气液反应过程及反应器
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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。
（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。
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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。
《化学过程工艺学》第七章 气液固三相
实现
气相与液固相的分离 固体颗粒的分级 气相和液相中各种组分的分离
三相分离系统 （1）浆态的蒸发浓缩系统
闪蒸室
真空强制循环蒸发器（磷酸浓缩 3%含固量）
热气体与浆料直接接触的蒸发装置
鼓泡浓缩、浸没燃烧、喷雾浓缩
P212
H2SO4
晶浆悬浮床 固相
换热器
图 真空强制循环蒸发器
四川大学本科生课程化学工艺学
（2）过渡流动区：继续提高气体流速，就进入过渡
区，这时床层上部基本上是喷射流，床层下部则出现
脉冲现象。在过渡区流动既不完全是喷射流，又不完
全是脉冲流，两者交替并存。
（3）脉冲流动区：气速进一步增大，脉冲不断出现，
并充满整个床层。液体流速一定时，脉冲的频率和速
度基本不变，脉冲现象具有一定的规律性。当液体流
k AS Se (cAL cAS )
催化剂外表面传质
kwSe swcAS
催化剂内的扩散反应过程速率
气液相界面的相平衡
c AGi KGLc ALi
令
rA
dN A dVR
kT SecAG
1 kT
Se
1 k AG
Se
KGL k AL
K
GL
1 k AS
1
kw sw
（1）温度 （2）催化剂粒度
总体反应速率常数
内扩散有效因子
四川大学本科生课程化学工艺学
5/88
7.1.2 液固三相过程中的流形
为何要研究流形？ 三相中，气液相反应极快；固相参1 悬浮床中的流动形态
悬浮状固体颗粒(小颗粒)的搅拌形式： 机械搅拌悬浮式和气液搅动悬浮式。
气液搅动的悬浮态（三相流态化）：固体粒子在气体和液体 两种流体的作用下呈流化状态。
化学反应工程(第九章 气-液-固三相反应工程)
加了液相，增加了气体反应组分通过液相的扩散阻力。
易于更换、补充失活的催化剂，但又要求催化剂耐磨损。 使用三相流化床或三相携带床时，则存在液-固分离的技术
问题，三相携带床存在淤浆输送的技术问题。
3. 气、液并流向上休系的操作流型 颗粒运动基本操作方式：固定床、膨胀床（悬浮床）、 输送床（携带床）。 液体介质的液固系统中固体颗粒终端速度ut：
采用多孔固体催化剂时，可以定义两 种润湿率： ①内部润湿或空隙充满率。 ②外部有效润湿率。
图9-6 催化剂颗粒间的 液囊和流动膜
4. 床层压力降
单相气体通过固定床的压力降与气体的流速和物性、催
化剂的粒径、形状及催化剂的装填状况等因素有关，可 用Ergun式作为计算固定床压降的基本方程。 并未计入破碎、积炭、物流中的固体杂物沉积和床层下 沉等因素致使随操作后期压力降增加，因此工业反应器 开工初期的压力降可称为床层固有压力降。 气、液并流下向下滴流床反应器的床层固有压力降，还 应考虑液体以液膜的形式在催化剂颗粒表面间流动形成
床层宏观反应动力学91气液固三相反应器的类型及宏观反应动力学92三相滴流床反应器93机械搅拌鼓泡悬浮三相反应器9497压力对三相悬浮床反应器操作性能的影响95气液并流向上三相流化床反应器96三相悬浮床中的相混合98气液固三相悬浮床反应器的数学模型99讨论与分析图95气液井流滴流床流动状态与操作条件气液并流向下固定床内气体和液体的流动状态可以分为稳定流动滴流区脉冲流动区和分散鼓泡区如图95流动状态一气液并流向下通过固定床的流体力学气液稳定流动滴流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这时的流动状态称为滴流状
rA, g dNA/dVR k AG a(cAg c Aig ) kALa(cAiL c AL ) kAS Se(c AL c AS ) kwSeρ sw c AS ζ 向气－液界面传质速率 向液相主体传质速率 向催化剂外表面传质速 率 催化剂内的扩散 - 反应速率
易于更换、补充失活的催化剂，但又要求催化剂耐磨损。 使用三相流化床或三相携带床时，则存在液-固分离的技术
问题，三相携带床存在淤浆输送的技术问题。
3. 气、液并流向上休系的操作流型 颗粒运动基本操作方式：固定床、膨胀床（悬浮床）、 输送床（携带床）。 液体介质的液固系统中固体颗粒终端速度ut：
采用多孔固体催化剂时，可以定义两 种润湿率： ①内部润湿或空隙充满率。 ②外部有效润湿率。
图9-6 催化剂颗粒间的 液囊和流动膜
4. 床层压力降
单相气体通过固定床的压力降与气体的流速和物性、催
化剂的粒径、形状及催化剂的装填状况等因素有关，可 用Ergun式作为计算固定床压降的基本方程。 并未计入破碎、积炭、物流中的固体杂物沉积和床层下 沉等因素致使随操作后期压力降增加，因此工业反应器 开工初期的压力降可称为床层固有压力降。 气、液并流下向下滴流床反应器的床层固有压力降，还 应考虑液体以液膜的形式在催化剂颗粒表面间流动形成
床层宏观反应动力学91气液固三相反应器的类型及宏观反应动力学92三相滴流床反应器93机械搅拌鼓泡悬浮三相反应器9497压力对三相悬浮床反应器操作性能的影响95气液并流向上三相流化床反应器96三相悬浮床中的相混合98气液固三相悬浮床反应器的数学模型99讨论与分析图95气液井流滴流床流动状态与操作条件气液并流向下固定床内气体和液体的流动状态可以分为稳定流动滴流区脉冲流动区和分散鼓泡区如图95流动状态一气液并流向下通过固定床的流体力学气液稳定流动滴流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这时的流动状态称为滴流状
rA, g dNA/dVR k AG a(cAg c Aig ) kALa(cAiL c AL ) kAS Se(c AL c AS ) kwSeρ sw c AS ζ 向气－液界面传质速率 向液相主体传质速率 向催化剂外表面传质速 率 催化剂内的扩散 - 反应速率
气液反应和反应器
M ;η = th M a
L
1 , 很小,反应既在液膜,又扩散 很小,反应既在液膜, M th M
至液相主体中进行. 至液相主体中进行.
6-7
一级不可逆反应
aM 1 ;η = , β= a M M +1 a M M +1
L L L
③缓慢反应( M << 1 ) 缓慢反应(
Vk ∵a M = k
1
(6(6-46)
6-8
不可逆瞬间反应
2,临界浓度 (C BL ) C :
(C ) :反应面为界面时的 C ,即吸收速率最大时的 C
BL C
BL
BL
当CBL 当 CBL
反应面趋向于界面, ↑ 时,δ ↓ δ ↑ ),反应面趋向于界面,β ↑ ;N ↑ (
1 2
A
反应面到达界面, 反应面到达界面, ↑ 至δ = (δ = δ )时, 0
界面上吸收速率(扩散速率): 界面上吸收速率(扩散速率):
N
A
= D
AL
dC dx
A x=0
6-7
1,
一级不可逆反应
kC β =N =
L Ai A
kC
L
Ai
M [ M (a 1) + th M ] 6-36) ( 36) (a 1) Mth M +1
L L
β =
A
M [ M ( a 1) + th M ] ( a 1) M th M + 1
i i
0
i
(6-6)
p H = M E
i
(6 7) ;
i
6-1 气液相平衡
的关系: 2,E , H 与 T, P的关系:
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
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
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
气液相反应和反应
操作性能
核心问题：反应器的传递特性和反应动力学特性
不同类型气液反应器的区别
液相体积分率 单位反应器有效体积中的液体量）的大小
单位液相体积的传质界面的大小
精选课件
35
精选课件
36
用何参数作为气液反应器选型的依据？
八田数Ha 当Ha>3时，反应为快速反应或飞速反应，反应在液膜内或相界
精选课件
13
液相有效利用率
定义：气液反应过程中液相利用程度的度量 物理意义：与气固相催化反应中的内部效率因子相当
当JA=RA时，液相有效利用率为1，整个反应在液相中进行， 表明反应是相对于传质十分缓慢的反应
在严重的扩散限制下，JA<<RA时，液相利用率很低，反应 在液膜中进行，表明反应相对于传质来讲，反应十分快速
过程控制步骤的判断
若
若
精选课件
22
1.4 二级不可逆反应
对于二级不可逆反应
非线性方程
Van krevelen在假设组分A在液膜内全部耗尽，即在
的
条件下，求取上述方程的近似解
精选课件
23
1.5 拟一级反应、飞速反应与二级反应中Ha和E的关系
当
相当于反应速率k很大或k10很小的情况
按照飞速反应处理
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
精选课件
21
反应面与气液界面重合时，过程阻力集中在气膜内，则传质通量
此时对应于一个液相反应物B的浓度---临界浓度
液相主体扩散至相界面的B的量和从气相主体扩散到相界面A的量符合化学计量关系
优点
结构简单，适用于腐蚀性的液体 气液相流量的允许变化范围较大，适用于低气
气液两相反应器
判别气液相反应的类型，对于正确选择反应器形 式是十分重要的。因为不同的气液相反应器具有 不同的比相界面和贮液量，因而具有不同的传递 性能和反应性能。
•快速反应：反应场所仅在液膜之内，选用比相 界面大的反应器类型，如填料塔、喷雾器、湿壁 塔等。
•慢速反应：液相主体是进行反应的主要场所， 应选用持液量大的反应器，如鼓泡塔等。
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。
⑥拟一级中速反应
• 与二级中速反应一样， 反应同时发生于液膜与 液相主体中，但因液相 中B组分浓度高，使得 在整个液膜中B的浓度 近似不变，成为A组分 的拟一级反应。
(r"A ) k LA C Ai
气液相反应的宏观数率 最大物理吸收数率
④二级快速反应
• 二级快速反应在液膜内完成，其基础方程式为：
DLA
d 2CA dz 2
(rA ) kCACB
边界条 件为：
z 0,
z l ,
CA
C
，
Ai
CA 0，
dCB 0(B不挥发)； Dz
CB CBL
⑤拟一级中速反应
• 当瞬间快速反应中液相组 分B浓度发生变化时，A 与B的反应面在液膜中的 位置发生移动。CBL增大 到一定值时，反应面移至 气液相界面，继续增大 CBL并不能增大气液反应 的宏观速率（-rA''）。此 时为界面反应，A组分的 消失速率完全由气膜扩散 决定
②界面反应
• A组分的消失速率由气膜扩散决定
?????????????2100aayyabhabhardxblrdxbldhhdhrdxxxlbbbb????????dhrba??dharba???ar?反应器有效体积为基准ar?相界面积为基准aaiaapppppy???btbbcccx??微分得2aaapppdpdy??2btbtbccdccdx??得填料层高度计算式??????????????21212122aaaaaappaaappaaayyaaarpppdgparpppdgardygh???????????????12121222bbbbbbccabtbxxcctabtbtaarccdcbclarccdccblardxbblh根据定义
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。
气液固三相反应-文档资料
固体固定型三相反应器
固体悬浮型反应器
2.1 滴流床反应器
通常采用气液并流向下的操作方式
– 液体润湿固体催化剂表面形成液膜，气相反应物溶解于液相 后再向催化剂外表面和内部扩散，在催化剂的活性中心上进 行反应
– 广泛应用于石油、化工和环境保护过程
石油馏分的加氢精制和加氢裂化，有机化合物的加氢、氧化以 及废水处理
四个步骤的串联过程 在定态条件下，各步骤的速率相等
催化剂表面的反应按照一级反应处理时，
三相反应中气相反应物浓度分布
1）组分A从气相主体 传递到气液界面 2）组分A从气液界面 传递到液相主体 3）组分A从液相传递 到催化剂外表面 4）组分A向催化剂内 部传递并在内表面上 进行反应
滴流床反应器 淤浆床反应器
– 如果过程的控制步骤为催化剂颗粒内的传质，应选用细颗粒催化 剂的反应器，淤浆床反应器
– 过程控制步骤的判断
如果知道速率方程中的各项传递参数，通过计算可以获得速率 控制步骤
固定床反应器的通病
解决的方法
采用多床层，在层间加入冷氢进行急冷，控制每段床 层的温升
采用液相循环操作，在反应器外对液相进行冷却
气液逆流操作滴流床反应器
– 气相反应物浓度过低时，可以采用气液逆流操作的滴流床反应器， 有利于增大过程的推动力
– 当气液两相流速较大时，可能出现液泛
气液并流向上操作滴流床反应器---填料鼓泡塔
– 结构类似于气固相反应的固定床反应器
与固定床反应器的区别？
优点
气液流型接近于平推流，返混小 持液量小 催化剂表面液膜很薄 采用并流向下进行反应时，不会有液泛的发生，气相
的流动阻力小
缺点
传热能力差 液流流速低时，可能由于液流分布不均匀，导致部分催化剂不能
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
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：
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
（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
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
气液反应器分解课件
气体和液体在接触时，气体中的组分向液体中传递（溶解）的过程，液体中的组分向气体中传递（挥发）的过程。
传质过程
在气液两相界面处，气体和液体中的组分发生化学反应。
化学反应
反应产物从液体中分离出来，气体和液体分离后回到各自的相中。
反应产物的分离
化学反应进行的快慢程度，通常用单位时间内反应物浓度的变化量表示。
可能是由于设备结构不合理或内部部件损坏，应优化设备结构或更换损坏部件。
可能是由于搅拌器或叶片损坏，应检查搅拌器和叶片的状况并及时更换。
可能是由于气体分布器损坏或堵塞，应检查气体分布器的状况并及时修复或更换。
06
CHAPTER
气液反应器分应器在运行过程中出现故障，需要进行分解与维修。
优化方法
介绍优化的工具和材料，以及优化步骤和注意事项。
01
02
03
04
05
06
01
背景介绍
某石油化工企业的气液反应器在运行过程中存在一些问题，需要进行分解与改造。
02
工艺流程
介绍气液反应器的工艺流程，包括反应器的结构、工作原理等。
03
分解步骤
详细描述反应器的分解步骤，包括准备工作、拆解方法和注意事项等。
02
适应性强
喷射塔适用于各种不同的气液反应条件，可以处理粘度较大的液体。
04
CHAPTER
气液反应器的设计与优化
结构设计应考虑气液两相流的均匀性
01
为了实现气液的充分接触和混合，反应器的结构设计应该保证气液两相流的均匀性。
结构设计应考虑气液分离效果
02
为了提高反应器的效率，反应器的结构设计应该考虑到气液的分离效果，确保液相能够及时从反应器中分离出来。
传质过程
在气液两相界面处，气体和液体中的组分发生化学反应。
化学反应
反应产物从液体中分离出来，气体和液体分离后回到各自的相中。
反应产物的分离
化学反应进行的快慢程度，通常用单位时间内反应物浓度的变化量表示。
可能是由于设备结构不合理或内部部件损坏，应优化设备结构或更换损坏部件。
可能是由于搅拌器或叶片损坏，应检查搅拌器和叶片的状况并及时更换。
可能是由于气体分布器损坏或堵塞，应检查气体分布器的状况并及时修复或更换。
06
CHAPTER
气液反应器分应器在运行过程中出现故障，需要进行分解与维修。
优化方法
介绍优化的工具和材料，以及优化步骤和注意事项。
01
02
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04
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01
背景介绍
某石油化工企业的气液反应器在运行过程中存在一些问题，需要进行分解与改造。
02
工艺流程
介绍气液反应器的工艺流程，包括反应器的结构、工作原理等。
03
分解步骤
详细描述反应器的分解步骤，包括准备工作、拆解方法和注意事项等。
02
适应性强
喷射塔适用于各种不同的气液反应条件，可以处理粘度较大的液体。
04
CHAPTER
气液反应器的设计与优化
结构设计应考虑气液两相流的均匀性
01
为了实现气液的充分接触和混合，反应器的结构设计应该保证气液两相流的均匀性。
结构设计应考虑气液分离效果
02
为了提高反应器的效率，反应器的结构设计应该考虑到气液的分离效果，确保液相能够及时从反应器中分离出来。
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16
ห้องสมุดไป่ตู้
A（气相）＋B（液相）→产物
A(g) bB(l ) P (rA ) kcAcB
反应步骤： （1）反应物气相组分A由气相主题扩散到气液相界面，在 界面上假定达到气液平衡； （2）由气相界面进入液相； （3）反应物由相界面扩散到液相； （4）反应物在液相内反应； （5）产物从高浓度向低浓度扩散〔若为气相产物，则向界 面扩散，再回到气相。 17
19
（3）中速反应：本征反应速率与传质速率相当，反应从液膜内某一 位置开始，蔓延到液相主体。
中速反应的阻力主要来自传质及动力学阻力。
1 1 H k L kG
则 : N K L (c * c L )
综合以上步骤：
N KG ( pG p* ) KL (c* cL )
12
2、渗透模型 由希格比（Higbie）提出。该传质理论的主 要观点是：处于界面的液体，由于流体的扰 动常被液流主体的质点所置换，当液体在界 面逗留期间，溶解气体将借不稳定的分子扩 散面渗透到液相，并假设处于界面的各液体 单元都具有相同的逗留时间。
kG HkL pG p N 1 1 1 kG HkL
G
(4)
1 1 kG HkL
令K G
则 : N K G ( pG p * )
11
(2)+(3)得：
* N HN c cL * c cL N 1 H k L kG k L kG
令K L
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）
3
4
气液反应与气固相催化反应的异同 相似点：
（1）反应物历程：外扩散，内扩散－反应。 （2）气相的扩散反应过程 （3）气体在多孔介质内的扩散（气固相催化反应） （4）溶解的气体在液体内的扩散（气－液相反应）
Main body of gas
δG
δL
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，各膜内的阻力可以串联相加。
8
双膜理论
PG
δ g δ L
Ci
J G DG J L DL
p pi dp DG G kG ( pG pi ) dx G C CL dC DL i k L (Ci CL ) dx L kG kL DG
一、气液相反应的类型
气液相反应是传质与反应过程的综合，其宏观反应速率取决于其
中速率最慢的一步，即控制步骤。 如反应速率远大于传质速率，则称为传质控制（气膜或液膜扩散
控制），宏观反应速率在形式上就是相应的传质速率方程。
如传质速率远大于反应速率，称为反应控制，宏观反应速率就等 于本征反应速率。 如果传质速率与反应速率相当，则宏观反应速率要同时考虑传质 和反应的影响。 了解气液反应的控制步骤，是对过程进行分析和设备选型的重要 依据。
13
3、表面更新模型 由Danckwerts首先提出。该理论主要针对渗 透论中关于界面的各个单元的逗留时间都相 同提出 的，认为存在一个界面的寿命分布函 数，界面各单元的逗留时间按表面更新率S 的分布函数来分布。
14
常见传质模型的比较
本教材中处理化学吸收问题均采用双膜理论。
15
8.3 气液反应宏观动力学方程
DL 令 : kL , 则N k L (ci cL ) L
N / kG pG pi HN / kG HpG Hpi
(1)
N / k L ci cL
(2)
N / HkL ci / H cL / H
10
设c*为与气相分压pG 相平衡的液相浓度 p*为与液相浓度cL相平衡的气相分压 同时在界面处：ci=Hpi N * HN * p p c ci (3) i Hk kG L (1)+(4): N p p* N *
气液相反应的类型
A(g) bB(l ) P
(rA ) kcAcB
根据反应速率相对快慢，分为以下5种类型。 （1）瞬间反应：本征反应速率远大于传质速率的反应
瞬间反应属扩散控制，反应阻力来自于气相及液相传质阻力。
18
（2）快速反应：本征反应速率大于传质速率
快速反应的反应区在液膜内，反应阻力来自于传质阻力及动力学阻力， 但传质阻力占主要。
差别点：
（1）单相传质过程（气固相催化反应）Vs相间传质过 程（气液反应） （2）对流传质VS孔扩散传质
5
传质方向
A: C=5mol/l
C=3mol/l
B:
C=5mol/l
C=3mol/l
?
Gas porous Solid Gas
?
Liquid
6
8.2 气液传质理论
传质模型: 1、双膜模型 2、Higbie渗透模型 3、Danckwerts表面更新模型。 。
7
1、 双膜模型 1924年由Lewis和Whitman提出。 基本论点：
（1）气液界面的两侧分别有一呈层流流
动的气膜和液膜，膜的厚度随流动状态 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）通过气膜传递到相界面的溶质组分 瞬间溶于液相且达到平衡，符合亨利定
双膜模型解释反应过程示意图
8.1 8.2 8.3 8.4
概述 气液传质理论 气液反应宏观动力学方程 气液相反应器
1
8.1 概述
气液相反应和反应器广泛应用于石油、化工、轻工、医药和 环境保护等生产过程 在化工生产过程中，进行气-液相反应的目的主要有两个： 1）得到某种产品 2）净化气体以及废气和污水的处理 气液相反应过程是伴有化学反应的传递过程，又称为化学吸 收操作过程 该过程涉及传质过程、反应过程和气液两相 处理问题的方法不同于以往类型的反应，首先需要解决的问 题是气-液相平衡 2
N JG J L Ci H i pi
G
DL
pi
气膜 液膜
CL
L
扩散系数与扩散尺度的比值 传质系数 ＝ 阻力的倒数
9
气膜传质速率：
令 : kG DG
N
DG
G
( pG pi )
G
, 则N kG ( pG pi ) N DL (ci cL ) L
液膜传质速率：