化工原理第五章第三节
化工原理第五章 吸收.
V,y2
塔底 x1增加
极限组成为:
x1max
x1*
y1 m
塔高无限 组成为y1的混合气 增加吸收剂用量L
塔顶y2降低
极限组成为:
y2min y2* mx2 V,y1
L,x2 L,x1
19.6.25
第五章 吸收
第三节 传质机理与吸收速率
一、分子扩散与菲克定律 二、气相中的稳定分子扩散 三、扩散系数 四、对流传质 五、吸收机理——双膜理论 六、吸收速率方程式
性低:减少设备的尺寸。 5.腐蚀性低:减少设备费用。 6.化学稳定性高; 7.无毒、无害、价廉、易于再生等。
总的选择原则是:经济、合理。
19.6.25
五、相组成表示法
1、质量分数与摩尔分数
质量分数:在混合物中某组分的质量占混合物总
质量的分数。
wA
mA m
摩尔分数:在混合物中某组分的摩尔数占混合 物总摩尔数的分数。
第五章 吸收
第一节 概述
一、吸收的有关概念 二、吸收在工业上的应用 三、吸收的分类 四、吸收的流程和溶剂 五、相组成表示方法
19.6.25
一、吸收的有关概念
传质过程:物质在相际间的转移——物质传递过程 传质过程的依据:混合物中各组分在两相间平衡分配不同。 以传质过程为特征的单元操作在化工升中应用甚广。如: (1)气体吸收:依据气体组分在液相中的溶解度差别来处理气
摩尔分数与摩尔比的关系:
x X 1 X
X x 1 x
y Y 1Y
Y y 1 y
19.6.25
3、质量浓度与摩尔浓度
质量浓度:单位体积混合物中某组分的质量。
CA
mA V
化工原理第五章第三节
吸收推动力 吸收阻力
kG
当气相的组成以摩尔分数表示时
N A k y (y yi )
k y —以 y 表示的气膜吸收系数,knoll/(m2.s)。
当气相组成以摩尔比浓度表示时
N A kY (Y Yi )
kY —以 Y 表示推动力的气膜吸收系数,kmol/(m2.s)。
2020/4/4
2、液膜吸收速率方程式
一、分子扩散与费克定律
第五章 吸收
二、稳态分子扩散 三、单相内的对流传质
第三节 吸收过程的传质速率
四、两相间传质机理—双
膜理论
五、传质速率方程式
2020/4/4
2020/4/4
吸收过程涉及两相间的物质传递,包括 三个步骤: •溶质由气相主体扩散至两相界面气相 侧,即气相内的传质; •溶质在相界面上的溶解,由气相转入 液相,即界面上发生的溶解过程(平衡) •溶质由相界面液相侧扩散至液相主体 20,20/4/4即液相内的传质。
c)气相总吸收系数与液相总吸收系数的关系
KG HK L , mKy Kx , mKY K X
2020/4/4
3)各种分系数间的关系
k y PkG
kx CmkL
6、传质速率方程的分析
1)溶解度很大时的易溶气体
1 1 kG HkL
1 1 1 KG kG Hk L
1 1 KG kG
即KG kG ——气膜控制
Y * —与液相主体摩尔比X成平衡的气相摩尔比。
2020/4/4
b)以(y-y*)为推动力的总传质速率方程
NA Ky (y y*)
K y —以(y-y*)为推动力的气相总传质系数,kmol/(m2·s)。 y * —与液相主体摩尔分数x成平衡的气相摩尔分数。
化工原理 第五章 气体吸收
Y
*
mX 1 (1 m) X
当溶液浓度很低时,上式右端分母约等于1,于是上式可简化为:
Y*=mX
20
三、 相平衡关系在吸收中的应用
(一)判断过程进行的方向
* pA pA * pA pA * pA pA
A由气相向液相传质,吸收过程 平衡状态
A由液相向气相传质,解吸过程
*或x* >x或 c * y
dc A —组分A在扩散方向z上的浓度梯度(kmol/m3)/m; dz
DAB——组分A在B组分中的扩散系数,m2/s。
负号:表示扩散方向与浓度梯度方向相反,扩散沿 着浓度降低的方向进行
28
理想气体:
pA cA RT
dc A 1 dp A = dz RT dz
DAB dpA JA RT dz
25
吸收过程: (1)A由气相主体到相界面,气相内传递; (2)A在相界面上溶解,溶解过程; (3)A自相界面到液相主体,液相内传递。
单相内传递方式:分子扩散;对流扩散 。
26
一、 分子扩散与菲克定律
分子扩散:在静止或滞流流体内部,若某一组分存 在浓度差,则因分子无规则的热运动使
该组分由浓度较高处传递至浓度较低处,
物系一定, E T 2)E大的,溶解度小,难溶气体 E小的,溶解度大,易溶气体
3)E的来源:实验测得;查手册
对于理想溶液,亨利常数即为纯溶质的饱和蒸汽压。亨利常数E值较大表示溶解度 较小。一般E值随温度的升高而增大,常压下压力对E值影响不大。
16
(二)亨利定律其它形式
cA 1)p H
体主体浓度线相交于一点E,则厚度zG为E到相界
面的垂直距离。
(二)气相传质速率方程
化工原理第五章第三节讲稿-文档资料49页
解:
逆流时: 热流体: 10 0 40 冷流体: 3015
70 25
tm,逆
t2 t1 ln t2 t1
70 25 ln 70
25
43.70C
并流时: 热流体 : 10 0 40
冷流体 : 1530
85 10
2019/10/29
tm,并
QKAtm
K——换热器的平均传热系数,W/m2·K
或
Q
tm
/
1 KA
1 ——总传热热阻 KA
注意:其中K必须和所选择的传热面积相对应,选择的
传热面积不同,总传热系数的数值不同。
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传热基本方程可分别表示为:
Q K iA i tm K 0 A 0 tm K m A m tm
2、传热系数K的计算
流体通过管壁的传热包括:
T Tw
冷 流 体
Q
热
tw
流
体 t
对流 导热 对流
1) 热流体在流动过程中把热量传递给管壁的对流传热
dQ oTT wdoA
2019/10/29
2) 通过管壁的热传导
dQ Tw t w b
dA m
3) 管壁与流动中的冷流体的对流传热 dQ itwtdiA
流动形式
逆流 : 两流体平行而反向的流动 错流 : 两流体垂直交叉的流动
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折流 :一流体只沿一个方向流动,而另一流体 反复折流
逆流
T1 t2
并流
错流
折流
T1
t1
t1
T2
t2 T2
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1、逆流和并流时的传热温差
化工原理-精馏
y x 1 ( 1)x
y
思考: 若=1,则情形如何?
y x ,不能用普通蒸
馏方法分离提纯。
x
5.2.3.非理想溶液的汽液相平衡
正 偏 差 溶 液 负 偏 差 溶 液
与拉乌尔定律有偏差的溶液称为~。
此时, f A A f BB f AB
pA p*A xA
pB
pB* xB
(1)正偏差溶液
第二节 二元物系的汽液相平衡
5.2.1 相律
自由度=组分数-相数+2 即F = C –φ+2
t, P, y
A
B
t, x 溶液(A+B)
加热
故双组分气液平衡物系的自由度为2,在t、p、y、x 4个变量
中,任意确定其中的两个变量,则物系的状态被唯一地确定,余 下的参数已不能任意选择。
一般精馏在恒压(p一定)下操作,物系只剩下1个自由度。 故:
精馏
汽油
煤油
柴油 原 油
润滑油
石蜡
沥青
三. 蒸馏的分类
二元蒸馏 根据被蒸馏的混合物的组分数,可分为:多元蒸馏
连续蒸馏 根据操作过程是否连续,可分为:间歇蒸馏
常压蒸馏 根据操作压力,可分为加压蒸馏
减压蒸馏
简单蒸馏 根据操作方式,可分为:平衡蒸馏
精馏 四、蒸馏操作的费用
主要费用:加热和冷却费用,即能耗大
汽相线
I点:tI=101.5℃;饱和汽体
G
F
J点:tJ=120℃;过热汽体
泡点线 液相线
t-x 或 y 图
杠杆定律: M液CH=M汽HD
注意:
①纯物质在一定压力下饱和温度称为沸 点,是一定值,且无泡点、露点之分;
化工原理第五章第三节讲稿教程
y f <y1<y2
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3、精馏是多次部分汽化与多次部分冷凝的联合操作
•精馏塔由若干块塔板构成,每块塔板均为理论板,其上温
度为泡点 ;
•人为地安排 x1
x2 ...... xn 1 xn xn 1 ....tn 1 tn tn 1 ...
1.4.1、精馏原理
1、液体混合物经过多次部份汽化后可变为高纯度 的难挥发组分
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t2
t1
tf
x2
y2 x1 y1
x2
x1
xf
x f >x1>x2
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2、汽体混和物经过多次部分泠凝后可变为高纯
度的易挥发组分
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tf
t2
t1
x1
y1 x2
y2
y f y1 y2
回流的 作用:提板上汽液接触的条件
精馏塔
{
精馏段:精制轻组分 提馏段:提浓重组分
间歇精馏:只有精馏段,没有提馏段
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1、流程
冷凝器
精 馏 塔
再沸器
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xF 0.4 F
xD 0.98
xW 0.02
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精馏段
进料板
提馏段 1、为什么称精馏?
2、为什么称提馏?
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L
D
RL D
再沸器 1、为什么要回流? 2、为什么要再沸?
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¤
回流
{
顶回流 底回流
理论板:若汽液两相在板面上进行充分有效的接触, 离开该板的汽液两相达到互成平衡状态时。 汽液两相的提供:顶回流提供下流液体,塔釜再沸器提供上升 气流。 塔板的作用: 提供汽液二相接触的场所. 二相接触的场所:塔板、填料等。
(能源化工行业)第五章化工原理蒸馏课件精编
(能源化工行业)第五章化工原理蒸馏课件蒸馏化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品等几乎都是由若干组分所组成的混合物,而且其中大部分是均相物系。
生产中常需要将这些混合物分离成为较纯净或几乎纯态的物质(组分)。
对于均相物系,必须要造成一个两相物系,才能将均相混合物分离,并且是根据物系中不同组分间的某种物性的差异,使其中某个组分或某些组分从一相向另一相转移以达到分离的目的。
通常将物质在相间的转移过程称为传质过程或分离操作。
化学工业中常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取及干燥等单元操作。
蒸馏就是藉液体混合物中各组分挥发性的差异而进行分离的一种操作。
蒸馏这种操作是将液体混合物部分气化,利用其中各组分挥发度不同的特性来实现分离的目的。
这种分离操作是通过液相和气相间的质量传递来实现的。
通常,将沸点低的组分称为易挥发组分,沸点高的组分称为难挥发组分。
蒸馏过程可以按不同方法分类:按操作流程可分为间歇和连续蒸馏;按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏和特殊精馏等;按操作压强可分为常压、加压和减压精馏;按待分离混合物中组分的数目可分为两(双)组分和多组分精馏。
第一节双组分理想溶液的气液平衡蒸馏是气液两相间的传质过程,因此常用组分在两相中的浓度(组成)偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小。
传质过程是以两相达到相平衡为极限的。
由此可见,气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行设备计算的理论基础。
5—1—1 拉乌尔定律和相律一、拉乌尔定律根据溶液中同分子间与异分子间的作用力的差异,可将溶液分为理想溶液和非理想溶液两种。
实验表明,理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律,即:(5—1)(5—1a)式中p ——溶液上方组分的平衡分压,Pa;p0——同温度下纯组分的饱和蒸汽压,Pa,x——溶液中组分的摩尔分率。
(下标A表示易挥发组分、B表示难挥发组分)为简单起见,常略去上式中的下标,习惯上以:x表示液相中易挥发组分的摩尔分率,以(1-x)表示难挥发组分的摩尔分率;y表示气相中易挥发组分的摩尔分率,以(1-y)表示难挥发组分的摩尔分率。
化工原理第四版课件(第五章吸收)
第五章:吸收 概述气液相平衡吸收过程的传质速率吸收塔的计算填料塔第一节:概述一、吸收吸收的定义:吸收是利用气态均相混合物中各组分在吸收剂中溶解度的差异来实现分离的单元操作。
吸收的目的:I.回收或捕获气体混合物中的有用物质,以制取产品II.除去工艺气体中的有害成分,使气体净化,以便进一步加工处理III.除去工业放空尾气中的有害气体,以免环境污染。
二、工业吸收了解工业生产中吸收及解吸过程、所需条件和典型设备例子工业上从合成氨原料混合气体中回收CO2乙醇胺脱硫法•需要解决的问题1.选择合适的溶剂2.提供适当的传质设备3.溶剂的再生三、溶剂的选择1.对溶质较大的溶解度;2.良好的选择性;3.温度变化的敏感性;4.蒸汽压要低;5.良好的化学稳定性;6.较低的黏度且不易生泡;7.廉价、无毒、易得、不易燃烧等经济和安全条件。
四、吸收的分类按有无化学反应:物理吸收和化学吸收按溶质气体的浓度:低浓度和高浓度吸收按溶质气体组分的数目:单组分和多组分吸收按有无热效应:等温和非等温吸收本章只讨论低浓度、单组分、等温的物理吸收过程。
五、吸收操作的经济性(费用)气液两相流经设备的能量损耗;溶剂的挥发及变质损失;溶剂的再生费用。
√六、吸收设备第二节:气液相平衡一、平衡溶解度恒温、恒压下,相互接触的气液两相的浓度不变时,气液两相之间的浓度关系。
气液两相组成的浓度分别用物质的摩尔分数来表示,即y= n i /Σn y 、x= n i /Σn x:气液两相中惰性组分的量不变,溶质与惰性组分摩尔比。
yy Y −=1xx X −=11.气体的溶解度气体在溶液中的溶解平衡是一个动态平衡,该平衡的存在是有条件的;平衡时气相中溶质的分压——平衡分压(或饱和分压),液相中溶质的浓度——平衡浓度(或饱和浓度),也即是气体在溶液中的溶解度;气体的溶解度是一定条件下吸收进行的极限程度;温度和压力对吸收操作有重要的影响;加压和降温对吸收有利;升温和降压对解吸有利。
(化工原理)第三节 过滤
qe2 =Kθe q2+2qqe =Kθ (q+qe)2=K(θ+θe)
恒压过滤-6
K是由物料特性及过滤压强差所决定的常数, 称为滤饼常数,其单位为m2/s,
θe与qe是反映过滤介质阻力大小的常数,均称 为介质常数,其单位分别为s及m3/m2,三者总 称过滤常数。
又当介质阻力可以忽略时,qe=0, θe=0,
过滤介质的阻力
设想用Le厚度滤饼代替滤布,设想中 的滤饼就应当具有与滤布相同的阻力, 即: rLe =Rm
过滤基本方程式
五、过滤基本方程式 若每获得1m3滤液所形成的滤饼体积为υ3,
则在任一瞬间的滤饼厚度L与当时已经 获得滤液体积V之间的关系应为:
LA =υV
υ——滤饼体积与相应的滤液体积之比,无因次, 或m3/m3
把过滤介质的阻力视为常数, 写出滤液穿过 过滤介质层的速度关系式:
m
过滤介质的阻力
式中
Δpm —— 过滤介质上、下游两侧的压强差, N/m2
Rm——过滤介质阻力,1/m
过滤操作中总是把过滤介质与滤饼联合 起来考虑。
过滤阻力
滤饼与滤布的面积相同,所以两层中的 过滤速度应相等,则:
式中Δp=Δpc+Δpm ,代表滤饼与滤布两 侧的总压强降,称为过滤压强差。
则生产能力的计算式为
式中
V——一个操作循环内所获得的滤液体积,m3 Q——生产能力,m3/h。
过滤机的生产能力-3
二、连续过滤机的生产能力
过滤机的生产能力-4
恒压过滤方程式
(V+Ve)2=KA2(θ+θe)
可知转筒每转一周所得的滤液体积为
则每小时所得滤液体积,即生产能力为
化工原理课件第五章 吸收
η=
被吸收的溶质量 进塔气体的溶质量
Y1 Y 2 Y1
Y2=Y1(1-η)
qn,v Y1 Y2 条件所规定
X2 一般为吸收工艺
qn ,l ,m qn,v
Y1 Y2 X1* X 2
Y1 Y2
Y1 m
X
2
qn,l=(1.1~1.5)qn,l,m
2020/7/16
16
5-14 填料层高度的计算
溶解度随温度和溶质气体的分压不同而不同,平衡时溶质在 气相中的分压称为平衡分压。溶质组分在两相中的组成服从 相平衡关系。
加压和降温有利于吸收操作,反之,升温和减压对解吸有利。 但加压、减压费用太高一般不采用。
2020/7/16
6
5-2 亨利定律
亨利定律
当总压不高(一般小于500KPa)时,在一定温度下,稀溶液上 方气相中溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下 的关系:
一、 填料层高度的基本计算式
填料层高度计算涉及物料衡算、传质 速率和相平衡关系。我们前面介绍的 所有传质速率方程都适用于稳定操作 的吸收塔中的"某一横截面",而不能用 于全塔。
该微元内,吸收质的传递量dG为:
dG qn,vdY qn,ldX
由吸收速率方程可知,该微元内,气相
和液相吸收质的变化量dG为:
在相内(气相或液相)传质方式包括分子扩散和湍流扩散。
分子扩散:当流体内部某一组分存在浓度差时,因微观的分 子热运动使组分从浓度高处传递到较低处,这种现象称为分 子扩散。
湍流扩散:当流体流动或搅拌时,由于流体质点的宏观运动
(湍流),使组分从浓度高处向低处移动,这种现象称为湍
流扩散。在湍流状态下,流体内部产生旋涡,故又称为涡流
化工原理讲稿3(第五章)(天大版)
一、物料的平衡关系 1.平衡水分(X *)与自由水分(X-X*) 2.结合水分与非结合水分; 3.物料水分=平衡水分+自由水分=非结合水+结合水;
当φ=100%,则平衡水分X*=结合水;
•平衡水分与空气的状态有关,且为结合水分; •结合水分与非结合水分只与物料的性质有关;
二、物料的干燥关系
1.干燥速率定义
Xc Xc
3.总干燥时间
1
2
GC Gc ( X c X ) X c X ln SU ( X 1 X C ) SU X2 X C c
P272页、例 5-10题:
Gc GC 已知:X 1、X 2、X C、X 0、U C、 ; S SU C
对于恒速干燥: U=UC=const. ①恒速干燥所需时间: 当X1 当X1 XC时: X2
GC 1 ( X1 X C ) SU C
GC XC时: 1 SU ( X1 X 2 ) C
•UC的来源:
(1)由干燥速率曲线查得 (2) 用 U C (t tw ) kH ( H w H ) 计算
四、 恒定干燥条件下的干燥速率 恒定干燥条件:空气的温度、湿度、流速及物 料接触方式不变。 (一)干燥速率定义 指单位时间、单位干燥面积汽化水分量;
dW U Sd
[kg水/(m2∙s)]
dW GCdX
C
W GC ( X 1 X )
U GSddX
(二)干燥曲线及干燥速率曲线
X*
t X*
2. 自由水分(X-X*):可用干燥方法除去的水分;
三、结合水分与非结合水分
1.结合水分:水与物料有结合力,pw< ps;
华南理工大学化工原理课件 化工原理 第五章 蒸馏
第二节 双组分溶液的气液相平衡
2.双组分理想溶液的相平衡关系 设总压为P,对于A、B双组分理想溶液,由拉乌尔定律有: PA=P0AxA ,PB=P0BxB=P0B(1-xA) 据道尔顿分压定律有: P=PA+PB=P0AxA+ P0B(1-xA) 0 p pB p f B (t ) x 联立即有: A PA0 PB0 f A (t ) f B (t ) (5-3) 该式称为泡点方程,表示液相组成与泡点温度的关系,由此 可确定t-x相图。 又设yA为与液相组成 xA相平衡的蒸气中A组分的摩尔分率, 0 p p x f (t ) p f B (t ) yA A A A A 则有: (5-4) p p p f A (t ) f B (t ) 该式称为露点方程,表示气相组成与露点温度的关系,由此 可确定t-y相图。 式(5-3)及式(5-4)总称为双组分理想溶液的相平衡关系, 联立即可确定t-x-y相图及y-x相图。
图5-4苯-甲苯物系t-x-y图
第二节 双组分溶液的气液相平衡
该图可描述如下:即在恒定总压下,若将温度为 t1 组 成为 x (图中的A点所示)的苯-甲苯混合液加热,当温度 达到 t( 2 J点)时,溶液开始沸腾,产生第一个气泡,其组 成为C点对应组成y1,相应的温度 t 2 称为泡点,因此饱和 液体线又称为泡点线。同样,若将温度t 4为组成为(B点) 的过热蒸汽冷却,当温度达到 t 3 (H点)时,混合汽体开始 冷凝产生第一滴液滴,其组成为Q点对应组成 x1 ,相应的 温度 t 3 称为露点,因此饱和蒸汽线又称为露点线。当升 温使混合液的总组成与温度位于汽液共存区点K时,则物 系被分成互呈平衡的汽液两相,其液相和汽相组成分别由 L、G两点所对应横坐标得到。两相的量由杠杆规则确定。 由图5-4可见,当汽液两相达到平衡时,两相的温度相同, 但汽相中苯(易挥发组分)的组成y大于液相组成x。当汽 液两相组成相同时,则汽相露点总时大于液相的泡点。 附杠杆规则为:液相量/气相量=KG/KL
化工原理 第五章 吸收
Y mX
*
式中
X— 液相中溶质/溶剂的摩尔比 Y* — 与液相组成X相平衡的气相中溶质/惰性气体的摩尔比 m — 相平衡常数,无因次。
常数换算关系
E与m的换算
p* E * * y m y mx p* P y * ( P为总压 ) p* Ex P y* E * y m E m P
指明过程进行的极限
塔无限高、吸收溶剂量很小的情况下,吸收液的最大组成 塔无限高、吸收剂溶剂量很大的情况下,吸收尾气的最小组成
y2,min y mx2
* 2
y1 x1,max x m
* 1
确定过程的推动力
y y* 为以气相中溶质摩尔分数差表示吸收过程的推动力;
x* x
为以液相中溶质的摩尔分数差表示吸收过程的推动力;
传质速率:任一固定的空间位置上, 单位时间 内通过单位面积的物质量,记作N,
kmol/(m2·s) 。
物质在气液两相间的传递步骤:
1)物质从气相主体传递到气液两相界面的气相一侧; 2)在界面上溶解,物质从气相侧进入液相侧; 3)物质从液相侧界面向液相主体传递。
通常,界面上发生的溶解过程很容易进行,其阻力很小,这 样总过程的速率将由第一步气相和第三步液相内的传质速率 所决定。无论是气相还是液相,物质传递的机理包括以下两 种。
1
p A2 pB 2
2 气液 界面
P
pB 2
p B1
p A1 p A2
0
z
由于在联通管中除了浓 度差引起的分子扩散外, 流体的总体流动也引起 质量的传递,所以联通 管中的传质速率就等于 分子扩散速率与总体流 动引起的传质速率之和, 因此比等摩尔逆向扩散 的传递速率大。
陈敏恒化工原理上册化工原理第五章
② 流体分子运动的影响
③非球形颗粒的沉降速度
同样条件下 非球 球
因此
ut,非球 ut,球
④壁效应和端效应
d p 0.01 时, 器壁有影响 D
⑤液滴或气泡变形 液滴或气泡受曳力变形,影响计算准确性。
5.3 沉降分离设备
气体入口
10-2
10-1
1.0
10
102
103
104
105
106
ReP 曳力系数ξ与ReP的关系:(1)圆球(2)圆盘(3)圆柱
层流区:
阿伦区:
曳力 u,表面曳力为主
u0 A
B
0
85
C
发生边界层分离,使形体曳力增加
牛顿定律区:
曳力 u2,曳力系数恒定,形体曳力为主
湍流边界层区:
A u0
转化为湍流边界层,形 体曳力
是旋风分离器的经济指标。
压降: u2
2
2)常用型式 标准型、扩散式等。 标准型:
结构简单、容易制造、处理量大; 适用于捕集密度大且颗粒尺寸大的粉尘。
标准型旋风分离器
CLK 型:为扩散式旋风分离器,又称 带倒锥体的旋风除尘器,并在锥的底 部装有分割屏,分割屏可使已被分离 的粉尘沿着锥体与分割屏之间的环缝 落入集尘斗,有效防止了上升的净化 气体重新把粉尘卷起带出,从而提高 了除尘效率。
清洁气流 挡板
隔板
含尘气流
多层降尘室 说明:ut由所需分离的最小颗粒直径确定
欲用降尘室净化温度20℃、流量为2500m3/h的常压空气,空 气中所含灰尘的密度为1800kg/m3,要求净化后的空气不含 有直径大于10μm的尘粒,试求所需沉降面积为多大?若降尘 室底面的宽为2m、长为5m,室内需要设多少块隔板?
大连工业大学化工原理第五章蒸发(陈)
结构: 旋转刮板, 夹套式加热室 优点: 适用于粘度较高, 易结晶、易结垢物料。
13
三、直接接触传热的蒸发器
14
浸没燃烧蒸发器
优点: 传热效果好,热利用率高, 无固定加热面,结构简单, 适用于易结晶、结垢和具有腐蚀性物料的蒸发。
缺点: 料液不允许被烟气污染不适用 喷嘴易损坏
冷凝器压强下纯水沸点 (℃)
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t1 TK
三、单效蒸发计算(calculation of single effect )
• 计算内容:①蒸发水量W(物料衡算) ②加热蒸汽消耗量D(热量衡算) ③蒸发器传热面积A(传热速率方程)
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1. 物料衡算
设:蒸发过程没有溶质的损失
)
循环速度低,易积污垢, 清洗不便
7
二次蒸汽
• 列文式
蒸发室
改 进 优 点
加热室与降液管分开 增设沸腾室 循环速度高
挡板 沸腾室
料 液
延缓积垢 可处理有结晶析出的溶液 加热室
蒸汽
完 成 液
降 液 管
缺点: 静压引起的温差损失大 设备庞大,造价高
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• 外挂加热室式
改进: 降低了设备高度 便于清洗、更换 存在问题: 静压引起的温 差损失大
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四、辅助设备(subsidiary)
防止 液沫 夹带
除沫器
冷凝器 冷凝二次 蒸汽,排 出不凝气 疏水器
防止蒸 汽排出
16
除沫器
17
疏水器:
作用: 排出凝结水, 但不让蒸汽排出 种类: 机械式, 热膨胀式, 热动力式
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第三节 单效蒸发
(single effect evaporation ) 一、溶液的沸点(boiling point of solution)
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4.36 10 T D P (v A
1
5
3 2(
1 1 MA MB
1 3 )2
1 )2
3
vB
2、物质在液体中的扩散系数
物质在液体中的散系数与组分的性质、温度、粘度以及 浓度有关。 对于很稀的非电解溶液,物质在液体中的扩散系数
DAB 7.4 10
2013-8-14
• ()2、下列关于分子扩散与分子热运动的比较与分析中不 正确的是 。
• A、没有分子热运动就不可能有分子扩散运动
• B、分子扩散与分子热运动都是一种无定向的运动
• C、分子扩散只能发生在非平衡体系 • D、无论体系平衡与否,分子热运动总是在进行
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• ()3、描述分子扩散的实验定律是
面与主体的微小压差,使得混合物向界面处的流动。
1)因分子本身扩散引起的宏观流动。 2)A、B在整体移动中方向相同,流动速度正比于摩尔分率。
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传质速率
总体流动中物质B向右传递的通量为
J B N BM
气相整体移动中,A的量与B的量之比等于它们的分压力之比:
N AM p A N BM pB
kmol/(m2· kPa)。 s·
N A =传质系数×吸收的推动力
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(三)液相传质速率方程式
DAB c NA (c Ai c AL ) Z L cBm
DAB c 令k L Z L cBm
ci c N A k L (ci cA ) 1 k L ——液膜吸收速率方程
(aM )1/ 2 T 12
0.6
m2 / s
• ()1、下列对扩散系数的理解和认识中不对的是
。
• A、扩散系数是物质的物性常数之一,是物系中物质的一 种传递性质。
• B、扩散系数与浓度场中的浓度梯度成正比
• C、气相中物质的扩散系数因温度的增高而加大,因压强的 增高而减小
• D、液相中物质的扩散系数受浓度的影响显著
DP p A1 p A2 pB 2 NA ( ) ln zRT pB 2 pB1 pB1
D p D c ( p A1 p A 2 ) (c A1 c A 2 ) RTz pBm z cBm
P ——漂流因数,无因次。反映总体流动对传质速率的 p Bm
影响。
P 1 因p>pBm,所以漂流因数 p Bm
pA N A (1 ) J A pB
N AM N BM
pA pB
N A J A N AM
DAB dp A JA RT dz
pA cA RT
C P RT
若扩散在气相中进行,则: p p A pB
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D p dp A NA RT p p A dz
气相传质速率方程
kX NA (Yi Y *) m
N A kY (Y Yi )
稳态传质过程中,气相传质速率与液相传质速率相等,
加和性原则消去Yi, 1 KY 1 m kY k X
kX N A kY (Y Yi ) (Yi Y *) m N
A
(Y Y ) 1 m kY k X
(一)用摩尔比浓度为总推动力的吸收速率方程式 适用条件:溶质浓度很低时 1)以 (Y Y *) 表示总推动力的总吸收速率方程式 据亨利定律
Yi mX i Yi mX i b
Yi Xi m
Y X m
代入
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N A kX ( Xi X )
Yi Y * N A kX ( ) m m
dc A D dp A N A J A D dz RT dz
分离变量并进行积分,积分限为:
z1 0
z2 z
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p A p A1
p A p A2
D PA1 N A dz pA2 dp A 0 RT
z
D NAz ( p A1 p A2 ) RT
一、分子扩散与菲克定律
第五章 吸收
第三节 传质机理与吸收速率
二、等摩尔逆向扩散 三、组分A通过静止组分B的扩散 四、分子扩散系数 五、单相间的对流传质
六、两相间传质的双膜理论
七、总传质速率方程 八、传质速率方程式的各种表示形式
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吸收过程涉及两相间的物质传递,包括三个步骤:
1).溶质由气相主体传递到汽液两相界面,即气相内的物质传递; 2).溶质在相界面上的溶解,由气相转入液相,即界面上发生的 溶解过程; 3).溶质自界面被传递至液相主体,即液相内的物质传递。
N A k x ( xi x)
—以 x 为推动力的液膜吸收系数,kmol/(m2.s)。 kx 当液相组成以摩尔比浓度表示时
NA kX (Xi X )
k X —以 X 为推动力的液膜吸收系数,kmol/(m2.s)。
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3)、汽液两相界面的溶质组成
N A kY (Y Yi )
kL--液膜传质系数
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六、两相间传质的双膜理论
1、双膜理论
•相互接触的气液两相间有一个稳定的界面,界面上没有传 质阻力,气液两相处于平衡状态。 •界面两侧分别存在着两层膜,气膜和液膜。气相一侧叫气 膜,液相一侧叫液膜 ,这两层膜均很薄,膜内的流体是滞 流流动,溶质以分子扩散的方式进行传质。
N A KY (Y Y *)
KY
—以 Y 为推动力的气相总吸收系数,kmol/(m2.s)
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1 1 m K Y kY k X
• 相间传质总阻力=气模阻力+液膜阻力
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2)以 ( X * X ) 表示总推动力的吸收速率方程式
NA KX (X * X )
K X—以 X 为推动力的液相总吸收系数,kmol/(m2.s)
• 相间传质总阻力=气模阻力+液膜阻力
1 1 1 K X k X mk Y
1 1 m K Y kY k X
KX与KY的关系为
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K X mK Y
(二)、气膜控制与液膜控制
1)溶解度很大时的易溶气体 溶解度很大,相平衡常数m很小
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八、传质速率方程式的各种表达式
气相 液相 两相间
两相间
N A kG ( pA pi ) kL (ci cA ) KG ( pA pA ) KL (cA cA )
•膜外的气液相主体中,流体流动的非常剧烈,溶质的浓度
很均匀,传质的阻力可以忽略不计,传质阻力集中在两层 膜内。
2013-8-14
2013-8-14
2、气相与液相的传质速率方程式 1)、气膜吸收速率方程式
N A kG ( p pi )
当气相的组成以摩尔分率表示时
N A k y ( y yi )
J A DAB
dc A dz DAB dp A JA RT dz
p cA A 对于理想混合气体: RT
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二、 等摩尔逆向扩散
J A J B
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dc A dc B dz dz
根据菲克定律:
J A D AB
dc A dcB DBA dz dz DAB dp A DBA dp B JA RT dz RT dz
Y*
1 1 K X kX
——液膜控制
X
Xi X*
液膜控制 例:水吸收氧、CO2
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3)对于溶解度适中的气体吸收过程 气膜阻力和液膜阻力均不可忽略,要提高过程速率,必 须兼顾气液两端阻力的降低。
4)对于气体在水中溶解度的区分 m<1时,易容气体, m>100时,难溶气体
m=1~100时,中等溶解度的气体
dp dp A dpB 0 dz dz dz
p pA pB 常数
dp A dp B dz dz
DAB DBA D
由A、B两种气体所构成的混合物中,A与B的扩散系数相等。
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传质速率
在任一固定的空间位置上,单位时间通过单位面积的A 物质量,称为A的传质速率,以NA表示。
等摩尔逆向扩散传质速率为:
D D NA ( p A1 p A2 ) (c A1 c A2 ) zRT z
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三、组分A通过静止组分B的扩散
例如吸收
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(1)因溶质A扩散到界面溶解于溶剂中,A从气相主体向 界面扩散。 (2)整体移动:因溶质A扩散到界面溶解于溶剂中,造 成界
1)靠近相界面处层流内层:传质机理仅为分子扩散,溶质
A的浓度梯度较大,pA随z的变化较陡。
2)湍流主体:涡流扩散远远大于分子扩散,溶质浓度 均一化,pA随z的变化近似为水平线。
3)过渡区:分子扩散+涡流扩散,pA随z的变化逐渐平 缓。
2013-8-14
有效膜模型
单相对流传质的传质阻力全部集中在一层虚 拟的膜层内,膜层内的传质形式仅为分子扩散 。 有效膜厚zG由层流内层浓度梯度线延长线与流
KY
1 1 m kY k X
1 1 K Y kY
即KY kY
——气膜控制
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Y
O
Yi Y* X Xi 气膜控制 例:水吸收氨或HCl气体
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2)溶解度很小时的难溶气体
1 1 1 K X mkY k X
当m很小时,
Y Yi
O
I
1 1 mk X kX