釜式泰勒流反應(yīng)器流動(dòng)特性與傳質(zhì)機(jī)理研究

葉 立，謝小輝，萬(wàn)滕飛，呂文靜

（上海理工大學(xué) 能源與動(dòng)力工程學(xué)院，上海 200093）

攪拌釜式反應(yīng)器在化工、石油、生物等領(lǐng)域應(yīng)用廣泛[1-4]，在連續(xù)生產(chǎn)時(shí)穩(wěn)定可靠、操作靈活，但攪拌作用造成釜內(nèi)流體的返混，導(dǎo)致生產(chǎn)效率降低，不適合轉(zhuǎn)化率高的反應(yīng)[5]。本文通過(guò)設(shè)計(jì)一種氣液混合射流的方案，在攪拌釜式反應(yīng)器中引入泰勒渦流，改善反應(yīng)器的流動(dòng)和傳質(zhì)特性。泰勒渦流是一種存在于兩個(gè)同軸圓筒環(huán)隙間的流體運(yùn)動(dòng)，通過(guò)內(nèi)外圓筒的相對(duì)旋轉(zhuǎn)在環(huán)隙間生成一系列沿軸向正反交替、排列有序的二次渦流[6]。目前研究證明，泰勒流反應(yīng)器內(nèi)的軸向返混小，反應(yīng)推動(dòng)力高，能夠強(qiáng)化反應(yīng)器的傳熱傳質(zhì)[7-9]?；谔├諟u流原理制成的離心萃取器[10]、生物反應(yīng)器[11]、核主泵[12]等設(shè)備在工業(yè)生產(chǎn)領(lǐng)域發(fā)展迅速。

近年來(lái)，國(guó)內(nèi)外學(xué)者通過(guò)采用不同的構(gòu)型增強(qiáng)反應(yīng)器內(nèi)泰勒渦流的傳熱傳質(zhì)能力。楊光等[13]通過(guò)模擬發(fā)現(xiàn)雙層槳葉的共軸反轉(zhuǎn)產(chǎn)生的泰勒渦柱能增強(qiáng)氣體分散能力和提高整體氣含率。Berghout等[14]通過(guò)對(duì)內(nèi)外圓筒設(shè)置不同轉(zhuǎn)速發(fā)現(xiàn)，外圓筒固定時(shí)泰勒渦流的生成與演化相較于內(nèi)外圓筒都旋轉(zhuǎn)的工況均較為穩(wěn)定。Bakhuis等[15]通過(guò)改變泰勒反應(yīng)器內(nèi)圓筒壁面粗糙度，發(fā)現(xiàn)沿展向變化的粗糙度能控制泰勒渦流的波長(zhǎng)。

上述研究在改善泰勒渦流傳熱傳質(zhì)方面具有推動(dòng)作用，但泰勒渦流在實(shí)際應(yīng)用中仍存在局限性：當(dāng)前使用的常規(guī)泰勒流反應(yīng)器體積偏小，僅能在較小的環(huán)隙比下生成泰勒渦，不能滿足大規(guī)模工業(yè)化應(yīng)用的需求。本文在攪拌釜式反應(yīng)器底部加裝一種由分氣盒、噴嘴與靜態(tài)混合器組成的氣體分布器，該分布器均勻分布在攪拌器下方，通過(guò)噴嘴與集氣盒相連，在攪拌釜式反應(yīng)器內(nèi)生成了泰勒渦流。該反應(yīng)器在利用泰勒流改善流動(dòng)和傳質(zhì)的基礎(chǔ)上，不僅有效提升了反應(yīng)空間，增加了產(chǎn)量，而且改裝方便，具有較強(qiáng)的推廣性。本文采用CFD 技術(shù)對(duì)反應(yīng)器內(nèi)氣液兩相流進(jìn)行數(shù)值模擬，并與實(shí)驗(yàn)結(jié)果進(jìn)行了對(duì)比，為釜式泰勒流反應(yīng)器的流動(dòng)特性及傳質(zhì)機(jī)理研究提供參考。

1 實(shí)驗(yàn)設(shè)備與步驟

實(shí)驗(yàn)設(shè)備由常規(guī)攪拌釜式反應(yīng)器底部加裝氣體分布器改制而成，如圖1 所示。不銹鋼筒體尺寸為370 mm×1 150 mm，釜內(nèi)攪拌裝置采用圓盤渦輪式平直槳葉，由頂部三相異步電機(jī)通過(guò)聯(lián)軸器帶動(dòng)攪拌器進(jìn)行機(jī)械攪拌，攪拌轉(zhuǎn)速可調(diào)。反應(yīng)器外部裝有夾套，可通入過(guò)熱蒸氣或冷卻水對(duì)反應(yīng)器內(nèi)液體進(jìn)行加熱或冷卻，保持反應(yīng)溫度恒定。底部氣體分布器由3 個(gè)靜態(tài)混合器、3 個(gè)噴嘴和1 個(gè)分氣盒組成，靜態(tài)混合器均勻分布在攪拌裝置下方，噴嘴位于靜態(tài)混合器下方，并與分氣盒相連，分氣盒用于保證分氣均勻。氣流經(jīng)噴嘴高速噴出，在靜態(tài)混合器中與抽吸液體進(jìn)行混合后成為旋流流體流出。

圖1 實(shí)驗(yàn)裝置結(jié)構(gòu)圖Fig.1 Structure diagram of experimental device

在反應(yīng)器內(nèi)加入100 L 水后開(kāi)始攪拌，通過(guò)渦流泵通入空氣，實(shí)驗(yàn)條件為攪拌轉(zhuǎn)速250 r/min，底部通氣量為0.001 kg/s。待流動(dòng)穩(wěn)定后從入口采用注射器快速注入質(zhì)量濃度為2%的高錳酸鉀溶液作有色示蹤劑，在出口取樣口處每隔10 s 取樣一次，50～100 s 時(shí)每隔5 s 取樣一次，保證取樣量相同。示蹤劑通入300 s 后停止取樣。對(duì)取出的樣品作比色分析確定樣品的吸光度值，測(cè)試終點(diǎn)為樣品的吸光率趨于0（波長(zhǎng)為524 nm），由式（1）計(jì)算停留時(shí)間分布密度。

式中：(c)p為取樣濃度；t為取樣時(shí)間。

2 數(shù)值模擬

2.1 幾何模型

常規(guī)泰勒流反應(yīng)器基本結(jié)構(gòu)如圖2 所示，本文所構(gòu)建的攪拌釜式泰勒流反應(yīng)器結(jié)構(gòu)如圖3 所示。圖4 為釜式反應(yīng)器幾何模型示意圖，尺寸參數(shù)與實(shí)驗(yàn)裝置一致：反應(yīng)器直徑370 mm、高度1150 mm；攪拌器直徑6 mm；靜態(tài)分布器直徑30 mm；噴嘴長(zhǎng)度108 mm；環(huán)隙比是反應(yīng)器間隙寬度與攪拌器半徑之比，為7.42。將靜態(tài)混合器設(shè)計(jì)為繞軸旋轉(zhuǎn)的小圓筒，液相從圓環(huán)面流入，在小圓筒環(huán)隙間與氣相混合旋流，模擬氣相與液相混合進(jìn)入靜態(tài)混合器后被打碎成小氣泡射流噴出的過(guò)程。

圖2 常規(guī)泰勒流反應(yīng)器示意圖Fig.2 Schematic diagram of conventional Taylor reactor

圖3 攪拌釜式泰勒流反應(yīng)器示意圖Fig.3 Schematic diagram of stirred tank Taylor reactor

圖4 攪拌釜式泰勒流反應(yīng)器幾何模型Fig.4 Geometric model of stirred tank Taylor reactor

2.2 網(wǎng)格劃分與網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證

在Fluent Meshing 中采用非結(jié)構(gòu)化的六面體網(wǎng)格進(jìn)行網(wǎng)格劃分，對(duì)葉片區(qū)域與氣體分布器區(qū)域采用局部網(wǎng)格加密。選取5 種網(wǎng)格尺寸研究不同網(wǎng)格數(shù)對(duì)數(shù)值模擬的影響。

圖5 為同一工況下，5 種網(wǎng)格尺寸的數(shù)值模型在反應(yīng)器出口處的平均氣相體積濃度。由圖可得，當(dāng)網(wǎng)格數(shù)達(dá)到91 萬(wàn)后再增加網(wǎng)格數(shù)，出口處氣相體積、濃度的變化不大，159 萬(wàn)網(wǎng)格數(shù)與91萬(wàn)網(wǎng)格數(shù)的氣相體積濃度相差值為8.3% (＜10%)。因此，結(jié)合模擬的耗時(shí)與精確性，選擇網(wǎng)格總數(shù)為91 萬(wàn)進(jìn)行數(shù)值模擬。

圖5 網(wǎng)格無(wú)關(guān)性驗(yàn)證曲線Fig.5 Curve of grid independence verification

2.3 物理模型與邊界條件

多相流模型選用歐拉模型，湍流模型分別選用laminar 模型與標(biāo)準(zhǔn)k-ε模型[16]，確保反應(yīng)器內(nèi)的流動(dòng)符合不同工況的要求，其連續(xù)性方程與動(dòng)量方程公式如下：

式中：下標(biāo)k代表相（k為g 表示氣相，k為l 表示液相）；ρk為密度；uk為速度向量；Pg為壓力標(biāo)量；I為剪應(yīng)力張量；gk為重力加速度向量。

材料選擇水-氧氣混合物與空氣，設(shè)定平均氣泡尺寸為1.5 mm[17]，氣液相間曳力模型選用grace模型，表面張力系數(shù)設(shè)為0.073 N/m，選擇水為主相。在進(jìn)行傳質(zhì)計(jì)算時(shí)，氧氣在液相中的擴(kuò)散系數(shù)設(shè)為2.1×10-9m2/s，氣液相間物質(zhì)傳遞原理采用雙膜理論，空氣中的氧通過(guò)相界面?zhèn)鞯剿?，氣液兩相中氧組分的質(zhì)量輸運(yùn)方程表示為

式中：αk，μeff,k和μk分別為相含率、有效黏度和黏度；YO,k為氧質(zhì)量分?jǐn)?shù)；為氧相對(duì)于氣相分壓的液相飽和質(zhì)量分?jǐn)?shù)；DO,1為氧的擴(kuò)散系數(shù)；a為氣液相間比表面積；SO為氧消耗源項(xiàng)，氣相中SO=0。

采用多重參考系法將計(jì)算區(qū)域分為多個(gè)獨(dú)立參考系[18]，葉片所在區(qū)域設(shè)為以槳葉速度旋轉(zhuǎn)的參考系，3 個(gè)靜態(tài)混合器所在區(qū)域設(shè)為以給定角速度各自旋轉(zhuǎn)的參考系，模擬從靜態(tài)混合器噴出的液相與氣相的混合旋流，其他區(qū)域使用靜止參考系。針對(duì)反應(yīng)器內(nèi)穩(wěn)定旋轉(zhuǎn)的兩相流場(chǎng)，求解器選用基于壓力法的coupled 算法與一階迎風(fēng)模式[19]。

邊界條件設(shè)置如下：反應(yīng)器底部為質(zhì)量流量入口；頂部出口為出氣邊界；靜態(tài)分布器進(jìn)出口圓環(huán)面為內(nèi)部邊界；攪拌器與靜態(tài)分布器內(nèi)外壁面為旋轉(zhuǎn)壁面，其余為靜止壁面。參數(shù)設(shè)置為入口質(zhì)量流速0.001 kg/s，靜態(tài)分布器轉(zhuǎn)速200 r/min，旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)分別取值19 000，57 000，95 000，133 000。旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)計(jì)算公式為

式中：dj為攪拌器直徑；n為攪拌轉(zhuǎn)速；ρ為物料密度；μ為物料黏度。

定義全局初始條件為反應(yīng)器內(nèi)充滿水，以連續(xù)性殘差曲線降到10-4以下、濃度殘差曲線降到10-5視作計(jì)算收斂。當(dāng)穩(wěn)態(tài)工況收斂后，改為瞬態(tài)計(jì)算，以0.001 kg/s 的質(zhì)量流速迅速注入質(zhì)量濃度為2%的高錳酸鉀溶液作為示蹤劑，注入時(shí)間為1 s，然后監(jiān)測(cè)示蹤劑濃度變化。

3 模擬結(jié)果與分析

3.1 模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果對(duì)比分析

表1 為一段時(shí)間內(nèi)，實(shí)驗(yàn)組示蹤劑的停留時(shí)間分布密度E(t)，圖6 為實(shí)驗(yàn)組與模擬組示蹤劑的停留時(shí)間分布曲線對(duì)比圖。由圖6 可知，實(shí)驗(yàn)組示蹤劑濃度變化的響應(yīng)時(shí)間略慢于模擬組，實(shí)驗(yàn)組的示蹤劑濃度在85 s 時(shí)達(dá)到峰值，此時(shí)實(shí)驗(yàn)組和模擬組數(shù)據(jù)之間誤差為8.2%。器壁粘滯作用使得少量示蹤劑吸附在反應(yīng)器內(nèi)壁面上，使得試驗(yàn)組峰值低于模擬組峰值數(shù)據(jù)。隨著示蹤劑濃度的不斷減少，實(shí)驗(yàn)組與模擬組的停留時(shí)間分布曲線在拖尾處變化趨勢(shì)逐漸接近，誤差降低至3.3%以內(nèi)。實(shí)驗(yàn)組與模擬組的停留時(shí)間分布密度數(shù)據(jù)接近，驗(yàn)證了數(shù)值模型的正確性。

表1 示蹤物濃度隨時(shí)間的變化值及停留時(shí)間分布密度Tab.1 Change value of tracer concentration with time and the distribution density of residence time

圖6 停留時(shí)間分布曲線對(duì)比圖Fig.6 Comparison of distribution curves at residence time

3.2 泰勒渦流對(duì)流場(chǎng)的影響

圖7 為常規(guī)泰勒流反應(yīng)器環(huán)隙內(nèi)（著色部分）泰勒渦流的流態(tài)演變圖。

圖7 常規(guī)泰勒流反應(yīng)器右側(cè)環(huán)隙流線圖Fig.7 Streamline diagram of annular gap on the right side of conventional Taylor reactor

當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)為21 000 時(shí)，主流區(qū)域沿徑向作繞流運(yùn)動(dòng)，在流場(chǎng)的頂部和底部出現(xiàn)了一對(duì)較為完整的泰勒渦胞，在流場(chǎng)中部存在小型渦核但渦胞尚未形成。這是由于頂部和底部壁面對(duì)流體的黏性力較大，產(chǎn)生的端壁效應(yīng)相較于旋轉(zhuǎn)離心力而言占主導(dǎo)地位，使得泰勒渦首先在兩端壁處出現(xiàn)。隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的增大，流場(chǎng)中部的小型渦核區(qū)域演變?yōu)樘├諟u胞。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)達(dá)到30 000時(shí)，流場(chǎng)的泰勒渦胞達(dá)到滿渦狀態(tài)，稱此時(shí)的雷諾數(shù)為臨界旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)Recr。隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)繼續(xù)增大，泰勒渦胞開(kāi)始破裂，向著波狀泰勒流演變并將最終過(guò)渡至湍流。

圖8 為不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下，泰勒流攪拌釜式反應(yīng)器軸向截面（著色部分）流場(chǎng)內(nèi)泰勒渦流的流態(tài)演變圖。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)為19 000 時(shí)，主流區(qū)域從中部分裂為兩股逆向旋轉(zhuǎn)的渦流，且出現(xiàn)了大小不一的渦核區(qū)域。隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的增大，渦核逐漸演化為渦胞，當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)為57 000 時(shí)，渦核的演化將流場(chǎng)分為了多個(gè)順逆交替的渦流區(qū)域并逐漸充滿環(huán)隙。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)達(dá)到95 000時(shí)，流場(chǎng)內(nèi)的渦胞達(dá)到滿渦狀態(tài)。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)繼續(xù)增大至133 000 時(shí)，主流區(qū)域的渦胞結(jié)構(gòu)被破壞，流場(chǎng)開(kāi)始向波狀流演變。

對(duì)比圖7 和圖8 可知，氣體分布器的引入在攪拌釜式反應(yīng)器內(nèi)生成了泰勒渦流，且渦流的演變規(guī)律與在常規(guī)泰勒流反應(yīng)器內(nèi)的演變規(guī)律一致。

圖8 攪拌釜式泰勒流反應(yīng)器x=0 截面右側(cè)環(huán)隙流線圖Fig.8 Streamline diagram of annulars gap on the right side of the x=0 section of the stirred tank Taylor reactor

3.3 渦流對(duì)流動(dòng)模型的影響

泰勒渦流的出現(xiàn)改變了攪拌釜式泰勒流反應(yīng)器內(nèi)原有的流動(dòng)形態(tài)，使流場(chǎng)具有獨(dú)特的宏觀動(dòng)力學(xué)效應(yīng)。采用特征值方差δθ2量化反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)模型，繪制不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下，距離反應(yīng)器底部z=100，400，700，1 000 mm 截面處的方差圖，如圖9 所示。值介于0～1之間，當(dāng)趨于0時(shí)，流型接近平推流，當(dāng)趨于1時(shí)，流型接近全混流[20-21]。

圖9 不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下反應(yīng)器不同高度處的方差Fig.9 Variances at different heights of the reactor at different rotational Reynolds numbers

由圖9 可以看出，在反應(yīng)器底部z=100 mm 處，隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的增加，從0.03 持續(xù)增長(zhǎng)至0.61。結(jié)合圖8 分析可知：在反應(yīng)器底部區(qū)域，由于缺乏氣體分布器進(jìn)口旋流的誘導(dǎo)作用，泰勒渦胞生長(zhǎng)受限；隨著攪拌槳葉轉(zhuǎn)速的增加，流體湍動(dòng)度逐漸增強(qiáng)，返混增大，使得此區(qū)域內(nèi)的流動(dòng)越來(lái)越接近全混流。

3.4 泰勒渦流對(duì)傳質(zhì)的影響

3.4.1 泰勒渦流對(duì)氣相均布性的影響

在距離反應(yīng)器底部z=100，400，700，1 000 mm截面處，以30°夾角得到6 條直線，每條直線取20 個(gè)氣相速度監(jiān)測(cè)點(diǎn)，每個(gè)截面共取120 個(gè)監(jiān)測(cè)點(diǎn)。用氣相分布不均勻系數(shù)Mi表示氣相均布性，Mi越小，氣相均布性能越好[22]。

式中：N為氣相監(jiān)測(cè)點(diǎn)總數(shù)；uj為各監(jiān)測(cè)點(diǎn)氣相速度；u為面平均氣相速度。

圖10 為旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)從19 000 增長(zhǎng)至133 000時(shí)，z=100，400，700，1 000 mm 截面處的Mi值。在較低的旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下，整個(gè)反應(yīng)器內(nèi)的氣相均布性較差，底部的不均勻現(xiàn)象最明顯，當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)為19 000 時(shí)，z=100 mm 處的Mi值高達(dá)0.78。這是由于缺乏旋流的誘導(dǎo)作用加上處于較小的攪拌作用下，使得此區(qū)域的氣相均布性最差。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)增加至57 000 時(shí)，泰勒渦胞開(kāi)始形成，由圖10 可知，渦胞的生成對(duì)氣相均布性有促進(jìn)作用，不同高度處的Mi值相較于旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)為19 000 時(shí)有了明顯的下降。隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的增加，Mi總體保持下降趨勢(shì)，即旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)越大，氣相均布性越好，且在臨界旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)95 000 時(shí)，z=1 000 mm 處的Mi達(dá)到最小值0.2，此時(shí)反應(yīng)器內(nèi)的整體氣相均布性最好，相較于旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)57 000 時(shí)，氣相均布性提升約28%。而當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)增長(zhǎng)到133 000 時(shí)，Mi值有了小幅度的回升，由此可以發(fā)現(xiàn)，滿渦結(jié)構(gòu)的泰勒渦胞對(duì)反應(yīng)器內(nèi)的氣相均布性改善效果最顯著，而當(dāng)泰勒渦胞被破壞，氣相均布性能減弱。因此，泰勒渦胞的演變對(duì)氣相在液相中的擴(kuò)散有決定性的作用。

圖10 不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下和不同高度處的氣相均布性Fig.10 Gas phase uniformity at different rotational Reynolds numbers and heights

3.4.2 泰勒渦流對(duì)溶氧的影響

圖11 為旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)從19 000 增長(zhǎng)至133 000時(shí)，反應(yīng)器整體溶氧速率與液相溶氧量。從圖中可看出，在達(dá)到臨界旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)之前，溶氧速率與液相溶氧量隨著旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的增加而增加，直到達(dá)到滿渦結(jié)構(gòu)。分析模擬值可知，當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)從19 000 增大到57 000 時(shí)，增長(zhǎng)趨勢(shì)最為明顯，溶氧速率從2.08×10-4mmol/(m3·s)迅速增加到1.27×10-3mmol/(m3·s)，提升約5 倍左右，液相溶氧量也相應(yīng)增加，從0.746×10-6mmol/m3增長(zhǎng)至9.663×10-6mmol/m3。當(dāng)旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)達(dá)到臨界雷諾數(shù)后再繼續(xù)增加，由于泰勒渦胞結(jié)構(gòu)被破壞，返混增強(qiáng)，溶氧速率從1.66×10-3mmol/(m3·s)下降至8.22×10-4mmol/(m3·s)，溶氧量也相應(yīng)下降。實(shí)驗(yàn)值隨旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)的變化趨勢(shì)與模擬值一致，溶氧量實(shí)驗(yàn)值和模擬值之間最大誤差為5.5%，溶氧速率實(shí)驗(yàn)值和模擬值之間最大誤差為6.3%，符合工業(yè)上模擬值和實(shí)驗(yàn)值誤差小于10%的容許范圍，再次證明了數(shù)值模型的正確性。

圖11 不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下溶氧速率與液相溶氧量Fig.11 Dissolved oxygen rates and liquid oxygen contents of the reactor under different rotating Reynolds numbers

由以上分析可知，在泰勒渦胞逐漸形成并演變至滿渦的過(guò)程中，渦胞的存在對(duì)氣液相間的氧傳遞速率具有正向推動(dòng)作用，而當(dāng)滿渦結(jié)構(gòu)被破壞、流動(dòng)向著波狀泰勒流演變時(shí)，溶氧傳質(zhì)效果有所減弱。此外，氣體分布器噴出的氣液混合射流在葉片的剪切作用下被打散成小氣泡，氣泡尺寸隨攪拌槳轉(zhuǎn)速的增加而減小，也有利于溶氧的進(jìn)行。

4 結(jié)論

通過(guò)在釜式反應(yīng)器底部加裝氣體分布器在反應(yīng)器內(nèi)生成泰勒渦流，采用數(shù)值模擬和實(shí)驗(yàn)研究相結(jié)合的方法，研究了不同旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下反應(yīng)器內(nèi)的流場(chǎng)特征，驗(yàn)證了泰勒渦流的存在。將停留時(shí)間分布密度的方差值與流型相結(jié)合，對(duì)釜式泰勒流反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)模型進(jìn)行了定量分析。以氣相均布性、溶氧速率和溶氧量為對(duì)象，研究了泰勒渦流對(duì)傳質(zhì)的強(qiáng)化作用，得到以下結(jié)論：

a.氣體分布器的引入在攪拌釜式反應(yīng)器內(nèi)生成了泰勒渦流，且渦流的演變規(guī)律與在常規(guī)泰勒流反應(yīng)器內(nèi)的演變規(guī)律一致。

b.方差量化反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)模型，得出反應(yīng)器的流型在氣體分布器出口以上的區(qū)域和在反應(yīng)器底部區(qū)域有所不同。攪拌槳的攪拌作用導(dǎo)致返混加強(qiáng)，使得反應(yīng)器底部區(qū)域的流動(dòng)越來(lái)越接近全混流，而氣體分布器出口以上的流場(chǎng)內(nèi)形成的泰勒渦胞則會(huì)在反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)建出局部平推流區(qū)域，使得返混減小，渦胞數(shù)越多，流型越接近平推流。

c.在臨界旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)下，反應(yīng)器氣相均布性相較于低旋轉(zhuǎn)雷諾數(shù)提升約28%，溶氧速率提升5 倍左右，有效地改善了反應(yīng)器內(nèi)流動(dòng)狀況，強(qiáng)化了氣液間的傳質(zhì)效率。

d.實(shí)驗(yàn)和數(shù)值模擬得到的停留時(shí)間分布曲線變化趨勢(shì)一致，實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)和模擬數(shù)據(jù)之間誤差不超過(guò)8.2%，驗(yàn)證了數(shù)值模型的正確性。

本文構(gòu)建的釜式泰勒流反應(yīng)器可改善反應(yīng)器內(nèi)物料混合狀況、增強(qiáng)傳質(zhì)效率，其改裝簡(jiǎn)便可行，在推動(dòng)泰勒流反應(yīng)器的大規(guī)模生產(chǎn)方面具有極大的應(yīng)用潛力。