气升式反应器气液混合及传质特性的CFD模拟

气升式反应器气液混合及传质特性的CFD模拟
李干禄;韦策;吴昊;贺仁涛;吴兵;姜岷;欧阳平凯
【摘要】气液混合时间和体积传质系数是气升式反应器设计和放大的重要参数.采用实验与流体动力学CFD数值模拟技术相结合的方法对气升式内环流反应器的气液两相混合和溶氧过程开展研究.以欧拉欧拉模型为基础,利用标准kε及多尺度气泡(MUSIG)模型耦合Higbie渗透理论进行计算,对反应器内气液两相流的混合和氧传质进行CFD数值模拟.考察示踪剂进样位置和表观气速对混合时间的影响,并研究表观气速对体积传质系数的作用规律.结果表明:示踪剂注射位置越靠近曝气区,气液混合时间越小,在一定表观气速下,混合时间随着表观气速的增大而减小,体积传质系数则随着表观气速的提高而增大,CFD数值模拟结果与实验结果较好吻合,进一步验证了CFD数值模拟技术在气升式反应器设计和放大中的可行性.
【期刊名称】《南京工业大学学报（自然科学版）》
【年(卷),期】2018(040)004
【总页数】7页(P118-124)
【关键词】气升式反应器;CFD模拟;气液混合时间;氧传质
【作者】李干禄;韦策;吴昊;贺仁涛;吴兵;姜岷;欧阳平凯
【作者单位】南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800;南京工业大学生物与制药工程学院,江苏南京 211800
【正文语种】中文
【中图分类】Q815
与传统机械搅拌式反应器不同,气升式反应器(ALR)是以气体动力为能量来源,由于它具有结构简单、无活动部件、剪切温和、低能耗、良好的混合能力以及优良的传质和传热等优点[1-3],已广泛应用于化学工业、生物工程、污水处理等领域。

尽管很多研究者对气升式反应器开展了大量实验与数值模拟的研究,但工业规模的气升式反应器设计和放大仍然存在困难。

国内外对于气升式反应器流体力学特性[4-5],反应器结构参数优化的研究较多[6-8]。

但由于气液两相流运动过于复杂,很难对反应器内部流场进行测量。

近年来,随着计算流体力学(CFD)数值模拟的发展,CFD数值模拟为生物反应器的研究、设计及优化提供了重要的技术手段。

杨汶雨等[9]采用CFD数值模拟,考察气升式反应器导流筒直径在70～140 mm范围内对气含率和循环液速的影响,并确定最佳导流筒直径为100 mm。

Moraveji[10]利用CFD技术对气升式内环流反应器在不同气速条件下的气含率和下降区液相速度进行模拟,其模拟结果与实验结果接近。

采用实验与CFD技术结合的方法对气升式内环流反应器气液两相混合和溶氧过程进行研究,考察不同表观气速条件下的混合时间、体积传质系数,并探讨了不同进样位置对混合时间的影响。

1 实验装置与方法
1.1 实验装置
气升式反应器实验装置采用有机玻璃制造,总体积为300 L,实际装液量为220 L。

实验装置示意图如图1所示,反应器高度为2.5 m,反应器由内置导流桶，将其分为上升区和下降区,其高度均为1.9 m,导流桶内外的横截面直径分别为300和400
mm。

分布器为孔板式,孔数为9,孔径为20 mm。

表观气速UG范围为0.004～0.04 m/s,其定义为
UG=Q/A
(1)
式中：Q为空气流速,kg/m3;A为上升区的横截面积,m2。

图1 实验装置Fig.1 Experimental device
1.2 实验方法
1.2.1 混合时间的测量
采用饱和的NaCl溶液作为示踪剂,每次将50 mL NaCl溶液从注射点快速注入,通过固定在一定位置的电导探头来获取反应器内溶液的电导率变化。

记录从示踪剂加入到反应器体系到电导读数大于95%的时间,将其定为混合时间tm(s)。

应用CFD模拟反应器内的混合时间,主要模拟方法是:通过加入与流体具有相同物理属性的标量(用来模拟示踪剂),求解描述该标量在流场中的运输方程得到反应器内该标量随时间变化的浓度场,然后通过加入监测点并输出监测点处标量浓度变化曲线,从而计算出混合时间。

1.2.2 体积传质系数KLa的测量
在有氧发酵过程中,体积传质系数KLa是表征反应器氧传质性能的重要参数。

采用动态通气法测定反应器不同位置的体积传质系数[11],先通入高纯N2将水中O2置换,当水中O2质量浓度低于0.5 mg/L时[4],立即通入空气。

利用在线监测系统采集溶氧数据,采集频率为5 s。

体积传质系数KLa的换算方法为
(2)
式中：为液相中饱和溶氧质量分数，为液相中初始的溶氧质量分数，为液相中t时刻的溶氧质量分数，mg/kg。

1.3 数值模拟方法
1.3.1 网格划分与独立性测试
采用三维构造体软件构建反应器3D模型,使用四面体非结构化网格。

一共划分了4个数量水平的网格(1.93×105、6.3×105、1.059×106、2.035×106),表观气速为0.04 m/s,得到总体气含率分别为8.89%、8.57%、7.55%、7.62%。

为了保证计
算结果精确和计算速度,选取网格数为1.059×106进行计算。

1.3.2 气液两相数学模型
在利用CFX 14.0大型计算软件包进行CFD模型数值求解时,考虑了气液两相的差
异和相互作用,利用双流体模型将液相作为连续相、气相作为分散相,分别求解气相
和液相的连续性方程与动量方程,利用湍流封闭模型模拟气泡上升运动引起的湍动
行为,采用多尺度气泡模型模拟气泡直径的自由分布,使模拟结果更切合实际工况。

最终得到反应器中的流体力学特征,如相速度、气含率、KLa等在反应器中的分布。

1)双流体模型
双流体模型充分考虑了气液两相的差异和相互作用,并且引入了颗粒相黏性、扩散
和导热等系数,与实际情况更加贴近,被公认为完善可靠的模型。

采用多相流中的欧
拉-欧拉双流体模型,将液相作为连续相、气相作为分散相,分别求解气相和液相的连续性方程与动量方程。

在气升式内环流反应器中存在气液两相体系,气液两相各自的连续性方程可表示为[11]
+(αkρkuk)=0
(3)
式中：α、ρ和u分别为相含率、密度和速度。

式中下标k为l、g时,分别代表液
相和气相且界面作用力分别取正、负值。

动量传递方程为[11]
+·(αk(ρkukuk))=-αkp+αkρkg+αkτk±Fint
(4)
式中的右边分别表示压差、重力、剪切力和界面作用力。

气液两相的动量方程的精确求解要耦合相间作用力Fint,主要包括曳力FD、升力FL、虚拟质量力FVM和湍流扩散力FT。

Fint=FD+FL+FVM+FT
(5)
2)湍流封闭模型
为了考察由气泡上升运动引起的湍动,采用适用多相流体系的标准k-ε湍流模型。

在气-液两相体系中,采用方程(6)、(7)计算[12]
+·(ρlulk)=
(6)
·(ρlulε)=
(7)
式中：k为湍动能,m2/s2;ε为湍动耗散率，m2/s3;C1ε、C2ε、σk、σε分别代表耗散率常数、湍动能的湍流普朗特数、耗散率的普郎特数和湍流耗散率常数,其值分别为1.44、1.92、1.0和1.3;ρl、ul和μT,l、Gk,l分别代表液体的密度、流速、黏度、动能。

3)多尺度气泡模型(MUSIG)
多尺度气泡模型采用颗粒群体平衡模型(population balance equation),颗粒群体平衡模型方程为[12]
+·(αgρgugfi)=BB-DB+BC-DC
(8)
式中：BB、DB分别表示气泡在破碎以后的生成和消亡速率；BC和DC分别表示
气泡在聚并以后的生成和消亡速率。

1.4 体积传质系数KLa的计算
结合Higbie渗透理论,Kolmogoroff 各向异性湍流理论和Ostwald-de Waele的流变模型可以得到传质系数KL在非牛顿流体的理论表达式[13]
(9)
对于牛顿流体体系(n=1,K=μ),式(9)可简化为
(10)
由于存在气泡破碎和聚并作用,气液接触面积a可由式(11)计算
a=6εL/dB
(11)
因此,KLa的计算公式为
(12)
式中：DL为O2在水中的扩散系数，m2/s;μ为流体黏度，Pa·s;εL为局部气含率;dB为气泡直径，m。

2 结果与讨论
2.1 气液混合时间的考察
2.1.1 瞬时示踪剂浓度场的考察
表观气速为0.024 m/s时,示踪剂浓度场在反应器中混合状态随时间变化云图见图2。

示踪剂在湍动流中的混合过程包括分子扩散、对流和湍流涡作用,与其他两种作用相比,分子扩散作用是可以忽略的。

由图2可知：在该条件下,示踪剂在反应器中混合均匀所需时间约为25 s。

图3为液相和气相的速度矢量图,在反应器上升区存
在不同尺度的漩涡,漩涡的存在有助于示踪剂在轴径向的分布，如图3(a)所示,示踪剂在注射点P1注射,随着下降区液体向下运动,然后进入上升区。

由于曝气口附近,气液混合剧烈,湍动程度高,所以示踪剂在上升区扩散速度较快。

图2 示踪剂浓度场随时间变化云图Fig.2 Clouds of tracer concentration fields with time
图3 速度矢量图云图Fig.3 Clouds of liquid velocity vectors
2.1.2 注射位置对混合时间tm的影响
图4 注射点高度对混合时间的影响Fig.4 Effects of mixing time on injection points
示踪剂的注射位置可能会影响整体混合时间。

许多研究者将注射示踪剂和监控点选择在低湍动区域,并且二者之间的距离较大,这样就能较为客观地反映出整体的混合时间[14-15]。

本研究中,以表观气速为0.024 m/s为条件,考察了下降区的4个轴向位置对混合时间的影响,分别为1.7、1.2、0.7、0.2 m,结果见图4。

图4表明,反应器内气液混合时间随着注射点高度的下降而减少。

注射点离曝气区域越近,示踪剂进入曝气区的时间越短,而曝气区域的气液混合剧烈,所以示踪剂分散得更快,更均匀。

实验值与模拟结果趋势基本一致,相对误差小于15%。

图6 瞬时溶氧质量分数场云图Fig.6 Clouds of instantaneous dissolved oxygen concentration fields
2.1.3 表观气速对混合时间tm的影响
由于气升式反应器能量的输入是由气体带来的,所以表观气速对混合时间以及体积传质系数有着显著的影响，结果见图5。

从图5可以看出：表观气速低于0.032 m/s时,混合时间随着表观气速增大而减少,然而,当表观气速大于0.032 m/s时,混合时间有所提高。

这可能是由于气速增大导致反应器上升区存在局部的循环[16-17]。

模拟结果与实验值误差小于20%。

图5 表观气速对混合时间的影响Fig.5 Effects of mixing time on superficial gas velocities
2.2 体积传质系数的考察
2.2.1 瞬时溶氧浓度场的考察
在0.024 m/s的表观气速下,液相中溶解氧质量分数随时间变化的云图见图6。

由
图6可知:在前100 s水中溶氧速度较快,达到6.9 mg/kg,然后需经过200 s才能达到接近溶氧的饱和状态(8.3 mg/kg)。

图7显示实验实测的溶氧质量分数变化相对模拟结果有所延迟,这可能是由于实验所用溶氧探头的响应时间所导致的延迟效应。

图7 液相中氧质量分数随时间变化Fig.7 The oxygen mass ratios in liquid phase with time
2.2.2 表观气速对体积传质系数KLa的影响
KLa是评价反应器性能最重要的参数之一,在反应器设计与放大过程中也最受重视。

由式(12)可知,总体气含率、湍能耗散速率以及气泡直径等直接影响KLa，结果见
表1。

由表1可知：随着表观气速增大,总体气含率和湍能耗散速率均有所提高,平
均气泡直径基本不变,但当表观气速达到0.04 m/s时,气泡聚并现象加剧导致气泡
直径变大,所以KLa随着表观气速增大而增大。

图8为不同气速条件下KLa的模拟与实验值,模拟所得到的结果与实验值趋势一致。

表1 表观气速对气泡直径大小、总体气含率、湍能耗散速率和体积传质系数影响Table 1 Effects of superficial gas velocities on bubble sizes,overall gas holdups,turbulent energy dissipation rates and volumetric mass transfer coefficients
表观气速/(m·s-1)平均气泡直径/mm总体气含率/%湍能耗散速率/(m2·s-3)体积传质系数KLa 0.0083.781.870.025 90.004 7 0.0163.763.560.070 50.011 3
0.0243.755.760.094 50.017 5 0.0323.736.330.149 10.021 9
0.0404.068.000.152 50.024 7
图8 表观气速对KLa的影响Fig.8 Effects of KLa on superficial gas velocities 3 结论
1) 模拟采用的模型能够很好地呈现反应器内气液两相混合、溶氧过程以及不同位置的详细流场信息;
2) 模拟获得的混合时间和体积传质系数与实验值能较好吻合;
3) 通过冷膜实验进一步验证说明了CFD技术为气升式反应器设计及放大提供了强有力的理论数据。

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