1、第1章 蒸馏(下册) 1.1 概述蒸馏蒸馏是通过加热造成气液两相物系, 利用物系中各组分挥发度不同的特性以实现分离的单元操作.蒸馏的特点蒸馏的特点:(1)通过蒸馏操作可以直接获得所需要的组分。(2)在蒸馏过程中需消耗大量的能量。蒸馏进行的依据：蒸馏进行的依据：混合物中各组分挥发性的差异。挥发性的辨别：同一T下，饱和蒸汽压不同； 同一P下，沸点不同。1.1 概述 蒸馏简单蒸馏平衡蒸馏精馏特殊精馏两组分多组分常压加压减压连续蒸馏间歇蒸馏蒸馏的分类*重点介绍常压下两组分连续精馏1.2 两组分溶液的气液平衡 一. 理想物系的气液平衡相律相律:表示平衡物系中的自由度数、相数及独立组分数间的关系:F =
2、C P + 2 对于两组分的气液平衡物系, 其自由度数为2, 在气液平衡中可变化的参数为温度t、压强p、一组分在液相和气相中的组成x和y，因此在此4个变量中任意规定其中2个变量，则此平衡物系的状态也就被唯一确定了。 理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律 : AAAxpp0)1 (00ABBBBxpxpppA溶液上方组分的平衡分压，Pa； -纯组分的饱和蒸气压，由安托尼方程或手册查得； 0Ap理想溶液-各组分分子之间的作用力相等的溶液。A、B之间的作用力等于A-A、B-B的作用力。 泡点方程 :000BABApppPx露点方程 :PxpPpyAAAA0ctBApolog安托尼(Antoine)方
3、程挥发度与相对挥发度 混合液中各组分挥发度挥发度: AAAxpvBBBxpv对于理想溶液和纯组分的挥发度挥发度为该组分的饱和蒸汽压相对挥发度相对挥发度:溶液中两组分挥发度之比，以表示,通常以易挥发组分的挥发度为分子. BAvvBABAxxyy相平衡方程相平衡方程:xxy) 1(1* 1， 越大, 组分越易分离, =1混合物系不能用普通精馏分离二. 气液平衡相图 由两条线划分为三个区。液相线：泡点线；气相线：露点线；三个区：液相区、气液平衡区、气相区。三. 总压对气液平衡的影响 当P则液相分子进入气相需更大的能量，因此，汽化变的不易。 当总压改变后,泡点线和露点线都会发生改变. P增大, 气液两
4、相区变窄, 变小, 分离变得困难.在x-y相图中, P增大,平衡线向对角线靠拢.四四.两组分非理想溶液的气两组分非理想溶液的气-液平衡液平衡 正偏差溶液正偏差溶液：相异分子间的排斥倾向起了主导作用，使溶液的两个组分的平衡分压都比拉乌尔定律所预计的高，正偏差严重时形成具有最低恒沸点的溶液.负偏差溶液负偏差溶液：相异分子间的吸引力大，使得溶液的两个组分的平衡分压都比拉乌尔定律所预计的低，负偏差严重时形成具有最高恒沸点的溶液. 1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏 一一. 平衡蒸馏平衡蒸馏1. 物料衡算:总物料衡算: F= D + W易挥发组分衡算: FxF = Dy + Wx联立上两式,得:11qxxqqy
5、F其中 q= W/F（液化分率） 2. 热量衡算加热器的热负荷:)(FPtTFcQFrqtTFceP)1 ()(又则料液离开加热器的温度为PecrqtT)1 ( 3.气液平衡关系xxy) 1(1te=f(x)二. 简单蒸馏（微分蒸馏） 在d时间内作物料衡算：总物料: dD= -dL易挥发组分:Lx = (L+dL)(x+dx) + ydD由上两式, 可得:xydxLdL积分上式: (积分边界条件为: L=F,x=x1;L=W,x=x2)12lnxxxydxWF将xxy) 1(1代入,得:11lnln11ln1221xxxxWF1.4 精馏原理 通过多次的部分汽化和多次的部分冷凝, 最终可以获得
6、几乎纯的易挥发组分和难挥发组分一. 精馏原理二. 连续精馏流程 精馏塔精馏段提馏段实现连续精馏的条件:塔顶要有回流,塔底要有再沸器1.5 两组分连续精馏的计算计算要解决的问题计算要解决的问题:(1)确定产品的流量或组成；(2)确定完成一定分离任务所需要的塔板数；(3)塔板选型，塔高、塔径的计算；(4)冷凝器、再沸器的热负荷。计算依据：计算依据：气液相平衡、物料衡算、热量衡算1.5 两组分连续精馏的计算 一. 理论板的概念与恒摩尔流假定理论板理论板是一个理想化的塔板，即不论进入塔板的气液组成如何，在塔板上充分混合和接触与传质的最终结果表现为离开该板的气液两相在传热，传质两方面都达到平衡状态，两相
7、的温度相等，组成互成平衡。恒摩尔气流:在精馏操作中,在精馏段或提馏段内,每块塔板上升的气相摩尔流量相等。V1=V2=V3=Vn=V21.VVVVn恒摩尔液流:在精馏操作中,在精馏段或提馏段内，每块塔板下降的液相摩尔流量相等。 21.LLLLnL1=L2=L3=Ln=L二. 全塔物料衡算 总物料衡算：F = D + W轻组分衡算: F.xF=DxD + WxWWDWFxxxxFDWDFDxxxxFW馏出液采出率 馏残液采出率D/F+ W/F=1%100FDDFxDx轻组分的回收率重组分的回收率%100)1 ()1 (FWWxFxW三. 操作线方程 1精馏段操作线方程 总物料衡算：V = L +
8、D 易挥发组分衡算:Vyn+1=Lxn + DxD DnnxDLDxDLLy1令R=L/D（R即为回流比回流比）DnnxRxRRy1111精馏段操作线方程L=RDV=L+D=(R+1)D操作线为直线, 其斜率R/(R+1)，截距xD/(R+1)。 2.提馏段操作线方程 总物料衡算：L= V+ W 易挥发组分:Lxm= Vym +1+W xW wmmxWLWxWLLy1提馏段操作线方程:精馏段操作线交对角线于点a (xD, xD), 提馏段操作线交对角线于点c(xW, xW). 四. 进料热状况的影响及q线方程 a.温度低于泡点的过冷液体； b.温度等于泡点的饱和液体； c.温度介于泡点和露点之
9、间的气、液混合物； d.温度等于露点的饱和蒸汽； e.温度高于露点的过热蒸汽。引入塔内的原料有5种热状况: 总物料衡算：F+L+V=L+V总热量衡算： FIF + LIL+ VIV = LIL + VIVV-V= F -（L-L） q进料热状况参数 L=L+qF V=V-（1-q）FLFVILLFIILLF)()(FLLIIIIqLVFV原料液的千摩尔汽化热的热量进料变为饱和蒸气所需将 Kmolq1 精馏段物料衡算: Vy=Lx+DxD提馏段物料衡算: Vy=Lx - WxW 联立求解,得:11qxxqqyF(q线方程)(两操作线交点的轨迹方程)与对角线交点e(xF, xF)特点特点斜率为1q
10、q 进料热状况进料热状况进料的焓值进料的焓值q 值值q 线斜率线斜率冷液进料IF ILq 1饱和液进料IF ILq 1气液混合进料IL IFIV0q 1饱和蒸汽进料IF IV q 00过热蒸汽进料IF IV q 0 *进料越冷，按顺时针方向，进料越冷，按顺时针方向，q线越向对角线靠拢。线越向对角线靠拢。五. 理论板层数的求法 1、逐板计算法：通常是从塔顶开始进行计算，因塔顶为全凝器, 则: y1 =xD 根据理论板的概念 x1与y1互成平衡 :y2与x1 关系遵循操作线方程: DnnxRxRRy1111nnnyyx) 1(交替使用上述两方程式逐板计算, 直至 xnxq ,换提馏段操作线方程,
11、继续交替使用平衡关系和提馏段操作线方程,直至 xnXW, 理论板数N=n-1.(再沸器相当于一块理论板) 2. 图解法(Mccabe-Thiele图解法)图解法本质与逐板计算法一样, 只是将平衡关系和操作线方程用图线形式表示, 在平衡线和操作线间画梯级求理论板数, 梯级数即为理论板数.*当梯级跨越两操作线交点时要及时换操作线, 这样对一定的分离任务,所需理论板数最少. 例:用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯为0.44（摩尔分率，以下同）的苯甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235。操作回流比为3.5。试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置
12、。（1）原料液为20的冷液体。（2）原料为液化率等于1/3的气液混合物。 已知数据如下：操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg；甲苯的汽化热为360kJ/kg。苯甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图见图1-1。 六. 回流比的影响与选择 1. 全回流 全回流特点: D=0, R =L/D= 此时操作线与对角线重合(yn+1=xn)，操作线与平衡线间的距离最大，过程推动力最大，完成指定任务所需的理论塔板数最少. 1lg11lgmin mWWDDxxxxN最少理论板数:2. 最小回流比 yqxqqDqDxxyxRR1minmin R，XD/(R+1) ，操作线上移，当两操作线的交点正好落在平衡线
13、上时，此时的回流比为最小回流比 qqqDxyyxRminqqqxxy) 1(1 对某些非理想溶液, 平衡线出现明显下凹时:3. 适宜回流比的选择 精馏的设备费包括精馏塔, 再沸器, 冷凝器等的设备折旧费. 操作费用与塔内上升蒸气量有关:V=(R+1)DV=V-(1-q)F当F, q, D一定时, V和V随着R的增大而增大, 即R增大,操作费增加.min)0 . 21 . 1 (RR 适宜回流比 七.简捷法求理论板数 回归方程式: Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X八. 直接蒸汽加热情况下理论板数的计算 直接蒸汽加热时精馏段操作线与常规塔的相同, q线也不变.提馏段物
14、料衡算:WVVL0wmmWxyVyVxL100联立求解上两式,可得提馏段操作线方程:wmmxVWxVWy001 九. 塔高和塔径的计算 1. 塔高的计算Z = (NP-1) HTZ塔的有效段高度; HT板间距2. 塔径的计算vmSVMV3600uVDS4 塔板效率 1. 全塔效率(总板效率)全塔效率是指达到指定分离效果所需理论板层数与实际板层数的比值。 %100PTTNNE1*1nnnnnMVyyyyE2. 单板效率默弗里 (Murphree) 板效率: *11nnnnnMLxxxxE)1 (MLMLMLMVELmVEEE十. 精馏装置的热量衡算 1.冷凝器的热量衡算对塔顶冷凝器(全凝器)进行
15、热量衡算:LDVCQQQQQC冷凝器带出的热量(冷凝器的热负荷), )() 1(LDVDCIIDRQ冷却剂的消耗量:)(12ttCQWPCCkJ/h. 2. 再沸器的热量衡算对再沸器进行热量衡算:QB再沸器的热负荷, kJ/h.加热蒸汽用量:rQWBhLLMLWVWBQILWIIVQLLWVWBQIIVQ)(21BBBhIIQW双组分精馏的操作型计算 回流比增加对精馏结果的影响6.6 间歇精馏 间歇精馏的特点:(1)间歇精馏为非稳态过程;(2) 间歇精馏塔只有精馏段.间歇精馏的操作方式:(1) 维持馏出液浓度恒定的操作(2) 维持回流比恒定的操作(3) 联合方式操作 回流比保持恒定的间歇精馏
16、馏出液组成恒定时的间歇精馏确定理论板确定理论板数数第2章 吸收 吸收吸收:将混合气体与一种适当的液体接触，使其中一种或多种组分溶解于液体中，而使气体混合物得以分离的操作。吸收进行的依据：吸收进行的依据：利用混合气中各组分的溶解度不同而将气体混合物分离。和蒸馏比较：和蒸馏比较：相同点：相同点：都是均相混合物的分离操作，也都是传质过程不同点：不同点：物质是单方向传质，且温度远低于沸点。 吸收剂吸收剂：吸收过程所用的溶剂（S） 吸收质吸收质：混合气中能被溶剂吸收的组分（A） 惰性组分惰性组分：混合气中不能被溶剂吸收的组分（B） 吸收剂的选择吸收剂的选择 1、具有良好的选择性;2、不具挥发性,蒸气压低
17、; 3、吸收剂粘度要低，有利于传质，且有利于降低泵的功耗; 4、化学性能稳定 5、既经济又安全，价廉、易得、无毒、不易燃烧 吸收操作的分类 按有无化学变化 化学吸收物理吸收按吸收组分的多少 单组分吸收多组分吸收按吸收过程温度变化 等温吸收非等温吸收按含量的高低 低浓度吸收 高浓度吸收 *重点介绍低组成单组分等温物理吸收吸收过程：吸收过程：当气相中溶质的实际分压高于与液相成平衡的溶质分压时，溶质便由气相向液相转移。解吸（脱吸）解吸（脱吸）是吸收的逆过程，如果气相中溶质的实际分压低于与液相成平衡的溶质分压时，溶质便由液相向气相转移。2.1气体吸收的相平衡关系 . 气体在液体中的溶解度气体在液体中的
18、溶解度当气液两相达到溶解平衡时，气相中溶质的分压称平衡分压平衡分压，用PA*表示；而液相中溶质的浓度称气体在液体中的饱和浓度饱和浓度或溶解溶解度度。影响溶解度的因素影响溶解度的因素:不同物质在同一溶剂中的溶解度不同，同一物质在不同的溶剂中的溶解度不同。t，溶解度（PA一定）。P，溶解度；P，溶解度（t一定, y不变）。*加压降温有利于吸收.二. 亨利定律 iiExp *E亨利系数， KPa或 Pa。t,E ; 气体的E 越大,溶解度越小亨利定律的其它表示方法亨利定律的其它表示方法:Hcpii*H溶解度系数，kmol/(kN.m)SEMH易溶气体有较大的H.SASiEMMMcH)(对于稀溶液：二
19、. 亨利定律 m相平衡常数PEm t, m; P, miimxy *溶质在气、液相的组成分别都有摩尔分数表示： iimXY *用比摩尔分率(摩尔比)表示相组成 :xxX1yyY1或XXx1YYy1对低浓度溶液:iiiXmmXY)1 (1* 三、相平衡关系在吸收过程中的应用 1. 判断过程进行的方向3. 指明过程进行的极限2. 确定过程的推动力*吸收过程进行的必要条件是*AApp或*AAyy2.2 传质机理与吸收速率 单相内传质基本形式单相内传质基本形式分子扩散分子扩散:凭借流体分子无规则热运动而涡流扩散涡流扩散:凭借流体质点的宏观位移传递物质一一. 分子扩散与菲克定律分子扩散与菲克定律扩散通量
20、扩散通量(J):单位时间内通过垂直于扩散方向的单位截面积扩散的物质量, kmol/(m2.s)菲克定律的表达式菲克定律的表达式:dzdcDJAABADAB组分A在组分B中的扩散系数, m2/sDAB=DBA=D传递物质二. 气相中的稳态分子扩散 12传质速率传质速率N:在任一固定的空间位置上, 单位时间内通过垂直于传递方向的单位面积上传递的物质量.dzdcDJNAABAA等分子反向扩散有:定态过程NA是一常数, 积分上式, 得:)(21AAAcczDN)(21AAAppRTzDN1、等分子反向扩散2、一组分通过另一停滞组分的扩散 组分A的传质速率NA:ccNJNAAAN总体流动通量0ccNJN
21、BBB又JA=-JBNA=NdzdcccDcNAAA积分得:)(21AABmAcczcDcN1212lnBBBBBmccccc)(21AABmAppRTzpDpN12lnBBAppRTzDpN1212lnBBBBBmpppppdzpdpRTDPdzdppPPRTDNBBAAA三. 分子扩散系数 扩散系数dzdcJDAA, m2/s气体中的扩散系数随T, P变化关系:5 . 1000TTppDD液体中的扩散系数随T变化关系:000TTDD 四. 对流传质 涡流扩散速率表达式:dzdcDJAEAEDe涡流扩散系数, m2/s, 它不是物性参数对流传质总的传质通量:dzdcDDJAEA)(对流传质是
22、指发生在运动着的流体与相界面之间的传质过程,是分子扩散与涡流扩散两种传质作用的总和.五、吸收过程的机理 双膜理论双膜理论双膜理论基本论点:1.直接接触的气液两相间存在一个稳定的相界面，界面两侧分别存在一个很薄的流体膜气膜和液膜。吸收质以分子扩散方式通过此两层膜。 2.在相界面处气液两相互成平衡,无扩散阻力。 3.在气液两相主体中，由于流体充分湍动混合，吸收质浓度均匀，没有浓度差，也没有传质阻力.六六. 吸收速率方程式吸收速率方程式 1. 气膜吸收速率方程)(AiABmGApppRTzDpNBmGGpRTzDpk令则:)(AiAGAppkNkG气膜吸收系数，kmol/(m2s.kPa)其他表达形
23、式:GyPkk)(iAAyAyykN吸收速率吸收速率:单位相际传质面积上单位时间内吸收的溶质量 2. 液膜吸收速率方程)(AAiSmLAccczcDN)(AAiLAcckNkL (= ) 液膜吸收系数，m/sSmLczcD其他表达形式:Lxckk )(AiAxAxxkN吸收过程的总吸收速率方程 1.相界面上的组成)()(AAiLAiAGAcckppkNGLAiAAiAkkccpp与平衡线交点),(AiAicpI 2.气相总吸收速率方程)(*AAGAppKNGLGkHkK111GLGkHkK111或其它表达形式:)1)(1 (*YYPKKGY溶质浓度很低时:PKKGY对于易溶气体为气膜控制:GG
24、kK)(*AAYAYYKN 3.液相总吸收速率方程)(*AALAccKNGLLkHkK11其它表达形式:)(*XXKNXA)1)(1 (*XXCKKLX对于稀溶液:CKKLX对于难溶气体为液膜控制:LLkK 4. 影响吸收速率的因素(1)吸收系数吸收系数：要增大吸收系数，必须减少膜的厚度，增大流体的流速，使流体强烈地搅动。对气膜控制的吸收过程，要增大气速，增加气体总压；对液膜控制的吸收过程，要增大液体的流速，使液体强烈地搅动。 (2)吸收推动力：吸收推动力：要增大吸收推动力，采用溶解度大的吸收剂、降低吸收温度、增压。 (3)气液接触面积：要使气液接触面积增大，必增大气、液体的分散度、选用高效填
25、料。2.3 吸收塔的计算 121YYYA一. 物料衡算和操作线方程全塔物料衡算: VY1+LX2 =VY2+LX1 即：V（Y1-Y2）=L（X1-X2）V惰性气的摩尔流量，kmol/hL纯吸收剂的摩尔流量，kmol/hY1、Y2进、出塔气相中吸收质的摩尔比。X2、X1进、出塔液相中吸收质的摩尔比。溶质吸收率为:则塔底吸收液中溶质浓度LYYVXX/ )(2121)1 (12AYY MM与塔底的物料衡算式 :VY1+LX =VY+LX1 操作线方程:11XVLYXVLY或MM与塔顶的物料衡算式: VY+LX2 =VY2+LX 则操作线方程:22)(YXXVLY*操作线为线性方程,斜率为L/V(操
26、作的液气比).操作线离平衡线越远,吸收的推动力越大. 二. 吸收剂用量的决定 分析:LL/VX1X1, 推动力增加；对一定的分离任务，则所需吸收面积减少，设备尺寸减少，但L，处理量大，故L不能太大。若LL/VX1X1吸收面积设备尺寸设备费用 最小液气比的求解:一般情况:2*121minXXYYVL平衡关系符合亨利定律2121minXmYYYVL特殊情况:吸收操作适宜的液气比:min)0 . 21 . 1 (VLVL2121minXXYYVL三.塔径的计算 uVDS4塔径:u空塔气速, m/s.混合气体的体积流量一般以塔底气量为依据.四.吸收塔填料层高度的计算 塔高计算的基本关系式:*YYdYa
27、KVdZY12*YYYYYdYaKVZ积分得:气相总传质单元数:12*YYOGYYdYN气相总传质单元高度:aKVHYOGZ=传质单元高度传质单元数OGOGHNZ OLOLHNZ aKLHXOL12*XXOLXXdXN 12*YYOGYYdYN传质单元数传质单元数反映吸收过程的难度:任务所要求的气体组成变化越大,过程的平均推动力越小,则意味着过程难度越大,所需的传质单元数也就越大.传质单元高度传质单元高度aKVHYOG由过程的条件所决定:气相总体积吸收系数aKY越大,传质单元高度就越小.aKY反映传质阻力的大小,填料性能的优劣及润湿情况的好坏.(KYa的单位为kmol/m3.s)传质单元数的计
28、算 1. 脱吸因素法由平衡关系式:Y*=mX+b, 操作线方程:22)(XYYLVX令LmVS , S称为脱吸因素, 则)1ln(11*22*21SYYYYSSNOG121212)()(22*YYYYYYOGbXYYLVmYdYbmXYdYYYdYN12)()1 (*22YYOGYSYYSdYN积分: *22*21YYYYNOG与S, 有关:值的大小反映了溶质吸收率的高低, ，则Y2， 越大,对应一定S的NOG就越大.脱吸因素脱吸因素S反映了吸收过程推动力的大小. S，吸收操作线越靠近平衡线，吸收推动力，则NOG越大液相总传质单元数的计算式*22*21YYYY*22*21YYYYA)1ln(1
29、1*11*21AYYYYAANOL 2.对数平均推动力法mOGYYYN21*22*11*22*112121ln)()(lnYYYYYYYYYYYYYm*适用范围:气液平衡关系为线性关系221YY当时,221YYYm当平衡线与操作线平行时,*YY 为常数*2221*1121YYYYYYYYNOG 例:在常压填料吸收塔中, 用清水吸收废气中的氨气, 废气流量为2500m3/h(标准状态下), 其中氨浓度为0.02(摩尔分数), 要求回收率不低于98%, 若水用量为3.6m3/h, 操作条件下平衡关系为Y=1.2X, 气相总传质单元高度HOG为0.7m, 则求填料层高度为若干m. 3. 图解积分法1
30、2*YYOGYYdYN根据定积分的几何意义表示:NOG数值上等于曲线*1)(YYYf与横坐标及Y=Y1,Y=Y2所围成的面积.4. 数值积分法辛普森公式:).(2).(43)(24213100nnnYYffffffffYdYYfn式中n可取任意偶数, 步长nYYYn0 5. 梯级图解法求解依据:一个气相总传质单元中有:21*)(YYYYm 例:在一填料层高度为5m的填料塔内，用纯溶剂吸收混合气中溶质组分。当液气比为1.0时，溶质回收率可达90%。在操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X。现改用另一种性能较好的填料，在相同的操作条件下，溶质回收率可提高到95%，试问此填料的体积吸收总系数为原填料的
31、多少倍？ 吸收塔的操作型计算 在现有的吸收塔中, 若以提高吸收率或降低气体出口组成为目标, 可采用:(1)提高传质推动力改变操作线位置改变平衡线位置(2)降低传质阻力提高传质系数增大有效比表面积五.理论板层数的计算 1.梯级图解法图解方法与精馏塔理论板求解相似, 在操作线与平衡线之间画梯级, 梯级数即为理论板数.2.解析法111*2121TTNNAAAYYYY相对吸收率mVLA A为吸收因素1ln1lnAANT或AYYNTlnln21或1)11ln(ln1*22*21AYYYYAANT塔高=理论板层数 等板高度2.4 吸收系数 一.吸收系数的测定根据填料层高度的计算式:mYYaKYYVZ)(2
32、1可得体积吸收总系数为:mPAmYYVGYZYYVaK)(21二.吸收系数的准数关联式 传质过程中的准数:(1)施伍德准数气相施伍德准数:DlpRTpkShBmGG液相施伍德准数:DlcckShSmLL(2)施密特准数DSC(3)雷诺准数0ReudeGGG4ReLLW4Re(4)伽利略准数223LglGa 气膜吸收系数的准数关联式)()(ReGGGScSh)()(ReGGBmGSclRTppDk适用范围:ReG=2103-3.5104 , ScG=0.6-2.5, p=10.1-303kPa第3章 蒸馏和吸收塔设备 3.1 概述塔设备应满足的基本原则基本原则:(1)气液两相充分接触,尽可能提供
33、大的传质面积和传质系数.(2)接近逆流,提高传质推动力.塔设备性能评价指标性能评价指标:(1)通量(2)分离效率(3)操作弹性 塔设备的类型:填料塔板式塔连续接触式逐级接触式3.2 板式塔 一. 板式塔的结构板式塔错流塔板逆流塔板 二. 板式塔的类型 三.塔板的流体力学特性 1.气液两相接触状态塔板上气液两相接触状态有四种：鼓泡、蜂窝、泡沫、喷射。其中泡沫、喷射是良好的塔板工作状态。鼓泡鼓泡：气泡量小, 两相接触面积主要是气泡表面. 泡沫：泡沫：气泡不断的发生碰撞和破裂，液体以泡沫的形式位于气泡间.喷射喷射：气速较大, 液体被破碎成小液滴. 容易引起液沫夹带.2.塔板压降 3. 塔板上气液两相
34、的非理想流动和塔的不正常操作(1) 返混现象雾沫夹带雾沫夹带(液沫夹带液沫夹带)：液沫被上升气流夹带至上层塔板.原因是空塔气速较大和板间距较小。液沫夹带量e0.1kg(液)/kg(气) 气泡夹带气泡夹带:气泡随着板上液流进入降液管，由于停留时间不够，而随液体进入下一层塔板。故停留时间应大于5秒。(2)气体与液体的不均匀分布(3)液泛液泛: 液体充满每块塔板之间的空间，阻碍了气体上升和液体下降，分夹带液泛和降液管液泛。(4)漏液：液体从小孔漏下，原因是气速太小和液面落差太大。工程上规定漏液不大于液体量的10%。 负荷性能图 (1)雾沫夹带线(2)液泛线(3)液相负荷上限线(4)漏液线(5)液相负
35、荷下限线四. 塔高和塔径的计算 1. 塔高的计算Z = (NP-1) HTZ塔的有效段高度; HT板间距2. 塔径的计算uVDs4max)8 . 06 . 0(uu VVLCumaxumax极限空塔气速, m/s; C负荷系数, m/s.2 . 02020CC 降液管类型降液管类型:圆形降液管(适用于小直径塔)弓形降液管(适用于大直径塔)降液管溢流方式降液管溢流方式:U形流单溢流双溢流阶梯式双溢流3.3 填料塔 填料塔的主要部件填料塔的主要部件:塔体, 填料,填料支撑板, 液体分布器,液体再分布器及气体,液体进出口接管.填料塔适用场合填料塔适用场合:处理量小, 有腐蚀性的物料及要求压降小的场合
36、一. 填料塔的结构与特点二. 填料 1. 填料特性比表面积比表面积:填料要求有较大的比表面积 空隙率空隙率 ：有较高的空隙率 填料因子填料因子/3干填料因子湿填料因子: 小, 流动阻力小2. 填料类型 填料种类实体填料网体填料按装填方式分乱堆填料整砌填料 2. 填料类型 三. 填料塔的流体力学性能 填料层的持液量填料层的持液量 :单位体积填料所持有的液体体积.的关系cstHHH气体通过填料层的气体通过填料层的压强降压强降 液泛气速(或泛点气速)的影响因素:(1)液气比(2)填料形状和大小. 小, 流动阻力小, 泛点气速增大.(3)气液的物理性质实际操作气速u=（0.60.8）umax泛点气速的求解 填料的润湿性能和液体喷淋密度填料的润湿性能和液体喷淋密度填料的润湿性能由填料的材质、表面形状及装填方法所决定喷淋密度喷淋密度U:单位时间单位塔截面上喷淋的液体体积最小喷淋密度的确定:minmin)(WLUmin)(WL-最小润湿速率, m3/(m.s) 塔径D的计算:uVDS4填料层的有效高度:OGOGNHZHETPNZT
