【化学课件】第7章 气液两相反应器教学讲义
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并在相界面上达到气液平衡，即符合亨利定律
pAiHACAi
• 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
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 AkL(A C AL C A)i
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：
N A -L D d A d A C z D L [ A 1 L ( C A iC A )L ] D L L( C A A iC A )L
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
静止层或滞留层） Baidu Nhomakorabea 气相组分向液相扩散时，先到达气液相界面，
• 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。
由Fick扩散定律
扩散入：
DLA
dCA dz
扩散出：
DLAddz(CAddCAzd)z
积累量：0 反应量：0 (无反应 ) 物料平衡式：扩散入=扩散出
D LA d dA C zD LA d d(z C Ad dA C zd)z
D LA dd 2C 2A zd z0,
d2CA0 d2z
边界条件：界面处
1）气—液相非催化反应： CH2OCH2(g)+NH4OH(l)→CH2OHCH2NH2（乙醇胺） +H2O 2）气C —2H 液4(g 催) 化1 2O 反2应 P （ d 2 其 C 中 u L 2 PC dC CL 2H L4 2O -C(乙 uCL)2为醛 溶液）：
3）气—液相反应物借助固体催化剂反应，如催化剂
• 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。
• 化学吸收剂的基本要求：无毒、不腐蚀、成本低、 便于回收。
2．制取化学产品
气相和液相反应物之间发生催化反应或非催化反应 而生成产物，广泛应用于石油化工和有机化工中。
z=0,CA=CAi
液膜表面处 z=δL,CA=CAL。
上式积分两次，代入边界条件，可得到液膜内A组分
的浓度分布方程为
CA1L(CALCA)izCAi
对上式微分得：dCA dz
1
L
(CAiCAL)
当扩散达定常态时方 程右侧各项均为常数， 可知此时液膜内浓度
梯度处处相等。
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
①气相A通过气膜扩散到达相界面，在相界面上达到 气液平衡；
②组分A从相界面进入液膜，液相组分B从液相主体扩 散进入液膜，A、B在液膜内接触而发生反应；
PAPAiCAiCALpAPA*CA*CAL
1
1
1
1
kGA
kLA
KGA
KLA
可得
pApAi pAipA*pApA*
1
HA
1
kGA
kLA
KGA
1 1 HA KGA kGA kLA
1
1
1
KLA HAkGA kLA
7.1.3气液相反应的宏观动力学
气液反应 A(g) + bB(l) →P，气相组分A与液相组分B之 间的反应过程，需经历以下步骤：
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
k GA
D GA
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
NAkG(ApApA)i kLA (CAiCAL )KG(ApApA* )KLA (CA*CAL )
• 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。
• 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。
悬浮在3 液H 体2 (g 中)的 C 小6 颗H 6 粒(l，) 则 N 称 为iC 浆6 H 态1床2 反应器。
7.1.1气液相反应设备
填料塔
塔类反应器 板式塔
气液相反应设备
鼓泡塔
釜式反应器 鼓泡搅拌釜
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。
第7章 气液两相反应器
•7.1 概述
反 反应 应物 物之 之二 一处 处 于 于气液 气 液相 相反应
气液相反应也是一类重要的非均相反应，涉及到 相间传质过程。类似的： 气—液相反应 液—液非均相反应 气—液—固三相反应。
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。
pAiHACAi
• 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
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 AkL(A C AL C A)i
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：
N A -L D d A d A C z D L [ A 1 L ( C A iC A )L ] D L L( C A A iC A )L
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
静止层或滞留层） Baidu Nhomakorabea 气相组分向液相扩散时，先到达气液相界面，
• 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。
由Fick扩散定律
扩散入：
DLA
dCA dz
扩散出：
DLAddz(CAddCAzd)z
积累量：0 反应量：0 (无反应 ) 物料平衡式：扩散入=扩散出
D LA d dA C zD LA d d(z C Ad dA C zd)z
D LA dd 2C 2A zd z0,
d2CA0 d2z
边界条件：界面处
1）气—液相非催化反应： CH2OCH2(g)+NH4OH(l)→CH2OHCH2NH2（乙醇胺） +H2O 2）气C —2H 液4(g 催) 化1 2O 反2应 P （ d 2 其 C 中 u L 2 PC dC CL 2H L4 2O -C(乙 uCL)2为醛 溶液）：
3）气—液相反应物借助固体催化剂反应，如催化剂
• 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。
• 化学吸收剂的基本要求：无毒、不腐蚀、成本低、 便于回收。
2．制取化学产品
气相和液相反应物之间发生催化反应或非催化反应 而生成产物，广泛应用于石油化工和有机化工中。
z=0,CA=CAi
液膜表面处 z=δL,CA=CAL。
上式积分两次，代入边界条件，可得到液膜内A组分
的浓度分布方程为
CA1L(CALCA)izCAi
对上式微分得：dCA dz
1
L
(CAiCAL)
当扩散达定常态时方 程右侧各项均为常数， 可知此时液膜内浓度
梯度处处相等。
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
①气相A通过气膜扩散到达相界面，在相界面上达到 气液平衡；
②组分A从相界面进入液膜，液相组分B从液相主体扩 散进入液膜，A、B在液膜内接触而发生反应；
PAPAiCAiCALpAPA*CA*CAL
1
1
1
1
kGA
kLA
KGA
KLA
可得
pApAi pAipA*pApA*
1
HA
1
kGA
kLA
KGA
1 1 HA KGA kGA kLA
1
1
1
KLA HAkGA kLA
7.1.3气液相反应的宏观动力学
气液反应 A(g) + bB(l) →P，气相组分A与液相组分B之 间的反应过程，需经历以下步骤：
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
k GA
D GA
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
NAkG(ApApA)i kLA (CAiCAL )KG(ApApA* )KLA (CA*CAL )
• 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。
• 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。
悬浮在3 液H 体2 (g 中)的 C 小6 颗H 6 粒(l，) 则 N 称 为iC 浆6 H 态1床2 反应器。
7.1.1气液相反应设备
填料塔
塔类反应器 板式塔
气液相反应设备
鼓泡塔
釜式反应器 鼓泡搅拌釜
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。
第7章 气液两相反应器
•7.1 概述
反 反应 应物 物之 之二 一处 处 于 于气液 气 液相 相反应
气液相反应也是一类重要的非均相反应，涉及到 相间传质过程。类似的： 气—液相反应 液—液非均相反应 气—液—固三相反应。
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。