化工原理課件31

第1章蒸餾(下冊(cè))

1.1概述蒸餾是通過加熱造成氣液兩相物系,利用物系中各組分揮發(fā)度不同的特性以實(shí)現(xiàn)分離的單元操作.蒸餾的特點(diǎn):(1)通過蒸餾操作可以直接獲得所需要的組分。(2)在蒸餾過程中需消耗大量的能量。蒸餾進(jìn)行的依據(jù)：混合物中各組分揮發(fā)性的差異。揮發(fā)性的辨別：同一T下，飽和蒸汽壓不同；同一P下，沸點(diǎn)不同。第1章蒸餾(下冊(cè))1.1概述蒸餾是通過加熱造成氣液兩相11.1概述

蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾兩組分多組分常壓加壓減壓連續(xù)蒸餾間歇蒸餾蒸餾的分類*重點(diǎn)介紹常壓下兩組分連續(xù)精餾1.1概述蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾兩組分多組分常21.2兩組分溶液的氣液平衡

一.理想物系的氣液平衡相律:表示平衡物系中的自由度數(shù)、相數(shù)及獨(dú)立組分?jǐn)?shù)間的關(guān)系:F=C–P+2對(duì)于兩組分的氣液平衡物系,其自由度數(shù)為2,在氣液平衡中可變化的參數(shù)為溫度t、壓強(qiáng)p、一組分在液相和氣相中的組成x和y，因此在此4個(gè)變量中任意規(guī)定其中2個(gè)變量，則此平衡物系的狀態(tài)也就被唯一確定了。1.2兩組分溶液的氣液平衡一.理想物系的氣液平衡相律:3

理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律:

pA—溶液上方組分的平衡分壓，Pa；----純組分的飽和蒸氣壓，由安托尼方程或手冊(cè)查得；理想溶液----各組分分子之間的作用力相等的溶液。A、B之間的作用力等于A-A、B-B的作用力。理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律:pA—溶液上方4

泡點(diǎn)方程:露點(diǎn)方程:安托尼(Antoine)方程泡點(diǎn)方程:露點(diǎn)方程:安托尼(Antoine)方程5揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度

混合液中各組分揮發(fā)度:

對(duì)于理想溶液和純組分的揮發(fā)度為該組分的飽和蒸汽壓相對(duì)揮發(fā)度:溶液中兩組分揮發(fā)度之比，以表示,通常以易揮發(fā)組分的揮發(fā)度為分子.

相平衡方程:*≥1，

越大,組分越易分離,=1混合物系不能用普通精餾分離揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度混合液中各組分揮發(fā)度:對(duì)于理想溶液和純6二.氣液平衡相圖

由兩條線劃分為三個(gè)區(qū)。液相線：泡點(diǎn)線；氣相線：露點(diǎn)線；三個(gè)區(qū)：液相區(qū)、氣液平衡區(qū)、氣相區(qū)。二.氣液平衡相圖由兩條線劃分為三個(gè)區(qū)。液相線：泡點(diǎn)線；氣7三.總壓對(duì)氣液平衡的影響

當(dāng)P↑則液相分子進(jìn)入氣相需更大的能量，因此，汽化變的不易。當(dāng)總壓改變后,泡點(diǎn)線和露點(diǎn)線都會(huì)發(fā)生改變.P增大,氣液兩相區(qū)變窄,變小,分離變得困難.在x-y相圖中,P增大,平衡線向?qū)蔷€靠攏.三.總壓對(duì)氣液平衡的影響當(dāng)P↑則液相分子進(jìn)入氣相需更大的8四.兩組分非理想溶液的氣-液平衡

正偏差溶液：相異分子間的排斥傾向起了主導(dǎo)作用，使溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的高，正偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最低恒沸點(diǎn)的溶液.負(fù)偏差溶液：相異分子間的吸引力大，使得溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的低，負(fù)偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最高恒沸點(diǎn)的溶液.四.兩組分非理想溶液的氣-液平衡正偏差溶液：相異分子間的9

1.3平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾

一.平衡蒸餾1.物料衡算:總物料衡算:F=D+W易揮發(fā)組分衡算:F?xF=D·y+W·x聯(lián)立上兩式,得:其中q=W/F（液化分率）1.3平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾一.平衡蒸餾1.物料衡算:10

2.熱量衡算加熱器的熱負(fù)荷:又則料液離開加熱器的溫度為3.氣液平衡關(guān)系te=f(x)2.熱量衡算加熱器的熱負(fù)荷:又則料液離開加熱器的溫度為11二.簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）

在dτ時(shí)間內(nèi)作物料衡算：總物料:dD=-dL易揮發(fā)組分:Lx=(L+dL)(x+dx)+ydD由上兩式,可得:積分上式:(積分邊界條件為:L=F,x=x1;L=W,x=x2)將代入,得:二.簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）在dτ時(shí)間內(nèi)作物料衡算：總物料:121.4精餾原理

通過多次的部分汽化和多次的部分冷凝,最終可以獲得幾乎純的易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分一.精餾原理1.4精餾原理通過多次的部分汽化和多次的部分冷凝,最終13二.連續(xù)精餾流程

精餾塔精餾段提餾段實(shí)現(xiàn)連續(xù)精餾的條件:塔頂要有回流,塔底要有再沸器二.連續(xù)精餾流程精餾塔精餾段提餾段實(shí)現(xiàn)連續(xù)精餾的條件:塔141.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算計(jì)算要解決的問題:(1)確定產(chǎn)品的流量或組成；(2)確定完成一定分離任務(wù)所需要的塔板數(shù)；(3)塔板選型，塔高、塔徑的計(jì)算；(4)冷凝器、再沸器的熱負(fù)荷。計(jì)算依據(jù)：氣液相平衡、物料衡算、熱量衡算1.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算計(jì)算要解決的問題:151.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算

一.理論板的概念與恒摩爾流假定理論板是一個(gè)理想化的塔板，即不論進(jìn)入塔板的氣液組成如何，在塔板上充分混合和接觸與傳質(zhì)的最終結(jié)果表現(xiàn)為離開該板的氣液兩相在傳熱，傳質(zhì)兩方面都達(dá)到平衡狀態(tài)，兩相的溫度相等，組成互成平衡。恒摩爾氣流:在精餾操作中,在精餾段或提餾段內(nèi),每塊塔板上升的氣相摩爾流量相等。V1=V2=V3=……=Vn=V恒摩爾液流:在精餾操作中,在精餾段或提餾段內(nèi)，每塊塔板下降的液相摩爾流量相等。L1=L2=L3=……=Ln=L1.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算一.理論板的概念與恒摩爾流假16二.全塔物料衡算

總物料衡算：F=D+W輕組分衡算:F.xF=D·xD+W·xW餾出液采出率

餾殘液采出率D/F+W/F=1輕組分的回收率重組分的回收率二.全塔物料衡算總物料衡算：F=D+W輕組分衡算17三.操作線方程

1．精餾段操作線方程

總物料衡算：V=L+D易揮發(fā)組分衡算:V·yn+1=L·xn+D·xD

令R=L/D（R即為回流比）精餾段操作線方程L=RDV=L+D=(R+1)D操作線為直線,其斜率R/(R+1)，截距xD/(R+1)。

三.操作線方程1．精餾段操作線方程總物料衡算：V=18

2.提餾段操作線方程

總物料衡算：L’=V’+W

易揮發(fā)組分:L’xm=V’ym

+1+WxW提餾段操作線方程:精餾段操作線交對(duì)角線于點(diǎn)a(xD,xD),提餾段操作線交對(duì)角線于點(diǎn)c(xW,xW).

2.提餾段操作線方程總物料衡算：L’=V’+W易19四.進(jìn)料熱狀況的影響及q線方程

a.溫度低于泡點(diǎn)的過冷液體；

b.溫度等于泡點(diǎn)的飽和液體；

c.溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣、液混合物；

d.溫度等于露點(diǎn)的飽和蒸汽；

e.溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸汽。引入塔內(nèi)的原料有5種熱狀況:四.進(jìn)料熱狀況的影響及q線方程a.溫度低于泡點(diǎn)的過冷20

總物料衡算：F+L+V’=L’+V總熱量衡算：FIF+LIL+V’IV’=L’IL’+VIVV-V’=F-（L’-L）q—進(jìn)料熱狀況參數(shù)L’=L+qFV’=V-（1-q）F總物料衡算：F+L+V’=L’+V總熱量衡算：FIF21

精餾段物料衡算:Vy=Lx+DxD提餾段物料衡算:V’y=L’x-WxW

聯(lián)立求解,得:(q線方程)(兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程)與對(duì)角線交點(diǎn)e(xF,xF)特點(diǎn)斜率為精餾段物料衡算:Vy=Lx+DxD提餾段物料衡算:V22

進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓值q值q線斜率冷液進(jìn)料IF＜ILq＞1＋飽和液進(jìn)料IF＝ILq＝1∞氣液混合進(jìn)料IL＜IF＜IV0＜q＜1－飽和蒸汽進(jìn)料IF＝IV

q＝00過熱蒸汽進(jìn)料IF＞IV

q＜0＋

*進(jìn)料越冷，按順時(shí)針方向，q線越向?qū)蔷€靠攏。進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓值q值q線斜率冷液進(jìn)料IF＜ILq23五.理論板層數(shù)的求法

1、逐板計(jì)算法：通常是從塔頂開始進(jìn)行計(jì)算，因塔頂為全凝器,則:

y1=xD

根據(jù)理論板的概念x1與y1互成平衡:y2與x1關(guān)系遵循操作線方程:交替使用上述兩方程式逐板計(jì)算,直至xn≤xq,換提餾段操作線方程,繼續(xù)交替使用平衡關(guān)系和提餾段操作線方程,直至xn≤XW,理論板數(shù)N=n-1.(再沸器相當(dāng)于一塊理論板)五.理論板層數(shù)的求法1、逐板計(jì)算法：通常是從塔頂開始進(jìn)行24

2.圖解法(Mccabe-Thiele圖解法)圖解法本質(zhì)與逐板計(jì)算法一樣,只是將平衡關(guān)系和操作線方程用圖線形式表示,在平衡線和操作線間畫梯級(jí)求理論板數(shù),梯級(jí)數(shù)即為理論板數(shù).*當(dāng)梯級(jí)跨越兩操作線交點(diǎn)時(shí)要及時(shí)換操作線,這樣對(duì)一定的分離任務(wù),所需理論板數(shù)最少.2.圖解法(Mccabe-Thiele圖解法)圖解法本25

例:用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0.44（摩爾分率，以下同）的苯—甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體。（2）原料為液化率等于1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg；甲苯的汽化熱為360kJ/kg。苯—甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見圖1-1。例:用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為026

27六.回流比的影響與選擇

1.全回流

全回流特點(diǎn):D=0,R=L/D=∞

此時(shí)操作線與對(duì)角線重合(yn+1=xn)，操作線與平衡線間的距離最大，過程推動(dòng)力最大，完成指定任務(wù)所需的理論塔板數(shù)最少.

最少理論板數(shù):六.回流比的影響與選擇1.全回流全回流特點(diǎn):此時(shí)操作282.最小回流比

yqxq

R↓，XD/(R+1)↑，操作線上移，當(dāng)兩操作線的交點(diǎn)正好落在平衡線上時(shí)，此時(shí)的回流比為最小回流比

2.最小回流比yqxqR↓，XD/(R+1)↑，操作29

對(duì)某些非理想溶液,平衡線出現(xiàn)明顯下凹時(shí):對(duì)某些非理想溶液,平衡線出現(xiàn)明顯下凹時(shí):303.適宜回流比的選擇

精餾的設(shè)備費(fèi)包括精餾塔,再沸器,冷凝器等的設(shè)備折舊費(fèi).操作費(fèi)用與塔內(nèi)上升蒸氣量有關(guān):V=(R+1)DV’=V-(1-q)F當(dāng)F,q,D一定時(shí),V和V’隨著R的增大而增大,即R增大,操作費(fèi)增加.適宜回流比3.適宜回流比的選擇精餾的設(shè)備費(fèi)包括精餾塔,再沸器,31

七.簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)

回歸方程式:Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X七.簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)回歸方程式:Y=0.545827-32八.直接蒸汽加熱情況下理論板數(shù)的計(jì)算

直接蒸汽加熱時(shí)精餾段操作線與常規(guī)塔的相同,q線也不變.提餾段物料衡算:聯(lián)立求解上兩式,可得提餾段操作線方程:八.直接蒸汽加熱情況下理論板數(shù)的計(jì)算直接蒸汽加熱時(shí)精餾段33

34九.塔高和塔徑的計(jì)算

1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)HTZ—塔的有效段高度;HT—板間距2.塔徑的計(jì)算九.塔高和塔徑的計(jì)算1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)35塔板效率

1.全塔效率(總板效率)全塔效率是指達(dá)到指定分離效果所需理論板層數(shù)與實(shí)際板層數(shù)的比值。2.單板效率默弗里(Murphree)板效率:

塔板效率1.全塔效率(總板效率)全塔效率是指達(dá)到指定分36十.精餾裝置的熱量衡算

1.冷凝器的熱量衡算對(duì)塔頂冷凝器(全凝器)進(jìn)行熱量衡算:QC—冷凝器帶出的熱量(冷凝器的熱負(fù)荷),冷卻劑的消耗量:kJ/h.十.精餾裝置的熱量衡算1.冷凝器的熱量衡算對(duì)塔頂冷凝器(37

2.再沸器的熱量衡算對(duì)再沸器進(jìn)行熱量衡算:QB—再沸器的熱負(fù)荷,kJ/h.加熱蒸汽用量:2.再沸器的熱量衡算對(duì)再沸器進(jìn)行熱量衡算:QB—再沸器38雙組分精餾的操作型計(jì)算

回流比增加對(duì)精餾結(jié)果的影響雙組分精餾的操作型計(jì)算回流比增加對(duì)精餾結(jié)果的影響396.6間歇精餾

間歇精餾的特點(diǎn):間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)過程;(2)間歇精餾塔只有精餾段.間歇精餾的操作方式:(1)維持餾出液濃度恒定的操作(2)維持回流比恒定的操作(3)聯(lián)合方式操作6.6間歇精餾間歇精餾的特點(diǎn):間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)過程;間歇40

回流比保持恒定的間歇精餾

回流比保持恒定的間歇精餾41餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾確定理論板數(shù)餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾確定理論板數(shù)42第2章吸收

吸收:將混合氣體與一種適當(dāng)?shù)囊后w接觸，使其中一種或多種組分溶解于液體中，而使氣體混合物得以分離的操作。吸收進(jìn)行的依據(jù)：利用混合氣中各組分的溶解度不同而將氣體混合物分離。和蒸餾比較：相同點(diǎn)：都是均相混合物的分離操作，也都是傳質(zhì)過程不同點(diǎn)：物質(zhì)是單方向傳質(zhì)，且溫度遠(yuǎn)低于沸點(diǎn)。第2章吸收吸收:將混合氣體與一種適當(dāng)?shù)囊后w接觸，使其中一43

吸收劑：吸收過程所用的溶劑（S）

吸收質(zhì)：混合氣中能被溶劑吸收的組分（A）

惰性組分：混合氣中不能被溶劑吸收的組分（B）

吸收劑：吸收過程所用的溶劑（S）吸收質(zhì)：混合氣中能被溶44吸收劑的選擇

1、具有良好的選擇性;2、不具揮發(fā)性,蒸氣壓低;3、吸收劑粘度要低，有利于傳質(zhì)，且有利于降低泵的功耗;

4、化學(xué)性能穩(wěn)定5、既經(jīng)濟(jì)又安全，價(jià)廉、易得、無毒、不易燃燒

吸收劑的選擇1、具有良好的選擇性;2、不具揮發(fā)性,蒸氣壓低45吸收操作的分類

按有無化學(xué)變化化學(xué)吸收物理吸收按吸收組分的多少單組分吸收多組分吸收按吸收過程溫度變化等溫吸收非等溫吸收按含量的高低低濃度吸收高濃度吸收吸收操作的分類按有無化學(xué)變化化學(xué)吸收物理吸收按吸收組分的46

*重點(diǎn)介紹低組成單組分等溫物理吸收吸收過程：當(dāng)氣相中溶質(zhì)的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)便由氣相向液相轉(zhuǎn)移。解吸（脫吸）是吸收的逆過程，如果氣相中溶質(zhì)的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)便由液相向氣相轉(zhuǎn)移。*重點(diǎn)介紹低組成單組分等溫物理吸收吸收過程：當(dāng)氣相中溶質(zhì)的472.1氣體吸收的相平衡關(guān)系

.氣體在液體中的溶解度當(dāng)氣液兩相達(dá)到溶解平衡時(shí)，氣相中溶質(zhì)的分壓稱平衡分壓，用PA*表示；而液相中溶質(zhì)的濃度稱氣體在液體中的飽和濃度或溶解度。影響溶解度的因素:①不同物質(zhì)在同一溶劑中的溶解度不同，同一物質(zhì)在不同的溶劑中的溶解度不同。②t↑，溶解度↓（PA一定）。③P↑，溶解度↑；P↓，溶解度↓（t一定,y不變）。*加壓降溫有利于吸收.2.1氣體吸收的相平衡關(guān)系.氣體在液體中的溶解度當(dāng)氣液兩48二.亨利定律

E——亨利系數(shù)，KPa或Pa。t↑,E↑;氣體的E越大,溶解度越小亨利定律的其它表示方法:H—溶解度系數(shù)，kmol/(kN.m)易溶氣體有較大的H.對(duì)于稀溶液：二.亨利定律E——亨利系數(shù)，KPa或Pa。t↑,E49二.亨利定律

m—相平衡常數(shù)t↑,m↑;P↑,m↓溶質(zhì)在氣、液相的組成分別都有摩爾分?jǐn)?shù)表示：二.亨利定律m—相平衡常數(shù)t↑,m↑;P↑,m↓溶50

用比摩爾分率(摩爾比)表示相組成:或?qū)Φ蜐舛热芤?用比摩爾分率(摩爾比)表示相組成:或?qū)Φ蜐舛热芤?51

三、相平衡關(guān)系在吸收過程中的應(yīng)用

1.判斷過程進(jìn)行的方向3.指明過程進(jìn)行的極限2.確定過程的推動(dòng)力*吸收過程進(jìn)行的必要條件是或三、相平衡關(guān)系在吸收過程中的應(yīng)用1.判斷過程進(jìn)行的方向522.2傳質(zhì)機(jī)理與吸收速率

單相內(nèi)傳質(zhì)基本形式分子擴(kuò)散:憑借流體分子無規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)而渦流擴(kuò)散:憑借流體質(zhì)點(diǎn)的宏觀位移傳遞物質(zhì)一.分子擴(kuò)散與菲克定律擴(kuò)散通量(J):單位時(shí)間內(nèi)通過垂直于擴(kuò)散方向的單位截面積擴(kuò)散的物質(zhì)量,kmol/(m2.s)菲克定律的表達(dá)式:DAB—組分A在組分B中的擴(kuò)散系數(shù),m2/sDAB=DBA=D傳遞物質(zhì)2.2傳質(zhì)機(jī)理與吸收速率單相內(nèi)傳質(zhì)基本形式分子擴(kuò)散:憑借53二.氣相中的穩(wěn)態(tài)分子擴(kuò)散

12傳質(zhì)速率N:在任一固定的空間位置上,單位時(shí)間內(nèi)通過垂直于傳遞方向的單位面積上傳遞的物質(zhì)量.等分子反向擴(kuò)散有:定態(tài)過程N(yùn)A是一常數(shù),積分上式,得:1、等分子反向擴(kuò)散二.氣相中的穩(wěn)態(tài)分子擴(kuò)散12傳質(zhì)速率N:在任一固定的空間542、一組分通過另一停滯組分的擴(kuò)散

組分A的傳質(zhì)速率NA:N—總體流動(dòng)通量又JA=-JBNA=N積分得:2、一組分通過另一停滯組分的擴(kuò)散組分A的傳質(zhì)速率NA:N—55三.分子擴(kuò)散系數(shù)

擴(kuò)散系數(shù),m2/s氣體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T,P變化關(guān)系:液體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T變化關(guān)系:三.分子擴(kuò)散系數(shù)擴(kuò)散系數(shù),m2/s氣體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T56四.對(duì)流傳質(zhì)

渦流擴(kuò)散速率表達(dá)式:De—渦流擴(kuò)散系數(shù),m2/s,它不是物性參數(shù)對(duì)流傳質(zhì)總的傳質(zhì)通量:對(duì)流傳質(zhì)是指發(fā)生在運(yùn)動(dòng)著的流體與相界面之間的傳質(zhì)過程,是分子擴(kuò)散與渦流擴(kuò)散兩種傳質(zhì)作用的總和.四.對(duì)流傳質(zhì)渦流擴(kuò)散速率表達(dá)式:De—渦流擴(kuò)散系數(shù),m57五、吸收過程的機(jī)理

雙膜理論雙膜理論基本論點(diǎn):1.直接接觸的氣液兩相間存在一個(gè)穩(wěn)定的相界面，界面兩側(cè)分別存在一個(gè)很薄的流體膜——?dú)饽ず鸵耗?。吸收質(zhì)以分子擴(kuò)散方式通過此兩層膜。2.在相界面處氣液兩相互成平衡,無擴(kuò)散阻力。3.在氣液兩相主體中，由于流體充分湍動(dòng)混合，吸收質(zhì)濃度均勻，沒有濃度差，也沒有傳質(zhì)阻力.五、吸收過程的機(jī)理雙膜理論雙膜理論基本論點(diǎn):1.直接接觸的58六.吸收速率方程式

1.氣膜吸收速率方程令則:kG——?dú)饽の障禂?shù)，kmol/(m2·s.kPa)其他表達(dá)形式:吸收速率:單位相際傳質(zhì)面積上單位時(shí)間內(nèi)吸收的溶質(zhì)量六.吸收速率方程式1.氣膜吸收速率方程令則:kG——59

2.液膜吸收速率方程kL(=)——液膜吸收系數(shù)，m/s其他表達(dá)形式:2.液膜吸收速率方程kL(=60吸收過程的總吸收速率方程

1.相界面上的組成與平衡線交點(diǎn)吸收過程的總吸收速率方程1.相界面上的組成與平衡線交點(diǎn)61

2.氣相總吸收速率方程或其它表達(dá)形式:溶質(zhì)濃度很低時(shí):對(duì)于易溶氣體為氣膜控制:2.氣相總吸收速率方程或其它表達(dá)形式:溶質(zhì)濃度很低時(shí):對(duì)62

3.液相總吸收速率方程其它表達(dá)形式:對(duì)于稀溶液:對(duì)于難溶氣體為液膜控制:3.液相總吸收速率方程其它表達(dá)形式:對(duì)于稀溶液:對(duì)于難溶63

4.影響吸收速率的因素(1)吸收系數(shù)：要增大吸收系數(shù)，必須減少膜的厚度，增大流體的流速，使流體強(qiáng)烈地?cái)噭?dòng)。對(duì)氣膜控制的吸收過程，要增大氣速，增加氣體總壓；對(duì)液膜控制的吸收過程，要增大液體的流速，使液體強(qiáng)烈地?cái)噭?dòng)。(2)吸收推動(dòng)力：要增大吸收推動(dòng)力，采用溶解度大的吸收劑、降低吸收溫度、增壓。(3)氣液接觸面積：要使氣液接觸面積增大，必增大氣、液體的分散度、選用高效填料。4.影響吸收速率的因素(1)吸收系數(shù)：要增大吸收系數(shù)，642.3吸收塔的計(jì)算

一.物料衡算和操作線方程全塔物料衡算:

VY1+LX2=VY2+LX1

即：V（Y1-Y2）=L（X1-X2）V——惰性氣的摩爾流量，kmol/hL——純吸收劑的摩爾流量，kmol/hY1、Y2——進(jìn)、出塔氣相中吸收質(zhì)的摩爾比。X2、X1——進(jìn)、出塔液相中吸收質(zhì)的摩爾比。溶質(zhì)吸收率為:則塔底吸收液中溶質(zhì)濃度2.3吸收塔的計(jì)算一.物料衡算和操作線方程全塔物料衡算65

MM′與塔底的物料衡算式:VY1+LX=VY+LX1

操作線方程:或MM′與塔頂?shù)奈锪虾馑闶?

VY+LX2=VY2+LX

則操作線方程:*操作線為線性方程,斜率為L(zhǎng)/V(操作的液氣比).操作線離平衡線越遠(yuǎn),吸收的推動(dòng)力越大.MM′與塔底的物料衡算式:VY1+LX=VY+LX166二.吸收劑用量的決定

分析:L↑→L/V↑→X1↓→ΔX1↑,推動(dòng)力增加；對(duì)一定的分離任務(wù)，則所需吸收面積減少，設(shè)備尺寸減少，但L↑，處理量大，故L不能太大。若L↓→L/V↓→X1↑→ΔX1↓→吸收面積↑→設(shè)備尺寸↑→設(shè)備費(fèi)用↑最小液氣比的求解:一般情況:平衡關(guān)系符合亨利定律特殊情況:吸收操作適宜的液氣比:二.吸收劑用量的決定分析:L↑→L/V↑→X1↓→ΔX67三.塔徑的計(jì)算

塔徑:u—空塔氣速,m/s.混合氣體的體積流量一般以塔底氣量為依據(jù).三.塔徑的計(jì)算塔徑:u—空塔氣速,m/s.混合氣體的體積68四.吸收塔填料層高度的計(jì)算

塔高計(jì)算的基本關(guān)系式:積分得:氣相總傳質(zhì)單元數(shù):氣相總傳質(zhì)單元高度:Z=傳質(zhì)單元高度×傳質(zhì)單元數(shù)四.吸收塔填料層高度的計(jì)算塔高計(jì)算的基本關(guān)系式:積分得:氣69

傳質(zhì)單元數(shù)反映吸收過程的難度:任務(wù)所要求的氣體組成變化越大,過程的平均推動(dòng)力越小,則意味著過程難度越大,所需的傳質(zhì)單元數(shù)也就越大.傳質(zhì)單元高度由過程的條件所決定:氣相總體積吸收系數(shù)越大,傳質(zhì)單元高度就越小.反映傳質(zhì)阻力的大小,填料性能的優(yōu)劣及潤(rùn)濕情況的好壞.(KYa的單位為kmol/m3.s)傳質(zhì)單元數(shù)反映吸收過程的難度:任務(wù)所要求的氣體組成變化越70傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算

1.脫吸因素法由平衡關(guān)系式:Y*=mX+b,操作線方程:令,S稱為脫吸因素,則積分:傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算1.脫吸因素法由平衡關(guān)系式:Y*=mX+71

NOG與S,有關(guān):值的大小反映了溶質(zhì)吸收率的高低,↑，則Y2↓，越大,對(duì)應(yīng)一定S的NOG就越大.脫吸因素S反映了吸收過程推動(dòng)力的大小.S↑，吸收操作線越靠近平衡線，吸收推動(dòng)力↓，則NOG越大液相總傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算式NOG與S,有關(guān):值的大小反映了溶質(zhì)吸收率的高低,↑72

2.對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法*適用范圍:氣液平衡關(guān)系為線性關(guān)系當(dāng)時(shí),當(dāng)平衡線與操作線平行時(shí),為常數(shù)2.對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法*適用范圍:氣液平衡關(guān)系為線性關(guān)系當(dāng)73

例:在常壓填料吸收塔中,用清水吸收廢氣中的氨氣,廢氣流量為2500m3/h(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下),其中氨濃度為0.02(摩爾分?jǐn)?shù)),要求回收率不低于98%,若水用量為3.6m3/h,操作條件下平衡關(guān)系為Y=1.2X,氣相總傳質(zhì)單元高度HOG為0.7m,則求填料層高度為若干m.例:在常壓填料吸收塔中,用清水吸收廢氣中的氨氣,廢氣74

3.圖解積分法根據(jù)定積分的幾何意義表示:NOG數(shù)值上等于曲線與橫坐標(biāo)及Y=Y1,Y=Y2所圍成的面積.4.數(shù)值積分法辛普森公式:式中n可取任意偶數(shù),步長(zhǎng)3.圖解積分法根據(jù)定積分的幾何意義表示:NOG數(shù)值上等75

5.梯級(jí)圖解法求解依據(jù):一個(gè)氣相總傳質(zhì)單元中有:5.梯級(jí)圖解法求解依據(jù):一個(gè)氣相總傳質(zhì)單元中有:76

例:在一填料層高度為5m的填料塔內(nèi)，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵腥苜|(zhì)組分。當(dāng)液氣比為1.0時(shí)，溶質(zhì)回收率可達(dá)90%。在操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y=0.5X?，F(xiàn)改用另一種性能較好的填料，在相同的操作條件下，溶質(zhì)回收率可提高到95%，試問此填料的體積吸收總系數(shù)為原填料的多少倍？例:在一填料層高度為5m的填料塔內(nèi)，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵?7吸收塔的操作型計(jì)算

在現(xiàn)有的吸收塔中,若以提高吸收率或降低氣體出口組成為目標(biāo),可采用:(1)提高傳質(zhì)推動(dòng)力改變操作線位置改變平衡線位置(2)降低傳質(zhì)阻力提高傳質(zhì)系數(shù)增大有效比表面積吸收塔的操作型計(jì)算在現(xiàn)有的吸收塔中,若以提高吸收率或降78五.理論板層數(shù)的計(jì)算

1.梯級(jí)圖解法圖解方法與精餾塔理論板求解相似,在操作線與平衡線之間畫梯級(jí),梯級(jí)數(shù)即為理論板數(shù).2.解析法相對(duì)吸收率A為吸收因素或或塔高=理論板層數(shù)×等板高度五.理論板層數(shù)的計(jì)算1.梯級(jí)圖解法圖解方法與精餾塔理論板求792.4吸收系數(shù)

一.吸收系數(shù)的測(cè)定根據(jù)填料層高度的計(jì)算式:可得體積吸收總系數(shù)為:2.4吸收系數(shù)一.吸收系數(shù)的測(cè)定根據(jù)填料層高度的計(jì)算式:80二.吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式

傳質(zhì)過程中的準(zhǔn)數(shù):(1)施伍德準(zhǔn)數(shù)氣相施伍德準(zhǔn)數(shù):液相施伍德準(zhǔn)數(shù):(2)施密特準(zhǔn)數(shù)(3)雷諾準(zhǔn)數(shù)(4)伽利略準(zhǔn)數(shù)二.吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式傳質(zhì)過程中的準(zhǔn)數(shù):(1)施伍德準(zhǔn)數(shù)81

氣膜吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式適用范圍:ReG=2×103-3.5×104,ScG=0.6-2.5,p=10.1-303kPa氣膜吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式適用范圍:ReG=2×103-382第3章蒸餾和吸收塔設(shè)備

3.1概述塔設(shè)備應(yīng)滿足的基本原則:(1)氣液兩相充分接觸,盡可能提供大的傳質(zhì)面積和傳質(zhì)系數(shù).(2)接近逆流,提高傳質(zhì)推動(dòng)力.塔設(shè)備性能評(píng)價(jià)指標(biāo):(1)通量(2)分離效率(3)操作彈性第3章蒸餾和吸收塔設(shè)備3.1概述塔設(shè)備應(yīng)滿足的基本原則83

塔設(shè)備的類型:填料塔板式塔連續(xù)接觸式逐級(jí)接觸式塔設(shè)備的類型:填料塔板式塔連續(xù)接觸式逐級(jí)接觸式843.2板式塔

一.板式塔的結(jié)構(gòu)板式塔錯(cuò)流塔板逆流塔板3.2板式塔一.板式塔的結(jié)構(gòu)板式塔錯(cuò)流塔板逆流塔板85

二.板式塔的類型

二.板式塔的類型86

87三.塔板的流體力學(xué)特性

1.氣液兩相接觸狀態(tài)塔板上氣液兩相接觸狀態(tài)有四種：鼓泡、蜂窩、泡沫、噴射。其中泡沫、噴射是良好的塔板工作狀態(tài)。鼓泡：氣泡量小,兩相接觸面積主要是氣泡表面.泡沫：氣泡不斷的發(fā)生碰撞和破裂，液體以泡沫的形式位于氣泡間.噴射：氣速較大,液體被破碎成小液滴.容易引起液沫夾帶.2.塔板壓降三.塔板的流體力學(xué)特性1.氣液兩相接觸狀態(tài)塔板上氣液兩相接88

3.塔板上氣液兩相的非理想流動(dòng)和塔的不正常操作(1)返混現(xiàn)象霧沫夾帶(液沫夾帶)：液沫被上升氣流夾帶至上層塔板.原因是空塔氣速較大和板間距較小。液沫夾帶量e<0.1kg(液)/kg(氣)氣泡夾帶:氣泡隨著板上液流進(jìn)入降液管，由于停留時(shí)間不夠，而隨液體進(jìn)入下一層塔板。故停留時(shí)間應(yīng)大于5秒。(2)氣體與液體的不均勻分布(3)液泛:液體充滿每塊塔板之間的空間，阻礙了氣體上升和液體下降，分夾帶液泛和降液管液泛。(4)漏液：液體從小孔漏下，原因是氣速太小和液面落差太大。工程上規(guī)定漏液不大于液體量的10%。

3.塔板上氣液兩相的非理想流動(dòng)和塔的不正常操作(1)89負(fù)荷性能圖

(1)霧沫夾帶線(2)液泛線(3)液相負(fù)荷上限線(4)漏液線(5)液相負(fù)荷下限線負(fù)荷性能圖(1)霧沫夾帶線(2)液泛線(3)液相負(fù)荷上限線90四.塔高和塔徑的計(jì)算

1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)HTZ—塔的有效段高度;HT—板間距2.塔徑的計(jì)算umax—極限空塔氣速,m/s;C—負(fù)荷系數(shù),m/s.四.塔高和塔徑的計(jì)算1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)91

降液管類型:圓形降液管(適用于小直徑塔)弓形降液管(適用于大直徑塔)降液管溢流方式:U形流單溢流雙溢流階梯式雙溢流降液管類型:圓形降液管(適用于小直徑塔)弓形降液管(適用923.3填料塔

填料塔的主要部件:塔體,填料,填料支撐板,液體分布器,液體再分布器及氣體,液體進(jìn)出口接管.填料塔適用場(chǎng)合:處理量小,有腐蝕性的物料及要求壓降小的場(chǎng)合一.填料塔的結(jié)構(gòu)與特點(diǎn)3.3填料塔填料塔的主要部件:填料塔適用場(chǎng)合:一.填料93二.填料

1.填料特性比表面積:填料要求有較大的比表面積

空隙率ε：有較高的空隙率

填料因子σ/ε3干填料因子濕填料因子Ф:

Ф小,流動(dòng)阻力小二.填料1.填料特性比表面積:填料要求有較大的比表面積942.填料類型

填料種類實(shí)體填料網(wǎng)體填料按裝填方式分亂堆填料整砌填料2.填料類型填料種類實(shí)體填料網(wǎng)體填料按裝填方式分亂堆填料95

2.填料類型

2.填料類型96

三.填料塔的流體力學(xué)性能

填料層的持液量:單位體積填料所持有的液體體積.的關(guān)系氣體通過填料層的壓強(qiáng)降三.填料塔的流體力學(xué)性能填料層的持液量:單位體積填料97

液泛氣速(或泛點(diǎn)氣速)的影響因素:(1)液氣比(2)填料形狀和大小.Ф小,流動(dòng)阻力小,泛點(diǎn)氣速增大.(3)氣液的物理性質(zhì)實(shí)際操作氣速u=（0.6~0.8）umax泛點(diǎn)氣速的求解液泛氣速(或泛點(diǎn)氣速)的影響因素:(1)液氣比(2)填料98

填料的潤(rùn)濕性能和液體噴淋密度填料的潤(rùn)濕性能由填料的材質(zhì)、表面形狀及裝填方法所決定噴淋密度U:單位時(shí)間單位塔截面上噴淋的液體體積最小噴淋密度的確定:--最小潤(rùn)濕速率,m3/(m.s)填料的潤(rùn)濕性能和液體噴淋密度填料的潤(rùn)濕性能由填料的材質(zhì)、99

塔徑D的計(jì)算:填料層的有效高度:塔徑D的計(jì)算:填料層的有效高度:100第1章蒸餾(下冊(cè))

1.1概述蒸餾是通過加熱造成氣液兩相物系,利用物系中各組分揮發(fā)度不同的特性以實(shí)現(xiàn)分離的單元操作.蒸餾的特點(diǎn):(1)通過蒸餾操作可以直接獲得所需要的組分。(2)在蒸餾過程中需消耗大量的能量。蒸餾進(jìn)行的依據(jù)：混合物中各組分揮發(fā)性的差異。揮發(fā)性的辨別：同一T下，飽和蒸汽壓不同；同一P下，沸點(diǎn)不同。第1章蒸餾(下冊(cè))1.1概述蒸餾是通過加熱造成氣液兩相1011.1概述

蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾兩組分多組分常壓加壓減壓連續(xù)蒸餾間歇蒸餾蒸餾的分類*重點(diǎn)介紹常壓下兩組分連續(xù)精餾1.1概述蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾兩組分多組分常1021.2兩組分溶液的氣液平衡

一.理想物系的氣液平衡相律:表示平衡物系中的自由度數(shù)、相數(shù)及獨(dú)立組分?jǐn)?shù)間的關(guān)系:F=C–P+2對(duì)于兩組分的氣液平衡物系,其自由度數(shù)為2,在氣液平衡中可變化的參數(shù)為溫度t、壓強(qiáng)p、一組分在液相和氣相中的組成x和y，因此在此4個(gè)變量中任意規(guī)定其中2個(gè)變量，則此平衡物系的狀態(tài)也就被唯一確定了。1.2兩組分溶液的氣液平衡一.理想物系的氣液平衡相律:103

理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律:

pA—溶液上方組分的平衡分壓，Pa；----純組分的飽和蒸氣壓，由安托尼方程或手冊(cè)查得；理想溶液----各組分分子之間的作用力相等的溶液。A、B之間的作用力等于A-A、B-B的作用力。理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律:pA—溶液上方104

泡點(diǎn)方程:露點(diǎn)方程:安托尼(Antoine)方程泡點(diǎn)方程:露點(diǎn)方程:安托尼(Antoine)方程105揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度

混合液中各組分揮發(fā)度:

對(duì)于理想溶液和純組分的揮發(fā)度為該組分的飽和蒸汽壓相對(duì)揮發(fā)度:溶液中兩組分揮發(fā)度之比，以表示,通常以易揮發(fā)組分的揮發(fā)度為分子.

相平衡方程:*≥1，

越大,組分越易分離,=1混合物系不能用普通精餾分離揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度混合液中各組分揮發(fā)度:對(duì)于理想溶液和純106二.氣液平衡相圖

由兩條線劃分為三個(gè)區(qū)。液相線：泡點(diǎn)線；氣相線：露點(diǎn)線；三個(gè)區(qū)：液相區(qū)、氣液平衡區(qū)、氣相區(qū)。二.氣液平衡相圖由兩條線劃分為三個(gè)區(qū)。液相線：泡點(diǎn)線；氣107三.總壓對(duì)氣液平衡的影響

當(dāng)P↑則液相分子進(jìn)入氣相需更大的能量，因此，汽化變的不易。當(dāng)總壓改變后,泡點(diǎn)線和露點(diǎn)線都會(huì)發(fā)生改變.P增大,氣液兩相區(qū)變窄,變小,分離變得困難.在x-y相圖中,P增大,平衡線向?qū)蔷€靠攏.三.總壓對(duì)氣液平衡的影響當(dāng)P↑則液相分子進(jìn)入氣相需更大的108四.兩組分非理想溶液的氣-液平衡

正偏差溶液：相異分子間的排斥傾向起了主導(dǎo)作用，使溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的高，正偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最低恒沸點(diǎn)的溶液.負(fù)偏差溶液：相異分子間的吸引力大，使得溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的低，負(fù)偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最高恒沸點(diǎn)的溶液.四.兩組分非理想溶液的氣-液平衡正偏差溶液：相異分子間的109

1.3平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾

一.平衡蒸餾1.物料衡算:總物料衡算:F=D+W易揮發(fā)組分衡算:F?xF=D·y+W·x聯(lián)立上兩式,得:其中q=W/F（液化分率）1.3平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾一.平衡蒸餾1.物料衡算:110

2.熱量衡算加熱器的熱負(fù)荷:又則料液離開加熱器的溫度為3.氣液平衡關(guān)系te=f(x)2.熱量衡算加熱器的熱負(fù)荷:又則料液離開加熱器的溫度為111二.簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）

在dτ時(shí)間內(nèi)作物料衡算：總物料:dD=-dL易揮發(fā)組分:Lx=(L+dL)(x+dx)+ydD由上兩式,可得:積分上式:(積分邊界條件為:L=F,x=x1;L=W,x=x2)將代入,得:二.簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）在dτ時(shí)間內(nèi)作物料衡算：總物料:1121.4精餾原理

通過多次的部分汽化和多次的部分冷凝,最終可以獲得幾乎純的易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分一.精餾原理1.4精餾原理通過多次的部分汽化和多次的部分冷凝,最終113二.連續(xù)精餾流程

精餾塔精餾段提餾段實(shí)現(xiàn)連續(xù)精餾的條件:塔頂要有回流,塔底要有再沸器二.連續(xù)精餾流程精餾塔精餾段提餾段實(shí)現(xiàn)連續(xù)精餾的條件:塔1141.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算計(jì)算要解決的問題:(1)確定產(chǎn)品的流量或組成；(2)確定完成一定分離任務(wù)所需要的塔板數(shù)；(3)塔板選型，塔高、塔徑的計(jì)算；(4)冷凝器、再沸器的熱負(fù)荷。計(jì)算依據(jù)：氣液相平衡、物料衡算、熱量衡算1.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算計(jì)算要解決的問題:1151.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算

一.理論板的概念與恒摩爾流假定理論板是一個(gè)理想化的塔板，即不論進(jìn)入塔板的氣液組成如何，在塔板上充分混合和接觸與傳質(zhì)的最終結(jié)果表現(xiàn)為離開該板的氣液兩相在傳熱，傳質(zhì)兩方面都達(dá)到平衡狀態(tài)，兩相的溫度相等，組成互成平衡。恒摩爾氣流:在精餾操作中,在精餾段或提餾段內(nèi),每塊塔板上升的氣相摩爾流量相等。V1=V2=V3=……=Vn=V恒摩爾液流:在精餾操作中,在精餾段或提餾段內(nèi)，每塊塔板下降的液相摩爾流量相等。L1=L2=L3=……=Ln=L1.5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算一.理論板的概念與恒摩爾流假116二.全塔物料衡算

總物料衡算：F=D+W輕組分衡算:F.xF=D·xD+W·xW餾出液采出率

餾殘液采出率D/F+W/F=1輕組分的回收率重組分的回收率二.全塔物料衡算總物料衡算：F=D+W輕組分衡算117三.操作線方程

1．精餾段操作線方程

總物料衡算：V=L+D易揮發(fā)組分衡算:V·yn+1=L·xn+D·xD

令R=L/D（R即為回流比）精餾段操作線方程L=RDV=L+D=(R+1)D操作線為直線,其斜率R/(R+1)，截距xD/(R+1)。

三.操作線方程1．精餾段操作線方程總物料衡算：V=118

2.提餾段操作線方程

總物料衡算：L’=V’+W

易揮發(fā)組分:L’xm=V’ym

+1+WxW提餾段操作線方程:精餾段操作線交對(duì)角線于點(diǎn)a(xD,xD),提餾段操作線交對(duì)角線于點(diǎn)c(xW,xW).

2.提餾段操作線方程總物料衡算：L’=V’+W易119四.進(jìn)料熱狀況的影響及q線方程

a.溫度低于泡點(diǎn)的過冷液體；

b.溫度等于泡點(diǎn)的飽和液體；

c.溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣、液混合物；

d.溫度等于露點(diǎn)的飽和蒸汽；

e.溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸汽。引入塔內(nèi)的原料有5種熱狀況:四.進(jìn)料熱狀況的影響及q線方程a.溫度低于泡點(diǎn)的過冷120

總物料衡算：F+L+V’=L’+V總熱量衡算：FIF+LIL+V’IV’=L’IL’+VIVV-V’=F-（L’-L）q—進(jìn)料熱狀況參數(shù)L’=L+qFV’=V-（1-q）F總物料衡算：F+L+V’=L’+V總熱量衡算：FIF121

精餾段物料衡算:Vy=Lx+DxD提餾段物料衡算:V’y=L’x-WxW

聯(lián)立求解,得:(q線方程)(兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程)與對(duì)角線交點(diǎn)e(xF,xF)特點(diǎn)斜率為精餾段物料衡算:Vy=Lx+DxD提餾段物料衡算:V122

進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓值q值q線斜率冷液進(jìn)料IF＜ILq＞1＋飽和液進(jìn)料IF＝ILq＝1∞氣液混合進(jìn)料IL＜IF＜IV0＜q＜1－飽和蒸汽進(jìn)料IF＝IV

q＝00過熱蒸汽進(jìn)料IF＞IV

q＜0＋

*進(jìn)料越冷，按順時(shí)針方向，q線越向?qū)蔷€靠攏。進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓值q值q線斜率冷液進(jìn)料IF＜ILq123五.理論板層數(shù)的求法

1、逐板計(jì)算法：通常是從塔頂開始進(jìn)行計(jì)算，因塔頂為全凝器,則:

y1=xD

根據(jù)理論板的概念x1與y1互成平衡:y2與x1關(guān)系遵循操作線方程:交替使用上述兩方程式逐板計(jì)算,直至xn≤xq,換提餾段操作線方程,繼續(xù)交替使用平衡關(guān)系和提餾段操作線方程,直至xn≤XW,理論板數(shù)N=n-1.(再沸器相當(dāng)于一塊理論板)五.理論板層數(shù)的求法1、逐板計(jì)算法：通常是從塔頂開始進(jìn)行124

2.圖解法(Mccabe-Thiele圖解法)圖解法本質(zhì)與逐板計(jì)算法一樣,只是將平衡關(guān)系和操作線方程用圖線形式表示,在平衡線和操作線間畫梯級(jí)求理論板數(shù),梯級(jí)數(shù)即為理論板數(shù).*當(dāng)梯級(jí)跨越兩操作線交點(diǎn)時(shí)要及時(shí)換操作線,這樣對(duì)一定的分離任務(wù),所需理論板數(shù)最少.2.圖解法(Mccabe-Thiele圖解法)圖解法本125

例:用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0.44（摩爾分率，以下同）的苯—甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體。（2）原料為液化率等于1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg；甲苯的汽化熱為360kJ/kg。苯—甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見圖1-1。例:用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0126

127六.回流比的影響與選擇

1.全回流

全回流特點(diǎn):D=0,R=L/D=∞

此時(shí)操作線與對(duì)角線重合(yn+1=xn)，操作線與平衡線間的距離最大，過程推動(dòng)力最大，完成指定任務(wù)所需的理論塔板數(shù)最少.

最少理論板數(shù):六.回流比的影響與選擇1.全回流全回流特點(diǎn):此時(shí)操作1282.最小回流比

yqxq

R↓，XD/(R+1)↑，操作線上移，當(dāng)兩操作線的交點(diǎn)正好落在平衡線上時(shí)，此時(shí)的回流比為最小回流比

2.最小回流比yqxqR↓，XD/(R+1)↑，操作129

對(duì)某些非理想溶液,平衡線出現(xiàn)明顯下凹時(shí):對(duì)某些非理想溶液,平衡線出現(xiàn)明顯下凹時(shí):1303.適宜回流比的選擇

精餾的設(shè)備費(fèi)包括精餾塔,再沸器,冷凝器等的設(shè)備折舊費(fèi).操作費(fèi)用與塔內(nèi)上升蒸氣量有關(guān):V=(R+1)DV’=V-(1-q)F當(dāng)F,q,D一定時(shí),V和V’隨著R的增大而增大,即R增大,操作費(fèi)增加.適宜回流比3.適宜回流比的選擇精餾的設(shè)備費(fèi)包括精餾塔,再沸器,131

七.簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)

回歸方程式:Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X七.簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)回歸方程式:Y=0.545827-132八.直接蒸汽加熱情況下理論板數(shù)的計(jì)算

直接蒸汽加熱時(shí)精餾段操作線與常規(guī)塔的相同,q線也不變.提餾段物料衡算:聯(lián)立求解上兩式,可得提餾段操作線方程:八.直接蒸汽加熱情況下理論板數(shù)的計(jì)算直接蒸汽加熱時(shí)精餾段133

134九.塔高和塔徑的計(jì)算

1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)HTZ—塔的有效段高度;HT—板間距2.塔徑的計(jì)算九.塔高和塔徑的計(jì)算1.塔高的計(jì)算Z=(NP-1)135塔板效率

1.全塔效率(總板效率)全塔效率是指達(dá)到指定分離效果所需理論板層數(shù)與實(shí)際板層數(shù)的比值。2.單板效率默弗里(Murphree)板效率:

塔板效率1.全塔效率(總板效率)全塔效率是指達(dá)到指定分136十.精餾裝置的熱量衡算

1.冷凝器的熱量衡算對(duì)塔頂冷凝器(全凝器)進(jìn)行熱量衡算:QC—冷凝器帶出的熱量(冷凝器的熱負(fù)荷),冷卻劑的消耗量:kJ/h.十.精餾裝置的熱量衡算1.冷凝器的熱量衡算對(duì)塔頂冷凝器(137

2.再沸器的熱量衡算對(duì)再沸器進(jìn)行熱量衡算:QB—再沸器的熱負(fù)荷,kJ/h.加熱蒸汽用量:2.再沸器的熱量衡算對(duì)再沸器進(jìn)行熱量衡算:QB—再沸器138雙組分精餾的操作型計(jì)算

回流比增加對(duì)精餾結(jié)果的影響雙組分精餾的操作型計(jì)算回流比增加對(duì)精餾結(jié)果的影響1396.6間歇精餾

間歇精餾的特點(diǎn):間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)過程;(2)間歇精餾塔只有精餾段.間歇精餾的操作方式:(1)維持餾出液濃度恒定的操作(2)維持回流比恒定的操作(3)聯(lián)合方式操作6.6間歇精餾間歇精餾的特點(diǎn):間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)過程;間歇140

回流比保持恒定的間歇精餾

回流比保持恒定的間歇精餾141餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾確定理論板數(shù)餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾確定理論板數(shù)142第2章吸收

吸收:將混合氣體與一種適當(dāng)?shù)囊后w接觸，使其中一種或多種組分溶解于液體中，而使氣體混合物得以分離的操作。吸收進(jìn)行的依據(jù)：利用混合氣中各組分的溶解度不同而將氣體混合物分離。和蒸餾比較：相同點(diǎn)：都是均相混合物的分離操作，也都是傳質(zhì)過程不同點(diǎn)：物質(zhì)是單方向傳質(zhì)，且溫度遠(yuǎn)低于沸點(diǎn)。第2章吸收吸收:將混合氣體與一種適當(dāng)?shù)囊后w接觸，使其中一143

吸收劑：吸收過程所用的溶劑（S）

吸收質(zhì)：混合氣中能被溶劑吸收的組分（A）

惰性組分：混合氣中不能被溶劑吸收的組分（B）

吸收劑：吸收過程所用的溶劑（S）吸收質(zhì)：混合氣中能被溶144吸收劑的選擇

1、具有良好的選擇性;2、不具揮發(fā)性,蒸氣壓低;3、吸收劑粘度要低，有利于傳質(zhì)，且有利于降低泵的功耗;

4、化學(xué)性能穩(wěn)定5、既經(jīng)濟(jì)又安全，價(jià)廉、易得、無毒、不易燃燒

吸收劑的選擇1、具有良好的選擇性;2、不具揮發(fā)性,蒸氣壓低145吸收操作的分類

按有無化學(xué)變化化學(xué)吸收物理吸收按吸收組分的多少單組分吸收多組分吸收按吸收過程溫度變化等溫吸收非等溫吸收按含量的高低低濃度吸收高濃度吸收吸收操作的分類按有無化學(xué)變化化學(xué)吸收物理吸收按吸收組分的146

*重點(diǎn)介紹低組成單組分等溫物理吸收吸收過程：當(dāng)氣相中溶質(zhì)的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)便由氣相向液相轉(zhuǎn)移。解吸（脫吸）是吸收的逆過程，如果氣相中溶質(zhì)的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)便由液相向氣相轉(zhuǎn)移。*重點(diǎn)介紹低組成單組分等溫物理吸收吸收過程：當(dāng)氣相中溶質(zhì)的1472.1氣體吸收的相平衡關(guān)系

.氣體在液體中的溶解度當(dāng)氣液兩相達(dá)到溶解平衡時(shí)，氣相中溶質(zhì)的分壓稱平衡分壓，用PA*表示；而液相中溶質(zhì)的濃度稱氣體在液體中的飽和濃度或溶解度。影響溶解度的因素:①不同物質(zhì)在同一溶劑中的溶解度不同，同一物質(zhì)在不同的溶劑中的溶解度不同。②t↑，溶解度↓（PA一定）。③P↑，溶解度↑；P↓，溶解度↓（t一定,y不變）。*加壓降溫有利于吸收.2.1氣體吸收的相平衡關(guān)系.氣體在液體中的溶解度當(dāng)氣液兩148二.亨利定律

E——亨利系數(shù)，KPa或Pa。t↑,E↑;氣體的E越大,溶解度越小亨利定律的其它表示方法:H—溶解度系數(shù)，kmol/(kN.m)易溶氣體有較大的H.對(duì)于稀溶液：二.亨利定律E——亨利系數(shù)，KPa或Pa。t↑,E149二.亨利定律

m—相平衡常數(shù)t↑,m↑;P↑,m↓溶質(zhì)在氣、液相的組成分別都有摩爾分?jǐn)?shù)表示：二.亨利定律m—相平衡常數(shù)t↑,m↑;P↑,m↓溶150

用比摩爾分率(摩爾比)表示相組成:或?qū)Φ蜐舛热芤?用比摩爾分率(摩爾比)表示相組成:或?qū)Φ蜐舛热芤?151

三、相平衡關(guān)系在吸收過程中的應(yīng)用

1.判斷過程進(jìn)行的方向3.指明過程進(jìn)行的極限2.確定過程的推動(dòng)力*吸收過程進(jìn)行的必要條件是或三、相平衡關(guān)系在吸收過程中的應(yīng)用1.判斷過程進(jìn)行的方向1522.2傳質(zhì)機(jī)理與吸收速率

單相內(nèi)傳質(zhì)基本形式分子擴(kuò)散:憑借流體分子無規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)而渦流擴(kuò)散:憑借流體質(zhì)點(diǎn)的宏觀位移傳遞物質(zhì)一.分子擴(kuò)散與菲克定律擴(kuò)散通量(J):單位時(shí)間內(nèi)通過垂直于擴(kuò)散方向的單位截面積擴(kuò)散的物質(zhì)量,kmol/(m2.s)菲克定律的表達(dá)式:DAB—組分A在組分B中的擴(kuò)散系數(shù),m2/sDAB=DBA=D傳遞物質(zhì)2.2傳質(zhì)機(jī)理與吸收速率單相內(nèi)傳質(zhì)基本形式分子擴(kuò)散:憑借153二.氣相中的穩(wěn)態(tài)分子擴(kuò)散

12傳質(zhì)速率N:在任一固定的空間位置上,單位時(shí)間內(nèi)通過垂直于傳遞方向的單位面積上傳遞的物質(zhì)量.等分子反向擴(kuò)散有:定態(tài)過程N(yùn)A是一常數(shù),積分上式,得:1、等分子反向擴(kuò)散二.氣相中的穩(wěn)態(tài)分子擴(kuò)散12傳質(zhì)速率N:在任一固定的空間1542、一組分通過另一停滯組分的擴(kuò)散

組分A的傳質(zhì)速率NA:N—總體流動(dòng)通量又JA=-JBNA=N積分得:2、一組分通過另一停滯組分的擴(kuò)散組分A的傳質(zhì)速率NA:N—155三.分子擴(kuò)散系數(shù)

擴(kuò)散系數(shù),m2/s氣體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T,P變化關(guān)系:液體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T變化關(guān)系:三.分子擴(kuò)散系數(shù)擴(kuò)散系數(shù),m2/s氣體中的擴(kuò)散系數(shù)隨T156四.對(duì)流傳質(zhì)

渦流擴(kuò)散速率表達(dá)式:De—渦流擴(kuò)散系數(shù),m2/s,它不是物性參數(shù)對(duì)流傳質(zhì)總的傳質(zhì)通量:對(duì)流傳質(zhì)是指發(fā)生在運(yùn)動(dòng)著的流體與相界面之間的傳質(zhì)過程,是分子擴(kuò)散與渦流擴(kuò)散兩種傳質(zhì)作用的總和.四.對(duì)流傳質(zhì)渦流擴(kuò)散速率表達(dá)式:De—渦流擴(kuò)散系數(shù),m157五、吸收過程的機(jī)理

雙膜理論雙膜理論基本論點(diǎn):1.直接接觸的氣液兩相間存在一個(gè)穩(wěn)定的相界面，界面兩側(cè)分別存在一個(gè)很薄的流體膜——?dú)饽ず鸵耗?。吸收質(zhì)以分子擴(kuò)散方式通過此兩層膜。2.在相界面處氣液兩相互成平衡,無擴(kuò)散阻力。3.在氣液兩相主體中，由于流體充分湍動(dòng)混合，吸收質(zhì)濃度均勻，沒有濃度差，也沒有傳質(zhì)阻力.五、吸收過程的機(jī)理雙膜理論雙膜理論基本論點(diǎn):1.直接接觸的158六.吸收速率方程式

1.氣膜吸收速率方程令則:kG——?dú)饽の障禂?shù)，kmol/(m2·s.kPa)其他表達(dá)形式:吸收速率:單位相際傳質(zhì)面積上單位時(shí)間內(nèi)吸收的溶質(zhì)量六.吸收速率方程式1.氣膜吸收速率方程令則:kG——159

2.液膜吸收速率方程kL(=)——液膜吸收系數(shù)，m/s其他表達(dá)形式:2.液膜吸收速率方程kL(=160吸收過程的總吸收速率方程

1.相界面上的組成與平衡線交點(diǎn)吸收過程的總吸收速率方程1.相界面上的組成與平衡線交點(diǎn)161

2.氣相總吸收速率方程或其它表達(dá)形式:溶質(zhì)濃度很低時(shí):對(duì)于易溶氣體為氣膜控制:2.氣相總吸收速率方程或其它表達(dá)形式:溶質(zhì)濃度很低時(shí):對(duì)162

3.液相總吸收速率方程其它表達(dá)形式:對(duì)于稀溶液:對(duì)于難溶氣體為液膜控制:3.液相總吸收速率方程其它表達(dá)形式:對(duì)于稀溶液:對(duì)于難溶163

4.影響吸收速率的因素(1)吸收系數(shù)：要增大吸收系數(shù)，必須減少膜的厚度，增大流體的流速，使流體強(qiáng)烈地?cái)噭?dòng)。對(duì)氣膜控制的吸收過程，要增大氣速，增加氣體總壓；對(duì)液膜控制的吸收過程，要增大液體的流速，使液體強(qiáng)烈地?cái)噭?dòng)。(2)吸收推動(dòng)力：要增大吸收推動(dòng)力，采用溶解度大的吸收劑、降低吸收溫度、增壓。(3)氣液接觸面積：要使氣液接觸面積增大，必增大氣、液體的分散度、選用高效填料。4.影響吸收速率的因素(1)吸收系數(shù)：要增大吸收系數(shù)，1642.3吸收塔的計(jì)算

一.物料衡算和操作線方程全塔物料衡算:

VY1+LX2=VY2+LX1

即：V（Y1-Y2）=L（X1-X2）V——惰性氣的摩爾流量，kmol/hL——純吸收劑的摩爾流量，kmol/hY1、Y2——進(jìn)、出塔氣相中吸收質(zhì)的摩爾比。X2、X1——進(jìn)、出塔液相中吸收質(zhì)的摩爾比。溶質(zhì)吸收率為:則塔底吸收液中溶質(zhì)濃度2.3吸收塔的計(jì)算一.物料衡算和操作線方程全塔物料衡算165

MM′與塔底的物料衡算式:VY1+LX=VY+LX1

操作線方程:或MM′與塔頂?shù)奈锪虾馑闶?

VY+LX2=VY2+LX

則操作線方程:*操作線為線性方程,斜率為L(zhǎng)/V(操作的液氣比).操作線離平衡線越遠(yuǎn),吸收的推動(dòng)力越大.MM′與塔底的物料衡算式:VY1+LX=VY+LX1166二.吸收劑用量的決定

分析:L↑→L/V↑→X1↓→ΔX1↑,推動(dòng)力增加；對(duì)一定的分離任務(wù)，則所需吸收面積減少，設(shè)備尺寸減少，但L↑，處理量大，故L不能太大。若L↓→L/V↓→X1↑→ΔX1↓→吸收面積↑→設(shè)備尺寸↑→設(shè)備費(fèi)用↑最小液氣比的求解:一般情況:平衡關(guān)系符合亨利定律特殊情況:吸收操作適宜的液氣比:二.吸收劑用量的決定分析:L↑→L/V↑→X1↓→ΔX167三.塔徑的計(jì)算

塔徑:u—空塔氣速,m/s.混合氣體的體積流量一般以塔底氣量為依據(jù).三.塔徑的計(jì)算塔徑:u—空塔氣速,m/s.混合氣體的體積168四.吸收塔填料層高度的計(jì)算

塔高計(jì)算的基本關(guān)系式:積分得:氣相總傳質(zhì)單元數(shù):氣相總傳質(zhì)單元高度:Z=傳質(zhì)單元高度×傳質(zhì)單元數(shù)四.吸收塔填料層高度的計(jì)算塔高計(jì)算的基本關(guān)系式:積分得:氣169

傳質(zhì)單元數(shù)反映吸收過程的難度:任務(wù)所要求的氣體組成變化越大,過程的平均推動(dòng)力越小,則意味著過程難度越大,所需的傳質(zhì)單元數(shù)也就越大.傳質(zhì)單元高度由過程的條件所決定:氣相總體積吸收系數(shù)越大,傳質(zhì)單元高度就越小.反映傳質(zhì)阻力的大小,填料性能的優(yōu)劣及潤(rùn)濕情況的好壞.(KYa的單位為kmol/m3.s)傳質(zhì)單元數(shù)反映吸收過程的難度:任務(wù)所要求的氣體組成變化越170傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算

1.脫吸因素法由平衡關(guān)系式:Y*=mX+b,操作線方程:令,S稱為脫吸因素,則積分:傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算1.脫吸因素法由平衡關(guān)系式:Y*=mX+171

NOG與S,有關(guān):值的大小反映了溶質(zhì)吸收率的高低,↑，則Y2↓，越大,對(duì)應(yīng)一定S的NOG就越大.脫吸因素S反映了吸收過程推動(dòng)力的大小.S↑，吸收操作線越靠近平衡線，吸收推動(dòng)力↓，則NOG越大液相總傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算式NOG與S,有關(guān):值的大小反映了溶質(zhì)吸收率的高低,↑172

2.對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法*適用范圍:氣液平衡關(guān)系為線性關(guān)系當(dāng)時(shí),當(dāng)平衡線與操作線平行時(shí),為常數(shù)2.對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法*適用范圍:氣液平衡關(guān)系為線性關(guān)系當(dāng)173

例:在常壓填料吸收塔中,用清水吸收廢氣中的氨氣,廢氣流量為2500m3/h(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下),其中氨濃度為0.02(摩爾分?jǐn)?shù)),要求回收率不低于98%,若水用量為3.6m3/h,操作條件下平衡關(guān)系為Y=1.2X,氣相總傳質(zhì)單元高度HOG為0.7m,則求填料層高度為若干m.例:在常壓填料吸收塔中,用清水吸收廢氣中的氨氣,廢氣174

3.圖解積分法根據(jù)定積分的幾何意義表示:NOG數(shù)值上等于曲線與橫坐標(biāo)及Y=Y1,Y=Y2所圍成的面積.4.數(shù)值積分法辛普森公式:式中n可取任意偶數(shù),步長(zhǎng)3.圖解積分法根據(jù)定積分的幾何意義表示:NOG數(shù)值上等175

5.梯級(jí)圖解法求解依據(jù):一個(gè)氣相總傳質(zhì)單元中有:5.梯級(jí)圖解法求解依據(jù):一個(gè)氣相總傳質(zhì)單元中有:176

例:在一填料層高度為5m的填料塔內(nèi)，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵腥苜|(zhì)組分。當(dāng)液氣比為1.0時(shí)，溶質(zhì)回收率可達(dá)90%。在操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y=0.5X?，F(xiàn)改用另一種性能較好