气液相反应.ppt

1、第八章 气液相反应过程与反应器,8.1 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，在扩散的同时与液相中的B发生反应；,4 液相中的产物C透过液膜扩散到气液界面； 5 产物C由气液界面扩散到气相主体。 基本理论：

2、双膜理论 与物理吸收的差别在于在液相主体和液膜中存在化学反应，反应速率的快慢直接影响了吸收的速率。 反应历程亦为连串过程，反应速率决定了控制步骤的所在。,物理吸收过程的双膜理论模型 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：,因此可以写成：,扩散物A在液膜中的化学反应，使液膜较物理过程的液膜变薄，由 变为 。 注意液膜是流体力学特性，而变薄的液膜就不单纯是流体力学的概念了。,L,则：,8.2 气液反应动力学,在液膜内取一微元体，在定常态下，对A组份作物料衡算（服从Fick扩散定

3、律）：,模型分析： 模型是以存在稳定的膜为前提，即：不论气液相主体如何扰动，相界面上滞留膜总是稳定存在。 随着气液相流动状况的不同，气液膜的厚度不同。强化传质要通过增加扰动改变膜厚度实现。 传质与反应速率的不同，得到不同的膜内浓度分布。,极慢反应 传递速率远比反应速率快得多；液相中溶解的A接近其饱和溶解度；化学反应在液相主体中进行，反应速率代表了A的传递速率。,慢反应 反应在液相主体中进行，但速率较传递速率为大，液膜中的反应可以忽略（即-rA视为0），与物理吸收相同。,中速反应 反应在液相主体与液膜中同时进行：,令 方程转变为：,继续推导：,恒大于1。 曲线下凹。 八田数决定了 ,0, 1 (

4、0，ch 1, / th 1),快速反应 反应仅发生在液膜区，组份在液膜区已全部反应掉，在液相主体区没有A，因此液相主体中没有反应。,cBi不一定为0，与 中速反应的区别在于cAL为0，即在液相主体中没有A。,G,L,pA,pAi,cBL,cAi,瞬时反应过程 A与B之间的反应进行得极快，以致于A与B不能在液相中共存。在液膜区存在一个反应面，此面上AB的浓度均为0。,反应面左侧，只有A，没有B，因此，在此区域，为纯物理扩散。 反应面右侧，只有B，没有A，因此，在此区域，亦为纯物理扩散。,解之，得： 反应面的位置：,代表了反应面的位置， =1，反应面在液膜位置上， ，反应面与气液界面重合。,意味

5、着B在液膜中的扩散远远大于A组份的扩散或B的浓度远大于A。 在反应面与气液界面重合的情况下，B组份在液相主体中的浓度称为在气相A分压下的临界浓度。若此时cBLcBL临，液相中将不再有A。,只要是瞬时反应过程，就存在反应面，而反应面的位置，取决于AB的浓度和扩散速率。 反应面向相界面移动，刚好接触时的cBL即为cBL临。 不仅液相主体没有A，而且连液膜内也没有A。,cAi,气液反应动力学小结 两个重要参数：化学增强因子和八田数。=f(，cAi,cAL), =f(k,DALL) 宏观反应速率最终取决于反应物A的反应特性k，传递特性DAL和体系的流体力学特性L。 强化宏观反应速率需要提高k，DAL，

6、减小L。 当然还与气相传递特性有关。,决定了反应是快是慢，是否存在反应面，反应在何处进行。 判据： 2属于瞬间反应或快反应过程；宜选用停留时间短的反应器，如填料塔。 0.02 2为中速反应；反应大量在液相主体进行，宜选用持液量大的反应器，如鼓泡塔。 0.02属于慢反应。,8.3 气液反应器,气液反应器有许多类型，常见的有：,填料塔式反应器计算 反应器特点： 液体沿填料表面向下流动，持液量小；气液接触界面近似等于填料表面积；气液传质过程可以按双膜理论计算。 适用于瞬间反应及快反应过程。 塔径计算： 取0.6-0.8倍液泛速度为空塔操作气速u，V为体积流量。,填料层高度计算 取塔内微元高度dl对气

7、相作物料衡算：,快反应及瞬间反应cAL=0，微元体内的相接触面积近似为填料面积： 为填料比表面。 气相中的A分压用比摩尔分率表示：,代入前式可得：,kGA,kLA有经验公式可算。 气相视为平推流操作。 由于视cAL=0，与液相流型无关。 反应级数体现在中。 因为是快速反应，传质阻力主要存在于气膜之中。 填料高度的最直接影响因素为摩尔流量、总压、填料比表面及出入口浓度差。 与物理吸收的差别仅在于。如果=1，相当于用大量的液体吸收气相中的A。,鼓泡塔式反应器的计算 液相是连续相，气相是分散相。 鼓泡塔反应器的操作分两种，连续与半连续。 所谓半连续是指液体一次加入，达到反应要求后一次排出，而气相连续

8、通过。 半连续鼓泡塔计算，假定： 气相流动为平推流，气体分压随高度呈线性变化。 液相在塔内为理想混合，物性参数不变。,取反应器内任意横截面对气相进行物料衡算： 输入输出=反应 鼓泡塔反应器适用于慢反应过程，全部反应发生在液相主体。,液相：,积分上式，得： 可以据此计算反应时间。 式中的各参数由经验方程计算。 连续流动鼓泡塔计算,上式的关键是yA与-rA的关系。是气相组成，而反应发生在液相中。因此涉及到传递现象，并且和液相的流型相关联。 鼓泡塔中流型复杂，存在不同的区域，如安定区和湍动区。,第九章 反应器的热稳定性与参数灵敏性,连续流动反应器一般按定常态设计，但反应器的操作并不总是稳定的。流量、

9、浓度、温度等随时都在发生着变化。 本章讨论一旦某些操作参数发生变化，反应器是否还能在接近设计条件下操作；这些参数的变化，是否影响了反应器的安全运行。,9.1 全混流反应器的热稳定性,由于全混流反应器参数均一，计算简单，以此为例讨论反应器的热稳定性。,可以用来推算达到一定转化率所需要补充或移走的热量。,反应器的定态 一级不可逆放热反应：,只有两条曲线的交点才满足方程。（即左侧右侧相等） 两条曲线交于N、P、M三点。 分别讨论： M点：产热速率和移热速率都低 P点：产热速率和移热速率中等 N点：产热速率和移热速率都高 稳定性问题： 体系受到扰动后自行恢复的能力。,如果一个操作点在受到扰动后能自行恢

10、复，称为稳定操作点。否则称为不稳定操作点。 N点：当某一随机因素使温度升高到TE，此时，移热速率大于产热速率，温度将下降；若温度降低至TD，此时，产热速率大于移热速率，温度将上升，最后稳定在TN。因此，N点是稳定操作点。 同理，M点也是稳定操作点。 而P点正相反，温度升高时，产热速率大于移热速率，温度下降时，移热速率大于产热速率，受到扰动时，温度或者上升到N点，或者下降到M点，因此，P点不是稳定操作点。,从数学上看，NM和P点的区别为：,进料温度与反应器操作温度的关系 进料温度在TA与TD之间，存在两个稳定操作点。,管式反应器的稳定性与参数灵敏性,热稳定性： 返混很小的管式反应器，任何一个局部

11、发生扰动，必然引起局部的温度变化，而温度变化只会影响反应器的下游，不会影响到反应器的上游。 有良好壁面传热的管式反应器主要的传热方向是径向，轴向传热可以忽略。稳定性问题是由径向温度分布所引起。,通过拟均相二维模型讨论： 仅考虑径向热量传递时可以简化为： 边界条件： 推导目的：通过上式求出管式反应器热稳定性条件和最大管径,将以上结果代入到简化了的方程中去：,以上方程在2时无有限解，说明当2时反应器的操作是不稳定的。,径向最大允许温度差： 基于=2，解得=1.37，意为在稳定的前提下， max=1.37，即：,床层最大直径： 为单位床层体积内放出的热量，称放热强度。则：,讨论： 1 由床层最大允许

12、温差条件，壁温不能太低，否则允许温差太小。 2 由最大床层直径条件，放热强度增加，允许床层直径变小，但床层直径还受催化剂颗粒直径和反应器压降限制，不能过小，因此，在必要的情况下，有时对催化剂活性进行限制。,反应器的热点和操作的安全性,反应器的轴向温度分布，对于放热反应，可能存在热点。 由一维拟均相平推流模型： 如果反应放热与壁面传热相等，反应器轴向将没有温度变化。,即dT/dl=0 如果放热量大于移热量，则dT/dl0，温度沿轴向升高，反之温度下降。 如果放热量急剧增大，而热量又不能迅速移走时，将发生温度的失控，称飞温。 飞温通常发生在： 1入口浓度急剧增高； 2入口温度急剧增高； 3冷剂流量变小； 4