气液相反应及反应器.ppt
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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
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01
概况二
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02
概况三
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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
微反应器PPT课件
21
液液相微反应器
.
22
液液相微反应器
改变油水两相流 速比可得到不同 内部液滴数（n） 的多相乳液
(a) n = 1 (b)n = 2
(c) n = 4 (d) n= 8
杂程度大大增加，成本也相应增加。 ④ 不是所有的反应都适合微反应。如很慢的液-固反应，反
应无放热或吸热现象；传统工艺的选择性和收率已经很高 的反应。
.
12
1.8 微反应器制造技术
硅的干法蚀刻 LIGA过程 注模技术
微制造技术
硅的异性湿法蚀刻 玻璃湿法化学蚀刻
其它
技术适用性评价.源自13微反应器制造技术微反应器
.
1
目录
1、简介
2、分类
2.1 液液相反应器 2.2 气液相反应器 2.3 气液固三相反应器 2.4 气固相反应器
3、应用
3.1 纳米微粒的制备 3.2 精细化工过程
4、展望
5、结语
.
2
1、简介
未来科学技 术发展方向
设备微型化
过程集成化
微化学工程
.
3
1.1 微化工技术的主要特点
弹性生产
典型的液相 混合方式
一种是采用静态混合方式 ，即将流体反复分割合并 以缩短扩散路径，借助流 体管路的不同结构，得以 在很宽的雷诺数范围内进 行流体的混合，而又没有 机械或可动部件的流体结 构件
.
一种是采用流体动 力学集中方法，即 多个进料微通道呈 扇形分布，集中汇 入一个狭窄的微通 道，通过液体的扩 散作用迅速混合
术的新的综合系统之一
限定微通道特征尺度在
10μm～3.00mm内
微化工技术着重研究时空特征尺度在数百毫秒和数百微米范围内的微 型设备和并行分布系统中的过程特征和规律
液液相微反应器
.
22
液液相微反应器
改变油水两相流 速比可得到不同 内部液滴数（n） 的多相乳液
(a) n = 1 (b)n = 2
(c) n = 4 (d) n= 8
杂程度大大增加，成本也相应增加。 ④ 不是所有的反应都适合微反应。如很慢的液-固反应，反
应无放热或吸热现象；传统工艺的选择性和收率已经很高 的反应。
.
12
1.8 微反应器制造技术
硅的干法蚀刻 LIGA过程 注模技术
微制造技术
硅的异性湿法蚀刻 玻璃湿法化学蚀刻
其它
技术适用性评价.源自13微反应器制造技术微反应器
.
1
目录
1、简介
2、分类
2.1 液液相反应器 2.2 气液相反应器 2.3 气液固三相反应器 2.4 气固相反应器
3、应用
3.1 纳米微粒的制备 3.2 精细化工过程
4、展望
5、结语
.
2
1、简介
未来科学技 术发展方向
设备微型化
过程集成化
微化学工程
.
3
1.1 微化工技术的主要特点
弹性生产
典型的液相 混合方式
一种是采用静态混合方式 ，即将流体反复分割合并 以缩短扩散路径，借助流 体管路的不同结构，得以 在很宽的雷诺数范围内进 行流体的混合，而又没有 机械或可动部件的流体结 构件
.
一种是采用流体动 力学集中方法，即 多个进料微通道呈 扇形分布，集中汇 入一个狭窄的微通 道，通过液体的扩 散作用迅速混合
术的新的综合系统之一
限定微通道特征尺度在
10μm～3.00mm内
微化工技术着重研究时空特征尺度在数百毫秒和数百微米范围内的微 型设备和并行分布系统中的过程特征和规律
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，
气液相反应和反应
02
深入研究催化剂的作用机制和活性中心的性质，优化催化剂的
制备工艺，以提高催化剂的活性和稳定性。
探索新型的催化剂载体和制备方法，以实现催化剂的高效分散
03
和负载，降低催化剂的成本和提高其循环使用性能。
绿色化学理念的应用
将绿色化学理念应用于气液相 反应的设计和实施过程中，以 减少或消除对环境的负面影响
详细描述
产物分离和提纯的方法包括蒸馏、萃取、结晶等。这些方法通常需要消耗大量的能量和时间，因此需 要优化分离和提纯的工艺条件，以提高产物的纯度和收率。同时，也可以采用新型的分离技术如膜分 离、吸附等，以降低分离和提纯的成本和提高效率。
05
气液相反应的未来发展
新反应机理探索
1
深入研究气液相反应的微观机制，探索新的反应 路径和机理，以提高反应效率和选择性。
反应动力学
动力学模型
气液相反应的动力学模型描述了 反应速率与反应物浓度的关系， 通常采用速率方程来表示。
速率常数
速率常数是描述反应速率的重要 参数，它受到温度、压力、反应 物浓度等因素的影响。
传递过程
在气液相反应中，传递过程涉及 到气体在液体中的溶解、扩散以 及液相传质等物理过程，对反应 速率产生影响。
04
气液相反应的挑战与解决方案
反应效率问题
总结词
反应效率低下是气液相反应中常见的问题应。
详细描述
在气液相反应中，由于气体和液体的密度和性质的差异，反应物之间的传质传热过程可能会受到限制，导致反应 效率低下。为了解决这一问题，可以采用增加搅拌强度、优化反应温度和压力等措施，提高反应物的接触面积和 反应速率。
。
开发环境友好的反应介质和溶 剂，替代传统的有毒有害溶剂
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
气液固三相反应器课件
实验研究与模拟的局限性及未来发展
局限性分析
分析实验研究和模拟技术的局限性，如实验 条件的不一致性、模型简化和误差传递等， 以及如何减小这些局限性的影响。
未来发展趋势
探讨三相反应器实验研究和模拟技术的未来 发展趋势，如新技术应用、模型优化和多尺 度模拟等，以及这些趋势对工业应用和科学 研究的影响。
05
优化产品生产
三相反应器可用于优化产品生产过 程，提高产品质量和产量，降低生 产成本。
三相反应器的历史与发展
历史
三相反应器的概念最早由科学家们提出，经过近百年的发展，现已广泛应用于各个领域。
发展
随着科技的不断进步，三相反应器在材料、结构、能效等方面不断优化，未来还将应用于更多领域。
02
CATALOGUE
应用先进的智能化控制技术，实现对三相反应器的精准控制，提高 生产效率和产品质量。
三相反应器面临的挑战与解决方案
01
反应器稳定性问题
三相反应器的操作条件较为复杂，容易出现稳定性问题。为解决这一问
题，需深入研究反应机理，优化反应条件，提高设备的稳定性。
02 03
能耗与环保问题
三相反应器运行过程中需要消耗大量的能源，且可能产生环境污染。针 对这一问题，应研发低能耗、环保型的三相反应器，如采用高效分离技 术、循环利用技术等。
特点
三相反应器具有高效率、高选择 性、高稳定性等优点，可用于处 理复杂的多相化学反应过程。
三相反应器的重要性
实现多相化学反应
三相反应器能够模拟和实现多相 化学反应过程，为科学研究、工 业生产和环保等领域提供有效的
手段。
提高能源利用率
三相反应器的特殊结构有助于提高 能源的利用率，降低能源消耗，对 于节能减排具有重要意义。
气液相反应过程与反应器
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
• 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
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因此：
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• β恒大于1。
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d 2cA dl 2
rA
边界条件：l 0，cA cAi
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
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
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：
化学反应工程 第六章 气-液反应及反应器
KG ( pG p*) KL (C *CL )
电流过程与双膜传质过程的类似
Ci Hpi
U1
U2
G
L
I U1 U2 U2 U3
R1
R2
U1 U2 U1 U2
R1 R2
R0
R0 R1 R2
U3
pG
Ci
pi
CL
GL
N pG pi Ci CL pG pi Ci CL
G / DG L / DL 1/ kG
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
三、M准数的判据
M准数：液膜中化学反应与传递之间相对速率的大小
条 件 反应类别 反应进行情况
M 0 反应可忽略 液膜液相的反应均可忽略
M 1 慢反应
反应在液相主体中进行
M 1 中速反应 反应在液膜和液相中进行
M 1 快反应
反应在液膜中进行完毕
M 瞬间反应 反应在膜内某处进行完毕
瞬
快
间
反
反
应
假设：扩散组分在气－液界面处达到气液相平衡。
双膜理论
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
CL
JG
DG
电流过程与双膜传质过程的类似
Ci Hpi
U1
U2
G
L
I U1 U2 U2 U3
R1
R2
U1 U2 U1 U2
R1 R2
R0
R0 R1 R2
U3
pG
Ci
pi
CL
GL
N pG pi Ci CL pG pi Ci CL
G / DG L / DL 1/ kG
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
三、M准数的判据
M准数：液膜中化学反应与传递之间相对速率的大小
条 件 反应类别 反应进行情况
M 0 反应可忽略 液膜液相的反应均可忽略
M 1 慢反应
反应在液相主体中进行
M 1 中速反应 反应在液膜和液相中进行
M 1 快反应
反应在液膜中进行完毕
M 瞬间反应 反应在膜内某处进行完毕
瞬
快
间
反
反
应
假设：扩散组分在气－液界面处达到气液相平衡。
双膜理论
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
CL
JG
DG
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
化学反应工程-第八章 气-液-固三相反应及反应器要点
41
气—液—固三相床反应器实例
气—液—固三相床甲醇合成由于惰性液相热载体的作用， 床层易于控制在等温操作，减少可逆反应平衡的影响，并且
使用细颗粒惟化剂，减少了内扩散过程对减低反应速率的影 响，特别适用于高浓度一氧化碳合成甲醇。
42
43
加压气—液—固三相鼓泡淤浆床环氧乙烷合成
44
(2)固体作为催化剂的气-液-固反应：煤的催化液化，石油馏 分加氢脱硫，乙炔铜为催化剂合成丁炔二醇，苯乙炔和苯乙烯 的催化加氢等。 (3)二个反应相，第三个是惰性相：液相为惰性相的气—固催 化反应，液相作为传热介质，如一氧化碳催化加氢生成烃类、 醇类、醛类、酮类和酸类的混合物；气体为惰性相的液—固反 应，气体起搅拌作用，例如硫酸分解硫铁矿槽式反应釜内用空 气搅拌。
15
涓流床三相反应器
1、气、液并流向下通过固定床的流 体力学 (1)气，液稳定流动区——当气速较 低时，液体在颗粒表面形成滞流液膜， 气相为连续相， “涓流状”。气速 增加称为“喷射流”；
(2)过渡流动区——继续提高气体流 速，床层上部是喷射流，下部出现脉 冲现象。 (3)脉冲流动区——气速进一步增大
损。
按照气体的分散方式，机械搅拌悬浮三相反应器分为压 力布气式和自吸式两种。
25
26
机械搅拌鼓泡反应器中固体的悬浮
泛速——搅拌鼓泡悬浮反应器如果超过了极限气速，搅拌器 将失去分散气体的作用，气流将从容器中间冲破垂直向上， 此时容器底部的扰动较少，固体格会沉积在那里。
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淤浆床鼓泡反应器
或称为鼓泡淤浆反应器(Bubble Column Slurry Reactor， BCSR)。 优点： (1)使用细颗粒催化剂，充分消除了大颗粒催化剂粒传质及传 热过程对反应转化率、反应收率及选择率的影响。 (2)反应器内液体滞留量大，热容量大，具有全混性质，容易 移走反应热，温度易控制，床层可处于等温状态， (3)可以在不停止操作的情况下更换催化剂。
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
化学反应工程第八章 气液固三相反应及反应器ppt资料
床层宏观反应动力学
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第十五页，编辑于星期五：十四点 二分。
涓流床三相反应器
1、气、液并流向下通过固定床的流 体力学 (1)气，液稳定流动区——当气速较低 时，液体在颗粒表面形成滞流液膜， 气相为连续相， “涓流状”。气速增 加称为“喷射流”；
(2)过渡流动区——继续提高气体流速，床 层上部是喷射流，下部出现脉冲现象。
缺点——大型涓流床反应器低液速操作的液流径向分布不均匀， 局部过热，催化剂迅速失活。催化剂颗粒不能太小，而大颗粒催 化剂存在明显的内扩散影响；轴向温升，可能飞温。
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第六页，编辑于星期五：十四点 二分。
悬浮床气—液—固反应器
①机械搅拌悬浮式； ②淤浆床鼓泡反应器，以气体鼓泡搅拌； ③不带搅拌的气、液两相流体并流向上，而颗粒不带出床外 的三相流化床反应器； ④三相携带床反应器，不带搅拌的气、液两相流体并流向上， 而颗粒随液体带出床外的三相输送床反应器；
(3)二个反应相，第三个是惰性相：液相为惰性相的气—固催化 反应，液相作为传热介质，如一氧化碳催化加氢生成烃类、醇类、 醛类、酮类和酸类的混合物；气体为惰性相的液—固反应，气体 起搅拌作用，例如硫酸分解硫铁矿槽式反应釜内用空气搅拌。
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第二页，编辑于星期五：十四点 二分。
第三页，编辑于星期五：十四点 二分。
安静鼓泡区、湍流鼓泡区、栓塞流区。 上述流区间的过渡条件与液体特性、气体分布器的设计、 颗粒特性及床层尺寸等因素有关。
例如，对于高粘性的流体在很低的表观气速下可形成栓塞流。气
体分布器如采用微孔平均直径低于150um的素烧陶瓷板，当表 观气速达0.05一0.08m/s时，仍为安静鼓泡区，当多孔板孔径超 过1mm时，气泡分散区仅存在于很低的表观气速。
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(1
a L
1)
d d
1
M
(
1)
式中为液相体积与液模体积之比。
拟一级反应的解析解
d 2 d 2
M
该二阶常系数线性齐次微分方程的通解为：
c1e M c2e M
8 气液相反应及反应器
气液反应是化工、炼油等过程工业经常遇到的多相反 应，根据使用目的的不同可以分为两大类。
一类是通过气液反应以制备所需的产品，例如水吸收 二氧化氮以生产硝酸，乙烯在氯化钯水溶液中氧化制 乙醛，前者为非催化反应，后者则是液相络合催化反 应。
另一类是通过气液反应净化气体，例如用铜氨水溶液 除去气体中的一氧化碳，用碱溶液脱除煤气中的硫化 氢等。
kcA
cAid 2 L2d 2
k DAL
cAi
整理得到：
d 2 d 2
k
2 L
DAL
k L
kL
M
即
d 2 d 2
M
拟一级反应解析的边界条件
拟一级反应的在液膜中的无因次浓度分布方程的边界条件为：
0 1
cA cAi
1
DALa
dcA dz
L
k
cA
(1
a
L
)
d d
1
k
2 L
DAL
k kgm
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 (PAg PAi ) kLcAi
cAi H APAi
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：
但若液相组分B大量过剩，以致在液膜内的浓度可视 为常数，则k2cB为定值，并令其等于k,这时反应速率 对A可按一级反应处理。
即 rA=kCA 则有：
DAL
d 2cA dz2
kcA
拟一级反应的解析
将微分方程无因次化，即令： cA 则液膜中的浓度微分方程变为： cAi
z L
DAL
d 2cA dz2
所以这里仍然沿用经典的双膜模型，尽管它还存在着 某些缺陷和不足，但仍然被广泛采用。
双膜模型
气液两侧的传质阻力 分别集中于相界面两 侧的气膜与液膜之内；
相界面处气液处于平 衡状态cAi＝HPAi
定态时，气相的传质 速率与液相传质速率 相等。
气液反应历程
设所进行的气液反应为 : A(g)+BB(1)→vRR(1)
根据双膜模型其气液反应 历程如图所示为:
(1) 气相反应组分A由气 相主体通过气膜传递到气 液相界面，其分压从气相 主体处的PAG降至相界面 处的PAi；
气液反应历程
(2) 组分A由相界面传递到液 膜内，并在此与由液相主体 传递到液膜的组分B进行化学 反应，此时反应与扩散同时 进行;
(3)未反应的A继续向液相主 体扩散。并与B在液相主体中 反应;
DAL
dcA dz
z
DAL
dcA dz
zdz
rAdz
dcA dcA d dcA dz dz zdz dz z dz dz
DAL
d 2cA dz2
rA
气液反应的扩散反应方程
DAL
d 2cA dz2
rA
边界条件为
z0
cA cAi
dcB / dz 0
z L
cB cBL
(
A
)
DAL
(
dc A dZ
)
Z
0
需要注意这里的转化速率系基于相界面积计算，即其
单位为kmol/(m2·s)。
对于一般反应，液膜中的浓度分布微分方程难以解析
求解，除非作出某些简化的假定。
拟一级反应
拟一级反应 ：
溶解于液相的气体组分A与液相组分B在液相中进行 不可逆反应时，一般可用二级反应速率方程表示: rA=k2cAcB，
(4)生成的反应产物R向其浓 度梯度下降的方向扩散。
由于B组分不挥发，所以反应 仅在液相中进行。
气液反应宏观速率
气固催化反应时，反应速率以单位体积催化剂定义，因 此定态时对于一级不可逆反应有：
NA=kGam(cAG－cAS) ＝rA＝kcAs
由此可将cAs消除，得到宏观速率方程：
rA
C AG 1 1
由于这类气体吸收过程中有化学反应产生，为与气体 的物理吸收过程相区别，常称之为化学吸收。
气液反应模型
气液反应的进行系以两相界面的传质为前提。因此也 可称为伴有化学反应的吸收过程。
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。
气液反应过程模型有多种，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。
A
1
PAg 1
kG kL H A
气液反应的扩散反应方程
仿照前边处理气固相催 化反应的方法，可建立 气液反应的扩散反应方 程。
即液膜内反应面离相界 面Z处，取厚度为dZ的 微元体积，该微元体积 与传质方向垂直的截面 积为1，对该微元体积作 组分A的物料衡算，当 过程达到定态时有:
气液反应的扩散反应方程
DAL
a
dc为单位液相体积所具有的相界面 积，αδL因之为液膜体积，1一αδL则为液相主体体积。
A从液膜向液相主体的扩散量等于在液相主体中A的反 应量。
气液反应的转化速率
因为定态下A从相界面向液膜扩散的速率应等于在液 相内A的转化速率。只要相界面处组分A的浓度梯度 已知，便可由下式求其转化速率: