讲义（下）

化 工 原 理 讲 义 下册 第八章 吸收 §8.1 概述（Introduction） 利用混合气体中各组分(component)在液体中溶解度(solubility)的差异而分离气体混合物的单元操作称为吸收。吸收操作时某些易溶组分进入液相形成溶液(solution)，不溶或难溶组分仍留在气相(gas phase)，从而实现混合气体的分离。 概述（Introduction） 吸收质或溶质(solute)：混合气体中的溶解组分，以A表示。 惰性气体(inert gas)或载体：不溶或难溶组分，以B表示。 吸收剂(absorbent)：吸收操作中所用的溶剂，以S表示。 吸收液(strong liquor)：吸收操作后得到的溶液，主要成分为溶剂S和溶质A。 吸收尾气(dilute gas)：吸收后排出的气体，主要成分为惰性气体B和少量的溶质A。 吸收过程在吸收塔中进行，逆流操作吸收塔示意图如右所示。 一、吸收操作的用途： (1) 制取产品 用吸收剂吸收气体中某些组分而获得产品。如硫酸吸收SO3制浓硫酸，水吸收甲醛制福尔马林液，用水吸收氯化氢制盐酸等 。 (2) 分离混合气体 吸收剂选择性地吸收气体中某些组分以达到分离目的。例如石油馏分裂解生产出来的乙烯、丙烯，还与氢、甲烷等混在一起，可用分子量较大的液态烃把乙烯、丙烯吸收，使与甲烷、氢分离开来 。 (3) 气体净化 一类是原料气的净化，即除去混合气体中的杂质，如合成氨原料气脱H2S、脱CO2等；另一类是尾气处理和废气净化以保护环境，如燃煤锅炉烟气，冶炼废气等脱除SO2，硝酸尾气脱除NO2等。 二、吸收操作的分类 物理吸收(physical absorption)：吸收过程溶质与溶剂不发生显著的化学反应，可视为单纯的气体溶解于液相的过程。如用水吸收二氧化碳、用水吸收乙醇或丙醇蒸汽、用洗油吸收芳烃等。 化学吸收(chemical absorption)：溶质与溶剂有显著的化学反应发生。如用氢氧化钠或碳酸钠溶液吸收二氧化碳、用稀硫酸吸收氨等过程。化学反应能大大提高单位体积液体所能吸收的气体量并加快吸收速率。但溶液解吸再生较难。 单组分吸收：混合气体中只有单一组分被液相吸收，其余组分因溶解度甚小其吸收量可忽略不计。 多组分吸收：有两个或两个以上组分被吸收。 溶解热：气体溶解于液体时所释放的热量。化学吸收时，还会有反应热。 非等温吸收：体系温度发生明显变化的吸收过程。 等温吸收：体系温度变化不显著的吸收过程。 本章以分析单组分的等温物理吸收为重点，以便掌握最基本的原理。 气体吸收是物质自气相到液相的转移，这是一种传质过程。 混合气体中某一组分能否进入溶液里，既取决于该组分的分压，也取决于溶液里该组分的平衡蒸汽压。如果混合气体中该气体的分压大于溶液的平衡蒸汽压，这个组分便可自气相转移至液相，即被吸收。由于转移的结果，溶液里这个组分的浓度便增高，它的平衡蒸汽压也随着增高，到最后，可以增高到等于它在气相中的分压，传质过程于是停止，这时称为气液两相达到平衡。 反之，如果溶液中的某一组分的平衡蒸汽压大于混合气体中该组分的分压，这个组分便要从溶液中释放出来，即从液相转移到气相，这种情况称为解吸（或脱吸）。 所以根据两相的平衡关系可以判断传质过程的方向与极限，而且，两相的浓度距离平衡愈远，则传质的推动力愈大，传质速率也愈大。 吸收操作的分析，应该从气液两相的平衡关系与传质速率关系着手，本章各节即如此展开讨论。 蒸馏与吸收操作对比 蒸馏改变状态参数产生第二相，吸收从外界引入另一相形成两相系统； 蒸馏直接获得轻、重组分，吸收混合液经脱吸才能得到较纯组分； 蒸馏中气相中重组分向液相传递，液相中轻组分向气相传递，是双相传递；吸收中溶质分子由气相向液相单相传递，惰性组分及溶剂组分处于“停滞”状态。 §8.2 气—液相平衡 8.2.1 气体的溶解度 气体吸收的平衡关系指气体在液体中的溶解度。 如果把氨气和水共同封存在容器中，令体系的压力和温度维持一定，由于氨易溶于水，氨的分子便穿越两相界面进入水中，但进到水中的氨分子也会有一部分返回气相，只不过刚开始的时候进多出少。水中溶解的氨量越多，浓度越大，氨分子从溶液逸出的速率也就越大，直到最后，氨分子从气相进入液相的速率便等于它从液相返回气相的速率，氨实际上便不再溶解进水里，溶液的浓度也就不再变化，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡。 气体的溶解度 在温度和压力一定的条件下，平衡时的气、液相组成具有一一对应关系。 平衡状态下气相中溶质的分压称为平衡分压或饱和分压，与之对应的液相浓度称为平衡浓度或气体在液体中的溶解度。这时溶液已经饱和，即达到了它在一定条件下的溶解度，也就是指气体在液相中的饱和浓度，习惯上以单位质量（或体积）的液体中所含溶质的质量来表示，也表明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度。 在一定温度下达到平衡时，溶液的浓度随气体压力的增加而增加。如果要使一种气体在溶液中达到某一特定的浓度，必须在溶液上方维持较高的平衡压力。 气体的溶解度与温度有关，一般来说，温度下降则气体的溶解度增高。 8 .2. 3 亨利定律（Henry’s law） 当总压不太高时，一定温度下的稀溶液的溶解度曲线近似为直线，即溶质在液相中的溶解度与其在气相中的分压成正比。 —— 亨利定律 式中： pe —— 溶质在气相中的平衡分压，kPa； x —— 溶质在液相中的摩尔分数； E —— 亨利系数，kPa。 亨利系数的值随物系的特性及温度而异； 物系一定，E 值一般随温度的上升而增大； E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度； 在同一溶剂中，难溶气体 E 值很大，易溶气体 E 值很小； E 的单位与气相分压的压强单位一致 当气、液相溶质浓度用其它组成表示法表示时，通过浓度换算可得其它形式的亨利定律。常用的形式有 ye —— 与组成为 x 的液相呈平衡的气相中溶质的摩尔分数； c —— 溶质在液相中的摩尔浓度，kmol/m3； m —— 相平衡常数； H —— 溶解度系数；kPa·m3/kmol 三个比例系数之间的关系： 式中 cm 为溶液的总浓度（kmol/m3）。 对于稀溶液，因溶质的浓度很小，因此 cm = / Ms ，其中 为溶液的密度，Ms 为溶剂的摩尔质量。 在低浓度气体吸收计算中，通常采用基准不变的摩尔比 Y（ 或 X ）表示组成。 以摩尔比表示组成的相平衡关系 ： X —— 溶质在液相中的摩尔比浓度； Ye —— 与X 呈平衡的气相中溶质的摩尔比浓度。 当 m 趋近 1 或当 X 很小时 8.2.4 吸收剂的选择 吸收剂性能的优劣，是决定吸收操作效果是否良好的关键。如果吸收的目的是制取某种溶液作成品，例如用HCl气生产盐酸，吸收剂只能用水，自然没有选择的余地，但如果目的在于把一部分气体从混合物中分离出来，便应考虑选择合用的吸收剂问题。 溶解度大 吸收剂的选择主要考虑的是溶解度，溶解度大则吸收剂用量少，吸收速率也大，设备的尺寸便小； 选择性好 很显然，吸收剂对溶质气体的溶解度既要大，对混合气体中其他组分的溶解度却要小或基本上不溶，这样才能进行有效的分离，满足这一要求称为选择性好； 挥发度要小 吸收剂的挥发度要小，即在操作温度下它的蒸汽压要低，经过吸收后的气体在排出时，往往为吸收剂蒸汽所饱和，吸收剂的挥发度高，其损失量便大。 此外所选用的溶剂尽可能满足无腐蚀性，粘度小，无毒，不燃，价廉易得等条件。 8.2.5 相平衡与吸收过程的关系 一、传质过程的方向 气、液相浓度(y,x)在平衡线上方(P点)：相对于液相浓度 x 而言，气相浓度为过饱和(y>ye)，溶质 A 由气相向液相转移。相对于气相浓度 y 而言，液相浓度欠饱和(x<xe)，故液相有吸收溶质 A 的能力。 结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线上方，则体系将发生从气相到液相的传质，即吸收过程。 气、液相浓度(y,x)在平衡线下方(Q点)：相对于液相浓度 x 而言气相浓度为欠饱和(y<ye)，溶质 A 由液相向气相转移。相对于气相浓度而言实际液相浓度过饱和(x>xe)，故液相有释放溶质 A 的能力。结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线下方，则体系将发生从液相到气相的传质，即解吸过程。 气、液相浓度(y,x)处于平衡线上(R点)：相对于液相浓度 x 而言气相浓度为平衡浓度(y=ye)，溶质 A 不发生转移。相对于气相浓度而言液相浓度为平衡浓度(x=xe)，故液相不释放或吸收溶质 A。结论：若系统气、液相浓度(y,x)处于平衡线上，则体系从宏观上讲将不会发生相际间的传质，即系统处于平衡状态。 二、传质过程的限度 对吸收而言： 若保持液相浓度 x 不变，气相浓度 y 最低只能降到与之相平衡的浓度 ye，即 ymin=ye； 若保持气相浓度 y 不变，则液相浓度 x 最高也只能升高到与气相浓度 y 相平衡的浓度 xe，即 xmax=xe。 对解吸而言： 若保持液相浓度 x 不变，气相浓度 y 最高只能升到与之相平衡的浓度 ye，即 ymax=ye； 若保持气相浓度 y 不变，则液相浓度 x 最高也只能降到与气相浓度 y 相平衡的浓度 xe，即 xmin=xe。 三、传质过程的推动力 未达平衡的两相接触会发生相际间传质(吸收或解吸)，离平衡浓度越远，过程传质推动力越大，传质过程进行越快。 方法：用气相或液相浓度远离平衡的程度来表征气液相际传质过程的推动力。 对吸收过程： (y-ye)：以气相摩尔分数差表示的传质推动力； (xe-x)：以液相摩尔分数差表示的传质推动力。 传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。 §8.3 传质机理与吸收速率 平衡关系只能回答混合气体中溶质气体能否进入液相这个问题，至于进入液相速率大小，却无法解决，后者属于传质的机理问题。本节的内容是结合吸收操作来说明传质的基本原理，并导出传质的速率关系，作为分析吸收操作与计算吸收设备的依据。 气体吸收是溶质先从气相主体扩散到气液界面，再从气液界面扩散到液相主体的传质过程。 8.3.1 分子扩散和费克定律 分子扩散：在一相内部有浓度差的条件下，由于分子的无规则热运动而造成的物质传递现象。 一、费克定律 扩散通量与浓度成正比，与距离成反比 JA——单位时间内组分A扩散通过单位面积的物质的量，称为扩散速率，kmol/(m2·s) dcA/dz——组分在扩散方向上的浓度梯度 DAB——组分A在A、B双组分混合物中的扩散系数，m2/s 当分子扩散发生在A、B两种组分构成的混合气体中时，尽管组分A、B各自的摩尔浓度皆随位置不同而变化，但只要系统总压不是很高且各处温度均匀，则单位体积内的分子总数便不随位置而变化，即 而总摩尔浓度c等于组分A的摩尔浓度cA与组分B的摩尔浓度cB之和，即：c=cA+cB =常数 任一时刻在系统内任一点处组分A沿任意方向z的浓度梯度与组分B沿z方向的浓度梯度互为相反值，即： 由费克定律得， 对于双组分混合物：DAB=DBA=D 即在同一物系中，组分A在B中的扩散系数等于组分B在A中的扩散系数。所以：组分B的扩散流JB与组分A的扩散流JA大小相等，方向相反。 二、分子扩散与主体流动 等分子反相扩散：现考察双组分混合单相物系。假设系统内各处总浓度相等，流体处于静止状态。因为系统的总浓度恒定，在组分的传递方向上，没有流体的总体宏观流动，通过某一面的净物质量为0，这种现象称为等分子反相扩散。 主体流动 三、分子扩散的速率方程 组分A因分子扩散和主体流动而造成的传递速率NA可由物料衡算及费克定律推出。 N=NM+JA+JB=NM 尽管主体流动与净物流的含义不同，但主体流动的速率必等于净物流速率。 在平面PQ处对组分A作物料衡算： 说明，在扩散方向上组分A的传递速率NA为扩散流与主体流动在单位面积所携带的组分A量的和。 四、分子扩散速率的积分式 1.等分子反相扩散 见图8-11，取相距δ的两个平面，组分A在两平面处的浓度分别是cA1和cA2。由于是等分子反相扩散，所以没有净物流，N=0。 根据费克定律： 因为是定态扩散，所以组分A通过静止流体层内任一平面的传递速率NA为一常数，故上式积分可得： 此式对气相和液相均适用，它表明在扩散方向组分A的浓度分布为一直线。 对于理想气体， 2、单向扩散 在吸收过程中，惰性组分B的净传递速率NB=0，那么： 在定态条件下，NA为常数，对上式进行积分： 积分得： 气相中的稳定分子扩散 1、等分子反向扩散 2、一组分通过另一停滞组分的扩散 液相中的稳定分子扩散 液相中的扩散速度远远小于气相中的扩散速度，而且发生等分子反向扩散的机会很少，一组分通过另一停滞组分的较多见。 扩散系数：均由实验测定。 五、双膜理论 由W.K.Lewis 和 W.G.Whitman 在上世纪二十年代提出，是最早出现的传质理论。双膜理论的基本论点是： (1) 相互接触的两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄（等效厚度分别为 1 和 2 ）的流体膜层。溶质以分子扩散方式通过此两膜层。 (2) 相界面没有传质阻力，即溶质在相界面处的浓度处于相平衡状态。 (3) 在膜层以外的两相主流区由于流体湍动剧烈，传质速率高，传质阻力可以忽略不计，相际的传质阻力集中在两个膜层内。 §8.4 吸收速率方程式 吸收设备中进行的传质过程为吸收过程，其传质速率即为吸收速率，所对应的传质速率方程即为吸收速率方程。 气体吸收因过程的复杂性，传质速率(吸收速率)一般难以理论求解，但遵循现象方程所描述的物理量传递的共性规律。 根据推动力及阻力可写出速率关系式，单独根据气膜或液膜的推动力及阻力写出的速率关系式称为气膜或液膜吸收速率方程式，相应的吸收系数称为膜系数或分系数，用k表示，与传热中的对流传热系数相当。 传质速率方程 —— 气相(气膜)传质速率方程 —— 液相(液膜)传质速率方程 对于稳定吸收过程，可根据双膜理论建立相际传质速率方程(总传质速率方程)。类似于间壁式对流传热速率方程。 由于混合物的组成可用多种方式表示，对应于每一种表达法都有与之相应的传质速率方程。 一、气相传质速率方程 气相传质速率方程常用的表达形式有三种 kg — 推动力为分压差的气相传质系数，kmol/(sm2kPa)； ky — 推动力为摩尔分率之差的气相传质系数，kmol/(sm2)； kY — 推动力为摩尔比浓度差的气相传质系数，kmol/(sm2)； p、y、Y — 溶质A在气相主体的分压(kPa)、摩尔分率和摩尔比； pi 、yi、Yi — 溶质A在界面气相侧的分压(kPa)、摩尔分率和摩尔比。 不同形式的传质速率方程物理意义一样，都代表单位时间内通过单位界面面积传递的溶质 A 的量；传质系数与传质推动力的表达方式有关，其倒数表达的是气相传质阻力； 注意：不同单位的传质系数数值不同，但可根据组成表示法的相互关系进行换算。 例：当气相总压不很高时，根据道尔顿分压定律 p=Py，有 对 y 值较小的低浓度吸收： 二、液相传质速率方程 液相传质速率方程常用的表达形式也有三种 kc — 推动力为摩尔浓度差的液相传质系数，m/s； kx — 推动力为摩尔分率之差的液相传质系数，kmol/(sm2)； kX — 推动力为摩尔比之差的液相传质系数，kmol/(sm2)； c、x、X — 溶质A在液相主体的摩尔浓度、摩尔分率和摩尔比浓度； ci、xi、Xi — 溶质A在界面液相侧的摩尔浓度、摩尔分率和摩尔比浓度。 三个液相传质系数的倒数也分别为传质推动力以不同组成表示法表达时的液相传质阻力。同样，根据各种表示法的相互关系可推得式中 cm 为液相的总摩尔浓度。 液相浓度很低时： 三、相界面的浓度 在气、液两相内传质速率的计算中，推动力项中含有溶质在相界面的浓度 yi 和 xi ，可用计算方法或作图法得出。 计算法： 对稳定的吸收过程，气、液两相内传质速率应相等。若两相浓度均以摩尔分数表示，有 当 kx 和 ky 为定值时，在直角坐标系中 yi~xi 关系是一条过定点（x,y）而斜率为 -kx/ky 的直线。 根据双膜理论，界面处 yi~xi 应满足相平衡关系： 若已知相平衡关系式以及气、液相传质系数 ky、kx，将上两式联立就可求得当气、液相主体摩尔分率为 y、x 时所对应的界面处气、液相摩尔分率 yi、xi。 作图法： yi、xi 为直线与平衡线的交点坐标，直线上 A 点坐标为与之对应的气、液主体流的摩尔分数 y、x。 四、总传质速率方程 传递过程的阻力具有加和性。若以双膜理论为依据，则吸收过程的传质总阻力是气相传质阻力与液相传质阻力之和(相界面无阻力)。总传质速率为总传质推动力(y-y*)与总的传质阻力(1/Ky)之比。 相平衡关系为直线：对稀溶液，物系的相平衡关系服从亨利定律 y*=mx 相际： 比较可得： ——以气相为基准的总传质速率方程。 Ky 是以 (y-y*) 为推动力的总传质系数，单位为 kmol/(sm2)，其倒数为气、液两相传质总阻力。 总传质系数 Ky（相际传质系数）与相内传质系数 kx、ky 的关系式，实质表达了总传质阻力 1/Ky 等于气相传质阻力 1/ky 与液相传质阻力 m/kx 之和。 因为总阻力 1/Ky 以气相为基准，所以液相阻力 1/kx 需乘以换算系数 m。 (yi-y*) 项是与液相传质推动力 (xi-x) 相对应的，可以看作是以气相浓度差的形式等价表示的液相传质推动力。气、液传质总推动力为两相的相内传质推动力之和。 如将 yi=mxi 和 y=mx* 代入式，可得 相际： 比较可得： 采用总传质速率方程进行计算可避开难以确定的相界面组成 xi 和 yi。这与通过间壁对流传热问题中用总传热速率方程可避开固体壁面两侧温度是相似的。 总传质阻力取决于气、液两相的传质阻力。但对一些吸收过程，气、液两相传质阻力在总传质阻力中所占的比例相差甚远，可对问题进行简化处理 对易溶气体，平衡常数 m 值小，平衡线很平，这时： 传质阻力主要集中在气相，此类传质过程称为气相阻力控制过程，或称气膜控制过程。 对难溶气体，平衡常数 m 值大，平衡线很陡，这时： 传质阻力主要集中在液相，此类过程称为液相阻力控制过程，或液膜控制过程。 分析气、液两相中传质阻力所占的比例，对于强化传质过程，提高传质速率有重要的指导意义。例如，以气相阻力为主的吸收操作，增加气体流速，可减薄界面处气膜层的厚度，从而降低气相传质阻力，有效地提高吸收速率；而增加液体流速吸速率则不会有明显改变。 §8.5 低含量气体吸收 8.5.1 吸收过程的数学描述 一、低含量气体吸收的特点 1.G 、L为常数。 2.吸收过程是等温的。 3.传质系数为常量。 二、物料衡算的微分表达式 填料塔内气、液组成 y、x和传质推动力y（或x）均随塔高变化，故塔内各截面上的吸收速率也不相同。 对填料层中高度为 dh 的微分段作物料衡算可得溶质 A 在单位时间内由气相转入液相的量 dGA 三、相际传质速率方程式 相际传质速率方程式是反映微元塔段内所发生过程的性质和快慢的特征方程式，是吸收过程数学描述的重要组成部分。 四、全塔物料衡算式 五、传质速率积分式 根据低含量气体吸收过程的特点，气液两相流率G和L、气液两相传质系数ky 和kx 皆为常数。若在吸收塔操作范围内平衡线斜率变化不大，则总传质系数亦沿塔高保持不变。 此式为低含量气体吸收全塔传质速率方程或塔高计算的基本方程。 操作线方程与操作线 若取填料层任一截面与塔的塔底端面之间的填料层为物料衡算的控制体，则所得溶质 A 的物料衡算式为 同理，若在任一截面与塔顶端面间作溶质A的物料衡算，有 上两式均称为吸收操作线方程，代表逆流操作时塔内任一截面上的气、液两相组成 y 和 x 之间的关系。（L/G）称为吸收塔操作的液气比。 六、传质单元数与传质单元高度 对气相总传质系数和推动力： 若令 HOG —— 气相总传质单元高度，m； NOG —— 气相总传质单元数，无因次。 对液相总传质系数和推动力： 若令 HOL —— 液相总传质单元高度，m； NOL —— 液相总传质单元数，无因次。 定义传质单元高度和传质单元数来表达填料层高度 H，从计算角度而言，并无简便之利，但却有利于对 H的计算式进行分析和理解。 传质单元数NOG和 NOL中所含的变量只与物质的相平衡以及进出口的含量条件有关，与设备的型式和设备中的操作条件等无关。 这样，在做出设备型式的选择之前就可先计算出传质单元数。 传质单元数反映了分离任务的难易。 如果传质单元数的数值大，说明吸收剂的性能太差，或分离要求过高。 HOG及HOL与设备的型式、设备中的操作条件有关，传质单元高度表示完成一个传质单元数所需的塔高，是吸收设备效能高低的反映。 当 L/G 一定，操作线方程在 y-x 图上为以液气比 L/G为斜率，过塔进、出口的气、液两相组成点(y1，x1)和(y2，x2)的直线，称为吸收操作线。 线上任一点的坐标(y，x)代表了塔内该截面上气、液两相的组成。 操作线上任一点 P 与平衡线间的垂直距离 (y-y*) 为塔内该截面上以气相为基准的吸收传质推动力；与平衡线的水平距离 (x*-x) 为该截面上以液相为基准的吸收传质推动力。 两线间垂直距离（y-y*）或水平距离（x*-x）的变化显示了吸收过程推动力沿塔高的变化规律。 如果平衡线在吸收塔操作范围内可近似看成直线，则传质推动力△y和△x分别随y和x呈线性变化，此时推动力相对于y或x的变化率皆为常数，并且可分别用两端值表示，即 平衡线为直线时的对数平均推动力法 以气相为基准的全塔的对数平均传质推动力 上式说明了 NOG 的含意：对低浓度气体吸收是以全塔的对数平均推动力 ym 作为度量单位，量衡完成分离任务（y1-y2）所需的传质单元高度的数目。若分离程度（y1-y2）大或平均推动力 ym 小，NOG 值就大，所需的填料层就高。 吸收因子法 吸收因子法 吸收因子 L/(mG) 是操作线斜率与平衡线斜率的比值。A 值越大，两线相距越远，传质推动力越大，越有利于吸收过程，NOG 越小。 A 的倒数 (mG)/L 称为解吸因子，其值越大，对吸收越不利，由图可知， NOG 越大。 平衡线为曲线时传质单元数的计算 Simpson数值积分法 在y2至y1之间作偶数等分，对每一个y值算出对应的f(y)=1/(y-y*),然后按下式求积， 8.5.3 吸收塔的设计型计算 化工单元设备的计算，按给定条件、任务和要求的不同，一般可分为设计型计算和操作型（校核型）计算两大类。 设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单元设备。 操作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务。 吸收塔的计算 吸收塔的设计中，混合气体的处理量G、进口浓度y1和出口浓度y2（或溶质的回收率）都是作为设计条件而规定的。 设计时首先是选定溶剂（吸收剂），随着就是决定吸收剂的用量。吸收剂用量与气体处理量之比（液、气比）由物料衡算与平衡关系两者结合起来决定，具体方法将于本节讨论。 设计的主要内容是算出设备的基本尺寸，对填料塔来说，就是设计塔径与填料层高度。 由混合气体的处理量（体积流率G）与合理的气体线速度（u）可以算出塔的截面积，由此可确定塔径（D）。 塔径确定后，填料层高度（H）则取决于所需填料层体积，而所需的填料层体积又取决于所需的有效气液接触面积，这个面积主要是通过传质速率来决定的。 设计计算的主要内容与步骤 (1) 吸收剂的选择及用量的计算； (2) 设备类型的选择； (3) 塔径计算； (4) 填料层高度或塔板数的计算； (5) 确定塔的高度； (6) 塔的流体力学计算及校核； (7) 塔的附件设计。 计算依据：物系的相平衡关系和传质速率 吸收塔内流向的选择 在 y1 至 y2 范围内，两相逆流时沿塔高均能保持较大的传质推动力，而两相并流时从塔顶到塔底沿塔高传质推动力逐渐减小，进、出塔两截面推动力相差较大。 在气、液两相进、出塔浓度相同的情况下，逆流操作的平均推动力大于并流，从提高吸收传质速率出发，逆流优于并流。这与间壁式对流传热的并流与逆流流向选择分析结果是一致的。 工业吸收一般多采用逆流，本章后面的讨论中如无特殊说明，均为逆流吸收。 与并流相比，逆流操作时上升的气体将对借重力往下流动的液体产生一曳力，阻碍液体向下流动，因而限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率，这是逆流操作不利的一面。 吸收剂用量的确定 吸收剂用量 L 或液气比 L/G 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是一个很重要的参数。 吸收塔的设计计算中，气体处理量 G，以及进、出塔组成 y1、y2 由设计任务给定，吸收剂入塔组成 x2 则是由工艺条件决定或设计人员选定。 由全塔物料衡算式 可知吸收剂出塔浓度 x1 与吸收剂用量 L 是相互制约的。 选取的 L/G ，操作线斜率 ，操作线与平衡线的距离 ，塔内传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高 ； L/G ，吸收剂用量 ，吸收剂出塔浓度 x1 ，循环和再生费用 ； 若L/G ，吸收剂出塔浓度 x1 ，塔内传质推动力 ，完成相同任务所需塔高 ，设备费用 。 不同液气比 L/G 下的操作线图直观反映了这一关系。 最小液气比(L/G)min 要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷量 QA=G(y1-y2)，L/G 的减小是有限的。 当 L/G 下降到某一值时，操作线将与平衡线相交或者相切，此时对应的 L/G 称为最小液气比，用(L/G)min表示，而对应的 x1 则用 x1,max 表示。 最小液气比(L/G)min 随 L/G的减小，操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的形状。两线在 y1 处相交时，x1,max=x1*； 两线在中间某个浓度处相切时， x1,max<x1* 。 最小液气比的计算式 吸收剂用量的确定 在最小液气比下操作时，在塔的某截面上（塔底或塔内）气、液两相达平衡，传质推动力为零，完成规定传质任务所需的塔高为无穷大。对一定高度的塔而言，在最小液气比下操作则不能达到分离要求。 实际液气比应在大于最小液气比的基础上，兼顾设备费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。 根据生产实践经验，一般取 注意：以上由最小液气比确定吸收剂用量是以热力学平衡为出发点的。从两相流体力学角度出发，还必须使填料表面能被液体充分润湿以保证两相均匀分散并有足够的传质面积，因此所取吸收剂用量 L 值还应不小于所选填料的最低润湿率，即单位塔截面上、单位时间内的液体流量不得小于某一最低允许值。 解吸塔的最小气液比 为脱除吸收液中的溶质，通常使用另一种与吸收液不互溶的惰性气流与吸收液接触，并将其中的溶质带走，因此必须决定这股解吸气流的用量。以逆流解吸为例：如图，待解吸的吸收液流率L、解吸前后的溶质摩尔分数x1与x2 、解吸气流入塔的摩尔分数y2等已作规定。取图示虚线为控制体作溶质的物料恒算可知，解吸操作线方程与吸收操作线方程完全相同，但解吸操作线位于平衡线的下方。 当解析用气量G减小，出口气体必增大，操作线的A点向平衡线靠拢，其极限位置为C点。此时，解吸气出口摩尔分数与吸收剂进口摩尔分数成平衡，解吸操作线斜率最大而气液比为最小， 吸收剂再循环 某些工业吸收过程将出塔液体的一部分返回塔顶与新鲜吸收剂相混，然后一并进入塔顶，此种流程为吸收剂再循环。 在下列两种情况下采用吸收剂再循环是有利的。 1.吸收过程有显著的热效应，大量吸收剂再循环可降低出塔温度，平衡线向下移动，全塔平均推动力反而有所提高。 2.吸收的目的在于获得x2较高的液相产物，按物料恒算所需的新鲜吸收剂量过少，以致不能保持塔内填料良好的润湿，此时采用吸收剂再循环，推动力的降低将可由容积传质系数的增加所补偿。 塔内返混的影响 吸收塔内气、液两相可因种种原因造成少量流体自下游返回至上游，这种现象称为返混。 8.5.4 吸收塔的操作型计算 操作型计算的命题： 1.第一类命题 给定条件：吸收塔的高度及其他有关尺寸，气液两相的流量、进口含量、平衡关系及流动方式，两相总传质系数。 计算目的：气液两相的出口含量。 2.第二类命题 给定条件：吸收塔的高度及其他有关尺寸，气体的流量、进出口含量、吸收液的进出口含量，气液两相的平衡关系及流动方式，两相总传质系数。 计算目的：吸收剂的用量及其出口含量。 吸收塔的操作和调节 吸收塔的气体入口条件是由前一工序决定的，不能随意改变。因此，吸收塔在操作时的调节手段时改变吸收剂的入口条件。吸收剂的入口条件包括流率、温度、含量三大要素。 增大吸收剂用量，操作线斜率增大，出口气体含量下降。 降低吸收剂温度，气体溶解度增大，平衡溶解度增大，平衡常数减小，平衡线下移，平均推动力增大。 降低吸收剂入口含量，液相入口出推动力增大，全塔平均推动力亦随之增大。 §8.7 化学吸收 化学吸收的优点： 1.化学反应提高了吸收的选择性。 2.加快了吸收速率，从而减小设备容积。 3.反应增加了溶质在液相的溶解度，减少吸收用量。 4.反应降低了溶质在气相中的平衡分压，可较彻底的除去气相中很少量的有害气体。 第九章 液体精馏 §9.1 蒸馏概述 一、化工过程的物系分离 1.物系的分类 非均相物系：凡物系内部有隔开的不同相界面存在，且界面两侧物质的性质又截然不同的物系。 均相物系：物系内只存在一种性质均匀的相。 2.物系的分离方法 1）非均相物系——机械分离 过滤 沉降； 2）均相物系: 气体混合物——吸收;液体混合物——萃取 蒸发 ; 固液混合物——干燥 蒸馏 二、蒸馏分离的依据 1.定义：利用加热汽化，使液体混合物得到分离的操作过程。 2.蒸馏进行的依据：依据混合物各组分挥发性能的差异. 三、工业蒸馏过程 1.平衡蒸馏（闪蒸）连续定态过程 平衡蒸馏为稳定连续过程，生产能力大，不能得到高纯产物，常用于只需粗略分离的物料，在石油炼制及石油裂解分离的过程中常使用多组分溶液的平衡蒸馏。 2.简单蒸馏 间歇操作过程 简单蒸馏只能使混合液部分地分离，故只适用于沸点相差较大而分离要求不高的场合，或者作为初步加工，粗略地分离多组分混合液，例如原油或煤油的初馏。 四、精馏操作的费用和操作压强 蒸馏过程的主要操作费用时加热和冷却费用。 蒸馏过程中的液体沸腾温度和蒸汽冷凝温度均与操作压强有关，故工业蒸馏的操作压强应进行适当的选择。 加压蒸馏可使冷凝温度提高以避免使用冷冻剂；减压蒸馏则可使沸点降低以避免使用高温载热体。 另外，当组分在高温下容易发生分解聚合等变质现象时，必须采用减压蒸馏以降低温度；相反，当混合物在通常条件下为气体，则首先必须通过加压与冷冻将其液化后才能进行精馏。 §9.2 双组分溶液的气液相平衡 9.2.1 理想物系的气液相平衡 以气液相平衡共存时的自由度 F=N-Φ+2 F——自由度（在不改变相平衡物系中原有平衡相数的条件下可以独立改变的变量） Φ——相数 N——组分数 双组分理想物系的液相组成 ——温度（泡点）关系式 理想物系包括两个含义： ①液相为理想溶液，服从拉乌尔定律； 液相上方的平衡气压为 其中：p—液相上方A、B组分的蒸汽压； x—液相中A、B两组分的摩尔分数； p0—在溶液温度下纯组分A、B的饱和蒸汽压 双组分理想物系的液相组成——温度（泡点）关系式 气液两相平衡组成间的关系式 气相为理想气体，服从理想气体定律或道尔顿分压定律。 气相组成与温度（露点）的定量表达式 t-x(y)图和y-x图 图中： （1）图中两条线：平衡线，对角线； （2）平衡线上任一点即表气液平衡时组成y>x； （3）对角线上的点表y=x，不可分离； （4）平衡线距对角线愈远，表挥发性能愈大，愈易分离； （5）平衡线上各点，即表不同平衡时的组成，又对应不同温度点。 y-x的近似表达式与相对挥发度α 挥发度的定义 ： 相对挥发度α：, p-x图：表示一定温度下，蒸汽压与组成的关系 （1）易挥发组分xA↑则p↑，难挥发组分xB↑则p↓; （2）溶液的蒸汽压介于两纯组分物质蒸汽之间 （3）如果t↑则直线上移； （4）如果外压p固定，则分压线与外压线的交点即在该外压下，溶液沸腾时的组成； （5）该图一定时右侧高，左侧低。 9.9.2 非理想物系的气液相平衡 非理想溶液——不同分子间作用力不相同（分正偏差，负偏差）。 1.正偏差：不同分子间作用力小于同分子间的作用力，因此溶液的挥发性能较大，即：pA>理想溶液的pA0xA 在p-x图上，如偏差较大，可能会出现一个最大值M。则在t-x图对应出现一个最小t—最低恒沸点 9.9.2 非理想物系的气液相平衡 1.在此点，气液相组成相同，其挥发度为1，溶液不可被分离。 2.对某一固定外压p，在同一泡点下，溶液可能有两种组成：N2 N1 在 N1 y1> x1 在N2 x2> y2 M点 y=x 3.对x-y图，平衡线在M点和对角线相交，平衡线从对角线的上方移到下方。 4.负偏差：不同分子间的作用力大于同分子间的作用力，因此挥发性能下降。 pA<理想溶液的pA0xA,如偏差过大，在p-x图上可能会出现一个极小值。则在t-x图上对应出现一个最大—最高恒沸点M，同样在x-y图上。平衡线会与对角线在M点相交，但偏差方向与正偏差刚好相反。 注意： 1）有正负偏差不一定时恒沸物。 2）对于恒沸物系统，可加入第三组分或改变总压使恒沸点移动。 3）非理想溶液的平衡分压可用修正的拉乌尔定律表示。 4）总压不高，且气相为理想气体而液相为非理想液体，则平衡时： 总压对相平衡的影响 当总压增大时，则液相分子进入气相需更大的动能，因此汽化变得不易。 1）如对相同挥发性能：总压增，则需温度增； 如温度不变：则挥发性能随总压的增大而下降。 2）对t-x图 总压增，沸点增，气液平衡线整个上移，气液平衡区变窄，分离困难。 3）对x-y图 总压增，平衡线靠近对角线，分离困难。 §9.3 平衡蒸馏与简单蒸馏 一、平衡蒸馏 1.流程和原理 料液在加热釜内被加热到泡点温度以上，然后通过一个节流阀在分离器释压，产生汽液平衡，最后将汽液两相分离。 2.特点 1）汽相、液相组成恒定，沸点也恒定； 2）可进行连续稳定操作。 3）虽汽相中易挥发组分增多，液相中易挥发组分减少，但得不到较纯净产品，只可作为初步粗分离。 3.物料衡算 设F、D、W——分别为原料液，汽相，液相产品流量kmol/s xF、y、x——分别为原料液，汽相，液相产品组成，摩尔分率。 总物料 ： F=D+W 易挥发组分：FxF=Dy+Wx 因为q在平衡蒸馏中恒定，所以，此式为一通过x-y,图上（xF、xF）的直线。 4.热量衡算 设tF——原料液温度 T——原料液被加热后温度 Cp——原料平均比热 Q=FCp(T- tF)——加热器供热 对分离器： 物料放出的显热等于部分汽化所需潜热 FCp(T-te)=(1-q)Fr te——分离器平衡温度 联立上式可求出原料离开加热器时的温度 5.气液平衡关系 对理想溶液 可求出平衡蒸馏组成问题 二、简单蒸馏 1.流程和原理 在一定压强下，料液在加热釜内被加热到沸腾，汽化后y >x，易挥发组分被富集，将蒸汽冷凝，分别收集不同储槽作为产品，釜内残液难挥发组分则增浓。一般简单蒸馏为间歇操作 2.特点 1）随蒸馏进行，汽相组成和液相组成都在不断下降。 2）沸点在不断升高，故操作为间歇、不稳定过程。 3）所得产品为混合液，简单蒸馏只能作为初步分离。 3.物料衡算 设W——某瞬时釜中的液体量 x——某瞬时釜中的液体组成 y——某瞬时由釜中蒸出的汽相组成 若在dτ时间内蒸出物料量时dW，釜内液体组成相应地由x将为(x-dx)，对该时间微元作易挥发组分的物料衡算可得 Wx=ydW+(W-dW)(x-dx) 整理： 简单蒸馏在任意瞬时汽、液相组成是平衡的，故可将代入上式进行积分，可得： 汽相馏出液的平均组成： §9.4 精馏 9.4.1精馏过程 一、精馏原理 由平衡蒸馏y1>xF, x1<xF可使汽相多次部分冷凝xF<y1<y2<y3→yA→1使液相多次部分汽化xF>x1>x2>x3→xA→0 设想可用多个釜来实现 使汽相y1经多次部分冷凝y2→y3→y4→1 使液相x1经多次部分冷凝x2→x3→x4→0 但如此在工业上不合理 1）最终汽相产品只有质量没有数量。液相也是一样； 2）对汽相，每次冷凝下的残液没有利用，对液相，每次汽化的汽相没用； 3）汽相每次部分冷凝都需要用冷却能量。液相每次部分汽化都需供热能。 4）设备过多，过庞大。 改进： 对于加料釜以上，则： 汽相：浓度y1<y2<y3<yA，温度t1>t2>t3>t4 液相：浓度x1<x2<x3<xA，温度t1>t2>t3>t4 稍改进，把每釜的残液引回到前釜 如x3和y2 与x3平衡的温度为t3<汽相y2的温度t2 这样x3就可对y2起到部分冷凝作用，而省掉冷凝器，同时，还能将x3的部分易挥发组分转移到y2汽相中。 加料釜以下也是相同。 但设备过庞大。可用一个塔板代替一个釜，然后组成一个塔——精馏塔。 精馏——利用混合液中组分挥发度的不同，在塔中同时、多次进行部分汽化和部分冷凝使其分离成几乎纯态组分的过程。 二、精馏的装置 1.装置及流程 一个完整的精馏塔包括精馏段和提馏段。包括有冷凝器、再沸器、塔板等。 2.塔板上的传质机理 以第二块板为例： 温度：ty3>tx1 传热：汽相→液相 液相被部分汽化； 汽相被部分冷凝。 浓度： y3:x1处于不平衡状态 传质：从液相→汽相 塔板上，传热、传质同时反向进行 经过足够长时间的接触，汽液两相充分接触，达到平衡。 符合称为理论板。 这样，汽相每上升一板，就被部分冷凝一次，而使A组分被增浓一次，越到塔顶，浓度越高，最后得到较纯净的A组分。液相每下降一板，则被部分汽化一次，使A组分减少，而使B组分增浓，越到塔底，B组分越浓，最后可得到较纯净的B组分。 3、塔板的作用 1）汽相进行部分冷凝； 2）液相进行部分汽化； 3）是汽液两相进行传热，传质的场所。 对每一块塔板，传热传质的液相来自上一板，汽相来自下一板。 对第一块板，液相来自回流； 对最后一块板，汽相来自加热釜（再沸器） 4、回流及精馏段的作用 1）保证各层塔板（特别时第一块板）有适当的液体层，以使汽相可部分冷凝，并不断补充塔板上易挥发组分，使各板液相组成恒定，保证连续温度操作； 2）保证馏出液有较高纯度，只有回流液的浓度越高，则所得产品的浓度也会越高； 3）精馏段的作用：使汽相浓度不断提高，即不断增浓，以得到合格的塔顶产品。 5、加热釜提馏段的作用 1）供给精馏必须的汽相（蒸汽）； 2）供给热量； 3）提馏段的作用：浓缩难挥发组分以在塔底得到较纯的难挥发组分产品。 6、总结以上，完成精馏 必须的条件： 1）塔顶必须有产品的回流； 2）塔底必须有加热釜； 3）必须在中间加料，加料板位置应该是该板的浓度（液相或汽相）应和料液浓度一致。 三、全塔物料衡算 总物料： A组分： 塔顶采出率： 塔底采出率： 回收率： 9.4.2精馏过程数学描述的基本方法 一、逆流多级传质操作 汽液传质设备对精馏和吸收过程是通用的。 二、过程描述的基本方法 描述精馏过程的基本方法任然是物料衡算、热量衡算及找出表示过程特征的方程。 方法：1）微分接触传质设备：对微元塔高进行物料、热量衡算并写出传质速率方程，然后沿塔高积分或通过逐段计算求解； 2）分级式接触设备：以每块塔板作为考察单元，对每一块板列出物料衡算、热量衡算及过程特征的方程，然后联立求解由多块塔板构成的代数方程组。 9.4.3塔板上过程的数学描述 一、单块塔板的物料衡算 对第n块（非加料板）塔板作物料衡算可得 总物料衡算： A组分衡算： 二、单块塔板的热量衡算及其简化 对第n块塔板作热量衡算： 若忽略组成与温度所引起的饱和液体焓及汽化潜热的差别，则热量衡算式可简化为 将物料衡算式代入上式，可得： 得结果：在精馏塔内没有加料和出料的任一塔段中，各塔板上升的蒸汽量均相等，各板下降的液体量也均相等。 恒摩尔流假定！ 三、塔板传质过程的简化——理论板和板效率 理论板：一个气、液两相皆充分混合而且传质与传热过程的阻力皆为零的理想化塔板。 板效率： ——与离开第n块板液相组成成平衡的汽相的组成。 四、加料板过程的分析 1.加料热状态 原料可以在常温下加入塔内，也可预热至一定温度，甚至在部分或全部汽化的状态下进入塔内。 原料入塔时的温度或状态称为加料热状态。 加料的热状态不同，精馏段与提馏段两相流量的差别也不同。 2.理论加料板 理论加料板：不论进入加料板各物料的组成、热状态及接触方式如何，离开加料板的汽液两相温度相等，组成成平衡。 设第m块板为加料板，则数学描述： 物料衡算： 相平衡方程： 3.精馏段与提馏段两相流量的关系 对加料板作物料及热量衡算： 联立上述两式： 令： 所以，可得： q为加料热状态参数，其数值大小等于每加入1kmol的原料使提馏段液体所增加的物质的量。因此，从q值的大小可看出加料的状态及温度的高低： q=0，为饱和蒸汽加料； 0<q<1，汽液混合物加料； q=1，为泡点加料； q>1，冷液加料； q<0，为过热蒸汽加料。 五、精馏塔内的摩尔流率 根据恒摩尔流假定: 精馏段 提馏段 塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝器的热负荷： 塔釜的热负荷为： 六、塔釜和冷凝器的物料衡算 釜内液体在蒸馏釜内部分汽化，离开塔釜的汽液两相组成可认为互成平衡，故蒸馏釜可看作一块理论板。则对蒸馏釜作物料衡算可得： 塔顶冷凝器，回流液的组成为x0，冷凝器的物料衡算式为： 如果是全凝器： 9.4.4 精馏塔的逐板计算 一、精馏段操作方程： 物料衡算 设塔顶为泡点回流， 二、提馏段操作线方程 物料衡算： 三、操作方程的图示——操作线 在y-x图上，精馏段操作线： 端点坐标（xD,xD）;斜率L/V，或R/(R+1);截距xD/(R+1) 提馏段操作线 端点坐标（xW,xW）;斜率 两条操作线的交点可由精馏段和提馏段的操作线方程联立求解： 四、理论板的增浓度 五、逐板计算法 由塔顶产品组成可知y1=x0=xD,再由相平衡方程式求出x1,然后由精馏段操作线方程求出y2,在根据相平衡方程式求出x2,如此交替计算，至xn=xm,然后将精馏段操作线方程换成提馏段操作线方程计算。直至xN≤xW,则x的下标便是所需要的理论塔板数。 §9.5 双组分精馏的设计型计算 9.5.1理论板数的计算 一、精馏设计型计算的命题： 根据规定的分离要求，选择精馏的操作条件，计算所需的理论板数。 二、逐板计算法 设塔顶全凝器，泡点回流。 最直接的设计型计算方法时逐板计算，通常从塔顶开始进行计算。 自第一块板上升的蒸汽组成等于塔顶产品的组成，y1=xD; 自第一块板下降的液体组成与y1成平衡，可由相平衡方程计算出x1 。 自第二块板上升的蒸汽组成与x1满足操作方程，可由x1 计算出y2；如此交替使用相平衡方程和操作方程进行逐板计算，直至达到规定的塔底组成为止，从而得到所需要的理论板数。 图解法 三、最优加料位置的确定 加料板是精馏段与提馏段的分界，在计算中的表现是用提馏段的操作线方程代替精馏段的操作线方程。在图解中表现为改换操作线。但是，加料板的位置选择的合适与否，对所需要的理论板数是有很大的影响的。 见课本图9-27和9-28. 四、操作线的实际做法 1.先作精馏段操作线，截距xD/(R+1)并过点（xD,xD）。 2.在作q线，斜率q/(q-1)并过点（xF,xF）。 3.再作提馏段操作线，过点（xW,xW），连接cd。 9.5.2 回流比的选择 增大回流比，加大了精馏段的液气比，也加大了提馏段的汽液比，两者均有利于精馏过程中的传质。设计时采用的回流比较大，则在y-x图上两条操作线均移向对角线，达到指定的分离要求所需的理论板数较少。但，增大回流比是以增加能耗为代价的。 因此，回流比的选择是一个经济问题。实际上，回流比不能小于某一下限，否则不能达到设计要求。 一、全回流与最少理论板数 全回流时精馏塔不加料也不出料，也就无精馏段与提馏段之分。在y-x图上，精馏段与提馏段操作线都与对角线重合。从物料衡算或者从操作线的位置都可以看出全回流的特点是：两板之间任一截面上，上升蒸汽的组成与下降液体的组成相等，而且为达到指定的分离程度（xD,xW）所需的理论板数最少。 从右图可以看出来塔顶蒸汽中轻、重组分之比为。根据相对挥发度的定义式，可求出第一块板下降的液体中轻、重两组分之比，即: 根据全回流的特点： 再次应用相对挥发度定义，可得离开第二块板液体组成为： 如此类推，可得第N块板（塔釜）的液体组成为: 当此液体组成已达指定的釜液组成时，此时的塔板数即为全回流时所需的最少理论板数。取平均的相对挥发度 上式可写成： 二、最小回流比Rmin 为完成一定的分离任务，随R减少，两操作线渐靠近平衡线，NT增多。 两操作线交点e落在平衡线上。此时上升蒸汽和下降液体组成达平衡，推动力为0，塔板无穷多。 三、最适宜回流比的选取 可通过经济核算来选择 *操作费用 　　操作费用由全凝器冷却水用量和再沸器加热蒸汽消耗量二项组成.此二项费用取决于上升蒸汽量，D一定，V增加，回流比R增加，操作费用增加. *设备折旧费用 设备折旧费包括精馏塔、冷凝器、再沸器等设备投资乘折旧率. 一般最适宜回流比的数值范围是： 四、理论板数的捷算法 先按设计条件求出最小回流比Rmin及全回流条件下的最少理论板数Nmin，然后利用某种经验关联求出指定回流比下的理论板数。常用的一种经验关联是吉利兰图。在范围内可用下式代替： 9.5.3加料热状态的选择 在给定的回流比下，q值的变化不影响精馏段操作线的位置，但明显改变了提馏段操作线的位置。 q值减小，提馏段操作线向平衡线靠拢，所需理论板数增大。 一般，在热耗不变的情况下，热量应尽可能在塔底输入，使所产生的汽相回流能在全塔中发挥作用；而冷却量应尽可能在塔顶输入，使所产生的液体回流能经过全塔发挥最大的效能。 9.5.4 双组分精馏过程的其它类型 一、直接蒸汽加热 用在水和另一种易挥发组分混合液的分离中。 目的：1）可省掉再沸器； 2）加入水蒸气第三组分，可降低溶液沸点。（因总压由三种组分蒸汽分压组成） 对于精馏段，操作线不变。对于提馏段，作物料衡算： 得提馏段操作线方程： 上式与间接蒸汽加热时相同。基于恒摩尔流假定，直接蒸汽加热时有 上式可写成： 理论板做法同间接蒸汽加热相同，不同的是提馏段操作线在y-x图上通过x=xw,y=0这个点。 比较直接蒸汽加热与间接蒸汽加热可知，在设计时xF,xD及釜液排放xW相同的情况下，因加热蒸汽的凝液排出时也带走少量轻组分，将使轻组分的回收率降低。为了减少塔底轻组分的损失，加热蒸汽在进塔釜前应尽可能除去其中所夹带的水。 分析讨论：（1）当F，xF,D,xD,R,q均不变时，即回收率不变： a.用水蒸气蒸馏：则W、xW，会如何变化？ 物料衡算： b.理论板：精馏段操作线不变，q线不变，交点不变，提馏段操作线斜率 提馏段操作线远离平衡线，但操作线变长， （2）当F,xF,xD,R,q,xW不变时： a.用水蒸气蒸馏，则W,D 如何变化？ 物料衡算： b.理论板数如何变化？ 可直接看出来，提留段操作线远离平衡线，所以，推动力加大，理论板数减少。 二、多股加料 两种成分相同但浓度不同的料液可在同一塔内进行分离，两股料液分别在适当的位置加入塔内。 三、侧线出料 当需要组成不同的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线抽出产品。侧线抽出的产品可为塔板上的泡点液体或板上的饱和蒸汽。 四、回收塔（提馏塔） 只有提馏段而没有精馏段的塔称为回收塔。 当精馏的目的是为回收稀溶液中的轻组分而对流出液浓度要求不高，或物系在低浓度下的相对挥发度较大，不用精馏段也可达到必要的馏出液浓度时，可用回收塔进行精馏操作。 当料液预热至泡点加入，塔顶蒸汽冷凝后全部作产品，塔釜采用间接加热。 在设计计算中，已知原料组成xF，规定釜液组成及回收率，则塔顶产品的组成及塔顶采出率可由全塔物料衡算确定，与一般完全的精馏塔相同。 此时的操作方程也与完全的精馏塔的提馏段操作线方程相同。 当泡点加料，上式为： §9.6 双组分精馏的操作型计算 一、操作型命题： 已知：全塔总板数N，加料板位m，相平衡曲线或相对挥发度，原料组成xF与热状态q，回流比R，并规定塔顶馏出液的采出率D/F。 求：精馏操作的最终结果——产品组成xD, xW以及逐板的组成分布。 9.6.1 精馏过程的操作型计算 操作型计算的特点： 1.由于众多变量之间的非线性关系，所以，操作型计算一般须采用试差法来计算，即：先假设一个塔顶（或塔底）的组成，在用物料横算及逐板计算予以校核的方法来解决。 2.加料板位置（或其他操作条件）一般不满足最优化条件。 9.6.1 精馏过程的操作型计算 二、回流比增加对精馏结果的影响 回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用改变回流比来调节控制产品的质量。 回流比增大，精馏段操作线斜率变大，该段传质推动力增加，因此在一定的精馏段理论板数下馏出液组成变大；同时，回流比增大，提馏段操作线斜率变小，该段的传质推动力增加，因此在一定的提馏段理论板数下，釜残液组成变小。 9.6.1 精馏过程的操作型计算 在采出率D/F一定的条件下，若以增大R来提高xD,则有以下限制： 1.受精馏塔理论板数的限制，因对一定的板数，即使R增到无穷大（全回流），xD有一最大极限值。在实际操作的回流比下不可能超过此极限值。 2.受全塔物料平衡的限制，其极限值为xD=FxF/D。 此外，加大操作回流比意味着加大蒸发量与冷凝量，这些数值还将受到塔釜及冷凝器的传热面的限制。 9.6.1 精馏过程的操作型计算 三、进料组成变动的影响 当进料状况发生变化时，应适当改变进料位置。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况的变化，保证在精馏塔的适宜位置下进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。 注 ：加料位置不一定都是最优的！ 9.6.2 精馏塔的温度分布和灵敏板 一、精馏塔的温度分布 在一定的压强下，混合物的泡点和露点都取决于混合物的组成因此可以用测量温度来预示塔内组成的变化。对于馏出液和釜残液也有对应的露点和泡点，通常可用塔顶温度反映馏出液的组成，用塔底温度反映釜残液的组成。 9.6.2 精馏塔的温度分布和灵敏板 二、灵敏板 精馏塔内，在精馏段或提馏段的某塔板上温度变化最显著，也就是说这些塔板的温度对于外界因素的干扰反映最为灵敏，通常将它称为灵敏板。 §9.7 间歇精馏 间歇精馏的基本操作方式： 一、馏出液组成恒定的间歇精馏操作，即馏出液组成保持恒定，而相应的回流比不断增大。 二、回流比恒定的间歇精馏操作，即回流比保持恒定，而馏出液组成逐渐减小。 保持馏出液组成恒定的间歇精馏 设计计算的命题： 已知：投料量F及料液组成xF，保持馏出液组成xD不变，操作至规定的釜液组成xW或回收率η，选择回流比的变化范围 求：理论板数。 确定理论板数 间歇精馏塔在操作过程中的塔板数为定值。对于馏出液组成恒定的间歇精馏，由于操作终了时釜液组成xW最低，所要求的分离程度最高，因此需要的理论板层数应按精馏最终阶段进行计算。即以终了时的釜液组成xW为计算基准。 1.计算最小回流比Rmin和确定操作回流比 由R=(1.2～2)Rmin的关系确定精馏最后阶段的操作回流比R终 2.图解法求理论板层数 在x-y图上，由xD,xW和R终即可图解求得理论板层数。 在操作初期可采用较小的回流比，此时的操作线如图9-47（c）中虚线所示。 3.计算每批料液的操作时间 设：F—每批料液的投料量，kmol D—馏出液量，kmol，其值随时间而变 x—釜液的摩尔分数组成，其值在操作中由xF降至 xW V—蒸馏釜的汽化能力，kmol/s，在操作中可保持为某一常数。 在dτ时间内的汽化量为Vdτ，此汽化量应等于塔顶的蒸汽量（R+1)dD. Vdτ= （R+1)dD 任一瞬时之前已馏出的液体量D由物料横算式可得： 代入上式得 回流比保持恒定的间歇精馏 因塔板数及回流比不变，在精馏过程中塔釜组成与馏出液组成必同时降低。因此只有使操作初期的馏出液组成适当提高，馏出液的平均浓度才能符合产品的质量要求。 设计计算的命题： 已知：料液量F及组成xF,最终的釜液组成xW，馏出液的平均组成。选择适宜的回流比。 求：理论板数。 以操作初态为基准，假设一最初的馏出液组成xD始与釜液组成xF求出所需的最小回流比。 根据前述，适宜的回流比取最小回流比的1.2到2倍。 然后计算理论板数N。 xD始的验算 设定xD始的是否合适，应以全精馏过程所得的馏出液平均组成满足分离要求为准。 与简单蒸馏相同，对某一瞬间作物料衡算，蒸馏釜中易挥发组分的减少量应等于塔顶蒸汽所含的易挥发组分量 W—瞬时的釜液量，操作时由投料量F降为残液量W。 X—瞬时的残液组成，由xF降为xW 因板数及回流比R为定值，任一精馏瞬间的釜液组成x必与馏出液组成相对应，于是可通过数值积分法由上式算出残液量W。馏出液平均组成由全过程物料衡算决定，即： 处理一批料液塔釜的总蒸发量为： G=(R+1)D 由此可计算加热蒸汽的消耗量。 §9.8 恒沸精馏与萃取精馏 当相对挥发度为1或接近于1的物系，采用一般精馏方法就不能得到较完全的分离或需要很多的理论塔板数，且需要的回流比也比较大，使设备费用和操作费用过大而不经济，上述两种情况就需要采用恒沸精馏或萃取精馏或其他的分离方法。 在双组分溶液蒸馏中加入第三组分（分离剂，挟带剂），以改变原溶液中各组分之间的相对挥发度。根据第三组分所起作用的不同，此类精馏方法即为恒沸精馏和萃取精馏。 9.8.1恒沸精馏 定义：若加入的第三组分能与原来溶液中一个（或两个）组分形成最低恒沸物，从而使原溶液易于分离的精馏方法即为恒沸精馏。 这个第三组分常称为挟带剂或质量分离剂。 一、双组分非均相恒沸精馏 某些双组分溶液的恒沸物是非均相的，在恒沸组成下溶液可分为两个具有一定互溶度的液层，此类混合物的分离无需加入第三组分而只要用两个塔联合操作，便可获得两个纯组分。 以糠醛—水分离为例说明这种精馏过程。 二、三组分恒沸精馏 如果双组分溶液A、B的相对挥发度很小，或具有均相恒沸物，此时可加入挟带剂C进行精馏。此挟带剂C与原溶液中的一个或两个组分形成新的恒沸物（AC或ABC），该恒沸物与纯组分B（或A）之间的沸点差较大,从而可较容易地通过精馏获得纯B（或A）。 三、恒沸精馏挟带剂的选择 1.挟带剂能与待分离组分之一（或两个）形成最低恒沸物，并且希望与料液中含量较少的组分形成恒沸物从塔顶蒸出，以减少操作的热能消耗； 2.新形成的恒沸物要便于分离，以回收其中的挟带剂； 3.恒沸物中挟带剂的相对含量少，即每份挟带剂能带走较多的原组分，这样挟带剂用量少，操作较为经济。 9.8.2萃取精馏 定义：若加入质量分离剂即第三组分不与待分离组分形成恒沸物，而是比较显著地改变组分之间的相对挥发度，且本身的挥发度很小，则这种精馏方法就称为萃取精馏，该第三组分称为萃取剂。 一、萃取精馏的流程 举例：在常压下苯的沸点为80.1℃，环己烷的沸点为80.73℃，若在苯—环己烷溶液中加入萃取剂糠醛，则溶液的相对挥发度发生显著的变化。 可见，相对挥发度随萃取剂量加大而提高。 二、萃取精馏添加剂的选择 1.选择性强。即能使被分离组分间的相对挥发度产生比较显著的变化。 2.溶解度大。能与任何浓度的原溶液完全互溶，以充分发挥各块塔板上萃取剂作用。 3.本身的挥发性小，使产品中不致混有萃取剂，也易于和另一组分分离。 4.无毒性，无腐蚀性，热稳定性好，来源方便，价格低廉。 三、萃取精馏与恒沸精馏的比较 1.恒沸精馏添加剂必须与被分离组分形成恒沸物，而萃取精馏则无此限制，故萃取精馏添加剂的选择范围广泛。 2.恒沸精馏中的挟带剂以气态离塔，消耗的潜热较多，而萃取精馏时的萃取剂基本不汽化，一般来说，萃取精馏较经济。 3.总压一定时，恒沸精馏形成的恒沸物，其组成和温度都是恒定的。而萃取精馏时，由于被分离组分的相对挥发度和萃取剂的配比有关，故其操作条件可在一定范围内变化，无论是设计还是操作都比较灵活和方便。但萃取剂必须不断的由塔顶加入，故萃取精馏不能简单地用于间歇操作，而恒沸精馏无此限制。 4.恒沸精馏时的操作温度一般比萃取精馏的低，故适用于分离热敏性物料。 §9.9多组分精馏基础 化工厂中的精馏操作大多是分离多组分溶液。虽然多组分精馏与双组分精馏在基本原理上是相同的，但因多组分精馏中溶液的组分数目增多，故影响精馏操作的因素也增多，计算过程就更为复杂。本节重点讨论多组分精馏的流程、气液平衡关系及理论板数简化的计算方法。 9.9.1多组分精馏流程方案的选择 一、精馏塔的数目： 若为n组分溶液要通过精馏获得n个高纯度的产品，则需(n-1)个塔。 若不要求将全部组分都分离为纯组分，或原料液中某些组分的性质及数量差异较大时，可以采用具有侧线出料口的塔，此时塔数可减小。 二、流程方案的选择 对于多组分精馏，首先要确定流程方案，然后才能进行计算。一般较佳的方案应满足： 1.能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大； 2.流程短，设备投资费用小； 3.耗能量低，收率高，操作费用低； 4.操作管理方便。 多组分精馏流程方案的确定是比较困难的，通常设计时可初选几个方案，通过计算，分析比较后，再从中择优选定。 9.9.2多组分的气液相平衡 多组分精馏大多涉及非理想物系，当系统压力不很高且气相仍服从道尔顿分压定律，可得： 平衡常数：见图9-53. 相对挥发度 用相对挥发度法表示多组分溶液的平衡关系时，一般取较难挥发的组分j为基准组分，根据相对挥发度定义，可写出任意一个组分和基准组分的相对挥发度为： 泡点温度计算 处于气液平衡的两相，若已知液相组成和总压，液体的泡点温度和气相组成必已规定而不能任意取值。通常可按归一条件∑yi=1。用试差法求解。即先设泡点温度，再查取或算出各组分的Ki值，则气相组成为yi=Kixi. 当计算结果满足如下归一条件 ∑yi=∑Kixi=1时，所设温度即为泡点温度，已算得的气相平衡组成yi得到确认。 露点温度计算 当已知气相组成和总压时，由归一条件∑xi=1可以求得相平衡条件下的液相组成和温度，该温度即为露点温度。具体计算也要试差。 先设露点温度，求出各组分的Ki值，因为xi=yi/Ki，当 ∑xi=∑yi/Ki=1成立时，所设的露点温度正值。相应的液相平衡组成即可确认。 多组分物系的平衡蒸馏 将多组分溶液部分汽化后，两相的量和组成随压强及温度而变化，他们的定量关系可仿照双组分物系的平衡蒸馏 9.9.3多组分的关键组分和物料衡算 一、关键组分 在待分离的溶液中，选取工艺中最关心的两个组分（一般时选择挥发度相邻的两个组分）规定它们在塔顶和塔底产品中的组成或回收率，即分离要求，那么在一定的分离条件下，所需的理论板层数和气体组分的组成也随之而定。由于所选定的两个组分对多组分溶液的分离其控制作用，故它们为关键组分。其中挥发度高的那个组分称为轻关键组分，挥发度第的称为重关键组分。 所谓轻关键组分，是指在进料中比其还要轻的组分及其自身的绝大部分进入馏出液中，而它在釜液中的含量应加以限制。 所谓重关键组分，是指在进料中比其还要重的组分及其自身的绝大部分进入釜液中，而它在馏出液中的含量应加以限制。 注：同样的进料，对不同的分离方案而言，关键组分时不同的。 二、全塔物料衡算 三、清晰分割法 若两关键组分的挥发度相差较大，且两者为相邻组分，此时可认为比重关键组分还重的组分全部在塔底产品中，比轻关键组分还轻的组分全部在塔顶产品中，这种情况称为清晰分割。 清晰分割时，非关键组分在两产品中的分配可以通过物料衡算求得。 四、全回流近似法 全回流近似法假定：实际部分回流时，各组分在塔顶、塔底产品中的摩尔分数与全回流时的相同。 第十章 气液传质设备 §10.1 板式塔 10.1.1 概述 一、作用： 1.提供气、液两相充分接触的场所，使传质、传热过程能迅速、有效的进行； 2.使接触后的气、液两相及时分开，互不夹带(即没有返混)。 二、功能 1.在每块塔板上气液两相必须保持密切而充分的接触，为传质过程提供足够大而且不断更新的相际接触表面，减小传质阻力； 2.在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。 三、1.塔板上的气体通道——筛孔：为保证气液两相在塔板上能够充分接触并在总体上实现两相逆流，塔板上均匀地开有一定数量的供气体自下而上流动的通道。 2.溢流堰：为保证气液两相在塔板上有足够的接触表面，塔板上必须贮有一定量的液体。 3.降液管：作为液体自上层塔板流至下层的通道，每块塔板通常附有一个降液管。 10.1.2 筛板上的气液接触状态 1.鼓泡接触状态：当孔速很低时，通过筛孔的气流断裂成气泡在板上液层中浮升，塔板上两相呈鼓泡接触状态。（液体为连续相，气体为分散相） 2.泡沫接触状态：随着孔速的增加，气泡数量急剧增加，气泡表明连成一片并且不断发生合并与破裂。（液体为连续相，气体为分散相） 3.喷射接触状态：当孔速继续增加，动能很大地气体从筛孔以射流形式穿过液层，将板上的液体破碎成许多大小不等的液滴而抛于塔板上方空间。被喷射出去的液滴落下以后，在塔板上汇聚成很薄的液层并再次被破碎成液滴抛出。 （气体为连续相，液体为分散相） 10.1.3气体通过筛板的阻力损失： 一、板压降： 气体通过筛孔及板上液层时必有阻力，由此造成塔板上、下空间对应位置上的压强差称为板压降△P。 习惯用塔内液体的液柱高度来表示板压降： △P=ρLghf ρL—塔内液体的密度，kg/m3 若：气体穿过板上液层的阻力损失h1,气体通过干板的阻力损失为hd（干板压降），则： hf=h1+hd 二、干板压降 气体通过干板与通过孔板的流动情况极相似，与孔速有关： 三、液层阻力 气体通过液层的阻力损失hf由以下三个原因产生： 1.克服板上泡沫层的静压； 2.形成气液界面的能量消耗； 3.通过液层的摩擦阻力损失。 注：低气速时，液层阻力为主；高气速时，干板阻力所占比例相对增大。 10.1.4筛板塔内气液两相的非理想流动 板式塔的设计意图：1.气液两相充分接触，减少传质阻力；2.保持逆流，获得较大的推动力。 但：实际与理想总有差距。所用这些偏离都违背了逆流原则，导致平均传质推动力下降，对传质不利。 归纳起来，板式塔内各种不利于传质的流动现象有两类：1.空间上的反向流动；2.空间上的不均匀流动。 一、空间上的反相流动： 是指与主体流动方向相反的液体或气体的流动。空间的方向流动主要有两种：液沫夹带、气泡夹带。 1.液沫夹带 气体穿过板上液层时，无论是喷射还是鼓泡型操作都会产生大量的尺寸不同的液滴。在喷射型操作中，液体是被气流直接分散成液滴的；而在鼓泡型操作中，液滴是因泡沫层表面的气泡破裂而产生的。这些液滴的一部分会被上升的气流裹挟至上层塔板，这种现象称为液沫夹带。 导致液沫夹带的因素有两个：1.小液滴的沉降速度小于液层上部空间中的气流速度，因此具有向上的绝对速度，无论板间距有多高，都不可避免地被气流带到上层塔板造成液沫夹带。因此，此类液沫夹带液量与板间距无关。2.由于气流冲击或气泡破裂而弹溅出来的液滴都具有一定的初速度，并在垂直方向上有分量。在此速度分量的作用下，有些较大液滴也会到达上层塔板。这些液滴的尺寸较大，由此而造成的夹带液量远远超过小液滴，成为液沫夹带的主体。对于同样的初速度，板间距越小，初速度所起的作用越大。 因此，板间距越小，夹带量越大。 表示液沫夹带量的方法： 1.1kmol干气体所夹带的液体量，ev; 2.每层塔板在单位时间内被气体夹带的液体量。e/; 3.被夹带的液体流量占流经塔板总液体流量的分率，φ。 关系：φ=vev/(L+vev)=e//(L+e/)=ev/(ev+L/V) 2.气泡夹带 在塔板上与气体充分接触后的液体，翻越溢流堰流入降液管时必含有大量气泡，同时，液体落入降液管时又卷入一些气体产生新的气泡。因此，降液管内液体含有很多气泡。若液体在降液管内的停留时间太短，所含气泡来不及解脱，将被卷入下层塔板，这种现象称为气泡夹带。 与液沫夹带相比，气泡夹带所产生的气体夹带量与气体总流量相比很小，给传质带来的危害不大。气泡夹带的更大危害在于它降低了降液管内的泡沫层平均密度，时降液管的通过能力减小，严重时会破坏它的正常操作。 为避免严重的气泡夹带，通常在靠近溢流堰狭长区域上不开孔，使液体在进入降液管前，有一定时间脱除其中所含的气体，减少进入降液管的气体量。这一不开孔的狭长区域称为出口安定区。 二、空间上的不均匀流动 即气体或液体流速的不均匀分布。同样，它也可以降低平均传质推动力。 1.气体沿塔板的不均匀流动 当液 体横向流过板面时，为克服板面的摩擦阻力和板上部件（如泡罩、浮阀等）的局部阻力，需要一定液位差，则在板面上形成液面差，以△表示。液体流量越大，行程越大，液面落差越大。 希望在塔板上实现均匀的错流接触，所以希望在塔板各点气体流速相等。但由于液面落差的存在，在塔板入口处，液层阻力大，气速或流量小于平均值；而在塔板出口处，液层阻力小，气速或气体流量大于平均数值，从而导致气流的不均匀分布。 不均匀的气流分布对传质时有害的。 2.液体沿塔板的不均匀流动 塔截面是圆形的，液体自一端流向另一端的途径有多种。其中，中央这条行程较短而且平直，阻力小，流速大。在塔板边缘部分，行程长而弯曲，有受到塔壁的牵制，阻力大，流速小。因此，液体流量在各条路径中的分配是不均匀的。 这种不均匀的严重发展会在塔板上造成一些液体流动不畅的滞留区。 液流不均匀性所造成的总结果使塔板的传质减小，属不利因素。 为避免液体沿塔板流动严重不均，宜采用上缘开有锯齿型缺口的溢流堰或折流挡板。 10.1.5板式塔的不正常操作现象 一、夹带液泛 当净液体量为L时，液沫夹带使塔板上和降液管内的实际液体流量增加为L+e/。若维持净液体流量L不变，增大气速，夹带量e/增大，进入塔板的实际液体流量L+e/亦增加。 为使更多的液体横向流过塔板，班上的液层厚度必相应增加。液层厚度的增加，相当于板间距减小，在同样的气速下，夹带量e/将进一步增加。这样，在塔板上可能产生恶性循环。 当液层厚度较低时，液层厚度的增加对液沫夹带量的影响不大，恶性循环不会发生，塔设备可正常地进行定态操作。 然而，对一定的液体流量 ，e/越大，液层越厚，液层厚度的增加对夹带量e/的影响越显著。因此，当气速增至某一定数值时，塔板上必将出现恶性循环，板上液层不断地增厚而不能达到平衡。最终，液体将充满全塔，并随气体从塔顶溢出，这种现象称为夹带液泛。 塔板上开始出现恶性循环的气速称为液泛气速。 液体流量越大，液泛气速越低。 二、溢流液泛 因降液管通过能力的限制而引起的液泛称为溢流液泛。 降液管是沟通相邻两塔板空间的液体通道，其两端的压差即为板压降。液体自低压流至高压空间。塔板正常工作时，降液管的液面必高于塔板入口处的液面，其差值为板压降与液体经过降液管的阻力损失之和。 塔板入口处的液层高度由三部分组成： 1.堰高hw 2.堰上液高how，即溢流堰上方液层表面与堰板上缘的垂直距离 3.液面落差△ 则：降液管内的清液高度为： Hd=hw+how+△+∑hf+hf 若维持气速不变，增加液体流量，液面落差，堰上液高，板压降都将增大。可见，当气速不变时，降液管内的液面高度与液体流量有一一对应的关系，塔板有自动平衡的能力。 但，当塔板压降和降液管内流动阻力过大时，会破坏降液管内的自衡能力，降液管内的液层将上升至上层塔板的出口堰以上，破坏了降液管的正常流动，使得上层塔板上的液相不能流出而逐板累积，直至充满整个塔板间的空间。这种由于降液管不能正常流动引起的液泛即溢流液泛。 板压降太大通常是使降液管内液面太高的主要原因，因此，板压降很大的塔板都是比较容易发生溢流液泛的。 气速过大同样也会造成溢流液泛。 上述两种液泛现象是相互影响，密切相关的。 三、漏液 塔板上要求维持一定液层高度，以便与气体充分有效的接触进行传质。对于大多数形式的板式塔板，当通过其气体通道的气速不够大时，板上的液相会从气体通道漏下，称这种现象为漏液。 造成漏液的主要原因时气速太小和板面上液面落差所引起的气流分布不均，液体在塔板入口侧的厚液层处往往出现漏液，所以常在塔板入口处留出一条不开孔的安定区。即入口安定区。 避免漏液的主要措施有： 1.增大气速，让总阻力以干板阻力为主，这样总阻力结构的不均匀性相对减小，气流分布就比较均匀。每一个筛孔都有气体通过。 当气速由高逐渐降低至某值时，明显漏液现象将发生，该气速称为漏液点气速。 2.设置入口安定区。 10.1.6板效率的各种表示方法及其应用 一、点效率 二、默弗里板效率 板效率与点效率的区别： 1.默弗里板效率中的yn*系离开塔板的液体平均组成的平衡气相组成，而点效率中的y*为塔板上某点的液体组成x的平衡气相组成。 2.点效率中的y为离开某点的气相组成，而默弗里板效率中的 系由塔板各点离开液层的气体的平均组成。 10.1.7提高塔板效率的措施 一、结构参数 影响塔板效率的结构参数很多，塔径，板间距，堰高，堰长以及降液管尺寸等对板效率皆有影响，必须按某些经验规则恰当的选择。此外，还应注意： A。合理选择塔板的开孔率和孔径造成适应于物系性质的气液接触状态。 轻组分表明张力小于重组分的物系宜采用泡沫接触状态，轻组分表面张力大于重组分的物系宜采用喷射接触状态。 B。设置倾斜的进气装置，使全部或部分气流斜向进入液层。 优点： a。斜向进气时，气体将给液体以部分动量。这样，液体将在该部分动量推动下沿塔板流动，而不必依靠液面落差。 b。在塔板边缘出适当增加斜向进气装置的数量，可使液体沿圆形塔板表面流动均匀。 c。斜向进气时造成的液滴具有倾斜的初速度，其垂直分量较小，因而液沫夹带量将有所下降。 二、操作参数和塔板的负荷性能图 对一定物系和一定的塔结构，必相应有一个适宜的气液流量范围。 1.气体流量V过小，将产生严重的漏液而使板效率急剧下降。V过大→严重的液沫夹带→板效率下降；或V过大→液泛→无法工作。 2.液体流量L过小，板上液流严重不均匀而板效率急剧下降。L过大→液面落差过大→板效率下降；或L过大→液泛→无法工作。 1线：过量液沫夹带线 2线：漏液线 3线：溢流液泛线 4线：液量下限线 5线：液量上限线 10.1.8塔板形式 评价塔板的标准 1.操作弹性 2. 物料适应能力 3. 流体阻力 4. 分离效率 5. 生产能力 6. 造价 7. 结构复杂程度 8. 安装、检修的难易 泡罩塔板 泡罩塔盘是化学工业中使用最早的一种典型的鼓泡型板式塔盘，在蒸馏、吸收等两相传质设备中占有主导地位。 泡罩有圆形及条形等形式，板上的每个泡罩均设有升气管，气体自升气管上升，并经泡罩的下沿逸出，在板上的液层中鼓泡。这种塔盘优点是操作稳定可靠，液体不泄漏，塔板效率较高，操作弹性较好，不易被污物堵塞等。缺点为结构较复杂，气体通过塔盘压降大，单位面积塔板的处理能力小 . 浮阀塔板 浮阀塔板上开有—定形状的阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动的阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式的浮阀塔板。 浮阀塔板因其具有优异的综合性能(生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、制造费用低等)已成为目前应用最广泛的一种塔板。 1.优点： 阀片开度可以随气速大小而动作，减少泄漏，具有效率高、弹性大、结构简单、造价低等优点。  2.缺点：  阀片易卡住，锈住和粘住，因不能自由开启而造成事故。 舌型塔板 塔板上冲出许多舌形孔，舌片与板面成一定角度，向塔板的溢流出口侧张开。舌片与板面成一定角度，舌片尺寸有50mm×50mm和25mm×25mm两种。舌孔按正三角形排列，塔板上的液流出口侧不设溢流堰，只保留降液管，降液管截面积要比一般塔板设计得大些。 操作时，上升气流穿过舌孔后，以较高的速度（20～30m/s），沿舌片的张角向斜上方喷出。从上层塔板降液管流出的液体，流过每排舌孔时，为喷出的气流强烈扰动而形成泡沫体，并有部分液滴被斜向喷射到液层上方，喷射的液流冲至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一层塔板。 舌型塔板的优点是，由于开孔率较大，且可采用较高的空塔速度，故生产能力大；因气体通过舌孔斜向喷出，气液两相并流，可促进液体的流动，使液面落差减少，板上液层较薄，故塔板压降小；又因液沫夹带减少，板上无返混现象，故传质效率高。其缺点是气流截面积是固定的，操作弹性较小；被气体喷射的液流在通过降液管时，会夹带气泡到下层塔板，这种气相夹带现象使塔板效率明显下降。 垂直筛板 是气相为连续相，液相为分散相的气液喷射型塔板，传质过程如下¡° 1.液体倍提升、拉膜、破膜，破碎 2.气液向罩顶撞击，折返，喷射，气液在罩内剧烈的湍动混合，液体表面被不断更新 3.气液从罩孔喷出，液体被分散成液滴，为气液接触提供更大的传质表面积 4.液滴落回塔板，气体上升进入上一层塔板。 林德筛板 林德筛板是在普通筛塔板的基础上作的两项改进：一是在塔板上开有一定数量的扁平导向孔，导向孔的开口方向与液流方向相同；二是在液流的入口处增加鼓泡促进结构，有助于液体一进入塔板就能较好地鼓泡。上述的改进使塔板上液层鼓泡均匀，气液接触良好，液面梯度较小，并降低了塔板压降，增大了处理能力，提高了塔板的传质效率，适用于直径较大的精馏塔中。 §10.2 填料塔 10.2.1填料塔的结构及填料特性 一、填料塔的结构 除沫器 液体分布器 填料 液体再分布器 支撑板 二、填料特性的评价 比表面积a 空隙率 填料的几何形状：应能为气液两相提供合适的通道，气体流动的压降低，通量大，且液流易于铺展成液膜，液膜的表面更新迅速。 三、几种常用的填料 拉西环（Rasching ring)是工业上最早使用的一种人造填料。通常用陶瓷或金属片做成，其高度与直径相等，常用的尺寸为25mm~75mm（亦有小至6mm，大至150mm的）。陶瓷壁厚为2.5mm~9.5mm，金属环为0.8mm~1.6mm，在强度许可的情况下，环的壁应尽量减薄。拉西环虽然传质性能不理想，但由于结构简单，制造容易，价格较低，仍为一些工厂采用。 鲍尔环 鲍尔环（Pall ring)是在拉西环的壁上开一两层窗口而成，上下两层窗孔错开排列。开孔切开的窗叶片一边与环壁母体相连，另一边弯向环内，在环中心几乎对接，上下两层叶片的弯曲方向相反。由于开孔，沟通了环内外表面和空间，使得液体和气体均匀分布，因此，阻力、通量和传质效率均比拉西环显著改善。 矩鞍形填料 矩鞍环属于填料的一种型号，它采用连续挤出的工艺进行加工，与同种材质的拉西环填料相比，具有通量大、压降低、效率高等优点。比鲍尔环阻力小、通量大、效率高、填料强度和刚性较好，是目前应用最广的一种散堆填料。 矩鞍环填料床层具有较大的空隙率，床层内多为圆弧形液体通道，减少了气体通过床层的阻力，也使液体向下流动时的径向扩散系数减小。陶瓷矩鞍环的形状介于环形与鞍形之间，因而兼有两者之优点，这种结构有利于液体分布和增加气体通道。 阶梯环填料 阶梯环吸收了拉西环的特点，而对鲍尔环的改进，环的高径比为1：2，并在一端增加了锥形翻边，减少了气体通过床层的阻力，并增大了通量，填料强度较高，由于其结构特点，使气液分布均匀，增加了气液接触面积而提高了传质效率。陶瓷阶梯环也改变了拉西环填料的环高与直径相等的习惯，降低了环的高度，减薄了材质的厚度，并在阶梯环的一侧端增加了翻边。由于阶梯环填料的一侧端增加了翻边，不但可以增加填料环的机械强度，而且由于破坏了填料结构的对称性，因而增加了填料投放时的定向几率。又由于翻边的影响，使得填料在堆积时填料环隙之间的接触由此线性接触为主变为以点接触为主。这样，不但增加了填料颗粒之间的空隙，减少了气体穿过填料层的阻力，而且这些接触点还可以为液体沿填料表面流动的汇聚分散点，从而促进了液膜的表面更新，有利于填料传质效率的提高。 网体填料 不锈钢填料网主要是不锈钢材质制成的塔金属丝网规整波纹填料填料。 　 他具有壁薄、耐热、空隙大、通量大、阻力小、分离效率高等特点。 　 特别适用于真空精馏塔，处理热敏性、易分解、易聚合、易结碳的物料。 10.2.2汽液两相在填料层内的流动 一、液体成膜的条件 液体能否在填料表面铺展成膜与填料的润湿性有关。液体自动成膜的条件是： 上式两端的差值越大，表明填料表面越容易被该种液体润湿。 二、填料塔内液膜表面的更新 在填料塔内液膜所流经的填料表面是许多填料堆积而成的，形状极不规则。这种不规则的填料表面有助于液膜的湍动。特别是当液体自一个填料通过接触点流至下一个填料时，原来在液膜内层的液体可能转而处于表层，而原来处于表层的液体可能转入内层，由此产生所谓表面更新现象。这种表面更新现象有力地加快液相内部的物质传递，是填料塔内汽液传质中的有利因素。 三、填料塔内的液体分布 液体分布不均匀现象：沟流、壁流。 由于以下原因造成较大尺度上的分布不均匀，在设计时应采取适当的改进措施： 1.初始分布不均匀； 2.填料层内液流的不均匀性。 四、填料塔中的持液量 在填料塔中流动的液体占有一定的体积，操作时单位填充体积所具有的液体量称为持液量。 通常希望液体在填料表面呈薄膜流动，具有尽可能大的传质表面而持液量较小。 五、气体在填料层内的流动 当汽液两相逆流流动时，液膜占去了一部分气体的空间。在相同的气体流量下，填料空隙间的实际气速有所增加，压降也相应增大。同理，在气体流量相同的情况下，液体流量越大，液膜越厚，压降越大。 六、汽液两相流动的交互影响和载点 1.影响。 2.载点。 七、填料塔的液泛 特征：气体在液体中鼓泡，操作不稳定。 泛点气速：允许的最大气速，此值大为好。 影响泛点气速的因素： 填料特性、流体物性、液气比 泛点气速确定：用埃克特通用图 八、填料塔的操作范围 填料塔的操作状况可分为三个区域： A区，气体流速很低，两相传质主要靠扩散过程，分离效果差，填料层的等板高度较大； B区，气体速度增加，液膜湍动促进传质，等板高度较小。当气速接近于泛点时，两相交互作用剧烈，传质效果最佳，等板高度最小； C区，气速已达到或超过泛点，塔内液体返混或夹带现象严重，分离效果下降，等板高度剧增。 10.2.3填料塔的附属结构 支撑板 液体分布器 液体再分布器 除沫器 10.2.4填料塔与板式塔的比较 1.填料塔操作范围小，特别是对于液体负荷的变化更为敏感。当液体负荷较小时，填料表面不能很好的润湿，当液体负荷过大时，则容易产生液泛。 2.填料塔不宜于处理宜聚合或含有固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔则可以有效的处理这种物料。 填料塔与板式塔的比较 3.当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因设及液体均布问题而使结构复杂化，板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘。同理，填料塔也不如板式塔方便。 4.关于板式塔的设计资料更容易得到而且更为可靠。 5.当塔径不很大时，填料塔因结构简单而造价便宜。 6.对于容易起泡的物料，填料塔更合适。 7.对于腐蚀性物料、热敏性物料填料塔更合适。 第十一章 液液萃取 §11.1 概述 利用原料液中各组分在适当溶剂中溶解度的差异而实现混合液中组分分离的过程称为液－液萃取，又称溶剂萃取。 一.萃取操作原理 萃取是向液体混合物中加入某种适当溶剂，利用组分溶解度的差异使溶质A由原溶液转移到萃取剂的过程。在萃取过程中, 所用的溶剂称为萃取剂。混合液中欲分离的组分称为溶质。混合液中的溶剂称稀释剂，萃取剂应对溶质具有较大的溶解能力，与稀释剂应不互溶或部分互溶。 萃取操作的基本流程：将一定的溶剂加到被分离的混合物中，采取措施（如搅拌）使原料液和萃取剂充分混合混合，因溶质在两相间不呈平衡，溶质在萃取相中的平衡浓度高于实际浓度，溶质乃从混合液相萃取集中扩散，使溶质与混合中的其它组分分离，所以萃取是液、液相间的传质过程。 混合传质过程：充分接触，相界面传质； 沉降分相过程：密度差→分相E 、R ； 脱除溶剂过程：精馏、蒸发、结晶等。 　　当用于分离挥发性混合物时，与精馏比较，整个萃取过程比较复杂，譬如萃取相中萃取剂的回收往往还要应用精馏操作。但萃取过程本身具有常温操作，无相变以及选择适当溶剂可以获得较高分离系数等优点，在很多的情况下，仍显示出技术经济上的优势。一般来说，在以下几种情况下采取萃取过程较为有利： 　　⑴溶液中各组分的沸点非常接近，或者说组分之间的相对挥发度接近于一。 　　⑵混合液中的组成能形成恒沸物酸，用一般的精馏不能得到所需的纯度。 　　⑶混合液重要回收的组分是热敏性物质，受热易于分解、聚合或发生其它化学变化。 　　⑷需分离的组分浓度很低且沸点比稀释剂高，用精馏方法需蒸馏出大量稀释剂，耗能量很多。　 §11.2液液相平衡 11.2.1三角形相图 一、溶液组成的表示方法 三个顶点分别代表三个纯组分，即A点为纯溶质A，点B为纯稀释剂B和点S为纯萃取剂S。三角形的三条边分别表示相应的二个组分，即边AB表示组分A和B，如点F表示组分A的含量为40％和组分B的含量为60％。其他二个边类推之。 三角形内的任意一点M表示三组分混合物，过点M作边AB和BS的平行线截得得线段表示。显见，三个组分得含量之和应符合 二、物料衡算和杠杆定律 混合物M分成任意两个相E和R，或由任意两个相E和R混合成一个相M，或任意两个组分E和R混合成一个混合物M（E、R、M可以为同一相）。则在三角形相图中表示其组成得点M、E和R必在以直线上，且符合以下比例关系： 11.2.2部分互溶物系的相平衡 萃取操作常按混合液中的A 、B 、S各组分互溶度的不同而将混合液分成两类 ; 第Ⅰ类物系：溶质A可完全溶解于B及S中，而B 、S为一对部分互溶的组分 ； 第Ⅱ类物系：组分A 、B可完全互溶，而B 、S及A 、S为两对部分互溶的组分。 一、溶解度曲线 若以字母E和R分别表示平衡得两个相，则在一定温度下改变混合物得组成可以由试验测得一组平衡数据，在图中分别以点E1和R1、E2和R2、…等表示，连接这些点成一平滑曲线，称溶解度曲线。 再加入一定量A(B、S的质量比不变)，搅拌均匀,静止分层,得到互呈平衡的液-液两相(共轭相)，得到另一组平衡数据……...，直至不再分相—混溶点（分层点）。 该曲线所围成得区域为两相区，以外称均相区。线段等称联结线；在溶解度曲线上得点P ，联结线变成一个点，即E相和R相合为一个相，称此点P为临界混溶点。溶解度曲线随温度不同而变化，一般随温度升高，两相区相应缩小。 二、相平衡关系的数学描述 1.分配曲线 平衡联结线的两个端点表示液液平衡两相之间的组成关系。 分配系数： 类似与汽液相平衡，可将组分A在液液平衡两相中的组成yA,xA之间的关系在直角坐标中表示，该曲线称为分配曲线。 2.溶解度曲线 临界混溶点右方的溶解度曲线表示平衡状态下萃取相中溶质yA与溶剂ys之间的关系。即: 临界混溶点左方的溶解度曲线表示为： 11.2.3液液相平衡与萃取操作的关系 一、级式萃取过程的图示 单级萃取过程 混合得M 分相得萃余相R和萃取相E 脱除溶剂得萃余液R’和萃取液E’ 最终效果: F>>>R’和E’ 问题：单级操作中的最大和最小溶剂用量? 二、溶剂的选择性系数 ① 溶剂要具有一定选择性，对A溶解度要大，对其它组分溶解度要小。 萃取相：yA >> yB；萃余相：xA << xB 评价指标——选择性系数。 ② 选择性系数β： 表示萃取剂对组分A ，B溶解能力差别的大小。 β↑→效果↑→S用量↓→能耗↓→产品纯度 （yA‘)↓ ； β=1 ，，脱S后组成与料液相同，不能用萃取分离。 β类似于α，溶质A在萃取液与萃余液中的组成关系也可用类似于蒸馏中的汽—液平衡方程表示： 三、互溶度的影响 通常的萃取溶剂与组分B之间不可避免的或大或小的互溶度，互溶度大则两相区小。 萃取液的最大含量与组分B、S之间的互溶度密切相关，互溶度越小萃取的操作范围越大，可能达到的萃取液最大含量越高。 而且互溶度小的物系，选择性系数较大，分离效果好。见图11-15（B）。 §11.3 萃取过程计算 11.3.1萃取级内过程的数学描述 一、单一萃取级的物料衡算 总物料衡算 溶质物料衡算 溶剂物料衡算 二、萃取级内传质过程的简化——理论级与级效率 理论级：假定进入一个理论级的两股物流，不论组成如何，经过传质之后的最终结果可使离开该级的两股物流达到平衡。 <一>、单级萃取的解析计算 1、物料衡算 总物料衡算：F+S=R+E A组分衡算：FxFA+SzA=RxA+EyA S组分衡算：0+SzS=RxS+Eys 2、平衡方程： 溶解度曲线：萃取相：ys=f(yA) 萃余相：xs=g(xs) 分配曲线： yA=φ(xA) 设计型计算： 已知：F,xFA,xFS,zA,zS,xA 求：R,xS,E,yA,yS,S 操作型计算： 已知：F,xFA,xFS, S,zA,zS 求：R,xS, xA,E,yA,yS <二>、单级萃取的图解计算 设计型计算： 操作型计算： 三、单级萃取的分离范围 11.3.3 多级错流萃取 将萃取剂分为若干份(量为Si), 分别对原料和萃余相进行多次萃取. 11.3.4 多级逆流萃取 多级逆流接触萃取操作一般是连续的,其分离效率高,溶剂用量少, 故在工业中得到广泛的应用。下图为多级逆流萃取操作流程示意图。萃取剂一般是循环使用的,其中常含有少量的组分A和B,故最终萃余相中可达到的溶质最低组成受溶剂中溶质组成限制,最终萃取相中溶质的最高组成受原料液中溶质组成的制约。 11.3.5 完全不互溶物系萃取过程的计算 一、组成与相平衡的表示方法 用X与Y分别表示溶质在萃余项中的质量分数比及溶质在萃取相中的质量分数比。 相应地，溶质在两相中的平衡关系可用Y~X直角坐标图中的分配曲线表示，即： Y=KX K——分配系数。 二、单级萃取 物料衡算： S(Y-Z)=B(XF-X) 假设物料在萃取器内充分接触，离开时两相已达平衡状态，则： Y=KX 在以上两式中，B、XF、Z一般为已知量，或选择萃取级量计算萃取相与萃余相的溶质含量Y、X；或规定萃余相含量X,计算萃取相含量Y与萃取剂用量S。 图解法： 由点H(XF,Z)作一斜率为的直线HD与平衡线相交，交点D的坐标即为所求的萃取相与萃余相含量Y、X。 三、多级错流萃取 　BXF+SYS=BX1+SY1 整理得： B--原料液中组分B的含量,kg或kg/h; S--加入每级的萃取剂S的量,kg或kg/h; YS--萃取剂中溶质A的质量比组成,kgA/kgS; Y1--第一级萃取相中溶质A的质量比组成,kgA/kgS; XF--原料液中溶质A的质量比组成,kgA/kgB; X1--第一级萃余相中溶质A的质量比组成,kgA/kgB; 同理, 对第n级作溶质A的衡算得: 上式表示了离开任意级的萃取相组成Yn与萃余相组成Xn之间的关系, 称作操作相方程, 斜率-B/S为常数, 故上式为通过点(Xn-1, YS)的直线方程式。根据理论级的假设，离开任一级的Yn与Xn处于平衡状态，故（Xn-1，YS）点比位于分配曲线上， 即操作相与分配曲线的交点。其步骤如下： （1） 在直角坐标上作分配曲线。 （2） 依XF和YS确定L点，以-B/S为斜率通过L点作操作相与分配曲线交于E1。此点坐标即表示离开第一级的萃取相E1与萃与相R1的组成Y1及X1。 （3）过E1作垂直线于Y=YS相交与V（X1，Ys），因各级萃取剂用量相等，通过V点作LE1平行线与分配曲线交于E2，此点坐标即表示离开第二级的萃取相E2与萃余相R2的组成（X2， Y2）。 以此类推，直至萃余相组成Xn等于或低于指定值为止。重复做操作线的数目即为所需的理论级数n。 若各级萃取剂用量不相等, 则诸操作线不相平行。如果溶剂中不含溶质，YS = 0，则L、V等点都落在X轴上。 若在操作条件下分配系数可视为常数，即分配曲线为通过原点的直线，则分配曲线可用下式表示: 　Y= K X 　　　　　　 式中 ：K--以质量表示相组成的分配系数。此时,就可用解析法求解理论级数。 右图为多级错流萃取中任意第m级的有关物流及组成，若假设溶剂中不含溶质A，对其作物料衡算，得： B(Xm-1-Xm)=SmYm 将平衡关系Ym=KXm代入上式，则得：其中，，称为萃取因数。 当各级所用的容积量均相等，各级萃取因数为一常数时，则可得： 从m=1(X0=XF)至最后一级m=N，逐级递推可得最终萃余相含量为： 达到XN所需的理论级数为 经N级后，溶质A在最终萃余相中的萃余百分数为： 四、多级逆流萃取 完全不互溶物系逆流萃取的计算方法和液体的解吸完全相同，以下介绍的理论级计算方法对萃取及解吸过程均可适用。 对整个萃取设备作物料衡算： B(XF-XN)=S(Y1-Z) 自第1至m级为控制体作物料衡算： B(XF-Xm)=S(Y1-Ym+1) 或： 因(B/S)对各级为一常数，操作线为一直线，其上端位于X=XF,Y=Y1的H点，下端位于X=XN,Y=Z的D点。在分配曲线与操作线之间作梯级，便可求得所需的理论级数。 若平衡线用某一数学方程表达，则可如精馏过程一样，逐级计算离开各级的液流含量与达到规定萃余相含量XF所需要的理论级数。 若平衡线为一通过原点的直线，则精馏、解吸、萃取均可使用下式计算理论级数，即：。 11.3.6 回流萃取 采用一般的多级逆流萃取虽然可以使最终萃余相中组分A的含量降低至很低，但最终萃取相中仍含有一定量的物质B，只要组分B与溶剂S之间有一定的互溶度，组分B的存在对一般萃取过程是无法避免的。为实现A、B两组份的高纯度分离，可采用精馏中所用的回流技术。此种带回流的萃取过程称为回流萃取。 进料板以下是萃余相提纯段。 进料板以上是萃取相提纯段。 对新液流的要求：1.不能与萃取相完全互溶而变成均相；2.应使组分B向萃余相传递而A向萃取相传递。 11.3.7 微分接触式逆流萃取 一、理论级当量高度法 微分接触萃取塔的理论级当量高度是指萃取效果相当与一个理论级的塔高，用HETP表示。 塔高H为： H=NT(HETP) 二、传质单元法 以微元塔高为控制体，对溶质组分作物料衡算得： 设萃取相在塔底，塔顶处的溶质含量分别为y1和y2，并近似假定萃取相中非溶质组分的总量变化不大，将上式沿塔高积分： H=HOENOE 传质单元高度； 传质单元数 §11.4萃取设备 和气-液传质过程类似,在液-液萃取过程中,要求在萃取设备内能使两相密切接触并伴有较高程度的湍动,以实现两相之间的质量传递;而后,又能较快地分离.但是, 由于液液萃取中两相间的密度差较小,实现两相的密切接触和快速分离,要比气液系统困难的多.为了适应这种特点,出现了多种结构型式的萃取设备。根据两相的接触方式,萃取设备可分为逐级接触式和微分接触式两大类;根据有无外功输入,又可分为有外能量和无外能量两种。 混合-澄清槽 混合-澄清槽是最早使用,而且目前仍广泛用于工业生产的一种典型逐级接触式萃取设备。它可单级操作,也可多级组合操作. 每个萃取级均包括混合槽和澄清槽两个主要部分。为了使不互溶液体中的一相被分散成液滴而均匀分散到另一相中,以加大相际接触面积并提高传质速率,混合槽中通常安装搅拌装置.也可用脉冲或喷射器来实现两相的充分混合。　 澄清器的作用是将已接近于平衡状态的两液相进行有效的分离. 对于易于澄清的混合液,可以依靠两相间的密度差进行重力沉降(或升浮).由于液-液系统两相间的密度差和界面张力均较小,分散相液滴的运动速度和凝聚速率也很小,因而使两相的分离时间往往很长.对于难于分离的混合液,可采用离心式澄清器(如旋液分离器,离心分离机),加速两相的分离过程。 典型的单级混合澄清槽如图11-4所示.操作时,被处理的混合液和萃取剂首先在混合槽内充分混合,再进入澄清器中进行澄清分层.为了达到萃取的工艺要求,既要使分散相液滴尽可能均匀地分散于另一相之中,又要使两相有足够的接触时间.但是,为了避免澄清设备尺寸过大,分散相的液滴不能太小, 更不能生成稳定的乳状液.图11-4是将混合槽和澄清槽合并成为一个装置。 多级混合-澄清槽是由多个单级萃取单元组合而成。 混合-澄清槽的优点是传质效率高(一般级效率为80%以上),操作方便,运行稳定可靠,结构简单,可处理含有悬浮固体的物料,因此应用比较广泛.其缺点是水平排列的设备占地面积大,每级内都设搅拌装置液体在级间流动需要泵输送,消耗能量较多,设备费及操作费较高. §11.4塔式萃取设备 一．填料萃取塔 　用于萃取的填料塔与用于气－液传质过程的填料塔结构上基本相同，即在塔体内支承板上充填一定高度的填料层。萃取操作时，连续相充满整个塔中，分散相以液滴状通过连续相。为防止液滴在填料入口处聚结和出现液泛，轻相入口管应在支承器之上25~50mm处。选择填料材质时，除考虑料液的腐蚀性外，还应使填料只能被连续相润湿而不被分散相润湿，以利于液滴的生成和稳定。一般陶瓷易被水相润湿，塑料和石墨易被有机相润湿，金属材料则需通过实验而确定。 二．筛板萃取塔   筛板萃取塔对液体处理能力和萃取效率均较好，塔内有若干层开有小孔的筛板。若轻液相为分散相，操作时轻相通过板上筛孔分成细滴向上流，然后又聚结于上一层筛板的下面。连续相由溢流管流至下层，横向流过筛板并与分散相接触。若以重液相为分散相，则重液相的液滴聚结于筛板上面，然后穿过板上小孔分散成液滴。当以重液相为分散相时，则应将溢流管的位置改装下筛板的上方。由于塔内安装了多层筛板，使分散相多次地分散，并多次地聚结，从而有利于液—液相间的传质。由于有塔板的限制，也减轻了塔内轴向混合的效应。 在筛板塔内一般也应选取不易润湿塔板的一相作为分散相。 三、振动筛板塔 振动筛板塔的基本结构特点是塔内无溢流筛板不与塔体相连，而固定于一根中心轴上。中心轴由塔外的曲柄连杆机构驱动，以一定的频率和振幅往复运动。当筛板运动时，筛板上侧的液体经筛孔向下喷射；当筛板向下运动时筛板下侧的液体经筛孔向上喷射。振动筛板塔可大幅度增加相际接触表面和湍动程度，但其作用原理与脉动筛板塔不同。脉动筛板塔是利用轻、重液体的惯性差异，而振动筛板基本上起机械搅拌作用。为防止液体沿筛板与塔壁间的缝隙短路流过，可每隔几块筛板放置一块环形挡板。 四、转盘萃取塔 转盘萃取塔内装有多层固定在塔体上的环形挡板，挡板称为固定环，它使塔内形成许多分隔开的空间。在每一个分隔空间的中部位置处均装有一个固定在中央转轴上的圆盘，圆盘称为转盘。转盘的直径一般比固定环的内孔直径稍小些，以便服安装。操作时转盘随中心轴而旋转，所产生的剪应力作用于液体上，使分散相破裂而形成许多小的液滴，因而增加了分散相的持留量，并加大了相际接触面积。若盘面不光滑，则会在局部产生高的剪应力，而使液滴大小分布不均匀。此类塔在两相进入塔内时不需要任何液体分布装置，但也有将进料口装在塔体的切线方向上的。 五、脉动筛板塔 动筛板塔系指由于外力作用使液体在塔内产生脉冲运动的塔，这种塔也称为液体脉动筛板塔。其结构与无溢流筛板塔相似，轻、重液相皆可穿过塔内筛板呈逆流接触，分散相在筛板之间不凝聚分层。周期性的脉动在塔底由往复泵造成。筛板塔内加入脉动，可以增加相际接触面积及其湍动程度，故传质效率大为提高。脉动筛板的效率与脉动的振幅和频率有密切关系，若脉动过分激烈，会导致严重的轴向混合，传质效率反而降低。脉动筛板塔的传质效率很高，能提供较多的理论板数，但其允许通过能力较小，在化工生产上的应用受到一定限制。 　萃取设备的选择 各种不同类型的萃取设备具有不同的特性,萃取过程中物系性质对操作的影响错综复杂.对于具体的萃取过程选择适宜设备的原则是:首先满足工艺条件和要求,,然后进行经济核算,使设备费和操作费总和趋于最低.萃取设备的选择, 应考虑如下的因素: 1.所需的理论级数 　　当所需的理论级数不大于2-3级时,各种萃取设备均可满足要求; 当所需的理论级数较多(如大于4-5级)时,可选用筛板塔;当所需的理论级数再多(如10-20级)时, 可选用有能量输入的设备,如脉冲塔,转盘塔,往复筛板塔,混合澄清槽等. 2.生产能力 　　当处理量较小时,可选用填料塔,脉冲塔.对于较大的生产能力,可选用筛板塔, 转盘塔及混合-澄清槽.离心萃取器的处理能力也相当大. 3.物系的物理性质 　　对界面张力较小,密度差较大的物系,可选用无外加能量的设备.对密度差小,界面张力小,易乳化的难分层物系,应选用离心萃取器.对有较强腐蚀性的物系,宜选用结构简单的填料塔或脉冲填料塔. 对于放射性元素的提取,脉冲塔和混合澄清槽用得较多. 若物系中有固体悬浮物或在操作过程中产生沉淀物时,需周期停工清洗,一般可采用转盘萃取塔或混合澄清槽.另外,往复筛板塔和液体脉动筛板塔有一定的资清洗能力,在贸些场合也可考虑选用. 4.物系的稳定性和液体在设备内的停留时间 　　对生产要考虑物料的稳定性,要求在萃取设备内停留时间短的物系,如抗菌素的生产.用离心萃取器合适;反之,若萃取物系中伴有缓慢的化学反应, 要求有足够的反应时间,选用混合-澄清槽为适宜. 5.其它 　　 在选用设备时,还需考虑其它一些因素,如:能源供应状况,在缺电的地区应尽可能选用依重力流动的设备;当厂房地面受到限制时,宜选用塔式设备, 而当厂房高度受到限制时,应选用混合澄清槽。 §11.5 超临界萃取和液膜萃取 11.5.1 超临界萃取 一、基本原理 超临界萃取是用超过临界温度、临界压力状态下的气体作为溶剂，萃取待分离混合物中的溶质，然后采用等温变压或等压变温等方法，将溶剂与溶质分离的单元操作。 超临界流体通常兼有液体和气体的某些特性，既具有接近气体的粘度和渗透能力，又具有接近液体的密度和溶解能力，这意味着超临界萃取可以在较快的传质速率和有利的相平衡条件下进行。 二、超临界萃取的分类 1.等温变压法 2.等压变温法 3.吸附吸收法 4.添加惰性气体的等压法 11.5.2 液膜萃取 由于固体膜存在选择性低和通量小的缺点，故人们试图用改变固体高分子膜的状态，使穿过膜的扩散系数增大、膜的厚度变小,从而使透过速度跃增,并再现生物腹的高度选择性迁移。这样,在60年代中期诞生了一种新的膜分离技术——液膜萃取法，又称液膜分离法，这是一种以液膜为分离介质、以浓度差为推动力的膜分离操作。 液膜是悬浮在液体中很薄的一层乳液微粒。它能把两个组成不同而又互溶的溶液隔开，并通过渗透现象起到分离的作用。 乳液微粒通常是由溶剂(水和有机溶剂)、表面活性剂和添加剂制成的。溶剂构成膜基体；表面活性剂起乳化作用，它含有亲水基和疏水基，可以促进液膜传质速度并提高其选择性，添加剂用于控制膜的稳定性和渗透性。 液膜分离涉及三种液体：通常将含有被分离组分的料液作连续相，称为外相；接受被分离组分的液体，称为内相；成膜的液体处于两者之间，称为膜相。三者组成液膜分离体系。 在液膜分离过程中，被分离组分从外相进入膜相，再转入内相，浓集于内相。如果工艺过程有特殊要求，也可将料液作为内相，接受液作为外相。这时被分离组分的传递方向，则从内相进入外相。 当液膜为水溶液时(水型液膜)，其两侧的液体为有机溶剂；当液膜由有机溶剂构成时(油型液膜)，其两侧的液体为水溶液。因此，液膜萃取可同时实现萃取和反萃取。这是液膜萃取法的主要优点之一，对于简化分离过程、提高分离速度、降低设备投资和操作成本是非常有利的。 重点回顾 本章学习要求 熟练掌握萃取过程的原理；部分互溶物系的液-液相平衡关系；萃取过程（包括单级萃取、多级错流萃取和多级逆流萃取）的计算；对于组分B 、S部分互溶体系，要会熟练地利用杠杆规则在三角形相图上迅速准确的进行萃取过程计算；对于组分B、S不互溶体系，则可仿照吸收的计算方法。 理解溶剂选择的原则；影响萃取操作的因素；萃取剂和操作条件的合理选择；萃取过程的强化措施。 了解萃取操作的经济性；萃取操作的工业应用；液-液萃取设备及选用。 第十二章 其它传质分离方法 §12.1 结晶 一、结晶 1.定义：固体物质以晶体状态从蒸汽、溶液或熔融物中析出的过程。 2.特点： A.能从杂质含量相当多的溶液或多组分的熔融混合物中产生纯净的晶体。 B.能量消耗少，操作温度低，对设备材质要求不高，一般很少有“三废”排放，有利于环保。 C.结晶产品包装，运输，储存，使用都很方便。 二、晶系和晶习 1.构成晶体的微观粒子（分子、原子或离子）按一定的几何规则排列，由此形成的最小单元称为晶格。 2.晶体可按晶格空间结构的区别分为不同的晶系。同一种物质在不同的条件下可形成不同的晶系，或为两种晶系的混合物。 3.微观粒子的规则排列可以按不同方向发展，即各晶面以不同的速率生长，从而形成不同外形的晶体，这种习性以及最终形成的晶体外形称为晶习。同一晶系的晶体在不同结晶条件下的晶习不同，改变结晶温度，溶剂种类，PH值以及少量杂质或添加剂的存在往往因改变晶习而得到不同的晶体外形。 三、结晶过程 溶质从溶液中结晶出来，要经历两个阶段：晶核的生成，晶体的成长。 晶体形成的推动力：浓度差（溶液的过饱和度） 溶液在结晶器中出来的晶体和剩余的溶液所构成的混悬物称为晶浆，去除悬浮于其中的晶体后剩下的溶液称为母液。 12.1.2 溶解度与溶液的过饱和 一、溶解度曲线及溶液状态 溶解度曲线：溶质在溶剂中的溶解度随温度而变化的关系。 溶解度的单位常采用单位质量溶剂中所含溶质的量表示。 多数物质的溶解度随温度升高而增大，少数相反。或在不同的温度区域有不同的变化趋向。 浓度﹦溶解度的溶液，称为饱和溶液。 浓度＜溶解度的溶液，称为不饱和溶液。 浓度＞溶解度的溶液，称为过饱和溶液，这时，溶液浓度与溶解度之差为过饱和度。 若将完全纯净的溶液缓慢冷却，当过饱和度达到一定限度后，澄清的过饱和溶液就开始析出晶核。表示开始产生晶核的极限浓度曲线称为超溶解度曲线。 当浓度低于溶解度时，不可能发生结晶，处于稳定区。 当浓度大于超溶解度曲线时，会立即自发的发生结晶作用，为不稳区。 上述两线之间为介稳区。 介稳区： 第一介稳区：溶液不会自发成核，加入晶种，会使晶体在其上生长。 第二介稳区：溶液可自发成核，但不像不稳区那样立刻析出结晶，需要一定的时间间隔，这一间隔称为延滞期，过饱和度越大，延滞期越短。 二、过饱和度的表示方法 1.过饱和度：指过饱和溶液的浓度超过该条件下饱和浓度的程度。 2.过饱和度：ΔC=C-C* 3.过饱和度比：δ=C/C* 4.相对过饱和度：δ=ΔC/C* 三、形成溶液过饱和状态的方法 1.直接降温，达到过饱和状态，溶质结晶析出，此为冷却结晶。 2.使溶液浓缩，通常采用蒸发以出去部分溶剂。 通常两种方法混合使用。 具有陡峭的溶解度曲线的物系，用冷却结晶有利；而溶解度与温度关系不大的体系则适宜采用浓缩法。 12.1.3 结晶机理与动力学 一、 晶核生成与晶体成长 成核机理： 1.初级均相成核：在较高过饱和度下自发成核。 2.初级非均相成核：在外来物的诱导下成核（较低的过饱和度下）。 3.二次成核：含有晶体的溶液在晶体相互碰撞或晶体与搅拌桨碰撞时产生的微小晶体的诱导下发生的。 晶核形成后，溶质质点会在晶核上继续一层层排列上去形成晶粒，并使晶粒不断增大，这就是晶体的成长。 传质过程： 1.溶质从溶液主体向晶体表面扩散传递，以浓度差为推动力。 2.溶质在晶体表面上附着并沿表面移动至合适位置，按某种几何规律构成晶格，并放出结晶热。 二、再结晶现象 小晶体因表面能较大而有被溶解的趋向。当溶液的过饱和度较低时，小晶体被溶解，大晶体则不断成长并使晶体外形更加完好。这就是晶体的再结晶现象。 三、影响结晶速率的因素 1.过饱和度的影响 ：温度和浓度都直接影响到溶液的过饱和度。在低过饱和度的溶液中，晶体生长速率与晶核生成速率之比值较大，因而所得晶体较大，晶形也较完整，但结晶速率很慢。过饱和度影响晶体的成长速率，也影响晶习、粒度、晶粒数量、粒度分布等。 2.粘度的影响：粘度大，流动性差，传递主要靠分子扩散。晶体棱角长的快，晶面长的慢。 3.密度的影响 4.位置的影响：当晶体的某些晶面遇到其他晶体或容器壁面时，就会形成歪晶。 5.搅拌的影响：搅拌强度大会使介稳区变窄，二次成核速率增加，晶体粒度变细。 12.1.6其它结晶方法 一、熔融结晶：是根据待分离物之间的凝固点不同而实现物质结晶分离的过程。 二、反应沉淀：是液相中因化学反应生成的产物以结晶或无定形物析出的过程。 三、盐析：在混合物中加入盐类或其它物质以降低溶质的溶解度，从而析出溶质的方法。 四、升华结晶：蒸汽的骤冷直接结成固体晶体。 §12.2吸附分离 基本要求： 1.掌握的内容：物理吸附、化学吸附概念，吸附剂的特性，吸附平衡的概念，气相单分子层物理吸附等温线。 2.熟悉的内容：吸附剂的分类，吸附过程与吸附过程速率控制。 3.了解的内容：气相双组分吸附等温线，液相中的吸附平衡，各种吸附操作及强化吸附过程的途径。 12.2.1概述 一、吸附与分离 利用多孔固体颗粒选择性的吸附流体中的一个或几个组分，从而使流体混合物得以分离的方法称为：吸附操作。 通常称被吸附的物质为吸附质；用作吸附的多孔固体颗粒称为吸附剂。 固体常能或多或少的把周围介质内的分子、原子或离子吸附到自己的表面上，这是因为处在固体表面的质点，受到相内质点的拉力，所处的力场是不平衡的，具有过剩的能量，即表面自由焓。这些不平衡力场由于吸附作用可得到某种程度的补偿，从而使固体的表面自由焓降低。所以，在一定的温度和压力下，固体表面可自动的吸附到那些能降低其表面自由焓的物质。 比表面大的物质，才是良好的吸附剂。 与吸附相反，组分脱离固体吸附剂表面的现象为解吸。常采用的吸附剂解吸再生循环操作的方法有： 1.变温吸附分离：温度升，吸附量减少。 2.变压吸附分离：加压-吸附，减压-解吸。 3.变浓度吸附分离 4.其它：（色谱吸附分离、循环吸附分离等） 二、吸附分离的分类 物理吸附：也称为范德华吸附，它是吸附质和吸附剂以分子间作用力为主的吸附。 化学吸附：是吸附质和吸附剂以分子间的化学键为主的吸附。 三、常用吸附剂 吸附分离常利用吸附力脱除痕量物质，把结构类似和物化性质接近的物质分开，要求吸附剂有良好的选择性和吸附容量，这就需要吸附剂具有很大的比表面和多孔结构。另外为了适应工艺需要，还要求吸附剂具有较高的机械强度。 化工中常用的吸附剂为：天然和人工制作两类。 四、吸附剂的基本特性： 吸附剂具有良好的吸附特性，主要是因为它有多孔结构和较大的比表面积，下面介绍与孔结构和比表面积有关的基础性能。 （1）密度 ①填充密度B（又称体积密度）：是指单位填充体积的吸附剂质量。通常将烘干的吸附剂装入量筒中，摇实至体积不变，此时吸附剂的质量与该吸附剂所占的体积比称为填充密度。 ②表观密度P（又称颗粒密度）：定义为单位体积吸附剂颗粒本身的质量。 ③真实密度t ：是指扣除颗粒内细孔体积后单位体积吸附剂的质量。 （2）吸附剂的比表面积 吸附剂的比表面积是指单位质量的吸附剂所具有的吸附表面积，㎡／g。吸附剂孔隙的孔径大小直接影响吸附剂的比表面积，孔径的大小可分三类：大孔、过渡孔、微孔。吸附剂的比表面积以微孔提供的表面积为主，常采用气相吸附法测定。 （3）吸附容量 吸附容量是指吸附剂吸满吸附质时的吸附量（单位质量的吸附剂所吸附吸附质的质量），它反映了吸附剂吸附能力的大小。吸附量可以通过观察吸附前后吸附质体积或质量的变化测得。也可用电子显微镜等观察吸附剂固体表面的变化测得。 12.2.2 吸附相平衡 一、吸附等温线 平衡吸附量：当温度、压强一定时，吸附剂与流体长时间接触，吸附量不再增加，吸附相（吸附剂和已吸附的吸附质）与流体达到平衡，此时的吸附量为平衡吸附量。 吸附等温线：吸附平衡关系常用不同温度下的平衡吸附量与吸附质分压或浓度的关系表示，其关系曲线称为吸附等温线。 1、气相单组分吸附平衡 （1）单分子层物理吸附 假设吸附剂表面均匀，被吸附的分子间无作用，吸附质在吸附剂的表面只形成均匀的单分子层，则吸附量随吸附质分压的增加平缓接近平衡吸附量。如在－193℃下，氮在活性炭上的吸附，其吸附等温线如图12-10中Ⅰ所示。 （2）多分子层吸附 假设吸附分子在吸附剂上按层次排列，已吸附的分子之间作用力忽略不计，吸附的分子可以累叠，而每一层的吸附服从朗格谬尔吸附机理，此吸附为多分子层吸附。如在30℃下水蒸汽在活性炭上的吸附。 2、气相双组分吸附 当吸附剂对混合气体中的两个组分吸附性能相近时，可认为是双组分的吸附。此情况下吸附剂对某一组分的吸附量不仅与温度、压强有关，还随混合物组成的变化而变化。通常温度升高、压力下降会使吸附量下降，图12-13反映了用石墨炭吸附CFCl3－C6H6混合气体，气相组成对吸附量的影响。可以看出，某组分在吸附相和气相中摩尔分数的关系与精馏中某组分在气液两相摩尔分数的关系非常相似。所以，有人使用吸附分离系数描述吸附平衡。 定义为：吸附相中两组成之比除以气相中两组成之比，即为分离系数。 可见吸附分离系数偏离1的程度愈大，愈有利于吸附分离。 二、液固吸附平衡 与气固吸附相比，液固吸附平衡的影响因素比较多。溶液中吸附质是否为电解质，PH值大小，都会影响吸附机理。温度、浓度和吸附剂的结构性能，以及吸附质的溶解度和溶剂的性质对吸附机理、吸附等温线的形状都有影响。 12.2.3 传质及吸附速率 一、吸附传质机理 吸附速率与物系、操作条件及浓度有关，当物系及操作条件一定时，吸附过程包括以下三个步骤： （1）吸附质从流体主体以对流扩散的形式传递到固体吸附剂的外表面，此过程称为外扩散。 （2）吸附质从吸附剂的外表面进入吸附剂的微孔内，然后扩散到固体的内表面，此过程为内扩散。 （3）吸附质在固体内表面上被吸附剂所吸附，称为表面吸附过程。 二、吸附速率 吸附速率：是指当流体与吸附剂接触时，单位时间、单位吸附剂外表面所传递吸附质的质量，kg/(s·m2)。 通常吸附为物理吸附，表面吸附速率很快，故总吸附速率主要取决于内外扩散速率的大小。 外扩散控制的吸附：当外扩散速率小于内扩散速率时，总吸附速率由外扩散速率决定，此吸附为外扩散控制的吸附。 内扩散控制的吸附：当内扩散速率小于外扩散速率时，此吸附为内扩散控制的吸附，总吸附速率由内扩散速率决定。 12.2.4吸附操作 吸附分离过程包括吸附过程和解吸过程。由于需处理的流体浓度、性质及要求吸附的程度不同，故吸附操作有多种形式。 1．接触过滤式操作 该操作是把要处理的液体和吸附剂一起加入到带有搅拌器的吸附槽中，使吸附剂与溶液充分接触，溶液中的吸附质被吸附剂吸附，经过一段时间，吸附剂达到饱和，将料浆送到过滤机中，吸附剂从液相中滤出，若吸附剂可用，经适当的解吸，回收利用之。 因在接触式吸附操作时，使用搅拌使溶液呈湍流状态，颗粒外表面的膜阻力减少，故该操作适用于外扩散控制的传质过程。接触过滤吸附操作所用设备主要有釜式或槽式，设备结构简单，操作容易。广泛用于活性炭脱除糖液中的颜色等方面。 2．固定床吸附操作 固定床吸附操作是把吸附剂均匀堆放在吸附塔中的多孔支承板上，含吸附质的流体可以自上而下流动，也可自下而上流过吸附剂。在吸附过程中，吸附剂不动。 通常固定床的吸附过程与再生过程在两个塔式设备中交替进行，如图12-19所示，吸附在吸附塔1中进行，当出塔流体中吸附质的浓度高于规定值时，物料切换到吸附塔2，与此同时吸附塔1采用变温或减压等方法进行吸附剂再生，然后再在塔1中进行吸附，塔2中进行再生，如此循环操作。 固定床吸附塔结构简单，加工容易，操作方便灵活，吸附剂不易磨损，物料的返混少，分离效率高，回收效果好，故固定床吸附操作广泛用于气体中溶剂的回收、气体干燥和溶剂脱水等方面。但固定床吸附操作的传热性能差，且当吸附剂颗粒较小时，流体通过床层的压降较大，因吸附、再生及冷却等操作需要一定的时间，故生产效率较低。 3．移动床吸附操作 移动床吸附操作是指待处理的流体在塔内自上而下流动，在与吸附剂接触时，吸附质被吸附，已达饱和的吸附剂从塔下连续或间歇排出，同时在塔的上部补充新鲜的或再生后的吸附剂。与固定床相比，移动床吸附操作因吸附和再生过程在同一个塔中进行，所以设备投资费用少。 4．流化床吸附操作及流化床－移动床联合吸附操作 流化床吸附操作是使流体自下而上流动，流体的流速控制在一定的范围，保证吸附剂颗粒被托起，但不被带出，处于流态化状态进行的吸附操作。该操作的生产能力大，但吸附剂颗粒磨损程度严重，且由于流态化的限制，使操作范围变窄。 流化床－移动床联合吸附操作将吸附再生集一塔，如图12-21所示。塔的上部为多层流化床，在此原料与流态化的吸附剂充分接触，吸附后的吸附剂进入塔中部带有加热装置的移动床层，升温后进入塔下部的再生段。在再生段中吸附剂与通入的惰性气体逆流接触得以再生。最后靠气力输送至塔顶重新进入吸附段，再生后的流体可通过冷却器回收吸附质。流化床—移动床联合吸附床常用于混合气中溶剂的回收、脱除CO2和水蒸汽等场合。 该操作具有连续、吸附效果好的特点。因吸附在流化床中进行，再生前需加热，所以此操作存在吸附剂磨损严重、吸附剂易老化变性的问题。 §12.3 膜分离 12.3.1 概述 一、膜分离的种类和特点 膜分离：利用固体膜对流体混合物中的各组分的选择性渗透从而分离各组分的方法。 它与传统过滤的不同在于，膜可以在分子范围内进行分离，并且这过程是一种物理过程，不需发生相的变化和添加助剂。 膜分离过程的推动力：膜两侧的压差或点位差。 膜的孔径一般为微米级，依据其孔径的不同（或称为截留分子量），可将膜分为微滤膜、超滤膜、纳滤膜和反渗透膜(见表12-3)，根据材料的不同，可分为无机膜和有机膜，无机膜主要还只有微滤级别的膜，主要是陶瓷膜和金属膜。有机膜是由高分子材料做成的，如醋酸纤维素、芳香族聚酰胺、聚醚砜、聚氟聚合物等等。 特点：1.多数膜分离过程中组分不发生相变化，所以能耗较低； 2.膜分离过程在常温下进行，对食品及生物药品的加工特别适合； 3.膜分离过程不仅可除去病毒、细菌等微粒，而且可除去溶液中大分子和无机盐，还可以分离共沸物或沸点相近的组分。 4.装置简单，操作方便。 对膜的基本要求 首先要求膜的分离透过特性好，通常用膜的截留率、透过通量、截留分子量等参数表示。 1.截留率R 2.透过速率J：单位时间、单位膜面积的透过物量。由于操作过程中膜的压密、堵塞等多种原因，膜的透过速率将随时间增长而衰减。 3.截留物的分子量 当分离溶液震动大分子物质时，截留物的分子量在一定程度上反映膜孔的大小。一般取截留率为90%的物质的分子量称为膜的截留分子量。 二、各种膜分离过程的简介 1.微滤 　　鉴于微孔滤膜的分离特征，微孔滤膜的应用范围主要是从气相和液相中截留微粒、细菌以及其他污染物，以达到净化、分离、浓缩的目的。 　　具体涉及领域主要有：医药工业、食品工业（明胶、葡萄酒、白酒、果汁、牛奶等）、高纯水、城市污水、工业废水、饮用水、生物技术、生物发酵等。 2.反渗透 是最早工业化和最成熟的膜分离过程之一，在压力的推动下，液体混合物中的溶剂和溶质以不同的速率透过膜，在膜的透过侧得到比较纯净的溶剂，而在膜的进料侧得到浓缩的进料溶液。 3.超滤 利用孔径在1-100nm范围内的膜具有筛分作用能选择性透过溶剂和某些小分子溶质的性质，对溶液侧加压，使大分子溶质或细微粒子从溶液中分离出来的过程。适用与热敏性和生物活性物质的分离和浓缩。 4.电渗析 利用离子交换膜能选择性的使阴离子或阳离子通过的性质，在电流电场的作用下使阴阳离子分别透过相应的膜进行渗析迁移的过程。可以达到脱除或富集电解质的膜分离操作。 5.气体膜分离过程 气体混合物在膜两侧分压差的作用下，各组分气体以不同渗透速率透过膜，使混合气体得以分离或浓缩的过程。 第十三章 热、质同时传递的过程 §13.1 概述 热质同时传递的分类： 1.以传热为目的，伴有传质的过程：如热气体的直接水冷，热水的直接空气冷却等； 2.以传质为目的，伴有传热的过程：如空气调节中的增湿和减湿等。 一、热气体的直接水冷 1、塔下部：气温高于液温，气体传热给液体。同时，气相中的水汽分压低于液相的水汽分压，水由液相向气相蒸发。特点：热、质反向传递，液相温度变化和缓；气相温度变化急剧，水汽分压自下而上急剧上升，但气体的热焓变化较小； 2、塔上部：气温高于液温，气体传热给液体。特点：热、质同时进行，水温急剧变化。 二、热水的直接空气冷却 1.塔上部：热、质同向传递，都是由液相传向气相； 2.塔下部：热、质反向传递。 §13.2气液直接接触时的传热和传质 13.2.1过程的分析 一、过程的方向 温度是传热方向的判据，分压是传质的判据。 气体中水汽分压的最大值为同温度下水的饱和蒸汽压，此时的空气称为饱和湿空气。 造成传递方向逆转的根本原因是什么？ 二、过程的速率 热、质传递同时进行的情况不同，应区分以下两种不同的情况： 1.液相状态固定不变，气相状态变化。 无限高的塔顶部，液体进口状态不变，气体与液体充分接触，液气比很大，则气相将在塔顶同时达到热、质平衡。 2.气相状态固定不变，液相状态变化。 液气比很小，无法达到两相的热、质平衡，但有极限。 13.2.2极限温度——湿球温度与绝热饱和温度 一、湿球温度 热质同时传递时，各自的传递速率表达式并不因另一过程的存在而变化。 气体的湿度H为单位质量的干气体带有的水汽量。 气相向液相的传热速率与液相向气相传质时带走潜热的速率相等： tw决定于三方面： 1.物系性质 2.气相状态 3.流动条件 二、湿球温度的实验测定 湿球温度计的感温泡用湿纱布包裹以保持表面始终为水所湿润。因此，该温度计所指示的实为薄水层的温度，其值与空气状态有关。将上述温度计置于温度为t、湿度为H的空气流中。设水的初温与气温t相等，则只要空气未达饱和状态，气相水汽分压必低于水表面的平衡分压，水将由纱布表面汽化。水分汽化所需的热量只能来自水本身温度的下降，一旦水温低于气温，空气将传热给水。当这一热量不足以补偿水分汽化所需的热量，水温必将继续下降。当水温降至足够低，由此造成的气液两相的传热温差已足够大，空气传给水的热量恰等于水分因分压差而汽化所需的热量时，水温不再变化，此时的水温即为湿球温度计所指示的数值。 对水作热量衡算可得： 因此只需两只温度计，一只不包纱布以测量空气的真实温度，另一只包以湿纱布以测量湿球温度，空气的湿度即被唯一的确定。 三、湿球温度的计算及路易斯规则 计算有两份面的应用： 1.已知气体状态（t,H），求气体的湿球温度。需要试差。 2.已知气体的干、湿球温度，求气体的湿度H。 四、绝热饱和温度 假设塔内有无限多的理论板，则离开每一级的汽液两相在热质上都平衡。如果该塔多外绝热，无热损失，则塔板上发生的传热过程是液相自气相得到的显热恰好用于汽化水分所需的潜热，故： 左侧表示气相显热的减少，右侧表示潜热的增加。 §13.3 过程的计算 13.3.1热、质同时传递时过程的数学描述 一、全塔物料与热量衡算 对水分作全塔的物料衡算。气相经凉水塔后水分的增量等于水的蒸发量。 V(H2-H1)=L2-L1 全塔热量衡算式： V(I2-I1)=L2c plθ2-Lcplθ1 → V(I2-I1)=Lc pl(θ2-θ1) 微分接触式设备在计算过程的速率时，由于设备的传热、传质推动力各处不同，因而必须对微元塔段发生的过程作出数学描述，即列出微元塔段的物料衡算、热量衡算及传热、传质速率方程组，并沿塔高积分或逐段计算。 二、物料衡算微分方程 对水分作物料衡算 VdH=dL→VdH=NAadz VdH=kHa(He-H)dz 三、热量衡算微分方程 对微元塔段作热量衡算： VdI=c pl(Ldθ+θdL) 其中I为湿空气的焓：1千克干气体的焓及其所带H千克水汽的焓之和。 通常，干气体的焓以0℃的气体为计算基准，水汽的焓以0℃的水为基准。所以，温度t、湿度H的湿气体的焓: I=c pgt+c pvHt+r 0H 热量衡算式简化为：VdI=c pHLdθ 从传热速率角度来考察，汽液两相在微元塔段内所传递的热量为q(adz)，此热量可使气体温度升高dt，即： Vc pHdt=qadz 将传热速率方程式代入上式可得： Vc pHdt=aα(θ-t)dz 四、设计型计算的命题 设计任务：将一定流量的热水从入口温度冷却至指定温度； 设计条件：可供使用的空气状态，即进口空气的温度与湿度； 计算目的：选择适当的空气流量，确定经济上合理的塔高及其它有关尺寸。 五、计算方法 逐段计算法和以焓差为推动力的近似计算法。 第十四章 干 燥 §14.1 概述（Introduction） 14.1.1固体去湿方法和干燥过程 在化学工业生产中所得到的固态产品或半成品往往含有过多的水分或有机溶剂 (湿份)，要制得合格的产品需要除去固体物料中多余的湿份。 一、物料的除湿方法： 1.机械去湿——如离心分离、沉降、过滤。 2.干燥 ——利用热能使湿物料中的湿份汽化。除湿程度高，但能耗大。 3.吸附去湿——用某种平衡水汽分压很低的干燥剂与湿物料并存，使物料中水分相继经气相而转入干燥剂内。 惯用做法：先采用机械方法把固体所含的绝大部分湿份除去，然后再通过加热把机械方法无法脱除的湿份干燥掉，以降低除湿的成本。 二、对流干燥过程原理 温度为t、湿份分压为 p的湿热气体流过湿物料的表面，物料表面温度 ti低于气体温度t。 由于温差的存在，气体以对流方式向固体物料传热，使湿份汽化； 在分压差的作用下，湿份由物料表面向气流主体扩散，并被气流带走。 对流干燥是一热、质反向传递过程。 注意：只要物料表面的湿份分压高于气体中湿份分压，干燥即可进行，与气体的温度无关。 气体预热并不是干燥的充要条件，其目的在于加快湿份汽化和物料干燥的速度，达到一定的生产能力。 §14.2 干燥静力学 14.2.1湿空气的状态参数 一、空气中水分含量的表示方法 湿空气：指绝干空气与水蒸汽的混合物。在干燥过程中，随着湿物料中水份的汽化，湿空气中水份含量不断增加，但绝干空气的质量保持不变。因此，湿空气性质一般都以1kg绝干空气为基准。 操作压强不太高时，空气可视为理想气体。 （1）水汽分压p水汽与露点td 露点：不饱和空气等湿冷却到饱和状态时的温度。 测出露点温度，便可在手册上查得此温度下的饱和水蒸气压，此即为空气中的水汽分压p水汽。 显然，在总压一定时，露点与水汽分压之间有单一函数关系。 （2）空气的湿度 空气的湿度H：单位质量（1千克）干空气所带有的水汽量，单位是kg/（kg干气）。 总压一定的时候，空气的湿度只与水蒸气的分压有关。 （3）相对湿度 湿度只表示湿空气中所含水份的绝对数，不能反映空气偏离饱和状态的程度（即气体的吸湿能力）。 相对湿度：空气中的水汽分压与一定总压及一定温度下空气中水汽分压可能达到的最大值（即系统温度下水的饱和蒸汽压）之比。 值说明湿空气偏离饱和空气或绝干空气的程度，值越小吸湿能力越大； （4）湿球温度 湿球温度是大量空气与少量水长期接触后水面的温度，它是空气湿度和干球温度的函数。 对空气-水系统，当被测气流的温度不太高，流速>5m/s时，α/kH为一常数，其值为1.09kJ/(kg·℃)。 二、与过程计算有关的参数 （1）湿空气的焓 湿空气的焓I：为每千克干空气及其所带Hkg水汽所具有的焓，kJ/kg。 本章取干气体的焓以0℃的气体为基准，水汽的焓以0℃的液态水为基准，规定在0℃时绝干空气和水汽的焓值均为零。 cpg ——干气比热容 cpv ——水蒸气比热容 r0 ——0℃时水的汽化潜热 湿空气的比热容：1kg 绝干空气及相应水汽温度升高1℃所需要的热量。 对空气-水系统有 (2)湿空气的比体积 湿空气的比体积是指1千克干气及其所带的H千克水汽所占的总体积，m3/kg。 常压下温度为t℃、湿度为H的湿空气比体积为 三、湿度图 1.等H线：平行于纵轴的垂线 2.等焓线：与横轴成1350的线 3.等t线 4.等线 5.p-H线 应用：已知空气的状态t=50℃, =70% 求其它的参数：H,IH,tas(tw),td,p 14.2.2湿空气状态的变化过程 一、加热与冷却过程 空气加热过程——等H升温 tA→tB,φA →φB ,φ↓ IA→IB,I↑ twA→twB,tw↑ 载湿能力↑ 空气冷却： 空气状态40℃ ，φ=60%， 冷却到10℃ 二、绝热增湿过程 高温不饱和空气与水在绝热条件下进行传热、传质达到平衡状态的过程，称为绝热增湿过程。 过程终了时空气的焓较之初态略有增加，此增量为所加入的水在θ温度下的显热，即： H1为过程终了时空气的湿度。 由于增量与空气的焓相比很小，所以可将绝热增湿过程看做是等焓过程。 达到平衡时，空气与水的温度相等，空气被水的蒸汽所饱和。这一过程的特点是：气体传递给水的热量恰好等于水汽化所需要的潜热。 可见，绝热饱和温度是气体在绝热条件下增湿直至饱和的温度。 三、两股气流的混合 设有流量为V1，V2的两股气流相混，其中第一股气流的湿度为H1，焓为I1，第二股气流的湿度为H2，焓为I2。此两股气流混合后的空气状态不难有物料衡算、热量衡算获得。设混合后空气的焓为I3湿度为H3，则： 总物料衡算： 水分衡算： 焓衡算： 在图上，混合位置也可由杠杆规则定出。 14.2.3水分在气-固两相间的平衡 一、结合水与非结合水 借化学力或物理化学力与固体相结合的水统称为结合水。 当物料中含水较多时，除一部分水与固体结合外，其余的水只是机械的附着于固体表面或颗粒堆积层中的大空隙中（不存在毛细管力），这些水称为非结合水。 结合水与非结合水的基本区别是：其表现的平衡蒸汽压不同。非结合水的性质与纯水相同，其表现的平衡蒸汽压即为同温度下纯水的饱和蒸汽压。结合水则不同，因化学和物理化学力的存在，所表现的蒸汽压低于同温度下的纯水的饱和蒸汽压。 二、平衡蒸汽压曲线 物料中只要有非结合水存在而不论其数量多少，其平衡蒸汽压不会变化，总是纯水的饱和蒸汽压。当含水量减少时，非结合水不存在了，此后首先除去的是结合较弱的水，余下的是结合较强的水，因而平衡蒸汽压逐渐下降。显然，测定平衡蒸汽压曲线就可知固体中有多少水分是结合水，多少是非结合水。 结合水分按结合方式可分为：吸附水分、毛细管水分、溶涨水分(物料细胞壁内的水分)和化学结合水分(结晶水)。 化学结合水分与物料细胞壁水分以化学键形式与物料分子结合，结合力较强，难汽化；吸附水分和毛细管水分以物理吸附方式与物料结合，结合力相对较弱，易于汽化。 三、平衡水分与自由水分 指定空气条件下的被干燥的极限，称为该空气状态下的平衡含水量。 所有能被指定状态的空气带走的水分称为自由水分， 自由含水量 x=xt-x* 自由含水量是干燥过程的推动力。 §14.3 干燥速率与干燥过程计算 14.3.1 物料在定态空气条件下的干燥速率 一、干燥动力学实验 物料试样的自由含水量X与时间的关系曲线为干燥曲线。 物料的干燥速率即水分汽化速率NA为单位时间、单位面积（气固接触界面）被汽化的水量表示： 见图14-13干燥速率曲线，整个干燥过程可分为恒速干燥与降速干燥两个阶段。 二、恒速干燥阶段 由于物料中的非结合水无论其数量多少，所表现的性质均与液态纯水相同。所以，恒速阶段是预料中的。 由于试样刚移入干燥介质时的温度不会恰好等于空气的湿球温度，干燥初期有一为时不长的预热阶段。 三、降速干燥阶段 降速的原因有如下四个： 1.实际汽化表面减小； 2.汽化面的内移； 3.平衡蒸汽压下降； 4.固体内部水分的扩散极慢。 四、临界含水量 固体物料在恒速干燥终了时的含水量称为临界含水量。而从中扣除平衡含水量后则称为临界自由含水量。 临界含水量只是等速阶段和降速阶段的分界点。 14.3.2间歇干燥过程的计算 一、干燥时间 物料的停留时间应大等于给定条件下将物料干燥至指定的含水量所需的干燥时间，并由此确定干燥器尺寸。 1.恒速阶段的干燥时间 若已知物料的初始湿含量 X1 和临界湿含量 Xc ，则恒速段的干燥时间为 (1) 空气平行流过静止物料层的表面 G— 湿气体质量流速，kg/(m2·s) ； 适用条件：G=0.68~8.14 kg/(m2·s) ，气体温度 45~150℃ 。 (2) 空气垂直流过静止物料层的表面 (3) 气体与运动着的颗粒间的传热 注意：利用上述方程计算给热系数来确定干燥速率和干燥时间，其误差较大，仅能作为粗略估计。 2.降速阶段的干燥时间 14.3.3干燥过程的物料衡算与热量衡算 一、物料衡算 水分蒸发量： 物料的含水量习惯上也用水在湿物料中的质量分数表示，它与绝对干物料为基准的含水量之间的关系为： 湿物料量与绝干物料量的关系为 干燥器中物料失去的水分W为： 二、预热器的热量衡算 三、干燥器的热量衡算 四、物料衡算与热量衡算的联立求解 在设计型计算中，GC,θ1，X1,X2是干燥任务规定的，气体湿度H1=H0由空气初始状态决定，Q损可按传热章有关公式求取，一般可按设备规模假定为预热器负荷的5%—10%。干燥终了时的物料温度条件下由实验测出或按经验判断确定。气体进干燥器的温度可以选定。这样，干燥过程的物料和热量衡算常遇以下两种情况： （1）选择气体出干燥器的状态，求解空气用量V及补充加热量Q补； （2）选定补充的加热量及气体出干燥器状态的一个参数，求出V及另一个气体出口参数。 五、理想干燥过程的物料和热量衡算 气体放出的显热全部用于湿分汽化。 多数工业干燥器无补充加热，如果散热损失可视为零且物料的初始温度与产品温度相同，则加热物料所消耗的热量为零；或当干燥器的补充加热量恰等于加热物料和散热损失的热量，则干燥过程可视为理想干燥过程。 理想干燥过程可近似为等焓过程。 六、干燥系统的热效率和干燥效率 热效率的定义：用于汽化湿分和加热物料的热量与外界向干燥系统提供的总热量之比，即 若 Q补= Q损 =0 干燥效率：汽化湿分所需热量与气体在干燥器中放出的热量之比值。（因为汽化湿分的热量才是有效热量） 学科网（北京）股份有限公司 $$