外环流反应器的流动与局部传质特性研究

用空气 -水体系 ,表观气速在 0～ 0 .1 1m/s范围内 ,上升管内径为 0 .0 9m、下降管内径为 0 .0 5m、高为 1 .2m的外环流反应器 ,对上升管、下降管和气液分离箱的体积传质系数、气含率与循环液速进行了实验研究。体积传质系数用物理法测定 ,数据用矩分析法处理 ;气含率采用静压差法测量 ;循环液速采用脉冲示踪技术测定。结果表明 ,表观气速小于 0 .0 8m/s时 ,上升管和下降管的体积传质系数随表观气速上升较快 ,且较分离箱的体积传质系数高出近 40 % ,而当表观气速大于 0 .0 8m/s时 ,下降管和气液分离箱的体积传质系数出现极值而后下降。表观气速在 0～ 0 .0 87m/s内 ,进一步测定了气含率与循环液速随表观气速增加而变化的规律 ,得出气含率与循环液速随表观气速的增加而增加的结论。将体积传质系数、气含率和循环液速与表观气速的数据按幂函数关联后 ,计算值与实验值符合较好     

高长径比气升式环流反应器的流体动力学模型

在高长径比(H/D=22.2)气升式环流反应器中,依据能量平衡原理及漂流通量模型,考虑到导流筒中由于固体颗粒的加入而引起的液固两相间的能量损失,提出液固能量损失系数Cf,并给出Cf的测量方法,建立上升区循环液速的预测模型.以空气-水-石英砂为物系,研究气含率、固含率、循环液速随表观气速的变化规律,将循环液速的预测值与实验值进行比较.结果表明:表观气速在1.32~4.45 cm/s范围内时,气含率随表观气速的增大而增大;固含率与表观气速的关系不大,固体颗粒含量越多固含率越大;循环液速随表观气速的增加而增大,随着固体含量的增加而减小,并随粒径的增大而减小.     

多管气升式环流反应器的循环液速和气含率

在以空气-水为体系的多和气升式环流反应器中,分别研究了循环液速随操作气速、管径比(下降管直径/上升管直径)的变化规律;循环液速随操作气速的增加而增大,随管径比(下降管直径/上升管直径)的增大而减小,采取回归分析的方法建立了循环液速与操作气速和管径比的经验关联式,同时还研究了两个上升管气速以及不同管径比对气含率的影响,结果表明某一上升管气含率只随该管气速的增加而增加,而与另一上升管气速的变化关系不大,上升管气含率随管径比的增大而减小,并建立了气含率与操作气速和管径比的半经验关系式,用该式得出的上升管气含率的计算值和实验值的平均相对偏差为7.63%。     

静态混合器对气含率及滞液率的影响

在气体搅拌萃取塔中，研究了静态混合器对气含率、滞液率的影响.对于有气体搅拌的气-液-液三相系统，表观气速、表观水速、表观油速均对气含率、滞液率有影响，但影响的程度不同.在气含率的影响因素中，表观气速的影响最大，表观油速的影响最小.在滞液率的影响因素中，表观气速的影响最大，表观水速的影响最小.静态混合器的型式对气含率、滞液率均有影响，在操作条件相同的情况下，Ⅰ型静态混合器对气含率、滞液率的影响比Ⅱ型的大.     

气液鼓泡床中气含率的实验研究

采用差压变送器测不同高度的床层塌落曲线 ,提出了根据此曲线计算大小气泡含率的新方法 ,研究了直径 2 84mm的鼓泡床反应器中表观气速、表面张力、床层静液高度和分布器对气含率的影响。结果表明 ,在不同表面张力条件下 ,气含率随表观气速升高而升高 ;气含率随表面张力升高而降低 ,从能量角度解释了鼓泡床中气含率随表面张力升高而降低的动力学原因 ,并得出了气泡聚并的能量公式 ,将此公式应用于系统压力、温度对气含率的影响 ,得出了与前人实验一致的结论 ;指出了床层内分布板区的存在 ,且分布器不同 ,分布板区高度及分布板气含率也随之变化 ;静液高度不同 ,床层内的平均气含率变化很小 ,并根据分布板区体积占整个床层体积比例很小对其进行解释     

以焦末为载体的生物流化床流体力学与传质性能研究

为考察自制以焦末为载体的生物流化床水力学与传质性能,研究了不同流化料焦末量、表观气速、表观液速对床层压降、气含率以及体积氧传质系数KL a的影响.结果表明:随着表观液速的增加,床型依次分为固定床、膨胀床、传统流化床和循环流化床.在传统流化床区域,床层压降最大且基本保持不变.气含率随着流化料焦末量的增加而增大,随表观液速的增加而减小,随表观气速增大呈指数增大.在实验范围内,气含率与表观气速的拟合方程为ε=2.60U0.88.KL a随着流化料焦末量的增加先增大后减少,随着表观气速的增加而增大.     

载体内循环膜分离反应器的水力学性质及气液传质特性研究

通过清水实验考察了载体内循环膜分离反应器的水力学性质及气液传质性能.结果表明,在固相含率为2%～8%、液流量为0～16L/h时,反应器达到循环流态化需要的临界气速为6.2～7.7 m/h;投加载体后,气相含率和氧传质系数随着气速的增加而增大,随着固相含率的增加而减小,在固相含率为0～6%、液流量为5.3 L/h、气速为7.5～30.1 m/h时,反应器的气相含率介于0.65%～3.5%之间,氧传质系数在8.32～28.0 h~(-1)之间变化;循环时间和混合时间都随着气速及固相含率的增加而减小,在固相含率为0～6%、液流量为5.3 L/h、气速为3.8～22.6 m/h时,循环时间为2.9-34 s,混合时间为10.2～41.9s.     

外环流反应器中气含率与循环液速的研究

在外环流反应器中，研究了空气-水体系在不同的分离箱高度和不同的管径比（Dr／Dd）时，上升管内气含率与循环液速随操作气速的变化关系，结果表明，气含率与分高箱高度无关，循环液速随分离箱高度的增加而增大；管径比越大，上升管气含率越高；而且存在一个最佳管径比使循环液速达到最大值．     

130L环隙气升式旋流反应器的局部相含率研究

为给渣油加氢反应器的工业放大提供参考,在130L环隙气升式旋流反应器中,以空气-水-717型阴 离子交换树脂为三相物系,研究了表观气速、底部间隙、固体装载量、导流筒型式、乙醇体积分数对相含率的影响。 结果表明,上升区局部气含率随表观气速、乙醇体积分数的增加而增加,随固体装载量的增加而降低,随底部间隙的 增加先增加而后减小,底部间隙最优值为60mm。当导流筒型式不同时,气含率由大到小依次为:翅片型、喇叭口 型、传统圆柱型。在表观气速为0.239、0.478cm/s时,上升区局部固含率沿轴向高度呈现出“下浓上稀”的趋势;当表 观气速为0.597、0.836cm/s时,上升区局部固含率轴向分布均匀。上升区局部固含率随底部间隙的增大而减小,随 乙醇体积分数的增加而变化不大。     

气升式环流反应器的流体动力学模型

用空气-水体系,在下降管直径和上升管直径分别为0.03m和0.09m,反应器的总高度为1.3m的气升式环流反应器中对气含率和流体循环速度进行了实验研究,总结了液体速度和气含率随表观气速的变化规律;根据动量平衡原理和漂流通量模型建立了气升式环流反应器中液体循环速度和气含率间的理论关系式,给出了各局部阻力损失系数的计算方法,并对这些阻力损失系数和分布参数进行了计算,实验结果表明,气速小于0.065m*s-1时,气含率与下降管液体速度随气速的增加明显增加,在实验气速范围内,总阻力损失系数与气速无关,其值为3.75.模型计算表明,循环液速和气含率的预测值与实测值的平均相对误差分别为3.6%和0.29%.     

气-液-固三相流化床气体分布器区局部相含率和床层膨胀比的实验研究

在内径150 mm,高4 350 mm的三相流化床中,分别以空气、水和0.48 mm、1.25mm的玻璃珠及1.45 mm的苯乙烯树脂为气相、液相和固相,应用开发的微电导探针测试技术同时测得三相局部含率,并对气体分布器区的局部相含率和床层膨胀比(H/H0)进行了实验研究,考察了固体颗粒的粒径、密度及表观液速和气速对床层膨胀比的影响。研究发现,在距气体分布器轴向一定距离范围内,三相局部含率的径向分布存在明显的不对称分布;随着轴向距离的增加,局部气含率的径向不对称分布逐渐消失,局部固含率的径向不对称分布变化不明显;床层膨胀比随表观气速和液速的增大而增大;较低密度颗粒系统的H/H0开始增加缓慢,后来增加很快;较高密度颗粒系统的H/H0开始迅速增加,后来增加缓慢。     

正丁醇和表观气速对外环流反应器内气泡特征的影响

用双探针电导探头测量了外环流反应器内空气-水和空气-正丁醇水溶液体系中气含率、气泡平均（Sauter）直径、气泡上升速度、气泡尺寸分布以及气液相界面积．考察正丁醇浓度和气速对流型和气泡特征的影响规律,用流体动力学理论和聚并机理对其进行分析．得到实验条件下正丁醇水溶液浓度影响气含率的临界浓度Ccrit.     

新型垂直筛板塔空间持液量与塔板效率的研究

新型垂直筛板塔的传质区域在塔板空间,空间持液量对传质性能有重要的影响,实验表明,新型垂直筛板塔的一次提升效率随塔板空间持液量的增大呈明显的下降趋势;影响新型垂直筛板塔空间持液量的主要因素是板上清液层高度和板孔气速。空间持液量随板上清液层高度的增加而增加,随板孔气速的增大而减少。     

液固循环流化床预分布器附近流体动力学的数值研究

在液固循环流化床(LSCFB)内,分别以水、玻璃珠为液相和固相,应用2种不同结构的分布器,在室温常压下,考察了分布器结构对预分布器区及换热管内流体动力学的影响。利用商用计算流体力学(CFD)软件Fluent 6.2,选用欧拉模型(Eulerian),系统研究了不同分布器结构和不同表观液速对换热器的预分布器区固体颗粒和局部液体速度径向分布的影响。模拟结果表明:应用变孔径预分布器与均匀孔径预分布器相比,变孔径预分布器能更好地改善固体颗粒和局部液体径向速度分布的均匀性;在低表观液速下,固含率径向分布的计算值与实验值吻合良好,误差随表观液速增大而增大。     

旋片环隙气升式环流反应器的局部气含率

为了进一步强化气升式环流反应器的流动、传质、混合性能,设计开发了新型的旋片环隙气升式环流反应器。该反应器以有机玻璃为材料,外管高1800mm、内径90mm、导流筒总长1600mm、主体直径50mm,其特征是导流筒上附有若干组旋片,每组旋片间距110mm。在表观气速为0.37~2.59cm/s的条件下,研究了底部间 隙、固体装载量以及不同分配器材料对该反应器内气含率的影响规律。结果表明,在相同轴向高度的条件下,随着表观气速的增大,上升区局部气含率增大;固体装载量增加,上升区局部气含率增加;底部间隙变大,低气速下局部气含率变大;在高气速下,气含率变小。在较低表观气速下,微孔分布器的局部气含率低于高分子材料的局部气含率;当表观气速较高时,结果相反。     

三相反应器的气含率与液速分布和数值模拟

研究了一定操作条件下的气液固三相鼓泡床反应器的气含率和液体轴向速度分布,讨论了气、液表观速度对气含率和液体轴向速度分布的影响,比较了三相与两相鼓泡床中气含率和液体轴向速度分布,用拟两相的双流体模型计算了三相鼓泡床中的气含率和液体轴向速度．结果表明,模拟结果与实验结果一致．     

气-液两相鼓泡塔反应器液体流速分布的实验研究

用示踪剂电子电极法对气-液两相鼓泡塔反应器液体的轴径向速度进行了测量。测试结果表明,塔中心处的液速最大,靠近塔壁处最小。且当表观气速增大,初始流体流动处于由均匀流型向过渡流型的转变,轴向液体速度在径向的梯度非常小;当表观气速继续增大,平均液体速度有明显的增加,轴向液体速度的径向分布呈线性关系,表明流体的流动进入非均匀流型;进一步增加表观气速,平均液体速度无明显增加。另外,应用3种不同结构的气体分布器考察了其对反应器中心线处轴向液体速度的影响。实验发现,环状气体分布器的反应器底部存在一个回流区。