鼓泡塔反应器计算
鼓泡塔反应器的计算
鼓泡塔反应器的计算 反应器体积 充气层的体积：VR=VG+VL 分离空间体积：VE 顶盖死区体积：VC
➢ VL: 半连续操作时：VL=VOL(τ+τ')
连续操作时：VL=VOL
VOL
C AO xA
rA
其中：（-rA）':实测的宏观速度。
➢ VG：
VG
VLG 1G
➢ VR：
VR
VG VL
散系数。 扩散系数不仅与液体物理性质有关，而且还与反应温度、气体反
应物的分压或液体浓度有关。当鼓泡塔在安静区操作时，影响液相传质 系数的因素主要是气泡大小、空塔气速、液体性质和扩散系数等；而在 湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面积以及气 体表面张力等，成为影响传质系数的主要因素。
反应。 ➢ 鼓泡塔反应器结构简单、造价低、易控制、易维修、防腐问题易解决，
用于高压时也无困难。 ➢ 鼓泡塔内液体返混严重，气泡易产生聚并，故效率较低。
结构
➢ 塔体： ➢ 气体分布器：使气体分布均匀，强化传热、传质。是气液相鼓泡塔的
关键设备之一。 型式：多孔板 喷嘴 多孔管等
➢ 3、换热装置： 夹套式：热效应不大时。 蛇管式：热效应较大时。 外循环换热式：热效应较大时。
➢ 鼓泡塔的气体压降ΔP：
ΔP=分布板小孔压降+鼓泡塔静压降
=
10 3 C2
u
2 0
G
2
HRRg
kpa
式中 C2=0.8 （小孔阻力系数）
u0：小孔气速，m/s 鼓泡层密度,kg/m3
鼓泡塔的传质 一般气膜传质阻力较小，可以忽略，液膜传质阻力的大小决定了
传质速率的快慢。 欲提高单位相界面的传质速率，即提高传质系数，则必须提高扩
塔式反应器
直径不超过75mm的散装填料，可取最小
润湿速率 (LW)min=0.08 m3/（m·h）；
对于直径大于 75mm的散装填料，
(LW)min =0.12 m3/（m·h）。
填料表面润湿性能与填料的材质有关。 常用的陶瓷、金属、塑料三种材质而言，
以陶瓷填料的润湿性能最好，塑料填料的润湿 性能最差。
反应在液相内进行，为液相控制。
化学吸收可以大大降低塔的高度， 而物理吸收塔过高，不能够实现。
2
5.1 概述
一、塔式反应器特点及应用
1．填料塔---快速和瞬间反应过程，特别适合与低压和介质 具有腐蚀性的操作。
2．板式塔---中速和快速反应过程。大多采用加压操作，适 用于传质过程控制的加压反应过程。
3．喷雾塔---瞬间反应过程，适合于有污泥，沉淀和生成固体 产物的体系，气膜控制的反应系统，气液两相返混严重。
17
液体再分布器
作用: 减轻液体流动时， 逐渐增大的壁流现象。
如令每段填料层的高度为Z， 塔径为D，对乱堆拉西环， 取
随着填料性能的改进， 之值可增大， 该值一般在3至10之间。
18
气体入口布气结构
作用：防止气体直接冲刷填料层。 当塔径小时,将进气管做成向下45º的切口, 以免气
体直接冲刷填料层。对大塔，气体入塔向下 方做成喇叭形以扩大或多空管气体分布器。
28
液体喷淋密度: 指单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积， 以U表示，单位为m3/m2·h）。
Umi n (Lw)mian
式中 U min ——最小喷淋密度，m3/（m2·h）； (LW) min ——最小润湿速率，m3/（m·h）； a ——填料的比表面积，m2/m3。
最小润湿速率:在塔的截面上，单位长度的 填料周边的最小液体体积流量。
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形状系数，球盖
=1
• 标准椭圆形封头 2m HE≥1m
安静区uOG<4. 鼓泡塔反应器结构简单、造价低、易控制、易维修、防腐问题易解决，用于高压时也无困难。
=2
鼓泡层密度,kg/m3
反应器直径和高度的计算
D
D
4VG
3600uOG
m
H H=HR+HE+HC
3 H 12 D
谢谢观看！ 当ε而一标鼓欲其式液 连2当当52V外标D=V扩 25Δ当2H当Δ连是u=5u液标塔当2u塔u5塔反HV当 液54液鼓安 当Δ2塔当塔外欲夹而是鼓 5ε2蛇蛇塔塔 4其扩OGm~mc~cO~cOO~~m~m、 、0PPPLLL≥==鼓在般准泡提中中体续液D循准散量量续气体准内量内内应D体液体泡静量内量内循提套在气泡管管内内中散mmm小666666G:::动1HHGGG===水水c<cccc<<.分分分泡 湍 气 椭 塔 高 （ 连操 滴 环 椭 系比 比 操 液 连 椭 液 比 液 充 器 连 滴 连 层 区比 液 比 液 环 高 式 湍 液 层式 式 充 充（ 系静RR较孔较较垂垂垂mmmmm态u11半 半半HHHH平平++O..布布布塔动膜圆反单r续 作移换圆数 表表作相续圆体表体满直续移续密u表体表体换单热动相密 热热满满 r数态/////形高气低高高直直直EEEE气sssssHHAA连 连连O多多G≥≥≥≥板板板在区传形应位）流 时动热形不 面面时鼓流形扰面扰液径流动流度面流面扰热位效区鼓度 效效液液 ）不气EE气气气气气状时速时时上 上 上含G续 续续<1111孔孔++小小小8安操质封器相'动 V速式封仅 直直V泡动封动直动体和动速动,直动直动式相应操泡,应应体体 '仅mmmm含体体体体体<系液，气液液升升升::率kkHH操 操操实实c隔隔LL4gg孔孔孔静作阻头鼓界时 度热头与 径径塔时头剧径剧，高时度时径状径剧热界不作塔较较，， 与率CCm通通通通通数体体体m的的的==。.//作 作作测测板板mmVV/压压压/区时力泡面的 小效液 的的烈烈气度的小的态烈效面大时的大大气气 液ddddd。过过过过过，湍分湍湍s坚坚坚s时 时时33的的OO提提VVVVV降降降操，较塔的气 于应体 关气，体气于气由，应的时，关时时体体 体分分分分分球动布动动实实实SSSSSLLVVV宏宏高高===：：：：：+++作液小反传含 较物 键含返返从计含含空返较传。液键。。从从 物00LLL布布布布布盖使器使使圆圆圆222观观鼓鼓鼓气 气..===时体，应质率大理设率混混反算率率塔混大质体设反反理器器器器器气气气VVV球球球速速泡泡泡体体OOO，的可器速。 时性 备。严严应。。气严时速的备应应 性几几几几几流流流...度度塔塔塔分分LLL=kk影扩以的率。质 之重重器速重。率扩之器器 质乎乎乎乎乎破破破(((pp1。。τττ静静静散散+++aa响散忽特，有 一，，底，，散一底底 有u呈呈呈呈呈碎碎碎τττ压压压度度O'''液系略点即关 。流流部流即系。部部 关)))分分分分分成成成G降降降，，相数，与提， 型型通型提数通通 ，散散散散散气气气决减减传、液结高而 接接入接高、入入 而的的的的的泡泡泡定少少质液膜构传且 近近，近传液，， 且有有有有有。。。液液系体传质还 分质体分分 还CCC次次次次次体体SSS数性质系与 散系性散散 与序序序序序TTT纵纵的质阻数反 成数质成成 反RRR的的的的的向向。。。因、力，应 气，、气气 应鼓鼓鼓鼓鼓循循素气的则温 泡则气泡泡 温泡泡泡泡泡环环主泡大必度 沿必泡沿沿 度，，，，，。。要当小须、 着须当着着 、既既既既既是量决提气 液提量液液 气能能能能能气比定高体 体高比体体 体达达达达达泡表了扩反 上扩表上上 反到到到到到大面传散应 升散面升升 应一一一一一小积质系物 ，系积，， 物定定定定定、以速数的 既数以既既 的的的的的的空及率。分 与。及与与 分流流流流流塔气的压 液气液液 压量量量量量气体快或 相体相相 或，，，，，速表慢液 接表接接 液又又又又又、面。体 触面触触 体很很很很很液张浓 进张进进 浓少少少少少体力度 行力行行 度出出出出出性等有 反等反反 有现现现现现质，关 应，应应 关返返返返返和成。 同成同同 。混混混混混扩为时为时时。。。。。散 影 搅 影 搅 搅系响动响动动数传液传液液等质体质体体；系以系以以数增数增增的加的加加主传主传传要质要质质因速因速速素率素率率。。。。。
鼓泡塔设计-反应器设计讲解
目录一、项目简介 (1)二、反应器选择 (1)2.1 工艺流程 (1)2.2 鼓泡塔介绍 (2)2.2.1 鼓泡塔反应器的分类 (2)2.2.2 鼓泡塔反应器的特点与结构 (4)2.2.3 鼓泡塔中的传质 (6)2.2.4 鼓泡塔中的传热 (6)三、初步设计 (6)3.1 PX氧化宏观动力学 (6)3.1.1宏观反应动力学 (6)3.1.2 PX氧化反应宏观动力学 (7)3.1.3 氧化反应机理 (8)3.2反应段模型的建立[7] (11)3.2.1 模型作如下假设： (11)3.2.2模型方程 (11)3.2.4 质量衡算 (13)3.2.5 热量衡算 (14)3.2.6 参数估算 (14)3.2.7 模型的求解 (16)3.3 影响PX氧化反应的工艺条件 (17)四、总结 (19)五、参考文献 (20)对二甲苯氧化过程中的鼓泡塔设计一、项目简介精对苯二甲酸（PTA）是生产聚酯的主要原料，PTA生产历史可以一直追溯到上世纪二十年代，继英国帝国化学工业公司（ICI）和美国杜邦公司（Dupont）开始生产高性能聚酯纤维开始，聚酯工业的发展极大的刺激了主要原料PTA生产技术的变革。
PTA合成方法曾先后采用：硝酸氯化法，Dupont公司开发的以钴为催化剂的空气氧化法，Witten公司开发的酯化氧化法（DMT），以及具有划时代意义的1958年由Mid-Century公司发的MC氧化工艺。
如今，工业上主要采用Co-Mn-Br为催化剂由对二甲苯（PX）经空气氧化制得[1]。
主要工艺有Amoco、三井和Dupont三大公司的专利技术。
三种工艺的基本流程大致相同，均采用Amoco-MC高温氧化法[2]。
对二甲苯（PX）氧化制对苯二甲酸（TA）是聚酯工业的一个重要生产过程，同时也是一个液相催化氧化过程。
工业氧化反应在185 ~ 224 ℃、1 ~2 MPa 下进行，采用Co-Mn-Br 三元复合催化剂，醋酸为溶剂，空气为氧化剂，反应物PX 经过一系列自由基反应步骤顺序生成醇、醛、酸，并最终转化为固体产物TA。
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率装置使用说明书
鼓泡反应器中汽泡比表面及气含率的测定装置使用说明书目录一．实验装置图二．实验设备的特点三．实验设备的主要部件及简介四．操作要点及注意事项华东理工大学化学工程与工艺实验中心一． 实验装置图图2–26 鼓泡反应器气泡比表面及气含率测定实验装置1–空压机；2–缓冲罐（在空压机上）；3–流量计；4–调节阀；5–反应器；6–放料口；7–压差计1234567P。
二．实验设备的特点反应器为一有机玻璃塔，塔径为100mm，塔高140mm，塔下方有一气体分布器。
气体分布器是以聚丙烯为材料，在其上均匀打孔，孔径为5mm。
塔的下方有一法兰，用于拆装分布器。
塔的右侧有玻璃测压管，可测出塔不同高度的压差。
空气压缩机为气源，转子流量计调节空气流速。
实验通过调节转子流量计调节气体的流量，测定玻璃压差计的压差，获得在不同气体流速下鼓泡反应器中的气含率。
实验设备紧凑，实验现象直观，用简单的操作，研究复杂的过程。
实验以水为体系，经济又环保。
三．实验设备的主要部件及简介1．仪表屏：钢制，长×宽×高＝1000×600×1800，下方装有四个轮子，可以方便转达方向。
流量计、鼓泡反应器、测压管等均固定在此仪表屏上。
2．空气压缩机：排气量：约0.2m3/min排气压力：1.0Mpa 功率：2kw电压：380V3．流量计：型号：G10－15 流量:0.3～3m3/h,4．鼓泡反应器：有机玻璃制，高约1400mm，内径：100mm 下方接有聚丙烯空气分布器，右侧接有测压管。
5．测压管：玻璃制，一端与鼓泡反应器相连，另一端与大气相通，靠下方有一段U管，阻止气泡进入测压管。
四．操作要点及注意事项一．将清水从鼓泡反应器的上方加入反应器中，至一定刻度；关闭稳压阀，开启空气压缩机。
二．检查U型压力计中液位在一个水平面上，防止有气泡存在；若有气泡，可用洗耳球压去空气。
测定从鼓泡反应器下方法兰至反应器中液面的高度，测定相邻测压管间的垂直距离。
化学反应工程练习题解答
第一章习题1有一反应在间歇反应器中进行，经过8min 后，反应物转化掉80％，经过18min 后，转化掉90％，求表达此反应的动力学方程式。
解2A A min 18A0min 8A0AA A0d d 219.019.0181)(218.018.081)(11kc tc kc kc x x c kt =-=-⋅==-⋅=-⋅=为假设正确，动力学方程 2在间歇搅拌槽式反应器中，用醋酸与丁醇生产醋酸丁酯，反应式为：()()()()S R B A O H H COOC CH OH H C COOH CH 2943SO H 94342+−−→−+反应物配比为：A(mol):B(mol)=1:4.97，反应在100℃下进行。
A 转化率达50％需要时间为24.6min ，辅助生产时间为30min ，每天生产2400kg 醋酸丁酯（忽略分离损失），计算反应器体积。
混合物密度为750kg·m -3，反应器装填系数为0.75。
解3313111111i 1.2m 0.750.8949总体积反应0.8949m 0.910.9834有效体积反应0.91hr6054.6折合54.6min 3024.6总生产时间hr 0.9834m 750737.5换算成体积流量hr 737.5kg 634.1103.4总投料量hr 634.1kg 744.97724.1B 4.97:1B :A hr 103.4kg 601.724折算成质hr 1.724kmol 0.50.862的投料量A ，则50%转化率hr 0.862kmol 116100hr 100kg 2400/24R 116 74 60 M S R B A ==⨯==+=⋅=+⋅=⨯⨯=⋅=⨯⋅=⋅=⋅=+→+-------器器投料量则量流量产量3反应(CH 3CO)2O+H 2O →2CH 3COOH 在间歇反应器中15℃下进行。
已知一次加入反应物料50kg ，其中(CH 3CO)2O 的浓度为216mol·m -3，物料密度为1050kg·m -3。
鼓泡塔反应器设计[荟萃知识]
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行业知识
1
鼓泡塔反应器鼓泡塔反应器的特点与结构
特点： ➢ 塔内充满液体，气体从反应器底部通入，分散成气泡沿着液体上升，
既与液相接触进行反应同时搅动液体以增加传质速率。 ➢ 这类反应器适用于液体相也参与反应的中速、慢速反应和放热量大的
行业知识
12
鼓泡塔反应器的计算 反应器体积 充气层的体积：VR=VG+VL 分离空间体积：VE 顶盖死区体积：VC
行业知识
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➢ VL: 半连续操作时：VL=VOL(τ+τ')
连续操作时：VL=VOL
VOL
C AO xA
rA
其中：（-rA）':实测的宏观速度。
行业知识
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➢ VG：
VG
行业知识
5
➢ 气泡尺寸
a. 气泡的形成：
uOG较低时：气体分布器 uOG中等时：气体分布器加液体湍动 uOG较高时：液体湍动使气流破碎成气泡。
b.单个气泡的形状和直径 形状：db<0.2cm 垂直上升的坚实圆球. 0.2≤db≤1.0cm 螺旋式摆动上升的椭圆球 db>1.0cm 垂直上升的菌帽状
传质速率的快慢。 欲提高单位相界面的传质速率，即提高传质系数，则必须提高扩
散系数。 扩散系数不仅与液体物理性质有关，而且还与反应温度、气体反
应物的分压或液体浓度有关。当鼓泡塔在安静区操作时，影响液相传质 系数的因素主要是气泡大小、空塔气速、液体性质和扩散系数等；而在 湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面积以及气 体表面张力等，成为影响传质系数的主要因素。
条件：
鼓泡塔反应器设计
计算液膜传质过程可用以下公式：
sh k LA d b D LA
SCL
L L DLA
Reb
dbuOGL L
1 0.0721.61
Sh2.0CReb0.4
84SC0.3L39dDbL2g/A33
鼓泡塔中的传热
传热方式：三种 ➢ 利用溶剂、反应物或产物气化带走热量。 ➢ 利用液体外循环冷却器移走热量。 ➢ 利用夹套、蛇管或列管式冷却器移走热量。
m
H H=HR+HE+HC
3 H 12 D
谢谢观看！
d0u0 G G
<200
➢ 气泡群的直径的计算
a.当量比表面直径dVS： b.体积平均直径dV： c.几何平均直径dg：
➢ 含气率： 单位体积充气层内气体所点的体积分率。 εOG：静态气含率。液体不流动时的气含率。 εG：动态气含率。液体连续流动时的气含率。
➢ 比相界面a：
单位反应器有效体积气泡的表面积。m2/m3
➢ 气泡尺寸
a. 气泡的形成：
uOG较低时：气体分布器 uOG中等时：气体分布器加液体湍动 uOG较高时：液体湍动使气流破碎成气泡。
b.单个气泡的形状和直径 形状：db<0.2cm 垂直上升的坚实圆球. 0.2≤db≤1.0cm 螺旋式摆动上升的椭圆球 db>1.0cm 垂直上升的菌帽状
条件：
Re0
G
VL
1G
➢ 4、VE：
VE
4
D2HE
当液滴移动速度小于0.0001m/s HE=αED
当D<1.2m HE≥1m D≥1.2m αE=0.75
单位体积充气层内气体所点的体积分率。
塔内液体流动状态：由空塔气速uOG决定
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0502-3 鼓泡塔反应器的工艺计算
鼓泡塔反应器工艺计算的主要内容是气液鼓泡床的体积计算 1、鼓泡塔的经验法计算
a.反应器体积V=VR + VE + VC 充气层的体积：VR=VG+VL
分离空间体积：VE
顶盖死区体积：VC
VL: 半连续操作时：VL=VOL(τ+τ')
连续操作时：VL=VOL
标准椭圆形封头： =2
b.反应器直径和高度的计算
直径
m
D 4vG u OG
UoG ---- 最佳空塔气速： 最佳空塔气速应满足两个条件： （1）保证反应过程的最佳选择性； （2）保证反应器体积最小。
高度H
H=HR+HE+HC
3 H 12 D
反应器高度确定因素： 床层含气量、雾沫夹带、床层上部气相的允许空间（有时为了防止气
VO
L
CAOxA rA
其中：（-rA）':实测的宏观速度。
➢ VG：
VG
VL G 1G
➢ VR：
VRVGVLV G G1 VLG
➢ VE：
VE4ຫໍສະໝຸດ D2HE当液滴移动速度小于0.0001m/s HE=αED
当D<1.2m HE≥1m D≥1.2m αE=0.75
➢
VC：
VC
D 3 12
式中 ：形状系数，球盖： =1
光明石油化工厂计划生产乙酸，年产量10万吨。工艺数据：（1）原料规格：乙 烯99.7%(vt%)，氧99.5%；（2）操作条件：温度398K，塔顶表压294.2kPa；气液 并流操作，其uOG =0.715m/s，uOl =0.43m/s；（3）进气比： C2H4:O2(CO2+N2) =65:17:18(mol比)；（4）乙醛空时收率为0.15kg/L.h，乙烯单程转化率为35.2%， 每吨产品单耗乙烯（纯）700kg，氧（纯）280Nm3。
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
3.气含率 气含率的含义是气液混合液中气体所占的体积分率，对圆柱形塔 来说，气含率意味着通气前后塔内充气床层膨胀高度的变化。故气含 率可以测量静液层高度.
G
HGLHL HGL
HGL——充气液层高度，m； HL——静液层高度，m；
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
4.气液比相界面积 a 单位反应器有效体积气泡的表面积。
a 6G m2 /m3
dVS
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
5、鼓泡塔内的气体压降△P
鼓泡塔内的气体压降由两部分组成：一是气体分布器阻力压降， 二是床层静压头的阻力压降。
ΔP=分布板小孔压降+鼓泡塔静压降
=
103 C2
u02G
2
HRRg
2、鼓泡塔的传热
鼓泡塔中液体剧烈扰动，对换热器壁的给热系数比自然对流给热系数大10 余倍之多，不成为热交换中的主要阻力。鼓泡塔的总传热系数通常为 694~915W/(m2.K)。
鼓泡塔中的传热，通常以三种方式进行： 利用溶剂、反应物或产物气化带走热量。 利用液体外循环冷却器移走热量。 利用夹套、蛇管或列管式冷却器移走热量
相爆炸，要求空间尽量小些）、床层出口位置和床层液面波动范围。
H GL
2、鼓泡塔反应器的数学模型法计算
有关鼓泡塔反应器的数学模型，只能局限于几种简化了的理想模型。
鼓泡塔反应器的数学模型
操作方法 1.连续 2.半连续 3.间歇
气相 液相
a平推流—A平推流 b全混流—B全混流 a平推流—B完全混和 b全混流 b完全混和—B完全混和
本次任务：10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应器的工艺计算
•试确定（1）计算鼓泡塔反应器体积、高度和直径 （2）鼓泡塔反应器内气体压降
任务点及其要求
• 0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动 在理解气液相反应动力学基础上，理解气液相流体流动相关的特性参数，
了解流体在鼓泡塔中流动的特性。 • 0502-2鼓泡塔反应器内的传质与传热
kpa
式中 C2=0.8 （小孔阻力系数）
u0：小孔气速，m/s 鼓泡层密度,kg/m3
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
6、返混 鼓泡塔内液相存在返混，塔内液相视为理想混合，塔内气相常假设 为置换流。
0502-2 鼓泡塔反应器内的传质与传热
1、鼓泡塔反应器内的传质 一般，气膜传质阻力可以忽略，液膜传质阻力的大小决定了传质
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
2.气泡大小 a. 气泡的形成： uOG较低时：气体分布器 uOG中等时：气体分布器加液体湍动 uOG较高时：液体湍动使气流破碎成气泡。
b.单个气泡的形状和直径 形状：db<0.2cm 垂直上升的坚实圆球. 0.2≤db≤1.0cm 螺旋式摆动上升的椭圆球
条件：db>1.0Rcem0 垂d0直u0G上G 升的<2菌0帽0 状
项目05： 10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应
器的工艺计算与操作
任务0502 10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应器（鼓泡塔）的工艺计算 Computation of the Process of 10wt/a acetic acid by Oxidation of acetaldehyde reactor
任务引入：
速率的快慢。 提高单位相界面的传质速率，则必须提高扩散系数。 扩散系数与液体物理性质有关，还与反应温度、气体反应物的分
压或液体浓度有关。 在安静区操作时，影响液相传质系数的因素主要是气泡大小、空
塔气速、液体性质和扩散系数等； 在湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面
积以及气体表面张力等，成为影响传质系数的主要因素。
理解鼓泡塔反应器内的传质与传热过程。 • 0502-3 鼓泡塔反应器的工艺计算
会计算鼓泡塔反应器体积、高度和直径，会应用相关公式进行压力降的计 算。
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
1.流动状态和气泡特性 塔内液体流动状态：由空塔气速uOG决定 ※空塔气速uOG=v0/At 安静区：uOG<4.5~6cm/s 气体通过分布器几乎呈分散的有次序的 鼓泡，既能达到一定的流量，又很少出现返混。适用于动力学控制的 慢反应。 过渡区：4.5~6<uOG<8cm/s 湍动区：uOG>8cm/s 气泡不断地分裂、合并，并产生激烈无定向 运动。塔内液体扰动剧烈，返混严重，流型接近CSTR。