鼓泡塔课件

数 的 因
湍 液体的扩散系数
动 区
液体性质
素
操 作
气泡当量比表面积
时 气体表面张力等
鼓 利用溶剂、液相反应物或产物的汽化带走热量
泡
塔 的
采用液体循环外冷却器移出反应热
传
热 采用夹套、蛇管或列管式冷却器
鼓泡塔的总传热系数通常为 694～915W/(m2·K)
给热系数可按下关系计算：
1 3
当
• 对于塔径大于15cm的鼓泡反应器，气含率关联式
为：
G
1G
4

C

uOG L L


L
3 L
gL4
7 / 24
C为常数，对纯液体和非电解质溶液C=0.2，对电 解质溶液C=0.25；µL为液体粘度。
上述的气含率是反应器内的平均值，气含率沿塔径 的分布，可采用下式：
上式可改写成：
q1

r H rAVR GLM L / L cAL S H
GLcPL GGcPG

T
Tf

KAT TC
GLcPL GGcPG

q2
稳定判据 dq1 dq2 dT dT
(单一不可逆反应绝热式连续操作)
q1，q2与T的关系
9.鼓泡塔反应器的经验计算法
3. 鼓泡塔的结构
（1）简单鼓泡塔
1-塔体；2-夹套；3-气 体分布器；4-塔体；5挡板；6-塔外换热器； 7-液体捕集器；8-扩大 段
主要由塔体和气体分布器组成。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。
G

21



d DR
2

G

• 对于塔径小于15cm的鼓泡反应器，参考关联图：
气 含 率 关 联 图
ρw为水的密度 σw为水的表面张力
（3）鼓泡塔反应器中液体循环速度
鼓泡塔反应器中，塔中部液体随气泡群的上升而夹带向
上流动，而近壁处液体回流向下，构成了液体循环流动，如
导
入
方
式
不
同
多段式鼓泡塔反应器 搅拌反应器类别示意图
4. 鼓泡塔反应器的操作状态
• 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，液体搅动并不显著。 • 湍流鼓泡区：
（A+ʋBB=产物） （1）气象为平推流，液相为全混流。此情况属于小直径
鼓泡反应器的情况。
当液相为连续加料时，则浓度变化为：
B

cB1 cB2 cB1

G' B
uOLcB1

1
y1 y1
y2 1 y2

当液相为间歇加料和出料时，则浓度变化为：
B

cB0 cBt cB0
c.顶盖死角体积VC
VC
D 3 12
（2）反应器直径和高度的确定
空塔气速
u0G
qVG 3600At

qVG
3600
D2
4
D 0.0188 qVG u0G
3 H 12 D
H=HR+HE+HC
当气体空塔气速大于0.1m/s时，气体分布器的结 构无关紧要。此时的气泡是靠气流与液体间的冲击和 摩擦而形成，气泡大小及其分布状况主要取决于气体 空塔气速。
（2）气体升液式鼓泡塔
气
1-筒体；2-气升管；3-气体分布器
体 升
适用于高粘性物系。例如：生
液 式
化工程的发酵、环境工程中活
鼓 泡
性污泥的处理、有机化工中催
优点：气相高度分散于液相中，具有大的液体持有量和相际 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。
缺点：液相有较大的返混，气相有较大的压降故效率较低。
2. 鼓泡塔的发展
图1是各种鼓泡 塔的示意图，从图中 可见，在鼓泡塔中， 气液两相基本呈并流 和逆流两种。

G' B
LcB0

1
y1 y1
t

t y2 0 1 y2
dt

Gʹ为惰性组分摩尔流量或摩尔通量
（2）气相与液相均为全混流，符合搅拌鼓泡反应器的情况，
● 如果是连续操作，则浓度变化为：
u c c G y y K p a y p OL B1 B2
y y B
（5）气液比相界面积 气体分布器阻力
含义：单位气液混合鼓泡床层体积内所具有的气泡表 面积，用α表示。
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。
（6）鼓泡塔内的气体阻力ΔP
气 气体分布器阻力
体
阻 力
床层静压头头阻力
'

1
1
1
1
2
2


aL G
t 1
p 2

2
*
● 如果是间歇操作，则浓度变化为：
x K p a y p
c d B
Bt
0 B
a G
t 1
p 2

2
*
t
（3）考虑气相轴向弥散的计算方法：
简单鼓泡塔内液相可近似视为理想混合流型，气 相可近似视为理想置换流型。
最佳空塔气速应满足两个条件：a.保证反应过 程的最佳选择性；b.保证反应器体积最小。
影响传质的因素： 当气体空塔气速低于0.05m/s时，气体分布器的
结构就决定了气体的分散状况、气泡的大小，进而决 定了气含率和液相传质系数的大小。
（7）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。
6. 鼓泡塔的传质、传热
阻力较小，可以忽略
鼓 气膜传质阻力
泡 塔
k d D 气膜传质分系数： G B
（1）反应器体积的计算
鼓泡塔反应器除内件（填料、隔板、换热器等）
的体积外，其体积主要由四部分构成：清液层体积VL、
气液层所含气体体积VG、气液分离空间体积VE及顶盖
死角体积VC。即
V= VL+VG+VE +VC
a.充气液层的体积VR b.分离空间体积VE
VR

VG
VL

VL 1G
VE


4
D2HE
塔
化加氢等
（3）空心式鼓泡塔
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。
空心式鼓泡塔
（4）多段式鼓泡塔反应器
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。
（5）搅拌鼓泡反应器
适用反应系统：气 按
体与黏性液体或悬浮溶
气 体
液反应系统
式中εG——气含率； VG——气体体积，m3； VL——液体体积，m3； VGL——气液混合物体积，m3。
• 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。空塔气速增大时，ƐG 也随之增加，但uOG达到一定值时，气泡汇合，ƐG 反而下降。ƐG随塔径D的增加而下降，但当D＞ 0.15m时，D对ƐG无影响。
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。
鼓泡塔流动状态分布区区域图
五、鼓泡塔反应器的流体力学特性
(1) 气泡直径
a. 气泡的形成机制
uOG较低时：气体分布器 uOG中等时：气体分布器加液体湍动 uOG较高时：液体湍动使气流破碎成气泡。
b.气泡大小的影响
连续操作的鼓泡或搅拌鼓泡反应器中，由于反应器存在 着严重的轴向返混，可出现多重定态。气液反应是多相反应 ，它与单相反应相比，热稳定性更为复杂，它是化学反应速 率、传递速率和溶解度的共同作用结果。其多态的数目也较 单相反应为多。 气液均为理想混合时，气液反应器的定太热平衡可写成：
Q1 r H rAVR GLM L / L cAL S H GLcPL GGcPG T Tf KAT TC Q2
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。
栓塞气泡流动区：
小径气泡塔， 高表观气速下出现 此状态。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。
气-液界面的液相容积传质系数可按下式关联：
d VS
k
D a 2
L
R
DL

0.6
L DL
L
0.5

g
D2R L
L
0.62


g
D3R

2 L
2 L
0.31



1.1 G
安
气泡大小
静
影
区 空塔气速
响 液 相
操
作 时
液体性质
传
扩散系数等
质
系
dvs DR

26
gDR2 L
L
0.5
gDR3

2 L

2 L
0.12

0.12
uOG gDR
dvs为全塔平均气泡直径； DR为鼓泡塔内径； uOG为鼓泡塔表观气速； σL为液体表面张力
可用下式描述气泡直径沿径向的变化：
d
B


6.6
G
的
传
阻力的大小决定了传质速率的快慢
质
液膜传质阻力 液膜传质分系数：
kLd DL
B

0.5
L DL
L
0.5

g
d
3 B


2 L
2 L
0.25


g
d
2 B

L
L
0.375

气-液传质比表面积可由气含率和气泡直径按下式确定：a 6 G
下图。研究得出d/DR=0.7处为轴向循环速度为零点的中心点， 直径小于此处液体向上运动，直径大于此处则液体向下运动。
中心最大上升液体速度uCL和近壁处最大下降速度uWL的关系
为:
uCL 1.1uO0.G2
鼓
泡
uWL 0.9uO0.G4
塔 反 应
器
中
液
体
循
环
（4）环流反应器的气含率和合适尺寸
液相为全返混而气相可用轴向弥散模型，对不可逆反应，液
相主体CAL=0，即
1 PeG
d 2 c AG
2
dz

d c AG dz
StG c AG

0
Levenspiel将上式的解析解与活塞流进行比较，得出了轴 向弥散对反应容积的定量影响，绘出了下图：
鼓泡塔气相混合对反应器高度的影响
8. 鼓泡反应器的热稳定性
鼓泡塔
1. 鼓泡塔的概念 2. 鼓泡塔的发展 3. 鼓泡塔的结构 4. 鼓泡塔反应器的操作状态 5. 鼓泡塔反应器的流体力学特性 6. 鼓泡塔反应器的传质、传热特性 7. 鼓泡塔反应器的简化反应模型 8. 鼓泡反应器的热稳定性 9. 鼓泡塔反应器的经验计算法
1. 鼓泡塔的概念
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。
Kb
uOG
L 1
3

18
gL
时，


2L

2 L
g
1

3

0.146
K
1 b
4

cL L
2
1

3
当
Kb 18
时，



2 L

2 L
g
1

3

0.3

cL L
L
1

3
7. 鼓泡塔反应器的简化反应模型
考虑对气相反应物A和液相反应剂B均为一级的气液反应
9
Hale Waihona Puke 5.2dDR

103
dB为鼓泡内反应器内于直径d处气泡平均直径 d为鼓泡塔反应器内任一点的直径
(2)气含率
• 气含率：单位体积鼓泡床（充气层）内气体所占 的体积分数
静态气含率 动态气含率
液体不流动时的气含率 液体连续流动时的气含率
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：
单个气泡的形状和直径： db<0.2cm 垂直上升的坚实圆球. 0.2≤db≤1.0cm 螺旋式摆动上升的椭圆球 db>1.0cm 垂直上升的菌帽状 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。
c. 气泡的直径计算
可按Akita准数关联式计算：
对于低黏度液体，提升式环流 反应器的气含率可以表示为：
G

0.647 ( uOL uOG uOL
) u 0.68 0.34 OG
uOL为液体循环表观流速
为了获得较高的循环流速，对
直径为DR的提升式内循环反应器， 如右图，其合适尺寸为导流筒长
度4.4DR；顶部转向高度0.35DR； 底部转向高度0.25DR；反应器高 度5DR；导流筒直径0.59DR。