目 录 第1章吸收操作计算 7平衡级数的简捷算法 s12=12 8填料层高度 1概述…… 再沸器与冷凝器 2平衡关系 …12-19.1再沸器的热负荷……… 3传质速率… …12-192冷凝器的热负荷… 4传质系数 12-2 第3章塔设备 5物料衡算 6最小液、气比与溶剂用量 1板式塔 12-14 12-8 l2-14 7填料层高度………………… 1.1流体流向与塔扳结构 12=8 7,1普遍方法…… 1.2塔内气液流动负荷性能图 12-15 128 3塔板距计算 7.2简化方法 1.4塔径计算 12-17 8平衡级数与实际级数……………12-5 1.5降液管及溢流堰 12-17 8.1平衡级数的计算 12-5 16塔板上的其它区域 12-19 8.2实际级数与效率… …Iz-6 17流体力学计算 9解吸 12-72浮阀塔 第2章蒸细操作计算 2。1概述… 概述 2.2浮阀的种类 12=21 12-7 23浮阀数的确定 1.1蒸馏方法 127 2.4浮阀排列………… 1.2精馏与精馏塔……… 1一7 2。5塔板压降 2平衡关系 2.6雾沫夹带… 12-23 3精馏塔的物料衡算与操作线 128 3填料塔 物料衡算 典型填 4图解法求精馏塔平衡级数………12-933填料塔设计加吸选择… 3.2操作线方程式与操作线 3。2填料的性能分析 12=34 5最小回流比与实用回流比…………12-9 34填料塔结构设计… 6实际级(板)数… 12-12 参考文献 ……12-42
第Ⅰ章吸收操作计算 1‘概述 压一定时,p的大小反映浓度大小) c—,溶液中溶质气体浓度,kmol/m 使物质从气相传递到液相的传质操作称为吸 、x—分别为气相与液相的浓度,摩尔分 收;与此相反的操作称为解吸,亦称提馏。吸收操 作中,混合气体中的易溶组分转入液相,于是和难 亨利系数的单位视浓度单位而定。此处H的单 溶组分分开。这是分离气体混合物的一种重要方位是N/m2,H单位是Nm/kmol,m无单位 法 上列各式都属亨利定律表示式,表示气、液两 气体溶质与液体溶剂不发生化学反应则所进行相达平衡时,气相浓度与液相浓度的关系 的操作为物理吸收;气体溶解后与溶剂或已溶!溶 各种形式的亨利系数之间的关系为 剂里的其它物质进行化学反应,则为化学吸收。本 章只介绍单组分物理吸收,且气体溶解时的热效应 (12-1-4) 不显著,操作中系统的温度可基本上视为恒定(或而 可取平均值)者。 (12-1-5) 工业上进行吸收操作以用塔式设备为主。其中 又以填充塔与板式塔占多数,鼓泡塔、喷洒塔使用式中p一总压,N/m2 较少。至于其它特殊设备如湿壁塔、表面吸收器 Pr—溶液密度,kg/m· 等,则只于特殊场合中使用。 Ms溶剂摩尔质量,kg/kmol 填充塔属连续接触式设备,设计计算中可直接式(12-1-5)适用于液相浓度不高(x不超过005左 将传质速率方程式与平衡关系结合起来求出所填右)时。亨利系数的大小随温度而变,溶液浓度较 充层的大小。板式塔为逐级接触设备,一般是先利低时,不随浓度而变 用平衡关系求出平衡级(理论板)数,然后通过反 常用到的气液平衡关系以表格或曲线的形式载 映传质速率的效率值将其折算成实际级(板)数。于化学、化工手册或专著中。 本章将两者分开介绍。 计算中所涉及的气体(或液体)流量,都以单 以单3传质速率 位时间通过单位塔截面的量,即所谓通量表示,而 气、液两相的组成y与x都用摩尔分率表示时 不用气体的总量。计算设备尺寸时,知道了通量就传质速率方程可以写成 不必依赖塔径数字便可算出塔高。塔径由气体总量 A=kr(y- yi (12-1-6) 和气体通量来计算。通量计算在塔设备一章中讨论 12-1-7) 街关系 式中NA—溶质A从气相传递到液相(吸收时) 的速 贵 吸收操作的平衡关系指气体在液体中的溶解 k气相传质系数,以气相内的传质推动 度。可用下列各式之一表示 为准,kmol/ k—相传质系数,以液相内的传质推动 p=H’c 力 为准,kmol/ (12-1-3 x:分别为气液介面上溶质A的浓度 式中p一混合气中溶质气体的分压,N/m(总 靡尔分率
第2篇精馏、吸收及塔设惫 (8)气体难溶,mhn《k,可令R, (2)、(8)两种情况下,m的变化已不起作用。 传质系数可于手册或其它文献中查找,它们多 以经验式或准数关系式表示。文献中的传质系数大 都表示成hG(kmoI/m2·s(N/m))或kL(kmol /m·s(kmol/m))。而k或kx与kc或kL的关系为 图12-1-1介面组成与平组成的决定 图12-1-1所示为由设备某个位置上未达平衡的 Rr= CkL 12-1-13) 气、液两相浓度y与x,求气、液介面上的气、液 浓度y与x的方法。从图中表示气、液实际浓度 Mx+Ms(l-r) 的P点,引斜率等于一kx/k的直线PR,PR与平 衡线OE相交于R,R点坐标即为y1x 式中P—气相总压,N/m3 传质速率方程又可写 C—液相总浓度,kmol/m3 (12-1-8) 溶液密度,kg/ NA=K(E-r) (12-1-9) M、M-分别为溶质与溶剂的摩尔质量 式中K,气相总传质系数,以总推动量y-y 若溶液浓度很低(x很小),式(12-1-14)可 为准,kmol/m2s(△x) 液相总传质系数,以总推动力 简化为 为准,kmol/m2s(△y) (12-1=15 y,与液相浓度x相平衡的气相浓度,摩 尔分率 5物料衡算 x,与气相浓度y相平衡的液相浓度,岸 尔分率。 表示塔的浓端(吸收塔为塔底)与塔内任一截 x与y,可由图12-1-1中Q与S点定出。 面的气、液浓度关系的物料衡算式如下 4传质系数 使用k或k计算时,要先定出界面上的浓度 GsGVi-13 y;与x为避免此麻烦,可使用总传质系数Kx与 K,计算。总传质系数由各相传质系数定出,其关 (12-1-10)式中GB混合气体中的情性气体量,kmo /( Ls溶液中的溶剂量,kmol/(m3s) y—气相中溶质与性气体的摩尔比 上两式中的m为平衡线的斜率。下列三种情况 之一,适宜用总传质系数 X—一液相中溶质与溶剂的尔比 (1)溶液浓度低,m为常数或变化不大 气相中溶质的浓度,摩尔分率 液相中溶质的浓度,璋尔分率 (2)气体易溶, 符号中下标1代表塔的液端,下标2代表塔的稀
第1拿吸牧搡作计算12-3 则落剂用量最小。由此定出的最小液、气比为 GBY象 x:(12-1-19) 式中X 相平衡的液相浓度 气、液两相的浓度都很低时,m为常数,上式 可近似表示为 (12-1-20) G 实际的溶剂用量应比由上式定出的值大,一般 可增大10%左右。 7填料层高度 普遍方法 割12-1-2畈收塔内气、液流量与浓度的变化 1)传质单元高度 填料层高度可按传质单元计算: 12-1-21) h= Hot not 12-1-24) 上列各式中的H为传质单元高度,单位为m 各H因与不同的传质系数相对应而附有不同的下 标,它们分别是 图12-1-3吸收塔的操作线与平衡线 G 气相传质单元高度Ho=kn(1-y)m 端(图12-1-2) (12-1-25) 若溶质在气、液两相内的浓度都很低,则式 (12-1-17)可近似为 气相总传质单元高度lo=k.a1-y )=L〔x (12-1-26) 式中G—混合气的量,kmol/(m2s) L—溶液的量,kmol/(m3·s) 液相传质单元高度HE 物料衡算式表示塔内任二截面上实际浓度的关 kra(l-z). 系。在y-x坐标上〔图12-1-3),AB线为操 (12-1-27) 线,按式(12-1-18)是直线,若按式(12-1-17)则为 曲线,线的两个端点A与B,分别代表稀端与浓 液相总传质单元高度HoR(1-x) 端;OE线为平衡线。吸收操作中,抓作线位于平 (12-1-28) 衡线上方 式中G—混合气的量,kmol/(m3,s)j 6最小液、气比与溶剂用量 L—液的量,kmol/(m3·s) a——填料层的有效表面积,m3/m·,此量 操作的吸收塔,从塔底排出的溶液浓度 通常与传质系数合并 最高只能与进口气体的浓度相平衡,相当于图12-1 x—分别为气相中和液相中溶质的浓 3上操作线的端B点落在平衡线上。达到这个极限 度,摩尔分数
12-4第12篇精煳、吸收及塔设备 Kv、F;分别为气相、液相传质系数 图解法求积分值 kmol/m3s(△y),(ka为气 以式(12-1-31)为例。绘出平衡线与操作线 相体积传质系数,kmol/m·.在y1与y2之间取若干y值,用本章8所述方法求 s(△y) yi算出与各y相应的(1-y)m/(1-y)(1-y)值, 式中(1-y)m为填料层某截面上(1-y)与(1y)标绘此值对y曲线。曲线底下y与y1之间的面 的平均值,(1-y)m,a为(1-y)与(1-y)的平均积即为所求。此积分值也可用辛卜生法则计算,但 值,(1-x)m为(1-x)与(1-x)的平均值,(1-y;与y1之间的y值,要按等间距来选取,所用y的 x)mo为(1-x)与(1-x)的平均值。 个数为奇数 总传质单元高度与传质单元高度的关系是 例总压为101kN/m3(1atm)的混合气中含 50%C12和50%空气(摩尔%),要用NaOH的水 12-1-29)溶液进行吸收,使送出的气体中只含5%Cl2,混 合气入吸收塔的通量为0。02kmol/(m3,s)。传质 LHG+HL (12-1-30)系数的经验式为Kca=0.107G0·b,式中总体积 传质单元高度可由传质系数的数据算出,文献传质系数a的单位为m1(atm),混合 气体质量流速G的单位为kg/(m2s)。Cl与溶 中有时亦直接列出传质单元高度的数据或计算式 式(12-1-25)至式(12-1-28)是对某个截面而说 液中的NaOH进行快速反应,C1极易溶解 的,设计时可按填料层顶、底两处的状况(流量 液相平衡的气相中Cl的浓度y在任何情况下均为 物性)定出传质单元高度数值,取其平均数,视为 。求所需填料层高度。 解C1与空气的摩尔质量分别为71与29 全塔恒定 式(12-1-21)至式(12-1-24)中的N为传质单元多mol,故质量流速G’与摩尔流速G的关系 2)传质单元数 G′=G71y+29(1-y) 数(无单位),随推动力表示法与范围的不同,采 用不同的下标 因y=0,故 气相传质单元数 (1-y)m=-(1-y)+(1-0) (1-y)dy (12-1-31) y=0·5时 气相总传质单元数 G=0.02 kmol/(m.s y(1- =1kg/(m3,s) (1-y)m。=9(2-0.5)=0.75 液相传质单元数 kn Ka=0。107 液相总传质单元数 =0.107kmol/m3,s(△y) N d 0.02 107)(0。7 12--34) 同法求得y=005时: 各式中符号的意义与式(12-1-25)至式(12-1 G=0.0105kmol/(m3·s), 28)中符号的意义相同。 Ka=00438·kmol/m3·s(△y)
1章吸收操作计算 寝1 图解积分数值 0。3875 0.275 0.1625 1 05 0.6125 0.8375 (1-y), 0.8063 09188 0.975 0。275 0。1625 (1-y)-· 3 3.396 4.326 6751 (1-y)(y-y) Ho=0,247m )平衡线不为直线 全塔的Ho取底与顶的平均值,得 使用式(12-1-35)至式(12-1=38)还需要图解积 分求传质单元数,但因式较简单计算量大大减少 Ho=a(0.249+0.247)=0.248m (2)平衡线为直线 用辛卜生法则求Nocr 由于m为常数,式(12-1-36)与(12-1-38)可进 在y等于05与0.05之间,取8个y值,各y之 一步简化成 间的差距相等。计算出与各y值相应的有关数值, h=-G1y2> (12-1-39) 列成表12-1-1。 据辛卜生法则 L(x1-x2) 12-1-10) N 式中(y-y)Ⅷm与(x。-x)lm是填料层顶、底两处 (0.5-0.05 (3+4×3·396 推动力的对数平均值, +2×4.326+4×6。751+2052 (y-yim=1-3a )-(yaya)in 填料层髙度h=0。248×2。73=068m (12-1-41) 7.2:简化方法 x2-x)m(-21)(En-x2) 1n=e-王 气体中被吸收的溶质浓度较低时,式(12-1 25)至(12-1-28),式(12-1-31)至(12-1-34)中 (12-1-42 (1-y),(1-y)m,(1-y)m,,(1-x),(1- 式(12-1-36)中y用mx代替,经积分、整理后又 x)m,(1-x)m都接近于1。式(12-1-21)至(12-1可成为 24)简化为 (12-1-36) 12-1-43) 式中1/A=mG/L。可直接由上式算出No的 k kro dz (121=37) 值。此式已标绘成曲线组,见图12-1-4。根据 mG/L与(y1-mx2)/(y3-mx)可直接从曲线 (12-1-38)上读出No 上各式中积分号前的分数为简化后的传质单元高8平衡级与实际级斂 度,积分所包括的量为筒化后的传质单元数。公式 用法如下 8.1平衡级微的计算
12-6第12箱精馏、吸收及塔设备 10000 yima 图12-14求传质单元数的图 图12-1-6求平衡级数的线图 P/HHi kmol /m2)/(mN=/m) 即(kmol/m!)/cP 图12-1-5图解法求乎衡级数 图12-1-7吸收塔效事关系图 81。1普遍方法 时,平衡级数(或称理论板数)可用下式计算 求吸收塔平衡级(理论板)数的图解法,用于 N L(1-A) 平衡线与操作线都不为直线的情况。 如图12-1-5,从操作线上代表塔顶(稀端)的 (12--44) A点,作水平线与平衡线交于a,又从a作垂直线交 1-m3)+ 操作线于b。Aab即表示从吸收塔顶算起的第1个 由此式标绘的曲线组见图12-1-6。根据mG/L 平衡级。继续向前作梯级,至最后一级达到或越过与(y1-mx2)/(yx-mxx),即读出N 代表塔底(浓端)的B点为止。所作的梯级数即为 将气体从入口浓度y,降到出口浓度y2所需的平82实际级数与效率 衡级数, 实际级数一轰数 2简化方法 总级(板)效率与吸收系统的物理性质、塔板构造以 溶质气体浓度低,平衡线与操作线都为直线及摞作条件有关,作粗略估计时可参考图12-1-7图
中横坐标中P为操作压力(kN/m);H为亨利常 kN·m/kmol),μz为塔顶、底平均温度下液 la(1-(21-x/m 体的粘度(mNs/m3,即cP) (12-1-45) 9解吸 上式可用图12-14中的曲线组表达,但纵坐标 解吸是与吸收相反的操作。故吸收中的计算公应改为No,横坐标改为(x1-y/m)/(x2-y2 式也适用于解吸,但要遵从下列原则:公式中各符m),参变数改为L/mG 号的标1代表塔的浓端,下标2代表塔的稀 2)平衡级数 解吸推动力与吸收推动力方向相反。 In(1/A) In(1 1)总传质单元数 解吸的操作线在平衡线下方。两线都为直线 A(12-·-46 时,解吸塔液相总传质单元数计算公式如下 使用图12-1-6求解吸塔N时,横坐标改为 (x1-y2/m)/(x2-yz/m),参变数改为L/mG。 第2章蒸馏操作计算 1概述 很高的产品。同样,将混合蒸气部分冷凝、所得液 体全部气化,反复多次也得到难挥发组分很高的产 1.1蒸馏方法 品。部分气化与部分冷凝二者结合成一个操作, 蒸馏是利用均相液体混合物(溶液)中,不同便是精馏 组分的挥发度不同而将其分离的操作。 2)精馏塔操作 简单蒸馏:液体混合物加热后,其蒸气中的易 图I2-2-1为一连续操作的精馏塔。塔内有若干 挥发组分浓度较原溶液中的高,冷凝此蒸气便可得层塔板,气液两相在其上多次密切接触。塔顶处有 到易挥发组分浓度比原来大的溶液。在蒸馏过程中 留下的液体,其易挥发组分浓度不断下降,蒸出的 冷凝器,塔底处有再沸器(加热釜)。加料F进入 蒸气浓度也下降。 塔内某一层板。从此板上蒸出的蒸气进入上面一层 闪蒸:液体混合物加热后,经减压阀通入容器板,从此板冷凝下来的液体则流入下面一层板。塔 中。容器内维持一定的压力(或真空度)。由于液 底再沸器为操作提供热源,将最底下一层板所流下 体原来温度高于它在容器压力下的沸点,过热液体的液体部分气化升回板内,未气化部分作为产品B 部分气化为蒸气。气、液达平衡时,气相中易挥发组 送出塔外。从板下方升入板内的蒸气部分冷凝时,可 分浓度较液相中高,二者分别从容器顶、底送出。 将该板上的液体部分气化,此生成的蒸气又升入上 方的板,故每层板上都有部分气化发生。从最顶板 1.2精馏与精馏塔 上升的蒸气进入冷凝器,一部分冷凝成液体回流到 最顶板,称为回流液;另一部分冷凝(也可不冷 1)基本原理 凝)作为产品D送出塔外。回流液的作用是使升入 将溶液部分气化所得的蒸气全部冷凝成液体,顶上一板的蒸气冷凝,故每层板上都有蒸气部分冷 将此液体部分气化,所得蒸气全部冷凝,所得液体凝成液体流到下一层板。上述安排总的效果是,每层 又部分气化,如此反复多次可得易挥发组分浓度板上都进行部分冷凝与部分气化,不断将料液F分
第12篇精馏、吸收及塔设备 定律,则 应用上式的说明: (1)a随温度t而变。纯物质蒸气压只决定 于t,故有了二元物系的t-x-y数据,由式(12-2 可算出此物系各t之下 (2)理想溶液(或近于理想溶液)的a随t的 变化很小,一般在所涉及的浓度范围内取平均值 此平均值视为常数,用于式(12-2-1)中 (8)非理想溶液的a随t的变化往往很大,具 有恒沸点的非理想溶液的y-x曲线与对角线相交, 其a值则从正变到负 3精馏塔的物料衡算与操作线 图12-2-1精馏塔操作情况 3.1物料衡算 离为易挥发组分浓度高的塔顶产品D与难挥发组分 浓度高的塔底产品B。此种操作所以实现是因为愈 1)以全塔为范围(图12-2-1中实线内)的总 往上,易挥发组分浓度愈高,温度则愈低。 物料衡算式与易挥发组分的物料衡算式 本章精馏计算针对两组分混合物。 F=D+B (12-2-3) 2平衡关系 式中F、D、B—分别代表加料、塔顶产物(馏 1)y-x关系曲线 出物)、塔底产物(釜液) 两组分的气、液两相达平衡时,根据相律,体 的量,kmol 系的自由度为2。若两个变量已规定,其它一切变 xP、xD、xB分别为加料、塔顶产物、塔 量便都固定。例如,体系压力已定,再规定温度t 底产物的浓度,易挥发组分 液相浓度x与气相浓度y便确定,此即t-x-y关 的摩尔分率 2)以精馏段(加料口以上部分)内任一板(从 精馏计算中用到的许多二元物系的tx-y平衡上而下数第板)至增顶冷器为范围(图12-21 关系数据,载于各种化学、化工手册和百科全书 中虚线内)的物料衡算式 也有专门刊载此种数据的专著 (12-2-5) 将一定总压P下的平衡浓度y与x的关系,在 V+IynI=Lntn+ Dxp (12-2-6 坐标纸上标绘出的曲线,在蒸馏计算中最常用。 式中L。—第n板流下的液体量,kmol 2)相对挥发度a表示的y-x关系 第n板流下的液体之浓度,摩尔分 气液达平衡时 第n+1板上升的蒸气量 1+(a-1)x (12-2-1 kmol/hj A组分相对于B组分的相对挥发度aA是前者的 yn+1—第n+1板上升蒸气的浓度,摩尔 挥发度与后者挥发度之比。若气相服从道尔顿分压 分率 Perrys'Chemical Engineers Handbook >(6th ed, tion > Chemical Engineering Series, DECHEMA, Mc graw- Hill, New York)第13篇11-14页载有较常遇1977)则收集更完备,全书共10册,公开发表过的数据都 到的21对两组分混合物的气液平数据 Gmelin,J,与U.已收录在内
第2章蒸馏操作计算12-9 3)以提馏段(加料口以下部分)内任一板(从作线与对角线的交点x坐标等于xD,据此在对角 而下数第m+1板)至塔底再沸器为范(图12线上定出端点A,式(12-2-9)与x=0联立解出精 2-1中点划线内)的物料衡算式 馏段操作线在y轴上的截距等于xD/(R+1),据 Lm=vm+1+B (12-2-7)此在y轴上定出另一端点B。AB线即为精馏段操 B (12-2-8)作线 式中L—第m板流下的液体量, kmol, (8)同法由式(12-2-10)求出提馏段操作线与 x第m板流下的液体的浓度,摩尔分对角线交点的x坐标等于x,由此定出一个端点 C。另一端点改用两操作线的交点D。D点求法如 V-第m+1板上升的蒸气量,kmol ym——第m+1板上升的蒸气浓度,摩尔 两操作线方程联立,得到两线交点的轨迹,可 分率; 用下式描述: B—塔底产物的量,kmol y=-q-x--Ep (12-2-11) x塔底产物的浓度,摩尔分率。 3.2操作线方程式与操作线 上式代表的直线称为进料线,又称q线。q的 定义如下 1)精馏段与提馏段操作线方程式 (12-29 hy-hr 将1kmo料从其入塔时的状况转 (12-2-10) 变为饱和蒸汽所需热量 L'-B L-B 将1kmol料从饱和液体转变为饱 式中 两级之中较低一级上升的蒸气浓度 和蒸汽所需热量 摩尔分率 料在各种入塔状况下的q值与q线斜率如表 x—两级之中较高一级流下的液体浓度 摩尔分率; q线与对角线的交点的x轴坐标值等于xP,可 R—回流比,冷凝器流回第一级上的液体据以在对角线上定出它的一个端点F,再根据q 量与塔顶产品量之比。R=L/D。 值算出q线的斜率,便可将q线作出如FG。q线 上两式有下列假设 表12-2-1q值及斜率关系 (1)假设精馏段内各级上升蒸气量都相等, 均可用表示,各级流下的液体量都相等,均可用 料入塔时状况q值q线斜率,q/(1-q) L表示 过冷液体 (2)提馏段各级上升蒸气量都相等且为 饱和液体 各级流下的液体量都相等且为L′。 气液混合物 111 V与′,L与L 定相等〔因有料加到 饱和蒸汽 0 0 两段之间)。 过热蒸汽 组分气化潜热相近,且显热、混合热与气与精馏段操作线AB的交点D,也属提馏段操作线 热相比可以忽略,即可达到上述条件 上的一点,于是连CD即得提馏段操作线。 2)操作线的标绘 式(12-2-9)与(12-2-10)都是直线方程,可按 4图解法求精馏塔平衡级数 下列程序在y-x坐标图上绘出(见图12-2-2)。 若塔顶处的冷凝器为全冷凝器(见图12-2-2), (1)绘出平衡曲线与对角线,供参考对照并则从第1平衡级进入冷凝器的蒸气全部冷凝成液体 作为轴助线用。 后,有一部分回流到第1级。此情况下,从第1级 2)式(12-2-9)与y=0联立解出精馏段操上升的蒸气浓度y1与送回第1级的回流液浓皮