化学反应工程-第七章-气液相反应过程(与“气泡”相关共30张)

鼓泡塔中最基本的因素是气泡运动，塔内流体力学状况，一般是以空塔气速u0G的大小分为安静区和湍动区。当：称为安静区，此时气泡大小比较均匀，并作有规则的浮升；当：称为湍动区，此时气泡运动不规则，鼓泡床内湍动剧烈。1、鼓泡塔的流体力学可见此时气泡直径主要和小孔直径d0有关。增加流量与气泡频率成正比。气泡很小时，其性能象一个坚实的圆球；气体流量很小时在单孔口形成气泡并长大到它的浮力与所受表面张力相平衡时，就离开孔口上升。如果气泡较小且呈球形，则：则：较大时会发生变形，并且螺旋式地摆动上升。大型的气泡形状如同笠帽，上圆下扁。只有在极慢的气速下气泡才是一个个单独行动的，而在气速稍大时，前后气泡就要互相影响。⑴气泡直径在实际操作条件下，气泡直径是不均一的，一般采用当量比表面平均直径dVS表示，定义如下：即：式中ni是直径为di的气泡数。即：dVS和εG、a之间的关系为：式中：dVS：气泡直径（m）；d0：小孔直径（m）；u0：小孔气速（m/s）；由于气泡之间的相互影响，dVS的大小仍只能依靠实验。对空气—水系统，经验式如下：，，由上式可见在高气速时，气速对气泡直径影响很小。秋田等提出用鼓泡床床径作关联，得经验式如下：式中：，称为朋特（Bond）准数；，伽利略（Galilei）准数D为鼓泡塔内径。已知在水中鼓泡时的气泡直径，换算成其它液体时，可用下式修正：上式一般在；内可作近似估算。气泡不再是球形，尾涡后的旋涡使浮升阻力增加，此时：式中：db为球形气泡直径；CD为曳力系数，是气泡雷诺数的函数，一般实验结果为单个气泡时，按力的平衡导出其自由浮升速度ut为：当当时，气泡呈圆帽形，随着气泡大小增加，浮升速度为：⑵气泡上升速度（re为与气泡体积相同的球体半径）时，工业鼓泡反应器内的气泡浮升速度一般用下式进行计算： 式中：σ为液体的表面张力（N/m），ρL为液体密度（g/cm3）。u0G、u0L为气相、液相的空塔速度。范围内，而且比较均匀；在湍动区，气泡直径ub和孔径无关，分布器的设计也就不那么重要了。当有多数气泡一起上升时，气泡群的平均上升速度ub和单个气泡的ut相差不大。对流动的液体，气泡与液体之间存在一个相对速度，又称滑动速度uS：在安静区分布器的设计对气泡影响明显，气泡直径通常在⑶气含率①静态气含率ε0G：是指液体并不连续流动时的气含率，ε0G可从测量静止（不通气）液层高H0和通气时液层高度H算出：又：，ub为实际的气速，u0G为空塔气速。若气含率随床高而改变，则：则气体平均停留时间为：②动态气含率εG：指塔内气体、液体均为连续流动时的气含率。由于塔内液体流动的影响，气体在床层内的平均停留时间为：uL为液体在塔内的实际速度，和气体并联时取正，逆流操作取负。又根据平均停留时间的定义：最后可得：式中：α是计及气泡浮升受阻碍的校正系数。静态气含率和动态气含率之间的关系如下： ，u0L为空塔液速。动态气含率εG可由秋田和吉田提出的下列经验式获得： 当床层处于湍动区时，ε0G、εG的计算不同于安静区，可用下式进行推算：式中D为床径；对一般液体C可取，对于电解质可取。另一适用于宽阔操作条件下的经验式为：其适用范围：

⑷比相界面积比相界面a是一个重要的传递参数。在实验室中通常采用具有固定相截面的装置进行传递过程的测定，一般适合于气膜或液膜控制的快速反应；而对一般快速或中速反应，提出采用具有搅拌桨的或没有搅拌的气体鼓泡反应器，以控制气液接触相界面，工业鼓泡塔内的气液相界面常用快速摄影法、光透过法、光反射法、γ线透过法。Calderbank对鼓泡塔用光透过法进行测定，试验范围如下：，，分布器孔口排列：小孔直径：塔径：气泡自由上升速度：实验结果可用下式关联如下： 实际测定：，a的计算也可用如下简化实用公式：式中：H0为静液层高，D为塔径，K为液体模数该式适合于：，，误差一般在范围内。⑸鼓泡塔床层高度和返混当高径比过小时，分布器结构及气泡进入时的状态对过程影响较大，气泡离开床层时夹带的液体量也较多，故不能小于3；若过大，由于气泡的汇合作用，在小直径塔中可能形成节涌状态，故不能大于12。鼓泡塔内的返混，气相部分和液相部分情况各异：塔高H和直径D的比值，一般为：①气相返馄对并流操作的鼓泡塔，当处于安静区时，气泡相属平推流，轴向混合可以不计；对逆流操作的鼓泡塔，由于液体向下流速较大，必然夹带较小的气泡向下运动，因此存在一定的返混；对采用机械搅拌装置时，气相有可能为全混流。可用下式推算轴向分散系数：②液相返混即使在安静区，u0G很小时，液相就有返混，塔径越大，返混越剧烈。工业鼓泡塔内的液相基本上都处于全混状态。当满足下列条件时：2、鼓泡塔内的传热和传质⑴鼓泡塔内的传热通常采用三种热交换方式：①采用夹套、蛇管或列管式冷却器；②采用液体外循环冷却器；③利用溶剂、反应物或产物的汽化带走热量。本节主要针对第一中情况讨论给热系数：对于水-空气系统，鼓泡床和热交换装置间的给热系数，可用如下关联式：u0G的单位为m/s。为在℃时水的值:对其它液体可引入Pr准数进行修正：其它一些关联式有：对完全湍动区或泡沫较多的情况，可用下式：说明此时h不受u0G的影响，仅为液相物性数据有关。由于没有气相阻力，鼓泡塔内的传质过程，一般为液膜控制，此时单位床层体积内的传质速率为： ①安静区此时由于气泡直径db相当均一，关联式如下：式中：，，或采用以下关联式：⑵鼓泡塔内的传质不同情况下的传质系数，关联式如下：鼓泡塔内的传质过程，一般为液膜控制，此时单位床层体积内的传质速率为：工业鼓泡反应器内的气泡浮升速度一般用下式进行计算：试计算塔内的传递系数，反应控制步骤及所需床高。③利用溶剂、反应物或产物的汽化带走热量。同样，从氧的传质过程计算的反应器内液体体积为：对采用机械搅拌装置时，气相有可能为全混流。动态气含率εG可由秋田和吉田提出的下列经验式获得：例对每小时生产二氯乙烷183kmol的乙烯液相氧氯化反应的半连续操作的鼓泡塔反应器作经验设计计算。气泡不再是球形，尾涡后的旋涡使浮升阻力增加，此时：，伽利略（Galilei）准数设塔内液相为全混流，所需液体体积：对并流操作的鼓泡塔，当处于安静区时，气泡相属平推流，轴向混合可以不计；2、鼓泡塔内的传热和传质由于塔内液体流动的影响，气体在床层内的平均停留时间为：对并流操作的鼓泡塔，当处于安静区时，气泡相属平推流，轴向混合可以不计；uL为液体在塔内的实际速度，和气体并联时取正，逆流操作取负。当有多数气泡一起上升时，气泡群的平均上升速度ub和单个气泡的ut相差不大。若床层内的气泡直径db为已知时，则有如下关联式： 若床层内的气泡直径db为未知时，则有如下关联式：或用下式进行推算：由该式可知，若已知系统的kL、DL，可求得另一系统的kL：②湍动区含氧量不超过3%，试计算塔内各项参数并定出所需液层高度。根据实验结果，在该转化率范围内可作拟一级反应处理，即反应速率和邻二甲苯的浓度成线性关系：例在一内径相当于的鼓泡塔内，以环烷酸钴为催化剂，在120℃用空气（A）进行邻二甲苯（B）的连续氧化。原料邻二甲苯以的流量从塔顶送入，其浓度为。空气被压缩到绝对（25℃）的流量从塔底通入。分布板上共有81个直径为的小孔。如果要求邻二甲苯的转化率为，尾气中（90℃）测定的，，，，，，，，平均操作压力为试计算塔内的传递系数，反应控制步骤及所需床高。大气压，以解：①空塔气速u0G塔内平均流量：②空塔液速u0L设离塔的氧化液体积与进料相同，则： 忽略尾气中少量的CO2、H2O，得尾气量：说明在安静区操作。③气泡平均直径db及浮升速度ut可见：，式中CD为，取db=dVS，则：分布板小孔气速及小孔流出Re0准数④比相界面积a气泡与液体间的相对滑动速度uS为：安静区中气液间的液膜传质系数：⑤液相传质系数则：故：体积传质系数：⑥塔内应有液层高度故为慢反应，属动力学控制，当转化率为时反应速率为：设塔内液相为全混流，所需液体体积： 静液层高：充气液层高：实际反应器的充液层高度为。对该拟一级反应控制步骤进行判 鼓泡塔反应器按操作方式可分为两种，即半连续操作与连续操作，下面以半连续操作鼓泡塔为例说明用模型法进行反应器设计的步骤，所谓半连续操作即液体留在塔内、气体连续通过的操作方式。模型设定：气相为平推流、液相为完全混合。实例如下：3、实例其动力学方程式为：例对每小时生产二氯乙烷183kmol的乙烯液相氧氯化反应的半连续操作的鼓泡塔反应器作经验设计计算。总反应式为：，式中[]代表浓度，。工艺确定的操作条件为：，℃，，平推流流动，要求在安静区操作，确定空床气速若已知，，，。进料分子比：，乙烯单程转化率要求以上。为保持气相按解：物料衡算kmol/h进料出料C2H4183—HCl366—O212836.5C2H4Cl—183H2O—183总计F0=677402.5工况下进气的体积流量为：出气的体积流量为：以v0计算的塔径：平均空床气速为：，式中取：，，同时：，则： 由于产物都是气态，作为催化剂的液相因完全混合，故反应速度恒定。设气膜阻力和