波纹片对臭氧催化氧化反应器的流体力学和气含率分布的影响

干塔压降、湿塔压降、液泛气速是评价臭氧催化氧化反应器性能的重要指标,直接影响反应性能和综合能耗。本文将一种结构导向波纹片放置于散堆填料中,构建了A、B、C型规整填料,研究了波纹片数量对臭氧催化氧化反应器的流体力学和传质性能的影响。使用计算流体力学(CFD)软件的多孔介质模型,计算了臭氧催化氧化反应器中填料的干塔压降及臭氧的气含率分布。结果表明,在散堆填料中放置波纹片后,平均干塔压降降低了30%左右。在相同的气相动能因子(F)下,4种填料的干塔压降从高到低顺序为:散堆填料>A>C>B。在喷淋密度L=26.09 m^(3)·(m^(2)·h)^(-1)时,相比散堆填料,B型填料的湿塔压降平均降低了约14.73%。干塔压降值的计算结果与实验结果有良好的一致性,臭氧的气含率分布更均匀。

气液固流化床气泡特性及气含率预测模型

气含率及气泡直径会直接影响流化床内的反应进程及传质效率,为更好地认识局部流动结构,径向气含率及气泡直径分布成为重点研究内容,特别是径向气含率预测模型的建立具有重要意义.已有平均气含率预测模型都有各自的适用范围,对不同实验体系的应用会表现出局限性.针对以上问题,本文结合电导探针测量法与流体仿真技术,以直径为100 mm和高度为1.5 m的气液固流化床为研究对象,系统地研究了在气相表观速度为0.014~0.283 m/s、液相表观速度为0.007~0.028 m/s、液相黏度为1~40 mPa·s、液相表面张力为0.053~0.072 N/m及固相体积分数为0~30%条件下径向气含率及气泡直径分布特征.结合本实验系统及相关研究数据,提出一种适用于气液固系统的平均气含率预测模型.基于此预测模型,进一步考虑气相表观速度及表面张力对径向气含率分布的影响,采用粒子群优化算法建立气液两相体系的径向气含率预测模型.结果表明:两相及三相体系平均气含率预测模型充分考虑了气液相表观速度、液相物性、固相物性及管径对平均气含率的影响,相比现有经典平均气含率预测模型,拓宽了适用范围并提高预测精度,其平均绝对百分比误差(mean absolute percentage error,MAPE)分别为17.14%和18.36%,超出90%数据点的相对误差在±30%之内.径向气含率预测模型对靠近管道中心处的气含率预测更加准确,其MAPE可达到12.26%.以上预测模型的建立对理解管内全局及局部传质问题、流化床反应器设计都具有指导意义.

上流式反应器气-液-固三相床层气含率模型研究

从热力学基本定律——熵增定律和能量最低定律出发,考虑系统宏观动能、势能及内能的转化,通过对系统各种能量的表达,建立上流式反应器气-液-固三相床层气含率与系统条件(如流体流速、黏度、催化剂物性)的定量关系。在热力学定律基础上,提出相关物理量“变动级数”的概念,结合不同操作条件和不同催化剂装填方案的冷模试验,研究流体及催化剂物性对床层气含率的影响规律。采用所建立的气含率模型拟合各种操作条件及多种催化剂装填方案下的试验数据,拟合平均相对偏差均小于5%,参数合理且能反映气、液、固三相性质对床层气含率的影响规律。建立一个优良的模型来描述上流式反应器气-液-固三相床层气含率,对上流式加氢工艺的研究具有重要指导意义。

大型底吹炉气含率的数值模拟

利用数值模拟的方法,以大型底吹炉的气含率为参考指标,对气流入口速度、氧枪直径和熔池深度进行研究.结果表明:随着入口速度的降低,气含率的波动范围逐渐缩小;随着入口速度的增加,气含率逐渐增大,当入口速度超过270 m/s时,气含率增加幅度变小;气含率在较大的氧枪直径下波动范围更大,当直径达到60 mm时,瞬时气含率最大值可达6%;熔池深度在1.7~1.9 m处的气含率最大值均超过了4%,随后气含率逐渐减小,在熔池深度2.1 m处达到最小值,之后随着熔池深度的增加而逐渐增大.综合考虑,工艺参数优化区间为入口速度260~270 m/s,氧枪直径55~60 mm,熔池深度2.3~2.5 m.

充气量和循环量对浮选柱气含率的影响研究

浮选柱气含率的大小是影响浮选柱精矿回收能力和实际分选效果的重要参数之一。文章探讨了充气量和循环量对浮选柱平均气含率和轴向气含率的影响。结果表明:在相同循环量情况下,浮选柱内平均气含率随充气量增加而增加;在相同充气量情况下,浮选柱平均气含率随循环量增加而减小;在较小循环量和较小充气量的情况下,轴向气含率呈现底部大于顶部;在较大循环量和较大充气量的情况下,轴向气含率呈现底部小于顶部。

双层桨结构自吸式反应器的气含率

根据单层桨自吸式反应器吸入的气体主要集中在反应器上部的缺陷,采用了4种桨型作为下层搅拌桨,并研究了下层桨桨径、桨间距和导流筒的影响。测定了釜内总气含率与釜下半部的气含率,发现下层桨不仅决定气含率在釜下部的分布情况,而且对自吸式桨的气体吸入量也有很大影响,与理论推导的结果完全吻合。找到了合适的搅拌浆组合形式,该组合符合流体力学理论,在工业装置上的应用取得成功。

三相生物流化复合反应器中上升区与下降区气含率的关系

在自行设计的新型蜂窝断面三相生物流化复合反应器中进行了气含率的测定,试验结果表明,总平均气含率和上升区气含率均随表观气速的增加呈直线增加;并且随固含率的增加,气含率也相应增加。根据流体力学的连续性原理,推导出了三相生物流化复合反应器中上升区气含率与下降区气含率的理论关系式,并对其中的重要参数a的取值进行了讨论。试验结果上升区气含率与下降区气含率满足直线的关系,说明随着表观气速和气含率升高,上升区实际液速与下降区实际液速的比值(VLr/VLd)没有明显变化。

旋流气升式环流反应器的气含率轴向分布

为强化环隙气升式环流反应器（AALR）的流动、混合与传质性能,提出了旋流气升式环流反应器（HALR）。在8.8L的HALR中,以空气-水和空气-水-K树脂为实验物系,在表观气速为0.47-2.31cm/s的范围内,研究了表观气速、导流筒底边与反应器底面的间隙（简称底部间隙）、上升区轴向高度及固体装载量等因素对气含率的影响规律,并与AALR进行了对比。结果表明：对于空气-水组成的两相物系来说,在表观气速较小时,旋流片对上升气泡有聚并作用;在表观气速较大时,旋流片对气泡主要起破碎作用;气含率随着轴向高度的增加而增加,增加的幅度随表观气速的增加而增加。对于三相物系,表观气速较大时,气含率随着固体装载量的增大而增大,比两相物系气含率高;表观气速较小时,两相物系的气含率略高于三相物系的。根据实验结果,提出并拟合出了上升区局部气含率与轴向高度的预测模型：εg=（3.00×10^-4 h＋0.0276）Ug 0.615,模型的预测值与实验值吻合较好,平均相对误差为12%。

分布器结构对环流反应器气含率分布的影响

采用κ ε二方程模型和欧拉多相流模型 ,对一种单筒单级气升式气液环流反应器内的湍流气液两相流进行了全尺寸的数值模拟研究 ,考察了采用 3种不同气体分布器时反应器内气含率和流速分布的细节 .模拟结果表明不同结构的分布器对总体气含率和内筒中的两相速度分布有很大影响 ,因而对气含率分布和气液两相接触效果有较大影响 ,从而对反应过程产生影响 .单环分布器产生的气液两相接触效果较差 ,对于反应过程很不利 .对于大直径的环流反应器推荐使用多环分布器 .计算所得的整体气含率与实测的整体气含率进行了对比 ,吻合较好 .

鼓泡塔中气泡尺寸分布和局部气含率研究

在内径为0.38 m的鼓泡塔中采用双电导探针法对不同通气速率下的气泡尺寸分布和局部气含率进行了实验研究,分析了气泡尺寸的概率密度分布。结果表明:气泡尺寸随轴向高度的增加而增大,随径向距离增加而减小;鼓泡塔中气液流动可分为过渡流域和充分发展流域,在过渡流域气含率随轴向高度增加而增大,在充分发展流域气含率趋于均值,径向局部气含率分布呈抛物线型下降。高气速下气泡尺寸概率密度分布比低气速下宽,且随轴向高度的增加分布变宽。

气升式环流反应器在不同体系下的循环液速和局部气含率

在气升式环流反应器中,分别研究了空气-水、空气-0.1%乙醇水溶液和空气-水-活性污泥体系中的循环液速以及气含率随操作条件的变化规律。实验结果表明,循环液速随着表观气速的增加而增大,不同体系中的循环液速差别不大;导流筒内、外不同高度处的局部气含率均呈自下向上增大的趋势,且导流筒内部气含率高于导流筒外部的气含率。体系的聚并特性对平均气含率和局部气含率有较大影响。

气液搅拌槽内气泡尺寸与局部气含率的CFD模拟

采用在欧拉-欧拉双流体模型的基础上耦合气泡数密度(BND)函数模型,引入气泡破碎和聚并函数,对双层组合桨气液搅拌槽内的气泡尺寸和局部气含率进行了计算流体力学(CFD)模拟,同时采用双电导电极探针法对搅拌槽内局部气液分散特性进行了实验测量,并和CFD模拟结果进行了对比.结果表明:较高通气量条件下搅拌槽内气泡尺寸和局部气含率分布很不均匀,气泡尺寸在叶轮排出流区较小,且沿着排出流方向逐渐增大;在两桨间区域和上层桨以上区域气泡以聚并为主;局部气含率在循环涡涡心、叶轮和挡板后部较高,叶片后部存在明显气穴.

中心气升式三相强化环流反应器内局部气含率分布的实验研究

在连续操作的状况下,在φ300mm×1700mm 的中心气升式三相强化环流反应器内,测量了 0.0059m·s^(-1)≤Ugr≤0.1895m·s^(-1)、Ucir=0、0.0307、0.0511m·s^(-1)、ε_(Ls)=5%、10%、15%时反应器内不同轴、径向位置处的气含率。实验发现,连续操作的中心气升式强化内环流反应器可以分为 6 个不同的流动区域:内环分布器下部区、分布器区、中心下料管影响区、导流筒上行区、气液分离区和环隙区,各区域内的气含率分布各不相同,但均随着 Ugr 的增加而增加。外循环液体的引入使气含率在导流筒内沿径向的分布更趋于均匀。在本实验范围内固体颗粒装载量对整体气含率影响较小,在内、外环间循环的气泡量可以忽略不计。测量了不同 Ucir时的气泡穿透深度,得出了气泡实现循环的临界气速。

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 。

外环流反应器的气含率及循环液速

研究了气体分布器的形式、体系的聚并特性及静液面高度对外环流反应器的气含率和环流液速的影响。实验结果显示，对于空气－１％乙醇体系（非聚并体系），气体分布器的形式对外环流反应器的气含率及环流液速有显著的影响；在相同的操作条件下，空气－１％乙醇体系（非聚并体系）的气含率及环流液速明显高于空气－水体系（聚并体系）。

浮选柱筛板充填的气含率研究

浮选柱气含率大小是决定浮选柱回收能力和分选效果的重要参数之一.探讨了旋流-静态微泡浮选柱气含率在轴向的分布及其影响因素.研究了筛板充填浮选柱的气含率,结果表明:气含率在清水且不加起泡剂的浮选柱内的轴向分布不均匀,由于气泡的兼并和破裂呈现上部低、下部高的趋势.筛板充填浮选柱的气含率随着循环量的增大先增后减,当循环量为720 L/h时,平均气含率达到最大值29.6%;之后,随着给料速度的增大而略有减小;同时,随着筛板数量的增多先增后减,当筛板充填层数为7块时达到最大值.

气液逆流鼓泡塔中的气含率与液速分布和数值模拟

分别采用线－线电导探针和背靠背式皮托管测定了气液逆流鼓泡塔中局部气含率和液体轴向速度的径向和轴向分布，讨论了操作条件对气含率与液体轴向速度分布的影响，利用双流体模型对塔内两相湍流流动进行了数值模拟。结果表明，模拟结果与实测数据一致，为研究烟气脱硫多相反应器的设计和放大提供了一种新的途径。

多管环流反应器的气含率研究

提出了一种新型结构的多管式环流反应器，对于空气－水体系，在每个上升管气速为０～０．１６ｍ／ｓ和管径比Ｄｄ／Ｄｒ＝０．３～１．０范围内，研究了两个上升管气速及不同管径比时上升管气含率的变化规律，同时研究了分离箱中静液高及分离箱结构参数与下降管气含率之间的关系。

基于截面气含率的文丘里湿气压降模型

运用两相流理论对湿气中的气相与液相流动进行分析,在分层流与环雾状流的条件下推导了两相流通过水平标准文丘里流量计的理论模型。通过分别考虑截面气含率、相间摩擦以及液滴夹带等因素,在文丘里轴向对湿气流动中的气相动量方程进行求解。通过对水平直管中的截面气含率公式进行修正,建立了适用于收缩管道的截面气含率模型,并在此基础上模拟了湿气流经标准文丘里时其两个取压孔之间的轴向静压分布。实验证实,使用修正后的截面气含率公式将使模型对文丘里压降的预测准确度明显提升,其相对误差在15%以内。该模型以湿气两相流在水平文丘里中的流动形态为依据,具有较充分的物理背景,而且在推导过程中较少依赖特定实验装置与数据,为建立具有一定普适性的文丘里湿气计量模型奠定了基础。

多层桨搅拌槽内气-液两相局部气含率研究

在直径0.48 m的椭圆底搅拌槽中,研究了以半椭圆管盘式涡轮(HEDT)为底桨、上两层为四叶翼型轴流桨下压操作(WHD)的组合桨(HEDT+2WHD)在搅拌槽内沿径向和轴向的局部气含率分布及不同表观气速对局部气含率的影响。局部气含率沿轴向分布比较均匀,仅在底桨附近有一个极大值,其它位置局部气含率差异较小。随着表观气速增加,沿轴向的局部气含率普遍增大,说明气量增加会强化气液分散状况。通过与HEDT+2WHU的局部气含率分布对比表明,尽管两者平均气含率接近,但组合桨下压操作时的局部气含率分布较组合桨上提操作时均匀。通过PIV方法得到两种组合桨的液相流场分布,对局部气含率分布的差别进行了解释。