亚毫米气泡和常规尺寸气泡气液两相流流动与传质特性对比

  摘 要 通过实验和数值模拟系统研究了亚毫米气泡鼓泡塔与常规鼓泡塔在流动和传质特性上的区别，并建立了适用于亚毫米气泡气液两相流流动和传质过程的数值模拟方法。研究根据结果得出，相比常规鼓泡塔，相同操作条件下亚毫米气泡鼓泡塔的气泡尺寸分布更窄，平均尺寸降至前者3%左右，气含率提高2倍以上，比表面积提高2个数量级。另外亚毫米气泡气液两相流中气液径向分布更均匀，轴向返混程度更小。亚毫米气泡鼓泡塔的相界面积是强化传质的关键控制因素，其液相传质系数虽低于常规鼓泡塔，但依靠巨大的相界面积，其体积传质系数是常规鼓泡塔的10倍左右。针对大规模鼓泡塔反应器的模拟结果也表明，亚毫米气泡可使反应器达到更均匀的气含率分布，受初始气液分布的影响小。

  关键词 亚毫米气泡； 鼓泡塔； 气液两相流； 传质； 数值模拟； 过程强化

  气液两相反应体系在化工、制药、食品和环保等领域有广阔的应用空间。在化工过程中，如氧化、氯化和加氢等均涉及气液两相的反应与传质。气液两相反应过程中普遍面临的问题为气液传质速率比本征反应速率慢，因此传质成为整一个完整的过程的控制步骤 [1]。微气泡技术是近年来被广泛关注的传质强化技术，ISO将其定义为尺寸介于1~100 µm的气泡 [2]，相比常规的毫米或厘米级气泡，其主要的特点为体积小、比表面积大、气泡停滞时间长和具有更强的自增压效应 [ 3-4]。但目前文献报道的微气泡发生技术仅能在较低气液比下保持气泡尺寸在微气泡范围内，体系的气含率较低，限制了传质速率的提升 [ 5-6]。目前大部分能够将产生气泡的尺寸控制在1~1000 µm（亚毫米气泡）的气泡发生技术，则能够在更高的气液比下有效工作，不仅保持了微气泡强化传质的特性，还能达到更高的气含率，获得更大的体积传质系数 [7]。因此，面对目前的气泡发生技术，亚毫米气泡在以强化传质为目标的工业过程中具有较大的应用潜力。

  目前，亚毫米气泡在化工过程中已经取得了一些应用，如重整油加氢脱烯烃、间二甲苯氧化合成间甲基苯甲酸、NO x水吸收法制备硝酸等 [8]，但针对亚毫米气泡运动和传质的基础研究仍比较薄弱。目前国内外相关研究大致上可以分为两个方向：一是如何高效产生亚毫米气泡，常见的气泡发生器类型包括文丘里式 [9]、溶气-释气式 [10]、旋流式 [11]、微孔膜式 [4, 12]、液相射流式 [13]、机械搅拌式 [14]和多种方式耦合式 [ 15-16]等；二是在特定亚毫米气泡发生技术下考察不同操作条件 [17]、体系物性 [ 18-19]对流动和传质过程的影响。关于亚毫米气泡与常规气泡在运动和传质规律上的异同，一些研究者也进行了对比，但主要局限在气泡尺寸分布、整体气含率、气液比表面积和体积传质系数等几个宏观参数的对比 [17, 20-21]，缺乏更深入的研究，尤其是对引起这些区别的内在运动和传质机制缺乏认识，尚未有能描述亚毫米气泡运动和传质规律的基础模型。本团队在前期探索中，采用微观实验和直接数值模拟方法，以单个亚毫米气泡为研究对象，发现气液界面流动性对亚毫米气泡的运动和传质行为有明显影响，且亚毫米气泡极易受微量表面活性物质影响而失去流动性，提出并总结了适用于单个亚毫米气泡的曳力模型、终端速度模型和传质系数模型 [ 22-23]。

  为了进一步探索亚毫米气泡的运动和传质规律，本文在严格相同的实验条件下系统性地对比了亚毫米气泡鼓泡塔和常规鼓泡塔在流动规律和传质性能方面的异同，并建立了适用于亚毫米气泡气液两相流流动和传质过程的数值模拟方法。通过实验和数值模拟研究揭示了亚毫米气泡强化传质的主要影响因素，为亚毫米气泡的应用提供理论指导，建立的模拟方法也为亚毫米气泡反应器的设计和优化提供了有力的工具。

  气液两相流实验装置如图1所示。装置主体由内径50 mm、高1.5 m的有机玻璃鼓泡塔、气泡发生器、离心泵、恒温水箱和气源构成，气相由气体质量流量控制器调节流量，液相分别通过旁路和转子流量计调节和测量流量。对于亚毫米气液两相流实验，气相和液相经过外置的亚毫米气泡发生器产生亚毫米气泡，亚毫米气泡发生器与鼓泡塔底部直接相连。对于常规鼓泡塔，气相和液相流股直接与装置底部封头相连，通过封头处添加的筛板产生气泡，筛板开孔率为3%，开孔直径为2 mm。

  测量系统包含压力采集系统、高速摄像系统、电阻层析成像系统（ERT）和组分浓度测量系统。压力采集系统采集装置鼓泡塔入口处的压力数据及鼓泡塔全床压差数据，其中压力用于装置入口处实际表观气速的换算，压差用于计算装置整体气含率。压力和压差数据采集速率为100 Hz，采集6 min后取均值。装置入口实际表观气速按式（1）计算。

  式中， T 0和 T 1分别为标准条件下和鼓泡塔入口处的温度，K； p 0和 p 1分别为标准条件下和鼓泡塔入口处的压力，Pa； Q G为气体质量流量控制器的体积流量(标准条件)，m 3/s； S为鼓泡塔的横截面积。

  采用双远传压差变送器采集压差，变送器的高压端与鼓泡塔顶端相连，低压端与鼓泡塔底端相连，引压管内液体与鼓泡塔内相同，且引压管直接与鼓泡塔内部连通，并保证气泡不会进入引压管内。根据压力平衡，鼓泡塔整体气含率按式（2）计算。

  式中， p为压差变送器测量值，Pa； 和 分别为气相和液相密度，kg/m 3； h为压差测点间的高度差，m。

  高速摄像系统包含高速摄像机（美国Phantom，VEO 710L）和图像处理程序，其中图像处理程序为本团队 [24]开发，采用人工智能方法检验测试、分割图像中的气泡，并重建气泡的形状，最终统计得到气泡的尺寸分布。高速摄像图像分辨率为1280×800，帧率为25帧/秒，图像采集时间为120 s，每个工况下至少选取300张图像用于图像处理，得到约60000个气泡后进行尺寸分布的统计和平均尺寸的计算。使用Sauter平均直径（Sauter mean diameter， d 32）表征气泡平均尺寸。

  式中， d e为程序识别计算得到的气泡等效直径； N为识别到的气泡数量。

  ERT（英国ITS，p2+）可测量鼓泡塔内部的气含率分布，包含7组电极传感器，分别位于鼓泡塔不同的高度上，每组传感器是由16个电极阵列组成。为获取鼓泡塔内部的时均气含率分布，采集300帧数据来进行平均。ERT也可直接测量电极测量平面的电导率，因此还可用于停滞时间分布测定 [25]，示踪剂为0.1 g/ml的NaCl溶液，由装置底部入口一次脉冲注射，单次注入量为10 ml。注射示踪剂的同时采集装置特定电极测量平面的电导率分布随时间的变化，并取平面的空间平均电导率作为对应轴向位置在该时刻下的电导率。停滞时间分布测定具体实验方法见文献 [26]。

  气液两相流流动特性实验分别以氮气和自来水为气相和液相实验介质。在研究气液两相流传质特性时，以高纯CO 2（纯度：99.999%）为气相介质，当装置稳定后分别在鼓泡塔预留的10个取样口和装置出入口取样，采用酸碱滴定法使用电位滴定仪（瑞士万通，ECO）测定鼓泡塔各轴向高度液相中溶解的CO 2浓度，浓度计算方式见式（4）。

  式中， C NaOH为氢氧化钠标准液的浓度，mol/L； V NaOH和 V 分别为碱液消耗体积和液体样品体积，ml。

  采用Euler-Euler双流体方法模拟气液两相流的流动和传质过程，该方法将气液两相视为在同一空间内互相贯穿的连续介质。控制方程见式(5)~式(10)。

  式中， 和 分别为气相和液相的体积分数； 和 分别为气相和液相速度，m/s； 和 分别为气液传质引起的气相和液相质量变化速率，kg/(m 3·s)。

  式中， 为气相的分子黏度(动力黏度)，Pa·s； 为液相的有效黏度（包含分子黏度以及湍流黏度两部分，其中湍流黏度采用标准 k- ε湍流模型进行计算），Pa·s； 和 为相间作用力引起的相间动量交换，涉及气液相间曳力、升力、湍流耗散力、壁面润滑力以及虚拟质量力，其中曳力对于流动特性模拟结果具有非常明显影响； I为单位矩阵。本文针对亚毫米气泡采用本团队在Schiller-Naumann曳力模型基础上进行曳力校正获得的亚毫米气泡曳力模型 [27]，针对常规尺寸气泡采用Tomiyama [28]针对轻度污染体系提出的曳力模型对曳力系数进行计算。

  式中， 和 分别为 i组分在气相和液相中的质量分数； 和 分别为 i组分在气相和液相中的分子扩散系数（模拟中考虑液相湍流对液相中组分扩散产生的影响），m 2/s； 为液相的湍流黏度，Pa·s； Sc t为湍流Schmidt数，模拟中设定大小为1； 和 分别为气液传质引起的气相和液相中 i组分的质量变化速率，kg/（m 3·s）。

  气液两相流中的主要传质组分为CO 2，其相间传质速率使用式(11)进行计算。

  式中， H为CO 2的亨利系数； k L为液相传质系数，需要选用合适的传质模型对其进行计算； a为气相比表面积，使用式(12)进行计算。

  式中， α G是气相体积分数； d 32是气液两相流中气泡的Sauter平均直径，m。

  模拟过程中考虑液相静压对气体密度产生的影响，因此采用式(13)对气相密度进行计算。

  式中， p为压力，Pa； 为 i组分在气相中的摩尔分数； Mi为 i组分的摩尔质量，kg/mol； R为气体常数，8.314 J/（mol·K）； T为温度，K。

  对于亚毫米气泡的传质，采用本团队针对亚毫米气泡构建的传质模型对液相传质系数 k L进行计算 [22]，具体计算方程如式(14)所示。针对本研究涉及的毫米尺寸气泡，采用Jajuee等 [ 29-30]提出的传质模型计算液相传质系数，具体计算方程如式(15)所示。

  采用双流体办法来进行模拟时，气泡尺寸指定为实验测量得到的Sauter平均直径 d 32。模拟所用软件平台为ANSYS Fluent。

  采用前面介绍的实验方法与计算流体力学模拟方法，对亚毫米气泡气液两相流和常规尺寸气泡气液两相流的流动、传质特性进行研究，并在控制变量要求下对两种尺寸气泡的流动、传质特性作对比。3.1节主要对实验直接测量得到的气液两相流流动特性结果作对比；3.2节则结合实验与计算流体力学模拟方法，通过实验测量所得组分浓度轴向分布数据验证模拟方法，进一步通过经过验证的模拟方法得到装置内的液相传质系数和体积传质系数等传质特性数据，以开展亚毫米气泡与常规尺寸气泡传质效果的对比；最后，3.3节采用气液两相流模拟对较大规模鼓泡塔装置内亚毫米气泡气液两相流和常规尺寸气泡气液两相流的应用效果作对比，探索亚毫米气泡在大型鼓泡塔装置中应用的可行性以及效果。

  采用图1所示的实验装置，液相表观速度固定为0.0658 m/s（如无特殊说明以下实验结果均在此液速条件下获得），对应液相Reynolds数（ ，其中 D为鼓泡塔内径）为1.830。不同表观气速下两种鼓泡塔的气泡Sauter直径 d 32如图2所示。在表观气速0.0025~0.0308 m/s内，筛板鼓泡塔内气泡尺寸随着表观气速的增加而增大，从6 mm左右增加至8.5 mm左右。而亚毫米气泡鼓泡塔内气泡尺寸也随着表观气速的增加有所增大，从200 μm左右增加至300 μm左右，但平均气泡尺寸仍然较小。采用亚毫米气泡发生技术后气泡尺寸减小为使用筛板情况下的3%左右，气泡尺寸显著降低。

  图3为表观气速为0.0200 m/s时两种鼓泡塔内气泡尺寸分布。能够准确的看出，亚毫米气泡尺寸分布明显更窄，为单峰分布，尺寸主要分布在50~500 μm，而筛板鼓泡塔内气泡尺寸更宽，且为双峰分布，在1 mm和5 mm附近有两个峰值。

  两种鼓泡塔在不同气速下的整体气含率如图4所示。随着气速增加，两种鼓泡塔整体气含率近似线性增加，但相同气速下亚毫米气泡鼓泡塔气含率明显高于筛板鼓泡塔，在最大气速0.0308 m/s下亚毫米气泡鼓泡塔的气含率是筛板鼓泡塔的3.24倍。不同气速下的气液比表面积如图5所示。两种鼓泡塔的比表面积均随着表观气速的增加而增加。得益于更小的气泡尺寸和更高的气含率，亚毫米气泡鼓泡塔的气液比表面积比筛板鼓泡塔高出两个数量级。

  图6为ERT所测表观气速0.0200 m/s时两种鼓泡塔在1.07 m高度处的时均气含率分布云图。图7为统计得到的气含率径向分布，其中误差棒为该径向位置气含率的标准差。从图6和图7中能够准确的看出，筛板鼓泡塔内气含率呈现出典型的中心高，壁面低的分布趋势，而亚毫米气泡鼓泡塔内气含率则比较均匀，各径向位置处气含率相差较小。另外，从图7中还能够准确的看出，亚毫米气泡鼓泡塔由于气泡尺寸均匀，气含率波动很小，因此标准差也很小。而筛板鼓泡塔内在当前表观气速下出现了球帽形气泡，大尺寸的气泡周期性经过ERT电极截面，造成较大的气含率波动，且球帽形气泡主要分布在鼓泡塔中心，因此一方面中心处的气含率较高，另一方面中心处气含率标准差也较大。

  返混对反应器内的传质和传热效率均有一定影响。对于传质和反应过程，返混引起传质推动力下降，部分物料停留时间比较久，因此有可能导致选择性和转化率下降。亚毫米气泡有较大的传质强化潜力，但亚毫米气泡反应器中的返混特性鲜有文献报道，与常规反应器有何区别也尚未被广泛研究。采用图1所示的实验装置，固定液相表观速度为0.0658 m/s（液相Reynolds数 Re L=1.830，如无特殊说明下文实验结果均在此液速条件下获得），通过在装置底部入口注射NaCl示踪剂，装置高度1.27 m处的ERT电极测量截面平均电导率获得鼓泡塔的停滞时间分布。停滞时间分布密度函数 E( t)、平均停滞时间 和方差 分别按式（16）~式（18）计算。

  式中， C NaCl为根据电导率折算得到的NaCl浓度； A为NaCl浓度-时间曲线与时间轴围成的面积。

  采用一维轴向扩散模型 [26, 31]，使用Peclet数( Pe)表征轴向返混特征。

  气液并流向上的鼓泡塔的液相停滞时间除了与返混程度相关外，还受气含率影响。气含率越高，鼓泡塔内液相的流通面积越小，实际液速增大，引起液相停留时间降低。图8为不同表观气速下两种鼓泡塔内液相平均停留时间 的变化。图4表明了亚毫米气泡鼓泡塔和筛板鼓泡塔的气含率均随气速增加而增大，因此图8中二者平均停留时间均随气速增加而减小，是气含率占主导作用的结果。图8也表明，在相同表观气速下，筛板鼓泡塔的平均停留时间始终大于亚毫米气泡鼓泡塔，这可能也主要受气含率的影响，因为从图4中也能够准确的看出，相同气速下亚毫米气泡鼓泡塔的气含率明显高于筛板鼓泡塔。

  为了单独考虑表观气速和气含率对停滞时间的影响，分别在相同气速和相同气含率下对比两种鼓泡塔的停留时间分布。图9为两种鼓泡塔的停留时间分布密度 E( t)，图9(a)为在同一表观气速下的对比，图9(b)为在同一气含率下的对比。图9(a)对应的表观气速为0.02 m/s，此时亚毫米气泡鼓泡塔气含率为0.193，筛板鼓泡塔气含率为0.057，由于亚毫米气泡鼓泡塔气含率明显更高，鼓泡塔内液相实际流速更快，因此前者的停留时间分布密度的峰更靠近左侧，分布更集中。图9(b)对应的气含率为0.057，此时亚毫米气泡鼓泡塔的表观气速为0.005 m/s，筛板鼓泡塔的表观气速为0.02 m/s，能够准确的看出，在相同气含率下，筛板鼓泡塔的峰更靠左。从图8中也能够准确的看出，此时筛板鼓泡塔的平均停留时间略少于亚毫米气泡鼓泡塔，造成此现象的原因可能为筛板鼓泡塔内表观气速更快，且由于气泡尺寸更大其上升速度也明显大于亚毫米气泡，这些气泡对液相有一定的携带作用，使部分液体更快到达出口。从图9还能够准确的看出，无论是在相同表观气速下，还是在相同气含率下作对比，亚毫米气泡鼓泡塔的停留时间分布密度的峰都更窄，分布更集中，峰值更高。

  为了定量描述两种鼓泡塔的返混程度，图10展示了不同表观气速下两种鼓泡塔的Peclet数， Pe越大表明轴向返混程度越低。鼓泡塔返混程度与气泡运动有关，图11汇总了不同表观气速下两种鼓泡塔内的气泡图像。如图10所示，随着表观气速的增加，两种鼓泡塔的 Pe均呈现出下降的趋势，其中亚毫米气泡鼓泡塔近似线性下降，表明返混程度是随气速变大缓慢增加的。如图11（a）所示，对于亚毫米气泡，随着气速增加，一方面气泡数量增加，另一方面会有数量极少的尺寸接近或大于1 mm的较大气泡产生，大小气泡上升速度的差异进一步增加了液相的扰动程度，因此返混程度会逐渐变大。在图10中，筛板鼓泡塔在气速从0.0025 m/s增加至0.0049 m/s时 Pe迅速下降，之后保持稳定，当气速增加至0.0173 m/s时再次迅速下降。如图11（b）所示，在小气速0.0025 m/s条件下，气泡数量很少，气速增加至0.0049 m/s后气泡数量和尺寸显著增加，导致返混程度增大，因此 Pe迅速下降。之后随着气速进一步增加，气泡尺寸变化程度比较小（图2），因此返混程度变化不明显。但气速增加至0.0173 m/s后，如图11（b）所示，筛板鼓泡塔内出现了尺寸较大的球帽型气泡，这些气泡上升速度更快，体积更大，其尾涡引起剧烈的轴向混合，因此此时返混程度进一步增大，这是 Pe再次下降的原因。

  通过在相同气速下对比两种鼓泡塔的 Pe还不难发现，在较小的气速如0.0025 m/s下，筛板鼓泡塔返混程度比亚毫米气泡低，但更大的气速范围内亚毫米气泡鼓泡塔的返混程度始终小于筛板鼓泡塔。如图11所示，在气速0.0025 m/s条件下，筛板鼓泡塔内虽然气泡尺寸比亚毫米气泡大，但气泡数量很少，因此此时液相返混程度比亚毫米气泡鼓泡塔还要低。而在0.0025~0.025 m/s的气速范围内，由于亚毫米气泡鼓泡塔中气泡尺寸很小，气泡对液相的扰动较小，且相比筛板鼓泡塔内毫米到厘米级的气泡尺寸分布，亚毫米气泡的尺寸主要分布在微米范围内（图3），因此气泡上升速度差异引起的轴向混合作用更小。

  采用图1中的实验装置，在相同操作条件下对比亚毫米气泡鼓泡塔和筛板鼓泡塔的传质效果。首先通过实验测量所得组分浓度轴向分布数据验证模拟方法，而后通过经过验证的模拟方法得到装置内的液相传质系数和体积传质系数等传质特性数据，以对比亚毫米气泡与常规尺寸气泡传质效果。使用双流体模型进行模拟时，气泡尺寸指定为实验测量到的Sauter平均直径 d 32。

  绘制网格数量分别为30000、63000、80000个的粗、中等、细三种数量密度的网格。在表观气速0.06717 m/s和表观液速0.04247 m/s的条件下，三种网格情况下模拟所得纯CO 2-自来水体系下筛板鼓泡塔装置内的液相CO 2浓度轴向分布与采用电位滴定仪测量结果的对比如图12所示。能够准确的看出，中等数量密度（63000个）的网格已经基本能保证模拟结果与网格数量无关。考虑节省算力，模拟采用中等数量密度的网格。

  由于采用了外置式亚毫米气泡发生器，根据是否将亚毫米气泡发生器包含在对比范围内，考虑两种对比方式，如图13所示。对比实验的操作条件和测量得到的气泡Sauter平均直径如表1所示，其中基准实验Exp.1在亚毫米气泡鼓泡塔中进行，Exp.2和Exp.3在筛板鼓泡塔中进行。第一种对比方式将亚毫米气泡发生器以及鼓泡塔作为一个整体与使用筛板的常规鼓泡塔作对比，即筛板鼓泡塔底部封头和亚毫米气泡发生器入口处的气体流量、液体流量一致，且液相中CO 2初始浓度均为0。第二种对比方式排除了亚毫米气泡发生器内传质的影响，保证了两装置在鼓泡塔入口处的气速、液速和液相中CO 2初始浓度一致。亚毫米气泡发生器内发生的传质不可避免，因此在筛板鼓泡塔实验开始前，通过提前在水中溶解CO 2，使其达到与亚毫米气泡发生器出口处相同的浓度。固定表观液速为0.04247 m/s，对应的 Re L为1.181。

  按照第一种对比方式，Exp.1和Exp.2液相CO 2浓度测量结果如图14(a)中的散点所示，曲线为数值模拟结果。亚毫米气泡发生器内由于存在较为强烈的气液界面破碎以及新气液界面的生成 [25]，其中发生了极快的气液传质。虽然气液相在发生器内停滞时间很短，但液相在离开亚毫米气泡发生器时就已经含有了较高浓度的CO 2，在进入鼓泡塔入口后，由于亚毫米气泡较强的传质能力，又在较短的轴向高度内迅速使液相中的CO 2达到对应压力下的饱和浓度，并保持到鼓泡塔出口。筛板鼓泡塔在底部筛板处传质速率也很快，经过很短的轴向高度便达到了较高的浓度，但由于后期传质推动力不足和传质速率较慢，CO 2浓度上升缓慢，甚至直到出口CO 2浓度才达到亚毫米气泡发生器出口相近的浓度。

  按照第二种对比方式，Exp.1和Exp.3轴向方向上液相CO 2浓度测量结果如图14(b)中的散点所示，曲线为数值模拟结果。从装置中CO 2浓度分布之间的对比不难发现，以鼓泡塔入口为计量位置，相同表观气、液速以及相同CO 2液相入口浓度情况下，亚毫米气泡的传质能力显著好于毫米尺寸气泡。由于鼓泡塔入口的液相中已经溶解了较高浓度的CO 2，浓度差引起的传质推动力显著下降，因此筛板鼓泡塔中液相CO 2浓度随高度增加上升缓慢，但亚毫米气泡鼓泡塔仍能以较快速度达到饱和浓度。

  由于在实验中采用了气液两相并行向上一次通过实验装置的操作方式，通过分析实验数据直接获得实验装置内的液相传质系数具有较大的难度，因此本文采用了实验与计算流体力学模拟相结合的方式定量对比亚毫米气泡和常规尺寸气泡的传质效果。对Exp.1~Exp.3进行模拟所得的实验装置内液相CO 2浓度云图如图15所示，模拟所得实验装置内液相CO 2浓度轴向分布结果如图14中曲线中实验数据与模拟结果之间的对比不难发现，模拟结果与实验数据之间吻合较好，验证了本文第2节中针对亚毫米气泡和常规毫米尺寸气泡所选择的流动与传质模型的准确性与适用性。

  进一步，统计模拟所得装置内气相比表面积 a、液相传质系数 k L和体积传质系数 k L a的轴向分布情况，并进行定量对比，结果如图16所示。通过Exp.1、Exp.2、Exp.3的对比不难发现，仅从液相传质系数 k L来看，亚毫米气泡低于常规毫米尺寸气泡，这与亚毫米气泡尺寸较小导致的较低的气液滑移速度具有一定的关联。但亚毫米气泡鼓泡塔的气相比表面积 a则比筛板鼓泡塔高出10倍以上，使得最终体积传质系数 k L a明显高于筛板鼓泡塔。将模拟所得体积传质系数 k L a按照网格体积进行加权平均，亚毫米气泡鼓泡塔结果为0.6213 s -1，Exp.2中筛板鼓泡塔结果为0.0785 s -1，Exp.3中筛板鼓泡塔结果为0.0490 s -1，亚毫米气泡的体积传质系数达到了毫米尺寸气泡的7.9~12.7倍，传质能力明显地增强。因此，亚毫米气泡气液两相流的传质能力明显高于常规毫米尺寸气泡，且亚毫米气泡可提供的较大的相界面积是其强化气液传质的关键因素。

  综上所述，无论是采用哪一种方式进行对比，亚毫米气泡鼓泡塔的传质能力均明显好于筛板鼓泡塔。可以推断，在面向工业应用的背景下，在使用亚毫米气泡技术以后，亚毫米气泡发生器内的快速传质可以使进入反应器内的初始液相就含有较高浓度的目标组分，而反应器内大量未溶解的亚毫米气泡又能发挥其快速传质的优势，对反应器中因参与液相反应引起的目标组分浓度的下降起到快速补充作用，即亚毫米气泡发生器和反应器中的亚毫米气泡分别起到提高初始浓度和及时补充反应消耗的作用，可以使鼓泡塔液相中从始至终保持较高的反应组分浓度，因而能够最终靠强化气液传质达到提升反应速率的目的。相较之下，使用筛板的普通鼓泡塔气液界面破碎引起的初始传质以及后续传质补充能力都要远小于应用亚毫米气泡技术时的情况。

  3.3 较大规模鼓泡塔装置内亚毫米气泡和常规尺寸气泡气液两相流应用效果对比

  为了探究大规模鼓泡塔反应器中采用亚毫米气泡为气体分散相后与采用常规气泡的区别，采用双流体方法模拟了直径0.864 m、高5.35 m的间歇式鼓泡塔反应器，初始液位高度2.216 m，进气流量为200 m 3/h。常规反应器气泡尺寸设置为8 mm，亚毫米气泡反应器气泡尺寸设置为500 μm。常规尺寸气泡通过六爪型气体分布器进入反应器，亚毫米气泡则将气体发生器出口按照与六爪型气体分布器孔口相同的空间位置做排列。两种反应器气含率分布如图17所示。在常规鼓泡塔中，由于气泡尺寸较大，上升速度较快，径向混合不充分，所以气体主要沿分布器外围几个大孔向上运动，而分布器中心处开孔率较低，导致反应器中心气含率较低，直到接近液面处才达到比较均匀的气含率径向分布，而亚毫米气泡反应器中气相在距离分布器很短的高度上就达到了均匀分布，气液在轴向和径向上的分布都比较均匀。因此，对于亚毫米气泡鼓泡塔，即使气液初始分布不均匀，但由于亚毫米气泡终端速度小的特性，在反应器内小尺寸微团、大尺度循环流动以及涡流扩散的影响下气液能很快完成径向混合，使反应器各处气液分布变得均匀。模拟根据结果得出，常规反应器整体气含率为0.217，比表面积为163 m 2/m 3，而亚毫米气泡反应器气含率达到了0.289，比表面积达到了3468 m 2/m 3，气含率提升了33%，比表面积提升为毫米气泡的21倍。从图17中也能够准确的看出，由于亚毫米气泡反应器气含率更高，因此液位也比常规气泡反应器高。

  本文通过实验和双流体数值模拟对亚毫米气泡鼓泡塔与常规尺寸气泡鼓泡塔的流动和传质特性进行了对比研究。考察了表观气速对气泡尺寸、气含率、气液比表面积和返混的影响，并控制变量采用不一样方式对亚毫米气泡鼓泡塔和常规筛板鼓泡塔的传质性能进行了对比，揭示亚毫米气泡强化传质的机理，主要结论如下。

  （1）相同表观气速和液速下，亚毫米气泡鼓泡塔的气泡尺寸显著小于筛板鼓泡塔，且尺寸分布为较窄的单峰分布，而筛板鼓泡塔为较宽的双峰分布。相比筛板鼓泡塔，在本实验条件下亚毫米气泡鼓泡塔的气含率可提高2倍以上，比表面积可提高2个数量级。

  （2）气含率径向分布规律不同。在直径0.05 m的鼓泡塔内，筛板鼓泡塔呈现出中心气含率高，从中心到壁面气含率逐渐降低的规律，而亚毫米气泡鼓泡塔径向分布非常均匀。在直径0.864 m，采用六爪型分布器的大规模反应器内，常规尺寸气泡反应器内有明显的气液不均匀分布，而采用亚毫米气泡后反应器各处快速达到气液均匀分布的状态，且气含率比常规气泡提高33%。

  （3）在相同表观气速和液速下，亚毫米气泡鼓泡塔的液相平均停留时间明显少于筛板鼓泡塔，返混程度更低。气泡尺寸和气含率是返混的控制因素，气速增大，气泡尺寸和气含率增高，返混程度变大。

  （4）亚毫米气泡鼓泡塔内传质能力明显好于筛板鼓泡塔，且仅单独亚毫米气泡发生器的传质效果已相当可观。亚毫米气泡体积传质系数的提升得益于巨大的相界面积，其液相传质系数比常规毫米气泡低。

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