第二节 萃取设备的处理能力和效率 第六章 分离过程的节能 第七章 其它分离技术和分离过程的选择

第二节萃取设备的处理能力和效率 5.2.1萃取设备的处理能力和塔径 设备的特性速度 以喷洒塔为例进行分析。假定密度较小的相为连续相,密度较大的相为分散相。分 散相液滴在连续相中自由沉降,而连续相向上运动 设分散相空塔速度为l,连续相空塔速度为,分散相在塔内液体中所占的体积分率 即分散相的滞液分率为中,则分散相和连续相相对于塔壁的实际速度分别为u/y和 /(1-),两相的相对速度为 p1-φ 若忽略液滴间的相互影响,根据斯托克斯定律: ,=8dF 式中d-分散相液滴的平均直径; l-连续相液体粘度; P-分散相液体密度; Pn-液体混合物的平均密度,可由下式计算: Pm=paea +p 1-p) 将(5-23)代入(5-22)得 P 1-g)=u,(-) (5-24) 将式(5-21)与(5-24)合并,得: 对于式(5-24)和(5-25)引入特性速度u取代L1,得: 中(-)(-p) (5-26)

1 第二节 萃取设备的处理能力和效率 5．2．1 萃取设备的处理能力和塔径 一、设备的特性速度 以喷洒塔为例进行分析。假定密度较小的相为连续相，密度较大的相为分散相。分 散相液滴在连续相中自由沉降，而连续相向上运动 设分散相空塔速度为 d u ，连续相空塔速度为 c u ，分散相在塔内液体中所占的体积分率， 即分散相的滞液分率为 d ，则分散相和连续相相对于塔壁的实际速度分别为 d d u  和 uc d (1− ) ，两相的相对速度为 d C d d s u u u  − = + 1 (5-21) 若忽略液滴间的相互影响，根据斯托克斯定律： ( ) 18c P  d  m s gd u − = 2 (5-22) 式中 P d —分散相液滴的平均直径； c u —连续相液体粘度； d —分散相液体密度；  m－液体混合物的平均密度，可由下式计算： ( )  m =  dd + c 1−d （5-23） 将（5-23）代入（5-22）得： ( ) ( ) ( ) d t d P d c s u gd u      − = − − = 1 1 18 c 2 （5-24） 将式（5-21）与（5-24）合并，得： ( ) ( ) t d c d d d u u u = − + − 2  1  1  （5-25） 对于式（５－２４）和（５－２５）引入特性速度 k u 取代 t u ，得： ( ) ( ) K d c d d d u u u = − + − 2  1  1  （5-26）

对于填料塔的特性速度,引入填料的空隙率ε得: E(1-):(1-9)2 对于转盘塔特性速度由下式表示: +K-c: Ba 1-pd lx(1-) 式中,当(D,-D2∥D>1/24时,K=1;当(D,-D)D≤124时,K=2.1.D2为转盘直 径:D,为固定环内径:D为塔径。 对于关联脉冲筛板塔的特性速度 ux (1-B) (5-29) 设备的特性速度可通过冷模流体力学实验测定。 对于转盘塔的特性速度 =0.0124 D,)(H2(D2 (5-30) D D D 式中:4-特性速度 l-连续相液体粘度 σ一表面张力 P-连续相液体密度; △P一两相液体密度差;n一转盘转速; Da一转盘直径;D一固定环内径; Hx-转盘间距;D一塔径。 式中系数0.012可修正为系数B: 当(D,-D2)D>124时,B=012:当(D,-D2∥D≤124时,B=0225 对筛种塔板: k=0.60 dop.o(ug (5-31) po ()( 式中:d为筛孔直径;l4为分散相粘度;为输入能量因子,且对于正弦脉冲

2 对于填料塔的特性速度，引入填料的空隙率  得： ( ) ( ) 2 1 1 d c d d d K u u u     − + − = （5-27） 对于转盘塔特性速度由下式表示： ( ) K d d c d d u u K u    = − − + 1 1 (5-28) 式中，当 (Ds − DR ) D  1 24 时，K=1；当 (Ds − DR ) D  1 24 时，K=2.1。DR 为转盘直 径； D s 为固定环内径；D 为塔径。 对于关联脉冲筛板塔的特性速度： ( ) n K d d c d d u u u    = − − + 1 1 （5-29） 设备的特性速度可通过冷模流体力学实验测定。 对于转盘塔的特性速度： 1.0 2.3 0.9 2.6 2 0.9 0.012                                       = D D D H D D D n u g R R T R s c R k c     （5-30） 式中： k u －特性速度； c u －连续相液体粘度；  －表面张力； c －连续相液体密度；  －两相液体密度差；ｎ－转盘转速； DR －转盘直径； D s －固定环内径； HT －转盘间距；Ｄ－塔径。 式中系数 0.012 可修正为系数  ： 当 (Ds − DR ) D  1 24 时，  ＝0.012；当 (Ds − DR ) D  1 24 时，  ＝0.0225。 对筛种塔板：                                         = c d c c c c c c k c f c u g u u u d              1.01 1.8 3 4 0.9 2 0 -0.24 4 5 0.60 （5-31） 式中： 0 d 为筛孔直径； d u 为分散相粘度；  f 为输入能量因子，且对于正弦脉冲：

(5-32) 2H-8-c 式中0为开孔率;f为脉冲频率;ar为脉冲振幅:Co为锐孔系数。 、临界滞液分率与液泛速度 液泛时两相的空塔速度是操作的极限速度,称液泛速度 由(ou/o)=0得: u=u2(1-2n1-phn) (5-33) 由(au/a)=0得: 2ux2(1-p) (5-34) 由(5-33)、(5-34)得: pa un/u)+8(un/-)2-3(m (5-35) 对于填料塔的液泛速度,已提出许多经验与半经验公式,其中以 Crawford的关联式既 简单又较符合实验数据,已绘制成图5-13 对于转盘塔中,由式(5—31)计算uk,再由式(5-35)计算φp,然后由式(5-33计算 液泛时的空塔速度 对于脉冲筛板塔,其操作特性与物系性质(流体的粘度、密度差及两相界面张力)、 设备结构(筛板孔径、自由截面及板间距)以及操作条件(脉冲频率、脉冲振幅及两相流速)有 关。对于确定的物系及设备,脉冲筛板塔的操作特性可用教材165页图5--15所示的操作特 性曲线表示。两相的液泛流速和滞液分率,可采用(5-33)、(5-34)、(5-35)计算,也可采 用以下公式: udp =uk(n+D2 (1-paF) (5-36) u=ux(1-p"[-(n+1)]J (5-37) (5-38) n+2+|n2+ n 三、塔径的计算

3 ( )( ) 2 0 2 0 2 3 0 2 2 1 H C f a T f f     − • = （5-32） 式中 0  为开孔率；ｆ为脉冲频率； f a 为脉冲振幅； C0 为锐孔系数。 二、临界滞液分率与液泛速度 液泛时两相的空塔速度是操作的极限速度，称液泛速度。 由 (  ) = 0 uc ud d 得： ( )( ) 2 ucF = uK 1−2dF 1−dF （5-33） 由 (  ) = 0 ud uc d 得： ( ) udF = 2uKdF 1−dF 2 （5-34） 由(５－３３)、（５－３４）得： ( ) ( ) ( ) ( ) dF cF dF cF dF cF dF cF dF u u u u u u u u − + − = 4 1 3 0.5 2 8  （5-35） 对于填料塔的液泛速度，已提出许多经验与半经验公式，其中以 Crawfond 的关联式既 简单又较符合实验数据，已绘制成图 5—13。 对于转盘塔中，由式(5—31)计算 K u ，再由式(5—35)计算 dF ，然后由式(5—33)计算 液泛时的空塔速度。 对于脉冲筛板塔，其操作特性与物系性质(流体的粘度、密度差及两相界面张力)、 设备结构(筛板孔径、自由截面及板间距)以及操作条件(脉冲频率、脉冲振幅及两相流速)有 关。对于确定的物系及设备，脉冲筛板塔的操作特性可用教材 165 页图 5—15 所示的操作特 性曲线表示。两相的液泛流速和滞液分率，可采用（5-33）、（5-34）、（5-35）计算，也可采 用以下公式： ( ) ( ) n udF = uK n + dF 1−dF 2 1 （5-36） ( )  ( )  dF n ucF uK dF 1- n 1 1 = − + + 1 （5-37） ( ) 0.5       + + + + = d c dF u u 4 n n n 1 2 2 2  （5-38） 三、塔径的计算

塔径采用以下公式计算 D (5-39) + 或D (5-40) yrus+ud) V-连续相液体的体积流率 V-分散相液体的体积流率 5.2.2影响萃取塔效率的因素 影响萃取塔传质速率的主要因素如下: 、分散相液滴尺寸 相际传质面积是影响传质速率的主要因素之一,单位容积的相际传质表面a与滞液分率 和液滴尺寸有关: (5-41) 可见,相际接触表面积与dp成反比,液滴尺寸愈小,相际接触表面愈大,传质效率愈 高。液滴的分散可以通过以下途径实现 ①对喷洒塔和筛板塔,是借助于喷嘴或孔板等分散装置分散液滴: ②对填料塔,借助于填料分散液滴 ③转盘塔、脉动塔和离心萃取器是借助于外加能量分散液滴。 、液滴内的环流 滴内流体的环状流动大大提高了滴内传质分系数,但液滴尺寸过小或少量表面活性剂 的存在都会抑制这种环流。 三、液滴的凝聚和再分散 液滴的凝聚和再分散可使滴内传质分系数大大提高 四、界面现象 在液液传质设备内,由于液滴外侧的连续相处于湍动状态。因此在同一时刻液滴 表面不同点或不同时刻液滴表面同一点的溶质浓度不相同。界面上不稳定的浓度变化引起了 不稳定的界面张力的变化。正是界面张力的随机变化导至了界面湍动。根据物系的物质和操 作条件的不同,界面湍动可以分为两大类型:规则型和不规则型界面对流

4 塔径采用以下公式计算： d d c c u 4V u 4V D   = = （5-39） 或 ( ) ( ) c d c d u u 4 V V D + + =  （5-40） Vc - 连续相液体的体积流率； Vd -分散相液体的体积流率。 5．2．2 影响萃取塔效率的因素 影响萃取塔传质速率的主要因素如下： 一、分散相液滴尺寸 相际传质面积是影响传质速率的主要因素之一，单位容积的相际传质表面 a 与滞液分率 和液滴尺寸有关： P d d a 6 = （5-41） 可见，相际接触表面积与 P d 成反比，液滴尺寸愈小，相际接触表面愈大，传质效率愈 高。液滴的分散可以通过以下途径实现： ① 对喷洒塔和筛板塔，是借助于喷嘴或孔板等分散装置分散液滴； ② 对填料塔，借助于填料分散液滴； ③ 转盘塔、脉动塔和离心萃取器是借助于外加能量分散液滴。 二、液滴内的环流 滴内流体的环状流动大大提高了滴内传质分系数，但液滴尺寸过小或少量表面活性剂 的存在都会抑制这种环流。 三、液滴的凝聚和再分散 液滴的凝聚和再分散可使滴内传质分系数大大提高。 四、界面现象 在液液传质设备内，由于液滴外侧的连续相处于湍动状态。因此在同一时刻液滴 表面不同点或不同时刻液滴表面同一点的溶质浓度不相同。界面上不稳定的浓度变化引起了 不稳定的界面张力的变化。正是界面张力的随机变化导至了界面湍动。根据物系的物质和操 作条件的不同，界面湍动可以分为两大类型：规则型和不规则型界面对流

规则型界面对流当静止的两层液体沿着平界面相互接触时,由于传质速率不同,在 界面上a点的浓度可能比b点的高。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而升高,根据 Marangoni效应,界面附近的液体就从a点向b点运动,主液体就向a点补充,这样就形成 了旋转的流环,产生了规则运动 不规则型界面骚动若一个湍流微团从相1主体冲到界面,则在界面处溶质浓度突然 变化很大。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而降低,就引起局部张力的下降,造成这部 分界面的扩展。随后从相界面附近来补充的是浓度进一步降低的流体,以至界面张力梯度反 过来了,当运动方向相反的液体质点在表面上该点处碰撞时,产生进发并使局部界面破裂。 界面张力梯度的影响当溶质从液滴向连续相传递时,若物系的界面张力随溶质的浓 度减小而降低,则液滴稳定性较差,容易破碎。此时形成的液滴群平均直径较小,相际接触 表面较大。当溶质从连续相向液滴传递时,情况刚好相反。 界面骚动现象可以从两个方面影响传质过程:①由于界面张力不同所产生的界面液体 质点的抖动和迸发,增强了两相在界面附近的湍动程度,减小了传质阻力,提高了传质系数 ②界面张力不均匀可影响液滴合并和再分散的速率,从而改变液滴的尺寸和抑制传质表面的 大小。 密度梯度的影响密度梯度的存在使界面处的流体在重力场的作用下产生不稳定,造 成对流。 表面活性剂的影响很低浓度的表面活性剂可使界面张力下降。使得该物系的界面张 力和溶质浓度的关系就比较小了,或者几乎没有什么关系。所以,只要少量的表面活性剂就 可抑制界面不稳定性的发展,制止界面湍动。另外,表面活性剂在界面处形成吸附层时,有 时会产生附加的传质阻力。当液滴在连续相中运动时,表面活性剂会抑制滴内的流体循环, 降低液滴的沉降速度,同时也减小了传质系数。 五、轴向混合 无搅拌的萃取塔两相的实际流动状况与理想的活塞流动的差别: ①连续相在流动方向上速度分布不均匀 连续相内流动速度的不同造成涡流,当局部速度过大时,可能夹带分散相液滴,造 成分散相的返混 ③分散相液滴大小不均匀,因而它们上升或下降的速度不相同,速度较大的那部分液 滴造成了分散相的前混 ④当分散相液滴的流速较大时,也会引起液滴周围连续相返混等

5 规则型界面对流 当静止的两层液体沿着平界面相互接触时，由于传质速率不同，在 界面上ａ点的浓度可能比ｂ点的高。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而升高，根据 Marangoni 效应，界面附近的液体就从ａ点向ｂ点运动，主液体就向ａ点补充，这样就形成 了旋转的流环，产生了规则运动。 不规则型界面骚动 若一个湍流微团从相 1 主体冲到界面，则在界面处溶质浓度突然 变化很大。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而降低，就引起局部张力的下降，造成这部 分界面的扩展。随后从相界面附近来补充的是浓度进一步降低的流体，以至界面张力梯度反 过来了，当运动方向相反的液体质点在表面上该点处碰撞时，产生进发并使局部界面破裂。 界面张力梯度的影响 当溶质从液滴向连续相传递时，若物系的界面张力随溶质的浓 度减小而降低，则液滴稳定性较差，容易破碎。此时形成的液滴群平均直径较小，相际接触 表面较大。当溶质从连续相向液滴传递时，情况刚好相反。 界面骚动现象可以从两个方面影响传质过程：①由于界面张力不同所产生的界面液体 质点的抖动和迸发，增强了两相在界面附近的湍动程度，减小了传质阻力，提高了传质系数； ②界面张力不均匀可影响液滴合并和再分散的速率，从而改变液滴的尺寸和抑制传质表面的 大小。 密度梯度的影响 密度梯度的存在使界面处的流体在重力场的作用下产生不稳定，造 成对流。 表面活性剂的影响 很低浓度的表面活性剂可使界面张力下降。使得该物系的界面张 力和溶质浓度的关系就比较小了，或者几乎没有什么关系。所以，只要少量的表面活性剂就 可抑制界面不稳定性的发展，制止界面湍动。另外，表面活性剂在界面处形成吸附层时，有 时会产生附加的传质阻力。当液滴在连续相中运动时，表面活性剂会抑制滴内的流体循环， 降低液滴的沉降速度，同时也减小了传质系数。 五、轴向混合 无搅拌的萃取塔两相的实际流动状况与理想的活塞流动的差别： ① 连续相在流动方向上速度分布不均匀； ② 连续相内流动速度的不同造成涡流，当局部速度过大时，可能夹带分散相液滴，造 成分散相的返混； ③ 分散相液滴大小不均匀，因而它们上升或下降的速度不相同，速度较大的那部分液 滴造成了分散相的前混； ④ 当分散相液滴的流速较大时，也会引起液滴周围连续相返混等

通常,把导致两相流动非理想性,并使两相停留时间分布偏离活塞流动的各种现象, 统称为轴向混合,它包括返混、前混等各种现象 轴向混合在一定程度上改变了两相浓度沿轴向的分布,从而大大降低了传质的推动 力,对萃取塔的传质速率产生不利的影响 5.2.3萃取塔效率 萃取塔的效率常以HEIS(一个理论级的当量高度)和HTU(传质单元高度)表示 、HETS 设逆流萃取所需要的平衡级数为NrNT,则塔高H为: H=N,(HETS) (5-42) 影响HETS的主要物理性质有界面张力、相的粘度和相间密度差 、HTU (1)活塞流模型 假定两相在塔内作活塞流动。轻相为萃取相,重相是萃余相,相间的传质仅在水 平方向上发生,在轴向方向上每一相内都不产生传质。如图5-22所示。以塔顶为基准 面计算塔高L。设塔内任意高度处萃取相和萃余相的浓度分别为y和x,萃取相和萃余相的 流率分别为E和R,在高度为必Z的微元塔段内作物料衡算,被萃物质在dZ内的传质速率 为: dn Rdx= edy (5-43) 根据传质速率方程又可表示为 k,(x-x)=k,(-y (5-44) 若塔的横截面积为A,传质比表面积为a, 则:dF=a·A,·dZ =KaA KaA ly'-yHi 由(5-43)、(5-44)、(5-45)得: Rdx=K,aA, (x-x')z 5-46) 及Eb=K,a4(v2-y (5-47) 6

6 通常，把导致两相流动非理想性，并使两相停留时间分布偏离活塞流动的各种现象， 统称为轴向混合，它包括返混、前混等各种现象。 轴向混合在一定程度上改变了两相浓度沿轴向的分布，从而大大降低了传质的推动 力，对萃取塔的传质速率产生不利的影响。 5．2．3 萃取塔效率 萃取塔的效率常以 HETS(一个理论级的当量高度)和 HTU(传质单元高度)表示。 一、HETS 设逆流萃取所需要的平衡级数为 NT NT，则塔高 H 为： H N (HETS) = T （5-42） 影响 HETS 的主要物理性质有界面张力、相的粘度和相间密度差。 二、HTU (1)活塞流模型 假定两相在塔内作活塞流动。轻相为萃取相，重相是萃余相，相间的传质仅在水 平方向上发生，在轴向方向上每一相内都不产生传质。如图 5—22 所示。 以塔顶为基准 面计算塔高 L。设塔内任意高度处萃取相和萃余相的浓度分别为 y 和 x ，萃取相和萃余相的 流率分别为 E 和 R，在高度为 dZ 的微元塔段内作物料衡算，被萃物质在 dZ 内的传质速率 为： dN = Rdx = Edy （5-43） 根据传质速率方程又可表示为： dN = Kx (x − x )dF = Ky (y − y)dF   （5-44） 若塔的横截面积为 At ，传质比表面积为 a， 则： dF = a • At • dZ 得： dN = KxaAt(x − x )dZ = KyaAt(y − y)dZ   （5-45） 由 （５－４３）、（5-44）、（5-45）得： Rdx KxaAt(x x )dZ  = − 5-46） 及 Edy = KyaAt(y − y)dZ  （5-47）

R e dx (5-49) K, aA, ly 对于两相不相溶的稀溶液,R和E可视为常数,则: L KaA, J(x L (5-51) 令:(N7U)=」 dx C)=-y (5-53) NTU称为传质单位数 R 令:(HTU)=K2aA (5-54) (HT KaA HTU称为传质单位高度。 在一般的情况下,萃取平衡关系不是直线,则传质单元高度的表达式为 (HTU) K,a(l-x)umA (5-56) (1-x0)+(1-x) )+(-x) (2)扩散模型 参见图5-23,假定在逆流传质过程中,除了相际传质以外,每一相还存在由于轴向混合引 起的塔高方向的溶质传递,该物质的传递量为:

7 即： ( )  − = x x dx K aA R dZ x t （5-48） (y - y) dx K aA E dZ y t  = （5-49） 对于两相不相溶的稀溶液，R 和 E 可视为常数，则： ( )   − = 0 1 x x x t x x dx K aA R L （5-50） ( )   = 0 1 y y y t y - y dy K aA E L （5-51） 令： ( ) ( )   − = 0 1 x x x x x dx NTU （5-52） ( ) ( )   = 0 1 y y y y - y dy NTU (5-53) NTU 称为传质单位数。 令： ( ) x t x K aA R HTU = (5-54) ( ) y t y K aA E HTU = (5-55) HTU 称为传质单位高度。 在一般的情况下，萃取平衡关系不是直线，则传质单元高度的表达式为： ( ) ( ) x ln,m t x K a - x A R HTU 1 = (5-56) ( ) ( ) ( ) 2 1 1 1 0 ln 1 ln ln,m - x - x - x + = (5-56a) ( ) ( ) ( ) ( ) ( - x) - x ln - x - x - x ln 1 1 1 1 1   + = (5-56b) （２）扩散模型 参见图 5-23，假定在逆流传质过程中，除了相际传质以外，每一相还存在由于轴向混合引 起的塔高方向的溶质传递，该物质的传递量为：

dx N 式中E,称为某一相的轴向扩散系数。作微元体积dZ的物料衡算得: K,alx-x') E K, 0 d E B=LdF,Z=Z/L 因此:PeB=1 E 将它们代入式(5-59)、(5—60)得 die-Pe, B dC-Na,Pe, B(Cr-c:)=0 (5-61) d-c dc d22+Pe B-y +n pe B(C C:)=0 (5-62) kal K.aL 式中 方程组的边界条件为 Pe,B(C.-Cx) 0 d dz dc Z=1 0 P dz dz 该方程组的求解比较复杂。常用近似解法,例已知两相进、出口浓度x、xy和y两相空 塔速度:平衡关系式:y=mx,轴向扩散系数E3,E,求塔高L。计算步骤如下: ①求(NTU)2m1(NTO)=mx[根据分离要求及平衡关系求(NT)

8 dZ dx Nx = −Ex (5-57) dZ dy Ny = −Ey (5-58) 式中 Ei 称为某一相的轴向扩散系数。作微元体积 dZ 的物料衡算得： ( ) 0 2 2 − − − =  K a x x dZ dx u dZ d x Ex x x (5-59) ( ) 0 2 2 + + − =  K a x x dZ dy u dZ d y Ey y y (5-60) 令： i F i i E d u Pe = ， B = L dF ， Z = Z L 0 C x x x = ， 0 C y y y = 因此： i i i E Lu Pe B = ， 将它们代入式（５－５９）、（５－６０）得： ( ) 0 2 2 − − − =  0x x x x x x x N Pe B C C dZ dC Pe B dZ d C (5-61) ( ) 0 2 2 + + − =  0y y x x y y y N Pe B C C dZ dC Pe B dZ d C (5-62) 式中： x x 0x u K aL N = ， y y 0y u K aL N = 方程组的边界条件为： ( ) ( )        = −          =      = =          = −      =   , - - 0 , - ;- 1 1 0 0 1 0 , x x 0 y y y x y y x x Pe B C C dZ dC dZ dC Z dZ dC Pe B C C dZ dC Z (5-63) 该方程组的求解比较复杂。常用近似解法，例已知两相进、出口浓度 0 0 1 x x y y 、 1、 和 两相空 塔速度；平衡关系式： y = mx ，轴向扩散系数 , E E x y ，求塔高Ｌ。计算步骤如下： ① 求 ( ) ( ) 0 , , 1 , x x eff x eff x dx NTU NTU x x  = −  ［根据分离要求及平衡关系求 ( )x eff , NTU ］

②求E=mE/R=1时的(HrU) E 采用(HU)m=(HU2+x+ (MTU)为有效传质单元数: (HTU)2,为有效传质单元高度 E为萃取因子。 ③求萃取塔高的初值L0:采用Lo=(HTU)2/(NTU)2(5-66计算 ④求真实传质单元数(NTU),采用(NTU)=L0/(HU)2(5-67) 求扩散单元高度(HDU)2,根据扩散模型,(HDU)2公式如下 (HDU ) "InE_4+(Pe)o' (5-68) 式中:(Pe)2= (5-69) f,Pe, e f , Pe f (NTU)2+6. (NTU) (NTU)2+6.8 (NTU)2+6.85 (5-71) φ=1-(NT 0.05E )°(Pe (5-72) ⑥求出(HTU)采用 (HTU_efr=(HTU)+(HDU) ⑦求出塔高L (HTU-er NTU) ⑧比较L与L若满足要求则计算结束;若相差较大,令L=L+△Z,重复④-⑦直至满足 误差要求

9 ② 求  = mE R =1 时的 ( )x eff , HTU ， 采用 ( ) ( ) y y x x x,eff x u E u E HTU = HTU + + (5-65) ( ) NTU x,eff 为有效传质单元数； ( )x eff , HTU ，为有效传质单元高度；  为萃取因子。 ③ 求萃取塔高的初值 L0 ：采用 ( ) ( ) L0 = HTU x,eff NTU x,eff (5-66)计算。 ④ 求真实传质单元数 ( )x NTU ，采用 ( ) ( ) NTU x = L0 HTU x (5-67) ⑤ 求扩散单元高度 ( )x HDU ，根据扩散模型， ( )x HDU 公式如下： ( ) (Pe) B ln L HDU x 0 0 1 1 + − =    (5-68) 式中： ( ) 1 0 1 1 −         = + x x yPey f Pe f Pe  (5-69) ( ) ( ) .5 0.5 6.8 6.8 ε1 ε + + = x x x NTU NTU f (5-70) ( ) ( ) .5 0.5 6.8 6.8 ε-0 ε + + = x x y NTU NTU f (5-71) ( ) ( ) 0.5 0.25 0.25 0.5 0.05 NTU x Pe 0 B 1   = − (5-72) ⑥求出 ( )x eff , HTU 采用 ( ) ( ) ( ) ,eff HTU HTU HDU x x x = + (5-64) ⑦求出塔高Ｌ： ( ) ( ) L = HTU x,eff NTU x,eff (5-73) ⑧比较Ｌ与 L0 若满足要求则计算结束；若相差较大，令 L L Z 0 = +  ，重复④－⑦直至满足 误差要求

第三节传质设备的选择 5.3.1气液传质设备的选择 板式塔和填料塔型的选择 板式塔与填料塔的选择应从下述几方面考虑: (1)系统的物性 对于:①有腐蚀性的物质②发泡的物质,③热敏性的物质,④需要在真空下操作 的物质,⑤粘度高的物料,宜采用填料塔。 若①分离过程的热效应大,②含有悬浮物的物系宜采用板式塔 (2)塔的操作条件 操作弹性大的宜采用板式塔 (3)塔的操作方式 对间歇精馏过程,可采用填料塔 对多进料口和有侧线采出的精馏塔,宜采用板式塔。 二、填料的选择 填料的性能对填料塔的操作性能及应用范围有很大影响。近年来开发了许多新型 结构、新型材质的填料,在工业生产中取得了很好的应用效果。 (1)填料材质的选择 瓷质填料具有很好的耐腐蚀性能,可在一般的高温、低温场合下操作。价格便宜,。 所以瓷质填料仍应是优先选用的填料材质。缺点是质脆、易碎。 金属填料的材质主要包括碳钢、铝、铝合金、OCrl3、1Crl3低合金钢和lCrl8Nij9Ti 不锈钢等,根据物料的腐蚀性选用。金属填料的特点是壁薄、空隙率大,比瓷质填料的通量 大、压降小。特别适用于真空精馏 塑料填料材质主要包括聚乙烯、聚丙烯、聚氯乙烯等。塱料填料的耐腐蚀性能极 好、质轻、具有良好的韧性、耐冲击、不易破碎,可以制成薄壁结构。塑料填料的通量大、 压降低,但耐高温性能差。多用于吸收塔 (2)填料种类的选择 可通过下述诸项对填料性能进行综合评价: ①填料的传质效率要高 ②填料的通量要大,在同样的液体负荷条件下,填料的泛点气速要高

10 第三节 传质设备的选择 ５．３．１气液传质设备的选择 一、板式塔和填料塔型的选择 板式塔与填料塔的选择应从下述几方面考虑： (1)系统的物性 对于：①有腐蚀性的物质②发泡的物质，③热敏性的物质，④需要在真空下操作 的物质，⑤粘度高的物料，宜采用填料塔。 若①分离过程的热效应大，②含有悬浮物的物系宜采用板式塔。 (2)塔的操作条件 操作弹性大的宜采用板式塔。 (3)塔的操作方式 对间歇精馏过程，可采用填料塔。 对多进料口和有侧线采出的精馏塔，宜采用板式塔。 二、填料的选择 填料的性能对填料塔的操作性能及应用范围有很大影响。近年来开发了许多新型 结构、新型材质的填料，在工业生产中取得了很好的应用效果。 (1)填料材质的选择 瓷质填料具有很好的耐腐蚀性能，可在一般的高温、低温场合下操作。价格便宜，。 所以瓷质填料仍应是优先选用的填料材质。缺点是质脆、易碎。 金属填料的材质主要包括碳钢、铝、铝合金、OCrl3、1Crl3 低合金钢和 1Crl8Ni9Ti 不锈钢等，根据物料的腐蚀性选用。金属填料的特点是壁薄、空隙率大，比瓷质填料的通量 大、压降小。特别适用于真空精馏。 塑料填料材质主要包括聚乙烯、聚丙烯、聚氯乙烯等。塑料填料的耐腐蚀性能极 好、质轻、具有良好的韧性、耐冲击、不易破碎，可以制成薄壁结构。塑料填料的通量大、 压降低，但耐高温性能差。多用于吸收塔。 (2)填料种类的选择 可通过下述诸项对填料性能进行综合评价： ①填料的传质效率要高； ②填料的通量要大，在同样的液体负荷条件下，填料的泛点气速要高；