关于鼓泡塔反应器的研究报告 - 图文

关于鼓泡塔反应器的研究报告 1、 鼓泡塔反应器的概念

鼓泡塔(Bubble Column Reactor)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。以其结构简单、无机械传动部件、易密封、传热效率高、操作稳定、操作费用低等优点,被广泛应用于加氢、脱硫、烃类氧化、烃类卤化、费-托合成、废气和废水处理、煤的液化及菌种培养等工业过程。 特点：

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。 2、 鼓泡塔反应器的起源与演变

20世纪70年代以后，有关鼓泡塔的研究日益活跃，除标准型鼓泡塔外，又开发了各种各样的改型鼓泡塔（射流喷射型、气液下流型、双管式、多段式、填充式等）和悬浊鼓泡塔等。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。

3、 鼓泡塔反应器的结构

3.1简单鼓泡塔的基本结构

图2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。

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：（1）保证反应过程的最佳选择性；(2）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。

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。

3.2气体升液式鼓泡塔

图3 气体升液式鼓泡塔

1-筒体；2-气升管；3-气体分布器

塔内装有气升管，引起液体形成有规则的循环流动，可以强化反应器传质效果，并有利于固体催化剂的悬浮。适用于高粘性物系。例如：生化工程的发酵、环境工程中活性污泥的处理、有机化工中催化加氢等

特点：在这种鼓泡塔中气流的搅动比简单鼓泡塔激烈得多。简单鼓泡塔中气体空塔速度不超过1m/s，气体升液式鼓泡塔中气升鼓泡管内气体空管速度可高达2m/s，换算至全塔截面的空塔气速可达1m/s，其液体循环速度可达1～2m/s。

3.3空心式

图4 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。

3.4多段式鼓泡塔反应器

图5 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。

4、 鼓泡塔反应器的流体力学与混合特性

5 鼓泡塔反应器的流体力学特性

鼓泡塔内气液尺寸的大小、气泡的上升速度、床层的含气率、相界面积等参数，反应流体在塔内的流动状态，对于分析、操作和计算鼓泡塔反应器具有重要意义。

5.1气泡直径

鼓泡塔内的气泡有两种形成机制，当气速比较低时，靠分布器的小孔分散成气泡；当气速较高时，靠液体的湍动使喷出的气流破裂形成气泡。

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。

在安静区，因为气泡上升速度慢，所以小孔气速对其大小影响不大，主要与分布器孔径及气液特性有关。

在湍动区，气泡是靠气流与液体之间的喷射、冲击和摩擦而形成。因此在这种鼓泡塔内，气泡的形状、大小和运动是各式各样的，是瞬息万变的，是随机的，形成大小不一的气泡群。

鼓泡反应器的气泡直径可按Akita准数关联式计算：

2?gDR?L?d?26?????DL??VSR?0.5?????gD32?R?L?2??L??0.12?uOG????gD?R????0.12

可用下式描述气泡直径沿径向的变化：dB—塔内直径d处的气泡平均直径

?d??3???9?5.2? dB??10DR??5.2含气率

单位体积鼓泡床（充气层）内气体所占的体积分数称为含气率。液体不流动时的含气

率称为静态含气率；液体连续流动时的含气率称为动态含气率。

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：

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。

对圆柱形塔来说，由于横截面一定，因此气含率的大小意味着通气前后塔内充气床层膨胀高度的大小。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。溶液里存在电解质时会使气液界面发生变化，生成上升速度较小的气泡，使气含率比纯水中的高15%～20%。空塔气速增大时，εG也随之增加，但μOG达到一定值时，气泡汇合，εG反而下降。εG随塔径D的增加而下降，但当D＞0.15m时，D对εG无影响。当μOG＜0.05m/s时，εG与塔径D无关。（因此实验室试验设备的直径一般应大于0.15m，只有当μOG＜0.05m/s时，才可取小塔径。

含气率是个重要参数，它反映的大小还影响到单位体积床层所具有的相界面积，以及气液两相在床层中的停留时间，从而影响传质过程和化学反应结果。

? 对于塔径大于15cm的鼓泡反应器，气含率关联式为：

??1??GG?4?u?????3?OGLL?L???C????4??L???g?L?724

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：

2????d???21????G???G ??DR????? 对于塔径小于15cm的鼓泡反应器，参考关联图7：

图7 气含率关联图

5.3气液比相界面积

气液比相界面积是指单位气液混合鼓泡床层体积内所具有的气泡表面积，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。

5.4鼓泡塔内的气体阻力ΔP

鼓泡塔内的气体阻力由两部分组成：一是气体分布器阻力，二是床层静压头的阻力。

5.5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 鼓泡塔反应器的传质、传热特性

6.1鼓泡塔的传质

鼓泡塔反应器内的传质过程中，一般气膜传质阻力较小，可以忽略，而液膜传质阻力的大小决定了传质速率的快慢。

当鼓泡塔在安静区操作时，影响液相传质系数的因素主要是气泡大小、空塔气速、液体性质和扩散系数等；而在湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面积以及气体表面张力等，成为影响传质系数的主要因素。

鼓泡塔的气膜传质分系数可按如下关联：

kdDGBG?6.6

0.50.25液膜传质分系数可按下式关联：

kdDLLB??L??0.5???D???LL?

????2?gd3?BL???2L?????L?gd2B?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?GdVS气-液界面的液相容积传质系数可按下式关联：

kLaDRDL2??L??0.6???D???LL?0.5????gD2R?L??L???????0.622?gD3?RL???2L?0.31?1.1G

6.2鼓泡塔的传热

鼓泡塔中的传热，通常以三种方式进行：利用溶剂、液相反应物或产物的汽化带走热

量；采用液体循环外冷却器移出反应热；采用夹套、蛇管或列管式冷却器。

鼓泡床中由于气泡的运动，床层中的液体剧烈扰动。流体对换热器壁的给热系数比自然对流给热系数大10余倍之多，通常它不成为热交换中的主要阻力。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：

2?uOG?L?18时，???L当Kb?13??2?Lg??Lg13??????13?cL?2??0.146K????L?14b1313；

2???L当Kb?18时，???2??Lg????13?cL?L??0.3????L?。

7 鼓泡塔反应器的简化反应模型

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??????yccG?1?y?OLB'1B1B2?1y?1?y2???ap????y?aL??1?2?KG?pt?2????2??p? ??*如果是半间歇操作，则：

??xKc?BtBB0??ap??y?a?p?1?Gt?22??????p?dt ??*考虑气相轴向弥散的计算方法：

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

dcPedz1G2AG2?dcdAG?StGcAG?0

zLevenspiel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8：

图8 鼓泡塔气相混合对反应器高度的影响

8 搅拌鼓泡反应器

适用于气体与黏性液体或悬浮溶液的反应系统，气体的分散主要靠机械搅拌，反应器操作可靠，放大容易，可以方便地半间歇式操作。但功率消耗较大，严重的气液相返混，转动轴密封和稳定性等问题。

广泛应用于发酵、生物化学、制药以及有机化合物的氧化、加氢、氯化等生产过程。另外，湿法冶金和废水处理也常用这种反应器。

按气体导入方式分三种（图9）：

图9 搅拌反应器类别示意图

强制分散：气体由搅拌器下的各种静态予分布装置（如分气环，多孔烧结板）导入。 自吸分散：借搅拌桨旋转形成的低的背压，使气体经中空轴由液面上方吸入。

表面充气分散：借快速表面搅拌形成的旋涡，夹带气体而使液体表面充气；并由处于下方的轴流型搅拌器使气液混合均匀。

搅拌器形式：盘式涡轮；斜式平板桨；螺旋桨。 搅拌器作用：液体混合，气体分散。

图10 三种搅拌器液体循环示意图

9 鼓泡反应器的热稳定性

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。

10 鼓泡塔反应器的经验计算法

由于气液反应过程是伴有化学反应的传递过程，比较复杂，虽然气液反应理论有了很大发展，对于工业生产设备的选型和过程强化指导能起指导作用，但尙不能定量地设计气液反应器设备，鼓泡塔反应器体积的确定仍然使用经验法。

10.1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：静液层体积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

（1）充气液层的体积VR

VR?VG?VL?（2）分离空间体积VE VE?（3）顶盖死角体积VC

VL

1??G?4D2HE

?D3 VC?

12?10.2反应器直径和高度的确定

空塔气速 u0G?qVG?3600AtqVG3600??4

D2可得 D?0.0188qVG u0Gu0G由实验或工厂数据确定，qVG由生产任务确定。一般u0G=0.0028～0.0085m/s，当u0G取得较小时，塔径D必然较大，应考虑气体沿径向均匀分布；当u0G较大时，D则较小，

液面会比较高，气体入口处静压力增大，气体输送费用增加，并可能出现液柱腾涌的不正常现象，塔高和塔径之比一般取值在3～12之间。

5、 鼓泡塔反应器适用的反应体系

6、 鼓泡塔反应器的工业应用实例

鼓泡塔是一种常用的气液接触反应设备，各种有机化合物的氧化反应，如乙烯氧化生成乙醛、乙醛氧化生成醋酸或醋酸酐、环己醇氧化生成己二酸、环己烷氧化生成环己醇和环己酮、及石蜡和芳烃的氧化反应、C18～C20烃氧化生成皂用脂肪酸、对二甲苯氧化生成苯二甲酸、在硫酸水溶液中异丁酸水解生成异丁烯、氨水碳化生成碳酸氢铵等反应都采用鼓泡塔。

鼓泡塔反应器已经在ＰＸ氧化制ＰＴＡ的过程中得到了广泛应用,如三井ＰＴＡ工艺和ＥＡＳＴＭＡＮＮ工艺都采用鼓泡塔作为氧化反应器。鼓泡塔反应器的冷模研究是技术开发中的一个重要环节,鼓泡反应器模研究的关键是了解反应器内的流体力学性质和传递过程特性,如气含率分布、循环液速分布等。ＰＸ氧化鼓泡塔反应器是涉及高气速、大塔径、高固含率体系的鼓泡塔反应器。目前,在这3方面同时进行研究的文献报道还比较少,工程上对ＰＸ鼓泡塔反应器内流动规律还不是很了解,在设计上也迫切需要这方面的研究成果。对于一般的鼓泡塔反应器,文献[1-4]给出相关的检测的方法,多采用光学方法,如激光多普勒和放射性粒子影像等。光学方法的不足是其受流场透明度的影响较大,一般只适合气含率和含量较低的条件。也有一些人采用热线与热膜风速仪进行流场检测[5],但热线与热膜风速仪对固体的应性较差,固含量高时容易损坏。电导探针法和Ｐａｖｌｏｖ管法是2类典型的多相体系流场测试方法,虽测量精度不高,但适应性较强,比较适合于ＰＸ氧化这样复杂的反应体系。本课题组就采用这2种方法在Ｄ200ｍｍ,Ｄ500ｍｍ

和Ｄ800ｍｍ3种塔径下对鼓泡塔内的气液两相及气液固三相流场进行检测,获得高气速、高固含率条件下鼓泡塔反应器流场分布的定规律。2.2 鼓泡塔内的液速分布

从测量结果可知:塔内液体呈环流分布,存在速 度为0的径向位置,以此为分水岭,分成上升流区和 下降流区。

2.2.1 表观气速的影响

在实验室鼓泡塔操作中,气相作为连续相推动 了塔内液相的流动,表观气速是影响塔内液速的最 主要因素。图8给出了在不同气速(Ｖｇ=0.31ｍ/ｓ, 0.62ｍ/ｓ,0.94ｍ/ｓ)下,小塔1.05ｍ位置上的液速 分布,液速随着气速的增大而明显增大,分布也更为 陡峭,塔内整体的循环液速增大,进而使气液湍动和 混合加剧。

图8 Ｄ200ｍｍ塔中不同气速下的液速分布

Ｆｉｇ.8 Ｌｉｑｕｉｄｖｅｌｏｃｉｔｙｄｉｓｔｒｉｂｕｔｉｏｎｕｎｄｅｒｄｉｆｆｅｒｅｎｔｇａｓ

ｖｅｌｏｃｉｔｙｉｎｂｕｂｂｌｅｃｏｌｕｍｎｗｉｔｈｄｉａｍｅｔｅｒｏｆ200ｍｍ

2.2.2 轴向位置的影响

当表观气速为0.62ｍ/ｓ时,小塔内不同轴向位 置的液速分布如图9所示。

图9 Ｄ200ｍｍ塔中不同轴向位置的液速分布

Ｆｉｇ.9 Ｌｉｑｕｉｄｖｅｌｏｃｉｔｙｄｉｓｔｒｉｂｕｔｉｏｎｉｎｄｉｆｆｅｒｅｎｔａｘｉａｌ

ｐｏｓｉｔｉｏｎｉｎｂｕｂｂｌｅｃｏｌｕｍｎｗｉｔｈｄｉａｍｅｔｅｒｏｆ200ｍｍ

由图9可见,在距离分布板较近的轴向位置上, 液速曲线呈鞍型分布,塔中心区域内向上流的速度 比较均匀;在其他位置上,轴向速度的曲线呈类似抛

物线形分布,离分布板越远,则曲线越陡峭。Ｊｏｓｈｉ[8] 等认为塔内的气含率分布直接影响了循环液速,进

18 聚酯工业 第21卷 2.1 鼓泡塔内的气含率分布

鼓泡塔内的气含率呈抛物线形分布,中心的气

含率最高,越靠近壁面气含率越小,到达壁面时气含 率为零。

2.1.1 表观气速的影响

表观气速是影响塔内气含率的各个因素中最为 关键的一个因素。本实验研究的气速范围涵盖了工 业上ＰＴＡ鼓泡塔氧化反应器的气速范围。图5给 出了小塔中不同气速下(Ｖｇ=0.31ｍ/ｓ,0.62ｍ/ｓ, 0.94ｍ/ｓ)在距离分布器上方1.05ｍ位置的气含率 分布。由图5可见,随着表观气速的增大,塔内的气 含率明显增大,分布也随着气速的增加而变陡,在气

速达到0.94ｍ/ｓ时,塔中心的气含率几乎达到了近 壁面的2倍。

图5 Ｄ200ｍｍ塔中不同表观气速下的气含率分布

Ｆｉｇ.5 Ｇａｓｈｏｌｄｕｐｄｉｓｔｒｉｂｕｔｉｏｎｕｎｄｅｒｄｉｆｆｅｒｅｎｔａｐｐａｒｅｎｔｇａｓ

ｖｅｌｏｃｉｔｙｉｎｔｈｅｂｕｂｂｌｅｃｏｌｕｍｎｗｉｔｈｄｉａｍｅｔｅｒｏｆ200ｍｍ

而影响液速的分布,但在设有不同类型分布器的塔 内,当达到一定的轴向测量高度时,气含率分布趋于 稳定,即在分布板影响区外,轴向位置对液速分布的 影响可以忽略。 2.2.3 塔径的影响

相同表观气速Ｖｇ=0.31ｍ/ｓ,3个不同塔径(Ｄ =200ｍｍ,500ｍｍ,800ｍｍ)鼓泡塔的充分发展段 位置测得的液速分布进行比较,如图10所示。结果 显示,塔径越大,塔内的中心液速越高,分布也更为 陡峭。

图10 不同塔径的液速分布

Ｆｉｇ.10 Ｌｉｑｕｉｄｖｅｌｏｃｉｔｙｄｉｓｔｒｉｂｕｔｉｏｎｉｎｂｕｂｂｌｅｃｏｌｕｍｎ

ｗｉｔｈｄｉｆｆｅｒｅｎｔｄｉａｍｅｔｅｒ 3 结论

在0.31～0.93ｍ/ｓ的高气速下(涵盖了ＰＸ氧 化鼓泡塔反应器的操作气速),鼓泡塔氧化反应器 内的气含率和液速具有如下分布规律:(1)塔内气 含率呈抛物线型分布,液速呈环流分布;(2)随着表 观气速的增加,气含率和液速大小都增加,且分布更 加陡峭;(3)在充分发展区,轴向位置基本对气含率 和液速的影响都很小;(4)相同表观气速下,随着塔 径的增加,分布更陡峭。

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