化学反应工程第三版陈甘棠主编课件.pptx

单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,2021/10/3,#,流化床反应器,1/90,流态化：固体粒子像流体一样进行流动现象。,一、流态化形式,气泡,7.1,概述,图,7-1,流态化各种形式,2/90,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,有利于催化剂循环再生,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、流化床反应器特点,三、流化床反应器主要应用,3/90,7.2,流化床中气、固运动,7.2.1,流化床流体力学,二个特征速度：临界流化速度、带出速度,（,1,）临界流化速度（,u,mf,）,刚才能使粒子流化起来气体,空床流速,。,确定,u,mf,方法,a.,试验测定,（,7-1,）,4/90,b.,经验关联式计算,临界流态化时，对床层受力平衡分析得,p,1,p,2,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，是颗粒形状系数，部分颗粒 值可由手册查取。是临界空隙率，其值与颗粒直径和形状等相关，也可由手册查取。若查不到，可由以下二式估算。,（,7-2,）,（,7-1,）,5/90,式（,7-5,）代入式（,7-2,）可导出,小颗粒，,Re,P,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.,对含有一定筛分颗粒要用调和平均直径。,（,7-5,）,（,7-6,）,（,7-7,）,（,7-8,）,6/90,b.,雷诺数中特征尺寸是颗粒直径，密度和粘度是气体物性。,c.,计算所得到 要代入到雷诺数中，检验选取公式是否符合要求范围。,（,2,）带出速度,当气速增大到一定值时，流体对粒子曳力与粒子重力相等，则粒子将会被气流带走，此时气体空床速度即带出速度，或称终端速度。,颗粒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,x,i,颗粒各筛分重量百分数；,d,Pi,颗粒各筛分平均直径；,d,1,，,d,2,上、下筛目标尺寸。,7/90,存在大量颗粒流化床中，粒子沉降会相互干扰，按单个粒子计算带出速度需校正。,式中，校正系数,F,0,可由右图查取。,注意：以上各式求得,u,t,也都需代入到,R,ep,中检验。,（,7-14,）,（,7-15,）,（,7-16,）,8/90,讨论：流化床操作气速,（,i,）流化床中，气体操作流速下限是,u,mf,，上限是,u,t,。,小颗粒,大颗粒,（,ii,）细颗粒床层中，气体操作流速范围更宽。,（,iii,）实用操作气速确实定,a.,流化数,b.,9/90,（,3,）流化床膨胀比,流化床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主要参数，影响原因比较多，如颗粒尺寸、物性，流体流速和物性，床层尺寸和内部构件形式等。右图反应了气速和床径对膨胀比影响。由图可见，气速越大，床径越小则膨胀比越大。,R,值普通在,1.152,之间。,（,7-20,）,10/90,解：,算术平均值,（小颗粒）,（,7-7,）,（,7-7,）,例题,11/90,，由式（,7-14,）,由带出速度校正系数图，查得,F,0,=1,，故不需校正。,12/90,7.2.2,气泡及其行为,气泡云,（,1,）气泡结构,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，伴伴随气泡一起上升。,流化床层由固体颗粒密集区域（乳化相）和固体颗粒极少区域（气泡相）组成，气泡结构和行为是分析流化床特征和建立数学模型基础。,（,2,）气泡速度,气泡上升速度是影响气泡相与乳化相之间传质和传热主要原因。依据不一样模型和试验数据，整理出一些经验公式。,7-10,13/90,a.,单个气泡上升速度,式中，,d,b,气泡直径，,cm,；,g,重力加速度，,980 cm/s,2,。,b.,气泡群上升速度,实际上床层内气泡大小是不均匀，且是不停长大，有些人提出一些不一样经验式。因为气泡行为复杂性，现有经验公式都存在一定不足。,c.,气泡中气体穿流量,式中，,R,b,气泡半径，,cm,。,（,7-28,）,（,7-29,）,14/90,（,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：气泡云实际厚度为,R,C,R,b,。,（,ii,）气泡中气体穿流量,（,7-41,）,（,7-42,）,15/90,（,iii,）尾涡体积分率,式中，,（,7-43,）,由图,7-11,可见，,f,w,与颗粒粒径、形状等原因相关。,图,7-11,尾涡体积与粒径关系,16/90,（,iv,）气泡云、气泡晕与气泡体积比,（,7-45,）,（,v,）气泡占床层体积分率,假设：,进入床层气流分为两个部分，一部分是以,u,b,流动气泡，另一部分则以,u,mf,在乳相中流动。床层到达临界流态化以后，床层高度增加部分完全是气泡所作贡献。,对气流进行物料衡算,（,7-46,）,故,（,7-47,）,或,17/90,（,4,）床层中各部分颗粒含量与气泡体积之比,（,i,）气泡中颗粒含量,（,7-48,）,通常可忽略。,（,ii,）气泡晕中颗粒含量,（,7-49,）,（,iii,）乳相中颗粒含量,因为气泡晕中情况与乳相相同，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,）,18/90,7.2.3,乳相动态,乳相是指床层中气泡相之外区域。该区域内颗粒密集，是发生化学反应主要场所。,（,1,）床层中颗粒流动,在上升气泡作用下，乳相中颗粒形成上下循环和杂乱无章随机运动。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相关。,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床层中，颗粒自由运动受到妨碍，其行程变得愈加复杂。,19/90,（,2,）粒度及粒度分布影响,依据颗粒粒度大小对床层流化性能影响，将颗粒分为,4,类。,A,类：细颗粒，粒度范围,20100m,。,B,类：较粗颗粒，粒度范围,40500m,。,C,类：易黏结颗粒，粒度范围,600m,。,确定颗粒粒度标准：,a.,颗粒粒径应在,A,类或,B,类范围内。,b.,颗粒应含有适当粒度分布。,讨论：为何流化床中颗粒要有一定粒度分布？,图,7-7,依据流化特征粒子分类,20/90,（,3,）乳相中气体流动情况,流化床中，大部分气体以气泡形式经过床层，乳化相中气量极少，甚至可忽略，但它返混对化学反应影响往往并不能被忽略。,乳化相中气体流动较复杂，存在位置随机改变向上流区域和回流区域。,向上流区域：以,u,mf,速度向上流动气体；,回流区域：被大于,u,mf,速度向下回流颗粒所吸附和裹夹气体。,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，回流量对应增大。当流化数,u,0,/,u,mf,611,时，乳化相中气体回流量将超出上流量，净流量成为向下流动了。,21/90,7.2.4,分布板与内部构件,一、分布板,（,1,）分布板类型,图,7-14,分布器若干形式,22/90,（,2,）设计或选择分布板基本要求,气体分布均匀，预防积料，结构简单，材料节约，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,-,固相流动和接触情况，降低颗粒带出。,23/90,7.3.1,床层与外壁间传热,床层内传热,主要包含：固体颗粒之间、颗粒与流体之间、床层与换热面之间传热。因床内温度均一，前二项可忽略。,床层与换热面之间传热系数由下式定义,（,7-61,）,该式是由大量试验数据关联得到，适用面较广，误差小于,50%,。,7.3,流化床中传递过程,（,7-59,）,式中，,A,w,传热面积；,T,床层与壁面间平均温差。,h,w,给热系数，可用经验关联式或关联图计算。,（,i,）关联式计算,24/90,（,7-62,）,式中，,L,h,换热面高度；,d,t,床层直径；,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,h,w,值计算传热量。,3.7.2,床层与浸没于床内换热面之间传热,也有许多经验关联式，此处仅以垂直管为例。,（,7-63,）,单位：,s/cm,2,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,25/90,c,R,管子距床中心位置校正系数，可由下列图查取。,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。,r,R,图,7-26,c,R,r/R,关联图,26/90,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 及相关数据代入式,（,7-62,）,计算得,床层中心：,c,R,=1,，将数据代入式（,7-63,）计算得,27/90,在,r,/,R,=1/2,处，查图,7-26,得,c,R,=1.72,，故,故,28/90,7.3.3,颗粒与流体间传质,流化床中主要考虑粒子与流体间传质，关键是确定其传质系数,k,G,。计算经验关联式可由文件查取，应用时要注意公式适用条件和范围。,（,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,）,29/90,7.3.4,气泡与乳相间传质,相间传质路径，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组分,A,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,关系以下：,（,7-69,）,30/90,单个气泡与外界交换组分,A,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，,D,e,气体在乳相中扩散系数，其值在,31/90,解：（,1,）,32/90,（,2,）,气泡直径对相间交换系数影响较为显著，气泡直径增大，相间交换系数减小。,33/90,（,3,）,气速对总括交换系数影响较小。,讨论：提升相间交换系数办法？,34/90,建立数学模型目标是要定量地分析影响流化床性能各个参数之间数学关系，处理反应器放大和控制以及相关最优化问题。,7.4.1,模型类别,（,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影响。,7.4,流化床数学模型,35/90,以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数，依据气泡直径是否可变分为以下几个情况：,（,1,）各参数为常数，不随床高改变，也与气泡情况无关；,（,2,）各参数为常数，不随床高改变，用一恒定不变当量气泡直径作为模型可调参数。,（,3,）各参数与气泡大小相关，气泡大小随床高改变。,迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有一些应用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数学模型。下面以两种比较经典两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学模型思绪。,36/90,7.4.2,两相模型,（,1,）物理模型,如图,7-28,所表示。,（,2,）基本假设,图,7-28,（,7-79,）,37/90,（,3,）模型参数,模型参数为气泡直径，依据基本假定可导出其表示式。,设单位体积床层中气泡个数为,N,b,，单个气泡体积为,V,b,，上升速度为,u,br,。,由基本假设,由基本假设,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两相模型。,38/90,一、乳化相流况为全混流,（,1,）数学模型,对床层高度为,l,处气泡作物料衡算,因为乳化相是全混流，,c,e,为常数，故上式可直接积分。利用边界条件,l,=0,，,c,b,=c,i,，积分上式得：,按单位床层截面对乳化相作物料衡算,+,+,+,=,+=+,（,7-83,）,（,7-84,）,k,c,是以乳相体积为基准定义反应速率常数。,c,i,c,o,(,c,e,),o,(,c,b,),o,39/90,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，相关符号定义以下：,（,7-85,）,（,7-86,）,（,7-88,）,40/90,二、乳相为平推流,（,1,）数学模型,对床层任一处高度为,d,l,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，,k,C,是以床层乳化相体积为基准定义反应速率常数。,利用式（,7-88,）定义几个关系式代入物料衡算方程化简得模型方,程以下：,（,7-89,）,（,7-83,）,（,A,）,（,B,）,41/90,（,2,）边界条件,（,3,）模型求解,式（,A,）和式（,B,）联立，消去,c,e,得：,依据二阶常系数线性微分方程通解得,（,7-90,）,（,7-91,）,（,7-92,）,式中，,42/90,A,1,、,A,2,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=L,f,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浓度,(c,b,),o,和,(c,e,),o,。对反应器出口处反应组分进行衡算得：,代入相关浓度表示式得,（,7-94,）,43/90,采取两种模型对臭氧分解反应计算结果。,（,7-94,）,（,7-87,）,44/90,45/90,解：假设,Re20,，由式（,7-7,）计算,u,mf,。,校验,上式适用。,流化床高,临界流化床高,其中,故,46/90,（,1,）用乳相全混两相模型计算,47/90,由式（,7-87,）,当,X,很大时,故,（,2,）用乳化相为活塞流两相模型计算,解得：,48/90,由式（,7-94,）,忽略式中最终一项，代入数据计算得,从两种模型计算结果看，乳化相为全混流两相模型计算结果与实际情况更靠近。,49/90,第八章 气液两相反应器,50/90,8.1,概述,气,-,液相反应是一类主要非均相反应。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）,51/90,8.1.1,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,52/90,8.1.2,气液传质双膜模型,1924,年由,Lewis,和,Whitman,提出。,基本论点：,（,1,）气液界面两侧分别有一呈层流流动气膜和液膜，膜厚度随流动状态而改变。,（,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,）经过气膜传递到相界面溶质组分瞬间溶于液相且到达平衡，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，各膜内阻力能够串联相加。,双膜模型解释反应过程示意图,假设：,溶剂不挥发，气体中溶质以外组分不溶解。,反应完全发生在液膜和液相主体中。,G,L,Main body of gas,53/90,8.2,气液相反应宏观动力学,气液相反应是传质与反应过程综合，其宏观反应速率取决于其中速率最慢一步，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对应传质速率方程。,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。,假如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影响。,了解气液反应控制步骤，是对过程进行分析和设备选型主要依据。,54/90,气液相反应类型,依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,55/90,（,3,）二级快速反应,（,4,）拟一级快速反应,56/90,（,5,）二级中速反应,（,6,）拟一级中速反应,57/90,（,7,）二级慢速反应,（,8,）极慢反应,58/90,8.2.1,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，在单位面积液膜中取一厚度为,dz,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基础方程，,依据不一样类型气液反应边界条件，可得到不一样特解。,59/90,不一样类型气液相二级反应宏观速率式,L,R,反应面,相界面,c,Ai,p,A,p,Ai,C,BL,（,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,。所以，反应面两侧扩散传质均不受化学反应影响。即,边界条件：,60/90,将二阶微分方程积分得到液膜中,A,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,浓度分布对,z,求导后代入上式得,式中，,，称为液膜传质系数。,，称为瞬间反应增强系数。物理意义是气,液反应条件下组分,A,消失速率与最大物理吸收速率 之比。,（,8-16,）,（,8-14,）,61/90,式（,8-15,）中,c,Ai,是界面浓度，难以测定，工程设计中通常将其换算为轻易测量,p,A,来表示反应速率。因为，,上式可变换为,在相界面上，溶解到达平衡，气液组成符合亨利定律,则得,（,8-18,）,62/90,（,2,）界面反应,液相中,B,浓度足够大时，反应面位置与相界面重合，此时，,A,组分消失速率取决于其在气膜中扩散速率。该过程属于气膜控制过程。,反应面位置判别,（,8-19,）,由,和,解得,若,，,，则必为界面反应。,63/90,（,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,）,基础方程特解为,64/90,（,8-26,）,式中，双曲正弦函数,膜内增强系数,又称为,Hatta,准数，或八田准数，其物理意义是：,所以，可由,值判断反应快慢程度。,65/90,依据膜内组分,A,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,气液反应增强系数，其物理意义为,注意：不一样气液反应，导出增强系数形式不一样。,0.02,极慢反应,=1.0,0.023,快速反应,=,图,8-6,关系图,与,关系见图,8-6,66/90,（,4,）二级快速反应,反应在液膜内完成，,A,和,B,浓度均随膜厚改变。,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,）,67/90,-,关系曲线,=,68/90,（,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，,是气相体积分率；,a,是单位气液混合物体积含有相界面；,是液膜厚度；,a,是单位体积中液膜体积；,69/90,（,6,）二级中速反应,反应区域为液膜和液相主体，液膜中,B,浓度随膜厚改变。,该类型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。,70/90,（,7,）二级慢速反应,液膜中反应量比液相主体中小得多，能够忽略不计。即由气相主体传入液相,A,，完全在液相中反应，而气膜和液膜中传质是纯物理过程。定常态操作时，经过气膜和液膜传递,A,量与液相主体中反应消耗,A,量相等，即，,式中，,a,是单位液相体积含有相界面。,p,A,*,是与,c,AL,成平衡气相分压。,（,8-34,）,71/90,（,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本征反应速率。,此过程能够直接利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,不一样反应，,表示式不一样。,值可查图,8-5,求得。,（,8-20,）,72/90,-,关系曲线,73/90,8.2.4,气液相反应器选型,74/90,75/90,反应器选型普通要考虑以下原因：,气液接触形式 塔式设备中气体、液体均可近似看成活塞流，采取逆流接触方式含有最大推进力；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。,相间传质系数,k,GA,、,k,LA,液体呈滴状处于连续气相中,k,GA,较高，,k,LA,较低；气体呈上升气泡经过连续液相时,k,LA,较高，,k,GA,较低。,气、液流动速率 除填料塔以外其它气液反应器液速,/,气速比可在较大范围内调整而不影响操作；填料塔液速,/,气速比在常压下普通控制在,10,左右。,气液反应控制步骤 传质控制快反应应选择含有高相界面设备，但要注意结合考虑传质系数影响；反应控制慢反应选取含有高液含率釜式设备或鼓泡塔。,76/90,例,：二级气液反应,A+B R,，,-,r,A,=20C,A,C,B,mol/cm,3,s,，已知,D,AL,=2.010,-5,cm,2,/s,，,C,BL,=2.510,-3,mol/cm,3,，,k,LA,=0.1 cm/s,。试判断该反应类型和反应区域，并选择适当反应器。,解：,故该反应为慢反应，反应区域为液相主体。,可选择持液量大搅拌釜或鼓泡塔反应器。,77/90,8.3,化学吸收填料塔计算,填料塔含有较高相界面，气、液逆流接触传质推进力大，主要用于传质速率为控制步骤气液反应。计算目标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,c,BL,=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,）,78/90,液相组分,B,化简得,积分,（,2,）,若动力学方程已知，就可由上面积分计算填料层高度。因为动力学方程惯用气体分压和液相浓度表示，依据物质量比浓度定义可对积分式进行变换。,由,微分,代入式（,1,）和式（,2,）得,79/90,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,）,80/90,解：这是低浓度吸收过程，故,（,1,）物理吸收,可按化工原理介绍方法计算。填料层中取一截面，对溶质,A,作物料衡算（如右图）：,81/90,整理得,即,物理吸收速率,吸收推进力,82/90,由计算结果知，该过程不宜采取物理吸收。,填料塔高度,（,2,）快速反应化学吸收,c,B1,=0.8 kmol/m,3,a.,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。,83/90,据此，可判断全塔均为界面反应。,全塔物料衡算,在塔底处,84/90,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,c,B1,=0.03 kmol/m,3,a.,判断反应区域,顶塔,85/90,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：预计反应段长度，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、液浓度关系式,代入塔底进气浓度，求得液相中反应物,B,出塔浓度,86/90,将,c,B,代入宏观速率方程,计算所需填料高度,87/90,（,3,）快速反应化学吸收,c,B1,=0.128 kmol/m,3,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临界浓度必满足,88/90,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,89/90,膜内瞬间反应段,填料层总高度,90/90,