鼓泡塔反应器综述

目录

1鼓泡塔反应器简介 (1)

1.1 鼓泡塔的概念 (1)

1.2 鼓泡塔的结构 (1)

1.3 鼓泡塔类型 (2)

1.3.1空心式 (2)

1.3.2 多段式 (3)

1.3.3 循环式 (3)

1.4 鼓泡塔反应器的操作状态 (4)

2 鼓泡塔反应器的流体力学特性 (6)

2.1气泡直径 (6)

2.2含气率 (6)

2.3气液比相界面积 (7)

2.4鼓泡塔内的气体阻力ΔP (7)

2.5返混 (8)

3 鼓泡塔反应器的传质、传热特性 (9)

3.1鼓泡塔的传质 (9)

3.2鼓泡塔的传热 (9)

4 鼓泡塔反应器的数学模型 (11)

4.1 双流体模型 (11)

4.2 湍流模型 (11)

5 鼓泡塔反应器的工业应用实例 (13)

1鼓泡塔反应器简介

1.1 鼓泡塔的概念

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；塔内液体层中可放置填料；塔内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

1.3.1空心式

图1.3.1 空心式鼓泡塔图1.3.2 多段式鼓泡塔空心式鼓泡塔如图1.3.1所示，塔内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，可在塔内或塔外装备热交换单元。

1.3.2 多段式

多段式鼓泡塔反应器如图1.3.2所示，塔内至少有一块塔板。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。

1.3.3 循环式

图1.3.3 循环式鼓泡塔

循环式鼓泡塔如图1.3.3所示，按循环类型可分为内循环鼓泡塔和外循环鼓泡塔。

塔内装有气升管，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内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

鼓泡塔内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。塔内的内部构件导流管、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内流型，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内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，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，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，塔内物料强烈混合，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 直径的鼓泡反应器中。

图1.4

鼓泡塔流动状态分布区区域

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，使反应器内温度分布均匀，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，可在鼓泡塔内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

鼓泡塔内气液尺寸的大小、气泡的上升速度、床层的含气率、相界面积等参数，反应流体在塔内的流动状态，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

鼓泡塔内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个区域： 低气速区域 Reo<400

中等流速区域 4004000

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）内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εG ——气含率；

G

G

G eo

u d R μρ0=3

1

0])([82.1g

d d G L B ρρσ-=3121

00287.0eo

B

R

d d =

V G——气体体积，m3；

V L——液体体积，m3；

V GL——气液混合物体积，m3。

对圆柱形塔来说，由于横截面一定，因此气含率的大小意味着通气前后塔内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。而液体的表面张力σL、粘度μL与密度ρL

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，εG也随之增加，但μOG达到一定值时，气泡汇合，εG反而下降。εG随塔径D的增加而下降，但当D＞0.15m时，D对εG无影响。当μOG＜0.05m/s时，εG与塔径D无关。（因此实验室试验设备的直径一般应大于0.15m，只有当μOG＜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内所具有的气泡表面积，α的大小直接关系到传质速率，是重要的参数，α值测定比较困难，人们常利用传质关系式NA=kLαΔcA直接测定kLα之值进行使用。

2.4鼓泡塔内的气体阻力ΔP

鼓泡塔内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

鼓泡塔内液相存在返混，所以通常工业鼓泡塔反应器内液相视为理想混合。塔内气体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

鼓泡塔反应器内的传质过程中，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张力等，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：

6.6=D

d k G

B

G

液膜传质分系数可按下式关联：

???

?

?

????

? ?????

? ??=σ

ρμρρμL L B L L B L L L d g d g D D

d k L

B

L

22235.0375

.025

.05

.0 气-液传质比表面积可由气含率和气泡直径按下式确定：

d

VS

G

a ε6=

气-液界面的液相容积传质系数可按下式关联：

ε

μρσρρμ1.131

.062

.05

.0222326.0G

L

R

L

L L R L

L R L L L a D g D g D D

D k ???

? ?

?

????

?

????

?

??=

3.2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。鼓泡塔的总传热系数通常为 694～915W/(m 2·K)。

给热系数可按下关系计算：

当

()

18313

1≤=

g u K L L OG b μρ 时，??

? ?????

?

??=λμρμλαL L L L c K g

b

2146.0223

14

13

1；

当K b >18

时，??

?

?????

? ??=λμρμλαL L L L L

c g 13

13.022。

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

0)(=??+??i i i

U t

αα 动量守恒方程

g F U U t

U i i i i i i i i i i i i i ρατααρααρα++??-=??+?)()()

( 动量方程中，F i 为相间作用力；错误！未找到引用源。表示应力张量，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-ε模型和RNG k-ε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-ε模型，其k 和ε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。

RNG k-ε湍流模型的k及ε方程与k-ε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RNG k-ε模型的ε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-ε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！未找到引用源。将为负值，这相当于减少错误！未找到引用源。，因此，ε值增大K值减少，湍流粘度降低。在这两种湍流模型中，气相湍流粘度均采用Tchen理论来计算。

5 鼓泡塔反应器的工业应用实例

鼓泡塔是一种常用的气液接触反应设备，各种有机化合物的氧化反应，如乙烯氧化生成乙醛、乙醛氧化生成醋酸或醋酸酐、环己醇氧化生成己二酸、环己烷氧化生成环己醇和环己酮、及石蜡和芳烃的氧化反应、C18～C20烃氧化生成皂用脂肪酸、对二甲苯氧化生成苯二甲酸、在硫酸水溶液中异丁酸水解生成异丁烯、氨水碳化生成碳酸氢铵等反应都采用鼓泡塔。