Hydrodynamic properties (phase holdups, wake to mean bubble volume(k), local gas phase holdup, bubble chord length), gas-liquid interfacial area, heat transfer and mass transfer characteristics in three-phase fluidized beds with and without floating bubble beakers ($\rho_f$:1,500-2,280 kg/$m^3$, $V_f$: $2.0-3.85×10^{-6}m^3$) have been determined in a 0.142 m-ID × 2.0 m-high Plexiglas column.
The flow pattern of floating bubble beakers and bubble breakage phenomena by the beakers in the beds have been studied by using the photographic technique in a 2-dimensional acryl column (0.25 m-thickness×0.44 m-width × 1.80 m-height).
The effects of superficial velocities of gas (0.0-0.20 m/s) and liquid phases (0.02-0.10 m/s), particle size (0.0-6.0 mm) and the volume ratio of floating bubble beakers to solid particles (0.0-0.030), properties of floating bubble beakers (density, contact angle, projected area) and of liquid phase (surface tension) on phase holdups, wake to mean bubble volume (k), local gas phase holdup, bubble chord length, gas-liquid interfacial area, heat transfer and mass transfer coefficients have been determined.
In the bubble coalescing regime, three-phase fluidized beds having the volume ratio ($V_f/V_s$) of 0.15 produced a maximum increase in heat transfer coefficient of about 20% in comparison to that in the beds without floating bubble beakers. Also, beds having a volume ratio ($V_f/V_s$) of about 0.15 showed a maximum increase in both the volumetric mass transfer coefficient ($k_1a$) and gas-liquid interfacial area (a) of about 40% in comparison to those in the corresponding bed without floating bubble beakers.
The bed porosity in the bubble coalescing beds without floating bubble beakers decreases with increasing gas velocity up to around 0.04 m/s, thereafter, it increases with an increase in gas velocity. In contrast, the bed porosity in the bubble disintegrating beds increases with increasing gas velocity from 0.0 to 0.20 m/s. But, in the bubble coalescing beds with the volume ratio ($V_f/V_s$) above 0.15, bed contractions is not exhibited at lower liquid velocities, and the bed porosity in the beds with floating bubble beakers at higher liquid velocity is higher than that in the beds without floating bubble beakers even with the bed contraction.
Mean gas phase holdup ($\epsilon_g$), local gas phase holdup ($\epsilon_b$), bubble chord length, gas-liquid interfacial area, heat transfer coefficient and volumetric mass transfer coefficient increase with increasing gas velocity, and $\bar{k}$ decreases with gas velocity in three-phase fluidized beds with and without floating bubble beakers. Gas-liquid interfacial area, volumetric mass transfer coefficient and $\bar{k}$ increase with increasing liquid velocity, in contrast, local and mean gas phase holdups and bubble chord length decrease with liquid velocity. Heat transfer coefficient exhibits the maximum values with increasing liquid velocity and bed porosity. The mean and local gas phase holdups, gas-liquid interfacial area, heat transfer coefficient and volumetric mass transfer coefficient in the bubble coalescing beds ($d_p<$ 2.5 mm) are lower than those in bubble columns, in contrast, those in bubble disintegrating beds exhibit the reverse trends. Bubble chord length increases with increasing particle size up to around 1.7 mm, thereafter, it decreases with an increase in particle size.
Mean gas phase holdup ($\epsilon_g$), bed porosity ($\epsilon_g$ + $\epsilon_1$ ), local gas phase holdup ($\epsilon_b$), gas-liquid interfacial area, heat transfer coefficient and volumetric mass transfer coefficient increase with an increase in $V_f/V_s$ up to around 0.15, thereafter, decrease with increasing $V_f/V_s$, and $\bar{k}$ exhibits a reverse trend in comparison to those in three-phase fluidized beds with floating bubble beakers. Also, $k_1a$ increases and $\bar{k}$ decreases with an increase in density of floating bubble beakers ($\rho$f). Volumetric mass transfer coefficient increases and $\bar{k}$ decreases with increasing contact angle (θ) between the floating bubble breakers and water at the given projected area of bubble breakers having the same volume of bubble brakes.
The mean gas phase holdup ($\epsilon_g$) and $k_1a$ in the beds of surfactant solution are higher than those in the beds of tap water. The effect of surface tension on gas phase holdup ($\epsilon_g$) and volumetric mass transfer coefficient ($k_1a$) is found to be insignificant. In the surfactant systems, the bed contraction is not observed in the beds of 2.3 mm glass beads in all the cases studied. On the other hand, the bed contraction is not occurred in the beds of 1.7 mm glass beads with surfactant solution when liquid velocity is low.
Heat and mass transfer coefficients in three-phase fluidized beds with floating bubble beakers can be estimated from the surface renewal model based on the isotopic turbulence theory. The local gas phase holdup and bubble chord length have been correlated with the experimental variables as well as the relevant dimensionless groups of the Froude and Weber numbers. The heat transfer coefficient and $k_1a$ in terms of the Nusselt number have been correlated with the particle Reynolds number based on the isotopic turbulence theory, the volume ratio of floating bubble beakers to the solid particles and the modified Weber number.
산업적으로 널리 응용되고 있는 삼상 유동층 반응기에서 촉매 즉 고체입자의 크기가 작을 경우 입자존재가 기포를 합체시켜줌으로 인하여 반응효율이 저하된다. 이러한 단점을 보완하기 위하여 실제 공정에서는 기포의 합체현상을 줄이기 위하여 반응기 내에 baffle 이나 screen 을 설치함으로써 기포를 분쇄시키고 있으나, 이러한 방법에는 설치비, 동력비가 크고, 촉매입자의 마모등이 발생하는 단점이 있다. 본 연구에서는 직경이 14.2 cm 이고, 높이가 200 cm 인 Plexiglas column 의 삼상 유동층 반응기에서 기존의 방법에서 야기되는 단점을 배제하고, 반응 효율을 높이기 위하여 층 내의 고체입자와 같이 유동하면서 기포를 분쇄시키는 부동 물체의 개념을 도입하여 실험을 수행하였다. 본 연구에서 측정한 측정 변수로는 각 상의 체류량, 기포의 크기, 총 기포의 분율에 대한 wake 분율의 비, 기-액 계면면적, 열전달 계수 및 물질전달 계수를 측정하였고, 조업변수로는 기상 유속, 액상 유속, 입자의 크기, 층 내에 주입한 고체입자의 부피에 대한 기포분쇄물체의 부피비, 기포분쇄물체의 물성 (고체와 액체간의 접촉각, 밀도, 단사 면적) 및 액체의 물성 (표면 장력) 등을 변화시켜 실험을 행하였다. 또한 기포분쇄물체의 층 내 움직임의 형태와 기포분쇄 메카니즘을 분석하기 위하여 2-차원 acryl column 을 설치하여 사진촬영법으로 이들에 대한 현상을 규명하였다.
입자크기가 2.5 mm 보다 작은 기포합체영역 입자층에 기포분쇄물체를 부피비로 15 % 주입하였을 경우, 기포분쇄물체가 없는 입자층에 비해 열전달 계수값은 20 % 정도 증가하였고, 기-액 계면면적 및 물질전달 계수값은 40 % 정도증가하였다. 또한 기포합체영역 입자층에 서 기상이 주입될 경우 발생하는 층 수축 현상은 기포분쇄물체가 15% 이상 주입되면, 액상 유속이 낮을 경우에는 층 수축은 일어나지 않았고, 액상 유속이 높을 경우에는 층 수축현상은 관찰되지만, 기포분쇄 물체가 주입된 입자층에서의 층 공극율의 값이 기포분쇄물체가 없는 입자층에서의 값보다 높은 값을 나타냈다.
기포분쇄물체의 혼합체적비가 0.0 - 0.20 의 범위내의 입자층에서 기상 체류량, 국부 기상 체류량, 기포의 크기, 기-액 계면면적, 열전달 계수 및 물질전달 계수값은 기상 유속이 증가하면 증가하였고, k는 기상 유속이 증가하면 감소하였다. 또한 k, 기-액 계면면적, 물질전달 계수는 액상 유속이 증가하면 증가하고, 기상 체류량, 국부 기상 체류량, 기포의 크기등은 액상 유속의 증가에 따라 감소하였다. 열전달 계수값은 액상 유속과 층 공극율에 따라 최대값이 존재하였다. 기포합체영역 입자층에서 기상 체류량, 국부 기상 체류량, 기-액 계면 면적, 열전달 계수 및 물질전달 계수는 기포탑에 비해 그 값이 작았고, 그와는 반대되는 결과로서 기포분쇄영역 입자층에서는 기포탑에 비해 큰 값을 나타냈다. 또한 기포의 크기는 입자크기가 1.0 - 6.0 mm 범위내에서 1.7 mm 입자층에서의 값에서 최대점이 존재하였다. 기상 체류량, 층 공극율, 국부 기상 체류량, 기-액 계면면적, 열전달 계수 및 물질전달 계수값은 기포분쇄물체의 혼합체적비가 0.15 에서 최대점이 존재하였다. 이와는 반대결과로 k 는 기포분쇄물체의 혼합체적비가 0.15 주위에서 최소점이 존재하였다. 물질전달 계수값은 기포 분쇄물체의 밀도와 액체와 고체간의 접촉각이 증가하면 증가하였고, 같은 부피를 가지는 기포분쇄물체일 경우 단사면적이 클수록 그 값은 증가하였고, 각각의 조업변수가 k 에 미치는 영향은 그 반대의 결과로 나타났다.
이차원 탑에서 사진촬영법으로 측정된 기포분쇄물체의 흐름형태는 반응기내의 층 밀도에 크게 좌우됨이 관찰되었다. 즉, 액상 유속이 증가함에 따라 층 밀도는 감소하고, 따라서 기포분쇄물체는 층 상부에 서 층 하부로 서서히 이동되어 움직임을 관찰하였고, 층 내에 기상이 존재하면 층 밀도에 관계없이 고체입자와 유사한 흐름형태를 가지면서 기포를 분쇄함을 관찰하였다. 단일기포와 단일 기포간의 충돌 시, 사용된 모든 기포분쇄물체는 기포를 통과하고, 그리고 분쇄함을 관찰하였다. 또한 기포분쇄물체가 주입되지않은 기포합체영역 입자층에서는 주입된 단일 기포는 분쇄되지 않고 층 내를 빠져 나왔으며, 기포분쇄 물체가 주입된 입자층에서는 주입된 단일 기포는 4 - 8 개 정도의 분쇄된 기포가 층 내를 빠져나오는 결과를 관찰하였다.
Surfactant system 에서 기상 체류량 및 물질전달 계수값은 액상이 순수물일 경우에 비해 40 - 50 % 정도 높은 값을 나타냈고, surfactant 의 농도에 대한 영향은 무시할 수 있을 정도로 작게 나타났다. 또한 surfactant system 에서 기포합체영역 입자인 2.3 mm 입자층에서 층 수축현상은 관찰되지 않았고, 1.7 mm 입자층에서는 액상 유속이 낮을 경우에는 층 수축은 일어나지 않고, 액상 유속이 높을때는 층이 수축하는 현상이 관찰되었다.
기포분쇄물체의 혼합체적비가 0 - 20 % 범위 내에서 열전달 계수 및 물질전달 계수는 등방향 난류이론에 근거한 표면재생 모델로써 예측할 수 있고, 국부 기상 체류량, 기포의 크기는 각각의 조업변수 및 Fr 및 We 수로써 상관되었다. 또한 Nu 및 Sh 수의 항으로 표시되는 열전달 계수 및 물질전달 계수는 등방향 난류이론에 근거한 입자의 Re수와 기포분쇄물체의 혼합체적비 및 변형된 We 수로 상관되었다.
각각의 측정변수에 대한 상관식은 다음과 같다.
* 상 체류량:
$\epsilon_l+\epsilon_g=1.43 U_g^{0.05} U_l^{0.23} d_p^{-0.15} [1+0.012(V_f/V_s)^{0.97}-9.845×10^{-4} (V_f/V_s)^{1.76}]$
$\epsilon_l=1.07 U_g^{-0.06} U_l^{0.29} d_p^{-0.17} [1+0.010(V_f/V_s)^{0.91}-3.858×10^{-4} (V_f/V_s)^{2.02}]$
* 국부 기상 체류량:
$\epsilon_b=0.64 Fr_g^{0.38} We^{0.21} (H/H_o)^{0.35} {(V_f+V_s)/V_s}^{2.51}$
* 기포의 크기:
$l_v=3.89 Fr_g^{0.22} We^{-0.08} (H/H_o)^{0.27}{(V_f+V_s)/V_s}^{-1.52}$
* 열전달 계수:
$h=0.065[k_l\rho_lC_{pl}{[(U_g+U_l)(\epsilon_l \rho_l+\epsilon_s\rho_{ave}+\epsilon_g\rho_g)-U_l\rho_l]g/\epsilon_l \rho_l\}^{1/2}]^{1/2}$
$Nu_m=0.254 Re_m^{0.661} [(V_f+V_s/V_s]^{1.443}$
* 물질전달 계수:
$\frac{k_la d_p^2}{D}=0.0015 (\frac{P_v d_p^4}{\nu^3}^{0.67} We_m^{0.10} [1+0.036
(V_f/V_s)^{1.18}-1.149×10^{-3} (V_f/V_s)^{2.09}]$
* 기-액 계면면적:
$a=3.32 U_g^{0.65} U_l^{0.38} d_p^{0.44} [1+0.038 (V_f/V_s)^{1.18}-1.348×10^{-3} (V_f/V_s)^{1.99}]$
* 액상 물질전달 계수:
$\frac{k_l d_p}{D}=2.22(\frac{P_v d_p^4}{\nu^3}^{0.31}[1-0.056 (V_f/V_s)^{0.88}+1.167×10^{-3} (V_f/V_s)^{1.59}]$
