听说名字长的都长的非常非常的叼是么
范文一：② 理想混合反应器
? 理想混合反应器
特点:反应其出口的物料浓度与反应器内完全相同。
理论反应器计算比较简单，故成为实际反应器的理论基础，因此工程上常将某些反应器作近
似处理后，再进行设计计算。
如流化床反应器、连续流反应器――――理想混合型;
固定床反应器(尤其径高比大的)―――活塞流型
气固相催化反应器属于连续式反应器(连续进、出料)。 (2)固定反应器的计算
计算方法:?经验法;?数学模型法
?经验法:利用实验或工厂现有装置所得的经验参数(Vsp,t等)来设计新的反应器的一种方
法。
优点:计算简便，设计可靠，应用广泛;
缺点:要求设计条件与原生产工艺条件或中间试验条件尽量保持一致
a空间速度:单位时间内单位体积催化剂能处理的反应混合气体的体积量，即:
式中: Qn0--标况下反应气体初始体积流量，m3/h
VR--催化床层体积，m3
Vsp--空间速度。h-1
意义: Vsp越大，通过单位体积催化剂的混合物量越多，生产强度愈大。
b接触时间:反应物通过床层的时间。
若在标况下计算接触时间，即标准接触时间()则:
?催化体积用量:
?催化床层高
其中 (空隙率)
ρs,ρp--催化堆积密度与颗粒密度，Kg/m3
大气污染控制工程讲义
,,,
范文二：机械流化床式混合反应器
机械流化床式混合反应器
Loedige （罗迪格）开发制造的Ploughshare?（犁铧式）连续混合系统，独特的搅刀几何形状及曲面造就了极高的混合效率，是对包括污泥等特殊物料最适合，最先进可靠的混合工艺技术。
此混合反应器筒体内的犁铧式特殊搅拌元件将污泥等粘稠、不规则物料在较小的能量作用下通过其特殊曲面被抛起、离散，增大物料的混合接触面积，并构成空间往复运动提高空间利用率，使物料充分接触混合。此外，在实现径向均匀混合的同时实现轴向定量扰动，杜绝物料的短路行进，实现物料多向回流式流化床混合效果。 本公司供应的机械流化床式（德国罗迪格）混合设备目前已在全球90多个国家安装运行30000多套。应用于污泥处置行业混合器大约600套，最长连续运行已超过20年。
在市政和工业部门的废弃物处理与利用中，罗迪格机械流化床混合反应器广泛应用于污泥、焚烧残余物、飞灰、粉尘和其它废物的机械处理、化学处理和热处理。
设备特点：
密闭、清洁
瞬间启动、停机，
应用灵活
维护量低
占地面积小
能耗低
自动化程度高
应用领域：
●??污泥石灰处理；
●??好氧堆肥中的混合预调理 ●??炉渣与粉尘的急冷却； ●??飞灰无扬尘化处理；
●??飞灰、粉尘的稳定化处理； ●??烟气脱硫；
●??造粒技术
范文三：射流鼓泡反应器的混合特性
第66卷 第11期 化 工 学 报 Vol.66 No.112015年11月 CIESC Journal November 2015 ·4438·
射流鼓泡反应器的混合特性
郭天琪，黄正梁，王靖岱，蒋斌波，阳永荣
（浙江大学化学工程与生物工程学院，化学工程联合国家重点实验室，浙江 杭州 310027）
摘要：射流鼓泡反应器以液体射流代替搅拌实现液相混合，具有结构简单、制造及维护费用低等诸多优点，研究其混合特性对于反应器的设计、优化及放大具有重要意义。以空气-水作为模拟介质，采用KCl电解质溶液为示踪剂考察了表观气速和射流Reynolds数的大小对液相宏观混合时间的影响，并从能量输入的角度对射流鼓泡反应器的混合机制进行分析。研究发现，在实验条件下（表观气速变化范围为0.0006～0.0343 m·s?1，射流Reynolds数的变化范围为1.75×104～7.00×104），鼓泡的加入使得均相射流反应器内的液相混合得到改善；随着表观气速增大，液相宏观混合时间先缩短后延长；当气体输入功率或液体输入功率不变时，混合时间随总输入功率的增大而缩短。通过对多组实验数据的回归分析，提出了液相宏观混合时间与液体输入功率和气体输入功率的经验关联式，计算值与实际值吻合较好。最后基于提出的关联式，发现当总输入功率一定时，混合时间随气体输入功率的增加先缩短后延长，临界转变点在气体输入功率为总功率的61%处，此时气液两相协同作用最强。 关键词：多相反应器；混合；气泡；射流；输入功率 DOI：10.11949/j.issn.0438-1157.20150435
中图分类号：TQ 027.1
文献标志码：A 文章编号：0438—1157（2015）11—4438—08
Mixing characteristics in jet bubbling reactor
GUO Tianqi, HUANG Zhengliang, WANG Jingdai, JIANG Binbo, YANG Yongrong
(State Key Laboratory of Chemical Engineering, College of Chemical and Biological Engineering,
Hangzhou 310027, Zhejiang, China)
Abstract：The jet bubbling reactor uses liquid jet to achieve the liquid mixing instead of mechanical stirring, which brings several advantages such as simple structure and low cost of maintenance and manufacturing. The research of its mixing characteristics plays a significant role in the design, optimization and scaling up of the reactor. Based on the air-water system, the electrolyte tracer (KCl solution) method was applied to investigate the influences of gas velocity and jet Reynolds number on the liquid mixing time with the cold model experimental apparatus. The mixing mechanism in jet bubbling reactor had also been analyzed from the perspective of power input. The results showed that within the experimental range (ug from 0.0006 to 0.0343 m·s?1, Rej from 1.75×104 to 7.00×104), the introduction of gas bubbling strengthened the liquid mixing conditions. With the increase of superficial gas velocity, the liquid mixing time decreased at first and then increased. When the gas or liquid power input kept constant, the mixing time decreased with the increase of the total power input. Through the regression analysis of all the experimental data, relationship between liquid mixing time, and liquid and gas power inputs had
2015-04-07收到初稿，2015-05-25收到修改稿。
联系人：黄正梁。第一作者：郭天琪（1990—），女，硕士。 基金项目：国家自然科学基金项目(21406194)；浙江省自然科学基金项目（LQ13B060002，R14B060003）；国家重点基础研究发展计划项目（2012CB720500）。
Received date: 2015-04-07.
Corresponding author: HUANG Zhengliang, huangzhengl@zju.edu. cnFoundation item: supported by the National Natural Science Foundation of China (21406194), the Natural Science Foundation of Zhejiang Province (LQ13B060002, R14B060003) and the National Basic Research Program of China (2012CB720500).
第11期 郭天琪等：射流鼓泡反应器的混合特性
·4439·
been built up. An empirical correlation was proposed, and the calculated value was fitted well with the experimental data. Based on the obtained equation, the liquid mixing time was found to decrease at first and then increase with the increase of the gas power input if the total power input was remained constant. The transition point was around where gas input power occupied 61% of the total input power. At this point, the synergistic effect was the strongest.
Key words：multi-phase reactor; mixing; bubble; jet; power input
引 言
射流鼓泡反应器是一类带有液体喷嘴以及气体发生鼓泡部件的反应器，利用液体喷射代替传统搅拌桨，一方面可以降低动设备的机械维护费用，另一方面在液体循环量较大时，有效地避免了搅拌桨的振动问题。在射流鼓泡反应器内，液体在泵的输送下经过喷嘴高速喷射进入反应器内，利用高速液体射流的剪切作用来破碎气泡，实现反应器内气液两相的高效分散混合。众所周知，反应器内物料的混合状态直接影响传热、传质和化学反应。因此，深入研究射流鼓泡反应器内的混合特性对于反应器的设计、优化及放大均具有重要意义。
射流混合的概念广泛应用于均相体系。目前文献中关于射流混合的研究可以分为两个方面，一方面通过实验研究，考察操作条件以及几何尺寸，如射流速度、喷嘴直径、射流角度及位置、液体黏度、反应釜直径及釜底形状等对混合时间的影响[1-5]；另一方面通过计算流体力学（CFD）技术进行模拟研究，以期对反应器内的流体力学行为及对混合的作用规律进行细致的刻画[6-10]。
射流现象用于气液混合反应主要有以下两种反应器形式，一种是喷射式气液反应器，另一种是射流鼓泡反应器。前者多用来代替鼓泡塔[11-12]，而后者则多用来代替搅拌反应器。其中喷射式气液反应器又根据射流喷嘴在反应器上下位置的不同，分为下喷式自吸反应器和上喷式环流反应器。在传统的鼓泡塔内，气泡尺寸决定气液接触面积，影响气液传质效果，而其受向下流动的液体和向上流动的气体影响，这使得鼓泡塔内的气液两相行为在一定程度上受到限制[13]。因此提出采用喷射式气液反应器来代替鼓泡塔以期得到更好的气液传质效果[11-12]。在喷射式气液反应器内，液体射流不仅可以对气泡产生剪切作用，形成较小的气泡，同时还会与小气泡接触进行两相反应。反应器内气、液两相一同从喷嘴处进料，当具有一定压力的液体经反
应器上部的喷嘴喷射时，会产生很高的液体流速，喷嘴周围由此形成低压区，反应原料被吸入吸气室，然后在吸气室下方的混合室内充分混合。喷嘴主要用于将气体卷吸入液体中，形成小气泡。与之不同的是，在射流鼓泡反应器中，气、液两相分别进料，喷嘴既用于搅拌液体，又可以使液体形成循环，分散气体。此外，喷射式气液反应器中下喷式的喷嘴在液面上方，上喷式的喷嘴在反应器底部全部淹没在液相中，二者均是气液顺流；而射流鼓泡反应器中喷嘴伸入到液面下方，气液两相形成逆流。
与喷射式气液反应器相比，射流鼓泡反应器的研究相对较少。Amiri等[14]首次对射流鼓泡反应器的混合性能进行了研究，得到射流可以有效改善液相混合以及越接近气液两相相遇位置混合时间越短的结论，并根据不同喷嘴Reynolds数下，随表观气速变化得到的混合时间的4种不同变化趋势，总结出4类气液两相流动结构。但文献只依据流动结构图对实验现象进行解释，并未对结果进行深入分析，挖掘产生不同流动结构的原因。
在气液两相体系中，液相混合是影响反应器性能的主要因素之一[15]。良好的液相混合可以防止组分在气液相界面间的过度积累或缺失，进而增强质量传递的驱动力，加速有效组分的转移。因此，可以通过强化液相混合和增加小气泡的数量来增大气液间的相界面积，进而从根本上强化传质。此外，在气液两相体系中，传质效果受气体在液膜中溶解度限制，而液相混合则可减小液膜厚度，进一步改善传质效果[16]。
本文针对射流鼓泡反应器的液相混合特性这一重要参数开展实验研究，采用电解质示踪法测量液相宏观混合时间，系统考察了表观气速对液相宏观混合时间的作用规律，并从能量输入的角度对宏观混合特性进行分析，提出液相宏观混合时间的经验关联式，最终希望为工业射流鼓泡反应器的开发提供理论指导。
· 4440· 化 工 学 报 第66卷
1 实验部分
1.1 实验装置及流程
图1为冷模实验系统流程，包括反应器、气路系统、水路系统、检测仪器以及计算机数据采集系统5个部分。反应器由有机玻璃制成，由筒体、半球形下封头、液体注入管、气体分布环、挡板等部分组成。反应器筒体和半球形封头的内径为380 mm，反应器筒体高度为1000 mm，反应器内装有气体分布环、液体喷嘴以及挡板。其中，气体分布环上方布有均匀分布的出气孔，下方布有少量排液口，液体喷嘴为缩径式，具体结构如图2所示，气体分布环距反应器底部垂直距离为0.15 m，液体喷嘴出口距气体分布环垂直距离为0.4 m。反应器设有进气口（A）的公称直径为31 mm，排液口（B）的公称直径为63 mm，取样口（C）四周对称分布，公称直径为30 mm。
hr为缩径后圆柱段长度，dg为气体分布环直径，ds为分布环内径，dk为分布环开孔直径，n为开孔数。
冷模实验在常温、常压下进行，以空气和水作液体从反应器底部排出，在循环泵的泵送作用下经流量计计量后通过喷嘴喷射进入反应器，构成液体循环。实验过程中，通入反应器内的气体流量的变化范围为0.25～14 m3·h?1，以反应器截面积计算，表观气速的变化范围为0.0006～0.0343 m·s?1，该操作区间可包含气泡的鼓泡态和聚并态，液体射流
射Reynolds数的变化范围为1.75×104～7.00×
10
4。
流Reynolds数Rej的计算如式（1）所示。
Rej=
djujρ
η
(1)
式中，dj为射流出口直径，uj为射流出口速度，ρ为射流液体密度，η为射流液体黏度。
图1 冷模实验流程
Fig.1 Schematic diagram of experimental setup
1－pump; 2－air compressor; 3－buffer tank；4－valve; 5－rotameter;
图2 液体喷嘴及气体分布环结构
Fig.2 Structure diagram of liquid jet and gas distribution ring
1.2 实验测试方法及数据处理
采用电解质示踪法对液相宏观混合时间进行6－pressure gage; 7－reactor; 8－liquid indicator; 9－drainage system;
检测。实验开始前，向反应器内注入自来水约64 L，10－conductivity meter; 11－computer; 12－KCl inlet equipment
液面高度约0.625 m，打开离心泵及风机，调整阀
冷模实验装置的结构参数为自行设计确定，具门开度，使得气液流量分别达到规定值。测量过程体尺寸如表1所示。其中，di为筒体和半球形封头中，将一定体积(50 ml)的饱和KCl溶液通过注入装内径，h为筒体高度，da为喷嘴缩径前内径，db为置，经由反应器液体喷嘴脉冲加入。为消除气泡对喷嘴缩径后内径，α为收缩角度，l为收缩部分长度， 检测造成的影响，在反应器下部检测点安装特殊设
表1 实验装置结构参数 将塔内液体引出，分离气液两相。计的引流装置[17]，
Table 1 Parameters of experimental apparatus 采用位于筒体侧壁底部的电导率仪（上海雷磁公司，DDSJ-308A）测量液体电导率，并将检测结果输入didg/mm 228
计算机内保存。每个数据点实验次数不少于5次，
hds/mm 14
混合时间以电导率值的均匀度达到99%所用的时间dadk/mm 2
为标准[14]。 dbn 19
hrα/(°) 44 图3为检测过程中液体电导率随时间变化的典l/mm
型结果。为了便于比较及后续的分析，采用如式（2）
第11期 郭天琪等：射流鼓泡反应器的混合特性
·4441
·
图3 液体电导率随时间的变化
Fig.3 Variation of conductivity with time in mixing time
距最小，此时有鼓泡时的液相宏观混合时间是无鼓泡时的70%；而当射流Reynolds数为1.75×104时，有鼓泡时的液相宏观混合时间只有无鼓泡时的60%。由此可见，鼓泡对均相体系内的混合情况有明显的改善作用，这主要是由于气泡引起的反应器内液体的局部湍动强化了液相混合。进一步观察可以发现，有无鼓泡时液相宏观混合时间的差值随着液体射流Reynolds数的增大而减小，分析其原因是由于射流Reynolds数较大时，反应器内液体主要受射流循环混合作用，表观气速一定的气泡所引起的局部液相湍动对液相混合的强化程度相对降低。
所示的方法对电导率仪的测量结果进行量纲1化处理。
cj=
κ(t)?κi
(2)
κ∞?κi
式中，κ（t）为t时刻的电导率，κi为实验初始时的电导率，κ∞为实验结束时达到稳定的电导率。采用式（2）对图3中的数据进行处理，结果如图4所示。当示踪剂浓度达到平衡浓度的99%～101%之间时，该时刻与示踪剂注入的时间间隔即为混合时间tM。
图5 有无鼓泡时液相宏观混合时间随射流
Reynolds数的变化
Fig.5 Effect of bubble injection（ug=0.0061 m·s?1）on
mixing time with various jet Reynolds numbers
结合图6实验过程中所拍摄的照片及射流理论等对实验现象进一步分析，未加入鼓泡时，射流以一定的速度离开喷嘴出口后，与周围静止的流体形成速度不连续的间断面，而速度间断面是不稳定的，射流引起的掺混相应产生了对射流的阻力，使射流
图4 量纲1处理后电导率cj随时间的变化
cj with time in mixing time Fig.4 Variation of dimensionless
2 实验结果与讨论
2.1 鼓泡的影响
为探究气相鼓泡对均相射流混合的影响，在射流反应器内通入气体，对比了表观气速ug分别为0和0.0061 m·s?1时，液相宏观混合时间随液体射流Reynolds数的变化情况，实验结果如图5所示。从图中的结果可以看出，有鼓泡时反应器内的液相宏观混合时间小于无鼓泡时的液相宏观混合时间；当射流Reynolds数为7×104时，两条曲线之间的差
图6 射流反应器内实际流动情况 Fig.6 Real flow conditions in jet reactor
· 4442· 化 工 学 报 第66卷 流速降低，能量减弱[18]。通入气体后，环状分布管鼓出的气泡在上升过程中，受到反应器中心竖直向下的液体射流的剪切分散作用，较好地分布在反应器内，引起周围液体的局部湍动，在气泡的带动下向上流动，到达液面附近后在反应器壁面处形成向下流动的液体，构成液相流动循环。相比未加入鼓泡时，气泡引起的液体湍动使得反应器壁面处及液面附近的液体的流动速度增加，死区及低速区大大减少。综上可知，加入鼓泡后，反应器内气泡带动液体局部湍动，形成液面附近的流动循环，液相混合在很大程度上得到了改善。 2.2 表观气速的影响
图7为不同射流Reynolds数下表观气速与液相宏观混合时间的关系，其中横坐标为表观气速，纵坐标是液相宏观混合时间，不同曲线代表不同的射流Reynolds数。从图中可以看出，当射流Reynolds数一定时，液相宏观混合时间随表观气速的增大先缩短后延长，在不同的射流Reynolds数下均表现出类似的规律。当射流Reynolds数较小（Rej=1.75×104）时，随着表观气速进一步增大，液相混合时间的增幅较大。进一步分析，当射流Reynolds数较小（Rej=1.75×104）时，极小值点对应的表观气速约为0.007 m·s?1，而当射流Reynolds数较大时，极小值点对应的表观气速约为0.017 m·s?1。也就是说，在不同射流Reynolds数下，液相宏观混合时间的临界转变气速是不同的。在低射流Reynolds数下，反应器内为气相鼓泡控制，因此出现了与鼓泡塔（射流Reynolds数为0）中类似的研究结果[19-20]。文献表明，鼓泡塔在低表观气速下(ug<0.01 m·s?1)，液相宏观混合时间随表观气速增加急剧减少；在较高的表观气速下(ug="">0.01 m·s?1)，气速影响趋缓，甚至出现了随气速增加混合时间延长的结果。但在高射流Reynolds数下，表观气速增大所形成的并聚的大气泡可以被能量较高的射流破碎和剪切成为小气泡，而小气泡有利于液相湍动及混合，因此液相宏观混合时间的临界转变气速增大。下文将从能量输入的角度对此做更深入的分析。
对实验结果进一步分析，当表观气速较小时，射流可以到达气体分布环上方，对反应器内的气泡起到向器壁推动和分散作用，可以减少单一射流混合时反应器内的死区。同时，由于射流形成的液体循环，使得气泡引起的液体局部湍动更加剧烈，射流和鼓泡相互协同影响，形成了小规模的动量和能量交换。随着表观气速的增大，气泡增多，气体引
起的湍动作用得以加剧，同时射流和气泡相互碰撞引起的液体的湍动和搅动更加剧烈，因此混合时间减少。当表观气速进一步增加的时候，气泡开始发生并聚，射流可破碎大气泡，但是引起液体湍动的小气泡未较之前增多，因此混合时间基本保持不变。当表观气速再增加时，如果射流Reynolds数相对不足以破碎并聚的大气泡，而大气泡引起的液相循环作用又强于局部的湍流脉动，则会出现混合时间稍有增长，混合效果变差的情况。由此可知，表观气速不同，气泡的数量、大小及状态均不同，进而影响反应器内液体流动状态，对液相混合构成影响。
图7 不同射流Reynolds数下表观气速对液相
宏观混合时间的影响
Fig.7 Effect of aeration rate on mixing time with different
jet velocities
2.3 能量输入分析
在传统的鼓泡反应器中，反应器内液相混合主要为湍动混合机制控制，气泡上升卷吸液体促进了液相的混合。而在射流鼓泡反应器中，液相混合则存在湍动混合和循环混合两种控制机制，一方面射流会破碎气泡、卷吸液体，影响气泡和釜内液体耦合控制的湍动混合强度；另一方面射流同时促使反应器内形成较规则的液体循环，影响射流和釜内液体耦合控制的循环混合强度。两种混合机制共同决定了射流鼓泡反应器中的混合状态。本文将从能量输入的角度对射流鼓泡反应器的混合机制进行定量分析。
射流鼓泡反应器中，无论是从气体分布器进入反应器的气体，还是从液体喷嘴进入反应器的液体，其实质均是向反应器内输入一定的能量。反应器能量的输入是控制反应器内液相混合、气液传质等的重要参数[21]。在射流鼓泡反应器中，由于气体和液体两相逆流进入反应器，其流动方向及对釜内液体
第11期 郭天琪等：射流鼓泡反应器的混合特性
·4443·
混合的控制机制均不同，气泡和射流两种作用机制并非单一叠加关系。而这两种不同输入能量间的相互协同作用会对反应器的宏观混合产生重要的影响。
气液射流反应器中气体和液体的能量输入可分别用式（3）和式（4）进行计算[21]。
?RTu2?
PG=VGρG?ln(1+α)+0? (3)
2??M
38VLNρL
PL= (4) πDN
式中，PG和PL分别为气体输入功率和液体喷射输入功率，W；DN为喷嘴直径，m；VG和VLN分别为气体和液体的体积流量，m3·s?1；ρG和ρL分别为气相和液相的密度，kg·m?3；M为空气的相对分子质量；u0为气体的表观气速，m·s?1；β为最大静压头与反应器顶部压力（pT）之比，其大小可根据式（5）计算[21]
β=
ρL(1?εG)gL
pT
(5)
输入的情况下，增加另一种能量输入的大小，反应器内的总能量输入增大。如当反应器内的液体能量输入增大时，射流带动的液体循环混合更加剧烈，反应器内的混合状况得以改善，相应地，液相宏观混合时间缩短。即在此情况下，反应器的能量输入越高，反应器内的混合情况越好，液相宏观混合时间越短。但需要注意的是，此结论适用于固定一种能量输入的大小，仅考虑气体或液体单因素对宏观混合时间的影响。当二者的输入能量均发生变化时，情况会更加复杂。
图9为实验过程中混合时间随反应器总输入功率的变化。图中的点代表相应总输入功率下所对应的混合时间。从图中可以看出一个基本的变化规律，即总输入功率越大，宏观混合时间越短。
式中，L为泡沫液位，m；εG为气含率；g为重力加速度。εG可通过测量静液层高h和通气时泡沫液位L算出
εG=
L?h
(6) L
图8为不同气体输入功率下液相宏观混合时间与液体输入功率的关系。其中横坐标为液体输入功率，纵坐标为混合时间，不同曲线代表不同的气体输入功率，实验过程中通过改变气体和液体的流速来改变其输入功率。从图中可以发现，在一定的气体输入功率下，液体输入的功率越大，反应器的液相宏观混合时间越短。这是因为在固定了一种能量
图9 总输入功率对液相宏观混合时间的影响 Fig.9 Effect of total power input on mixing time
2.4 液相宏观混合时间经验关联式
从前文的研究结果可以发现，通过改变气速（表观气速范围为0.0006～0.0343 m·s?1）或射流Reynolds数（射流Reynolds数范围为1.75×104～7.0×104）可以改变反应器的能量输入，进而在一定程度上影响反应器的液相宏观混合时间。在分析了气体及液体能量输入对液相宏观混合时间的影响规律的前提下，本文提出了液相宏观混合时间关联式
c
tM=aPLbPG (7)
图8 不同气体功率下液体输入功率对液相
宏观混合时间的影响
拟合得到a=85.87, b= ?0.12, c= ?0.19。实验值
和计算值的比较如图10所示，实验值和计算值的相对误差基本控制在10%以内，模型的准确性较高。
为了定量研究气体和液体输入功率对液相宏观混合时间的影响，即气泡和射流的协同作用，在总输入功率P一定的前提下对式（7）求导
?tM?1.12
PG?0.19?=0.12×85.87×(P?PG)
?PG (8)
0.19×85.87×(P?PG)
?0.12
Fig.8 Effect of liquid power input on mixing time with
different gas power input
PG?1.19
· 4444· 化 工 学 报 第66卷 令式（8）为零，则PG=[0.19/(0.19+0.12)]P=
式（8）小于0，当 PG>0.61P0.61P。当PG?0.61P时，
时，式（8）大于0。也就是说，在总输入功率一定的前提下，气体输入功率不足总输入功率的61%时，气体输入功率越大则混合时间越短，而当其大小超过总输入功率的61%时，气体输入功率越大混合时间也越长，PG=0.61P为混合时间的极小值点。
由前文的分析可知，射流鼓泡反应器内存在两种型式的混合，即由气体鼓泡引起的湍动混合以及由液体射流形成的循环混合。湍动混合强度越大，混乱度越高；循环混合强度越大，则液体湍动趋于规则有序，混乱度降低，混合效果较湍动混合差。因此，在气液总输入功率一定的条件下，当气体输入功率较小时，增加气体输入功率可以改善反应器内的湍动混合程度，缩短液相宏观混合时间；但当气体输入功率进一步增大时，势必会使得液体输入功率减小，此时液体射流能量过低，无法有效破碎由于较高的气体输入功率所形成的并聚的大气泡，反应器内混合效果变差。
当气体输入功率占总输入功率61%时液相宏观混合时间最短，说明反应器内气体鼓泡和液体射流相互协同作用最强。
（2）从能量输入的角度探讨鼓泡注入的气体输入功率以及射流注入的液体输入功率与液相宏观混合时间的关系，分析发现当气体输入功率或液体输入功率不变时，混合时间随总输入功率的增大而缩短；当总输入功率一定时，混合时间随气体输入功率的增加先缩短后延长，临界转变点在气体输入功率为总功率的61%处，此时气体鼓泡和液体射流协同作用最强。
（3）在实验条件下（以反应器截面积计，表观气速的变化范围为0.0006～0.0343 m·s?1，射流Reynolds数的变化范围为1.75×104～7.0×104），回归得到射流鼓泡反应器内液相宏观混合时间的经验关联式为：tM=85.87PL?0.12PG?0.19
。
符 号 说 明
L——泡沫液位，m
M——空气的相对分子质量 PG——气体流动输入功率，W PL——液体流动输入功率，W pT——反应器顶部压力，Pa tM——混合时间，s ug——表观气速，m·s?1 uj——射流出口液速，m·s?1 VG——气体体积流速，m3·s?1 VLN——液体体积流速，m3·s?1 εG——气含率
η ——黏度，Pa·s κ——电导率，mS·cm?1 ρG——气相的密度，kg·m?3 ρL——液相的密度，kg·m?3
References
[1] Meng Huibo(孟辉波), Wang Yanfen(王艳芬), Yu Yanfang(禹言芳),
Wang Wei(王伟), Wang Feng(王丰), Wu Jianhua(吴剑华). Research progress of mixing time in jet mixing equipment [J]. Chemical Industry and Engineering Process(化工进展), 2012, 31 (12): 2615-2625.
[2] Fossett H, Prosser L E. The application of free jets to the mixing of
fluids in bulk [J]. Proceedings of the Institution of Mechanical Engineers, 1949, 160 (1): 224-232.
[3] Fox E A , Gex V E. Single‐phase blending of liquids[J]. AIChE
Journal, 1956, 2 (4): 539-544.
[4] Lane A G C, Rice P. Comparative assessment of the performance of
the three designs for liquid jet mixing [J]. Industrial & Engineering Chemistry Process Design and Development, 1982, 21 (4): 650-653. [5] Simon M, Fonade C. Experimental study of mixing performances
using steady and unsteady jets [J]. The Canadian Journal of Chemical Engineering, 1993, 71 (4): 507-513.
[6] Brooker L. Mixing with the jet set [J]. Chemical Engineer-London,
图10 液相宏观混合时间经验公式计算值与实验值的比较
Fig.10 Comparison of liquid mixing time between calculated
data and experimental data
3 结 论
（1）应用电解质示踪法测定了射流鼓泡反应器内的液相宏观混合时间。实验结果表明，鼓泡的加入很大程度上改善了均相射流反应器内液体的混合情况；液相宏观混合时间随着表观气速的增大呈先缩短后延长的趋势，进一步增大表观气速，当射流Reynolds数过小不足以破碎大气泡时，混合时间稍有增长。
第11期 郭天琪等：射流鼓泡反应器的混合特性
1993, (550): 16.
[7] Ranade V V. Towards better mixing protocols by designing spatially
periodic flows: the case of a jet mixer [J]. Chemical Engineering Science, 1996, 51 (11): 2637-2642.
[8] Giorges A T, Forney L J, Wang X. Numerical study of multi-jet
mixing [J]. Chemical Engineering Research and Design, 2001, 79 (5): 515-522.
[9] Jayanti S. Hydrodynamics of jet mixing in vessels [J]. Chemical
Engineering Science, 2001, 56 (1): 193-210.
[10] Rahimi M, Parvareh A. Experimental and CFD investigation on
mixing by a jet in a semi-industrial stirred tank [J]. Chemical Engineering Journal, 2005, 115 (1/2): 85-92.
[11] Evans G M. A study of a plunging jet bubble column[D]. New Castle:
University of Newcastle, 1990.
[12] Blenke H. Biochemical loop reactors [J]. Biotechnology, 1985, 2:
465-517.
[13] Evans G M, Jameson G J. Hydrodynamics of a plunging liquid jet
bubble-column [J]. Chemical Engineering Research and Design, 1995, 73(6): 679-684.
[14] Amiri T Y, Moghaddas J S, Moghaddas Y. A jet mixing study in two
phase gas-liquid systems [J]. Chemical Engineering Research and
Design, 2011, 89(3A): 352-366.
·4445·
[15] Paul E L, Atiemo-Obeng V, Kresta S M. Handbook of Industrial
Mixing: Science and Practice[M]. New York: John Wiley & Sons, 2004.
[16] Zlokarnik M. Stirring[M]. Wiley Online Library, 1988.
[17] Ma Yuelong(马跃龙), Huang Juan(黄娟), Shen Chunyin(沈春银),
Dai Gance(戴干策). Liquid phase mixing time in bubble columns [J]. Journal of East China University of Science and Technology(华东理工大学学报), 2010, 36 (2): 165-172.
[18] Tian Yanli(田艳丽).Numerical simulation on flow field of rotory jet
mixing system and nozzle structure optimization[D]. Hangzhou: Zhejiang University, 2008.
[19] Miron A S, Garcia M C C, Camacho F G, Grima E M, Chisti Y.
Mixing in bubble column and airlift reactors [J]. Chemical Engineering Research and Design, 2004, 82 (10): 1367-1374. [20] Haque M W, Nigam K, Joshi J B. Optimum gas sparger design for
bubble columns with a low height-to-diameter ratio [J]. Chemical Engineering Journal, 1986, 33(2): 63-69.
[21] Zhang Yuanxing(张元兴), Xu Xueshu(许学书). Biochemical Reactor
Engineering(生物反应器工程)[M]. Shanghai: East China University of Science and Technology Press, 2001.
范文四：塔式鼓泡反应器混合法
求一座有广泛运行灵活性的板式塔时，阀板——可变孔径的穿孔塔板，是供吸收塔使用的理想塔板型式。
1.3 鼓泡塔
鼓泡塔向装满液体的塔内鼓气泡，是饮水消毒最常用的臭氧反应器，混合的程度依气泡大小和表面气体流速而定。鼓泡塔运行简单经济，极适用于高压臭氧化。为了控制温度，塔内可安装热交换器。
鼓泡塔也适用于化学反应速率控制的臭氧化反应，气体接触时间主要通过气泡上升速度和液柱高度予以控制。在气 - 液接触系统中，鼓泡塔传质效率所受压力的影响，不像它在气 - 气接触系统中那么大。
在某些化学反应情况下，能投加催化剂颗粒构成一种絮体反应器。催化剂颗粒因气泡运动被保持在悬浮状态，但是，催化剂颗粒也能引起喷头堵塞问题，特别是如果气流变成间歇的，或者如果气泡上升速度太慢不足以保持催化剂颗粒的悬浮。
1.4 喷淋塔
在喷淋塔内液体被喷洒到大量含臭氧的气体中。这种方法抽水费用很高，可产生很大的界面面积。喷淋塔，由于短接触时间和高界面面积对瞬时或快速反应适用。它们为一些欧洲的处理厂大批使用，而且在试验室试验中还发现它们有破坏氰化物的能力。
1.5 搅拌槽
搅拌槽（搅拌反应槽）可用于其间传质速率和化学反应速率为同一数量级的中速反应方式。搅拌槽为高气液储量提供一种经济的方法，所以，三种运行方式（间歇、半间歇和连续）都可使用搅拌槽。连续向固定容积废水供臭氧气的半间歇运行，已成功地用于处理某些难降解工业废水。
以连续方式运行的搅拌槽，一般又称作返混反应器。假设是完全混合，它将使整个反应器内成分均匀，从而，出流成分与反应器内相同。对化学反应速率限制的反应方式来说，其内的传质效果不明显，返混反应器设计用公式表明，它们需要最大的理论容积，以获得所需的化学转化程度。
搅拌速度对气液平衡的主要作用是改变界面面积。通过使用强力搅拌，搅拌槽能接近填料塔的界面面积，并能近似无搅拌鼓泡塔的界面面积。改变搅拌速度的方法，常用于验证反应方式。当反应机理随增加搅拌作用（界面面积）从一种受传质限制的，转变到另一种受反应速率限制的时候，将可得到一条类似图 1 的中速反应曲线。
因搅拌器消耗电能明显增加其运行费用是一缺点。不过，当气体被扩散到液体内以后，降低了混合体的密度，所需搅拌电能也降低。混合用功率需要值最好使用未加气的液体来测定。
搅拌槽的优点是混合及传热效果好。机械搅拌作用能使投加的催化剂保持悬浮状态，从而改善絮体反应器的运行。由于搅拌作用极好的传热速率是可能的，无论夹套式或是嵌管式热交换器均可使用，用后者可提供更好的传热效果。
韦斯特普（ Weserterp ）等以及普林格尔和巴罗那（ Frengle 和 Barona ），根据传质研究为搅拌反应槽设计了标准构造形式。标准图型中常用反应槽尺寸与直径的不同比例关系。这些比例可很容易地将反应槽的规模从半生产性放大到生产性装置。图2 给出标准搅拌反应槽构造图。
当需要高度混合时可用喷射器和涡轮，可获得中到高度界面面积，而且在短接触时间内就能完成快速反应。
水泵可提供 1~10s 的停留时间。为了更高程度的混合或充分剪切以产生界面面积，可以使用轴向混合器（管道混合器）。 为将臭氧化气吸入到流体内，也常用文丘里反应器。它的主要优点是易安装，但会产生堵塞问题。
1.6 管道反应
管道反应器可以用单根连续管道制成，也可用几根并联运行的管道制成，大多数采用同向流通过管道以获得活塞流。活塞流反应器的特征假定在直径方向完全混合，而在流动方向无扩散可利用。这就使得在垂直于流线的任一断面面积上的流速、温度和浓度分布都是相等的，惟独组成成分沿流程变化。对于受化学反应速率控制的反应方式来说，其内传质效果是不重要的，活塞流反应器设计公式表明，为获得所希望的化学转换程度，它们需要的理论值最小。
由于要确定气 - 液流线图型是很复杂的，管道反应器很难设计用于气液反应。西奇（ Cichy ）等及雷斯（ Rase ）给出管道反应器 25 种可能流动方式的讨论，利用巴克尔（ Baker ）和戈维尔（ Gorier ）图来预计流线图型已取得某些成功。
气液管道反应器主要由于它们的费用低、易扩建和优良的传热特性而被采用。在卧式管道反应器中常用紊流促进混合并给出活塞
流状态。在这种环境下，为重新往液体内分配气体，轴向固定混合器正在变得流行起来。这种装置是将一些固定构造装在管道内，它们迫使同向流的气体和液体通过迂回通道，从而不断增加两流体间的表面相互作用。既然这些嵌装的元件在管内是固定不动的，它们保证混合程度并传质增强到这种地步，都是由于受通过管道两种流体流速的影响。如果液体流速很慢，达到的传质量接近用两相同向流运行的管道接触器内可能得到的传质量。理查兹（ Richards ）等用固定混合器研究了臭氧向水中的传质，并报道改善后的传质超过一般的管道反应器。
化学工业中最常用的立式管道反应器是湿壁塔，在塔内，液相沿塔内壁向下流动，在塔中心，气体可以同向或逆向流动。这些反应器用于特殊发热化学反应极好，但由于有限的界面面积而仅限于瞬时反应使用。湿壁塔极少用于臭氧反应，因为仅仅少数臭氧反应是高发热的。这是由于臭氧反应往往是处在低浓度下并且是被稀释到某种溶剂内的缘故。
在这些初步试验中含臭氧空气是循环通过试验装置的，而且一部分未经通过多孔扩散元件即被分解。这是由于几种因素包括光的影响的气流的搅动造成的。所以，考虑到为浓度比较用，在通过扩散器或未通过扩散器的出口处所量测到的那些浓度必须是精确的。
范文五：气固下行流化床反应器 Ⅲ气、固混合
第 12卷第 4期 化学反应工程与工艺 V o l 12, N o 41996年 12月 Chemica l Reac tio n Enginee ring and Technolog y Dec,
1996专题讲座
气固下行流化床反应器
Ⅲ 气 、 固混合
魏 飞
(清华大学化工系 , 北京 100084) 祝京旭 (Departm ent of Chemical and Bioch emical Engineering Univ ersity
of W es tern Ontario, London , N6A5B9, Canada)
摘 要 与气固 并流上 行提升管 反应器 相比 , 气固并 流下行 管反应 器的轴 向气固 返混明 显降
低 , 而径向气固混和仍然相当大 , 因而有利于提高气固 快速反应的转化率及选择性 。 本文在分析
下行流化 床反应器内气 、 固混合机理 的基础上 , 比较了 有关气 、 固混合的 研究方法及 结果 , 并比
较了提升 管和下行管的不同 混合现象 , 旨在促进对 这一课题 更加深入系 统地研究 , 以适应 循环
床下行管反应器设计 、 放大和模型化的迫切要求 。
关键词 :下行流化床反应器 气 、 固混合 返混 停留时间分布
1 前 言
气固混合行为的研究不仅对于深入认识下行管作为一种通用的化工及物理加工设备有 重要的学术意义 , 而且对于它作为反应器有特别重要的意义 。 气固逆重力场流态化过程一直 以良好的气固混合及传热性能而引人瞩目 , 但同时 , 它较大的气体及颗粒轴向返混对于反应 转化率及选择性的提高都是极为不利的 。 对于一个串联反应过程 , 特别是对于转化率及选择 性均要求较高的反应过程 , 要得到尽可能多的中间产品 , 最大限度地减少气体返混是十分重 要的 。 催化裂化工艺从传统流化床过渡到提升管反应器所产生的质的飞跃 , 就是由于提升管 有效地降低了气固返混 , 减少了反应生成的油气向下返混而过度裂化为气体及焦碳的可能 性 。 然而 , 由于颗粒的浓度及速度在提升管中的径向分布不均匀 , 提升管反应器内的气固返 混仍然很严重 。 从上一文 (讲座 Ⅱ ) 中介绍的下行管流体力学特性的研究结果可以看到 , 下行 管给人们带来了一个希望 :形成一种新型的流化床反应器 , 它不仅具有良好的气固传递特 性 , 而且能使气固轴向返混比现有流化床反应器大大地降低 。
2 颗粒混合的研究目的及实验方法
与流体力学研究相比 , 下行管与提升管中颗粒混合的研究则要少得多 。 颗粒的混合行为 包括颗粒的轴向混合及径向混合两个部分 。 颗粒的轴向混合可以通过颗粒的停留时间分布 1996-01-05收到初稿 , 1996-02-06收到修改稿 。 :, 男 , 36岁 , 博士 W
(RTD-Residence Time Distribution) 及轴向混合模型计算得到 , 它反映了颗粒在床层轴向 上的混合及传递的行为 。 颗粒的径向混合是反映颗粒在床径向运动及传递行为的一个重要 参数 , 提升管中传热系数不高的一个重要原因是其径向颗粒混合不够强烈 。 一个理想的平推 流反应器应具有尽量小的轴向颗粒混合与尽量大的径向颗粒混合 。 颗粒的这两种混合特征 的研究 , 对于反应器的模拟计算和工程设计是必不可少的 , 特别是对于上述催化剂快速失活 而需要再生的反应过程更为重要 。
研究流化床中固体停留时间分布的一个主要手段是颗粒示踪技术 , 已有文献报道的有 诸如盐颗粒示踪技术 [1]、 磁性颗粒示踪技术 [2]及放射性颗粒示踪技术 [3]等众多的颗粒示踪 方法 。 但是由于固体颗粒示踪需要解决示踪剂的注入 、 在线检测 、 残留示踪剂处理 、 示踪过程 对床内流场的干扰及示踪颗粒与床体物料一致性等一系列实验技术上的问题 , 使实验操作 繁琐 , 而且实验结果的可靠性 、 重复性均不理想 。 特别是在颗粒运动速度较快 、 颗粒停留时间 仅有几百毫秒的下行管反应器中 , 做颗粒示踪实验的难度更大 。 为了解决上述难题 , 魏飞 等 [4]开发一种新的磷光颗粒示踪方法 , 并用它对下行管及提升管中的颗粒混合行为进行了 研究 。 磷光物质在被光照射后会立即发出荧光 , 这一荧光可持续数分钟 , 利用这一特征可将 其用于快速运动过程中颗粒停留时间的测量 。 具体方法是首先将磷光物质与氢氧化铝溶胶 进行喷雾造粒 , 形成与 FCC 催化剂物理性质类似的颗粒 (d p =54μm, d p =1710kg /m3) 并 将其作为流化颗粒 。 然后在流化床中心置一个电子闪光灯 , 它可在瞬时使其周围的磷光物质 激发并产生余辉 。 闪光灯在 1毫秒左右的时间内熄灭 , 磷光物质余辉则会持续下去 。 这样就 可以把被闪光灯激发发光的那些颗粒当作示踪颗粒 , 当部分带余辉磷光颗粒运动到光敏检 测探头附近时 , 探头将余辉光强转化为电信号经 A /D(Analog /Digital)转换进入计算机 。 这 图 19 下行管及提升管中颗粒停留时间分布曲线 [4]
Fig. 19 T ypical pa rticle r esidence time dist ributio n
pro files fo r the riser a nd the dow ner [4]一信号扣除由于余辉自然衰减
使强度变弱的影响后 , 即可表征
磷光示踪颗粒经过探头的浓度 ,
从而得到颗粒的停留时间分布
曲线 。 实验时闪光灯的上下均被
遮住 , 所以闪光只能横向发出 。
在进行颗粒轴向混合行为研究
时 , 所发射的强闪光在床层不很
浓时可穿透所在床截面并激发
此截面上的所有颗粒使其发光 ,
以使示踪剂在床层截面上分布
均匀 。 这种示踪剂注入方法称为
截面均匀注入法 。
3 颗粒的轴向混合 魏飞等 [4]还用上节所介绍
的磷光颗粒示踪方法得出了典
430
化学反应 工程与工艺 1996年
型的下行管及提升管中颗粒的停留时间分布曲线 , 如图 19所示 。 由图可见 , 在示踪剂注入与 检测间的距离较远时 , 下行管中在不同径向位置上测得的停留时间分布曲线基本相同 。 在提 升管中也是如此 。 下行管中停留时间分布曲线为较窄的单峰 , 其形状与一维扩散模型所描述 的混合规律相似 , 而与相近操作条件下提升管中停留时间的双峰分布曲线在形状上有较大 的差异 。 提升管中停留时间分布先有与下行管停留时间分布相似的窄峰 , 随后出现一个十分 宽的拖尾峰 , 整个出峰时间比下行管要长数倍 , 意味着提升管中颗粒的轴向混合比下行管中 大很多 。 提升管中颗粒停留时间的双峰分布可以认为是存在着两种颗粒混合机理 [5]:窄的前 峰与下行管中颗粒的扩散行为相似 , 对应于弥散颗粒的扩散 ; 宽的拖尾峰则对应于颗粒团的 扩散 。 颗粒团的混合程度大 , 在提升管中停留时间长 , 所以大大加长了颗粒的总体停留时间 。
利用一维轴向扩散模型对下行管中停留时间分布曲线的预测结果与实测数据的对比见 图 19, 由图可以看到下行管中颗粒轴向混合行为可以较好地用一维轴向扩散模型描述 。
图 20 下行管及提升管中轴向颗粒 Peclet 准数随操作条件的变化 [6,9]Fig. 20 Ax ial par ticle Peclet numbers
in the riser and th e do wner [6,9]
Wei 等 [6,7]得到的在不同气速下下行管及提升管
中轴向颗粒 Peclet 准数 Pe a 及 Pe 等的变化情况 (见图
20) 。 由图可见 , 在颗粒循环量不变时 , 下行管中轴向颗
粒 Peclet 准数基本不随气速的变化而改变 。 从得到的
下行管颗粒返混准数的数值上分析 , 下行管中轴向颗
粒的 Peclet 准数 Pe a 都大于 100。 这说明在下行管中由
于气固两相流是顺重力场流动 , 造成颗粒团聚能力较
弱 、 气固滑落速度小 、 颗粒停留时间短 , 因而床内颗粒
的返混程度较小 。 从反应器的设计角度来看 , 在转化率
不太高或对计算精度要求不甚高时 , 可把床内颗粒流
动当做平推流处理 。 最近 Ro ques 等 [8]在直径为 10mm
及 20mm 的下行管的颗粒示踪实验中也证实了下行
管中颗粒的轴向 Peclet 准数较大 。
根据他们自己提出的提升管混合的两种机理 , 魏
飞等 [5]提出了一个提升管中颗粒混合的计算模型 。 图
20给出了由该模型拟合实验数据得到的在不同气速
下 提升 管中 弥散 颗粒 轴向 Peclet 准数 Pe s , 颗粒 团 Peclet 准数 Pe c , 总体轴向 Peclet 准数 Pe 随气速的变化
情况 。 由图可见 , Pe s 随气速增加变化很小 , 其值一般都大于 80, 与下行管中轴向颗粒 Peclet 准数 Pe a 接近 。 这说明提升管中一部分颗粒是以与下行管中颗粒相似的方式通过床层的 , 可 称之为弥散颗粒的运动方式 。 但提升管中颗粒团的 Peclet 准数 Pe c 的数值则远小于 Pe s , 是 造 成提升管中颗粒大量返混的主要原因 。 由 Pe c , Pe s 等可计算得到 Pe [5,9]。 由图 20可以看 到 , 在气速从 3. 0变化到 8. 0m /s时 , Pe 随操作气体的变化并不明显 , 提升管轴向颗粒 Peclet 准数 Pe 一般小于 5, 大大小于下行管中的 Peclet 准数 。
图 21给出了下行管中颗粒体积分率对 Pe a 的影响 , Pe a 随颗粒体积分率的增加而降低 , 说明颗粒浓度的增加会增大颗粒的轴向返混 。 根据这些实验结果 , Wei 等
[6]得到了下行管中 431第 4期 祝京旭等 . 气固下行流化床反应器 Ⅲ 气 、 固混合
图 21 下行管中轴向颗粒 Peclet 准数 随操作条件的变化 [6]Fig. 21 V ariations of the ax ia l
par ticle Pecle t number with so lid
ho ldup in the do w ner [6]Pe a =-71-X +101(6) 上述研究结果表明 , 由于提升管是气固逆重力场
运动 , 虽然其固体返混已比传统流化床有很大的降低 ,
但其轴向颗粒返混仍要比顺重力场运动的下行管大得
多 (见图 21) 。 在所报道的下行管实验结果中 , 均有 Pe a
>100, 所以颗粒流动可以认为是平推流流动 。 而在提
升 管中 , Pe <5,>
30倍左右 。 提升管中颗粒的停留时间分布为带长拖尾
的双峰 , 返混十分严重 , 远未达到平推流流动状态 。 另
外 , 从提升管中颗粒停留时间分布中可以看到 (见图
19) , 提升管中有一部分颗粒以短路的形式通过床层 ,
这对于它作为化学反应器会有诸多不利的影响 。 相比
之下 , 下行管内颗粒停留时间则要均匀得多 。
对于失活催化剂能影响反应选择性的反应过程 ,
大量的颗粒返混将对反应的收率不利 。 如在石油催化
裂化反应中 , 已经与油气反应的结焦催化剂对反应的
选择性会大大降低 ; 如果这些颗粒通过返混与油气再
次接触 , 必然会降低轻油收率 。 从这些方面分析 , 下行
管做为化学反应器有其独特的优势 。 4 径向颗粒混合
颗粒的径向混合行为对于反应器中浓度径向分布
的均匀性及床层与床壁间的传热行为有很大的影响 。 利用近距离点源磷光示踪技术可对下 行管及提升管中颗粒的径向混合行为进行测量 [6]。 当闪光灯仅在床中心处一局部位置将颗 粒激发发光时 , 如果检测点离注入点不远 , 在不同径向位置上所测得的颗粒停留时间分布曲 线峰高有较大的差异 (图 22) 。 此时停留时间分布曲线的形状反映了颗粒的轴向混合行为 , 不同径向位置上停留时间分布曲线的峰高则反映了颗粒的径向混合行为 。 根据在不同径向 位置上停留时间分布曲线的测量结果 , 径向混合系数可用二维扩散模型通过参数估值而得 到 。 二维扩散模型的形式如下 [6]
D a 2 x 2+D r r r r r U s x = t (7)
其边界条件为 r =R , r =0; r =0, r =0; x =-∞ , c =0; r =0, c (r , t ) =c 0d(t )
(8)
图 22同时给出了利用磷光示踪技术测量得到的下行管及提升管中不同径向位置的颗 粒停留时间分布及由以上与模型计算所得到的分布曲线 [6,9]。 由图可见 , 无论是下行管还是 432
化学反应 工程与工艺 1996年
(a) (b)
图 22 下行管及提升管中不同径向位置的颗粒停留时间分布 [6,9]
Fig. 22 Pa rticle r esidence time distributio n a t different r adial po sitio ns in the riser
and the dow ner :(a ) do w ner , (b) riser [6,9]
在近距离内的混合行为是符合扩散规律的 。 另外 , 从这里所测得的提升管中颗粒停留时间分 布可以看到 , 与图 19中远距离面光源所得到的提升管中停留时间分布相比 , 此时停留时间 分布曲线的峰宽变窄了 , 双峰也不见了 , 而其形状与下行管中所测得的也十分相似 。 造成这 种现象的原因是由于利用点光源进行近距离停留时间分布测量时 , 提升管中心处颗粒基本 上是以弥散颗粒的形式存在的 , 示踪颗粒被光激发处又正好位于床中心 , 所测量到的只是提 升管中弥散颗粒的轴径向混合 , 所以没有双峰及大量颗粒返混 [10]。 由此得到的提升管中轴 向颗粒 Peclet 准数与图 21中得到的提升管中弥散颗粒轴向 Peclet 准数 Pe s 从数值上是十分 相近的 , 这进一步说明了这种测量手段只能得到提升管中弥散颗粒的径向 Peclet 准数 。
图 23和 24分别给出了下行管及提升管中径向颗粒 Peclet 准数 Pe r 随气速及床层平均空 隙率的变化关系 。 可以看出下行管中颗粒径向混合与提升管中的相比 , 无论是从数值大小及 随气速的变化趋势都是相近的 。 它们都随气速的提高及颗粒体积分率的增加而减小 。 W ei 等 [6,9]还给出了下面的下行管及提升管中径向颗粒 Peclet 准数的关联式
下行管中径向颗粒混合
Pe r =140Re 0. 61(1-X
-) 1. 23(9) 提升管中弥散颗粒径向混合
Pe r s =6. 69Re 0. 43(1-X
-) 0. 3(10) 从图 24还可以看出 , 下行管与提升管中颗粒径向混合在颗粒浓度较低时相当 。 当颗粒 浓度较大时 , 下行管颗粒径向混合会有较大下降 。 由于下行管中颗粒浓度径向分布比提升管 433
第 4期 祝京旭等 . 气固下行流化床反应器 Ⅲ 气 、 固混合
温度的径向均匀分布十分有利
。
图 23 下行管及提升管中颗粒径向 Peclet
准数随气速的变化 [6,7]
Fig. 23 V ariations of r adial par ticle Peclet number
w ith g as v elocity in the riser a nd the dow ner [6,7]图 24 下行管及提升管中颗粒径向 Pecle t 准数随空隙率的变化 [6,7]Fig. 24 V ariatio ns o f radial par ticle Peclet number with bed v oidag e in the riser and the do w ner [6,7]图 25 下行管中气体示踪剂浓度 沿床 径向的变化 [11]Fig. 25 Radial dist ributio ns o f gas tracer concentration in the dow ner
[11]5 气体混合
长期以来 , 提升管中的气体轴向混合一向被认为是
可以忽略 , 但随着对提升管研究的深入 , 人们发现提升管
中气体返混量仍是很大的 。 相比之下 , 下行管中气体的
轴向扩散则很小 。 魏飞等 [10]和 W ei 等 [11]利用稳态氢气
示踪实验对下行管中气体的轴向及径向混合行为进行
了研究 。 在下行管的中心处安放一个直径 6mm 的氢气源
不断地释放出氢气示踪剂 , 同时在床层的下游 0. 60, 1.
49和 2. 53m 及上游 0. 03m 处的 8个不同径向位置上利
用热导检测器测量氢气的浓度 。 由所测得的示踪气浓度
径向分布 , 通过一个二维稳态扩散模型便可以得到气体
的轴向及径向扩散系数 。 由于下行管中气体的轴向扩散
系数十分小 , 同时快速的气体非稳态示踪在实验技术上
有一系列的困难 , 因而仅在低气速和较小的颗粒循环量
条件下利用稳态气体示踪方法在示踪点上游检测得到
了 氢气 , 并由此得到了下行管中轴向气体的扩 散系数
D a , 如图 25所示 。 所测得的 D a 只有 0. 01m 2/s的量级 , 这 [12][13]434
化学反应 工程与工艺 1996年
气体轴向扩散系数小了 1~2个数量级 (0. 3~2. 0m 2/s), 测量得到的下行管中气体轴向混
合基本接近平推流流型 , 而提升管中的气体轴向扩散比下行管中要高出 1~2个数量级 , 说 明提升管内气体流动远未达到以往认为的平推流流型的程度 。 下行管中气体轴向返混的大 图 27 下行管中气体径向 Pecle t 准数随颗粒循环量的变化 [11]Fig. 27 V a ria tio ns o f radial ga s Peclet numbe r with solid flux in the dow ner [11]
幅度降低对于下行管反应器选择性的提高及反应转化率
的增加都是十分有利的 。 这种气体轴向返混行为的大幅度
下 降 , 主要是因为下行管中颗粒聚集及径向不均匀程度和
提 升管中相比均大大减小 。 这种改善的根本原因还在于下
行管与提升管在流态化机制上的差异 。
从气体的径向混合来看 , 由于提升管内颗粒径向分布
的不均匀性 , 需要较大的径向混合来强化气固接触 。 研究
结 果表明 , 提升管中气体径向混合的不够强烈在某种程度
上会影响到其中的化学反应 [14]。 在下行管中气体径向混合
的大小亦将影响下行管反应器中气相反应组分在径向上
的 均匀分布 。 强烈的径向混合对于快速反应保持较高的选
择 性及转化率十分重要 。 当利用上述气体示踪方法在示踪
剂 释放源下游检测时 , 可较容易地得到示踪剂浓度的径向
分 布 , 并可结合二维气体扩散模型得到气 体径向扩散系
数 。 由于是利用下游检测得到的示踪剂浓度分布 , 此时模
型对气体轴向扩散系数不灵敏 。 图 26, 27为魏飞等 [10]
测量
的径向气体 Peclet 准数随气速及颗粒循环量的变化情况 。
如图所示 , 气体的径向 Peclet 准数随颗粒循环量的增加而
增大 , 因为颗粒的加入总是会使气体的径向混合减少 。 表
观气速的增加亦会增大气体的径向 Peclet 准数 。 从颗粒密
度 对气体径向混合的影响可以发现 , 增大颗粒密度会使径
向气体 Peclet 准数有所减小 (图 26) 。 但这种减小可归因于
床 层中固体相含率的相应变化 。 对下行管 中气体的径向
Peclet 准数 Pe rg , 魏飞等 [10]给出了下列关联式
Pe rg =4. 54×10-3Re 0. 95X --73. 4(11) 从下行管中气体径向混合的数量级上看 , 其气体径向
扩散系数 (0. 0015-0. 0034m 2/s)与提升管中气体径向扩
散系数 (0. 0005-0. 0030m 2/s)相当 [15], 并且随操作条件 的 变化要比提升管中小 。 从而保证了下行管内良好的径向 气体混合 。 6 结 论
从上述对于下行管与提升管中颗粒及气体轴径向混 合行为的研究及比较可以看到 , 气固顺重力场与逆重力场对于混合行为的影响主要是在气 , 435第 4期 祝京旭等 . 气固下行流化床反应器 Ⅲ 气 、 固混合
样变化 , 气体 、 固体的轴向流动都是接近平推流流型的 ; 对于逆重力场运动的提升管 , 无论操 作条件怎样变化 , 气固轴向返混都要比顺重力场流态化高出 1~2个数量级 , 流动远达不到 平推流流型 。 从与重力场垂直的气固径向混合行为来看 , 顺重力场的下行管中和逆重力场的 提升管中的径向气固混合行为相似 , 受流动方向的影响不大 。 这与两者在气固速度及颗粒浓 度等流体力学参数上变化形成了鲜明的对比 。 从对这些气固混合行为的分析可以看到 , 下行 管作为一种气固流态化反应器有着其它流态化反应器所不具备的气固混合特性 :接近平推 流的气固轴向流型及良好的气固径向混合 。 这种特征是下行管作为一种新型反应器所具有 的十分有潜力的特性 。
符 号 说 明
c c 0d p D t D a D a c D a s D r G s L Pe Pe a Pe c Pe r Pe rg Pe rs Pe s — — 示踪颗粒浓度 — — 原始示踪颗粒浓度 — — 颗粒直径 , m — — 下行管直径 , m
— — 轴向扩散系数 (气体或固体 ) , m 2/s
— — 提升管颗粒团轴向扩散系数 , m 2/s
— — 提升管弥散颗粒轴向扩散系数 , m 2/s
— — 径向扩散系数 (气体或固体 ) , m 2/s
— — 颗粒循环量 , kg /(m 2 s )
— — 示踪剂注入点到检测点距离 , m
— — 提升管颗粒轴向 Peclet 准数 , [=V -p L /D a ]
— — 下行管颗粒轴向 Peclet 准数 , [=V -p L /D a ]
— — 提升管颗粒团轴向 Peclet 准数 , [=U sc L /D ac ]
— — 下行管颗粒径向 Peclet 准数 , [=V -p L /D r ]
— — 气体径向 Peclet 准数 , [=U g L /D r ]
— — 提升管弥散颗粒径向 Peclet 准数 , [=U ss L /D r ]
— — 提升管弥散颗粒轴向 Peclet 准数 , [=U ss L /D as ] r
R
Re t U g U sc U s lip U s s U t V -p x 希文 X X -d g d p _g — — 径向距离 , m — — 下行管 /提升管半径 , m — — 雷诺 (Reynolds ) 准数 , [=D t U g d g /_g ]— — 时间 , s — — 表观气体速度 , m /s — — 提升管颗粒团截面平均速度 , m /s — — 气固滑落速度 , [=V p -V g ],m /s — — 提升管弥散颗粒截面平均速度 , m /s — — 颗粒终端速度 , m /s — — 截面平均颗粒速度 , m /s — — 轴向位置 , m — — 局部空隙率 — — 截面平均空隙率 — — 气体密度 , kg /m3 — — 颗粒密度 , kg /m3 — — 气体粘度 , kg /ms
参 考 文 献
1 V an Zoonen D, M eas uremen ts of Diffusional Ph enom ena and Velocity Profiles in a Vertical R iser. In:Proceeding of th e Sym p. on th e Interaction betw een Fluids and Partical, London:Ins tn. Ch em, Eng rs , 1962. 64~71
2 Avidan A A, yerush almi J . AICh E J, 1985, 31:831~841
3 Patience G S, Ch aouk e J , Kenned y G. Solids Residence Tim e Dis tribution in C FB reactors. In :Bas u P, Ho rio M ,
hasatani M ed s . Circulating Fluidized Bed Tech nology Ⅲ , Oxford
:Perg amon Press , 1991. 15~184 魏 飞 , 金 涌 , 俞芷青等 . 化工学报 , 1994, 45:231~235
5 魏 飞 , 陈 卫 , 金 涌等 . 提升管中颗粒轴向混合行为研究 . 见 :第七届全国化工年会论文集 , 北京 :1994. 350~3536 W ei F, Wang Z W , J in Y, et al. Pow der Tech nol, 1994, 81:25~30
7 J Z Q, Can , 436
化学反应 工程与工艺 1996年
Submitted 8 Roqu es Y, Gau thier T, Pontier R, et al. Resid ence Time Distribu tions of Solids in a Gas. Solids Dow nflow Trans-ported Reactor. In:Avidan A A ed. Circu lating Fluidized Bed Tech nology Ⅳ , New York :AICh E, 1994. 555~5639 Wei F, J in Y, Yu Z Q, et al. Lateral and Axial Solids M ixing of the Dispersed Particles in C FB. J Chem Eng J apan , 1995Submitted .
10 魏 飞 , 金 涌 , 俞芷青等 . 化工学报 , 1994, 45:429~434
11 W ei F, J in Y, Yu Z Q, et al. The Gas M ixing In Cocu rren t Dow nflow Circulating Fluidized Bed. Chem Eng &
Tech , 1995in p ress
12 罗国华 , 杨贵林 . 循环流化床中气体轴向混合行为研究 . 见 :第五届全国流态化会议文集 , 北京 :1990. 159~16413 Li Y C , W u P . A Study on Axial Gas M ixing in a Fas t Fluidized Bed . In :Basu P , Ho rio M , Has atani M eds . Circu-
lating Fluidized Bed Technolog y Ⅲ , Ox fo rd :Perg amon Press , 1991. 581
~58614 J iang P J , Bi H T, jean R H, et al. AICh E J, 1991, 37:1392~1400
15 Adams C K. Gas M ixing in Fas t Fluidized Bed. In:Basu P, Larg e J F eds. Circulating Fluidized Bed Technolog y
Ⅱ , Oxford :Pergamon Pres s, 1988. 299~306
COCURRENT GAS -SOLID DOW N FLOW FLUIDIZED
BED (DOW NER ) REACTORS
(Ⅲ ). G A S AN D SO LID M IX IN G
Wei Fei Zhu J ing xu
(Department of Chemical Engineeering , Tsing hua Univ ersity, Beijing 100084) (Department o f Chemical and B iochemical Engineering , University of W ester n Ontario , Londo n, Ca nada, N6A 5B9)
ABSTRACT Th e axial gas and solids dispersio ns in the do w ner a re much smaller tha n that in riser, while the radial gas-solid mixing is co mpa ra ble between the tw o , ma king dow ner reactor a far better candida te for sho rt co ntact time reactions w here the intermedi-ates a re the desired product . Available mea surem ent techniques and repor ted ex perimental results of gas and solid mixing a re summarized, and analysis is provided fo r the mixing m echa nism in the do w ner reactor. The different mix ing phenom ena in risers and dow ners a re also com pared .
Keywords :Do w ner reacto rs , Gas and solid mixing , backmixing , Residence time dis-tribution 437
第 4期
祝京旭等 . 气固下行流化床反应器 Ⅲ 气 、 固混合
