气升式三相环流生物反应器 CFD 模型及净化恶臭废气的方 法及装置 技术领域 本发明涉及一种计算流体力学 (CFD) 模型模拟研究恶臭废气的气升式三相环流 生物反应器净化过程及净化恶臭废气的方法， 属于恶臭废气生物净化技术领域。
背景技术 化学工业和石油化工、 轻工、 纺织、 食品、 制药等已成为我国社会和经济发展的支 柱性产业， 在国民经济中占据着举足轻重的地位。 但与此同时， 在生产与加工过程中将不可 避免地无组织排放出大量的诸如苯系物、 硫化氢、 有机硫化物 ( 甲硫醇、 乙硫醇、 甲硫醚、 二 甲二硫 )、 氨、 有机氨、 有机酸和苯酚类化合物等恶臭废气， 若未能进行有效地治理和净化， 将严重影响健康。
生化法是基于微生物的代谢机理， 并考虑到恶臭废气的自身特点而开发出的一种 净化恶臭废气新工艺， 该工艺因具有诸如无二次污染产生、 处理能力大、 运行费用低、 工艺 简单、 能耗小、 效果好、 操作稳定等优点而备受青睐和重视。对生化法处理恶臭废气过程中 关键设备及其技术的实验与理论研究， 已成为世界工业恶臭废气净化研究和推广应用的热 点课题之一。
气升式气液固三相环流生物反应器， 是在结合气提、 环流等优点基础上而开发出 的一种新型反应器。由于该反应器内气、 液、 固三相的流动状况是非常复杂的， 再加上当前 对控制这些三相流动、 传质及反应的基本原理还不太清楚， 因此开展气升式气液固三相环 流生物反应器净化恶臭废气过程的实验、 理论模型与数值模拟研究， 是摆在我们化学工程 科技工作者面前一个急待解决的、 并具有重要学术价值和广阔应用前景的前沿课题之一。 只有开展气升式气液固三相环流生物反应器净化恶臭废气过程的局部性能实验研究， 才能 从微观上、 局部上揭示出反应器中局部流动、 传质及生化反应性能参数的分布规律， 为过程 模拟优化设计、 操作与控制提供基础实验数据 ； 也只有采用计算流体力学 (CFD) 的方法， 开 展气升式气液固三相环流生物反应器净化恶臭废气过程的模型化研究， 才能从模型角度实 现气升式气液固三相环流生物反应器净化恶臭废气过程的模拟优化与优化设计， 突破传统 的经验、 半经验半理论优化设计的研究思路和方法。 基于上述分析， 本发明将遵循生化法净 化恶臭废气发展的客观要求， 以气升式气液固三相环流生物反应器净化恶臭废气作为研究 对象， 从瞬态、 微观角度， 从实验、 理论和数值模拟三个方面， 开展反应器中局部流动、 传质 及反应性能的实验与理论研究， 提出基于计算流体力学 (CFD) 的三流体流动及反应模型进 行气升式气液固三相环流生物反应器净化恶臭废气过程模拟优化与优化设计的新思路、 新 方法和新工具， 使净化后的有机废气排放指标达到国家规定的一级排放标准 GB3096-1996， 为解决我国若干重大环境废气污染问题提供重要的基础数据及主导性技术。
发明内容
本发明目的在于提供一种采用 CFD 模型模拟气升式三相环流生物反应器固定化菌体净化恶臭废气的方法， 该方法模拟精确， 无需实际实验， 对具体的实验过程具有重要的 指导意义。对气升式三相环流生物反应器中利用固定化菌体净化恶臭废气过程进行 CFD 模 拟研究， 建立了 3D 瞬态气 - 液 - 固三相流的 CFD 模型， 将流动与传质和反应耦合， 以流体 实验和废气净化实验对模型进行验证， 模拟结果与实验值吻合良好， 并定量研究传质与反 应间的关系， 讨论气升式三相环流生物反应器恶臭废气净化过程的限速步骤并进行优化模 型。
本发明是通过下述实验技术方案加以实现的 ：
本发明的 CFD 模型模拟的模型假设理论公式 ：
本研究将欧拉方法应用于气升式内环流生物反应器内气 - 液 - 固三相流体系， 构 建基于 Eulerian 方法的三维瞬态模型。采用 CFX 10.0 大型计算软件包进行 CFD 模型数值 求解。
一、 模型假设
1) 气体为气相， 无机盐溶液为液相， 固定化菌体为固相。
2) 忽略菌体生长的延迟期。
3) 甲苯和氧为菌体生长的限制条件， 其他物质如无机盐等的影响不包括在内。 二、 气液固三相湍流模型及气泡多尺度模型
1. 模型控制方程 对于气 - 液 - 固三相体系， 各相的连续性方程如下 ：
其中 t 为时间， ρ 为密度， u 为速度， α 是相含率， 下标 g， l 和 s 分别代表气相、 液 相和固相， 相含率遵循如下约束条件 ： αg+αl+αs ＝ 1 (4)
气 - 液 - 固三相流中各相的动量输运方程如下 ：
其中 p 为压力， g 为重力加速度， μeff 为有效粘度， MI 为界面作用力项。
2. 相间作用力
在本模型中， 气泡与液相、 固定化小球与液相界面的相间作用力已经被考虑在内， 并且通过在动量方程中添加界面作用力项 MI 的方式来实现 ( 见公式 5， 6 和 7)。 对于气 - 液 两相流体系而言， 相间界面作用力主要包括曳力、 升力、 虚拟质量力和湍流扩散力等 ：
MI， MI， lg ＝ -MI， gl， ls ＝ -MI， sl 作为分散相的气、 固两相作用于连续相的曳力可表示为
其中， dg 和 ds 分别为为反应器内平均气泡直径和固定化小球直径， CD，lg 是气液相 间曳力系数， 可由 Ishii-Zuber 曳力模型计算 ：
其中 Rem 是气液混合雷诺数 ：其中是 Eotvos 数 ：
其中 σ 是气液相间表面张力。 其中 E(αg) 定义为 ：
CD， ls 是固相施加于液相的曳力系数， 可由 Wen Yu 曳力模型计算 ：Re′＝ αsRe(18)气泡和固定化小球在三相流中运动引起的剪切力， 产生了垂直作用于这两个分散 相运动方向的升力， 可由下式计算 ：
其中 CL 是升力系数， 其值为 0.5。虚拟质量力和湍流扩散力在气液固三相流中产生的影响很小， 在本文中忽略。
3. 湍流封闭模型
本文采用漩涡粘度假说封闭湍流模型， 每一相的动量扩散由有效粘度控制 ：
μeff， (22) l ＝ μl+μT， l+μg， l+μs， l
μeff， (23) g ＝ μg+μT， g
μeff， (24) s ＝ μs+μT， s
其中 μ 分子粘度， μT 是湍流粘度， μg， l 和 μs， l 分别是气泡和固体颗粒介导的液 相粘度。
液相的湍流粘度可由标准 k-ε 模型计算 ：
μg， l ＝ Cμpρlαgdg|ug-ul| μs， l ＝ Cμpρlαsds|us-ul| 标准 k-ε 模型如下所示 ：(26) (27)
其中 k 湍动能 (m2/s2)， ε 是湍流漩涡耗散 (m2/s2)。动能生成项 Gk 计算入下 ：分散相的湍流粘度计算如下 ：标准 k-ε 模型中的常数其值为 ： Cε1 ＝ 1.44， Cε2 ＝ 1.92， Cμ ＝ 0.09， Cμp ＝ 0.6， σk ＝ 1.0， σε ＝ 1.3。
由于固相的分子粘度对模拟的影响无明显影响， 其值于水相同。
4. 气泡尺寸分布模型
本文采用 MUSIG 模型， 即考虑气泡聚并和破碎效应的群体平衡模型来描述气泡尺 寸分布。该多尺度组分模型认为， 具有不同直径的几个气泡组可以用一个具有 Sauter 平均 直径 dg 的当量气相所代表。本文依据等直径离散化方法将直径为 1 ～ 15mm 的气泡分为 10 组， 各组气泡的平均直径分别为 1.7、 3.1、 4.5、 5.9、 7.3、 8.7、 10.1、 11.5、 12.9、 14.3mm。第 i 区域段的气泡群体平衡方程可表示为 ：
Si ＝ BBreakup-DBreakup+BCoalescence-DCoalescence (34) 式中 fi 是第 i 组气泡的体积分率， Si 是由气泡破碎和聚并引起的传质源项， 其控制方程为 ：
Sauter 平均直径可用下式计算 ：BBreakup， DBreakup， BCoalescence， DCoalescence 分别表示气泡在破碎及聚并以后直径为 di 的气 泡的生成及消亡速率。
5. 气泡聚并模型
由聚并引起的第 i 组气泡的净源项为 ：
Cij 是气泡由第 i 组并入第 j 组的比聚并速率， Xjki 是第 j 组及 k 组气泡聚并为第 i 组气泡引起的质量分数。
Prince 和 Branch 提出的聚并理论中， 整个聚并过程可以通过两气泡之间的碰撞 速率及碰撞效率两者来计算求得， 而碰撞效率与聚并所需的时间有关。仅由湍流效应引起 的聚并可表示为 ：
湍流对碰撞频率的作用可表示为 ： 其中碰撞的气泡间的接触面积由下式定义 ：湍流速率为 ： 碰撞效率 ηij 通过比较聚并时间 tij 和实际碰撞时间 τij 得到 ： ηij ＝ exp(-tij/τij) (44)
其中 h0 是初始液膜厚度， hf 是液膜破碎时的临界液膜厚度， 其值分别为 1×10-4and1×10-8mm， rij 是平衡半径 ：
6. 气泡破碎模型 由破碎引起的第 i 组气泡的净源项为 ：其中 Bij 是第 i 组气泡破碎为第 j 组气泡的比破碎速率， 所有气泡组相加其值为零。
其中 fBV 是破碎分数 ：Luo&Svendsen 模型基于气体动力学理论， 认为气泡破碎速率等于气泡湍流涡体 的碰撞频率与破碎效率之积， 将气泡和湍流涡体的碰撞过程与气体分子运动论进行类比计 算。第 i 组的气泡经湍流耗散破碎成第 j 组的速率为 ：
其中 σ 是表面张力， ξ 是无因次漩涡大小， 其最小值为 ：方程 (51) 中的常数为 CB ＝ 0.932， β ＝ 2。vl 为液相动态粘度。
三、 质量输运方程
气升式三相环流反应器恶臭废气生物净化过程中， 各相中组分的质量输运方程可 以表示如下 ：
其中 αg， αl， αs， μg， μl， μs， μeff， μeff， μeff， ρg， ρl， ρs， ug， ul， us 分别 g， l， s， 是气相、 液相和固相的相含率、 粘度、 有效粘度、 密度和速度， Yo，g， Yt，g 分别是氧和甲苯在气 相中的质量分数， Yo，l， Yt，l 分别是氧和甲苯在液相中的质量分数， Yo，s， Yt，s， Yx，s 分别是氧、 甲苯和菌体在固相中的质量分数， 量分数， 分别是氧和甲苯相对于气相分压的液相饱和质 分别是氧和甲苯相对于液相浓度的固相饱和质量分数， Do， Dt， g， g 分别是氧和 分别是氧和甲苯在气相中的扩散系数， Do， Dt， Do， Dt， l， l 分别是氧和甲苯在液相中的扩散系数， s， s 分别是 asl 分别是气液和液固相间比表面积， 氧和甲苯在固相中的扩散系数， alg， 甲苯的气液相间传质系数，
分别是氧和甲苯的液固相间传质系数 ：
其中， ε 是液相湍流漩涡耗散， Ug， ds 是固相的平均直径， 0 是气相的进口表观气速， g 是重力加速度。
So， St， Sx 分别是氧、 甲苯和菌体基于生化反应而产生的消耗或生成源项， So ＝ αsro， St ＝ αsrt， Sx ＝ αsrx， 其中 ro， rt， rx 分别是固相中氧、 甲苯和菌体的反应速率。
组分控制方程为 ：
Yn， (64) g+Yo， g+Yt， g ＝ 1
Ym， l+Yo， l+Yt， l+Yx， l ＝ 1 (65)
Ya， l+Yo， l+Yt， l+Yx， l ＝ 1 (66)
其中， 下标 n， m， a 分别代表气相中的氮气， 液相中的无机盐培养基和固相中的海 藻酸钙凝胶。
四、 生化反应模型 ：
本研究采用 Livingston 使用的底物限制 Haldine 模型， 其中恶臭废气和氧都是限 制性底物。
其中 Cx， l， Ct， l， Co， l 分别是菌体、 甲苯和氧在液相中的质量浓度， max， Kt， KI 则 是 Presdomonos putida WQ-03 的本征动力学系数， Ko 是氧的半饱和常数。
五、 边界及初始条件
1 气液固三相入口初始条件
气升式三相环流生物反应器气相入口 ( 布气板 ) 的边界条件定义如下 ：
(1) 气含率为 1， 无液体和固体存在， 即 αg ＝ 1， αl ＝ 0， αs ＝ 0 ；
(2) 气相速度垂直于布气板截面， 即 ug，x ＝ ug，y ＝ 0， ug，x ＝ Ug， 对整个底面来说 0， 的表观气速 Ug， 0.01， 0.0125， 0.015m/s ； 0 ＝ 0.0075，
(3) 液相和固相在入口处无速度 ： ul， us， 其 x ＝ ul， y ＝ ul， z ＝ 0， x ＝ us， y ＝ us， z ＝ 0， 中下标 x， y， z 分别是坐标轴的三个方向 ；
(4) 气相组分为氮气、 氧气和甲苯， 氮气和氧气的质量比为 0.79 ∶ 0.21， 气相甲苯 3 浓度 Ct， 300， 400mg/m ； g， 0 ＝ 200，
(5) 气相在入口处的直径均一， 由 Miyahara 等人提出的经验公式计算得到 ： 1/3
db ＝ f(Nw)(σdo/gρl) (68)
其中， do 是布气板上的孔径， f(Nw) 可由下列公式得到 ：
本文中 Nw ≤ 1， 进而计算出 db 约为 8.5mm， 接近第六组气泡直径， 因此在入口处将 MUSIG 模型中的第六组气泡含率设为 1。
气升式三相环流生物反应器内部液相和固相的初始条件如下 ：
(1) 液相含率为 0.7， 固含率为 0.3， 无气体存在， 即 αg ＝ 0， αl ＝ 0.7， αs ＝ 0.3 ；
(2) 液相和固相在反应器内静止 ： ul， us， x ＝ ul， y ＝ ul， z ＝ 0， x ＝ us， y ＝ us， z ＝ 0 ；
(3) 液相组分为水， 甲苯和氧， 初始甲苯浓度为零， 即 Ct，l， 溶氧为饱和值 Co， 0 ＝ 0 ； -3 3 l， 0 ＝ 8.3×10 kg/m ；
(4) 固相组分海藻酸钙凝胶， 甲苯， 氧和 Pseudomonas putida WQ-03 菌体， 初始甲 -3 3 苯浓度浓度为零， 即 Ct， 固相溶氧为饱和值 Co， 固相菌 s， 0 ＝ 0 ； s， 0 ＝ 8.3×10 *ρl/ρskg/m ； 体浓度 Cx， s， 0 ＝ 14g/L。
2 出口和壁面条件
在气升式三相环流生物反应器的出口截面处设置一条方环形溢流堰， 气液两相可 以通过溢流堰流出反应器， 不可返回， 固体则不能通过 ； 出口截面其他自由表面处设定为脱 气边界条件， 即对气相而言， 可逸出该自由界面， 但被阻止经由该自由界面返回反应器 ； 而 液相和固相不能溢出自由界面。 在壁面处， 对气相和固相设置为滑移条件， 即壁面对气泡和 固定化小球而言是光滑的 ； 而对液相则设置为非滑移条件， 也即壁面对液相而言是不光滑 的。
3 模型网格
气升式环流反应器的模型网格与实验装置及其分布器的形式都完全一致即 ： 外筒 120×120×1200mm ； 底面中心处布气板 ( 气相入口 )50×50mm ； 导流筒 80×80×800mm ； 距 底面 20mm。与两相流模型网格不同之处在于， 流域出口设置方环形溢流堰。4 数值方法
本 研 究 采 用 商 业 软 件 CFX10.0 求 解 模 型， 计算时间步长如下 ： 流体流动过 程 0.001s×100 ， 0.002s×100 ， 0.005s×100 ， 0.01s×100 ， 0.02s×100 ， 0.05s×100 ， 0.1s×2312 ； 恶 臭 废 气 净 化 过 程 0.001s×100， 0.002×100， 0.005×100， 0.01s×100， 0.02s×100， 0.05s×100， 0.1s×5912。
本发明的技术方案为 ：
一种气升式三相环流生物反应器 CFD 模型， 将流动与传质和反应耦合， 以流体实 验和废气净化实验对模型进行验证， 模拟结果与实验值吻合良好 ； 用该模型预测液相和固 相的局部瞬态组分分布， 并定量研究传质与反应间的关系， 讨论气升式三相环流生物反应 器甲苯废气净化过程的限速步骤。
所述的模型是将欧拉方法应用于气升式三相环流生物反应器 CFD 模型， 构建基于 Eulerian 方法的三维瞬态模型。
模型是采用 CFX 10.0 大型计算软件包进行 CFD 模型数值求解。 应用于甲苯废气的气升式三相环流生物反应器净化装置， 包括气升式三相环流生 物反应器、 缓冲罐、 流量计、 气泵、 无机盐培养基储罐、 蠕动泵和恒温电热器 ； 所述的气升式 三相环流生物反应器设有方柱形外壳体， 外壳体横截面正方形边长为 0.12 ～ 0.2m， 外壳体 内设置方柱形导流筒， 导流筒横截面正方形边长为 0.08 ～ 0.15m， 外壳体和导流筒的中轴 线重叠， 外壳体的底部中心位置设置正方形布气板， 边长为外壳体横截面边长的 1/2， 布气 板上的通气孔孔径为 0.5 ～ 4.5mm， 外壳体的上部设置可拆卸的四棱锥形封口， 壳体下方靠 近底面的位置设有出水口， 出水口内径为固定化菌体直径的 5 倍 ； 其中外壳体和导流筒的 高径比为 10 ∶ 1 ～ 12 ∶ 1， 导流筒底面与外壳体的底面距离为外壳体横截面边长的 1/2。
甲苯废气的气升式三相环流生物反应器净化方法， 净化方法步骤如下 ：
1) 将海藻酸钠固定化的恶臭假单胞菌 Pseudomonasputida WQ-03 和无机盐培养 基， 由气升式三相环流生物反应器顶部加入气升式三相环流生物反应器， 固定化菌体的用 量为气升式三相环流生物反应器工作容积的 30 ～ 40％， 无机盐培养基用量为气升式三相 环流生物反应器工作容积的 60 ～ 70％ ；
2) 以甲苯浓度 200 ～ 800mg/m3， 经第一气泵、 缓冲罐、 流量计以 0.52 ～ 1.04m3/h 的流量经气升式三相环流生物反应器底部进入反应器中， 出口气体流量的 20％经第二气泵 通过气升式三相环流生物反应器底部布气板进入气升式三相环流生物反应器， 气升式三相 环流生物反应器内在温度 25 ～ 30℃， 每 24h 加入无机盐培养基 0.5 ～ 0.7L ；
3) 最终使出口气体中甲苯浓度低于 60mg/m3， 容积负荷达 4810 ～ 8060mg/m3/h。
所述的无机盐培养基中 N3+ 为 7.5 ～ 22.5mmol/L， P5+ 为 1.5 ～ 4.5mmol/L， Mg2+ 为 0.4 ～ 1mmol/L， Ca2+ 为 0.18 ～ 0.5mmol/L， Fe2+ 为 0.07 ～ 0.2mmol/L ； Mn2+、 Zn2+、 Mo6+、 Cu2+、 Co2+ 为痕量。
所述的无机盐培养基中 N3+ 由 NH4Cl 或 (NH4)2SO4 的一种或混合提供， P5+ 由 KH2PO4 或 K2HPO4 的一种或混合提供 ； Mg2+ 由 MgSO4·7H2O 或 MgCl2 的一种或混合提供 ； Ca2+ 由 CaCl2 提供 ； Fe2+ 由 FeCl2·4H2O 或 FeSO4·7H2O 的一种或混合提供 ； Mn2+ 由 MnSO4·H2O 提供 ； Zn2+
由 ZnSO4 或 ZnCl2 提供 ； Mo6+ 由 Na2MoO4· 7H2O 提供 ； Cu2+ 由 CuSO4· 5H2O 或 CuCl2· 2H2O 提供 ； 2+ Co 由 CoCl2·6H2O 或 CoSO4·7H2O 提供。
本发明优点 ：
在气升式环流两相生物反应器恶臭废气净化行为研究基础上， 进一步研究气升式 环流三相生物反应器固定化 P.WQ-03 净化恶臭废气的动态行为， 并构建了基于欧拉方法的 气 - 液 - 固三相流 3D 瞬态 CFD 模型， 耦合流动、 传质和反应。该模型的模拟结果与相应的 流动和废气净化实验数据均吻合一致 ； 以该模型预测气升式三相环流生物反应器恶臭废气 净化过程中局部流体力学特性和组分浓度场的时空分布， 以及传质和反应的定量关系， 讨 论限速步骤， 结果表明， 恶臭废气和氧的液固相间传质都是限速步骤。依据上述分析， 优化 模拟条件， 减小固定化小球直径以增大比表面积来增大液固传质速率， 模拟结果表明， 减小 固定化菌体直径可以有效增加甲苯去除率。综上所述， 已建立的两相和三相模型可以很好 的模拟气升式环流生物反应器中游离菌和固定化菌体净化恶臭废气的生物过程， 并且可以 对反应器内的流体力学特性、 组分浓度场和限速步骤进行预测， 对操作条件的选择和反应 器设计具有指导意义。 附图说明 图1： 气升式三相环流生物反应器净化装置示意图 ；
图2： 布气板示意图 ；
图中， 1 为第一气泵， 2 为缓冲罐， 3 为流量计， 4 为布气板， 5 为气升式三相环流生物 反应器， 6 为恒温电热器， 7 为无机盐储罐， 8 为蠕动泵， 9 为第二气泵。
图 3 甲苯去除率的实验值与模拟值的比较
具体实施方式
下面结合附图具体的实施例对本发明作进一步说明。
采用如图 1 和图 2 的装置连接方式 ： 恶臭废气通过第一气泵 1 进入缓冲罐 2， 经过 流量计 3 的调节经过布气板 4 从底部进入气升式三相环流生物反应器 5， 气升式三相环流生 物反应器 5 中存在无机盐培养基和固定化菌体， 通过恒温电热器 6 保持一定温度， 固定化菌 体净化后的恶臭废气从气升式三相环流生物反应器 5 顶部排出， 排出气体的 20％经第二气 泵 9 回到缓冲罐 2 中， 气升式三相环流生物反应器 5 中的无机盐培养基为固定化菌体提供 代谢所需的无机盐， 气升式三相环流生物反应器 5 外部的无机盐培养基储罐 7 每天将一定 量的无机盐通过蠕动泵 8 从气升式三相环流生物反应器 5 上方加入气升式三相环流生物反 应器 5 中。
以气升式三相环流生物反应器外壳体和导流筒的高径比为 10 ∶ 1 ～ 12 ∶ 1， 外 壳体横截面正方形边长为 0.12 ～ 0.2m， 导流筒横截面正方形边长为 0.08 ～ 0.15m， 导流 筒底面与外壳体的底面距离为外壳体横截面边长的 1/2， 正方形布气板边长为外壳体横截 面边长的 1/2， 布气板上通气孔孔径为 0.5 ～ 4.5mm， 海藻酸钠固定化 Pseudomonas putida WQ-03 为生物质， Pseudomonas putida WQ-03 菌种购于中国普通微生物菌种保藏管理中心 (CGMCC 1.1130)。
固定化菌体小球直径约为 3mm， 加入量为气升式三相环流生物反应器工作容积的30 ～ 40％， 无机盐培养基加入量为气升式三相环流生物反应器工作容积的 60 ～ 70％， 无 3+ 5+ 2+ 机盐培养基中 N 为 7.5 ～ 22.5mmol/L， P 为 1.5 ～ 4.5mmol/L， Mg 为 0.4 ～ 1mmol/L， 2+ 2+ 2+ 2+ Ca 为 0.18 ～ 0.5mmol/L， Fe 为 0.07 ～ 0.2mmol/L ； Mn 、 Zn 、 Mo6+、 Cu2+、 Co2+ 为痕量， 温 3 度 25 ～ 30℃， 以 0.52m /h 的空气量曝气 24h， 净化恶臭废气的具体实施例。
本发明是通过下述实验技术方案加以验证 CFD 模型模拟结果的 ：
本发明的恶臭废气的气升式三相环流生物反应器净化方法步骤如下 ：
1) 将海藻酸钠固定化的恶臭假单胞菌 Pseudomonasputida WQ-03 和无机盐培养 基， 由气升式三相环流生物反应器顶部加入气升式三相环流生物反应器， 固定化菌体的用 量为气升式三相环流生物反应器工作容积的 30 ～ 40％， 无机盐培养基用量为气升式三相 环流生物反应器工作容积的 60 ～ 70％ ；
2) 以甲苯作为恶臭废气的代表实例， 浓度 200 ～ 800mg/m3， 经第一气泵、 缓冲罐、 3 流量计以 0.52 ～ 1.04m /h 的流量经气升式三相环流生物反应器底部布气板进入气升式三 相环流生物反应器， 出口气体流量的 20％经第二气泵回到缓冲罐， 循环进入气升式三相环 流生物反应器， 气升式三相环流生物反应器内在温度 25 ～ 30℃， 每 24h 加入无机盐培养基 0.5 ～ 0.7L ：
3) 最终使出口气体中甲苯浓度低于 40mg/m3， 达到国家规定的 GB16279-1996 恶臭 3 废气排放标准， 容积负荷 4810 ～ 8060mg/m /h。
所述的无机盐培养基中 N3+ 为 7.5 ～ 22.5mmol/L， P5+ 为 1.5 ～ 4.5mmol/L， Mg2+ 为 0.4 ～ 1mmol/L， Ca2+ 为 0.18 ～ 0.5mmol/L， Fe2+ 为 0.07 ～ 0.2mmol/L ； Mn2+、 Zn2+、 Mo6+、 Cu2+、 Co2+ 为痕量。
所述的无机盐培养基中 N3+ 由 NH4Cl 或 (NH4)2SO4 的一种或混合提供， P5+ 由 KH2PO4 或 K2HPO4 的一种或混合提供 ； Mg2+ 由 MgSO4·7H2O 或 MgCl2 的一种或混合提供 ； Ca2+ 由 CaCl2 提供 ； Fe2+ 由 FeCl2·4H2O 或 FeSO4·7H2O 的一种或混合提供 ； Mn2+ 由 MnSO4·H2O 提供 ； Zn2+ 由 ZnSO4 或 ZnCl2 提供 ； Mo6+ 由 Na2MoO4· 7H2O 提供 ； Cu2+ 由 CuSO4· 5H2O 或 CuCl2· 2H2O 提供 ； 2+ Co 由 CoCl2·6H2O 或 CoSO4·7H2O 提供。
本发明是以固定化恶臭假单胞菌 Pseudomonas putida WQ-03 净化恶臭废气， 菌种 购于中国普通微生物菌种保藏管理中心 (CGMCC 1.1130)。
对气升式环流生物反应器三相甲苯净化过程不同时刻的全场气含率分布、 气液固 三相速度场及组分浓度分布的瞬态变化情况进行了模型预测， 并进一步讨论了整个过程的 限速步骤。预测结果表明， 甲苯和氧的液固传质都是限速步骤。依据上述的限速步骤分析， 优化模拟条件， 减小固定化小球直径， 模拟结果表明， 减小固定化小球直径可以有效增加甲 苯去除率 RE。
图 3 给出气升式三相环流生物反应器甲苯去除率的实验值和模拟值的比较。气升 式三相环流生物反应器的出口甲苯浓度随入口甲苯浓度以及表观气速的增大而增大 ； 当入 3 口甲苯浓度在 200-400mg/m 范围， 表观气速在 0.0075-0.015m/s 范围内变化时， 甲苯去除 率 RE 在 200 ～ 600s 内变化很小， 保持在 80％ -82％之间， 模拟结果和降解实验值吻合较 好。在本实验的操作范围内， 入口甲苯浓度和表观气速对甲苯去除率的影响都极小。当入 3 口甲苯浓度在 200mg/m 以下， 进口表观气速 0.0075-0.015m/s 时， 出口甲苯浓度可达到国 3 家规定一级排放标准 GB13096-1996， 即不超过 40mg/m 。由图可知， 操作刚启动时去除率变化剧烈， 从 100％直接降低到 25 ～ 40％， 随后立刻升高， 再经历了一次下降又升高的较大波 动之后， 去除率渐渐平缓， 至 200s 左右达到动态的平衡， 此后一直保持动态稳定。这与甲苯 的气升式两相环流生物降解过程有很大不同， 造成三相生物降解过程中前期去除率大幅度 变化的原因可能是气液两相和液固两相的相间传质启动有先后顺序， 甲苯从气相传质到液 相后， 再从液相传递到固相， 然后才能被固相中的 Pseudomonas putida WQ-03 菌体降解， 使 得生化反应的启动晚于传质的启动。