化学反应工程陈甘棠主编

流化床反应器第一页，编辑于星期六：十八点五分。流态化：固体粒子像流体一样进行流动的现象。一、流态化的形式气泡7.1概述图7-1流态化的各种形式第二页，编辑于星期六：十八点五分。结构简单传热效能高，床层温度均匀气固相间传质速率较高催化剂粒子小，效能高有助于催化剂循环再生催化剂和设备磨损大气流不均时气固相接触效率降低返混大，影响产品质量均一性石油催化裂化丙烯-氨氧化制丙烯腈萘氧化制邻苯二甲酸酐煤燃烧与转化金属提取和加工二、流化床反应器的特点三、流化床反应器的重要应用第三页，编辑于星期六：十八点五分。7.2流化床中的气、固运动7.2.1流化床的流体力学二个特征速度：临界流化速度、带出速度（1）临界流化速度（umf）刚刚能使粒子流化起来的气体空床流速。确定umf的方法a.实验测定（7-1）第四页，编辑于星期六：十八点五分。b.经验关联式计算临界流态化时，对床层受力平衡分析得p1p2即固定床中流动压降也可由欧根公式计算因为整理得式中，是颗粒的形状系数，部分颗粒的值可由手册查取。是临界空隙率，其值与颗粒直径和形状等有关，也可由手册查取。若查不到，可由以下二式估算。（7-2）（7-1）第五页，编辑于星期六：十八点五分。式（7-5）代入式（7-2）可导出小颗粒，ReP<20时，欧根公式中第一项可忽略，式（7-2）简化为：大颗粒，ReP>1000时，欧根公式中第二项可忽略，式（7-2）简化为：应用以上各式计算时要注意：a.对具有一定筛分的颗粒要用调和平均直径。（7-5）（7-6）（7-7）（7-8）第六页，编辑于星期六：十八点五分。b.雷诺数中特性尺寸是颗粒的直径，密度和粘度是气体的物性。c.计算所得到的要代入到雷诺数中，检验选用的公式是否符合规定的范围。（2）带出速度当气速增大到一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，则粒子将会被气流带走，此时气体的空床速度即带出速度，或称终端速度。颗粒的带出速度等于其自由沉降速度，对球形固体颗粒，可用以下公式计算：式中,xi——颗粒各筛分的重量百分数；dPi——颗粒各筛分的平均直径；d1，d2——上、下筛目的尺寸。第七页，编辑于星期六：十八点五分。存在大量颗粒的流化床中，粒子沉降会互相干扰，按单个粒子计算的带出速度需校正。式中，校正系数F0可由右图查取。注意：以上各式求得的ut也都需代入到Rep中检验。（7-14）（7-15）（7-16）第八页，编辑于星期六：十八点五分。讨论：流化床的操作气速（i）流化床中，气体操作流速的下限是umf，上限是ut。小颗粒大颗粒（ii）细颗粒床层中，气体操作流速的范围更宽。（iii）实用操作气速的确定a.流化数b.第九页，编辑于星期六：十八点五分。（3）流化床的膨胀比流化床的体积与起始流化时床层体积之比。膨胀比是流化床反应器设计的重要参数，影响因素比较多，如颗粒的尺寸、物性，流体的流速和物性，床层尺寸和内部构件的形式等。右图反映了气速和床径对膨胀比的影响。由图可见，气速越大，床径越小则膨胀比越大。R值一般在1.15~2之间。（7-20）第十页，编辑于星期六：十八点五分。解：算术平均值（小颗粒）（7-7）（7-7）例题第十一页，编辑于星期六：十八点五分。，由式（7-14）由带出速度的校正系数图，查得F0=1，故不需校正。第十二页，编辑于星期六：十八点五分。7.2.2气泡及其行为气泡云（1）气泡的结构气泡气泡晕（气泡云+尾涡）气泡晕中粒子浓度与乳化相相同，包在气泡周围，伴随着气泡一起上升。流化床层由固体颗粒密集区域（乳化相）和固体颗粒很少的区域（气泡相）组成，气泡的结构和行为是分析流化床特性和建立数学模型的基础。{（2）气泡的速度气泡上升速度是影响气泡相与乳化相之间传质和传热的重要因素。根据不同的模型和实验数据，整理出一些经验公式。7-10第十三页，编辑于星期六：十八点五分。a.单个气泡上升速度式中，db——气泡直径，cm；g——重力加速度，980cm/s2。b.气泡群上升速度事实上床层内气泡大小是不均匀的，且是不断长大的，有人提出一些不同的经验式。由于气泡行为的复杂性，现有的经验公式都存在一定的局限性。c.气泡中气体的穿流量式中，Rb——气泡半径，cm。（7-28）（7-29）第十四页，编辑于星期六：十八点五分。（3）气泡云与尾涡（i）气泡云相对厚度式中，为乳相中真实气速。（7-39）（7-40）注意：气泡云的实际厚度为RC－Rb。（ii）气泡中气体的穿流量（7-41）（7-42）第十五页，编辑于星期六：十八点五分。（iii）尾涡的体积分率式中，（7-43）由图7-11可见，fw与颗粒的粒径、形状等因素有关。图7-11尾涡体积与粒径的关系第十六页，编辑于星期六：十八点五分。（iv）气泡云、气泡晕与气泡的体积比（7-45）（v）气泡占床层的体积分率假设：进入床层的气流分为两个部分，一部分是以ub流动的气泡，另一部分则以umf在乳相中流动。床层达到临界流态化以后，床层高度增加的部分完全是气泡所作的贡献。对气流进行物料衡算（7-46）故（7-47）或第十七页，编辑于星期六：十八点五分。（4）床层中各部分的颗粒含量与气泡体积之比（i）气泡中的颗粒含量（7-48）通常可忽略。（ii）气泡晕中的颗粒含量（7-49）（iii）乳相中的颗粒含量因为气泡晕中的情况与乳相相同，即相当于临界流化状态，将式（7-40）关系引入，可导得：（7-50）（7-51）第十八页，编辑于星期六：十八点五分。7.2.3乳相的动态乳相是指床层中气泡相之外的区域。该区域内颗粒密集，是发生化学反应的主要场所。（1）床层中颗粒的流动在上升气泡作用下，乳相中的颗粒形成上下循环和杂乱无章的随机运动。这种运动促使颗粒快速混合均匀。图7-12颗粒运动示意图注意：颗粒运动规律与床层结构有关。浅床层：中心下降，外围上升。深床层：中心上升，外围下降。在按装挡板或挡网等内部构件的床层中，颗粒的自由运动受到阻碍，其行程变得更加复杂。第十九页，编辑于星期六：十八点五分。（2）粒度及粒度分布的影响根据颗粒粒度大小对床层流化性的能影响，将颗粒分为4类。A类：细颗粒，粒度范围20~100μm。B类：较粗颗粒，粒度范围40~500μm。C类：易黏结颗粒，粒度范围<30μm。D类：粗颗粒，粒度范围>600μm。确定颗粒粒度的原则：a.颗粒粒径应在A类或B类范围内。b.颗粒应具有适当的粒度分布。讨论：为何流化床中颗粒要有一定的粒度分布？图7-7根据流化特性的粒子分类第二十页，编辑于星期六：十八点五分。（3）乳相中的气体流动状况流化床中，大部分气体以气泡形式通过床层，乳化相中气量很少，甚至可忽略，但它的返混对化学反应的影响往往并不能被忽略。乳化相中气体流动较复杂，存在位置随机变化的向上流区域和回流区域。向上流区域：以umf速度向上流动的气体；回流区域：被大于umf速度向下回流的颗粒所吸附和裹夹的气体。定常态操作时床层截面上平均上流与回流量大致恒定。当气速增大时，回流量相应增大。当流化数u0/umf>6~11时，乳化相中气体回流量将超过上流量，净流量成为向下流动的了。第二十一页，编辑于星期六：十八点五分。7.2.4分布板与内部构件一、分布板（1）分布板的类型图7-14分布器的若干形式第二十二页，编辑于星期六：十八点五分。（2）设计或选择分布板的基本要求气体分布均匀，防止积料，结构简单，材料节省，压降合理。二、内部构件（1）种类垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜片百叶窗挡板，等。（2）作用传热，控制气泡聚并，改变气-固相流动和接触状况，减少颗粒带出。第二十三页，编辑于星期六：十八点五分。7.3.1床层与外壁间的传热床层内传热主要包括：固体颗粒之间、颗粒与流体之间、床层与换热面之间的传热。因床内温度均一，前二项可忽略。床层与换热面之间的传热系数由下式定义（7-61）该式是由大量实验数据关联得到的，适用面较广，误差小于±50%。7.3流化床中的传递过程（7-59）式中，Aw——传热面积；ΔT——床层与壁面间的平均温差。hw——给热系数，可用经验关联式或关联图计算。（i）关联式计算第二十四页，编辑于星期六：十八点五分。（7-62）式中，Lh——换热面高度；dt——床层直径；Ψ——无因次量，由图7-25查取。设计时，可取以上两式分别计算，然后选取其中较小的hw值计算传热量。3.7.2床层与浸没于床内的换热面之间的传热也有许多经验关联式，此处仅以垂直管为例。（7-63）单位：s/cm2应用范围：（ii）关联图计算平均偏差：±20%图7-25器壁给热系数关联图第二十五页，编辑于星期六：十八点五分。cR——管子距床中心位置的校正系数，可由下图查取。由图可见，将垂直管安装于距床层中心1/3半径处，传热系数较高。rR图7-26cR－r/R关联图第二十六页，编辑于星期六：十八点五分。解：（1）计算器壁给热系数（2）计算床层中心垂直管壁给热系数查图7-25得，将及有关数据代入式（7-62）计算得床层中心：cR=1，将数据代入式（7-63）计算得第二十七页，编辑于星期六：十八点五分。在r/R=1/2处，查图7-26得cR=1.72，故故第二十八页，编辑于星期六：十八点五分。7.3.3颗粒与流体间的传质流化床中主要考虑粒子与流体间的传质，关键是确定其传质系数kG。计算的经验关联式可由文献查取，应用时要注意公式的适用条件和范围。（7-66）适用条件和范围：液-固流化床a.b.适用条件和范围：液-固和气-固流化床（7-67）第二十九页，编辑于星期六：十八点五分。7.3.4气泡与乳相间的传质相间传质的途径，见图7-27。气泡气泡晕乳相设气泡在dt时间内在床层上升dl距离，以单位气泡体积为基准的组分A的传递速率为：图7-27相间交换示意图（7-68）由式（7-68）可导得总括交换系数与相间交换系数与的关系如下：（7-69）第三十页，编辑于星期六：十八点五分。单个气泡与外界交换组分A的量为式中，穿流量扩散传质系数由下式估算：（7-71）（7-70）（7-42）式（7-70）与式（7-68）比较，可得（7-72）（7-73）式中，De——气体在乳相中的扩散系数，其值在第三十一页，编辑于星期六：十八点五分。解：（1）第三十二页，编辑于星期六：十八点五分。（2）气泡直径对相间交换系数的影响较为显著，气泡直径增大，相间交换系数减小。第三十三页，编辑于星期六：十八点五分。（3）气速对总括交换系数的影响较小。讨论：提高相间交换系数的措施？第三十四页，编辑于星期六：十八点五分。建立数学模型的目的是要定量地分析影响流化床性能的各个参数之间的数学关系，解决反应器放大和控制以及相关的最优化问题。7.4.1模型的类别（1）简单均相模型全混流模型活塞流模型{（2）两相模型气泡相（活塞流）—乳化相（活塞流）气泡相（活塞流）—乳化相（全混流）{（3）三相模型气泡相—上流相（气+固）—下流相（气+固）气泡相—气泡云—乳化相{其它还有气泡模型、四区模型等，有些模型还考虑了分布器和自由空间等的影响。7.4流化床的数学模型第三十五页，编辑于星期六：十八点五分。以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数，根据气泡直径是否可变分为以下几种情况：（1）各参数为常数，不随床高变化，也与气泡状况无关；（2）各参数为常数，不随床高变化，用一恒定不变的当量气泡直径作为模型的可调参数。（3）各参数与气泡大小有关，气泡大小随床高变化。迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有一些应用的实例与实际情况比较符合，但尚无一个被公认为可普遍使用的数学模型。下面以两种比较典型的两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学模型的思路。第三十六页，编辑于星期六：十八点五分。7.4.2两相模型（1）物理模型如图7-28所示。（2）基本假设图7-28（7-79）第三十七页，编辑于星期六：十八点五分。（3）模型参数模型参数为气泡直径，根据基本假定可导出其达式。设单位体积床层中气泡个数为Nb，单个气泡体积为Vb，上升速度为ubr。由基本假设①由基本假设②即整理得（7-82）以下以一级不可逆反应为例讨论流化床反应器的两相模型。第三十八页，编辑于星期六：十八点五分。一、乳化相流况为全混流（1）数学模型对床层高度为l处的气泡作物料衡算因为乳化相是全混流，ce为常数，故上式可直接积分。利用边界条件l=0，cb=ci，积分上式得：按单位床层截面对乳化相作物料衡算⑤④+②+①+③=+=++（7-83）（7-84）kc是以乳相体积为基准定义的反应速率常数。①③②④⑤cico(ce)o(cb)o第三十九页，编辑于星期六：十八点五分。上式化简得式（7-83）~式（7-85）和式（7-80）及式（7-81）联立可解得由床层出口总物料衡算（7-87）式中，有关符号的定义如下：（7-85）（7-86）（7-88）第四十页，编辑于星期六：十八点五分。二、乳相为平推流（1）数学模型对床层任一处高度为dl的一段床层作物料衡算对床内高度为l处单个气泡作物料衡算式中，kC是以床层乳化相体积为基准定义的反应速率常数。运用式（7-88）定义的几个关系式代入物料衡算方程化简得模型方程如下：（7-89）（7-83）（A）（B）第四十一页，编辑于星期六：十八点五分。（2）边界条件（3）模型求解式（A）和式（B）联立，消去ce得：根据二阶常系数线性微分方程的通解得（7-90）（7-91）（7-92）式中，第四十二页，编辑于星期六：十八点五分。A1、A2是积分常数。将边界条件代入式（7-91）得：上式对l求导，再代入式（A）得将l=Lf代入上面二式，可得到反应器出口处反应组分在气泡相和乳化相中的浓度(cb)o和(ce)o。对反应器出口处反应组分进行衡算得：代入有关浓度表达式得（7-94）第四十三页，编辑于星期六：十八点五分。采用两种模型对臭氧分解反应的计算结果。（7-94）（7-87）第四十四页，编辑于星期六：十八点五分。第四十五页，编辑于星期六：十八点五分。解：假设Re<20，由式（7-7）计算umf。校验上式适用。流化床高临界流化床高其中故第四十六页，编辑于星期六：十八点五分。（1）用乳相全混的两相模型计算第四十七页，编辑于星期六：十八点五分。由式（7-87）当X很大时故（2）用乳化相为活塞流的两相模型计算解得：第四十八页，编辑于星期六：十八点五分。由式（7-94）忽略式中最后一项，代入数据计算得从两种模型的计算结果看，乳化相为全混流的两相模型的计算结果与实际情况更接近。第四十九页，编辑于星期六：十八点五分。第八章气液两相反应器第五十页，编辑于星期六：十八点五分。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）第五十一页，编辑于星期六：十八点五分。8.1.1气液相反应设备（1）塔式板式塔填料塔{（2）釜式鼓泡塔、喷雾塔第五十二页，编辑于星期六：十八点五分。8.1.2气液传质的双膜模型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。双膜模型解释反应过程示意图假设：溶剂不挥发，气体中溶质以外的组分不溶解。反应完全发生在液膜和液相主体中。δGδLMainbodyofgas第五十三页，编辑于星期六：十八点五分。8.2气液相反应宏观动力学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。第五十四页，编辑于星期六：十八点五分。气液相反应的类型根据反应速率相对快慢，分为以下八种类型。（1）瞬间快速反应（2）界面反应第五十五页，编辑于星期六：十八点五分。（3）二级快速反应（4）拟一级快速反应第五十六页，编辑于星期六：十八点五分。（5）二级中速反应（6）拟一级中速反应第五十七页，编辑于星期六：十八点五分。（7）二级慢速反应（8）极慢反应第五十八页，编辑于星期六：十八点五分。8.2.1基础方程可由双膜理论和菲克定律导出。设反应为定常态条件下，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：整理得（8-12）同理可得此二式即二级不可逆气液反应的基础方程，根据不同类型气液反应的边界条件，可得到不同特解。第五十九页，编辑于星期六：十八点五分。不同类型气液相二级反应的宏观速率式δLδR反应面相界面cAipApAiCBL（1）瞬间快速反应如图，反应仅在反应面上，反应面左侧只含A，右侧只含B。因此，反应面两侧的扩散传质均不受化学反应影响。即边界条件：第六十页，编辑于星期六：十八点五分。将二阶微分方程积分得到液膜中A的浓度分布为：定常态操作时，单位界面上反应量等于扩散通量，即将A的浓度分布对z求导后代入上式得式中，，称为液膜传质系数。，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之比。（8-16）（8-14）第六十一页，编辑于星期六：十八点五分。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，上式可变换为在相界面上，溶解达到平衡，气液组成符合亨利定律则得（8-18）第六十二页，编辑于星期六：十八点五分。（2）界面反应液相中B的浓度足够大时，反应面位置与相界面重合，此时，A组分的消失速率取决于其在气膜中的扩散速率。该过程属于气膜控制过程。反应面位置的判别（8-19）由和解得若，，则必为界面反应。第六十三页，编辑于星期六：十八点五分。（3）拟一级快速反应反应发生在液膜中，A可能在一定距离处反应完全，B浓度足够大，在反应区内可近似认为其浓度不变。基础方程边界条件（8-28）基础方程的特解为第六十四页，编辑于星期六：十八点五分。（8-26）式中，双曲正弦函数膜内增强系数γ又称为Hatta准数，或八田准数，其物理意义是：因此，可由γ值判断反应快慢程度。第六十五页，编辑于星期六：十八点五分。根据膜内组分A的浓度分布式就可求得宏观反应速率（8-29）式中，称为一级不可逆气液反应的增强系数，其物理意义为注意：不同的气液反应，导出的增强系数形式不同。γ<0.02极慢反应β=1.00.02<γ<2中速反应β=γ/tanhγγ>3快速反应β=γ图8-6β－γ关系图β与γ的关系见图8-6第六十六页，编辑于星期六：十八点五分。（4）二级快速反应反应在液膜内完成，A和B的浓度均随膜厚变化。基础方程边界条件近似解（8-25）宏观速率方程式（8-25）是隐式方程，可用试差法求解，也可查图8-5求其值。（8-27）第六十七页，编辑于星期六：十八点五分。β-γ关系曲线β=β∞第六十八页，编辑于星期六：十八点五分。（5）拟一级中速反应反应区域为液膜和液相主体，液膜中B浓度基本不变。基础方程边界条件解析解（8-22）式中，ε是气相体积分率；a是单位气液混合物体积具有的相界面；δ是液膜厚度；aδ是单位体积中液膜的体积；第六十九页，编辑于星期六：十八点五分。（6）二级中速反应反应区域为液膜和液相主体，液膜中B浓度随膜厚变化。该类型的反应基础方程和边界条件与不可逆一级中速反应相同，方程无解析解，只有近似解。第七十页，编辑于星期六：十八点五分。（7）二级慢速反应液膜中的反应量比液相主体中小得多，可以忽略不计。即由气相主体传入液相的A，完全在液相中反应，而气膜和液膜中的传质是纯物理过程。定常态操作时，通过气膜和液膜传递的A的量与液相主体中反应消耗的A的量相等，即，式中，a是单位液相体积具有的相界面。pA*是与cAL成平衡的气相分压。（8-34）第七十一页，编辑于星期六：十八点五分。（8）极慢反应扩散速率远大于反应速率，传质阻力可忽略，属于反应控制，气液相宏观反应速率等于液相主体中的本征反应速率。此过程可以直接运用本征动力学方程进行计算。小结（1）气液反应宏观速率可表示为不同的反应，β的表达式不同。β值可查图8-5求得。（8-20）第七十二页，编辑于星期六：十八点五分。β-γ关系曲线第七十三页，编辑于星期六：十八点五分。8.2.4气液相反应器选型第七十四页，编辑于星期六：十八点五分。第七十五页，编辑于星期六：十八点五分。反应器选型一般要考虑如下因素：①气液接触形式塔式设备中气体、液体均可近似看成活塞流，采用逆流接触方式具有最大的推动力；鼓泡塔中气体呈活塞流，液体近似为全混流；搅拌釜中气、液两相均可看成全混流。②相间传质系数kGA、kLA液体呈滴状处于连续的气相中kGA较高，kLA较低；气体呈上升的气泡通过连续的液相时kLA较高，kGA较低。③气、液流动速率除填料塔以外的其他气液反应器液速/气速比可在较大范围内调节而不影响操作；填料塔的液速/气速比在常压下一般控制在10左右。④气液反应控制步骤传质控制的快反应应选择具有高相界面的设备，但要注意结合考虑传质系数的影响；反应控制的慢反应选用具有高液含率的釜式设备或鼓泡塔。第七十六页，编辑于星期六：十八点五分。例：二级气液反应A+BR，-rA=20CACBmol/cm3·s，已知DAL=2.0×10-5cm2/s，CBL=2.5×10-3mol/cm3，kLA=0.1cm/s。试判断该反应的类型和反应区域，并选择合适的反应器。解：故该反应为慢反应，反应区域为液相主体。可选择持液量大的搅拌釜或鼓泡塔反应器。第七十七页，编辑于星期六：十八点五分。8.3化学吸收填料塔的计算填料塔具有较高的相界面，气、液逆流接触传质推动力大，主要用于传质速率为控制步骤的气液反应。计算目的是确定填料用量和设备结构尺寸等。8.3.1填料层高度计算设为快速反应，液相主体中cBL=0，定常态操作时取一微元段作物料衡算：气相组分A化简得积分（1）第七十八页，编辑于星期六：十八点五分。液相组分B化简得积分（2）若动力学方程已知，就可由上面的积分计算填料层高度。因为动力学方程常用气体分压和液相浓度表示，根据物质的量比浓度的定义可对积分式进行变换。由微分代入式（1）和式（2）得第七十九页，编辑于星期六：十八点五分。若为低浓度化学吸收过程，则高度计算公式可简化为（3）（4）（5）第八十页，编辑于星期六：十八点五分。解：这是低浓度吸收过程，故（1）物理吸收可按化工原理介绍的方法计算。填料层中取一截面，对溶质A作物料衡算（如右图）：第八十一页，编辑于星期六：十八点五分。整理得即物理吸收速率吸收推动力第八十二页，编辑于星期六：十八点五分。由计算结果知，该过程不宜采用物理吸收。填料塔高度（2）快速反应化学吸收cB1=0.8kmol/m3a.判断反应界面（逆流吸收）塔顶：气相浓度最低，液相浓度最高，如该处不是界面反应，则全塔都不是界面反应。塔底：气相浓度最高，液相浓度最低，如该处是界面反应，则全塔都是界面反应。第八十三页，编辑于星期六：十八点五分。据此，可判断全塔均为界面反应。全塔物料衡算在塔底处第八十四页，编辑于星期六：十八点五分。b.计算塔高界面反应属气膜控制，宏观速率式塔高（3）快速反应化学吸收cB1=0.03kmol/m3a.判断反应区域顶塔第八十五页，编辑于星期六：十八点五分。据此，判断为膜内瞬间反应，不存在物理吸收段。宏观速率式为：塔底：估计反应段长度，看是否存在物理吸收段。塔内任一截面与塔顶之间物料衡算得任一截面上气、液浓度的关系式代入塔底进气浓度，求得液相中反应物B出塔浓度第八十六页，编辑于星期六：十八点五分。将cB代入宏观速率方程计算所需填料高度第八十七页，编辑于星期六：十八点五分。（3）快速反应化学吸收cB1=0.128kmol/m3判断反应区域顶塔故塔顶是界面反应。塔底全塔物料衡算故塔底不是界面反应。两种反应区域交界处的临界浓度必满足第八十八页，编辑于星期六：十八点五分。塔顶至临界截面之间物料衡算得二式联立解得b.计算填料层高度界面反应段第八十九页，编辑于星期六：十八点五分。膜内瞬间反应段填料层总高度第九十页，编辑于星期六：十八点五分。