氣升式陶瓷膜過濾過程的氣液兩相流模擬

林進，沈浩，景文珩(南京工業大學材料化學工程國家重點實驗室，江蘇 南京 210009)

?

氣升式陶瓷膜過濾過程的氣液兩相流模擬

林進，沈浩，景文珩
(南京工業大學材料化學工程國家重點實驗室，江蘇 南京 210009)

摘要：采用VOF雙流體模型對19通道氣升式陶瓷膜過濾裝置進行氣液兩相流的流體動力學模擬，研究了曝氣孔直徑和曝氣量對氣升式陶瓷膜過濾裝置的氣含率、環流液速、膜面剪切力及膜管內湍流強度的影響，模擬結果與實驗結果的誤差在5%～10%之間。結果表明，氣升管與降液管的氣含率都隨曝氣量增大而增大，隨曝氣孔直徑減小而增大；環流液速、膜面剪切力及膜管內的湍流強度都隨曝氣量增大先增大，當曝氣量達到400 L·h?1時其增大趨勢變緩。通過實驗和模擬比較了3種不同孔徑的曝氣頭，環流液速與曝氣孔的直徑關系不大，僅與曝氣量相關，但曝氣孔直徑越小，其膜面剪切力越大，越有利于過濾過程的進行。

關鍵詞：氣升式；陶瓷膜；計算流體力學；VOF方法；兩相流；模擬

2015-10-15收到初稿, 2016-02-24收到修改稿。

聯系人：景文珩。第一作者：林進（1989—），男，碩士研究生。

Received date: 2015-10-15.

Foundation item: supported by the National Natural Science Foundation of China (21176116), the Higher Education Natural Science Foundation of Jiangsu Province (15KJA530001) and the Project of Priority Academic Program Development of Jiangsu Higher Education Institutions (PAPD).

引　言

氣升式陶瓷膜過濾裝置是基于氣升式環流反應器開發出來的新型過濾裝置，其典型的特點是采用氣液兩相流流動替代傳統的液流過濾系統。通過向裝置內通入壓縮氣體，使氣升管與降液管之間形成密度差異，推動裝置內的流體循環流動，并在膜管內形成氣液兩相流，提高膜表面的湍流程度和剪切力，抑制膜表面濃差極化，降低膜面污染[1]。由于氣體密度遠小于液體密度，能大幅降低過程能耗，而且具有結構簡單、氣液傳質效果好等優點，擁有重要的應用前景與實用價值[2]。

計算流體力學（computational fluid dynamics, CFD）是流體力學的一個分支。與傳統的實驗方法相比，CFD 技術具有花費少、設計周期短等優點，而且可以完整地獲取速度場等詳細的信息，對裝備的設計、選型、優化等基礎研究都具有重要意義[3]。

氣液兩相流由于具有清晰的相界面，對其進行的模擬研究一般采用VOF（volume of fluid，流體體積）模型。賀蕭等[4]利用VOF模型對垂直上升管內的氣液兩相流動進行模擬研究，預測了垂直及傾斜上升管內Taylor氣泡形狀和壁面切應力等流動參數。Kulpers等[5]使用二維VOF模型與三維界面追蹤模型相比較,研究了密度比等物理特性對不同直徑下的氣泡上升運動及其最終上升速度的影響。Abid等[6]采用VOF模型模擬圓柱形反應器內連續氣泡流的流動情況，重點研究氣泡大小與表觀氣速和曝氣孔直徑的關系，通過模擬結果與實驗數據的對比驗證了該模型可準確預測反應器內兩相流的分布規律。

本工作采用VOF方法模擬氣升式陶瓷膜過濾裝置內的氣液兩相流動，考察不同曝氣量及不同曝氣孔直徑對裝置內部的氣含率與環流液速的影響，重點研究了膜管內膜面剪切力與膜管內湍流強度的變化。本研究結果可為氣升式陶瓷膜過濾裝置曝氣頭的選型與曝氣量的選擇提供依據。

1　實驗部分

實驗裝置如圖1所示，氣升管直徑40 mm、高470 mm，降液管直徑45 mm、高480 mm，氣液分離區直徑60 mm、高310 mm。膜組件為19通道陶瓷膜管，長250 mm、管徑30 mm，單個通道孔徑3.5 mm。曝氣頭長50 mm、寬40 mm。裝置內液相為水，氣相為壓縮空氣。

實驗流程：打開閥門F1～F3，關閉閥門F4～F6，使用計量泵將水樣打入裝置內部，待水位到達指定高度，關閉泵和F1；打開閥門F7和F8；用閥門F7調節曝氣量到一定值，壓縮空氣由氣升管底部的曝氣頭進入。隨著氣體的進入，氣升管與降液管之間形成密度差，驅使過濾器底部的液體由氣升管依次流經上部連接管-氣液分離區-降液管，最后經下部連接管回到氣升管底部，形成環流。氣體則通過氣液分離區，最后經過流量計流出，并讀出示數。

傳統的氣升式反應器大都采用1～2 mm的常規曝氣孔，在氣體徑向分布性等方面暴露出不足，而新型的微孔曝氣器采用微米級曝氣孔，產生的氣泡直徑小，氣泡停留時間長，而且分布均勻[7]。故本研究選取直徑為1、0.5、0.2 mm的曝氣頭，比較常規曝氣與微孔曝氣對氣升式陶瓷膜過濾裝置相關性能的影響。每個曝氣頭根據曝氣量的大小分為100、200、300、400、500、600 L·h?16組進行模擬。

2　計算模型及參數設定

2.1裝置網格

裝置網格如圖2所示，對實驗裝置進行1:1尺寸的建模。由于實驗裝置結構復雜，難以采用結構化網格進行劃分，故采用非結構化網格對其進行劃分?？紤]到本實驗重點關注膜管及氣升管內的氣液兩相流動情況，故對膜管及氣升管內的網格進行加密，以求更好地對流場進行分析。

圖2　實驗裝置網格Fig.2　Grid diagram of experimental equipment

2.2多相流模型設置

本研究選取VOF模型為多相流模型進行模擬。其主要原理為：在整個流場中定義一種流體體積與網格體積比值為α的函數，其中α=1處的網格充滿該流體，α=0處的網格則不含有該流體，在0<α<1的網格區域含有自由面。在不同的時間下對流場的體積分數函數進行求解，研究α的分布情況，并使用相關的重構運動界面方法對流體界面進行重構，從而得到準確的界面位置，進而追蹤流體界面的變化[8]。

2.2.1連續性方程和動量方程連續性方程和動量方程為

式中，Fi是動量方程源項，τij是層流剪應力張量，? ρu′iu′j是湍流雷諾應力張量。

本數值模擬采用RNG k-ε模型(重整化群k-ε模型)對動量方程進行封閉。

湍流動能k的輸運方程

湍流耗散率ε的輸運方程

式中，Sk和Sε是用戶定義的源項，Gk表示由平均速度梯度產生的湍流動能，Gb表示由浮力產生的湍流動能。

2.2.2體積分數方程在VOF模型中，相與相之間沒有相互穿插，跟蹤相與相之間的界面是通過求解一相或多相的體積分數的連續方程實現的[9]。在此

設α為計算單元內第i項的體積分數。氣液相界面的體積分數方程如下

液相體積分數通過式（6）求得

2.2.3表面張力項Fluent中的表面張力模型是由Brackbill等[10]提出的連續表面張力模型，通過這個模型，VOF計算中附加的表面張力導致動量方程式（2）中動量源項Fi的變化。

表面張力的動量源項表示為

式中，κ是界面曲率，可用自由表面處單位曲面法向量的散度表示。

2.3求解參數及邊界條件的設置

采用速度進口條件及壓力出口條件。壓力-速度耦合方程求解采用PISO方法；方程離散化時，時間項采用隱式格式，壓力項采用PRESTO!算法，湍流動能與湍流耗散率均采用二級迎風格式；對氣液相界面的追蹤采用具有較高精度的幾何重構模型；非穩態方程采用時間步長0.0005 s，直到獲得穩定流場。計算前對流場進行初始化，裝置中水位高度為550 mm。

3　數值模擬結果討論

3.1網格無關性驗證

對于非穩態問題的數值模擬，有必要進行計算所用的網格數量與計算結果之間關聯性的驗證，即網格無關性驗證。對1 mm曝氣孔直徑的過濾裝置模型劃分不同的網格數量，分別為19000、68000、120000、220000個，考察氣升管內氣含率隨時間變化的曲線在不同的網格數下是否有明顯差別。

由圖3可知，網格數從19000個增加至220000個過程中氣升管內氣含率隨時間變化不大；由表1可知，穩定流場內氣升管的平均氣含率差值變化很小。從以上結果可以看出此時網格數對計算結果的影響很小，可以認為19000的網格數已經達到網格無關，故取19000作為計算網格。

圖3　網格數對氣升管氣含率的影響Fig.3　Effect of grid number on gas hold-up of riser

表1　網格數對氣升管平均氣含率的影響Table 1　Effect of grid number on average gas hold-up of riser

3.2模擬結果與實驗結果對比

圖4　實驗值與模擬值的對比Fig.4　Comparison of simulated and experimental data

對數值模擬計算而言，需將模擬值與實驗值進行比較，以確定模擬實驗的準確性。如圖4所示，本實驗的模擬值與實驗值的誤差在5%～10%之間，可以認為模擬結果可信。對實驗值與模擬值進行分析，回歸出一元線性方程，相關度分別為0.9760和0.9970，表明該方程可以較好地預測氣含率與曝氣量之間的關系，并為估算和預測氣含率提供了一種更為方便簡捷的方法。

3.3膜管內流場分析

由圖5可知，氣升管內的氣含率高于降液管及氣液分離區內的氣含率。膜管內的連續彈狀流由氣彈和液彈組成，而且氣彈與液彈的長度不一。膜管內單個通道的直徑為3.5 mm，根據Mehendale等[11]的劃分標準屬于小通道。小通道內表面效應占主導地位，與常規通道相比有很大的不同：由于表面張力的作用，氣泡的首尾呈類似彈頭的形狀，氣泡直徑約等于管徑，長度大于管徑。在彈狀流流型下，氣彈的上升速度大于液彈，導致氣彈前端的液體以液膜的形式向下方流動，液膜厚度約為幾十微米[12]，氣彈的尾端和液滴的射流作用形成尾渦。在氣彈區域剪切力與液彈區域相反，氣彈區域的剪切力較大，由于尾渦處于湍流狀態，剪切力波動較大[13]。

圖5　裝置整體氣含率Fig.5　Diagram of gas hold-up in equipment

由圖6可知，氣升管及氣液分離區的流體流速較快，在降液管內流速較慢。下部連接管回流的液體對上升氣泡產生橫向的沖擊，并在膜管下端產生強烈湍流，使氣泡發生強烈的破碎與聚并。上部連接管進入降液管的氣體大部分進入氣液分離區，進而與液相分離，另一部分隨液相環流進入降液管。膜管內流體流速較快，而且速度分布均勻，不存在偏流與局部回流的現象。

圖6　裝置整體速度矢量圖Fig.6　Diagram of velocity vector in equipment

3.4氣含率與曝氣量及曝氣孔直徑的關系

氣含率是指空氣在整個裝置內或局部區域中占有的體積，它是氣升式陶瓷膜過濾裝置的一項重要特征參數，與氣液相的混合傳質緊密相關，反映裝置內氣泡的分散性能與空氣的利用率，而且影響環流液體的速度和在裝置內的停留時間[14]。

由圖7可知，氣升管與降液管的氣含率都隨曝氣量增加而增大。當氣泡到達液面時，氣泡破裂，氣體向上沖出。氣體沖出時總會把部分拉成薄膜的液體向上拋起，被拋起的液體呈大小不一的液滴狀。液滴在上升過程中相互碰撞，其中較大的液滴上升到一定的高度會沉降下來，返回氣液分離區，而較小的液滴則容易被氣相夾帶而繼續上升。氣相夾帶的小液滴進入氣體排出管，將對后續的裝置產生不利影響。

圖7　不同曝氣量下裝置整體氣相體積分數Fig.7　Gas hold-up of equipment at different aeration rate

由圖8可知，氣升管氣含率隨曝氣量增大而增大。隨著時間的變化，氣含率呈先增大、后減小、最后穩定的趨勢。曝氣開始時裝置內液體呈靜止狀態，氣泡受浮力與液相阻力的共同作用，上升速度較慢，氣泡停留時間長，所以氣含率逐漸增大。隨著曝氣的進行，氣升管與降液管之間產生密度差，形成環流，氣泡上升速度加快，氣含率降低，最終趨于穩定。

圖8　曝氣量對氣升管氣含率的影響Fig.8　Effect of aeration rate on gas hold-up of riser

由圖9可知，氣含率隨曝氣孔直徑減小而略微增大。這是由于氣泡的大小與曝氣孔直徑呈正相關[15]。氣泡在上升過程中受到液相曳力與浮力的共同作用，體積越小的氣泡受到的浮力越小，上升速度越慢，氣泡在氣升管中停留時間越長，故氣含率越高。但由于曝氣區域存在湍流，加劇氣泡的聚并，所以氣含率增大得并不明顯。

圖9　曝氣孔直徑對氣升管氣含率的影響Fig.9　Effect of aerator aperture size on gas hold-up of riser

由圖10可知，降液管氣含率隨曝氣量增大而增大，隨曝氣孔直徑增大而減小。由于液相環流的存在，氣泡不可避免地隨著液相進入降液管。降液管中的氣泡受到的浮力的方向與液相曳力的方向相反，液相環流液速越快，氣泡受到的曳力越大；氣泡的直徑越小，受到的浮力越小，氣泡就越容易進入降液管。

圖10　曝氣孔直徑對降液管氣含率的影響Fig.10　Effect of aerator aperture size on gas hold-up of down-comer

3.5環流液速與曝氣量及曝氣孔直徑的關系

環流液速是表征氣升式陶瓷膜過濾裝置性能的關鍵特征參數，它關系到裝置內混合與傳質的進行[16]。液相環流形成的主要原因是氣升管與降液管之間的密度差導致的自然環流。一般認為環流的推動力即為氣升管氣含率與降液管氣含率的差值。

由圖11可知，隨著環流推動力（εr–εd）的增大，環流液速隨之增大。

圖11　環流推動力對環流液速的影響Fig.11　Effect of driving force on liquid circulation velocity

由表2可知，隨著曝氣量的增大，升/降液管的密度差增大，進而環流推動力增大，導致環流液速增大。當曝氣量從100 L·h?1增加到300 L·h?1時，環流推動力從9%左右增加到14%左右，環流液速也由0.23左右，增至0.29左右。當曝氣量達到400 L·h?1時，環流推動力達到最大值16%左右，環流液速也相應地達到最大值0.3左右。之后雖繼續增大曝氣量，但環流推動力并未繼續增大，而是穩定在16%左右，環流液速也隨之穩定在0.3左右。結果表明，當曝氣量達到400 L·h?1之后繼續增大曝氣量對增大環流液速已無明顯作用，綜合能耗的考慮，曝氣量應為400 L·h?1為宜。

表2　環流液速與環流推動力Table 2　Effect of driving force on liquid circulation velocity

由圖12可知不同直徑曝氣孔下的環流液速并無明顯的差距，可以看出環流液速與曝氣孔直徑關系不大，僅與曝氣量相關。

3.6膜管內湍流強度與曝氣量及曝氣孔直徑的關系

隨著過濾過程的進行，膜表面逐漸形成濃差極化，增大了膜表面阻力，增加了膜過濾裝置的維護成本，縮短了陶瓷膜的使用壽命，所以如何更好地解決濃差極化問題成為膜過濾裝置開發的關鍵[17]。研究表明，提高膜管內流體的湍流強度可以有效地減輕濃差極化，防止膜面污染，減少濾餅層厚度，提高膜通量[18]。

圖12　曝氣量對環流液速的影響Fig.12　Effect of aeration rate on liquid circulation velocity

當氣升式陶瓷膜過濾裝置運行時，由于微氣泡的擾動作用，流體內部層與層之間的平衡被打破，難以形成穩定的層流狀態，而且氣彈在上升過程中在彈頭與尾渦處因氣彈與周圍液體的速度差異引起旋渦，導致膜管內氣液兩相流的湍流強度增加[19]，有利于過濾過程的順利進行。

由圖13可知，膜管內湍流強度隨曝氣量增大而增大。當曝氣量達到400 L·h?1之后，膜管內湍流強度的增加趨勢減緩，繼續增大曝氣量對膜管內流體湍流強度的增加貢獻不大。這是由于曝氣量較小時膜面的流體呈現層流狀態，氣液兩相流能夠有效地去除膜表面的濃差極化；曝氣量增至400 L·h?1后膜表面的穩態區域消失，此時增大曝氣量只能進一步加強膜表面的湍動程度，對膜面濃差極化的抑制作用影響不大[20]。故曝氣量應選400 L·h?1為宜。

圖13　曝氣孔直徑對膜管內湍流強度的影響Fig.13　Effect of aerator aperture size on turbulence intensity in membrane tube

由圖14可知，當曝氣量在100～400 L·h?1時，膜管內湍流強度隨曝氣孔直徑減小而增大。在低曝氣量下，較小的曝氣孔直徑產生的氣泡直徑小、數量多，膜管內氣含率高，氣液兩相運動引發的湍流運動更劇烈[21]。為了更好地減輕膜表面濃差極化，防止膜面污染，應選擇直徑0.2 mm的曝氣頭為宜。

圖14　曝氣孔直徑對膜管內液相壁面剪切力的影響Fig.14　Effect of aerator aperture size on wall shear stress of liquid phase

3.7膜管液相壁面剪切力與曝氣量及曝氣孔直徑的關系

彈狀流條件下，膜管內的氣液兩相流由氣彈與液彈組成。液彈區域又分為尾渦區與穩態區，尾渦區的壁面剪切力波動較大，而穩態區的壁面剪切力接近單相流時的剪切力。膜面和氣彈之間有一層液膜，由于氣泡上升速度快于液體流速，導致液膜沿膜管向下流動，有利于破壞膜表面濃差極化層，消除濃差極化，減輕膜表面污染[22]。

由圖14可知，曝氣孔直徑不變，當曝氣量從100 L·h?1增至400 L·h?1時液彈區膜面剪切力隨曝氣量增大而增大，當曝氣量從400 L·h?1增至600 L·h?1時膜面剪切力保持穩定。由于曝氣量越大裝置的能耗越高，從節能與減輕膜表面污染的角度綜合考慮，曝氣量應選400 L·h?1為宜。

膜管內液相壁面剪切力隨曝氣孔直徑減小而增大。結合圖15進行分析，曝氣孔直徑減小使膜管內氣彈聚并程度減弱，氣泡的數量增多，氣彈與液彈的交替也更加頻繁，尾渦區長度增加，穩態區長度減小[23]，膜管內的壁面剪切力隨之增大。所以，氣升式陶瓷膜過濾裝置的曝氣頭應選擇0.2 mm直徑為宜。

4　結　論

（1）裝置模型通過了網格無關性驗證，而且實驗數據與模擬數據誤差在5%～10%之間，表明本模型可較好地預測裝置內氣液兩相流的流動情況。模擬結果可為氣升式陶瓷膜過濾裝置曝氣頭的選型與曝氣量的選擇提供依據，并對裝置將來的優化與放大提供參考。

圖15　不同曝氣孔直徑下的膜管內氣泡聚并程度Fig.15　Coalescence of bubble in membrane tube under different aerator aperture size

（2）氣升式陶瓷膜過濾裝置內的氣含率隨曝氣量增大而增大，隨曝氣孔直徑減小而增大。氣含率的增大導致氣液分離區液位的升高，容易引起液滴夾帶，對后續裝置產生不利影響，故曝氣量應選擇400 L·h?1左右為宜。

（3）氣升式陶瓷膜過濾裝置內的環流液速隨曝氣量增大而增大，當曝氣量達到400 L·h?1時環流液速達到峰值0.3左右，之后繼續增大曝氣量并不能相應增大環流液速。環流液速大小與曝氣孔直徑關系不大。

（4）當曝氣量在100～400 L·h?1時，膜管內湍流強度與膜管內液相剪切力都隨曝氣孔直徑減小而增大，隨曝氣量增大而增大。曝氣量大于400 L·h?1后，繼續增大曝氣量雖然可以增大膜面的湍流強度，但是對膜面剪切力的影響較小，而且對膜面濃差極化的抑制作用影響不大。故曝氣量應選擇400 L·h?1，曝氣孔直徑應選擇0.2 mm為宜。

符號說明

F——動量方程源項，N·m?3

g——重力加速度，m·s?2

I——湍流強度，%

k——湍流動能，N·m

p——壓強，Pa

Q——曝氣量，L·h?1

r——直徑，mm

t——時間，s

U——表觀速度，m·s?1

u——流體速度，m·s?1

v——速率，m·s?1

α——體積分數，%

ε——氣含率，%

μeff——有效黏度，m2·s?1

ρ——密度，kg·m?3

σ——表面張力系數，N·m?1

τ——剪切力，Pa

下角標

a——曝氣頭

d——降液管

G——氣體

i,j——空間坐標

L——液體

r——氣升管

VOL——表面張力項

References

[1]CABASSUD C, LABORIE S, LAINE J M. How slug flow can improve ultrafiltration flux in organic hollow fibres [J]. Journal of Membrane Science, 1997, 128(1): 93-101.

[2]張文暉, 李鑫鋼. 氣升式內環流反應器內局部氣含率徑向分布 [J].化工學報, 2010, 61(5): 1118-1122. ZHANG W H, LI X G. Local gas holdup profiles in an internal-loop airlift reactor [J]. CIESC Journal, 2010, 61(5): 1118-1122.

[3]ROY S, DHOTRE M T, JOSHI J B. CFD simulation of flow and axial dispersion in external loop airlift reactor [J]. Chemical Engineering Research and Design, 2006, 84(8): 677-690.

[4]賀蕭, 車德福. 垂直及傾斜上升管內氣液兩相彈狀流壁面剪切力的模擬 [J]. 化工學報, 2008, 59(6): 1391-1395. HE X, CHE D F. CFD simulation of wall shear stress in gas-liquid vertical and inclined upward slug flow [J]. Journal of Chemical Industry and Engineering (China), 2008, 59(6): 1391-1395.

[5]VAN SINT A M, DEEN N G, KUIPERS J. Numerical simulation of gas bubbles behavior using a three dimensional volume of fluid method [J]. Chemical Engineering Science, 2005, 60(11): 2999-3011.

[6]ABID A, VISHNU P. CFD simulations for continuous flow of bubbles through gas-liquid columns: application of VOF method [J]. Chemical Product and Process Modeling, 2007, 9(1): 1-19.

[7]LIN J, HAN M H, WANG T F, et al. Influence of the gas distributor on the local hydrodynamic behavior of an external loop airlift reactor [J]. Chemical Engineering Journal, 2004, 102(1): 51-59.

[8]AURO A S, SUSHANTA K M. Effect of dynamic contact angle in a volume of fluid (VOF) model for a microfluidic capillary flow [J]. Journal of Colloid and Interface Science, 2009, 339: 461-480.

[9]谷芳, 劉春江, 袁希鋼, 等. 傾斜波紋板上液膜流動的CFD模擬[J]. 化工學報, 2005, 56(3): 462-467. GU F, LIU C J, YUAN X G, et al. CFD simulation of liquid film flow on inclined wavy plates surface [J]. Journal of Chemical Industry and Engineering (China), 2005, 56(3): 462-467.

[10]BRACKBILL J U, KOTHE D B, ZEMACH C A. Continuum method for modeling surface tension [J]. Computational Physics, 1992, 100:335-354.

[11]MEHENDALE S S, JACOBI A M, AHAH R K. Fluid flow and heat transfer at micro and meso-scales with application to heat exchanger design [J]. Applied Mechanics Reviews, 2000, 53(7): 175-193.

[12]YOUNGBAE H, NAOKI S, NOBUHIDE K. Measurement of liquid film thickness in a micro parallel channel with interferometer and laser focus displacement meter [J]. International Journal of Multiphase Flow, 2011, 37: 36-45.

[13]TAHA T, CUI Z F. CFD modelling of gas-sparged ultrafiltration in tubular membrane [J]. Journal of Membrane Science, 2002, 210(1): 13-27.

[14]CHAFAA B, CATHERINE X, JEAN P R. Effect of gas liquid separator and liquid height on the global hydrodynamic parameters of an external loop airlift contactor [J]. Chemical Engineering Journal, 1997, 66(2): 91-95.

[15]宋慶唐, 金家琪, 吳桂英, 等. 二維鼓泡床內氣泡尺寸分布的實驗與CFD模擬 [J]. 化工學報, 2008, 59(2): 336-340. SONG Q T, JIN J Q, WU G Y, et al. Experiment and CFD simulation of bubble size distribution in 2D gas-liquid bubble column[J]. Journal of Chemical Industry and Engineering (China), 2008, 59(2): 336-340.

[16]RENZO D F. Liquid circulation rates in two and three-phase external airlift reactors [J]. Chemical Engineering Journal, 2005, 109(1/2/3): 49-55.

[17]RICE G, BARBER A, STEVENS G, et al. Fouling of NF membranes by dairy ultrafiltration permeates [J]. Journal of Membrane Science, 2009, 330(1/2): 117-126.

[18]MERCIER B, MARANGES M, LAFFORGUE M, et al. Hydrodynamics of slug flow applied to cross-flow filtration in narrow tubes [J]. AIChE Journal, 2000, 46: 476-488.

[19]WIBISONO Y, CORNELISSEN E R, KEMPERMAN A J B, et al. Two-phase flow in membrane processes: a technology with a future [J]. Journal of Membrane Science, 2014, 453: 566-602.

[20]LI Q Y, CUI Z F, PEPPER D S. Effect of bubble size and frequency on the permeate flux of gas sparged ultrafiltration with tubular membranes [J]. Chemical Engineering Journal, 1997, 67(1): 71-75.

[21]MEI H W, XU H, JING W H, et al. Application of airlift ceramic ultrafiltration membrane ozonation reactor in the degradation of humic acids [J]. Desalination and Water Treatment, 2015, 56: 285-294.

[22]石風強, 景文珩, 邢衛紅. 陶瓷膜氣升式納濾裝置過濾桿菌肽水溶液的研究 [J].高?；瘜W工程學報, 2012, 26(2):189-195. SHI F Q, JING W H, XING W H. Study on filtration of bacitracin aqueous by ceramic membrane airlift nanofiltration equipment [J]. Journal of Chemical Engineering of Chinese Universities, 2012, 26(2): 189-195.

[23]張峰, 景文珩, 邢衛紅. 彈狀流對陶瓷膜超濾葡聚糖水溶液的影響 [J]. 化工學報, 2009, 60(11): 2792-2797. ZHANG F, JING W H, XING W H. Effect of slug flow on dextran ultrafiltration in ceramic membrane process [J]. CIESC Journal, 2009, 60(11): 2792-2797.

Simulation of gas-liquid two-phase flow for airlift ceramic membrane filtration process

LIN Jin, SHEN Hao, JING Wenheng
(State Key Laboratory of Materials-Oriented Chemical Engineering, Nanjing Tech University, Nanjing 210009, Jiangsu, China)

Abstract:The influences of aerator aperture size and aeration rate on the gas hold-up, liquid circulation velocity, wall shear stress and turbulence intensity in a novel airlift ceramic membrane filtration equipment containing a 19-channel ceramic membrane was investigated by the CFD simulation. Further, the VOF model was adopted to simulate the flow state of the gas-liquid two-phase fluid and the mean error between experiment date and simulation date was 5%—10%. The results demonstrated that the gas hold-up increased with increasing aeration rate and decreasing aerator aperture size. The liquid circulation velocity, wall shear stress and turbulence intensity increased with increasing aeration rate, and the increasing trend became slow after the aeration rate reached 400 L·h?1. For the three aperture aerator with different size, the comparison of experiment and simulation results have indicated that the liquid circulation velocity was only related to the aeration rate, and had little to do with aerator aperture size. Decreasing of the aerator aperture size was conductive to the increasing of the wall shear stress and the filtration process.

Key words:airlift; ceramic membrane; computational fluid dynamics; VOF; two-phase flow; simulation

中圖分類號：TQ 052

文獻標志碼：A

文章編號：0438—1157（2016）06—2246—09

DOI：10.11949/j.issn.0438-1157.20151560

基金項目：國家自然科學基金項目(21176116)；江蘇省高校自然科學基金重大項目(15KJA530001)；江蘇高校優勢學科建設工程資助項目。

Corresponding author:Prof. JING Wenheng, jingwh@njtech.edu.cn