气液两相反应器
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• 化学吸收剂的基本要求：无毒、不腐蚀、成本低、 便于回收。
例如：
• 空气深泠分离过程中用化学吸收脱除CO2 以防止干冰堵塞管道；
• 催化反应前用化学吸收除去反应原料气 中微量的H2S以免催化剂中毒。
7.1.1气液相反应设备
塔类反应器 气液相反应设备 釜式反应器
填料塔 板式塔 鼓泡塔
鼓泡搅拌釜
1
HA
1
kGA
k LA
KGA
1 1 HA K GA kGA k LA
1 1 1 K LA H A kGA k LA
气液相反应过程是传质与反应的综合。其宏观 反应速率决定于其中速率特别慢的那一步。
• 反应速率>>传质速率，宏观反应速率由传质速 率决定，在形式上就是传质速率方程；
• 传质速率>>反应速率，则称为反应控制或动力 学控制，此时宏观反应速率就等于本征反应速 率。
a=S/VR。 • ai与a均称为比相界面，但它们的基准不同，故
数值上也有差别。两者之间可用气含率ε关联。
7.2 气液相反应动力学
• 设有二级不可逆气液相反应A（g）＋bB（l） → P，其液相中的本征速率方程为（－rA）= kCA CB，宏观速率方程受到气液相传质阻力的 影响。按照传质阻力与反应阻力的相对大小， 气液相反应可分为若干种不同类型，具有不同 的宏观速率方程。
并在相界面上达到气液平衡，即符合亨利定律
pAi H AC Ai
• 气相主体和液相主体中达到全混状态，传质阻 力全部集中在膜内。
• 在无反应的情况下，组分A 由气相主体扩散而进入液 相主体需经历以下途径： 气相主体→气膜→界面气 液平衡→液膜→液相主体。
②无反应时的扩散方程
作单位 气液相 界面积 上物料 衡算
NA
-D LA
dC A dz
D
LA
[
1
L
(C Ai
C AL )]
DLA
L
(C Ai
C AL )
对照两式可得到扩散系数与传质系数之间的关系
k LA
D LA
L
气膜传质系数与气膜扩散系数也成正比关系
kGA
DGA
L
如定义与液相中CAL平衡的气相分压为PA*，与气相中 PA平衡的液相浓度为CA*。则传质通量又可表示为
③各传质系数及其相互关系
kG气膜中的传质系数 kL液膜中的传质系数 KG气相总传质系数 KL液相总传质系数
根据双膜模型的假定，全部液相传质阻力都集中在液膜内， 单位时间内通过单位传质表面的A组分的量可表示为
N A k LA (C AL C Ai )
kLA为A组分在液膜中的传质系数，而根据Fick扩散定律，液 膜中的传质速度即为扩散速度：
7．2．1 气液相反应的类型 气液相二级不可逆反应有以下八种类型
②界面反应
• 反应的性质与瞬间快速 反应相同，但因液相中 B组分浓度高，气相组 分A一扩散到达界面即 反应完毕，反应面移至 相界面上，在界面上， A组分浓度为零，而B 组分浓度可大于零。正 好使B组分在界面上浓 度为零时液相主体中组 分B的浓度称为临界浓 度。
常见的气液相反应可分为两大类
1．化学吸收 2．制取化学产品
1．化学吸收
• 液相吸收剂中的活性组分与被吸收气体中某组分 发生化学反应而生成产物，称为化学吸收，可用 于脱除气体中的有害组分，或回收气相中的有用 组分。
• 当工艺要求气相中某活性组分浓度很低而用物理 吸收方法难以达到时，常采用化学吸收的方法。 与物理吸收相比较，化学吸收推动力大，可以更 快速彻底地吸收掉气相中的某些组分。
• 具有较大的相界面积和较小的贮液量；
• 板式吸收塔：塔体与塔板结构与一般精 馏塔相同，具有较大的相界面积和较大 的贮液量；
• 鼓泡塔：通常是一个 空的筒体，内装液相 反应物，以鼓泡形式 通过液层并与液相组 分发生反应。鼓泡塔 中气液相界面积决定 于气泡表面，故单位 体积反应器所具有的 相界面积较小，但其 贮液量比前两种塔式 反应器大。
N A kGA ( pA p Ai ) kLA (C Ai C AL ) KGA ( pA pA*) K LA (C A * C AL )
PA PAi C Ai C AL pA PA * C A * C AL
1
1
1
1
kGA
k LA
K GA
K LA
可得
pA pAi pAi pA * pA pA *
⑤二级中速反应
• A与B在液膜中发生反 应，但因反应速率不 很快，故有部分A在液 膜中不能反应完毕， 因而进人液相主体， 并在液相主体中继续 与B组分反应。
塔式反应设备
• 填料吸收塔：塔内装置一定高度的填料层，液 体从塔顶沿填料表面呈薄膜状向下流动，气体 则呈连续相由下向上同液膜逆流接触，发生传 质过程。气体和液体的组成沿塔高连续变化。
• 填料塔中根据充填填料的结构特点，又可分为 拉西环、鲍尔环、矩鞍形填料、波纹填料等实 体填料塔和高效丝网填料塔等。
• 化学吸收填料塔通常 是两塔串联操作：
• 左边吸收塔，右边为 解吸塔，吸收塔中气 相反应物被吸收剂吸 收进入吸收液，吸收 液在解吸塔中因压力 降低温度升高而发生 解吸，被吸收的气相 组分得到浓缩提纯， 而液体吸收剂则返回 吸收塔循环使用。
• 釜式气液相反应器：鼓泡搅 拌釜。气体由搅拌釜的下部 分布器流入，呈气泡向上运 动，分布器上方有快速转动 的搅拌桨，将气泡打碎成无 数小气泡，从而大大增加了 单位体积中的气泡总表面积， 强化了气液两相间的传质， 同时具有较大的贮液量，这 种鼓泡搅拌釜用于烃类的氯 化，并广泛应用于生化发酵 罐中，其体积有大至 100~200m3的。
• 传质速率≈反应速率，没有控制步骤，宏观反 应速率要同时考虑传质与反应的影响。
很多情况下气液相反应速率与相界面积的 大小有关，故常用以相界面积为基准的反应速 率（-rA''）表示。
7.1.4比相界面与气含率
• 单位液相体积所具有的气液相界面积ai=S/VL； • 单位气液混合物体积中所具有的气液相界面积
7.1.2气液传质的双膜模型
• 双膜模型 • 涡流扩散模型 • 表面更新模型
后两种模型发展较晚，比较接近实际情 况，但其模型参数不易确定。而双膜模 型实际应用较多，其优点是简明易懂， 便于进行数学处理。
①双膜模型
假定： • 气液相界面两侧存在着气膜与液膜（为很薄的
静止或滞留层） • 气相组分向液相扩散时，先到达气液相界面，
例如：
• 空气深泠分离过程中用化学吸收脱除CO2 以防止干冰堵塞管道；
• 催化反应前用化学吸收除去反应原料气 中微量的H2S以免催化剂中毒。
7.1.1气液相反应设备
塔类反应器 气液相反应设备 釜式反应器
填料塔 板式塔 鼓泡塔
鼓泡搅拌釜
1
HA
1
kGA
k LA
KGA
1 1 HA K GA kGA k LA
1 1 1 K LA H A kGA k LA
气液相反应过程是传质与反应的综合。其宏观 反应速率决定于其中速率特别慢的那一步。
• 反应速率>>传质速率，宏观反应速率由传质速 率决定，在形式上就是传质速率方程；
• 传质速率>>反应速率，则称为反应控制或动力 学控制，此时宏观反应速率就等于本征反应速 率。
a=S/VR。 • ai与a均称为比相界面，但它们的基准不同，故
数值上也有差别。两者之间可用气含率ε关联。
7.2 气液相反应动力学
• 设有二级不可逆气液相反应A（g）＋bB（l） → P，其液相中的本征速率方程为（－rA）= kCA CB，宏观速率方程受到气液相传质阻力的 影响。按照传质阻力与反应阻力的相对大小， 气液相反应可分为若干种不同类型，具有不同 的宏观速率方程。
并在相界面上达到气液平衡，即符合亨利定律
pAi H AC Ai
• 气相主体和液相主体中达到全混状态，传质阻 力全部集中在膜内。
• 在无反应的情况下，组分A 由气相主体扩散而进入液 相主体需经历以下途径： 气相主体→气膜→界面气 液平衡→液膜→液相主体。
②无反应时的扩散方程
作单位 气液相 界面积 上物料 衡算
NA
-D LA
dC A dz
D
LA
[
1
L
(C Ai
C AL )]
DLA
L
(C Ai
C AL )
对照两式可得到扩散系数与传质系数之间的关系
k LA
D LA
L
气膜传质系数与气膜扩散系数也成正比关系
kGA
DGA
L
如定义与液相中CAL平衡的气相分压为PA*，与气相中 PA平衡的液相浓度为CA*。则传质通量又可表示为
③各传质系数及其相互关系
kG气膜中的传质系数 kL液膜中的传质系数 KG气相总传质系数 KL液相总传质系数
根据双膜模型的假定，全部液相传质阻力都集中在液膜内， 单位时间内通过单位传质表面的A组分的量可表示为
N A k LA (C AL C Ai )
kLA为A组分在液膜中的传质系数，而根据Fick扩散定律，液 膜中的传质速度即为扩散速度：
7．2．1 气液相反应的类型 气液相二级不可逆反应有以下八种类型
②界面反应
• 反应的性质与瞬间快速 反应相同，但因液相中 B组分浓度高，气相组 分A一扩散到达界面即 反应完毕，反应面移至 相界面上，在界面上， A组分浓度为零，而B 组分浓度可大于零。正 好使B组分在界面上浓 度为零时液相主体中组 分B的浓度称为临界浓 度。
常见的气液相反应可分为两大类
1．化学吸收 2．制取化学产品
1．化学吸收
• 液相吸收剂中的活性组分与被吸收气体中某组分 发生化学反应而生成产物，称为化学吸收，可用 于脱除气体中的有害组分，或回收气相中的有用 组分。
• 当工艺要求气相中某活性组分浓度很低而用物理 吸收方法难以达到时，常采用化学吸收的方法。 与物理吸收相比较，化学吸收推动力大，可以更 快速彻底地吸收掉气相中的某些组分。
• 具有较大的相界面积和较小的贮液量；
• 板式吸收塔：塔体与塔板结构与一般精 馏塔相同，具有较大的相界面积和较大 的贮液量；
• 鼓泡塔：通常是一个 空的筒体，内装液相 反应物，以鼓泡形式 通过液层并与液相组 分发生反应。鼓泡塔 中气液相界面积决定 于气泡表面，故单位 体积反应器所具有的 相界面积较小，但其 贮液量比前两种塔式 反应器大。
N A kGA ( pA p Ai ) kLA (C Ai C AL ) KGA ( pA pA*) K LA (C A * C AL )
PA PAi C Ai C AL pA PA * C A * C AL
1
1
1
1
kGA
k LA
K GA
K LA
可得
pA pAi pAi pA * pA pA *
⑤二级中速反应
• A与B在液膜中发生反 应，但因反应速率不 很快，故有部分A在液 膜中不能反应完毕， 因而进人液相主体， 并在液相主体中继续 与B组分反应。
塔式反应设备
• 填料吸收塔：塔内装置一定高度的填料层，液 体从塔顶沿填料表面呈薄膜状向下流动，气体 则呈连续相由下向上同液膜逆流接触，发生传 质过程。气体和液体的组成沿塔高连续变化。
• 填料塔中根据充填填料的结构特点，又可分为 拉西环、鲍尔环、矩鞍形填料、波纹填料等实 体填料塔和高效丝网填料塔等。
• 化学吸收填料塔通常 是两塔串联操作：
• 左边吸收塔，右边为 解吸塔，吸收塔中气 相反应物被吸收剂吸 收进入吸收液，吸收 液在解吸塔中因压力 降低温度升高而发生 解吸，被吸收的气相 组分得到浓缩提纯， 而液体吸收剂则返回 吸收塔循环使用。
• 釜式气液相反应器：鼓泡搅 拌釜。气体由搅拌釜的下部 分布器流入，呈气泡向上运 动，分布器上方有快速转动 的搅拌桨，将气泡打碎成无 数小气泡，从而大大增加了 单位体积中的气泡总表面积， 强化了气液两相间的传质， 同时具有较大的贮液量，这 种鼓泡搅拌釜用于烃类的氯 化，并广泛应用于生化发酵 罐中，其体积有大至 100~200m3的。
• 传质速率≈反应速率，没有控制步骤，宏观反 应速率要同时考虑传质与反应的影响。
很多情况下气液相反应速率与相界面积的 大小有关，故常用以相界面积为基准的反应速 率（-rA''）表示。
7.1.4比相界面与气含率
• 单位液相体积所具有的气液相界面积ai=S/VL； • 单位气液混合物体积中所具有的气液相界面积
7.1.2气液传质的双膜模型
• 双膜模型 • 涡流扩散模型 • 表面更新模型
后两种模型发展较晚，比较接近实际情 况，但其模型参数不易确定。而双膜模 型实际应用较多，其优点是简明易懂， 便于进行数学处理。
①双膜模型
假定： • 气液相界面两侧存在着气膜与液膜（为很薄的
静止或滞留层） • 气相组分向液相扩散时，先到达气液相界面，