流化床反應(yīng)器

流態(tài)化：固體粒子像流體一樣進行流動的現(xiàn)象。一、流態(tài)化的形式氣泡7.1概述圖7-1流態(tài)化的各種形式結(jié)構(gòu)簡單傳熱效能高，床層溫度均勻氣固相間傳質(zhì)速率較高催化劑粒子小，效能高有助于催化劑循環(huán)再生催化劑和設(shè)備磨損大氣流不均時氣固相接觸效率降低返混大，影響產(chǎn)品質(zhì)量均一性石油催化裂化丙烯-氨氧化制丙烯腈萘氧化制鄰苯二甲酸酐煤燃燒與轉(zhuǎn)化金屬提取和加工二、流化床反應(yīng)器的特點三、流化床反應(yīng)器的重要應(yīng)用7.2流化床中的氣、固運動

7.2.1流化床的流體力學(xué)二個特征速度：臨界流化速度、帶出速度（1）臨界流化速度（umf）剛剛能使粒子流化起來的氣體空床流速。確定umf的方法

a.實驗測定（7-1）b.經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式計算臨界流態(tài)化時，對床層受力平衡分析得p1p2即固定床中流動壓降也可由歐根公式計算因為整理得式中，是顆粒的形狀系數(shù)，部分顆粒的值可由手冊查取。是臨界空隙率，其值與顆粒直徑和形狀等有關(guān)，也可由手冊查取。若查不到，可由以下二式估算。（7-2）（7-1）式（7-5）代入式（7-2）可導(dǎo)出小顆粒，ReP<20時，歐根公式中第一項可忽略，式（7-2）簡化為：大顆粒，ReP>1000時，歐根公式中第二項可忽略，式（7-2）簡化為：應(yīng)用以上各式計算時要注意：

a.對具有一定篩分的顆粒要用調(diào)和平均直徑。（7-5）（7-6）（7-7）（7-8）b.雷諾數(shù)中特性尺寸是顆粒的直徑，密度和粘度是氣體的物性。c.計算所得到的要代入到雷諾數(shù)中，檢驗選用的公式是否符合規(guī)定的范圍。（2）帶出速度當(dāng)氣速增大到一定值時，流體對粒子的曳力與粒子的重力相等，則粒子將會被氣流帶走，此時氣體的空床速度即帶出速度，或稱終端速度。顆粒的帶出速度等于其自由沉降速度，對球形固體顆粒，可用以下公式計算：式中,xi——顆粒各篩分的重量百分數(shù)；

dPi——顆粒各篩分的平均直徑；

d1，d2——上、下篩目的尺寸。

存在大量顆粒的流化床中，粒子沉降會互相干擾，按單個粒子計算的帶出速度需校正。式中，校正系數(shù)F0可由右圖查取。注意：以上各式求得的ut也都需代入到Rep中檢驗。（7-14）（7-15）（7-16）討論：流化床的操作氣速

（i）流化床中，氣體操作流速的下限是umf，上限是ut。小顆粒大顆粒（ii）細顆粒床層中，氣體操作流速的范圍更寬。（iii）實用操作氣速的確定a.流化數(shù)b.（3）流化床的膨脹比流化床的體積與起始流化時床層體積之比。

膨脹比是流化床反應(yīng)器設(shè)計的重要參數(shù)，影響因素比較多，如顆粒的尺寸、物性，流體的流速和物性，床層尺寸和內(nèi)部構(gòu)件的形式等。右圖反映了氣速和床徑對膨脹比的影響。由圖可見，氣速越大，床徑越小則膨脹比越大。R值一般在1.15~2之間。

（7-20）解：算術(shù)平均值（小顆粒）（7-7）（7-7）

例題，由式（7-14）由帶出速度的校正系數(shù)圖，查得F0=1，故不需校正。7.2.2氣泡及其行為氣泡云（1）氣泡的結(jié)構(gòu)氣泡氣泡暈（氣泡云+尾渦）氣泡暈中粒子濃度與乳化相相同，包在氣泡周圍，伴隨著氣泡一起上升。

流化床層由固體顆粒密集區(qū)域（乳化相）和固體顆粒很少的區(qū)域（氣泡相）組成，氣泡的結(jié)構(gòu)和行為是分析流化床特性和建立數(shù)學(xué)模型的基礎(chǔ)。{（2）氣泡的速度氣泡上升速度是影響氣泡相與乳化相之間傳質(zhì)和傳熱的重要因素。根據(jù)不同的模型和實驗數(shù)據(jù)，整理出一些經(jīng)驗公式。7-10a.單個氣泡上升速度式中，db——氣泡直徑，cm；

g——重力加速度，980cm/s2。b.氣泡群上升速度

事實上床層內(nèi)氣泡大小是不均勻的，且是不斷長大的，有人提出一些不同的經(jīng)驗式。由于氣泡行為的復(fù)雜性，現(xiàn)有的經(jīng)驗公式都存在一定的局限性。c.氣泡中氣體的穿流量式中，Rb——氣泡半徑，cm。（7-28）（7-29）（3）氣泡云與尾渦（i）氣泡云相對厚度式中，為乳相中真實氣速。（7-39）（7-40）注意：氣泡云的實際厚度為RC－Rb。（ii）氣泡中氣體的穿流量（7-41）（7-42）（iii）尾渦的體積分率式中，（7-43）

由圖7-11可見，fw與顆粒的粒徑、形狀等因素有關(guān)。圖7-11尾渦體積與粒徑的關(guān)系（iv）氣泡云、氣泡暈與氣泡的體積比（7-45）（v）氣泡占床層的體積分率

假設(shè)：進入床層的氣流分為兩個部分，一部分是以ub流動的氣泡，另一部分則以umf在乳相中流動。床層達到臨界流態(tài)化以后，床層高度增加的部分完全是氣泡所作的貢獻。對氣流進行物料衡算（7-46）故（7-47）或（4）床層中各部分的顆粒含量與氣泡體積之比（i）氣泡中的顆粒含量（7-48）通常可忽略。（ii）氣泡暈中的顆粒含量（7-49）（iii）乳相中的顆粒含量因為氣泡暈中的情況與乳相相同，即相當(dāng)于臨界流化狀態(tài)，將式（7-40）關(guān)系引入，可導(dǎo)得：（7-50）（7-51）7.2.3乳相的動態(tài)

乳相是指床層中氣泡相之外的區(qū)域。該區(qū)域內(nèi)顆粒密集，是發(fā)生化學(xué)反應(yīng)的主要場所。（1）床層中顆粒的流動

在上升氣泡作用下，乳相中的顆粒形成上下循環(huán)和雜亂無章的隨機運動。這種運動促使顆?？焖倩旌暇鶆颉D7-12顆粒運動示意圖注意：顆粒運動規(guī)律與床層結(jié)構(gòu)有關(guān)。淺床層：中心下降，外圍上升。深床層：中心上升，外圍下降。在按裝擋板或擋網(wǎng)等內(nèi)部構(gòu)件的床層中，顆粒的自由運動受到阻礙，其行程變得更加復(fù)雜。（2）粒度及粒度分布的影響根據(jù)顆粒粒度大小對床層流化性的能影響，將顆粒分為4類。

A類：細顆粒，粒度范圍20~100μm。

B類：較粗顆粒，粒度范圍40~500μm。

C類：易黏結(jié)顆粒，粒度范圍<30μm。

D類：粗顆粒，粒度范圍>600μm。

確定顆粒粒度的原則：

a.顆粒粒徑應(yīng)在A類或B類范圍內(nèi)。

b.顆粒應(yīng)具有適當(dāng)?shù)牧６确植肌Ｓ懻摚簽楹瘟骰仓蓄w粒要有一定的粒度分布？圖7-7根據(jù)流化特性的粒子分類（3）乳相中的氣體流動狀況

流化床中，大部分氣體以氣泡形式通過床層，乳化相中氣量很少，甚至可忽略，但它的返混對化學(xué)反應(yīng)的影響往往并不能被忽略。

乳化相中氣體流動較復(fù)雜，存在位置隨機變化的向上流區(qū)域和回流區(qū)域。向上流區(qū)域：以umf速度向上流動的氣體；回流區(qū)域：被大于umf速度向下回流的顆粒所吸附和裹夾的氣體。定常態(tài)操作時床層截面上平均上流與回流量大致恒定。當(dāng)氣速增大時，回流量相應(yīng)增大。當(dāng)流化數(shù)u0/umf>6~11時，乳化相中氣體回流量將超過上流量，凈流量成為向下流動的了。7.2.4分布板與內(nèi)部構(gòu)件一、分布板（1）分布板的類型圖7-14分布器的若干形式（2）設(shè)計或選擇分布板的基本要求氣體分布均勻，防止積料，結(jié)構(gòu)簡單，材料節(jié)省，壓降合理。二、內(nèi)部構(gòu)件（1）種類垂直管、水平管、多孔板、水平擋網(wǎng)、斜片百葉窗擋板，等。（2）作用傳熱，控制氣泡聚并，改變氣-固相流動和接觸狀況，減少顆粒帶出。7.3.1床層與外壁間的傳熱床層內(nèi)傳熱主要包括：固體顆粒之間、顆粒與流體之間、床層與換熱面之間的傳熱。因床內(nèi)溫度均一，前二項可忽略。床層與換熱面之間的傳熱系數(shù)由下式定義（7-61）

該式是由大量實驗數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)得到的，適用面較廣，誤差小于±50%。7.3流化床中的傳遞過程（7-59）式中，Aw——傳熱面積；ΔT——床層與壁面間的平均溫差。

hw——給熱系數(shù)，可用經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式或關(guān)聯(lián)圖計算。（i）關(guān)聯(lián)式計算（7-62）式中，Lh——換熱面高度；

dt——床層直徑；

Ψ——無因次量，由圖7-25查取。

設(shè)計時，可取以上兩式分別計算，然后選取其中較小的hw值計算傳熱量。3.7.2床層與浸沒于床內(nèi)的換熱面之間的傳熱也有許多經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式，此處僅以垂直管為例。（7-63）單位：s/cm2應(yīng)用范圍：（ii）關(guān)聯(lián)圖計算平均偏差：±20%圖7-25器壁給熱系數(shù)關(guān)聯(lián)圖cR——管子距床中心位置的校正系數(shù)，可由下圖查取。

由圖可見，將垂直管安裝于距床層中心1/3半徑處，傳熱系數(shù)較高。rR

圖7-26cR－r/R關(guān)聯(lián)圖解：（1）計算器壁給熱系數(shù)（2）計算床層中心垂直管壁給熱系數(shù)查圖7-25得，將及有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（7-62）計算得床層中心：cR=1，將數(shù)據(jù)代入式（7-63）計算得在r/R=1/2

處，查圖7-26得cR=1.72，故故7.3.3顆粒與流體間的傳質(zhì)

流化床中主要考慮粒子與流體間的傳質(zhì)，關(guān)鍵是確定其傳質(zhì)系數(shù)kG。計算的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式可由文獻查取，應(yīng)用時要注意公式的適用條件和范圍。（7-66）適用條件和范圍：液-固流化床a.b.適用條件和范圍：液-固和氣-固流化床（7-67）7.3.4氣泡與乳相間的傳質(zhì)

相間傳質(zhì)的途徑，見圖7-27。

氣泡氣泡暈乳相設(shè)氣泡在dt時間內(nèi)在床層上升dl距離，以單位氣泡體積為基準的組分A的傳遞速率為：圖7-27相間交換示意圖（7-68）由式（7-68）可導(dǎo)得總括交換系數(shù)與相間交換系數(shù)與的關(guān)系如下：（7-69）單個氣泡與外界交換組分A的量為式中，穿流量

擴散傳質(zhì)系數(shù)由下式估算：（7-71）（7-70）（7-42）式（7-70）與式（7-68）比較，可得（7-72）（7-73）式中，De——氣體在乳相中的擴散系數(shù)，其值在解：（1）（2）氣泡直徑對相間交換系數(shù)的影響較為顯著，氣泡直徑增大，相間交換系數(shù)減小。（3）氣速對總括交換系數(shù)的影響較小。討論：提高相間交換系數(shù)的措施？

建立數(shù)學(xué)模型的目的是要定量地分析影響流化床性能的各個參數(shù)之間的數(shù)學(xué)關(guān)系，解決反應(yīng)器放大和控制以及相關(guān)的最優(yōu)化問題。7.4.1模型的類別（1）簡單均相模型全混流模型活塞流模型{（2）兩相模型氣泡相（活塞流）—乳化相（活塞流）氣泡相（活塞流）—乳化相（全混流）{（3）三相模型氣泡相—上流相（氣+固）—下流相（氣+固）氣泡相—氣泡云—乳化相{

其它還有氣泡模型、四區(qū)模型等，有些模型還考慮了分布器和自由空間等的影響。7.4流化床的數(shù)學(xué)模型

以上各種模型，大多數(shù)以氣泡直徑作為模型參數(shù)，根據(jù)氣泡直徑是否可變分為以下幾種情況：（1）各參數(shù)為常數(shù)，不隨床高變化，也與氣泡狀況無關(guān)；（2）各參數(shù)為常數(shù)，不隨床高變化，用一恒定不變的當(dāng)量氣泡直徑作為模型的可調(diào)參數(shù)。（3）各參數(shù)與氣泡大小有關(guān)，氣泡大小隨床高變化。迄今為止，已提出很多流化床數(shù)學(xué)模型，也有一些應(yīng)用的實例與實際情況比較符合，但尚無一個被公認為可普遍使用的數(shù)學(xué)模型。下面以兩種比較典型的兩相模型和鼓泡床模型為例，介紹建立數(shù)學(xué)模型的思路。7.4.2兩相模型（1）物理模型如圖7-28所示。（2）基本假設(shè)圖7-28（7-79）（3）模型參數(shù)模型參數(shù)為氣泡直徑，根據(jù)基本假定可導(dǎo)出其表達式。設(shè)單位體積床層中氣泡個數(shù)為Nb，單個氣泡體積為Vb，上升速度為ubr。由基本假設(shè)①由基本假設(shè)②即整理得（7-82）

以下以一級不可逆反應(yīng)為例討論流化床反應(yīng)器的兩相模型。一、乳化相流況為全混流（1）數(shù)學(xué)模型對床層高度為l處的氣泡作物料衡算因為乳化相是全混流，ce為常數(shù)，故上式可直接積分。利用邊界條件l=0，cb=ci，積分上式得：按單位床層截面對乳化相作物料衡算⑤④+②+①+③=+=++（7-83）（7-84）kc是以乳相體積為基準定義的反應(yīng)速率常數(shù)。①③②④⑤cico(ce)o(cb)o上式化簡得式（7-83）~式（7-85）和式（7-80）及式（7-81）聯(lián)立可解得由床層出口總物料衡算（7-87）式中，有關(guān)符號的定義如下：（7-85）（7-86）（7-88）二、乳相為平推流（1）數(shù)學(xué)模型對床層任一處高度為dl的一段床層作物料衡算對床內(nèi)高度為l處單個氣泡作物料衡算式中，kC是以床層乳化相體積為基準定義的反應(yīng)速率常數(shù)。運用式（7-88）定義的幾個關(guān)系式代入物料衡算方程化簡得模型方程如下：（7-89）（7-83）（A）（B）（2）邊界條件（3）模型求解式（A）和式（B）聯(lián)立，消去ce得：根據(jù)二階常系數(shù)線性微分方程的通解得（7-90）（7-91）（7-92）式中，A1、A2是積分常數(shù)。將邊界條件代入式（7-91）得：上式對l求導(dǎo)，再代入式（A）得將l=Lf

代入上面二式，可得到反應(yīng)器出口處反應(yīng)組分在氣泡相和乳化相中的濃度(cb)o和(ce)o。對反應(yīng)器出口處反應(yīng)組分進行衡算得：代入有關(guān)濃度表達式得（7-94）采用兩種模型對臭氧分解反應(yīng)的計算結(jié)果。（7-94）（7-87）解：假設(shè)Re<20，由式（7-7）計算umf。校驗上式適用。流化床高臨界流化床高其中故（1）用乳相全混的兩相模型計算由式（7-87）當(dāng)X很大時故（2）用乳化相為活塞流的兩相模型計算解得：由式（7-94）忽略式中最后一項，代入數(shù)據(jù)計算得

從兩種模型的計算結(jié)果看，乳化相為全混流的兩相模型的計算結(jié)果與實際情況更接近。第八章氣液兩相反應(yīng)器8.1概述

氣-液相反應(yīng)是一類重要的非均相反應(yīng)。主要分為二種類型：（1）化學(xué)吸收：原料氣凈化、產(chǎn)品提純、廢氣處理等。（2）制取化工產(chǎn)品a.b.c.（淤漿床）8.1.1氣液相反應(yīng)設(shè)備（1）塔式板式塔填料塔{（2）釜式

鼓泡塔、噴霧塔8.1.2氣液傳質(zhì)的雙膜模型

1924年由Lewis和Whitman提出。基本論點：（1）氣液界面的兩側(cè)分別有一呈層流流動的氣膜和液膜，膜的厚度隨流動狀態(tài)而變化。（2）組分在氣膜和液膜內(nèi)以分子擴散形式傳質(zhì)，服從菲克定律。（3）通過氣膜傳遞到相界面的溶質(zhì)組分瞬間溶于液相且達到平衡，符合亨利定律，相界面上不存在傳質(zhì)阻力。（4）氣相和液相主體內(nèi)混合均勻，不存在傳質(zhì)阻力。全部傳質(zhì)阻力都集中在二層膜內(nèi)，各膜內(nèi)的阻力可以串聯(lián)相加。雙膜模型解釋反應(yīng)過程示意圖假設(shè)：溶劑不揮發(fā)，氣體中溶質(zhì)以外的組分不溶解。反應(yīng)完全發(fā)生在液膜和液相主體中。

δGδLMainbodyofgas8.2氣液相反應(yīng)宏觀動力學(xué)

氣液相反應(yīng)是傳質(zhì)與反應(yīng)過程的綜合，其宏觀反應(yīng)速率取決于其中速率最慢的一步，即控制步驟。如反應(yīng)速率遠大于傳質(zhì)速率，則稱為傳質(zhì)控制（氣膜或液膜擴散控制），宏觀反應(yīng)速率在形式上就是相應(yīng)的傳質(zhì)速率方程。如傳質(zhì)速率遠大于反應(yīng)速率，稱為反應(yīng)控制，宏觀反應(yīng)速率就等于本征反應(yīng)速率。如果傳質(zhì)速率與反應(yīng)速率相當(dāng)，則宏觀反應(yīng)速率要同時考慮傳質(zhì)和反應(yīng)的影響。了解氣液反應(yīng)的控制步驟，是對過程進行分析和設(shè)備選型的重要依據(jù)。氣液相反應(yīng)的類型

根據(jù)反應(yīng)速率相對快慢，分為以下八種類型。（1）瞬間快速反應(yīng)（2）界面反應(yīng)（3）二級快速反應(yīng)（4）擬一級快速反應(yīng)（5）二級中速反應(yīng)（6）擬一級中速反應(yīng)（7）二級慢速反應(yīng)（8）極慢反應(yīng)8.2.1基礎(chǔ)方程可由雙膜理論和菲克定律導(dǎo)出。設(shè)反應(yīng)為

定常態(tài)條件下，在單位面積的液膜中取一厚度為dz的微元層，對組分A作物料衡算：整理得（8-12）同理可得

此二式即二級不可逆氣液反應(yīng)的基礎(chǔ)方程，根據(jù)不同類型氣液反應(yīng)的邊界條件，可得到不同特解。不同類型氣液相二級反應(yīng)的宏觀速率式δLδR反應(yīng)面相界面cAipApAiCBL（1）瞬間快速反應(yīng)如圖，反應(yīng)僅在反應(yīng)面上，反應(yīng)面左側(cè)只含A，右側(cè)只含B。因此，反應(yīng)面兩側(cè)的擴散傳質(zhì)均不受化學(xué)反應(yīng)影響。即邊界條件：將二階微分方程積分得到液膜中A的濃度分布為：定常態(tài)操作時，單位界面上反應(yīng)量等于擴散通量，即將A的濃度分布對z求導(dǎo)后代入上式得式中，，稱為液膜傳質(zhì)系數(shù)。，稱為瞬間反應(yīng)的增強系數(shù)。物理意義是氣液反應(yīng)條件下組分A的消失速率與最大物理吸收速率之比。（8-16）（8-14）

式（8-15）中cAi是界面濃度，難以測定，工程設(shè)計中通常將其換算為容易測量的pA來表示的反應(yīng)速率。因為，上式可變換為在相界面上，溶解達到平衡，氣液組成符合亨利定律則得（8-18）（2）界面反應(yīng)液相中B的濃度足夠大時，反應(yīng)面位置與相界面重合，此時，A組分的消失速率取決于其在氣膜中的擴散速率。該過程屬于氣膜控制過程。反應(yīng)面位置的判別（8-19）由和解得若，，則必為界面反應(yīng)。（3）擬一級快速反應(yīng)

反應(yīng)發(fā)生在液膜中，A可能在一定距離處反應(yīng)完全，B濃度足夠大，在反應(yīng)區(qū)內(nèi)可近似認為其濃度不變?；A(chǔ)方程邊界條件（8-28）基礎(chǔ)方程的特解為（8-26）式中，雙曲正弦函數(shù)膜內(nèi)增強系數(shù)γ又稱為Hatta準數(shù)，或八田準數(shù)，其物理意義是：因此，可由γ值判斷反應(yīng)快慢程度。根據(jù)膜內(nèi)組分A的濃度分布式就可求得宏觀反應(yīng)速率（8-29）式中，

稱為一級不可逆氣液反應(yīng)的增強系數(shù)，其物理意義為

注意：不同的氣液反應(yīng)，導(dǎo)出的增強系數(shù)形式不同。γ<0.02極慢反應(yīng)β=1.00.02<γ<2中速反應(yīng)β=γ/tanhγγ>3快速反應(yīng)β=γ圖8-6β－γ關(guān)系圖β與γ的關(guān)系見圖8-6（4）二級快速反應(yīng)反應(yīng)在液膜內(nèi)完成，A和B的濃度均隨膜厚變化。基礎(chǔ)方程邊界條件近似解（8-25）宏觀速率方程式（8-25）是隱式方程，可用試差法求解，也可查圖8-5求其值。（8-27）β-γ關(guān)系曲線β=β∞（5）擬一級中速反應(yīng)

反應(yīng)區(qū)域為液膜和液相主體，液膜中B濃度基本不變?；A(chǔ)方程邊界條件解析解（8-22）式中，ε是氣相體積分率；a是單位氣液混合物體積具有的相界面；δ是液膜厚度；aδ是單位體積中液膜的體積；（6）二級中速反應(yīng)

反應(yīng)區(qū)域為液膜和液相主體，液膜中B濃度隨膜厚變化。

該類型的反應(yīng)基礎(chǔ)方程和邊界條件與不可逆一級中速反應(yīng)相同，方程無解析解，只有近似解。（7）二級慢速反應(yīng)液膜中的反應(yīng)量比液相主體中小得多，可以忽略不計。即由氣相主體傳入液相的A，完全在液相中反應(yīng)，而氣膜和液膜中的傳質(zhì)是純物理過程。定常態(tài)操作時，通過氣膜和液膜傳遞的A的量與液相主體中反應(yīng)消耗的A的量相等，即，式中，a是單位液相體積具有的相界面。

pA*是與cAL成平衡的氣相分壓。（8-34）（8）極慢反應(yīng)擴散速率遠大于反應(yīng)速率，傳質(zhì)阻力可忽略，屬于反應(yīng)控制，氣液相宏觀反應(yīng)速率等于液相主體中的本征反應(yīng)速率。

此過程可以直接運用本征動力學(xué)方程進行計算。小結(jié)（1）氣液反應(yīng)宏觀速率可表示為不同的反應(yīng)，β的表達式不同。β值可查圖8-5求得。（8-20）β-γ關(guān)系曲線8.2.4氣液相反應(yīng)器選型反應(yīng)器選型一般要考慮如下因素：①氣液接觸形式塔式設(shè)備中氣體、液體均可近似看成活塞流，采用逆流接觸方式具有最大的推動力；鼓泡塔中氣體呈活塞流，液體近似為全混流；攪拌釜中氣、液兩相均可看成全混流。②相間傳質(zhì)系數(shù)kGA、kLA

液體呈滴狀處于連續(xù)的氣相中kGA較高，kLA較低；氣體呈上升的氣泡通過連續(xù)的液相時kLA較高，kGA較低。③氣、液流動速率除填料塔以外的其他氣液反應(yīng)器液速/氣速比可在較大范圍內(nèi)調(diào)節(jié)而不影響操作；填料塔的液速/氣速比在常壓下一般控制在10左右。④氣液反應(yīng)控制步驟傳質(zhì)控制的快反應(yīng)應(yīng)選擇具有高相界面的設(shè)備，但要注意結(jié)合考慮傳質(zhì)系數(shù)的影響；反應(yīng)控制的慢反應(yīng)選用具有高液含率的釜式設(shè)備或鼓泡塔。例：二級氣液反應(yīng)A+BR，-rA=20CACBmol/cm3·s，已知DAL=2.0×10-5c