上會(huì)遏制大渦流的生成，提高氣相徑向分布的均勻性，進(jìn)而從整體上提高氣含率。

圖8 ALR和ALR-PP氣相分布Fig.8 Distribution of gas in ALR and ALR-PP

圖9 ALR和ALR-PP液相速度分布Fig.9 Distribution of liquid velocity in ALR and ALR-PP

圖10和圖11分別為反應(yīng)器上升段截面平均氣含率和氣泡Sauter直徑的軸向分布情況。

圖10 分布板對(duì)上升段截面平均氣含率軸向分布的影響Fig.10 Effect of perforated plate on axial distribution of cross-sectional average gas holdup in the riser

圖11 分布板對(duì)上升段截面氣泡Sauter直徑軸向分布的影響Fig.11 Effect of perforated plate on axial distribution of cross-sectional bubble Sauter diameter in the riser

從圖中可以看出，在H（考察截面與出氣孔口截面之間的高度）為0.0～2.0 m，氣泡直徑從初始直徑3.9 mm急劇增大至6.0 mm左右，氣相從氣體分布器噴射而出后，氣泡直徑較小，氣泡密度大，氣泡之間接觸機(jī)率大，后續(xù)多個(gè)氣泡在前導(dǎo)氣泡的拖拽作用下迅速和前導(dǎo)氣泡接觸與合并，所以氣泡在脫離孔口后迅速膨脹，直徑迅速變大，這也是氣含率在該范圍內(nèi)迅速降低的原因。

未設(shè)置分布板時(shí)，由于上升段中上部大渦流的形成，在H為2 m處的導(dǎo)流筒壁面附近的液相速度逐漸增大，兩相流湍動(dòng)程度增強(qiáng)，氣泡破碎加快，因此氣泡直徑從H為2 m處開始緩慢下降并在上升段上部趨于穩(wěn)定。而隨著反應(yīng)器軸向位置高度的增加，氣相在徑向位置分布的更為均勻，使得氣含率從H為2 m處開始緩慢上升并最終趨于穩(wěn)定。

設(shè)置分布板后，由于分布板的阻塞作用，一定量的氣體會(huì)聚集在分布板下方，且由于分布板下方小渦流的存在，氣相在分布板下方分布更廣，液相速度更大，所以H為0.0～1.5 m時(shí)，ALR-PP氣含率較ALR氣含率有所增大，ALR-PP氣泡平均直徑較ALR泡平均直徑有所減小。氣相在通過(guò)分布板后，由于分布板的節(jié)流作用，小孔處液相速度很大，湍動(dòng)程度大，大氣泡被強(qiáng)制破碎為小氣泡，所以在H為2 m處氣泡平均直徑較小。從H為2 m處開始，氣泡直徑開始逐漸增大直至趨于穩(wěn)定，但由于氣泡在徑向分布較為均勻，氣泡直徑增大速率會(huì)小于氣體分布器附近的氣泡直徑增長(zhǎng)速率。因?yàn)榉植及宓亩氯饔?，反?yīng)器中上段液相循環(huán)速度降低，湍動(dòng)程度減弱，H為5.5～7.0 m時(shí)，ALR-PP氣泡直徑較ALR有所增大。從整體上來(lái)看，分布板能夠顯著提升氣相分布均勻性，有效破碎氣泡，降低氣泡直徑，增加反應(yīng)器內(nèi)氣含率。

圖12為設(shè)置分布板前后反應(yīng)器內(nèi)液相傳質(zhì)系數(shù)的分布。從圖12可以看出，傳質(zhì)系數(shù)的分布趨勢(shì)與氣含率分布基本相同，在分布板上方大約1 m的范圍內(nèi)，由于分布板對(duì)氣泡的破碎作用和氣相分布的均勻性，液相傳質(zhì)系數(shù)會(huì)急劇增大，又因?yàn)樵诜植及迳戏酱鬁u流的存在，在液相流場(chǎng)的影響下，靠近導(dǎo)流筒筒壁一側(cè)的傳質(zhì)系數(shù)會(huì)遠(yuǎn)遠(yuǎn)大于靠近反應(yīng)器外筒壁的傳質(zhì)系數(shù)。

圖12 ALR和ALR-PP液相傳質(zhì)系數(shù)分布Fig.12 Distribution of mass transfer coefficient in ALR and ALR-PP

圖13為設(shè)置分布板前后反應(yīng)器上升段截面平均液相傳質(zhì)系數(shù)的軸向分布情況。由圖13可以看出，在H為0.0～5.0 m，ALR-PP的液相傳質(zhì)系數(shù)均明顯優(yōu)于ALR，且分布板上方H為2 m處傳質(zhì)系數(shù)會(huì)達(dá)到最大；在H為5.0～7.0 m，ALR-PP的傳質(zhì)系數(shù)會(huì)略小于ALR。從整體上來(lái)看，分布板能夠明顯提高液相體積傳質(zhì)系數(shù)，強(qiáng)化氣液傳質(zhì)效果。

圖13 分布板對(duì)上升段截面平均液相傳質(zhì)系數(shù)軸向分布的影響Fig.13 Effect of perforated plate on axial distribution of cross-sectional average mass transfer coefficient in the riser

4.3 多孔分布板開孔率對(duì)反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)的影響

多孔分布板對(duì)反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)有明顯的提升效果，需要對(duì)分布板的結(jié)構(gòu)參數(shù)進(jìn)行合理的設(shè)計(jì)優(yōu)化。圖14和圖15分別為在不同表觀氣速下，分布板開孔率大小對(duì)反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率和平均液相傳質(zhì)系數(shù)的影響。從圖可以看出，隨著表觀氣速的增大，反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率和液相傳質(zhì)系數(shù)均呈現(xiàn)增大趨勢(shì)；表觀氣速越大，分布板對(duì)反應(yīng)器內(nèi)氣含率和液相傳質(zhì)系數(shù)的影響也越顯著，這是因?yàn)檫M(jìn)氣量較大時(shí)，氣液兩相湍動(dòng)程度劇烈，氣泡數(shù)量多，氣泡破碎與聚并加快，分布板對(duì)氣泡的破碎作用顯著。以表觀氣速為18×10-3m/s為例，對(duì)比未設(shè)置分布板，分布板開孔率為30%，50%和70%時(shí)，整體平均氣含率分別增大了5.61%，9.44%和6.89%，液相傳質(zhì)系數(shù)分別增大了25.88%，31.76%和21.18%。分布板開孔率較小時(shí)，反應(yīng)器內(nèi)液相流動(dòng)阻力增大，液相循環(huán)速度降低，氣含率和傳質(zhì)系數(shù)降低；開孔率較大時(shí)，分布板對(duì)氣泡的破碎作用不明顯，氣含率和傳質(zhì)系數(shù)也會(huì)降低。開孔率為50%時(shí)整體平均氣含率和液相傳質(zhì)系數(shù)均達(dá)到最優(yōu)，因此該工業(yè)規(guī)模環(huán)流反應(yīng)器的多孔分布板存在最優(yōu)開孔率。

圖14 分布板開孔率大小對(duì)反應(yīng)器整體平均氣含率的影響Fig.14 Effect of aperture ratio of perforated plate on the overall average gas holdup

圖15 分布板開孔率大小對(duì)反應(yīng)器整體液相傳質(zhì)系數(shù)的影響Fig.15 Effect of aperture ratio of perforated plate on the overall mass transfer coefficient

5 結(jié) 論

為提高氣升式環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)氣含率，強(qiáng)化傳質(zhì)，在反應(yīng)器上升段設(shè)置多孔分布板。通過(guò)冷模實(shí)驗(yàn)研究了多孔分布板對(duì)氣含率和液相速度的影響，針對(duì)工業(yè)規(guī)模氣升式環(huán)流反應(yīng)器，采用CFD-PBM耦合模型，對(duì)反應(yīng)器進(jìn)行了數(shù)值模擬計(jì)算，考察了多孔分布板對(duì)環(huán)流反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)和傳質(zhì)的影響，得到以下結(jié)論：

a）通過(guò)冷模實(shí)驗(yàn)測(cè)試，設(shè)置分布板后，反應(yīng)器內(nèi)整體氣含率增大，上升段液相速度減小；分布板安裝在上升段底部比安裝在上升段頂部更有利于提升反應(yīng)器性能。

b）設(shè)置分布板后，多孔分布板對(duì)氣相的積累作用和對(duì)液相的阻塞作用能夠提高氣相徑向分布的均勻性，降低氣泡的聚并概率；分布板篩孔能夠極大提高兩相湍動(dòng)程度，有效對(duì)氣泡進(jìn)行強(qiáng)制破碎，降低氣泡直徑，增大氣泡比表面積，強(qiáng)化氣液兩相的傳質(zhì)效果。

c）對(duì)3種多孔分布板開孔率進(jìn)行了比較，開孔率為50%時(shí)反應(yīng)器內(nèi)整體平均氣含率和液相傳質(zhì)系數(shù)均達(dá)到最優(yōu)值，因此該工業(yè)規(guī)模環(huán)流反應(yīng)器的分布板存在最優(yōu)開孔率。