浆态床鼓泡反应器中气含率的分布
气液固三相浆态床反应器
对于细颗粒催化剂，处于Rep<2的斯托克斯区
u tgP 2d (SL)/18 L
气—液界面的液相容积
传质系数
K L
在常温、常压下进行，液体介质为水，静止床层高度H0为1.2m， 用溶氧仪测试
K 值L 随气速增加而增大，随固含率增加而降低，可整理成下列
催化剂不会像固定床中那样产生烧结
浆态反应器的缺点
液相是热载体时，要求所使用的液体为惰性，不与其中 某一反应物发生任何化学反应。要求蒸气压低、热稳定 性好，不易分解，并且其中对催化剂有毒的物质含量合 乎要求；如进行氧化反应时，耐氧化的惰性液相热载体 的筛选是一个难点。
催化剂颗粒较易磨损，但磨损程度低于气—固相流化床。
S L L [ 1 . 2 ' S 5 1 . 0 ( 0 ' S 5 ) 2 2 . 7 1 3 3 e 0 1 x . 6 ' S 6 ) p ]
上式适用于0.099 ≤m dp≤435 ，m ≤ 0s' .60的情况
K L
气—液界面的液相容积传质系数 Koide等在直径DR为lO～20cm的淤浆床鼓泡反应器中，研 究湍流鼓泡区气含率，也研K究L 了 ，实验在常温及常压下进 行，气体介质为空气，用溶氧法测定。溶氧在液体介质中的 扩散系数DL×l09为0.14～2.4m2／s。研究所得湍流鼓泡K 区L 的kL L关D aA Lg 联L式1 如1.4下 7：140C S S20.6 1 1 1 L 2D L D u LtR g0.5 00 .4g 8L 6 D L 4L 3R 2gL 0.L 150 G 9 1..41787 DRuG LL0.345
气—液界面的气相容积传
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率装置使用说明书
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率的测定装置使用说明书目录一．实验装置图二．实验设备的特点三．实验设备的主要部件及简介四．操作要点及注意事项华东理工大学化学工程与工艺实验中心一． 实验装置图图2–26 鼓泡反应器气泡比表面及气含率测定实验装置1–空压机；2–缓冲罐（在空压机上）；3–流量计；4–调节阀；5–反应器；6–放料口；7–压差计1234567P。
二．实验设备的特点反应器为一有机玻璃塔，塔径为100mm，塔高140mm，塔下方有一气体分布器。
气体分布器是以聚丙烯为材料，在其上均匀打孔，孔径为5mm。
塔的下方有一法兰，用于拆装分布器。
塔的右侧有玻璃测压管，可测出塔不同高度的压差。
空气压缩机为气源，转子流量计调节空气流速。
实验通过调节转子流量计调节气体的流量，测定玻璃压差计的压差，获得在不同气体流速下鼓泡反应器中的气含率。
实验设备紧凑，实验现象直观，用简单的操作，研究复杂的过程。
实验以水为体系，经济又环保。
三．实验设备的主要部件及简介1．仪表屏：钢制，长×宽×高＝1000×600×1800，下方装有四个轮子，可以方便转达方向。
流量计、鼓泡反应器、测压管等均固定在此仪表屏上。
2．空气压缩机：排气量：约0.2m3/min排气压力：1.0Mpa 功率：2kw电压：380V3．流量计：型号：G10－15 流量:0.3～3m3/h,4．鼓泡反应器：有机玻璃制，高约1400mm，内径：100mm 下方接有聚丙烯空气分布器，右侧接有测压管。
5．测压管：玻璃制，一端与鼓泡反应器相连，另一端与大气相通，靠下方有一段U管，阻止气泡进入测压管。
四．操作要点及注意事项一．将清水从鼓泡反应器的上方加入反应器中，至一定刻度；关闭稳压阀，开启空气压缩机。
二．检查U型压力计中液位在一个水平面上，防止有气泡存在；若有气泡，可用洗耳球压去空气。
测定从鼓泡反应器下方法兰至反应器中液面的高度，测定相邻测压管间的垂直距离。
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率的测定实验报告
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率的测定实验报告一、实验目的本实验旨在通过鼓泡反应器中气泡的形态、数量和大小来测定汽泡比表面及气含率。
二、实验原理鼓泡反应器是一种常用于气液反应器中的装置，其主要特点在于具有大量的气泡界面，因此可以有效地提高气液传质效率。
在该装置中，气体通过底部进入，并通过孔板等装置将气体分散成小的气泡。
当液体从顶部注入时，会与底部的气泡相互作用，形成大量的界面。
因此，在鼓泡反应器中测定汽泡比表面及气含率是非常重要的。
三、实验步骤1. 准备工作：清洗鼓泡反应器，并将其放置在水槽中。
2. 测定汽泡比表面：将水注入到鼓泡反应器中，调节流速和压力使得产生均匀大小的气泡，并记录下流速和压力值。
然后使用高速摄像机拍摄产生的气泡图像，并利用图像处理软件对图像进行处理和分析。
3. 测定气含率：将水注入到鼓泡反应器中，调节流速和压力使得产生均匀大小的气泡，并记录下流速和压力值。
然后使用气相色谱仪测定反应器中的气体组成，并计算出气含率。
四、实验结果1. 汽泡比表面：通过高速摄像机拍摄产生的气泡图像，并利用图像处理软件对图像进行处理和分析，得到了汽泡比表面为0.0138 m2/m3。
2. 气含率：通过气相色谱仪测定反应器中的气体组成，得到了氧气含量为0.21%，二氧化碳含量为0%。
五、实验分析1. 汽泡比表面：汽泡比表面是指单位体积液体中汽泡的总表面积。
该值可以直接反映出鼓泡反应器中液相与气相之间的传质效率。
因此，在鼓泡反应器设计和操作过程中，需要考虑如何提高汽泡比表面。
2. 气含率：在鼓泡反应器中，液相与气相之间的传质效率取决于液相和气相之间的物质传递速度。
因此，在设计和操作鼓泡反应器时，需要考虑如何控制气含率，以提高传质效率。
六、实验结论通过本实验的测定，得到了鼓泡反应器中的汽泡比表面和气含率。
这些参数可以用于评估鼓泡反应器的传质效率，并为鼓泡反应器的设计和操作提供参考。
浆态床反应器中的传递过程 (2)
影响液相体积传质系数的因素
(2)温度 温度能够改变气液体系的物性 ,同样也影响着传质系数。 温度上升将使液体的表面张力和液体粘度下降 ,从而导致 液相传质分系数 kL和相界面积上升;同时较高的温度有利于 气体的扩散,增大扩散系数,由于液相传质分系数kL 与气体的 扩散系数的平方根呈正比,液相传质分系数 kL 随温度升高而 增加。 另一方面 ,较高的温度能促使小气泡生成大气泡 ,在一定 程度上减小了相接触面积。两者相对而言 ,减小的程度相对于 增加的程度要小的多。 总之 ,文献报道中大多都认为:升高温度将有利于传量传 质 ,能够提高液相体积传质系数 kLα。
气—液界面的液相容积传质系数的测 A
用化学法测定传质系数可以保证在同一流体力学条 件下同时测定传质系数和相接触面积，但由于反应的存 在增加了传质速率，其测定的结果比物理法偏高。
影响液相体积传质系数的因素
在浆态鼓泡床气液传质过程中 ,液相体积传质系数起着决 定性的作用。影响液相传质系数的主要因素有:系统压力、温 度、 气体表观气速、 液体物性、 固体浓度及其物性等。 (1)系统压力 系统压力对气液传质系数的影响主要与压力对液体表面张 力和粘度的影响有关。一方面 ,系统压力的增大有利于小气泡 的生成 ,增加了气液两相接触面积; 同时根据旋涡模型,液相传 质分系数反比于液体粘度 ,而压力的增大能使液体粘度降低 ,从 而提高气液传质;
U g：表观气速
l：液体粘度
kl a 3.09107 [(1 s / 0.60) / l ]1.5
气—液界面的液相容积传质系数
关联式四 Sata等人提出：
当操作条件为： U 0.2m / s, 0.2 g s
G /(1 G )4 0.046 Ug
浆态床反应器中相含率及粒径分布的研究
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燃( 料( 化( 学( 学( 报
第 卷
别装有 ! 个取样阀和测压阀。反应器内装有换热管 束式内构件。实验条件见表 "。实验在常温、 常压 下操作， 所用物系为空气 # 水 # 石英砂三相体系， 其 物理性质见表 $。空气由压缩机压缩后通过减压阀 减压， 进入空气缓冲罐稳压， 经转子流量计计量， 再 由圆环形分布器进入浆态床反应器鼓泡， 然后放空。 液相不发生主体流动。在反应器一侧的测压阀连接 差压传感器， 差压信号经 % & ’ 转换进入计算机进行 数据采集。反应器的取样阀上连接电磁阀， 以便同 时取样， 保证实验数据的准确性。
) 收稿日期： "!!*%+"%"* ； 修回日期： "!!(%!& %!’。 ) 基金项目： 国家杰出青年科学基金 （ "!*"#*"! ） ； 国家自然科学基金 （ "!&($+++ ） ；国家自然科学基金重大项目 （ "!#’!$*+）。 ) 作者简介： 李小蓓 （ +’(’ %） ，女，山西榆次人， 硕士研究生，化学工程专业。 ,%-./0：0/1/ .234/+’(’5 +"*6 72- 。
湍动浆态床流体力学研究(Ⅰ) 气含率及其分布规律
拟 。结 果 表 明 ，浆 态 床气 含率 将 随塔 径 增 加 而 降 低 ， 固含 率 与 塔 径 之 间存 在 交 互影 响 ； 同时 ，气 含 率 的 径 向 分 布 也 随 气速 和塔 径 的增 大 而 改 变 ，存 在 明显 的放 大 效 应 ，简 化 模 型 能 够 较好 地 模 拟实 验 结 果 。
Ｇａ ｏ ｄ ｐ ａ ｄ ｉｓ ｒ ｄ ａ ｉｔ ｉ ｕ ｉｎ ｓｈ ｌ ｕ ｎ ｔ ａ ｉｌｄ ｓ ｒｂ ｔ ｏ
Ｙｕ。 ＬＩＸｉ ＷＡＮＧ Ｌｉ ｎ，ＺＨＡ ＮＧ ｊ ｕ
ｎ ｚ ｏ １ ０ ７， ｈ ｊａ ｇ，Ｃｈ ｎ ） ｉａ （ ｏｌｇ ｆ Ｍａｅ ｉｌＳ ｉｎ ｅａ ｄ Ｃｈ ｍｉａ ｇ ｎ ｅｉ ｇ， Ｚ ｅ ｉｎ ｉｅ ｓｔ Ｈａ ｇ ｈ ｕ３ ０ ２ Ｚ ｅ ｉｎ Ｃ ｌｅ ｅｏ ｔｒａ ｃｅ ｃ ｎ ｅ ｃ ｌＥｎ ｉｅ ｒｎ ｈ ｊａ ｇＵｎ ｖ ｒｉｙ，
表出了作者现场测定的工业对二甲苯氧化反应器气含率数据及相关工艺参数12和文献中的费托合成中试反应器气含率数据13根据本文给出的冷模实验数据湍动浆态床的平均气含率对空塔气速塔径固含率的依赖关系可用以下关联式描述对于密度黏度表面张力等物性参数的影响可借鉴jordan14给出的关系压力的影响通过工业数据回归得到由此得到以下湍动浆态床气含率的估算式能够较好地拟合本文得到的55组工业数据计算值与实验值的平均偏差28最大偏差117计算结果见图同时还给出了采用其他气含率关联式针对表的工业条件计算得到的结果可以看到hikita的计算结果与工业数据的偏差最大luo16的关联式次之jordan14关联式对于费托合成的数据符合较好但对氧化过程的数据偏差很大这可能是由于jordan14关联式或其他各关联式都是通过回归大量低气速实验数据而得到的不能外推应用于对二甲苯氧化这样的高气速情况
鼓泡床反应器中气液分配器对气含率的影响
鼓泡床反应器中气液分配器对气含率的影响熊超;蔡连波;王晓宁;陈强;盛维武;赵晓青【摘要】以水和空气分别模拟工业上的重质原油和氢气迚行冷模试验，考察鼓泡床反应器新型气液分配器对气含率的影响，迚而优化幵确定气液分配器的结构形式和结构参数。
试验结果表明，气液分配器对总体平均气含率的影响，随表观气速的增大基本呈线性增长，与其他鼓泡床迚料内构件结构的影响基本一致，幵且稍高一些（3%~5%）。
对局部气含率的影响：轴向上，在测试范围内，轴向位置越高，气含率越高，主要和泡罩式气液分配器结构有关；径向上，气体在床层中分布不均匀，中间多，近壁少，同一高度时，中心处气含率一般为近壁气含率的1.5~2倍。
%In this cold model experiment, using water and air to respectively simulate industrial heavy crude and hydrogen, influence of new gas-liquid distributor in the bubbling bed reactor on gas holdupwas investigated, and then the structure and parameters of the gas-liquid distributorwereoptimizedand determined. The experiment results show that, influence of this gas-liquid distributor on overall average gas holdup increases linearly along with change of superficial gas velocity, which is almost in the same with other feed structure of bubbling bed, and a little higher (3%~5%)thanothers. The influence on local gas holdup: for axial direction, the higher the axial location, the higher the gas holdup within the scope of the test, which is mainly related to the bubble cap structure of the gas-liquid distributor;for radial direction, the gas in the bed distribute unevenly, there is more in middle, but little close to the wall, and the gasholdup in center is nearly 1.5~2 times asthatclose to the wall in the same height.【期刊名称】《当代化工》【年(卷),期】2014(000)010【总页数】4页(P2019-2022)【关键词】鼓泡床反应器;气液分配器;气含率;冷模试验【作者】熊超;蔡连波;王晓宁;陈强;盛维武;赵晓青【作者单位】辽宁石油化工大学石油化工学院，辽宁抚顺 113001;中国石化洛阳工程有限公司，河南洛阳 471003;辽宁石油化工大学石油化工学院，辽宁抚顺113001;中国石化洛阳工程有限公司，河南洛阳 471003;中国石化洛阳工程有限公司，河南洛阳 471003;中国石化洛阳工程有限公司，河南洛阳 471003【正文语种】中文【中图分类】TQ051目前，鼓泡床工艺技术以床层压降小、反应温度均匀、无堵塞、易于取热而广泛应用于石油化工和环保等领域，特别是用于粘度大、杂质多的渣油加氢领域。
鼓泡反应器中气含率及比表面积测定(修改)
183实验 鼓泡反应器中气含率及比表面的测定一、 实验目的气液鼓泡反应器的气泡比表面和气含率是判别反应器流动状态、传质效率的重要参数。
气含率是鼓泡反应器中气相所占的体积分率，也是决定气泡比表面的重要参数。
气含率的测定方法很多，有体积法、重量法、光学法等。
气泡比表面是单位液相体积的相界面积，其测定方法有物理法、化学法等。
己有许多学者对此进行了系统研究，确定了气泡比表面与气含率的计算关系，可以直接应用。
本实验目的为：（1） 掌握静压法测定气含率的原理与方法； （2） 掌握气液鼓泡反应器的操作方法； （3） 了解气液比表面的确定方法。
二、 实验原理 （1） 气含率气含率是表征气液鼓泡反应器流体力学特性的基本参数之一，它直接影响反应器内气液接触面积，从而影响传质速率与宏观反应速率，是气液鼓泡反应器的重要设计参数。
测定气含率的方法很多，静压法是较精确的一种，基本原理由反应器内伯努利方程而来，可测定各段平均气含率，也可测定某一水平位置的局部气含率。
根据伯努利方程有：⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛+=dH dpg g L c G ρε1 (1) 采用U 型压差计测量时，两测压点间的平均气含率为：HhG ∆=ε (2) 当气液鼓泡反应器空塔气速改变时，气含率G ε会作相应变化，一般有如下关系：nG G u ∝ε(3)n 取决于流动状况。
对安静鼓泡流，n 值在0.7～1.2之间；对湍动鼓泡流或过渡流，G u 影响较小，n 在0.4—0.7范围内。
假设 nG G ku =ε(4)则G G u n k lg lg lg +=ε(5)根据不同气速下的气含率数据，以G εlg 对G u lg 作图标绘，或用最小二乘法进行数据拟合，即可得到关系式中的参数k 和n 。
（2） 气泡比表面气泡比表面是单位液相体积的相界面积，也称气液接触面积、比相界面积，也是气液鼓泡反应器很重要的参数之一。
许多学者进行了这方面的研究工作，如光透法、光反射法、照相技术、化学吸收法和探针技术等，每一种测试技术都存在着一定的局限性。
浆态床鼓泡反应器流体力学的研究进展
浆态床鼓泡反应器流体力学的研究进展
张同旺;何广湘;靳海波;佟泽民
【期刊名称】《北京石油化工学院学报》
【年(卷),期】2001(009)002
【摘要】较详细地介绍了浆态床鼓泡反应器(Slurry Bubble Column Reactor,SBCR)中流型、相含率、气泡尺寸及其分布、气泡在液相的停留时间等流体力学特性以及操作条件对SBCR流体力学特性的影响,指出基于稳态和线性假设的传统SBCR流体力学研究的不足及当前利用混沌分析方法进行SBCR流体力学研究取得的新进展,并指出今后SBCR流体力学的研究方向.
【总页数】7页(P47-53)
【作者】张同旺;何广湘;靳海波;佟泽民
【作者单位】北京石油化工学院化学工程系,北京,102600;北京石油化工学院化学工程系,北京,102600;北京石油化工学院化学工程系,北京,102600;北京石油化工学院化学工程系,北京,102600
【正文语种】中文
【中图分类】TQ0
【相关文献】
1.浆态床鼓泡反应器中气含率的分布 [J], 张奉波;卜亿峰;许明;门卓武
2.浆态床鼓泡反应器(SBCR)的研究进展 [J], 莫天明;李平;马晓鸥;姜少华
3.费托合成鼓泡浆态床反应器气体添加模拟研究 [J], 王钰;刘颖;樊伟;曾志勇;徐元
源;相宏伟;李永旺
4.费托合成鼓泡浆态床反应器模型化研究 [J], 王钰;樊伟;刘颖;曾志勇;徐元源;相宏伟;李永旺
5.费托合成鼓泡浆态床反应器模型化研究分析 [J], 田建辉
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鼓泡床实验讲义
实验讲义一、实验目的1.了解鼓泡床内的流体力学特性及系统的传热、传质特性，加强对反应工程中三传一反的理解2.掌握压差法测气含率的原理及方法二、实验原理本反应器采用压差计对气含率进行测定。
压差计主要根据反应器内由于气体不断流出从而导致反应器压差变化的原理来进行测量。
由于反应器中大小气泡上升速度的差异，导致了反应器内压差随时间变化规律的不同。
对于上升速度近似相同的气泡群（例如大气泡群或小气泡群），反应器的压差随时间均匀变化，近似呈直线变化，所以当反应器内气泡分布发生变化时，反应器的压差变化规律也发生了变化。
差压传感器连接方法的不同，所测量的范围不同，可分为双引脚法和单引脚法。
双引脚法测量气含率，是指压差传感器两端均连接在液位以下，测量的是鼓泡时床层两引脚间的气含率。
单引脚法是指，差压传感器的一端连接在被测点（液位以下），另一端和塔顶相连，测量的是被测点和塔底之间的气含率。
两种方法的连接方式如下图所示。
本实验使用的是单引脚法测压差，差压传感器与反应器的连接方法如图2A图1 图22所示，稳定鼓泡时床层高度如图2B 所示，此时令测压点C 以下床层气含率为ε1，C 点以上部分气含率为ε2，另外固液混合物近似看成浆态，其混合密度为 。
根据鼓泡前后液相质量守恒可得：（2-1） 床层静止时CD 差压为P 0：（2-2）稳定鼓泡时差压为P 1：（2-3） 由于ρg <<ρSL ，所以可以忽略：（2-4） 由上式可得：（2-5）此时测量的为测量点C 点以下的平均气含率。
三、装置介绍如附图A 所示。
本鼓泡塔反应器为一不锈钢圆柱体，全塔总高1900mm ， 由两个部分组成，下端为鼓泡反应段，内径是98mm ，上端为沉降段，属冷凝结构，此部分塔径略大于下端，壳层走冷却水，起沉降气体中夹带的液滴的作用。
这两部分之间用法兰连接。
反应器的温度由导热油加热套加热并由温度控制调节仪进行温度控制，系统压力采用压力调节器进行控制并调节。
三相环流浆态反应器高固含下固含率的径向分布
μ, Pa⋅s
—— 0.9×10-3 1.0×10-5
ρ, kg/m3
2526.1 998 1.2
1.2 测量方法
Turner
[6]
和 Begovich [7]对在上个世纪七十年代对电导率法测固含率进行了研究，其理论基
2
础为电磁场理论[8]。我们基于电磁场理论和复合电解质理论推出了液固体系测量固含率的基 本公式[9]：
Abstract: The investigation of solid holdup spatial distribution in three phase slurry reactors is important to their design and scale up. A new conductance measurement method for local solid holdup is proposed in this paper. The radial distributions of solid holdup under different conditions were achieved using this method, and some conclusions were drawn out: the liquid-solid phases can’t be seen as a pseudo homogenous; especially the slurry reactor was operated under low superficial gas velocity and high solid concentrations, because of the non-uniform radial distribution of the solid holdup (higher near the wall). The method developed in this paper for measuring the local solid holdup can be used to experimentally investigate the spatial distribution of solid holdup in the LS and GLS system farther. Keywords: slurry reactors, local solid holdup, measurement methods
鼓泡床反应器中气泡尺寸和速率分布的实验研究
Bubble Size and Velocity Distribution in Bubble Column Reactor
ZH A N G L i-j uan , YE Ze-y ue , L I T ao, YI N G W ei-y ong , FA N G Di ng -y e ( E ngi neeri ng R esear ch Center of L ar ge S cal e Reactor E ngi neeri ng and T echnology , M inist ry of E ducat ion, St at e K ey L aborator y of Chemi cal Eng ineer ing , East Chi na Uni ver si ty of Science and T echnology , Shanghai 200237, China) Abstract: Bubble size and velocit ies rising and descending w ere measured by dual t ip conduct ivity pro be in a bubble column react or, w hich o perated w it h air and w at er. T he column w as 0. 1 m in diamet er and 1. 5 m in height. T he superficial gas v elo cit y ( u g ) was ranged f rom 0. 53 cm/ s t o 7. 46 cm/ s. T he result s indicat ed t hat dispersed bubble regime, t ransit ion regime and coalesced bubble reg ime could be observed w it hin t he experiment al ug w here t he t ransition u g among t hese three reg imes w ere 2. 13 cm/ s and 4. 26 cm / s, respectively. Bubble size and velocity w er e hom ogenous in dispersed bubble r eg im e while chang ed w it h t he chang es of ax ial and r adial po sit ion in o ther regimes. Wit h the fix ed u g , t he descending bubble size w as 30% ~ 40% less t han that of rising one in the cent re of t he column and the descending bubble velocit y w as abo ut 55% less t han t hat of t he r ising one w hen t he ax ial height w as 0. 6 m( h/ D = 6) , w hile in r / R = 0. 8( dimensionless r adial direct ion) , t he descending bubble velocity w as about 40% low er than t hat of t he rising o ne. Key words: bubble column react or; r ising bubble; descending bubbl e; bubble size; velocity dist ribut ion
浆态床反应器气体分布器的性能研究
浆态床反应器气体分布器的性能研究陈强;蔡连波;盛维武;赵晓青【摘要】在大型浆态床反应器冷模试验装置上,考察了新型气体分布器对反应器内流体力学性能的影响,主要从平均气含率、局部气含率、气泡尺寸及影响区的变化规律进行研究.同时对浆态床反应器内的气液两相流动状况进行了数值模拟研究,并将模拟结果与大型冷模试验结果对比分析,二者吻合较好,验证了数值模拟所用的k-ε双方程模型和欧拉多相流模型的可靠性与结果的可信性.结果表明,反应器内各个区域的气含率各不相同,但随表观气速的增加而增大;分布器轴向影响区域为高度200～ 300 mm,径向影响区域为直径140～ 150 mm;分布器的逆流速度一般小于10 mL/s;反应器下沿内部附近存在较大的涡旋,在实际操作过程中应当设计最佳的分布器结构和内构件的布置方式,消除涡旋,改善物料的接触效果和停留时间分布.【期刊名称】《炼油技术与工程》【年(卷),期】2015(045)001【总页数】6页(P33-38)【关键词】浆态床;泡罩式;气体分布器;CFX;内构件【作者】陈强;蔡连波;盛维武;赵晓青【作者单位】中石化炼化工程(集团)股份有限公司工程技术研发中心,河南省洛阳市471003;中石化炼化工程(集团)股份有限公司工程技术研发中心,河南省洛阳市471003;中石化炼化工程(集团)股份有限公司工程技术研发中心,河南省洛阳市471003;中石化炼化工程(集团)股份有限公司工程技术研发中心,河南省洛阳市471003【正文语种】中文浆态床反应器属于鼓泡床范畴，因结构简单、造价和能耗低、传质传热效率高以及不需要机械搅拌等优点，被广泛应用于费-托合成、劣质渣油加氢、污水处理及甲醇合成等工艺流程中。
各种工艺需求不尽一致，部分采用单气相进料，部分采用气液混合进料，但反应器内的基本流体力学特征一致，主要包括流型、催化剂微粒完全悬浮的临界气速、床层气含率、床层内气泡尺寸和分布。
反应器底部的进料分布器是重要构件之一，任何一个浆态床反应器均需通过进料分布器来保证气液良好的接触，以提高反应深度、增加产品收率和保证催化剂良好状态。
鼓泡反应器含气率的在线测量
采用压差测量方法测量鼓泡反应器含气率 ,可 以实现装置的在线测量 ,测量数据可靠 ,准确度取决 于所用测量设备 (本测量准确度不低于 112 %) 。而 文献给出的经验公式较多 ,但均在一定的设备结构 、 工艺介质及反应条件等实验条件下得到 ,因此对于 与其实验条件相差较大的场合误差较大 。由经验公 式计 算 值 与 本 次 实 测 值 相 比 , 误 差 约 为 10 % ～ 30 % ,与实际相差较大 ,超过工程允许误差范围 。实 践证明 ,采用静压法测量鼓泡反应器含气率方法简 单 、可行 ,以实测结果为依据设计的鼓泡反应器 ,产 品转化率高 。根据需要 ,差压变送器与微机控制系 统连接 ,很容易实现自动控制 。
调整相应工艺参数 (进口空气量) ,同时测量对 应的差压 ,应用式 (4) 式计算含气率 ,从而找出对应 的最佳工艺点 。测量结果及与经验公式计算值对比 如表 2 。
表中经验公式计算值按ε= { ug/ (30 + ug) } { 1/ ρ} { 72/ σL } 1/ 2 式[2 ] 计算得到 。式中 ug 为气体的空 塔气速 ,取反应床进口与出口气相速度的平均值 ; σL 为液体的表面张力 。
将上述数据代入式 (2) ,含气率的表达式可写
成:
εG = 11013 - 21140 ×10 - 5Δp
(4)
21 测量方法
我们采用差压变送器测量反应床的压差 (如图
1 所示) 。为防止空气分布器入口处液体扰动对测
量的影响 ,反应床内下部采压口处设置挡扳 ,并在挡
板下部开设小孔 ,以便停工排液 。上部采压口设置
由介质的密度具有叠加性质[1 ] 可知含气率与
密度的关系如下 :
浆态鼓泡床新型锐孔分布器气含率分布
浆态鼓泡床新型锐孔分布器气含率分布李建辉;王亦飞;曾清华;苏宜丰;于遵宏【期刊名称】《化学反应工程与工艺》【年(卷),期】2008(024)002【摘要】在空气-水系统中,应用双头电导探针法,测量了采用新型锐孔分布器时浆态鼓泡床中气含率的轴向分布和径向分布规律,考察了表观气速、分隔板和液体循环等因索对床层气舍率分布的影响.结果表明,在实验范围内,气含率随轴向高度的增加而增加,表观气速较大时,主体区径向气含率分布比较均匀;气含率随表观气速的增加几乎成直线上升;加入分隔板,局部气含率增大且分布均匀.在主体区,对多组实验数据进行回归分析,得出了不同表观气速下气含率分布的关联式,关联式计算值与实验值吻合良好.【总页数】7页(P108-114)【作者】李建辉;王亦飞;曾清华;苏宜丰;于遵宏【作者单位】华东理工大学洁净煤技术研究所煤气化教育部重点实验室,上海,200237;华东理工大学洁净煤技术研究所煤气化教育部重点实验室,上海,200237;华东理工大学洁净煤技术研究所煤气化教育部重点实验室,上海,200237;华东理工大学洁净煤技术研究所煤气化教育部重点实验室,上海,200237;华东理工大学洁净煤技术研究所煤气化教育部重点实验室,上海,200237【正文语种】中文【中图分类】O359;TQ051.1【相关文献】1.加压浆态鼓泡床中固含率与气含率轴向分布的研究 [J], 杨索和;靳海波;佟泽民2.喷管分布器大型浆态鼓泡床反应器气含率的研究 [J], 何广湘;张同旺;靳海波;佟泽民3.基于双截面ERT对鼓泡床气含率分布的可视化测量 [J], 杨程屹;王化祥;崔自强4.填料塔液体分布器的设计(续二)--孔盘式液体分布器的设计 [J], 董谊仁;张剑慈5.分布器结构对环流反应器气含率分布的影响 [J], 王娟;毛羽;刘艳升;曹睿;江华;钟安海因版权原因，仅展示原文概要，查看原文内容请购买。
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㊀第23卷第3期洁净煤技术Vol．23㊀No．3㊀㊀2017年5月Clean Coal TechnologyMay㊀2017㊀浆态床鼓泡反应器中气含率的分布张奉波,卜亿峰,许㊀明,门卓武(北京低碳清洁能源研究所,北京㊀102211)摘㊀要:为了解浆态床鼓泡反应器中气含率的分布规律,在浆态床鼓泡反应器冷模试验装置中,以空气-液体石蜡-氧化铝微球为试验介质对装置内部的气含率进行研究㊂利用压差法研究了表观气速㊁浆液固含量等操作条件对反应器床层总体气含率的影响,利用光纤探针法研究了浆态床反应器不同操作条件对局部气含率的影响,总结了反应器内部气含率的分布规律,并由此对工业浆态床鼓泡反应器的设计进行了研究㊂结果表明:浆态床反应器的总体气含率随表观气速的增大而增大,固体细颗粒的加入能适当降低总体气含率;在反应器底部,分布器对气体的均布作用明显,但表观气速的增大能够弱化分布器的作用;在反应器的中上部气含率不受分布器的影响,沿反应器径向呈现 中间高,边缘低 的分布趋势;在工业费托浆态床中,表观气速不宜低于0．12m /s ,内过滤系统适宜设置于反应器中上部靠近器壁的位置㊂关键词:浆态床鼓泡反应器;表观气速;总体气含率;局部气含率中图分类号:TQ021．1㊀㊀㊀文献标志码:A㊀㊀㊀文章编号:1006-6772(2017)03-0061-05Distribution of gas holdup in slurry bubble column reactorZhang Fengbo,Bu Yifeng,Xu Ming,Men Zhuowu(National Institute of Clean -and -Low -Carbon Energy ,Beijing ㊀102211,China )Abstract :In order to study distribution law of gas holdup in slurry bubble column reactor,the gas holdup in slurry bubble column reactor was studied under cold -state experiment with the aid of an air -liquid paraffin -alumina microspheres 3-phase system.The effects of super-ficial gas velocity and solid concentration on total gas holdup were investigated using differential pressure transmitter.The distribution of lo-cal gas holdup under different operating condition was also systematically elucidated by means of an optical fiber probe.Based on these ex-perimental results,the design of an industrial slurry bubble column reactor was also proposed.Results show that total gas holdup increases with increasing of superficial gas velocity,while the addition of solid fine particles slightly decreases the total gas holdup.In the bottom area of the reactor,a significant effect of gas sparger on gas holdup distribution presents.Such effects partly decrease with the increasing of su-perficial gas velocity.In the middle and upper area of the reactor,the gas holdup shows higher in the middle,while lower at the edge distri-bution status along the radial direction,which means there is no obvious effect from the gas sparger in this area.For an industrial Fischer -Tropsch synthesis reactor,the filtration system should be better located at the area near the middle /upper reactor wall,with the operating superficial velocity higher than 0.12m /s.Key words :slurry bubble column reactor;superficial gas velocity;total gas holdup;local gas holdup收稿日期:2017-01-20;责任编辑:白娅娜㊀㊀DOI :10.13226/j.issn.1006-6772.2017.03.012基金项目:神华集团科技创新项目(ST930012SH12)作者简介:张奉波(1987 ),男,山东淄博人,工程师,硕士,从事煤间接液化研究工作㊂E -mail :zhangfengbo@nicenergy．com 引用格式:张奉波,卜亿峰,许明,等.浆态床鼓泡反应器中气含率的分布[J].洁净煤技术,2017,23(3):61-65.Zhang Fengbo,Bu Yifeng,Xu Ming,et al.Distribution of gas holdup in slurry bubble column reactor [J].Clean Coal Technology,2017,23(3):61-65.0㊀引㊀㊀言浆态床鼓泡反应器(slurry bubble columnreactor,SBCR)具有结构简单㊁传热效果好㊁生产能力大和相间接触充分等优点[1-3],逐步成为费托合成(Fischer -Tropsch synthesis)技术的发展方向㊂国外的Sasol㊁Exxonmobil㊁Syntroleum [4-5]以及国内的中国科学院山西煤炭化学研究所[6]㊁神华集团[7]㊁兖162017年第3期洁净煤技术第23卷矿集团[3]等均先后开展了浆态床费托合成技术研究㊂作为浆态床费托合成技术开发的核心[8],浆态床反应器的设计及相关流体力学的研究也逐步成为近几年热点㊂而气含率作为浆态床反应器的关键参数,直接影响着气液接触面积和反应器有效体积,进而影响反应器内的传质和宏观反应速度[8-10],是浆态床反应器工程设计必不可少的重要参数之一㊂许多学者对浆态床鼓泡反应器中的气含率进行了研究㊂Krishna 等[11-12]研究了常压下液体石蜡-空气-石英砂体系中不同条件下的总体气含率,得出了总体气含率随表观气速增大而增大,随浆液固含量增加而减小的结论㊂Behkish 等[9]对不同温度压力下浆态床反应器的总体气含率㊁气泡大小分布等进行了研究,认为压力增大导致气泡直径变小,增加小气泡气含率,温度升高导致浆液表面张力和黏度减小,造成小气泡气含率和总体气含率的增大㊂上述研究主要针对于浆态床反应器的总体气含率,缺乏对反应器内局部气含率的认识㊂王丽军等[13]㊁张同旺等[14]基于水-空气-玻璃珠体系对局部气含率分布进行研究,但缺乏对油性液体体系的研究㊂笔者在浆态床冷模装置中,基于液体石蜡-空气-氧化铝微球体系,考察了不同操作条件下总体气含率㊁局部气含率的分布状况,总结气含率的分布规律,为浆态床反应器的工程设计提供理论支持㊂1㊀试㊀㊀验1．1㊀试验装置与试验条件试验装置流程如图1所示㊂图1㊀试验装置流程Fig．1㊀Sketch of experimental equipment浆态床冷模试验塔由有机玻璃筒体组成,内径150mm,高2000mm,顶部设有内径300mm 的扩大段,塔侧壁距底部气体分布器150㊁300㊁550㊁800㊁1050㊁1300㊁1550mm 处对称设置测试孔,所用气体分布器为十字形管式分布器,分布器底部开有20个均匀分布的直径3．8mm 的圆形小孔㊂试验在常温常压下进行,测试体系为液体石蜡-空气-氧化铝微球体系,其20ħ下的物理性质见表1㊂来自空气压缩机的气体经储气罐稳压后,流经转子流量计计量,然后经设置在底部的气体分布器以气泡的形式进入盛有液体石蜡的试验塔,在试验塔上部气液分离后气体从顶部放空㊂表1㊀体系的物理性质Table 1㊀Physical properties of system物质密度/(kg㊃m -3)黏度/(mPa㊃s)表面张力/(N㊃m -1)粒径/μm 液体石蜡877．62．5170．031 氧化铝微球2279．030~2001．2㊀测试方法试验塔总体气含率及轴向局部气含率采用压差法进行测定,计算公式为εG =1-ΔP ρgh式中,εG 为气含率;ΔP 为床层测量压差;ρ为液体密度;g 为重力加速度;h 为床层高度㊂试验塔内径向局部气含率采用光纤探针进行测量,光纤探针结构及测试信号如图2所示㊂2㊀试验结果与讨论2．1㊀总体气含率2．1．1㊀表观气速对总体气含率的影响表观气速U g 对浆态床床层总体气含率的影响如图3所示㊂在相同浆液浓度下,随着表观气速的增加,床层的总体气含率逐渐增加㊂这与Krishna 等[11-12]在研究不同直径反应器中空气-石蜡油体系的气含率时得到的结论一致;王丽军等[13]利用床层膨胀法,杨索和等[15]通过动态气体逸出法研究空气-水体系以及张同旺等[14]利用压差法研究三相环流反应器中的气含率也得到了相似的结果㊂这是因为随着表观气速增大,相同时间内进入床层的气体量增加,造成床层总体气含率增大㊂26张奉波等:浆态床鼓泡反应器中气含率的分布2017年第3期图2㊀光纤探针结构及测试信号Fig．2㊀Sketch and test signal of optical fiberprobe图3㊀表观气速和浆液浓度对总体气含率的影响Fig．3㊀Effect of superficial gas velocity and slurryconcentration on total gas holdup2．1．2㊀浆液固含量对总体气含率的影响浆液固含量对床层总体气含率的影响如图3所示㊂由图3可知,随着浆液中固含量的增加,床层的总体气含率逐渐下降,且表观气速越大,下降趋势越明显,这与胡立峰等[16]试验结果一致㊂根据双气泡理论[17-18],鼓泡床中的气相由大气泡和小气泡组成,并且大㊁小气泡在上升过程中不断破碎和聚并,浆液中固含量的增加导致气泡聚并加剧,使得床层中大气泡增加而小气泡减少㊂由于大气泡在床层中上升速度快,停留时间短,大气泡的增多将导致总体气含率下降㊂但在较小的表观气速下,气体动能较小,无法使床层中固体完全悬浮于浆液中,大量固体沉积在反应器底部,导致反应器内浆液的有效固含量偏低,对床层总体气含率的影响较小㊂相同的表观气速下,浆液中固含量的增加造成床层总体气含率下降,说明对于相同体积的反应器,增加浆液中催化剂的浓度可以提高表观气速的操作上限,即在一定程度内可以通过增加催化剂的浓度来提高单位反应器的产能㊂2．1．3㊀其他因素对总体气含率的影响除了上述表观气速和浆液固含量2个重要的操作变量外,反应器的结构(如反应器直径㊁反应器高度㊁气体分布器型式㊁内构件)㊁介质的物性参数(如介质的密度㊁黏度㊁表面张力)和操作工况(如温度㊁压力)等诸多因素也对浆态床反应器的总体气含率有影响[11-12,19]㊂这些因素相互间关系错综复杂,主要通过影响气泡尺寸和气泡上升速度来影响总体气含率㊂在浆态床反应器应用时,应结合具体工况对反应器的总体气含率进行研究,为反应器的设计提供真实可靠的理论依据㊂2．2㊀局部气含率2．2．1㊀局部气含率沿反应器的轴向分布在不同表观气速下(U g =0．04~0．31m /s),采用压差法对反应器不同轴向位置处(高度H /直径D =0．5㊁1．5㊁2．8㊁4．5㊁6．2㊁7．8)的局部气含率进行了测试,局部气含率沿轴向的分布情况如图4所示㊂由图4可知,在相同表观气速下,床层底部靠近气体分布器处气含率明显偏低,床层中部位置气含率相对稳定,床层上部气含率呈增大趋势,表观气速越小,分布趋势越明显㊂随着表观气速的增大,床层轴向各处气含率均增加,同时床层底部和中部气含率的差异逐渐减小㊂熊超等[20]在研究分布器对气含率影响时得到了相似的结论㊂图4㊀局部气含率沿反应器轴向分布Fig．4㊀Distribution of local gas holdup along axial direction在床层底部,气体从气体分布器中以气泡形式向下流出,在较小的表观气速下,气泡的初始速度较小,不足以达到反应器底部即已开始反方向向上运动,导致反应器底部存在一部分纯液相的 死区 ,使得床层底部气含率偏低㊂而随着表观气速的增大,气泡的初始速度逐渐增大,反应器底部的纯液相362017年第3期洁净煤技术第23卷的 死区 逐渐减小,使得床层底部和中部气含率的差异逐渐减小㊂在床层上部,由于床层静压减小㊁气液相分离等原因,气含率呈现增大趋势㊂2．2．2㊀局部气含率沿反应器的径向分布在不同浆态床反应器不同高度处(H /D 为1．0㊁5．0),采用光纤探针测试方法对不同表观气速下(U g =0．04~0．31m /s)反应器不同径向位置处(探针测试位置r /反应器半径R =0~0．97)的局部气含率进行了测试,试验结果如图5所示㊂图5㊀局部气含率沿反应器径向分布Fig．5㊀Distribution of local gas holdup along radial direction由图5可知,在反应器底部气体分布器附件(H /D =1．0)处,气含率沿反应器径向基本呈现对称均匀分布,说明此处分布器对气体的均布作用明显,但表观气速的增大逐渐弱化了分布器的作用,使得气体趋于向中心区域聚拢㊂在气体上升过程中,流型逐渐发生变化并趋于稳定,至反应器的中上部(H /D =5．0)时气含率的分布基本摆脱分布器的影响,呈现 中心高㊁边缘低 的对称分布状态,且表观气速越大,此种分布状态越显著㊂曹长青等[21]利用电导探针研究局部气含率的分布情况时,在离气体分布器轴向距离较远处,同样观测到了 中心高㊁边缘低 的气含率分布状态㊂2．3㊀工业费托浆态床反应器的设计浆态床反应器中气含率的分布情况,对于工业费托合成浆态床反应的设计,尤其对气体分布器㊁内过滤系统的设计至关重要㊂作为浆态床鼓泡反应器的气体入口,气体分布器设置在浆态床反应器的底部,均匀分布气体,保证气体与浆液中催化剂的良好接触,防止沟流㊁偏流,同时提供合适的初始气速,避免因气速过低导致催化剂在反应器底部堆积出现 死区 ㊂根据不同条件下气含率的轴向分布结果,工业浆态床反应器的表观气速不宜低于0．12m /s㊂内过滤系统是费托合成浆态床反应器中分离液相产物和固体催化剂的重要组件,根据反应器中局部气含率的分布结果,内过滤系统适宜设置在反应器中上部靠近反应器器壁的位置,此处流型相对稳定,气含率沿反应器径向呈现明显的 中心高㊁边缘低 的分布状态,近壁面处气含率很低,介质以液相和固相为主,内过滤系统设置于此可以避免大量气相组分随过滤操作流出反应器,充分提高过滤效率㊂3㊀结㊀㊀论1)浆态床反应器总体气含率随表观气速增大而增大,固体细颗粒的加入能够降低总体气含率㊂2)在反应器底部,分布器对气体的分布作用明显,气含率沿反应器径向分布相对均匀,但表观气速的增加逐渐弱化了分布器的影响㊂在浆态床反应器中上部,反应器内气㊁液㊁固三相的流型已相对稳定,气体分布已摆脱气体分布器的影响,呈现 中心高,边缘低 的分布情况㊂3)在工业费托浆态床反应器中,为防止反应器底部出现死区,表观气速不宜低于0．12m /s㊂为充分提高液相产物和固体催化剂的分离效率,内过滤系统适宜设置于反应器中上部靠近器壁的位置㊂参考文献(References ):[1]㊀Wang Tiefeng,Wang Jinfu,Jin Yong.Slurry reactors for gas -to -liquid process:A review [J].Industrial &Engineering ChemistryResearch,2007,46(18):5824-5847.[2]㊀Burtron H D.Overview of reactor for liquid phase Fisher -Tropsch synthesis[J].Catalysis Today,2002,71(3/4):249-300.[3]㊀孙启文,吴建民,张宗森,等.煤间接液化技术及其研究进展[J].化工进展,2013,32(2):1-12.Sun Qiwen,Wu Jianmin,Zhang Zongsen,et al.Indirect coal lique-faction technology and its research progress[J].Chemical Industry and Engineering Progress,2013,32(2):1-12.[4]㊀Espinoza R L,Steynberg A P,Jager 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