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1、6.气液相反应和反应器6.气液相反应和反应器的分析n气液反应器是化工、石油化工，以及食品等工 业中广泛使用的一类反应装置，主要包括：q通过气液反应以制取所需的产品。如烃类氧化制氯 代烃、异丙苯氧化制过氧化氢异丙苯、乙烯氧化制 乙醛、乙醛氧化成乙酸等等。q通过气液反应净化气体，除去气体中不希望存在的 组分，这样的过程也叫化学吸收。如氢氧化钠吸收 二氧化碳，乙醇胺吸收二氧化碳等。q某些气相复合反应，其目的产物的收率不高，通过 改成气液反应过程使目的产物容易溶解到液相中， 提高其收率。气-液相反应过程及界面传递模型n气液反应过程的特点q 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
2、气液界面传入液相，并与液相中 的组分进行反应。q 描述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。 气-液相反应过程及界面传递模型n气液相界面的传递模型q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。常见的传质模型有双膜模型、溶质渗透模型和 表面更新模型。q 双膜模型n双膜理论假定气液相界面两侧各存在一个静止的膜，即气 膜和液膜，两相间的物质传递速率取决于通过气膜与液膜 的分子扩散速率。n实际上，很多传质系统中不存在稳定静止的膜。尽管双膜 模型不能反映气液相间传质的真实情况，但该模型使用简 单。气-液相反应过程及
3、界面传递模型n气液相界面的传递模型q渗透模型nHigbie提出的溶质渗透理论假定物质主要借湍流旋涡运动 由流体内部运动至界面，随后在很短时间内又由界面向流 体进行不稳态的分子扩散，位于界面的原来的旋涡又被其 它旋涡取代，如此反复进行这一过程。n根据溶质渗透理论得出的平均传质速率取决于界面上旋涡 的暴露时间以及在这段时间内扩散组分穿过界面传递进入 旋涡的量，其数学表达式为气-液相反应过程及界面传递模型n气液相界面的传递模型q 表面更新模型nDankwerts通过对溶质渗透理论的修正而发展出表面更新 理论。丹克伍茨假定表面单元暴露的时间不同，而质量传 递的平均速率取决于各种年龄期的表面单元，平均吸
4、收速 率是将年龄期为 的表面分率乘以该表面的瞬时吸收速率 ，然后将所有表面单元的表达式相加得到。n虽然溶质渗透理论和表面更新理论能够反映出气液相间传 质的真实情况，但由于气液接触时间 和表面更新分率 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。气-液相反应过程及界面传递模型n常见传质模型的比较气液反应基本方程n气液反应过程是传质与化学反应同时进行的过程。气 相反应物从气相通过气液相界面向液相中传递，在液 相中与液相反应物进行反应。在液相中反应组分的传 递和化学反应同时进
5、行，是一个并联过程。为了方便 起见，采用双膜模型来处理问题。n气液反应过程的基础方程q根据双膜模型，组分首先从气相主体通过气膜向气液相界 面扩散，然后穿过气液界面向液膜扩散；组分则从液相主 体向液膜扩散，反应在液相中进行。整个反应过程的各步骤 和组分的浓度变化如图所示。这里假设液相组分不挥发， 所以不存在组分从相界面向气相扩散的问题。如果气相为 纯组分，则气膜不存在。气液反应基本方程气液反应基本方程n气液反应过程的基础方程q为了确定液膜内组分和的浓度分布，在液膜内离相界面 处，取一厚度为dz的微元体。q当过程达到定常状态时，单位时间内组分扩散进入该微元 体和从该微无体扩散出来的摩尔数的差值，应
6、等于其中反应 消耗的组分的摩尔数，即气液反应基本方程n气液反应过程的基础方程气液反应基本方程n在液相中，反应速率的大小与选用的吸收剂有 关，主要有以下几种情况： （1）化学反应可忽略的过程：被吸收组分与 吸收剂的活性组分间的反应速率足够缓慢而可 忽略时，吸收过程可作为物理吸收来处理。 （2）缓慢化学反应：反应在液流主体进行。 （3）快反应：反应在液膜中进行完毕。 （4）瞬间反应：反应在气液界面或液膜中某 一平面上完成。气液反应基本方程n不可逆飞速反应气液反应基本方程n慢速反应n中速反应q中速反应不能像快速反应和慢速反应那样可以只用传质速率 方程或动力学速率方程来表示气液反应的宏观动力学速率方
7、程气液反应器n 气液反应器的主要类型q填料塔，也叫填充床反应器n广泛用于拌有化学反应的气体吸收或净化过程。q喷雾塔n液体通过该塔系将液体分散于气体中，气体为连续相，液体为分散相 。n喷雾塔反应器适用于受气膜控制的瞬间快速反应过程,特别是有固体产 物生成的情况。n这种设备的结构简单，关键部件是塔顶的液相喷头，但应用范围非常 有限。q板式塔n筛板塔板或泡罩塔板, 在每块塔板上，气体分散于液体中，故气体为分 散相,液体为连续相。n存液量较填料塔多。n板式塔反应器的气液传质系数较大,而且液相的轴向返混程度很小，塔 板上的温度也比较容易控制。但这种反应器的压降较大，气液传质表 面积也较小。气液反应器气液
8、反应器q鼓泡塔n塔内充满液体，气体从塔底部经过气体分布器通入,分散 成气泡，并沿着液层上升，在液层顶部与液体分离、溢出 ,最后从塔的顶部排走。n鼓泡塔反应器的优点是结构简单、造价低、易控制、易维 修。如反应物料有腐蚀性,防腐问题易于解决。鼓泡塔也 可以较为容易地用于高压操作体系。n鼓泡塔反应器存在严重的液体返混和气泡聚并现象,这两 者均使反应器的效率下降。n如在鼓泡塔反应器中装入填料，即所谓的填料鼓泡塔反应 器,上述两个缺点均得到克服，但同时塔内的有效体积由 于填料的装入而减小。近年来使用规整填料进行充填，有 效体积有所增加。气液反应器n揽拌反应器q强烈的搅拌使反应器内的反应物料接近完全混合，
9、对反应的 转化率和收率有很大的影响。q在很多情况下采用多釜串联,用于改善反应系统的返混状况， 但相应的造价大为增加。另外,搅拌反应器如用于高压系统， 由于存在机械转动部分，密封问题是关键。 气液反应器n选择时，应结合气液反应的特点,速率控制步骤和化学反应的特性等进行综合考察 。通常情况下,相界面积的大小和液含率的高低是选择气液反应器类型的主要技术 指标,此外还要考虑设备的投资，系统的返混状况和耐腐蚀情况等。总之,要权衡各 方面的情况，根据具体要求选择最优的反应器型式。n如果化学反应在液膜内完成,过程为扩散控制时，反应器的相界面积越大越有利， 液含率的高低就变得不重要了。这时相界面积的大小,应是
10、选择气液反应器时首先 需要考虑的因素。当化学反应和扩散阻力两者都不可忽略时,就需要同时保证较大 的相界面积和液含率。n如果过程为化学反应控制,而化学反应在整个液相中进行时，那么液含率的高低是 首先需要考虑的因素，液含率越高越好,相界面积的大小则是次要的，这种情况采 用鼓泡塔反应器能够满足要求。当然采用搅拌反应器也是可以的,但若系统需要在 高压下操作、或反应物料有严重的腐蚀性或由于反应热效应大而需安装换热器时, 搅拌反应器的应用就受到了限制，而采用鼓泡塔反应器就很容易克服上面的问题 。气液反应器n 鼓泡塔反应器的设计q传递参数n气体通过静止的液层所生成的小气泡，其形状基本上是球 形，且垂直上升。
11、但随气泡的变大，其形状变为椭圆形， 螺旋上升。如再变大，则成笠帽状垂直上升。反应器内是 大小不等的气泡群，所以其性能不仅与气泡的平均直径有 关，而且与其分布有关。n气泡大小的分布与气体分布器的结构、反应器大小以及液 体的物性等因素有关。q如果气体的空塔速度 ug小于0.5 cm/s ，气泡大小主要取决出 气孔的直径。但当 ug大于0.5cm/s 而小于10 cm/s 时，气泡 大小主要取决孔内气体的线速。u0g10 cm/s 时，影响气泡 大小的主要因素是液体的物理性质。气液反应器n鼓泡塔反应器的设计q传递参数n气泡的相当直径可按下式估算n鼓泡塔内，单位体积气液混合 物中，气体所占的体积，叫做
12、 气含率，用g 表示。 g 可用 下列关联式计算：n比相界面积 可以通过气泡的 相当直径及气含率求得，当然 也可根据相应的关联式得到。n根据液体的物理性质及系统的 流体力学条件，可用下式获得 鼓泡塔反应器内液侧的体积传 质系数：气液反应器n鼓泡塔反应器的设计q传递参数n如果在反应器内装有换热器，流体与换热器壁间的传热系 数 视气液混合物处于鼓泡状态区还是泡沫状态区而有不 同的关联式。n如果鼓泡塔的高度与直径比足够大，气相返混程度极小， 可按活塞流处理。但是，液相的返混一般就不一定能够忽 略。大多数实验结果表明，液相的返混取决于气体流速及 塔径，基本上与液体的流速及物理性质（密度、粘度及表 面张力等）无关。液相返混程度可以液相的轴向扩散系数 Dal来表示，可按下式进行计算：气液反应器n 反应器的数学模型和计算q在鼓泡塔反应器中气体为分散相，而液体为连续相。这类反 应器的设计，一般可按等温过程处理，分别对气相及液相作 反应组分的物料衡算，便可得到设计方程。设计方程的形式 ，与气相及液相在反应器内的流动型式有关。q由于鼓泡塔反应器内液相存在某种程度的返混，有时气相也 如此，通常使用的假设有：（1）气相为活塞流，液相全混流，（2）气相及液相均存在一定程度的返流，按扩散模型 处理。
