CN109887551A - Miha纯气动操作条件下传质调控模型建模方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及MIHA纯气动操作条件下传质调控模型建模方法，通过分析纯气动条件下气泡生成过程，建立气泡破碎器内的能量转化模型；基于气泡破碎器内的能量转化模型和液体循环，计算液体流量，获取气液强烈混合区能量耗散率、气泡尺度，最终获取传质计算模型。本发明的方法针对MIHA建立了纯气动操作条件下传质调控模型，综合反映了反应器结构、体系物性以及操作参数、以及输入能量对传质的影响，可实现对反应器设计及MIHA的反应体系设计的指导，指导设计高效的反应器结构和反应体系。

Description

MIHA纯气动操作条件下传质调控模型建模方法

技术领域

本发明属于反应器、建模技术领域，具体涉及MIHA纯气动操作条件下传质调控模型建模方法。

背景技术

出于对全球环境保护的考虑，船用燃料油须降低硫含量，如公海船用燃料油含硫量须降至0.5％，因此，用低硫馏分燃料油替代高硫残渣燃料油势在必行。原油中大部分硫存在于渣油中，渣油中的硫主要分布在芳烃、胶质和沥青质中，其中绝大部分硫以五元环的噻吩和噻吩衍生物的形式存在。一般是采用通过氢解反应将渣油大分子的C-S键断开，使硫转化为硫化氢以脱除渣油中的硫。存在于非沥青质中的硫，在加氢条件下较容易脱除，可达到较高的转化深度。但由于沥青质是渣油中相对分子质量最大、结构最复杂、极性最强的大分子，其中的硫很难脱除，导致渣油加氢脱硫过程中的脱硫率有限。

在渣油加氢脱硫反应(下称MIHA)过程中，含硫沥青质的转化至关重要。沥青质的核心部分是高度缩合的稠合芳香环系。其稠合芳香环系周围带有数量和大小不等的烷基、环烷基结构，是渣油中缩合度最大的组分，同时含有S、N、O、金属等杂原子，形态和分子结构复杂。在渣油加氢转化过程中，沥青质主要发生由大分子变成小分子的裂解和小分子脱氢聚合生成大分子的缩合两类方向相反的反应。本发明以沥青质加氢脱硫反应作为渣油加氢过程的模型反应，考察反应器结构、体系物性以及操作参数、以及输入能量对气泡破碎器内传质的影响。

发明内容

本发明的目的在于提供MIHA纯气动操作条件下传质调控模型建模方法，以研究反应器结构、体系物性以及操作参数、以及输入能量对传质的影响，从而实现对MIHA反应器设计及MIHA的反应体系设计的指导。

MIHA微气泡形成可采用三种方式，即：纯液动、纯气动以及气液联动。纯液动和纯气动操作条件下，体系运行以及微气泡形成所需能量完全由液体机械能或气体静压能提供；气液联动操作条件下，气体静压能和液体机MIHA微气泡形成可采用三种方式，即：纯液动、纯气动以及气液联动。纯液动和纯气动操作条件下，体系运行以及微气泡形成所需能量完全由液体机械械能同时提供体系运行及微气泡形成所需能量。本发明探讨了纯气动操作条件下传质调控模型建模方法，本发明的方法包括如下步骤：

S100建立MIHA纯气动操作条件下微气泡上升速度模型；

假设气泡和反应器内液体均竖直向上运动，反应器内的气泡平均上升速度v₃₂基于下式计算：

其中v₀、v_G和v_L分别为气泡sauter平均直径为d₃₂的气泡在无限大静止液体中的上升速度、表观气速和表观液速；

对于v₀，基于下式计算：

其中，ρ_L和σ_L分别为液体密度和界面张力，Mo为Morton数，d_e为当量直径，K_b为方程参数；对于MIHA体系，取c＝1.4，n＝0.8；

d_e＝d₃₂(ρ_Lg/σ_L)^1/2 (4)

K_b＝K_b0Mo^-0.038 (5)

其中，μ_L为液体动力粘度；对于MIHA体系，取K_b0＝10.2；

对于v_G和v_L，基于下式计算：

v_G＝4Q_G/πD₀ ² (6)

v_L＝4Q_L/πD₀ ² (7)

其中，Q_G为进气流量，Q_L为气泡破碎器中的液体循环流量，D₀为反应器直径；

S200建立MIHA纯气动操作条件下气相传质系数k_G模型，如下：

其中，d₃₂为气泡sauter平均直径，t₃₂为气泡在反应器内的停留时间，D_G为气体在液体中的气相扩散系数；

其中，H₀为反应器内初始液面高度，φ_G为气泡破碎器内气含率；

气相扩散系数D_G基于Chapman-Enskog动理论的方程预测，如下：

其中，M_A和M_B分别为气体和液体的摩尔质量，T为反应器内温度，P_G为气泡内气体压力；忽略气泡内液体的饱和蒸气压时，P_G近似等于液面上方的操作压力P_m；v_i为分子扩散体积；

S300建立MIHA纯气动操作条件下液相传质系数k_L模型，如下：

依据Higbie渗透理论及速度滑移理论所定义的表面更新时间，k_L基于下式计算：

其中，v_s为气泡与其周围液体间的滑移速度，D_L为液相扩散系数；

D_L基于Stokes-Einstein修正公式计算：

其中，D_AB为气体溶质A在溶剂B中的扩散系数，μ_B为B的粘度，V_A为A在正常沸点时的摩尔体积，依据实际气体的van der Waals对比态方程近似计算：

其中，P_c、T_c、V_A，C分别为A的临界压力、临界温度及临界摩尔体积；P，T分别为体系实际压力和温度；

基于式(8)、(12)、(14)获取MIHA纯气动操作条件下传质调控模型。

本发明的另一目的在于提供上述方法构建的MIHA纯气动操作条件下传质调控模型。

本发明的又一目的在于提供上述方法设计的反应器。

本发明的反应器结构可参见发明人在先申请的专利CN106187660A，本发明中不再赘述。本发明中利用构建的模型反应器结构、体系物性以及操作参数、以及输入能量对气泡尺度的影响，从而可根据需求进行相关的反应器结构参数设计。

本发明的方法针对MIHA建立了纯气动操作条件下传质调控模型，综合反映了反应器结构、体系物性以及操作参数、以及输入能量对传质的影响，可实现对反应器设计及MIHA的反应体系设计的指导，指导设计高效的反应器结构和反应体系。

附图说明

图1是纯气动条件下气泡生成过程物理模型简图；

图2是操作压力对气相扩散系数D_G的影响；

图3是操作压力对气相传质系数k_G的影响；

图4是操作温度对气相扩散系数D_G的影响；

图5是操作温度对气相扩散系数D_L的影响；

图6是操作温度对气相传质系数k_G的影响；

图7是操作温度对气相传质系数k_L的影响；

图8是供气压差对气相传质系数k_G的影响；

图9是供气压差对气相传质系数k_L的影响；

图10是通气量Q_G对气侧传质系数k_G的影响；

图11是通气量Q_G对液侧传质系数k_L的影响。

具体实施方式

下面结合附图说明和具体实施方式对本发明的技术方案作进一步阐述。

实施例1

S100建立MIHA纯气动操作条件下微气泡上升速度模型；

假设气泡和反应器内液体均竖直向上运动，根据申请人的在先研究，反应器内的气泡平均上升速度v₃₂基于下式计算：

其中v₀、v_G和v_L分别为气泡sauter平均直径为d₃₂的气泡在无限大静止液体中的上升速度、表观气速和表观液速；

对于v₀，基于下式计算：

其中，ρ_L和σ_L分别为液体密度和界面张力，Mo为Morton数，d_e为当量直径，K_b为方程参数，当量直径和方程参数与物性有关，通过实验确定；对于MIHA体系，由于存在多种有机组分，取c＝1.4，n＝0.8；

d_e＝d₃₂(ρ_Lg/σ_L)^1/2 (4)

K_b＝K_b0Mo^-0.038 (5)

其中，μ_L为液体动力粘度；对于MIHA体系，取K_b0＝10.2；

对于v_G和v_L，基于下式计算：

v_G＝4Q_G/πD₀ ² (6)

v_L＝4Q_L/πD₀ ² (7)

其中，Q_G为进气流量，Q_L为气泡破碎器中的液体循环流量，D₀为反应器直径；

S200建立MIHA纯气动操作条件下气相传质系数k_G模型，如下：

其中，d₃₂为气泡sauter平均直径，m；t₃₂为气泡在反应器内的停留时间，s；D_G为气体在液体中的气相扩散系数，m²/s；

其中，H₀为反应器内初始液面高度，φ_G为气泡破碎器内气含率；

气相扩散系数D_G基于Chapman-Enskog动理论的方程预测，如下：

其中，M_A和M_B分别为气体和液体的摩尔质量，T为反应器内温度，P_G为气泡内气体压力；忽略气泡内液体的饱和蒸气压时，P_G近似等于液面上方的操作压力P_m；v_i为分子扩散体积，其数值可参照Fuller E N等人的文献计算(Fuller E N,Schettler P D,Giddings JC.New method for prediction of binary gas-phase diffusion coefficients[J].Industrial&Engineering Chemistry,1966,58(5):18–27.)；

S300建立MIHA纯气动操作条件下液相传质系数k_L模型，如下：

依据Higbie渗透理论及速度滑移理论所定义的表面更新时间，k_L基于下式计算：

其中，v_s为气泡与其周围液体间的滑移速度，m/s；D_L为液相扩散系数，m²/s；

D_L基于Stokes-Einstein修正公式计算：

上式中，D_AB为气体溶质A在溶剂B中的扩散系数，cm²/s；M_B为溶剂B的摩尔质量，g/mol；μ_B为溶剂B的粘度，cP；T为体系温度，K；V_A为气体溶质A在正常沸点时的摩尔体积，cm³/mol，依据实际气体的van der Waals对比态方程近似计算：

其中，P_c、T_c、V_A，C分别为A的临界压力(Pa)、临界温度(K)及临界摩尔体积(cm³/mol)；P，T分别为体系实际压力和温度；氢气的参数值分别为：

P_c＝1.313×10⁶Pa，T_c＝33.19K，V_A，C＝64.147cm³/mol；

基于式(8)、(12)、(14)获取MIHA纯气动操作条件下传质调控模型。

S400.分析纯气动条件下气泡生成过程，建立气泡破碎器内的能量转化模型；

在未通入气体前，气泡破碎器内充满了静止反应液。当开始通入气体后，由于气体压力P_G与体系操作压力P_m之间存在压差ΔP，气体静压能将传递给液体，促使液体发生湍动，而气体自身压力迅速降低至MIHA内的操作压力。由于气液两相的流动，气液自气泡破碎器流出。对于气动操作条件而言，液体流量Q_L远小于气体流量Q_G，系统运行所需能量几乎完全由气体压力能提供。

建立如图1所示的物理模型简图：

假设体系液体为闭路循环，即整个过程中液体量不发生变化。由于气体的进入，导致部分液体将被迫进入气泡破碎器外循环管路。设定气泡破碎器长度为L(m)，直径为D₁(m)，横截面积为S₁(m²)(S₁＝πD₁ ²/4)。喷嘴直径为D_N(m)。

作出假设如下：

(1)稳态操作，操作压力P_m恒定；

(2)由于实际操作压力较高，故忽略液体势能的变化以及气泡界面张力所引起的气泡内气体压力的变化；

(3)由于气体密度远小于液体，故忽略输入气体的动能。

以气泡破碎器为控制体，进行稳态条件下的能量衡算。在气动条件下，压力为P_G0(Pa)、体积流量为Q_G0(m³/s)的气体进入操作压力恒定为P_m(Pa)的气泡破碎器时，气体释放部分静压能，转化为液体动能和气泡表面能。气体释放的静压能相当于气体对系统作功W_G(W)，依据作功定义可知：

Q_G(m³/s)为气泡破碎器内气体流量，为简化起见，假设在本发明研究的范围内，气体为理想气体，则依据理想气体状态方程可得：

式(17)中，ρ_G0(Kg/m³)和M_A(Kg/mol)分别为进入破碎器的气体密度和摩尔质量；R(8.314J/mol.K)和T(K)分别为气体常数和气体温度。

将式(17)代入式(16)并积分可得：

令气泡破碎器气体入口处气体压力与操作压力之差为ΔP(Pa)，即：

由于ΔP＞0，因此，W_G＜0，即气体进入气泡破碎器后其机械能将减小。由于气泡破碎器操作压力P_m恒定，且相对而言，液体重力势能可忽略，因此气体所减小的机械能将转化为液体动能以及气泡界面能。故由式(18)(19)可得如下关系：

方程(20)左边为气体静压能的减小(-W_G)，也即为体系运行所需的能量来源；方程(20)右边两项分别为液体动能和气液界面能。其中，σ_L(Kg/m³)和σ_L(N/m)分别为液体密度和界面张力；U_L(m/s)自破碎器流出的液体的线速度；d₃₂(m)为自气泡破碎器流出的气泡Sauter平均直径；依据质量衡算，Q_G与Q_G0有如下关系：

对于本发明的研究而言，ΔP＜＜P_m，因此，Q_G≈Q_G0。为叙述方便，下文所指进入和流出的气体流量均以Q_G表示。初步计算表明，气液界面能值相对于液体动能值可以忽略。本文首先忽略此项，然后通过计算进行核对。因此，方程(20)可简化为：

S500.基于气泡破碎器内的能量转化模型和液体循环，计算液体流量；

根据前文的闭路循环假设，进出液体流量相等，故有

气泡破碎器内气含率φ_G按式(10)计算：

由(23)(10)式可得：

显然，U_L为气泡破碎器内气液混合物的表观速度。将式(24)代入方程(22)可得：

由方程(25)可计算因气体输入所产生的喷嘴直径处液体流量Q_L，但形式较复杂，须根据本项目实际情况作合理简化。由方程(22)可得：

计算表明，在本发明研究的条件下，Q_L<<Q_G。故方程(25)可简化为：

由此得到：

实际上，由理想状态方程可知，存在如下关系：

将式(29)代入方程(28)可得：

由方程(30)可知：气泡破碎器横截面积S₁对液体循环流量Q_L影响更大；

由于：

式中V_N为喷嘴处流速；

当V_N一定时，由式(30)和(31)可得：

当D_N一定时，由式(30)和(31)可得：

由式(24)和(30)可得：

以上是基于对全气动条件下Q_L的粗略计算。进而依据已知V_N确定直径D_N(当D_N一定时，也可求得V_N)。

S600.计算气液强烈混合区能量耗散率ε_mix；

d₃₂与气泡破碎器内气液强烈混合区能量耗散率ε_mix密切相关。依据热力学第一定律可得：

上式中，L_mix为气泡破碎内气液强烈混合区长度，m；λ₁为气液体积流量之比(λ₁＝Q_G/Q_L)。K₁为气泡破碎器喷嘴直径与破碎器直径之比(K₁＝D_N/D₁)。

Evans等依据动能守恒原理已推导得到L_mix的数学模型，但是并不能适用于本发明研究所涉及的情况，因此需要重新进行推导。本发明研究认为，L_mix与液体最高流速在气泡破碎区中的衰减直至消失的长度有关。液体最高流速在其衰减过程中，其中心线速度U_jm的衰减规律不受其周围气泡扰动的影响，并符合如下衰减规律：

方程(36)中，x为气泡破碎器核心至最大速度处的水平距离。当U_jm衰减至气液混合物表观速度U_L时，高速消失，之后将形成均匀气液混合物流。因此，L_mix为U_jm＝U_L时的x值。即：

对方程(37)化简后可得：

将方程(38)代入(35)并化简后可得：

联合式(30)(34)及方程(39)即可计算ε_mix；

S700.计算MIHA内微气泡的气泡尺度；

MIHA内微气泡d₃₂依据下式计算；

d_max＝0.75(σ_L/ρ_L)^0.6ε_mix ^-0.4 (40)

d_min＝11.4(μ_L/ρ_L)^0.75ε_mix ^-0.25 (41)

其中，d_min为气泡最小直径；d_max为气泡最大直径；μ_L为液体动力粘度。

实施例2

本实施例具体说明基于实施例1的方法构建的传质调控模型。

基于实施例1的建模方法获得传质调控模型如下：

d_e＝d₃₂(ρ_Lg/σ_L)^1/2 (4)

K_b＝K_b0Mo^-0.038 (5)

u_G＝4Q_G/πD₀ ² (6)

u_L＝4Q_L/πD₀ ² (7)

d_max＝0.75(σ_L/ρ_L)^0.6ε_mix ^-0.4 (40)

d_min＝11.4(μ_L/ρ_L)^0.75ε_mix ^-0.25 (41)

实施例3

本实施例基于实施例1的建模方法，针对具体的反应器结构和反应体系研究操作压力、操作温度、供气压差ΔP和通气量Q_G对传质的影响。

通用计算条件如下：

破碎器直径D₁＝0.02m；气泡破碎器喷嘴直径与破碎器直径之比K₁＝0.5；

渣油密度ρ_L＝800Kg/m³；

渣油界面张力σ_L拟合公式如下：

σ_L＝[31.74-0.04775(T+273.15)]×10^-3(N/m)；

渣油动力粘度μ_L拟合公式如下；

(1)操作压力对传质的影响；

计算条件如下：

通气量Q_G＝80L/h；操作压力P_m＝10～20MPa；供气压差ΔP＝6MPa；气体温度T＝500℃。

操作压力对气相扩散系数D_G的影响如图2所示，可以看出，当操作压力增大时，气泡内气体扩散速率减小，这主要是由于气泡内气体压力增大时，气体分子间碰撞概率增大，分子扩散运动阻碍增大。

操作压力对气相传质系数k_G的影响见图3所示，可以看出，操作压力增大，气侧传质阻力增大；操作压力P_m对k_G影响的主因是气相扩散系数D_G的改变。

(2)操作温度对传质的影响；

计算条件如下：

通气量Q_G＝80L/h；操作压力P_m＝14MPa；供气压差ΔP＝6MPa；气体温度T＝400～500℃。

操作温度对气相扩散系数D_G的影响如图4所示；可以看出，气相扩散系数D_G随操作温度的升高而增大。

操作温度对气相扩散系数D_L的影响如图5所示，可以看出，液相扩散系数D_L随操作温度的升高而呈非线性增大。温度对D_L的直接影响可从D_L的理论计算模型中直接得到，同时，液体粘度和气体正常沸点时的摩尔体积也受操作温度的影响。

操作温度对气相传质系数k_G的影响如图6所示，温度升高，气侧传质速率加快。温度升高100℃，k_G增大至原来的1.8倍。

操作温度对气相传质系数k_L的影响如图7所示，温度升高，液侧传质速率加快。温度升高100℃，k_L增大至原来的1.3倍。

(3)供气压差ΔP对传质的影响；

计算条件如下：

渣油密度ρ_L＝800Kg/m³；操作压力P_m＝14MPa；供气压差ΔP＝1～10MPa；气体温度T＝450℃。

供气压差对气相传质系数k_G的影响如图8所示(通气量80L/h)。

供气压差对气相传质系数k_L的影响如图9所示。

(4)通气量Q_G对传质的影响；

计算条件如下：

通气量Q_G＝1～100L/h；操作压力P_m＝14MPa；供气压差ΔP＝0.1～10MPa；气体温度T＝500℃。

通气量Q_G对气侧传质系数k_G的影响如图10所示；

通气量Q_G对液侧传质系数k_L的影响如图11所示，通气量增大，液侧传质系数k_L是减小的，由其定义式可知，这是因气泡滑移速度减小所致。

Claims (4)

1.一种MIHA纯气动操作条件下传质调控模型建模方法，其特征在于，包括如下步骤：

S100建立MIHA纯气动操作条件下微气泡上升速度模型；

假设气泡和反应器内液体均竖直向上运动，反应器内的气泡平均上升速度v₃₂基于下式计算：

其中v₀、v_G和v_L分别为气泡sauter平均直径为d₃₂的气泡在无限大静止液体中的上升速度、表观气速和表观液速；

对于v₀，基于下式计算：

其中，ρ_L和σ_L分别为液体密度和界面张力，Mo为Morton数，d_e为当量直径，K_b为方程参数；对于MIHA体系，取c＝1.4，n＝0.8；

d_e＝d₃₂(ρ_Lg/σ_L)^1/2 (4)

K_b＝K_b0Mo^-0.038 (5)

其中，μ_L为液体动力粘度；对于MIHA体系，取K_b0＝10.2；

对于v_G和v_L，基于下式计算：

v_G＝4Q_G/πD₀ ² (6)

v_L＝4Q_L/πD₀ ² (7)

其中，Q_G为进气流量，Q_L为气泡破碎器中的液体循环流量，D₀为反应器直径；

S200建立MIHA纯气动操作条件下气相传质系数k_G模型，如下：

其中，d₃₂为气泡sauter平均直径，t₃₂为气泡在反应器内的停留时间，D_G为气体在液体中的气相扩散系数；

其中，H₀为反应器内初始液面高度，φ_G为气泡破碎器内气含率；

气相扩散系数D_G基于Chapman-Enskog动理论的方程预测，如下：

其中，M_A和M_B分别为气体和液体的摩尔质量，T为反应器内温度，P_G为气泡内气体压力；忽略气泡内液体的饱和蒸气压时，P_G近似等于液面上方的操作压力P_m；υ_i为分子扩散体积；

S300建立MIHA纯气动操作条件下液相传质系数k_L模型，如下：

依据Higbie渗透理论及速度滑移理论所定义的表面更新时间，k_L基于下式计算：

其中，ν_s为气泡与其周围液体间的滑移速度，D_L为液相扩散系数；

D_L基于Stokes-Einstein修正公式计算：

其中，D_AB为气体溶质A在溶剂B中的扩散系数，μ_B为B的粘度，V_A为A在正常沸点时的摩尔体积，依据实际气体的van der Waals对比态方程近似计算：

其中，P_c、T_c、V_A，C分别为A的临界压力、临界温度及临界摩尔体积；P，T分别为体系实际压力和温度；

基于式(8)、(12)、(14)获取MIHA纯气动操作条件下传质调控模型。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述反应器内气泡sauter平均直径d₃₂采用如下方式获取：

S400.分析纯气动条件下气泡生成过程，建立气泡破碎器内的能量转化模型；

纯气动操作条件下，液体流量Q_L＜＜气体流量Q_G，在未通入气体前，气泡破碎器内充满静止反应液；假设体系液体为闭路循环，即整个过程中液体量不发生变化；由于气体的进入，导致部分液体将被迫进入气泡破碎器外循环管路；设定气泡破碎器长度为L，直径为D₁，横截面积S₁＝πD₁ ²/4；喷嘴直径为D_N；

作出假设如下：

(1)稳态操作，操作压力P_m恒定；

(2)由于实际操作压力较高，故忽略液体势能的变化以及气泡界面张力所引起的气泡内气体压力的变化；

(3)由于气体密度远小于液体，故忽略输入气体的动能；

以气泡破碎器为控制体，进行稳态条件下的能量衡算；在气动条件下，压力为P_G0、体积流量为Q_G0的气体进入操作压力恒定为P_m的气泡破碎器时，气体释放部分静压能，转化为液体动能和气泡表面能；气体释放的静压能相当于气体对系统作功W_G，依据作功定义可知：

Q_G为气泡破碎器内气体流量，假设气体为理想气体，则依据理想气体状态方程可得：

式(17)中，ρ_G0和M_A分别为进入破碎器的气体密度和气体摩尔质量；R和T分别为气体常数和气体温度；

将式(17)代入式(16)并积分可得：

令气泡破碎器气体入口处气体压力与操作压力之差为ΔP，即：

ΔP＝P_G0-P_m (19)

由于ΔP＞0，因此，W_G＜0，即气体进入气泡破碎器后其机械能将减小；由于气泡破碎器操作压力P_m恒定，且相对而言，液体重力势能可忽略，因此气体所减小的机械能将转化为液体动能以及气泡界面能；故由式(18)(19)可得：

方程(20)等号左边为气体静压能的减小，即-W_G；方程(20)等号右边两项分别为液体动能和气液界面能；其中，ρ_L和σ_L分别为液体密度和界面张力；U_L为自破碎器流出的液体的线速度；d₃₂为自气泡破碎器流出的气泡Sauter平均直径；依据质量衡算，Q_G与Q_G0有如下关系：

由于ΔP＜＜P_m，因此Q_G≈Q_G0；初步计算表明，气液界面能值相对于液体动能值可以忽略，因此，将方程(20)简化为：

S500.基于气泡破碎器内的能量转化模型和液体循环，计算液体流量；

由于进出破碎器的液体为闭路循环，即进出液体流量相等，故有：

Q_L＝U_LS₁(1-φ_G) (23)

气泡破碎器内气含率φ_G按式(10)计算：

由(23)(10)式可得：

U_L为气泡破碎器内气液混合物的表观速度，将式(24)代入方程(22)可得：

由方程(25)可计算因气体输入所产生的喷嘴直径处液体流量Q_L，由方程(22)可得：

在纯气动操作条件下，Q_L＜＜Q_G，则将方程(25)简化为：

由此得到：

由理想状态方程可知，存在如下关系：

将式(29)代入方程(28)可得：

由方程(30)可知：气泡破碎器横截面积S₁对液体循环流量Q_L影响更大；

由于：

式中V_N为喷嘴处流速；

当V_N一定时，由式(30)和(31)可得：

当D_N一定时，由式(30)和(31)可得：

由式(24)和(30)可得：

由此完成纯气动条件下对Q_L的估算；

S600.计算气液强烈混合区能量耗散率ε_mix；

依据热力学第一定律可得：

上式中，L_mix为气泡破碎内气液强烈混合区长度，m；λ₁为气液体积流量之比，λ₁＝Q_G/Q_L；K₁为气泡破碎器喷嘴直径与破碎器直径之比，K₁＝D_N/D₁；

L_mix与液体最高流速在气泡破碎区中衰减直至消失的长度有关，液体最高流速在其衰减过程中，其中心线速度U_jm的衰减规律不受其周围气泡扰动的影响，并符合如下衰减规律：

方程(36)中，x为气泡破碎器核心至最大速度处的水平距离；当U_jm衰减至气液混合物表观速度U_L时，高速消失，之后将形成均匀气液混合物流；因此，L_mix为U_jm＝U_L时的x值，即：

对方程(37)化简后可得：

将方程(38)代入(35)并化简后可得：

联合式(30)(34)及方程(39)即可计算ε_mix；

S700.计算MIHA内微气泡的气泡尺度；

MIHA内微气泡d₃₂依据下式计算；

d_max＝0.75(σ_L/ρ_L)^0.6ε_mix ^-0.4 (40)

d_min＝11.4(μ_L/ρ_L)^0.75ε_mix ^-0.25 (41)

其中，d_min为气泡最小直径；d_max为气泡最大直径；μ_L为液体动力粘度。

3.权利要求1或2所述方法构建的MIHA纯气动操作条件下传质调控模型。

4.权利要求1或2所述方法设计的反应器。