劉寶慶，鄭毅駿，梁慧力，王曼曼，金志江

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剪切變稀體系同心雙軸攪拌釜內的氣液分散模擬

劉寶慶1，鄭毅駿1，梁慧力2，王曼曼1，金志江1

（1浙江大學化工機械研究所，浙江杭州 310027；2浙江誠泰化工機械有限公司，浙江湖州311258）

氣液攪拌設備因其良好的適用性被廣泛應用于過程工業(yè)中。為更好地比較不同工況下剪切變稀體系中的氣液分散情況，通過實驗研究整體氣含率和相對功耗確定適宜的轉動模式，進而模擬研究表觀氣速、體系黏度、攪拌轉速對氣含率和氣泡尺寸的影響。結果表明，相同功率下內外雙槳反向旋轉模式在理想氣液分散條件下，相較于單軸內槳和內外雙槳同向旋轉模式具有更高的氣含率和更好的氣體泵送能力；表觀氣速的增加有利于氣泡的均勻分散，但氣泡尺寸也會隨之增大；有效黏度的增加使得攪拌槳的影響區(qū)域變小，不利于氣泡的均勻分散，氣泡尺寸也隨之增大；攪拌轉速的增加使得循環(huán)渦流的影響區(qū)域變大，高氣含率區(qū)不斷擴大。

剪切變稀體系；氣液兩相流；同心雙軸攪拌釜；氣含率；數(shù)值模擬

引 言

氣液攪拌設備在生物化工、石油化工、制藥工業(yè)、食品工業(yè)等行業(yè)中應用較廣，其良好的攪拌性能可促進氣相在液相中的分散，擴大兩相接觸面積，強化兩相間的傳質、傳熱和反應[1-5]。

氣液攪拌分散的研究大都采用清水作為液相[6-11]，但在發(fā)酵等實際工業(yè)生產(chǎn)過程中，物料多為黏稠體系，且常常是非牛頓流體體系，因此對黏稠體系中氣液攪拌分散的研究很有必要。周珍[12]實驗研究了空氣-黃原膠體系在多層組合槳作用下的氣液分散，發(fā)現(xiàn)大槳型組合下的氣液混合效果要明顯優(yōu)于小槳型組合，且這一優(yōu)勢隨著黃原膠濃度的增加趨于顯著。郭曉攀等[13]實驗研究了三層組合槳攪拌下羧甲基纖維素鈉（CMC）水溶液中的氣液分散特性，發(fā)現(xiàn)CMC濃度對氣含率的影響在高通氣量下更為明顯。Gabelle等[14]實驗研究了槳型、攪拌釜尺寸對非牛頓流體中氣液分散和傳質的影響，發(fā)現(xiàn)相同功耗下雙層攪拌槳的槳型對傳質的影響不大，而攪拌釜尺寸對氣液分散和傳質的影響較大。Gomez-Diaz等[15]實驗研究了單軸Rushton攪拌釜內二氧化碳-非牛頓流體體系的氣液傳質，發(fā)現(xiàn)攪拌轉速和通氣速率的增加有利于氣液傳質速率的提升，而液相濃度的增加將導致體系黏度增加，不利于兩相間的傳質。Tecante等[16]實驗研究了螺帶-螺桿式攪拌槳作用下空氣-非牛頓流體體系中的氣液傳質，發(fā)現(xiàn)通氣速率對氣液傳質的促進作用要優(yōu)于攪拌轉速。

隨著數(shù)值模擬技術的發(fā)展，計算流體動力學（CFD）方法也被用于氣液兩相混合操作的研究，不僅降低了實驗的成本也突破了實驗的局限性。肖頎等[17]模擬研究了單一Rushton攪拌槳作用下空氣- 清水體系的氣液攪拌，發(fā)現(xiàn)功率準數(shù)隨著通氣量的增加而降低。Wang等[18]數(shù)值模擬了空氣-清水體系中的單一Rushton槳氣液攪拌，發(fā)現(xiàn)隨著攪拌轉速的增加，攪拌釜內的流場逐漸產(chǎn)生雙旋渦結構。Taghavi等[19]結合實驗與模擬研究了雙層Rushton槳在空氣-清水體系中的氣液分散特性，發(fā)現(xiàn)表觀氣速的增加將降低攪拌功率。Khopkar等[20-22]模擬研究了單層及雙層Rushton槳攪拌下空氣-清水體系的氣液混合，發(fā)現(xiàn)當雙層槳產(chǎn)生的流型為合并流時，體系將更快進入氣泛狀態(tài)。Petitti等[23]采用多元群體平衡模型模擬了空氣-清水體系在雙軸攪拌下的氣泡破碎和氣液傳質，并與實驗進行了比較。Liu等[24]數(shù)值模擬了空氣-麥芽糖漿水溶液在雙軸攪拌下的氣液分散特性，發(fā)現(xiàn)隨著液相黏度的增加，近壁處的氣含率降低，氣液分散情況變差。沙作良等[25]通過模擬鼓泡床內兩相流的氣液分布，比較了均一氣泡尺寸模型和群體平衡模型的模擬效果，發(fā)現(xiàn)采用群體平衡模型得到的結果更接近實驗值。Moilanen等[26-27]模擬研究了非牛頓流體體系中的氣液混合與傳質，發(fā)現(xiàn)近60%的傳質過程發(fā)生在10%的區(qū)域內，其中攪拌槳排出流區(qū)域的傳質效率最高。

現(xiàn)有文獻對氣液兩相模擬的研究主要集中在清水或牛頓流體體系中，部分學者對非牛頓流體的研究也多采用單軸單槳或單軸多層組合槳，而有關雙軸攪拌器氣液分散性能的研究相對較少。本文模擬研究了剪切變稀體系下氣液兩相的雙軸攪拌分散，通過模擬攪拌釜內局部氣含率和氣泡尺寸的分布，研究表觀氣速、體系黏度、攪拌轉速等對氣液分散的影響。

1 物理模型和實驗方法

1.1 物理模型

研究中采用內徑為380 mm、液位高為428 mm的標準橢圓形封頭攪拌釜，其下部安裝有氣體分布器，分布器環(huán)徑為120 mm、管徑為18 mm，下方均布有24個孔徑2 mm的進氣孔，分布器中心距坐標原點25 mm，結構如圖1所示。攪拌釜結構有兩種，結構1[圖1(a)]為單軸內槳加均布的4塊全深度擋板，結構2[圖1(b)]為由內、外雙槳構成的同心雙軸攪拌結構。內槳采用六直葉圓盤渦輪槳[Rushton，圖1(c)]，中心距坐標原點97 mm，外槳采用框式槳[GT，圖1(d)]，底部距釜底10 mm。擋板寬度為38 mm，厚度為10 mm，距離釜壁7.6 mm。

液相物料采用美國CPKelco公司生產(chǎn)的CG-T系列黃原膠，其水溶液屬于剪切變稀流體，有效黏度a滿足式(1)

a=-1(1)

4種不同質量分數(shù)的黃原膠(XG)水溶液的流變特性參數(shù)列于表1，圖2給出了相應的流變特性曲線。

表1 黃原膠水溶液物性參數(shù)

1.2 實驗方法

實驗的進氣系統(tǒng)由W-0.36/8型空氣壓縮機、LZB-15型轉子流量計和氣體分布器構成，內外攪拌槳轉速由變頻器控制。整體氣含率g由液位差法測量得到，負載扭矩i、o和空載扭矩i,0、o,0由TQ-660扭矩傳感器測量得到，體積功率經(jīng)式（2）計算得到

相對功耗RPD為相同轉速下通氣后攪拌功率g與未通氣攪拌功率0的比值，可表征攪拌槳對氣相的泵送能力。

2 數(shù)學模型和模擬方法

2.1 數(shù)學模型

2.1.1 兩相流模型 模擬采用Euler-Euler雙流體模型進行穩(wěn)態(tài)計算，將氣液兩相看作相互滲透的連續(xù)介質，氣相和液相各自滿足相應的質量守恒方程和動量守恒方程[5]。

質量守恒方程

動量守恒方程

(4)

式中，各變量下角標取g時為氣相參數(shù)，取時為液相參數(shù)。

2.1.2 湍流模型 湍流模型采用標準-模型，假設液相湍流黏度t,l與湍動能和湍動能耗散率相關[24]

式中，C為模型參數(shù)，取值為0.09。和由湍動能方程和湍動能耗散率方程求解得到。

湍動能方程

湍動能耗散率方程

(7)

式中，C1、C2、σ和σ為模型參數(shù)，分別取值為1.44、1.92、1.0和1.3。

基于渦黏假設可知，液相有效黏度eff,l和氣相有效黏度eff,g分別為

(9)

其中，氣相湍流黏度t,g由式（10）計算得到

2.1.3 相間作用力模型 式（4）中的項是由攪拌過程中氣液兩相間的相互作用產(chǎn)生的，包括曳力、升力和虛擬質量力等。其中升力和虛擬質量力相對于前者較小，在模擬過程中可忽略不計。

采用式（11）計算曳力系數(shù)D[28]

其中，氣泡Reynolds數(shù)B由式（12）計算得到

(12)

式中，32=Sd3/Sd2為Sauter平均直徑，表觀黏度app的定義為

Moilanen等[26-27]對氣泡群產(chǎn)生的剪切速率進行修正

(14)

采用()來考慮對非球形氣泡的形狀修正，其表達式為

(16)

2.1.4 群體平衡模型 氣液攪拌釜內氣泡尺寸的分布不均勻，不同區(qū)域中氣泡的破碎和聚并速率差異較大，因而采用群體平衡模型（PBM）對各處氣泡大小進行模擬。采用多尺寸組（MUSIG）模型分組方法對群體平衡方程進行離散，采用等直徑離散方法將所有氣泡按尺寸分為組，各組尺寸分別為

為獲得更貼近實驗值的模擬結果，將氣泡分為10組，其中最大氣泡尺寸max為5.5 mm，最小氣泡尺寸min為0.5 mm，各氣泡組尺寸可由式（17）計算得到。

氣泡破碎模型采用Luo等[29]的模型，其破碎函數(shù)的積分形式為[27]

其中

(19)

氣泡聚并模型采用Coulaloglou等[30]的模型，聚并頻率(d,p)由式（20）計算[27]

其中聚并效率(d,p)采用Chesters[31]提出的表達式

(21)

式中，1、2為模型常數(shù)，基于Laakkonen[32]的實驗結果，1=0.88，2=0.6。

2.2 模擬方法

模擬采用CFX軟件對剪切變稀體系下氣液兩相的雙軸攪拌分散進行研究。采用多重參考系法（MRF）將攪拌釜分為內槳動區(qū)域、外槳動區(qū)域和靜區(qū)域3部分。動區(qū)域采用旋轉參考系，內、外槳動區(qū)域的轉速和方向分別與內、外槳一致；靜區(qū)域采用靜止參考系。攪拌軸、攪拌槳、擋板、氣體分布器及釜壁等固體壁面選用壁面邊界（wall boundary），氣體分布器氣孔選用速度入口邊界（velocity inlet boundary），自由液面選用脫氣出口邊界（degassing outlet boundary），靜區(qū)域和動區(qū)域之間的傳遞由交界面（interface）實現(xiàn)。求解格式采用高階求解模式（high resolution），時間尺度控制采用自動時間尺度（auto timescale）。

2.3 網(wǎng)格劃分

內槳動區(qū)域結構復雜，采用非結構化四面體網(wǎng)格，其他區(qū)域采用結構化六面體網(wǎng)格進行劃分，對攪拌槳附近的網(wǎng)格進行局部加密（圖3）。在模擬過程中，充足的網(wǎng)格數(shù)量將得到更為精確的計算結果，但過多的網(wǎng)格會耗費更多的計算資源和時間，因而有必要對各模型進行網(wǎng)格獨立性驗證。圖4（a）為不同網(wǎng)格尺度下平面內= 120 mm處（圖1）的局部氣含率gL隨高度的變化曲線，圖4（b）為整體氣含率g、氣泡平均Sauter直徑32隨網(wǎng)格數(shù)的變化曲線，其中黃原膠質量分數(shù)為0.2%，內外槳反向旋轉，轉速為342 r·min-1/19 r·min-1，表觀氣速為2.94×10-3 m·s-1。由圖可以看出，當網(wǎng)格數(shù)達到785585個后各參數(shù)趨于穩(wěn)定，因而采用該網(wǎng)格模型進一步模擬研究。

3 結果與討論

3.1模擬可靠性分析

表2中列出了不同表觀氣速下攪拌釜整體氣含率的實驗值與模擬值，選用的液相為質量分數(shù)0.2%的黃原膠水溶液，內外槳反向旋轉，轉速為342 r·min-1/19 r·min-1。由表中數(shù)據(jù)可知，整體氣含率的實驗值與模擬值隨表觀氣速的變化趨勢保持一致，其一致性良好，說明該模擬方法適于對相應工況下氣液攪拌進行預測和研究。

表2 不同工況下整體氣含率實驗與模擬值的比較

3.2 攪拌釜結構和轉動模式的確定

首先通過實驗確定攪拌釜的結構和轉動模式，選用質量分數(shù)為0.2%的黃原膠水溶液，表觀氣速為1.96×10-3m·s-1。工況a為單一Rushton內槳加4塊均布的全深度擋板，工況b為Rushton內槳和GT外槳同向旋轉，工況c為Rushton內槳和GT外槳反向旋轉?？紤]到相同轉速下內外雙槳反向旋轉的功耗要遠高于其他兩種工況[33-34]，選用體積功率代替攪拌轉速作為橫坐標，比較各工況下的整體氣含率g和相對功耗RPD。

由圖5可以發(fā)現(xiàn)，相同體積功率下內外雙槳反向旋轉的整體氣含率要高于另兩種工況；高體積功率下反向旋轉的相對功耗也更大，說明在理想氣液分散條件下反向旋轉的氣體泵送能力更強。綜合考慮整體氣含率和相對功率，選用內外雙槳反向旋轉模式在較優(yōu)工況條件下進行后續(xù)模擬研究。

3.3 表觀氣速的影響

表觀氣速是通氣量與攪拌釜截面積的比值，模擬比較了4種不同表觀氣速（1.96×10-3、2.94×10-3、3.92×10-3、5.14×10-3 m·s-1）下攪拌釜內氣含率和氣泡尺寸的分布情況，研究了表觀氣速對釜內整體參數(shù)的影響。選用的液相為質量分數(shù)0.2%的黃原膠水溶液，內外槳反向旋轉，轉速為342 r·min-1/19 r·min-1。

圖6為表觀氣速2.94×10-3 m·s-1條件下，內槳位置= 0.092 m處水平截面的氣含率分布，可以觀察到氣含率分布在周向上存在一定的周期性。為了避免截面分布圖被內外槳槳葉遮擋，且排除外槳對局部氣含率的影響，后續(xù)研究將選取與外槳位置相垂直的截面。圖7給出了不同表觀氣速下攪拌釜截面局部氣含率的分布情況。由圖可以觀察到，隨著表觀氣速的增加，釜內局部氣含率的分布趨于均勻，繼而在近液面處出現(xiàn)高氣含率區(qū)。由于高表觀氣速下氣泡間的聚并概率變大，氣泡尺寸變大后在釜內的上升速度加快，因而近液面處的氣泡停留較多。圖8中給出了整體氣含率隨表觀氣速的變化。隨著表觀氣速的增加，釜內單位時間內通入的氣體量增加，同時由于氣泡間聚并的概率增加導致氣泡尺寸變大，氣泡在釜內停留的時間縮短。這兩種因素中后者的影響弱于前者，因而整體氣含率隨表觀氣速的增加從1.94%增長到3.04%。

(a) 1.96×10-3 m·s-1; (b) 2.94×10-3 m·s-1; (c) 3.92×10-3 m·s-1; (d) 5.14×10-3 m·s-1

圖9給出了不同表觀氣速下攪拌釜截面氣泡尺寸的分布情況。由圖可以觀察到，大尺寸氣泡主要分布在氣體分布器上方、攪拌軸附近、上下渦流內以及近液面區(qū)。氣體分布器上方的氣體剛從氣孔排出，未受到攪拌槳剪切力的破碎分散；攪拌軸上黏附有大量氣泡，上下渦流內和近液面區(qū)氣含率較高，這些區(qū)域都更容易發(fā)生氣泡的聚并。而攪拌槳噴射流處的氣泡由于受到較強的剪切力被破碎，因而該區(qū)域氣泡尺寸明顯低于附近區(qū)域。隨著表觀氣速的增加，氣泡數(shù)目增加，氣泡間聚并的概率增大，因而內槳上方的氣泡尺寸明顯增大。由圖8可以看出，整釜氣泡的Sauter平均直徑也隨表觀氣速的增加從3.34 mm增長到4.07 mm。

(a) 1.96×10-3 m·s-1; (b) 2.94×10-3 m·s-1; (c) 3.92×10-3 m·s-1; (d) 5.14×10-3 m·s-1

3.4 黏度的影響

黃原膠水溶液是一種剪切變稀流體，模擬選用了不同質量分數(shù)（0.1%、0.2%、0.3%、0.4%）下的黃原膠水溶液研究黏度對氣液攪拌過程的影響。攪拌采用內外槳反向旋轉，轉速為342 r·min-1/19 r·min-1，表觀氣速為1.96×10-3 m·s-1。

圖10給出了不同黏度下攪拌釜截面氣、液速度流場的分布情況。由圖可以觀察到，隨著體系黏度的增加，攪拌釜內液相和氣相流場的上下循環(huán)流渦心位置均向中間靠攏，這說明隨著黏度的增加，內攪拌槳的影響區(qū)域在逐漸減小，這不利于氣泡在液相的擴散。圖11給出了不同黏度下攪拌釜截面局部氣含率的分布情況。由于氣液流場的影響，上下循環(huán)區(qū)氣含率的集中區(qū)域也隨黏度的增加向中間靠攏。同時由于黏度的增大，氣泡受到的黏滯力增大，氣泡在釜內不能較好地分散，且在釜內停留時間較長。因而高黏度下攪拌釜內的氣含率分布更為不均勻。圖12中給出了整體氣含率隨黏度的變化，可以看到由于高黏度下氣泡在釜內停留的時間更長，整體氣含率隨黏度的增大從1.22%增長到3.39%。

圖13給出了不同黏度下攪拌釜截面氣泡尺寸的分布情況。由圖可以觀察到，釜內氣泡尺寸隨著黏度的增大而增大，這是由于隨著黏度的增大，氣泡受到的黏滯力增大，聚積在一起的氣泡聚并的概率更大；而由于湍流強度的減弱，氣泡被剪切破碎的條件更弱。由圖12可以看出，整釜氣泡的Sauter平均直徑也隨黏度的增加從2.5 mm增長到4.31 mm。

3.5 攪拌轉速的影響

高黏度下攪拌釜內的氣含率分布變得不均勻，氣泡尺寸變大，需要更高的轉速來促進氣液分散。模擬采用4種相同轉速比（R=i/o= 18）的內外槳轉速（342 r·min-1/19 r·min-1、396 r·min-1/22 r·min-1、468 r·min-1/26 r·min-1、540 r·min-1/30 r·min-1），在質量分數(shù)為0.4%的黃原膠水溶液中、表觀氣速為1.96×10-3 m·s-1的條件下研究內外雙槳反向旋轉轉速對剪切變稀體系中氣液分散的影響。

圖14給出了不同攪拌轉速下攪拌釜截面局部氣含率的分布情況。隨著轉速的增加，上下循環(huán)區(qū)內的高氣含率區(qū)域不斷增加，這是由于循環(huán)渦流的影響范圍隨轉速的增加不斷擴大。圖15橫坐標的等效轉速由公式=i+o/R計算得到[34]，其中整體氣含率隨轉速的增加從3.39%增長到6.84%，是由于高轉速下的湍流強度更強，氣相通過循環(huán)流在釜內的停留時間更長。

(a) 342 r·min-1/19 r·min-1; (b) 396 r·min-1/22 r·min-1; (c) 468 r·min-1/26 r·min-1; (d) 540 r·min-1/30 r·min-1

圖16給出了不同攪拌轉速下攪拌釜截面氣泡尺寸的分布情況。隨著轉速的增加，釜內氣泡尺寸開始變小，當轉速增至540 r·min-1/ 30 r·min-1時又有小量回升；圖15中氣泡Sauter平均直徑從4.31 mm降到了4.03 mm，之后又小幅回升至4.05 mm。由于釜內的湍流強度隨轉速不斷增強，液相的黏度也隨之降低，氣泡破碎程度變好；由圖2可知，當轉速進一步增加時，體系黏度的降速趨緩，對氣泡尺寸的影響減弱，因而之后的氣泡尺寸變化不大。

(a) 342 r·min-1/19 r·min-1; (b) 396 r·min-1/22 r·min-1; (c) 468 r·min-1/26 r·min-1; (d) 540 r·min-1/30 r·min-1

4 結 論

通過實驗確定內外雙槳反向旋轉適于研究工況下的氣液分散，在此基礎上模擬研究了剪切變稀體系中表觀氣速、體系黏度和攪拌轉速對氣液攪拌的影響。通過分析得出以下結論。

（1）隨著表觀氣速的增加，Rushton-GT反向旋轉條件下的氣相從下循環(huán)區(qū)域逐漸擴散到攪拌釜上方，并在近液面處出現(xiàn)高氣含率區(qū)，氣泡尺寸也因發(fā)生聚并而不斷增大。

（2）隨著體系有效黏度的增加，Rushton-GT反向旋轉條件下釜內流場的上下循環(huán)流渦心位置不斷向中間靠攏，內槳的影響區(qū)域不斷減小。氣含率集中區(qū)主要分布在上下循環(huán)流渦心處，隨著有效黏度的增大，釜內局部氣含率的分布也趨于不均勻，氣泡尺寸也不斷增大。

（3）隨著攪拌轉速的增加，Rushton-GT反向旋轉條件下釜內的高氣含率區(qū)域范圍擴大，氣泡尺寸先降低后有小量回升。

符 號 說 明

ag,agL——分別為整體、局部氣含率，%(vol) CD——曳力系數(shù) di——氣泡群特征直徑，m d32——Sauter平均直徑，m FB——校準系數(shù) Fi——外部體積力，N f——破碎氣泡體積分數(shù) g——重力加速度，m·s-2 g(di)——破碎頻率，s-1 H——攪拌釜液位高，mm h——高度，mm h(di,dp)——聚并頻率，m3·s-1 K——黏稠系數(shù)，Pa·sm k——湍動能，m2·s2 Mo——Morton數(shù) N——轉速，r·min-1 Ni,No——分別為內槳、外槳轉速，r·min-1 Mi,Mo——分別為內槳、外槳負載扭矩，N·m Mi,0,Mo,0——分別為內槳、外槳空載扭矩，N·m m——流變指數(shù) Pg,P0——分別為通氣后、未通氣攪拌功率，W Pi,Po——分別為內槳、外槳功率，W Pk——湍流產(chǎn)生項，J·m-3·s-1 PV——體積功率，W·m-3 p——壓力，Pa Qg——通氣量，m3·h-1 Rij——相間作用力，N RN——轉速比 ReB——氣泡Reynolds數(shù) T——攪拌釜內徑，mm ug——表觀氣速，m·s-1 ui——第i相速度矢量，m·s-1 uslip——氣泡滑移速度，m·s-1 V——體積，m3 We——Weber數(shù) αi——第i相體積分數(shù)（i = g, l） γ——剪切速率，s-1 ε——湍動能耗散率，m2·s3 λ(di,dp)——聚并效率 μa——有效黏度，Pa·s μapp——表觀黏度，Pa·s μeff,g,μeff,l——分別為氣相、液相有效黏度，Pa·s μtp——氣泡對液相湍流黏度的增強，Pa·s μt,g,μt,l——分別為氣相、液相湍流黏度，Pa·s ξ——最小渦流與氣泡尺寸比例 ρi——第i相密度（i = g, l），kg·m-3 σ——表面張力，N·m-1 ——雷諾應力，N·m-1 ω——質量分數(shù)，%

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CFD simulation on shear-thinning gas-liquid dispersion in coaxial mixer

LIU Baoqing1, ZHENG Yijun1, LIANG Huili2, WANG Manman1, JIN Zhijiang1

(1Institute of Process Equipment, Zhejiang University, Hangzhou 310027, Zhejiang, China;2Zhejiang Chengtai Chemical Machinery Limited Company, Huzhou 311258, Zhejiang, China)

Gas-liquid mixing equipment has broad industrial applications for its good performance in gas dispersion with increased contact area between gas and liquid phases. In order to understand gas-liquid dispersion in industrial process of shear-thinning liquid system under different working conditions, appropriate rotation mode was first determined experimentally by studying overall gas holdup and relative power demand and effect of apparent gas velocity, system viscosity, and stirring speed on gas holdup and bubble size was then investigated by population balance and multiple size group model simulation. Results showed that, coaxial mixer in contra-rotation mode had larger overall gas holdup and better gas pumping capacity than mixer with single inner impeller or coaxial mixer in co-rotation mode at conditions of ideal gas-liquid dispersion and same power consumption. Increasing apparent gas velocity forced more homogeneous gas holdup and larger bubble size. Increasing system viscosity reduced impeller affecting zone and homogeneity of gas holdup but increased bubble size. Increasing stirring speed enlarged affecting area of circular vortex and extended high gas holdup area.

shear-thinning system; gas-liquid flow; coaxial mixer; gas holdup; numerical simulation

10.11949/j.issn.0438-1157.20161749

TQ 051.7

A

0438—1157（2017）06—2280—10

金志江。

劉寶慶（1978—），男，博士，副教授。

浙江省自然科學基金項目（LY16B060003）；浙江省重點科技創(chuàng)新團隊項目（2011R50005），國家自然科學基金項目（21206144）。

2016-12-14收到初稿，2017-03-17收到修改稿。

2016-12-14.

Prof.JIN Zhijiang, zhijiangjin@126.com

supported by the Natural Science Foundation of Zhejiang Province (LY16B060003), the Program for Zhejiang Leading Team of S&T Innovation (2011R50005) and the National Natural Science Foundation of China (21206144).