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气液相反应过程与反应器

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气液反应过程及反应器

气液反应过程及反应器
量较少旳反应设备 连串副反应：返混较少旳反应器，或半间歇
（3）有利于降低能量消耗 反应热旳回收，压力能旳回收，分散液体所需要旳动力。
（4）有利于反应温度旳控制 降膜、板式塔、鼓泡塔：易；填料塔：难
（5）应能在较少流体流率下操作 填充床反应器、降膜反应器和喷射反应器有限制。
32
气液反应器旳型式和特点
本征动力学方程
(rA )
1 V
dnA dt
kcALcBbL
气液反应旳宏观速率：
(R A )
1 VL
dnA dt
因为气液相反应依托界面传质，因而受单位体积液相具有旳界面积影响。
定义：α --- 单位气液混合物容积中旳相界面积。 m2/m3
fL ---- 气液两相旳液含量。fL
V VL
(RA )
1 VL
ALC
b BL
29
8.4 气液相反应器
工业生产对气液反应器旳要求： （1）较高旳生产强度 （2）有利于反应选择性旳提升 （3）有利于降低能量消耗 （4）有利于反应温度旳控制 （5）应能在较少流体流率下操作
30
（1）较高旳生产强度
（a)气膜控制情况 气相容积传质系数大旳反应器： 液体高度分散； 气体高速湍动。 可选用喷射、文氏等反应器
1924年由Lewis和Whitman提出。 基本论点： （1）气液界面旳两侧分别有一呈层流流 动旳气膜和液膜，膜旳厚度随流动状态 而变化。 （2）组分在气膜和液膜内以分子扩散形 式传质，服从菲克定律。 （3）经过气膜传递到相界面旳溶质组分 瞬间溶于液相且到达平衡，符合亨利定 律，相界面上不存在传质阻力。 （4）气相和液相主体内混合均匀，不存 在传质阻力。全部传质阻力都集中在二 层膜内，各膜内旳阻力能够串联相加。

化学反应工程(第三版)陈甘棠主编第八章气液两相反应器PPT课件

化学反应工程(第三版)陈甘棠主编第八章气液两相反应器PPT课件

（8-14）
定常态操作时，单位界面上反应量等于扩散通量，即
NA(rA )d SA n dtD LA ddA czz0
将A的浓度分布对z求导后代入上式得
式中，
N A( rA )D L LA cA 1 i b D L L D c B c B A AL i kLc A Ai
k LA
DLA L
，称为液膜传质系数。
（8-16）
1 DLBcBL bDLAcAi
，称为瞬间反应的增强系数。物理意义是气
液反应条件下组分A的消失速率与最大物理吸收速率 kLAcAi 之比。 13
式（8-15）中cAi是界面浓度，难以测定，工程设计中通常将 其换算为容易测量的pA来表示的反应速率。因为，
N AkG(A p Ap A)i( rA )kLc A A 1 ib D L L D c c B B A A L i
第八章 气液两相反应器
1
整体概况
概况一
点击此处输入 相关文本内容
01
概况二
点击此处输入 相关文本内容
02
概况三
点击此处输入 相关文本内容
03
2
8.1 概述
气-液相反应是一类重要的非均相反应。主要分为二种类型： （1）化学吸收： 原料气净化、产品提纯、废气处理等。 （2）制取化工产品
a.
b.
c.
（淤浆床）
A ( g b) l) B P(( r A ) k A c B c
定常态条件下，在单位面积的液膜中取一厚度为dz的微元层，对组分
A作物料衡算：
D Ld A dAc z( rA )d z D Ld A d c zAd dAc d z z
整理得
DLAdd2cz2A kcAcB 0

气液反应及反应器.ppt

气液反应及反应器.ppt

时， ；
B ,opt
max
y y
半间歇搅拌釜
连续加热搅拌釜
第五节 鼓泡反应器
❖ 特点：气相高度分散在液相中（持液量大、相际接触面大、 传质和传热效率高，适用于缓慢反应和大量放热情况）；结 构简单，操作稳定，费用低。
缺点：液相返混较大；气相压降较大。
❖ 型式：按结构分：
①空心式（针对热效应较大）②多段式（克服液相返混）
(C：)反应面为界面时的 ，即C吸收速率最大时的
BL C
BL
C BL
当C 时， ，（反 应面）趋向于界面、
BL
1
2
；N A
当 C 至 （0 反应面）到时达，界面、
BL
1
1
2
(C ) (v（kG6)(-D49AL）)P
BL C
kDG
L
BL
；N k P ;
max
A,max
GG
6-8 不可逆瞬间反应
即当 时2 ，M i
②瞬间反应：
M
条件——k2很大，而B供应很不充分，
即当 M 时 1，0 i
i
6-11 平行反应和连串反应
❖ 一、平行反应： 多种反应剂对一种气体的吸收过程（工业中常见）属此。 两种反应剂对同一种气体吸收的浓度分布的形式，因反应
类型不同而不同:
❖
6-11 平行反应和连串反应
❖
1 1 1 ,
K k Hk
G
G
L
1 H1
;
K kk
L
G
L
6-5 化学反应在相间传递的作用
❖ 1、化学反应可忽略的过程： 当液相中反应量<<物理溶解量，可视为物理吸收过程。 如：对液相中进行的一级不可逆反应，

第六章气液相

第六章气液相

6.2.1 气液相间物质传递
双膜模型组分A相际传质如图所示：
相界面 气膜 液膜 液相主体
按照双膜理论模型，在气液 相界面处A组分达到平衡状 态。即：
气相主体
PGA
PA PAI cAI
CAi HpAi （低压下）
cA
cAL
z
δG δL
双膜模型组分A相际传质的示意图
A组分由气相主体扩散到气液相界面的速率方程为：
6.3 气液反应动力学特征
6.3.1 气液反应过程的基础方程
假定气相中A组分与液相中B组分的反应过程按双膜模 型进行。 气相中A组分向气液相界面扩散的速率为：
dn AG k AG S ( p AG p Ai ) dt
A组分由气液相界面向液相主体扩散的速率为：
dn AL k AL S (c Ai c AL ) dt
DAB
c Ai c A kc c Ai c A
可得化学吸收速率与物理吸收速率的比值

N AR N AR HaHaV 1 thHa V 1HathHa 1 N A kc c Ai 0
—— 化学吸收增强因子
N AR N A
引入一个模型参数 S 来表达任何龄期的流体表面单元在单位 时间内被更新的机率（更新频率）。
由于不同龄期的流体单元其表面瞬时传质速率不一样，将龄 期为 0→∞ 的全部单元的瞬时传质速率进行加权平均，解析 求得传质系数为
kc SDAB
表面更新理论
kc SDAB
该理论得出的传质系数正比于扩散系数 DAB 的 0.5 次方；
δG δL
则气膜中：
dn A k AG S ( p AG p Ai ) dt

化学反应工程-24-第七章-气液相反应过程

化学反应工程-24-第七章-气液相反应过程
或采用以下关联式：
3 0.484 0.339 d b g Sh = 2.0 + 0.0187 Re P Sc L 23 DL
1

0.072

1.61
②湍动区 若床层内的气泡直径db为已知时，则有如下关联式：
DL µ L u t k L = 0.321 d b (µ L − µ G )
−2
− Re 0 0.05
式中：dVS：气泡直径（m）；d0：小孔直径（m）；u0：小孔 d u ρ Re 0 = 0 0 G 气速（m/s）； µG 由上式可见在高气速时，气速对气泡直径影响很小。
秋田等提出用鼓泡床床径作关联，得经验式如下：
d VS − 0.50 − 0.12 u 0 G = 26 Bo Ga gD D 2 式中： = gD ρ L ，称为朋特（Bond）准数； Bo σ
d VS
6ε G = a
a
=
n
π
6
3 d VS
2 nπd VS
由于气泡之间的相互影响，dVS的大小仍只能依靠实验。 对空气—水系统，经验式如下：
200 < Re 0 < 2100， d VS = 0.29 × 10 d 0 Re 0 3
2 −1 1 1
d Re 0 > 10000 ， VS = 0.71 × 10
1 2 1 2
式中：db为球形气泡直径；CD为曳力系数，是气泡雷诺数的函数，一 般实验结果为C D = 0.68 − 0.773
−3 3 （r 当 0.7 × 10 m < re < 3 × 10 m e为与气泡体积相同的球体半径）时，
气泡不再是球形，尾涡后的旋涡使浮升阻力增加，此时：

化学反应过程与设备

化学反应过程与设备
气液相反应与化学吸收的特点： 气液相反应与化学吸收，既有相同点，又有不同之处
化学反应过 程与设备
一、气液相反应器种类和工业应用
（一）气液相反应的特点与应用
气液相反应工业应用： 气液相反应广泛地应用于加氢、磺化、卤化、氧化等化学加工 过程。
化学反应过 程与设备
一、气液相反应器种类和工业应用
（二）气液相反应的基本类型与特点
气液相反应器的特点： 鼓泡塔反应器： 广泛应用于液体相也参与反应的中速、慢速反应和放热量 大的反应。 优点： 缺点：
化学反应过 程与设备
一、气液相反应器种类和工业应用
（二）气液相反应 的基本类型与特点
化学反应过 程与设备
一、气液相反应器种类和工业应用
（二）气液相反应的基本类型与特点
气液相反应器的特点： 填料塔反应器： 广泛应用于气体吸收的设备，也可用作气液相反应器。 反应方式： 适用于： 优点： 缺点：
二、鼓泡塔反应器结构
（二）鼓泡塔反应器的结构
组成： (1)塔底部的气体分布器分布 作用： (2)塔筒体部分 作用： (3)塔顶部的气液分离器 作用：
化学反应过 程与设备
三、填料塔反ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ器结构
（一）填料塔反应器的结构
定义：填料塔是以塔内装有大量的 填料为相间接触构件的气液传质设备。 结构：填料塔的塔身是一直立式圆筒， 底部装有填料支承板，填料以乱堆或 整砌的方式放置在支承板上。
化学反应过 程与设备
三、填料塔反应器结构
（一）填料塔反应器的结构 5、塔内件 （5）液体分布装置
化学反应过 程与设备
三、填料塔反应器结构
（一）填料塔反应器的结构 5、塔内件 （6）液体收集及再分布装置
化学反应过 程与设备

气液相反应

气液相反应

• γ决定了反应是快是慢，是否存在反应面， 反应在何处进行。 • 判据： • γ>2属于瞬间反应或快反应过程；宜选用 停留时间短的反应器，如填料塔。 • 0.02< γ<2为中速反应；反应大量在液相 主体进行，宜选用持液量大的反应器， 如鼓泡塔。 • γ<0.02属于慢反应。
8.3 气液反应器
型气 ，液 常反 见应 的器 有有 ：许 多 类
• 解之，得：
cBL cBL R cBL cB l ＝ － l－ R L－ R R－ L L R
• 反应面的位置： dc A A dcB DLA DLB dl B dl c Ai A cBL DLB R B L－ R DLA A R DLB c Ai cBL B L－ R DLA
• • • • •
kGA,kLA有经验公式可算。 气相视为平推流操作。 由于视cAL=0，与液相流型无关。 反应级数体现在中。 因为是快速反应，传质阻力主要存在于 气膜之中。 • 填料高度的最直接影响因素为摩尔流量、 总压、填料比表面及出入口浓度差。 • 与物理吸收的差别仅在于。如果=1， 相当于用大量的液体吸收气相中的A。
cBi不一定为0，与 中速反应的区别 在于cAL为0，即 在液相主体中没 有A。
pA
pAi cBL cAi
δG
δL
• 瞬时反应过程 • A与B之间的 反应进行得极 快，以致于A 与B不能在液 相中共存。在 液膜区存在一 个反应面，此 面上AB的浓 度均为0。
反应面 δR cBL pAi cAi
pA
• 鼓泡塔式反应器的计算 • 液相是连续相，气相是分散相。 • 鼓泡塔反应器的操作分两种，连续与半 连续。 • 所谓半连续是指液体一次加入，达到反 应要求后一次排出，而气相连续通过。 • 半连续鼓泡塔计算，假定： • 气相流动为平推流，气体分压随高度呈 线性变化。 • 液相在塔内为理想混合，物性参数不变。

气液相反应器

气液相反应器

鼓泡式反应器的优点及缺点
鼓泡式反应器结构简单，造价低、 易控制、易修理、防腐问题容易解决。 但鼓泡塔内液体的返混程度大，气泡 易产生聚并，反应效率低。
二、鼓泡管反应器
鼓泡管反应器，它是由管接头依次连接的许多垂直 管组成，在第一根管下端装有气液混合器，最后一根管与 气体分离器相连接。这种反应器中，既有向上运动的气液 混合物，又有下降的气液混合物，而下降的物流的流型变 化有其独特的规律，下降管的直径较小，在其鼓泡流动时， 气泡沿管截面的分布较均匀，但当气流速度较小时，反应 器中某根管子会出现环状流，从而造成气流波动，引起总 阻力显著增加，会使设备操作引起波动而处于不稳定状态， 因此气体空塔流速不应过小，一般控制在大于0.4m/s.
气液相反应器
项目一 气液相反应器的结构
一、鼓泡塔反应器
气体以鼓泡形式通过催化剂液层进行化学反应的塔 式反应器，称作鼓泡式反应器，简称鼓泡塔。 式反应器，称作鼓泡式反应器，简称鼓泡塔。 应用最广泛的时简单鼓泡塔反应器，其基本原理结 应用最广泛的时简单鼓泡塔反应器， 构式内盛液体的空心圆筒，底部装有气体分布器，壳外 构式内盛液体的空心圆筒，底部装有气体分布器， 装有夹套或其他型式换热器或设有扩大断、液滴捕集器 装有夹套或其他型式换热器或设有扩大断、 等。
• 搅拌釜式气液相反应器的优点是： 搅拌釜式气液相反应器的优点是： • 气体分散良好，气液相界大，强化了传质、
传热过程，并能使非均相液体均稳定。
• 主要缺点是： 主要缺点是： • 搅拌器的密封较难解决，在处理腐蚀性介质
及加压操作时，应采用封闭式电动传动设备。达 到相同转化率时，所需要反映体积较大
鼓泡管反应器的最大优点： 鼓泡管反应器的最大优点：
是生产过程中反应温度易于控制 和调节。由于反应管内流体的流动属 于理想置换模型，故达到一定转化率 时所需要的反应体积较小，对要求避 免反混的生产体系更是十分有利。

催化反应工程华东理工大学第十九课气—液—固三相反应器 24页PPT文档

催化反应工程华东理工大学第十九课气—液—固三相反应器 24页PPT文档
1 细颗粒催化剂 2 液体持液量大，液体全混 3 温度易于控制 要求： 1 惰性液体的要求 2 催化剂耐磨损 3 气相存在范混，但模拟计算时假设活塞流。
催化反应工程
(一) 颗粒完全悬浮临界气速uc 1 uc∝ut, ut 固体颗粒沉降速度 2 uc∝Cs 3 颗粒特性 4 液体特性 5 床层直径 6 分布器，有无导流筒
Nu=0.023Re0.8Pr0.3~0.4
A gB l C
催化反应工程
A组分
rA ,g kAS g LC A gC Ai g kAS L LC A iC LAL
kAS S eC A L C AS keS eC AC S BS
r B ,g k B S e S C B C L B S k e S e C A C B SS
rA ,grB,gkTSeC AC gBL
催化反应工程
k1TS SL ek1 Ag S SL eK kA GL LKGLk1 AS keC 1BS
rB,g kBSSe
CBLCBS
rB,g
keSeCAS
CBS
krBB,S gSekeSreB C ,gASCBL， kTS rB e,C gAgCBL
催化反应工程
催化反应工程
§三相催化反应器
一 涓流床三相反应器
二
气、液并流向下通过固定床的流体力学
三 (一)流体状态
四
与流速有关
五
在一定UOG下，小→大，气相连续→分散
六 (二)持液量
七
内持液量——颗粒孔隙内的持液量，
八
孔隙率↑，内持液量↑
九
静持液量——液体不流动时，润湿颗粒间的持液
量，
十

有机催化反应工程-气液反应

有机催化反应工程-气液反应

DA
t
(
c*A
c AL
)
表面更新模型
表面元在表面暴露时间为零到无穷大任一值 暴露时间分布密度函数
se st
N A 0 N A( t )dt
DAs ( c*A cAL )
kL DAs
简单气液反应宏观动力学
扩散－反应微分方程
D
2c A z 2
c A t
rA
三维模型
D 2cA
uc A
c A t
aL：单位液相体积为基准的相界面积 εL：液含率
气液反应的理论基础
扩散方程
Fick第一定律－分子扩散速率
Fick第二定律－扩散方程
膜模型 渗透模型 表面更新模型
N AB
DAB
dc A dz
DAB
2c A z 2
c A t
双膜理论
气液界面上，气体在液相的浓度与其在气相的浓度瞬 时达到平衡 溶质通过界面无阻力 气液相界面两侧分别存在气膜与液膜，传质阻力完全 集中于膜内 通过气膜的溶质都通过液膜，膜内无累积 膜内流体视为静止 膜外气体和液体被充分搅拌，浓度均一 气体通过的液面不更新
渗透模型
DA
2c A z 2
c A t
cA(
z,t
)
c AL
(
c*A
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
c AL
)1
erf
(
2
z )
DAt
z0 z0
t0 t0
cA cA
cAi c*A c AL
N
A
(
t
)
DA
cA z
z0
z t 0 cA cAL
DA
t

气液相反应器

气液相反应器

③Ha＜0.02在液相整体中进行的极慢反应，为图
中h 。
项目五 气液相反应器
（4） 五种反应类型分析
① 极快反应 此时化学反应能力远远大于扩散能力，化学反 应瞬间完成，液相中A、B不能同时存在，化学 反应仅在液膜内某个反应面上发生，与界面大 小有关，和液体体积无关，此时，宏观速度取 决于扩散速度，称扩散控制过程。 令
7-冷却水箱
项目五 气液相反应器
（3）鼓泡塔反应器优点： ①气体以小的气泡形式均匀分布，连续不断地通过气液 反应层，保证了充足的气液接触面，使气液充分混合反应良 好。 ②结构简单，容易清理，操作稳定，投资和维修费用低。 ③鼓泡塔反应器具有极高的储液量和相际接触面积，传 质和传热效率高，适用于缓慢化学反应和高度放热的情况。 ④在塔的内、外都可以安装换热装置。 ⑤与填料塔比较，鼓泡塔能处理悬浮液体。 缺点： ①为了保证气体沿截面的均匀分布，鼓泡塔的直径不宜 过大，一般在2-3m以内。 ②鼓泡反应器液相轴向返混很严重，在不太大的高径比 情况下可认为液相处于理想混合状态，因此较难在单一连续 反应器中达到较高的液相转化率。 ③鼓泡反应器在鼓泡时所耗压降较大。
项目五 气液相反应器
（1）鼓泡塔的各种类型
(a) 并流式鼓泡塔
(b) 升液式鼓泡塔
(c) 安置水平多孔隔板的鼓泡塔 (d)填料鼓泡塔 1-筛板；2-填料
项目五 气液相反应器
（2）鼓泡塔的各种热交换形式
(a) 夹套换热器
(b) 塔外换热器
(c) 蛇管换热器
1，4-挡板；2-夹套；3-气体分布器；5-塔体；6-塔外换热器；
项目五 气液相反应器
任务二
气液相反应器的生产原理
项目五 气液相反应器
一、双膜理论

第五章 气液固三相反应器

第五章 气液固三相反应器

Re 2 d 1.8 10 3 6.9 10 6 We
2．搅拌功率PG
图5-9表示了PG/P0与通气准数NV
（NV=VG/Nd3）的关联。 由图可见，在大气量时，所消耗 的功率约为不通气的功率的一气功率
如图5-10所示。图上不
同直线代表不同釜径和 搅拌浆叶直径的比值
区域3：随着搅拌转速增加，当气含率εG 达到0.4~0.5时，釜内出现了湍动气泡
的聚集现象，这时再增加转速，气含率增加缓慢。
区域4：搅拌转速继续增加，气含率εG 达以0.6左右时，此值已接近于搅拌
器以上的总容积分率，此时液体将被抛出容器。这时搅拌器外缘端点速度
大于5m/s，将发生机械振动。 区域5：当鼓泡搅拌釜不通气时（表观气速u0G=0），由于搅拌器的作用，液 体表面上的气体被吸入液体，气含率也不等于零，这时气含率εG 随搅拌转速 N的增加而增加。
1/ 2
u G 0G G u b
( PG / V ) 0.4 c0.2 u 0G 0.0216 0.6 u b
（5-72） （5-73）
( PG / V ) 0.4 c0.2 u 0G a 1.44 0.6 ub
1/ 4
D
Ha 2 D
1/ 2
（5-84）
3．泛点速度 在特征转速Nmin以上操作鼓泡搅拌釜，表观气速对气含率的影响不大，表观
气速大小主要取决于工艺上的要求。有时为了使气相组分尽可能一次转化完，
采用小的气量。有时为了减少气态产物在液相中的溶解度，及时驱出气态产 物，而采用过量的气量。表观气速大小对气含率、比相界面、停留时间、传
由图5-11可见，当反应器转速大于800r/min时，搅拌器外缘端点速度大于1.8m/s， 此时，即使u0G=0，气含率也开始出现，即此刻发生表面漩涡而使气体吸入。 当端点速度大于5/s时，实验中发生机械振动。因此，鼓泡搅拌釜合理的操作区 应在区域2操作，即搅拌器端点速度大于0.8~2.0m/s，而小于5m/s，以便获得良 好的气体分布。鼓泡搅拌釜的表观空釜气速u0G一般在0~0.06m/s之间，过高反 而会造成气液接触不均匀的分布。图5-11的阴影部分为合适的操作区。

第8章多相反应及反应器

第8章多相反应及反应器

8.1 气液反应模型
由于气相和液相均为流动相，两相间的界面 不是固定不变的，它由反应器的型式及反应 器中的流体力学条件所决定。
气液相间的物质传递对于气液反应过程速率 有重要影响，这种相间传递过程通常可以用 传质模型来描述。
气液反应过程的传质模型有多种，如双膜模 型，表面更新模型与溶质渗透模型等，但用 之以处理具体问题时，结果都相差不多。
Ｓ为表面更新分率，必须由实验测定。从该 式 格可 比以 获看 得出的，结果与完D全AB一的致平。方根成正比，与赫
虽然溶质渗透理论和表面更新理论能够比双 膜论更接近气液相间传质的真实情况，但由 于气液接触时间 和表面更新分率Ｓ均不易获 得，而且在实际应用中会使过程的数学描述 复杂化。所以，目前对于很多实际过程的描 述仍采用双膜理论，这样可以使过程的数学 描述简化，而计算结果的误差也是可以接受 的。
尿 素 合 成 塔
气液吸收反应器
二 氧 化 碳 吸 收 塔
气液反应过程的特点
反应发生前气液两相中的反应组分首先需要 接触，气相反应组分通过气液界面传入液相， 并与液相中的组分进行反应。
化学吸收过程既与反应速率有关又与气液平 衡有关。
描述气液反应过程总速率的宏观反应速率方 程将是本征化学反应速率和气液传质速率的 组合。
由此可将cAs消除，得到宏观速率方程：
rA
C AG 1 1
k kg m
气液反应时，吸收速率以单位相界面定义，并且液相中
化学吸收速率以物理吸收乘以化学吸收增大因子表示。
因此对于定态过程，气膜传质速率应等于液相中A的转 化速率。
气液反应宏观速率
kG(PAgPAi)kLcAi
cAiHAPAi
由此消除界面分压与浓度，便可获得气液吸 收宏观速率方程：

气液相反应和反应

气液相反应和反应

3.1 填料塔的设计计算
逆流操作的填料塔内进行气液相反应
在塔内取一微元做物料衡算
积分，得到填料层高度
增强因子法 拟一级快反应 全塔物料衡算 气膜阻力忽略时
拟一级快反应的填料层高度计算式
3.2 鼓泡塔的设计计算
高径比较大时，气相流动接近活塞流，液相接近全混流
液相浓度处处相等，等于出口浓度 全塔物料平衡确定液相出口浓度
视为全混流
物料衡算为一代数方程
设计任务规定：已知气液相进口流量 和组成，计算达到所规定的气相或液
相际传质，也可能出现在液相反应，或者两者都不能忽略
要进一步借助 原因：
当 当 当
判断 的物理意义是可能最大主体化学反应速率与可
时，过程阻力主要存在在相际传质，反应仅发生在 时，过程阻力主要存在液相主体反应，反应在整个 时，说明相际传质和主体反应的阻力都不能忽略，
能的最大物理传质速率之比
定态条件下的扩散通量之间的关系
同时考虑气膜阻力和液膜阻力 时，飞速反应的速率计算式
仅考虑液膜阻力时
飞速反应的增强因子
飞速反应的增强因子与反应速率常数无关 飞速反应的增强因子与八田数也无关 只有提高液相中B的浓度，才能提高飞速反应的增强因子
原因：浓度的提高，使得反应面向气液界面推移，组分A在液膜中 的扩散距离缩短 极限情况：反应面与气液界面相重合
的气流及接触 单位液相体积的相界面面积很大，但是持液
量和单位反应器体积的相界面面积均很小
液滴喷洒形成后，很少有机会发生凝并和分 裂，传质效果交叉
优点
空体积大，处理含固体杂质或会生成固体产 物的气液反应过程时无堵塞现象
2.3 板式塔

8气液相反应过程与反应器

8气液相反应过程与反应器

气相组分进入到液相的过程是一个传质过程。
双膜论
Ci
pG
δ g δ L
CL pi
G
G
L
L
1、气相中反应组分由气相主体 透过气膜扩散到气液界面； 2、该组分进入液相后，通过液 膜扩散到液相主体； 3、进入液相的该组分与液相中 反应组分进行反应生成产物； 如为挥发性产物，： 4、产物由液相主体透过液膜扩 散到气液界面； 5、产物从气液界面透过气膜扩 散到气相主体。
dnAL DAL S (c AI c AL ) k AL S (c AI c AL ) dt L
定态，则：dnAG
dnAL dt dt
组分A与B在液相中进行化学反应：aA bB rR rA rB m n r kcA cB
A
B
液膜内离相界面I处取一厚度为dl，与传质方向垂直的面积S的体积 作为体积元，对该体积元作A组分的物料衡算，在单位时间内：
L
dcA 气液界面处：D AL ( ) I k AL (c AL c AI ) k AL D AL / L dl
同理，有： k BL DBL / L , k AG DAG / G
这是在液膜区内无化学反应，即物理吸收过程的规律：
' L /L 1
dnA 1 S ( p AG Kc AL ) 1 K dt k AG k AL
BC：l 0 : c A c AI ; l R : c A 0
dcA n c AI , m c AI / R dl
R l L 液膜中仅有组分B而没有组分A：
DBL
BC： l R : cB 0; l L : cB c BL

第六章 气液固三相反应器和反应器分析

第六章 气液固三相反应器和反应器分析

（5）均相副反应量越大。
2．气-液-固悬浮三相反应器 固体在气液混合物中呈悬浮状态，这样操作状态的反应器为气-液-固 悬浮反应器。气-液-固悬浮反应器可以按有无机械搅拌、流体流向、颗粒
运动状态等进行分类。大体可以分为：
（1）机械搅拌的气-液-固悬浮反应器； （2）不带机械搅拌的鼓泡三相淤浆反应器； （3）不带机械搅拌的两流体并流向上的流化床反应器；
效率因子低下； （4）当催化剂由于积炭，中毒而失活时，更换催化剂不方便。
图7.1（b）适应于当气相反应物浓度较低，而又要求气相组分达到
较高转化率时的情况，逆流操作有利于增大过程的推动力。但同时
会增加气相流动阻力，当气液两相的流速较大时，还可能出现液泛。
图7.1（c）为气液并流向上的填料鼓泡塔反应器，持液量大，液相 和气相在反应器中混合好，液固间的传热性能好，适用于反应热效
7.2 气-液-固反应的宏观动力学
7.2.1 过程分析 气液固催化反应过程是传质与反应诸过程共同作用，互相影响的三 相反应过程，由多个步骤组成的过程。对于组分通过气液相的传递过程， 本节采用双膜模型，设气相反应组分A与液相反应组分B，在固体催化剂 作用下，反应如下：
A( g ) bB 产物
7.1.3 气-液-固反应过程研究所涉及的模型和参数
气液固反应过程，同样涉及到化学动力学，各相的流动
与混合状况，相间的质量、热量、动量传递等。由于相的增
加，物料流动与混合、质量、热量、力量传递过程要比两相 复杂，它涉及更多的参数。
1．流动模型及相关参数 （1）反应器的流动模型决定了三相间的传递特性，决定
1
（7.10）
1 1 RQ (cQs cQLi ) k a k a Qs p QL K LSQ (cQs cQLi ) qk p (1 f ) cAs

气液反应及反应器

气液反应及反应器

DG

L

G
pG p *
L
HDL
DG
HDL
N KG ( pG p*)
p* CL / H
G L 1 KG DG HDL
HG 1 L KL DL DG
阻力加和定理
上式各式中各符号的意义
p* — 与液相浓度CL相平衡的气相分压，Mpa或atm
C＊— 与气相分压PG相平衡的液相浓度,kmol/m3
Ei －亨利系数，
xi－i在液相中的摩尔分率
若气相为理想气体的混合物：
Ci H i pi Hi ni Ci Ci Ci ( pi Ei xi Ei Ei Ei Ei ) n n /V n / m /M

M Ei

M 0 Ei
第二节 气－液反应历程
气－液反应的通式为:
一、气－液反应 的定义
气－液反应是气相中的反应组分A越过相界面进入液 相，和液相中的组分B进行的反应。反应过程如下： A（液相）＋B（液相） A（气相） 产物

1.反应特点
1）反应物:气体A和液相中组分B; 2）反应区在液相内，包括相界面； 3）多相反应:反应过程由传递过程和化学反应组成； 4）存在两种平衡:包括相平衡和化学反应平衡：
CL pi G L
N JG J L Ci H i pi
G
L
双膜理论的有关计算公式
N DG N DL pG pi
G
, ,
N pG pi DG / G N Ci CL DL / L
消去Ci和pi
N pG pi DG / G C CL N i HDL / L H N pG CL / H
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气液两相间存在 着稳定的相界面， 界面两侧分别存 在滞留膜，组份 通过在滞留膜中 稳定的分子扩散 进行传质，传质 阻力完全存在于 滞留膜中。
• 根据双膜理论的物理模型，可以写出：
dnA dt
DGA
G
( pA
pAi )S
kGA ( pA
pAi )S
dnA dt
DLA
L
(cAi
cAL )S
kLA (cAi
概述
• 气液反应过程指一个反应物在气相，另 一个在液相，气相反应物需进入液相才 能反应；或两个反应物都在气相，但需 进入液相与液相的催化剂接触才能反应。
• 与化学吸收过程极为相似。
• 气液反应的步骤：
• 气液相反应－－反应物和产物至少有一 个存在于液相中，其中典型的是气体的 反应吸收。
• 更具有普遍意义：A(g)+B(l)=C(g) • 其宏观反应历程为： • 1 A从气相主体向气液界面扩散； • 2 A在气液界面处溶解于液相； • 3 溶解于液相的A向液相内部扩散，在扩
dcA dz
cAich 1 z cALchz sh
dnA dt
DLA
S
dcA dl
l0
DLA
S
L
cAich cAL sh
DLA
L
S
ch sh
cAi
cAL
ch
kLAS cAi
cAL
th
cAi
cAL
ch
cAi cAL
因此：
cAi
cAL
ch
th cAi cAL
• β恒大于1。
DLA
d 2cA dl 2
rA
边界条件：l 0，cA cAi
对一级反应，可得：
l L，cA 0
th
cBi不一定为0，与 中速反应的区别 pA
在于cAL为0，即 在液相主体中没
有A。
pAi cBL
cAi
δG
δL
• 瞬时反应过程
反应面
• A与B之间的 反应进行得极 pA 快，以致于A 与B不能在液 相中共存。在 液膜区存在一
cAL )S
根据亨利定律，
pAi H AcAi ‘相界面处达到平衡’ 由以上两式可以推得：
DGA
G
kGA
DLA
L
kLA
dnA dt
1
1
HA
pA
H AcAL S
1
1
1
pA HA
cAL S
kGA kLA
H AkGA kLA
• 因此可以写成：
dnA dt
KGA ( pA H AcAL )S
δL
•中速反应 •反应在液相主体与液膜中同时进行：
•令
k L2 kDLA
DLA
kLA
前有kLA
DLA
L
: 膜内转换系数八田数
• 方程转变为：
d 2cA dz 2
2cA
z 0, cA cAi z 1, cA cAL
此方程的解为：
cA
cAish
1 z cALshz sh
• 继续推导：
δR
cBL pAi cAi
个反应面，此 面上AB的浓 度均为0。
δG
δL
• 反应面左侧，只有A，没有B，因此，在 此区域，为纯物理扩散。
d2cA dl 2
0
l 0, cA cAi
l R ,cA 0
cA
cAi
R
l
cAi
• 反应面右侧，只有B，没有A，因此，在 此区域，亦为纯物理扩散。
d 2cB dl 2
0
l R , cB 0 l L , cB cBL
• 解之，得：
cA
cAi
R
l
cAi
cB
cBL
L－ R
l
cBL R R－ L
＝
cBL
L－
R
l－ R
• 反应面的位置：
DLA
dcA dl
A B
DLB
dcB dl
cAi
R
A B
cBL
L－ R
DLB DLA
cAi
A B
R L－ R
K LA
(
pA HA
cAL )S
1 1 HA KGA kGA kLA
1 1 1 KLA H AkGA kLA
K
GA和K
分别是以气相和液相表示的
LA
总括传质系数。
• 扩散物A在液膜中 的化学反应，使 pA 液膜较物理过程 的液膜变薄，由
•
L
变为
' L
。
• 注意液膜是流体
力学特性，而变
薄的液膜就不单
k
'LA
(
pA HA
cAL )S
kLA
(
pA HA
cAL )S
1 1 HA
KGA kGA kLA
1 1 1
KLA H AkGA kLA
K
GA和K
分别是以气相和液相表示的总括
LA
传质系数。与物理吸收过程相比，仅相差
一个化学增强因子。
气液反应动力学
• 在液膜内 取一微元 体，在定 常态下， 对A组份 作物料衡 算（服从 Fick扩散 定律）：
•
d 2cA
凹。dl 2
0
kL2
曲线下
pA
•
DLA 八田数决
定了β ,γ0, β 1
(γ0，ch γ 1, γ/
th γ
1)
cAi
cAL
ch
th
cAi
cAL
dl
cB pAi cAi
cA
δG
δL
• 快速反应
• 反应仅发生在液膜区，组份在液膜区已 全部反应掉，在液相主体区没有A，因此 液相主体中没有反应。
散的同时与液相中的B发生反应；
• 4 液相中的产物C透过液膜扩散到气液界 面；
• 5 产物C由气液界面扩散到气相主体。
• 基本理论：双膜理论
• 与物理吸收的差别在于在液相主体和液 膜中存在化学反应，反应速率的快慢直 接影响了吸收的速率。
• 反应历程亦为连串过程，反应速率决定 了控制步骤的所在。
物理吸收过程的 双膜理论模型
•极慢反应
传递速率远比 反应速率快得 多；液相中溶 解的A接近其 饱和溶解度； 化学反应在液 相主体中进行， 反应速率代表 了A的传递速 率。
•慢反应
反应在液相主 体中进行，但 pA 速率较传递速 率为大，液膜 中的反应可以 忽略（即-rA视 为0），与物 理吸收相同。
cB pAi cAi
cA
δG
DLA
d2cA dl 2
rA
DLB
d2cB dl 2
B A
rA
• 模型分析：
• 模型是以存在稳定的膜为前提，即：不 论气液相主体如何扰动，相界面上滞留 膜总是稳定存在。
• 随着气液相流动状况的不同，气液膜的 厚度不同。强化传质要通过增加扰动改 变膜厚度实现。
• 传质与反应速率的不同，得到不同的膜 内浓度分布。
DBL
L－ R
DLB DLA
纯是流体力学的
概念了。
δ'L
pAi cAi
δG
cA δL
•
则： dnA
dt
kGAS pA pAi
pAi H AcAi
dnA dt
k 'LA
S cAi
cAL
k 'LA
DLA
'L
DLA
L
L 'L
kLA
L 'L
L : 化学增强因子 'L
dnA dt
kGA ( pA
H AcAL )S