北京化工大学化工原理下册

第八章气体吸收8.1概述8.2吸收过程相平衡基础8.3吸收过程模型及传质速率方程8.4吸收（或脱吸）塔计算8.5其他类型吸收1一、气体吸收在化工中的应用吸收是将气体混合物与适当的液体接触，利用个组分在液体中溶解度的差异而使气体中不同组分分离的操作。混合气体中，能够溶解于液体中的组分称为吸收质或溶质；不能溶解的组分称为惰性气体；吸收操作所用的溶剂称为吸收剂；溶有溶质的溶液称为吸收液或简称溶液；派出的气体称为吸收尾气。吸收操作是气体混合物的主要分离方法，化工生产中它有以下几种具体的应用：１．化工产品２．分离气体混合物３．从气体中回收有用组分４．气体净化(原料气的净化和尾气、废气的净化)５．生化工程2二、吸收过程分类按照吸收过程是否伴有化学反应将吸收区分为化学吸收和物理吸收两大类。在气体吸收中，若混合气体中只有一个组分在吸收剂中有一定的溶解度，其余的组分的溶解度可以忽略，这样的吸收过程称为单组分吸收。如果有两个或更多的组分能溶解于吸收剂中，这一过程称为多组分吸收。在吸收过程中，当气体溶解于液体中时，通常有溶解热产生，若进行伴有放热的化学吸收时，还要放出反应热，因此随着吸收过程的进行液相温度要逐渐增高，这样的吸收称为非等温吸收。但若热效应很小，或被吸收的组分浓度很低，且吸收剂的用量较大，则温度的变化不显著，此时吸收过程可认为是等温吸收。3三、工业吸收过程工业的吸收过程常在吸收塔中进行。生产中除少部分直接获得液体产品的吸收操作外，一般的吸收过程都要求对吸收后的溶剂进行再生，即在另一称之为解析他的设备中进行于吸收相反的操作－解吸。因此，一个完整地吸收分离过程一般包括吸收和解吸两部分。48.2吸收过程相平衡基础58.2.1气液相平衡关系气体混合物与溶剂S相接触时，将发生溶质气体向液相的转移，使得溶液中溶质（A）的浓度增加。充分接触后的气液两相，液相中溶质达到饱和，此时瞬间内进入液相的溶质分子数与从液相逸出的溶质分子数恰好相抵，在宏观上过程就像停止一样，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡。对于单组分物理吸收，组分数c=3（溶质A、惰性气体B、溶剂S），相数（气、液），自由度数F应为即在温度、总压和气、液组成共四个变量中，有三个是自变量，另一个是它们的函数。6在一定的操作温度和压力下，溶质在液相中的溶解度由其相中的组成决定。在总压不很高的情况下，可以认为气体在液体中的溶解度只取决于该气体的分压，而与总压无关。于是，与得函数关系可写成

当然，也可以选择液相的浓度作自变量，这时，在一定温度下的气相平衡分压和的函数：

气液平衡关系一般通过实验方法对具体物系进行测定。78.2.2亨利定律亨利定律是稀溶液重要的经验定律，在低压（通常指总压小于0.5MPa）和一定温度下，气液相达到平衡状态时，其数学表达式如下：若溶质在液相中的浓度用物质的量浓度ｃ表示，则亨利定律可表示成：

若溶质在液相和气相中的浓度分别用摩尔分率x与y表示，则亨利定律可表示成

88.3吸收过程模型及传质速率方程98.3.1双膜模型在吸收中的应用气体吸收是把气相中的溶质传到液相的过程，即相际间的传质。它由气相与界面的对流传质、界面上溶质组分的溶解、界面与液相的对流传质三个步骤串联而成。10由膜模型传质理论，气相传质速率可表示为令得同理，由膜模型理论，液相传质速率式为

令

得11线上。若在Ｐ点附近两项组成x，y所涉及的范围内，平衡县可近似看成斜率为m的直线（若服从亨利定律，则ｍ为相平衡常数）则或8.3.2传质速率方程一、传质速率方程如图所示，吸收塔一截面气液两相主体浓度在上可用一点a表示。此点一般不在平衡线上。如双膜模型假设成立，表示界面上两相组成关系的点Ｐ必位于平衡12浓度组成表示法

摩尔分率物质得量浓度或分压

传质速率方程

其中

总传质系数

不同的推动力所对应的不同传质系数和速率方程。

表8—1传质速率方程的各种形式13

二、界面浓度的求取当ｍ随浓度变化时，用分传质速率方程式计算更加方便，界面浓度与存在关系有：（1）有双膜模型理论，与在平衡线上。如果平衡线以表示，则。（2）可导出平衡关系与上式联立可求解界面浓度与。在用作图法求解时，从气、液两相的实际浓度点ａ出发，作斜率为的一条直线，此直线与平衡线的交点即为所求的界面浓度（）。14三、传质阻力分析总传质阻力为气相分传质阻力与液相分传质阻力之和。若分传质阻力中，则总传质阻力。此时的传质阻力集中于气相，称为气相阻力控制（亦称气膜控制）。气相阻力控制的条件是：（１）或。此时若描绘于图上，则连接气、液实际浓度点ａ（x，y）与界面浓度点ｂ（）的直线ab很陡。（２）溶质在吸收剂中的溶解度很大，即平衡线斜率ｍ很小，相平衡曲线平坦。15同时由图８－６(a)可知，在气相阻力控制条件下，以气相摩尔分率差表示的分传质推动力接近于总推动力，总推动力主要用于克服气相阻力。图８－６两相中的吸收传质阻力示意图16液相阻力控制的条件是：（１），或。图８－６（b）中连接气、液实际浓度（x，y）与界面浓度（）的直线ab较平坦。（2）溶质在吸收剂中的溶解度很小，即平衡线斜率m很大，相平衡曲线OE很陡。同时，由图８－６（b）可知，在液相阻力控制条件下，以液相摩尔分率差表示的分传质推动力

接近于总传质推动力

，总推动力主要用于克服液相阻力。178.4吸收（或脱吸）塔计算18以不变的量作为物料恒算的基准：对于气体，是其中惰性气体Ｂ的流率；而对于液体，则是其中溶剂Ｓ的流率：与此相应，气液相组成应采用摩尔比表示：

8.4.1物料恒算和操作线方程一、全塔物料恒算

稳定操作的逆流吸收塔内气、液流率和组成如图８－７所示，其中以下标ａ代表塔顶，下标ｂ代表塔底，A、B、S分别代表溶质、惰性气体和溶剂。19对图８－７所示的吸收过程作全塔物料恒算，如下：式中，，，分别代表塔顶、塔底气液相摩尔比。吸收操作时，表征吸收程度有两种方式，即：（１）吸收目的是为回收有用物质，通常以吸收率表示：

（２）吸收的目的是为了除去气体混合物中的有害物质，一般直接规定出塔气中有害物质的残余浓度。20二、操作线方程及操作线为确定吸收塔内任一塔截面上相互接触的气、液组成间的关系，可对吸收塔塔顶和任一截面间（即图８－７种虚线所示的范围）作物料恒算如下，即为逆流吸收塔的操作线方程式：

整理得

同理，亦可对塔底与任一截面间作物料恒算，得

整理得

218.4.2吸收剂用量的确定关于吸收剂用量，从能耗的角度考虑，希望流量要小，但限于气体在液体中的溶解度，流率小到一定程度则达不到吸收要求，故需合理选取。根据生产实践经验，一般情况下取吸收剂用量为最小用量的1.2~2.0倍是比较适宜的，即

或最小液气比可用图解法或计算求出。操作线与平衡线在点相交，从而

或

22如果平衡曲线呈现如图８－１０种所示的形状，则应过点A作平衡曲线的切线，找到水平线与此切线的交点，按下式计算最小液气比，即

或

238.4.3低浓度气体吸收时的填料层高度

当进塔混合气中的溶质浓度不高（例如小于５％～１０％）时，通常称为低浓度气体吸收。计算此类吸收问题时可作如下假设而不致引入显著误差（对应于图８－７种的流程）：（1）气液相流量可视为常量。（2）吸收过程可视为等温吸收。（3）传质系数可视为常量。24对于低浓度气体的吸收，可近似的用气、液流经全塔的混合气体与液体的流率Ｇ、Ｌ代替惰性组分的流率、，并以摩尔分率、代替摩尔比Ｙ、Ｘ，有：或

物料恒算式也可作：

25一、填料层高度的计算进行填料计算时，传质速率方程和物料恒算式应对填料层的微分高度列出，然后几分得到填料层总高度。26若以气、液相摩尔分率差为总传质推动力计算传质速率，得：，对于稳定的低浓度气体的吸收过程，Ｇ、Ｌ、ａ均不随时间而变，且在塔内不同截面位置上均为定值，总传质系数、在全塔范围内也可视为常数，则，若选用气、液相摩尔分率差作为分传质推动力来计算传质速率，同理可得,27若将传质单元的概念应用于以业相摩尔分率差作为总船只推动力的情形，则可得

式中，

令

则以气相摩尔分率差为总传质推动力的填料层高度计算式可写成：二、传质单元数与传质单元高度28填料层高度计算式传质单元高度传质单元数相互关系

气相总传质单元高度液相总传质单元高度气相传质单元高度

液相传质单元高度气相总传质单元数液相总传质单元数气相传质单元数

液相传质单元数由式（8－18）、（8－21）可得

相应的传质单元数及传质单元高度表示如下表。表8—2传质单元高度与传质单元数29三、传质单元数的计算（１）对数平均推动力法在吸收操作所涉及的组成范围内，若相平衡关系可用直线方程表示，即相平衡关系服从亨利定律；或在操作组成范围内平衡关系为直线，此时传质推动力和分别随ｙ和x呈线性变化，推动力或相对于x或y的变化率均为常数，从而

30令称为气相对数平均传质推动力31用同样的方法，可得式中

称为液相对数平均传质推动力。32２）吸收因数法除对数平均推动力法，也可将相平衡关系与操作线方程代入中，直接积分求取得：也常写成

同理也可以推出以液相浓度为总传质推动力的传质单元数的表达式33当平衡关系不满足亨利定律，但可近似地以直线表示时，则变成

式中，，34（3）其他计算方法传质单元数的求解，其实质为如何确定定积分的值。当平衡线不能作为直线。显然上述对数平均推动力法和吸收因数法已不能适用。此时，除按照定积分的物理意义用图解积分外，还可采用数值积分，后者随着电子计算机技术的发展及相关工程计算软件的开发和利用，已变得易于实现并得到广泛应用。358.4.4填料塔的设计型计算和操作型分析填料吸收塔的计算问题可分为设计型和操作型两类，两类问题均可通过联立全塔物料恒算式、填料层高度计算式及相平衡关系式求解。一、填料塔的设计型计算设计型计算的特点是给定进口溶质浓度、进塔混合气的流率G、相平衡关系及分离要求，计算所需要的填料层高度。在给定条件下，要完成设计型计算尚需解决以下几方面的问题：（1）为计算塔高，必须确定传质系数。（2）气、液流向的选择。（3）吸收剂进口浓度的确定。（4）吸收剂用量的确定。36二、填料塔的吸收型计算吸收操作型计算特点是塔设备已给定（对填料塔则填料层高度h已知）计算的基本类型有：（1）校核现有的塔设备对制定的生产任务是否适用。如已知T、P、h、G、L、、，校核是否满足要求；（2）考察某一操作条件改变时，吸收结果的变化情况或为达到制定的生产任务应采取的调节措施。37同理，若液相浓度较高泽液相传质分系数也与液相浓度ｘ有关。综上所述，可知高浓度气体吸收的计算要比低浓的复杂得多。为考虑传质系数变化的影响，常选用气相传质速率方程作为计算的基础。有：8.4.5高浓度气体吸收时填料层高度的计算当入塔气体的溶质含量较高（例如超过10%），对低浓度气体的简化处理方法显然不在适用，高浓度气体吸收时，按膜模型理论，气相传质分系数表示为：388.4.6塔板数吸收操作除用填料塔外，也可采用板式塔。板式塔的主要特点是：气液两相的接触是在塔板上进行的，故组成沿着塔高呈阶跃式而不是连续式的变化。为计算板式塔完成吸收任务所需的塔板数，要应用物料恒算和气液平衡量关系，其常用方法是图解法。39一、梯级图解法求理论塔板数在塔设备内任一取一截面，设其位置落在第n-1与n块板之间，对于塔顶、底作溶质物料恒算，可得到操作线方程如下：在板式吸收塔计算中，为简明计，常引用“理论塔板”的概念，其定义是：气液两相在这种塔板上相遇时，因接触良好、传质充分，以致两相在离开塔板时已达到平衡。40代表离开各层理论板气、液组成的点、，．．．，，都在图８－１５的平衡线OE之上。41一直类推到第层理论板之下（塔底），得到即二、解析法求理论塔板数当平衡关系符合、操作线为直线时，用克列姆塞尔（Kremeser）等人提出的解析方法求理论塔板数。由于离开任一层理论塔板的液、气组成，．．．，符合相平衡式，故有，．．．，有42对板式吸收塔而言，塔板上的事迹传质情况远不如理论塔板完善，故所需的实际塔板数较理论塔板数Ｎ为多，常用塔板效率来衡量这种差别。定义全塔板效率或总板效率为

包括了传质动力学因数，其值与物系和塔板结构、操作条件有关。板式吸收塔的全塔板效率可由实验测定或经验关联图确定，通常吸收塔的

范围约为

。438.4.7解吸（脱吸）把溶液中的气体溶质释放出来的过程称为脱吸或解吸，其传质方向与吸收相反，为吸收的逆过程。其目的是为了实现溶剂再生，并回收溶质。若吸收的目的是为了制取溶液成品，就不需要脱吸。化工生产中常见的脱吸方法有以下几种：1、通入惰性气体（气提法）2、通入直接水蒸气（汽提或提留）3、降低压力448.5其他类型吸收458.5.1多组分吸收多组分吸收是指其体混合物中有几个组分同时被吸收的过程。多组分气体吸收一般可分为贫气吸收与富气吸收两类。若进他气体中个溶质组分的浓度都不高称为贫气，否则为富气。通常，多组分吸收对起关键作用的组分（称作关键组分）规定分离要求，由于是相同的操作条件和设备，故其他组分的被吸收量由其平衡关系及各组分间的相互关系确定。现以贫气多组分吸收为例，介绍简捷计算法在吸收过程设计中的应用，其他的计算方法清参考相关的专著。图８－１７是具有Ｎ块理论板的吸收塔示意图46对第ｎ板作ｉ组分的物料恒算假设各组分的气液平衡关系服从亨利定律，且各组分的平衡关系互不影响，即则最后解Ｎ得478.5.2化学吸收吸收过程中，溶质气体与溶剂中的某一个（或一个以上）组分可能发生化学反应，这种有显著化学反应的吸收过程称为化学吸收。化学吸收的液相传质速率方程也可表达为物理吸收那样的形式：当吸收为液膜控制时，由于液相反应能够显著的减小液膜传质阻力从而减小总阻力，同时液膜控制又见于难溶、难吸收、吸收容量小的物系，故采用化学吸收法其优点就很明显；当吸收为气膜控制时，液膜阻力的降低对总阻力的影响不大，而且这类物系又多见于易吸收、吸收容量大的物系，则应用化学吸收法优点就不明显。488.5.3非等温吸收通常吸收操作可分为等温和非等温吸收两类。吸收过程中的热效应主要包括：溶质气体溶解时的溶解热；溶质与吸收剂发生化学反应的反应热；吸收剂中的易挥发组分带走的汽化热。热效应引起的温度变化对吸收过程的影响主要有如下两方面。１、影响气液平衡关系当吸收的溶质量较大时，这些热效应使得塔内液相温度随其浓度的升高而增大，从而使平衡关系变得不利于吸收过程的进行。２、影响吸收速率温度升高，气相分传质系数下降。当吸收塔进行非等温吸收操作时，其传质单元数或理论塔板数的计算与等温吸收并无原则性的区别。不同之处在于非等温吸收操作时需先根据塔中操作的实际情况，即塔内温度与温度的变化关系确定两相的实际平衡曲线，由此确定吸收操作的液气比和吸收操作线。当平衡曲线和操作线确定后，前述等温吸收的计算方法可直接应用于非等温吸收。49第九章液体精馏1概述1.1蒸馏的目的分离液体混合物1.2基本依据(原理)液体中各组分挥发度的不同恒定温度、压力，气液相平衡A组分比B组分易挥发：A为轻组分,B为重组分，，或汽相冷凝后，A的浓度高—实现了部分分离7/6/202350轻重组分是相对的：苯、甲苯混合液中，甲苯为重组分；甲苯、二甲苯混合液中，甲苯为轻组分1.3工业蒸馏过程①平衡蒸馏(闪蒸)7/6/202351②简单蒸馏①②只能达到有限的分离7/6/202352③精馏多次汽化多次冷凝，达到高纯度分离例如，石油加工中，环丁砜抽提后得到芳烃7/6/2023531.4精馏操作的经济性操作费用：加热沸腾、冷却冷凝沸腾和冷凝的温度与操作压强有关加压精馏：如空气分离；P↑,t↑,冷凝费用降低真空精馏：P↓,t↓,如高沸点物质、热敏物质分离7/6/2023542双组分溶液的汽液相平衡2.1理想物系汽液相平衡双组份汽液平衡的自由度F=N–Φ+2组分数相数F=2,P,t一定,组成就定了

P,x一定,t就定了如：苯-甲苯(101.3kPa下)80.2℃110.6℃安托因方程相平衡fV=fL7/6/202355理想物系,拉乌尔定律,归一条件沸腾时道尔顿分压定律相平衡常数定义为∴,注意KA并非常数7/6/202356①泡点线(液相线)②露点线(汽相线)③y~x的近似表达式挥发度，相对挥发度α7/6/202357相平衡方程理想物系在操作温度范围(纯A、纯B沸点)，若α变化不大，可取α=1时，y=x，能否进行分离？操作压强对相对挥发度的影响P↑，α↓

7/6/2023582.2泡点计算：7/6/2023592.3露点计算：7/6/202360为什么不用沸点来衡量挥发性？例：101.3kPa下，乙醇沸点：78.3℃水沸点：100℃2%乙醇的水溶液，蒸发后留水98%乙醇的水溶液，蒸发后留乙醇7/6/2023612.4非理想溶液的汽液相平衡强正偏差pA>p0AxA，出现最低恒沸物注意温度高低的排序7/6/202362强负偏差pA<p0AxA，出现最高恒沸物注意温度高低的排序7/6/202363常用相平衡计算方法PyA=p0AxAγA,

PyB=p0BxBγB活度系数γA,γB范拉方程(A、B分子体积大小相差较大)A12和A21为模型参数马古斯方程(A、B分子体积大小相差较小)lnγA=[A12+2(A21-A12)xA]x2BlnγB=[A21+2(A12-A21)xB]x2AA12和A21为模型参数7/6/2023643平衡蒸馏与简单蒸馏3.1平衡蒸馏(闪蒸)①物料衡算F=D+WFxF=Dy+Wx定义∴

W=qF,D=(1-q)F杠杆定律7/6/202365同时，y与x满足相平衡②热量衡算Q=FCp(T-t0)节流后，显热→潜热FCp(T-te)=(1-q)Fr应加热至7/6/2023663.2简单蒸馏非定态y(t),x(t)Wx=ydW+(W-dW)(x-dx)得(y-x)dW=Wdx7/6/202367当时，当简单蒸馏中与平衡蒸馏中q相等时，分离程度哪个大？7/6/202368本次讲课习题：第九章1，2，3，4，57/6/2023694精馏4.1精馏原理利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离工程手段：回流—构成汽液两相接触的必要条件塔顶凝液是否必须全部回入？由ye>xe可知

不必全部回入7/6/2023707/6/2023714.2全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+WxW6个变量,已知4个,求2个或5个变量()已知3个求2个①已知，求以xW为支点，,②已知(塔顶采出率),求：，7/6/202372③已知，轻组分回收率ηA()，求：，∵∴7/6/202373④已知:xF轻组分回收率ηA，重组分回收率ηB求：，塔顶产物A和B：塔釜产物A和B：∴,

7/6/2023744.3回流比和能耗定义：回流比，R↑,L↑,xD↑,分离能力提高但D一定，L↑,V=L+D，V↑

，塔釜蒸汽量↑以能耗为代价换取分离能力4.4逆流多级传质操作本章侧重板式塔(级式接触设备)7/6/2023757/6/2023764.5过程的数学描述L,V–kmol/sI,i–kJ/kmolr–汽化潜热①单板物料衡算总物料：轻组分：②热量衡算7/6/202377③恒摩尔流假定成立的条件：⑴两组分摩尔汽化潜热相近rn+1=rn=r⑵沸点差别不太大，忽略显热差别in+1=in=in-1=i代回后(Vn+1-Vn)r=(Vn+Ln-Vn+1-Ln-1)i=0结论：Vn+1=Vn，Ln=Ln-1汽液相摩尔流率不变当A、B两组分的质量汽化热相近时应得什么假定？7/6/202378④传质过程的简化⑴理论板—离开塔板的汽液两相达到传质、传热平衡过程特征方程简化为：泡点方程tn=φ(xn)相平衡方程yn=f(xn)如⑵实际板与理论板的差别—板效率默弗里板效率其中7/6/202379工程处理方法—过程分解法简化结果:yn=f(xn)⑤理论加料板的描述得定义7/6/202380两相流量关系q为加料热状态参数(液化率)q=0饱和蒸汽加料0<q<1汽液混合加料q=1泡点加料q>1冷液加料q<0过热蒸汽加料思考：某股加料液q=1.1,则每kmol加料中有多少kmol液体？

7/6/202381⑥精馏塔内的汽液摩尔流率全凝器,泡点回流条件下精馏段：L=RD

V=L+D=(R+1)D塔顶冷凝器热负荷QC=Vrc提馏段：塔釜蒸发器热负荷思考：分凝器、过冷回流怎么算？7/6/2023824.6精馏过程的求解①精馏段操作方程操作方程—表示同一塔截面上的汽液两相浓度关系。塔段物料衡算的结果∵L=RD,V=L+D=(R+1)D∴7/6/202383②提馏段操作方程③操作线精馏段过(xD,xD)点,截距提馏段过(xW,xW)点,斜率交点：7/6/202384④q线方程由xq与yq消去xD，得q线方程⑤理论板增浓B点代表离开n板的两相浓度关系7/6/202385⑥实际板效率

7/6/202386⑦逐板计算求解(设计型)已知：xD,xW,xF,F,W,D,L,V,求：m,N

y1=xD，x0=xDx1=f(y1)相平衡物料衡算x2=f(y2)相平衡......某x<xq(=f(xF,q))该板为加料板m......直至xN<xW得N7/6/202387建立精馏塔操作线方程的步骤:⑴画草图,取塔段控制体,包含要考察的塔截面⑵由:进=出,列轻组分(含该截面x,y)物料衡算⑶找出V,L与物流量F,D,W及R,q的关系,代入⑷将轻组分物料衡算式整理成y~x关系式，即操作线方程7/6/202388本次讲课习题：第九章6，7，8，9，107/6/2023895双组分精馏的设计型计算5.1理论板数的计算图解法已知：求：N,m条件：板数最少的解(加料在合适位置)7/6/202390次序:⑴由点(xD,xD)和截距作精馏段操作线⑵由点(xF,xF)和斜率作q线，并与精馏段操作线相交得q点(xq,yq)⑶由点(xW,xW)和q点(xq,yq)作提馏段操作线⑷由上往下按平衡关系、操作关系依次交替作阶梯④最优加料位置的确定为最佳加料位置,过前或过后N↑7/6/2023917/6/2023927/6/2023937/6/2023947/6/2023955.2设计型计算命题已知：F,xF,xD,xW选择：P,q,R求：N,m①总压P的选择与加热、冷凝温度、α有关②回流比的选择经济上，R↑,能耗↑R=∞,对角线R↑,N↓,设备费↓7/6/202396⑴全回流与最少理论板数NminR=∞操作线与对角线重叠，不进料，不出料由y1=xD，xN=xW(塔釜)且记，N=Nmin芬斯克方程近似7/6/2023977/6/202398⑵最小回流比Rmin与NT=∞平衡线与操作线出现挟点(恒浓区)，该处需无穷理论板NT=∞，对于指定的分离程度而言回流比达到最小。,7/6/202399⑶最适宜回流比的选取通常，Ropt=(1.2~2)Rmin7/6/20231005.3计算理论板数的方法⑴逐板计算法⑵图解法⑶捷算法(估算)捷算法：先求出Rmin，Nmin,确定R由查吉利兰图得,得N7/6/20231015.4加料热状态的选择不计热损失⑴R一定，进料热量多，塔底加热少7/6/2023102⑵一定，进料热量多，塔顶冷凝多，R↑,N↓

N减少，以增加能耗为代价结论：热在塔釜，冷在塔顶7/6/20231035.5双组分精馏塔的其它类型①直接蒸汽加热当重组分是水时，可将加热蒸汽直接通入塔釜精馏段提馏段：物料衡算恒摩尔流，(饱和蒸汽)操作线当xn=xW时，yn+1=07/6/2023104直接蒸汽加热的图解方法7/6/2023105直接蒸汽加热与间接蒸汽加热的比较⑴当两者xF,xD,xW相同时，?ηA?

若q,R相同，则N哪个大?以xW为支点而∴,7/6/2023106⑵当两者xF,xD,ηA,R,q相同时，xW？N？∵ηA相同,也相同

<提馏段操作线重叠、加长∴7/6/2023107②多股加料分开进料有利还是合并后进料有利？Rmin如何确定？7/6/2023108要么N↑,要么R↑

7/6/20231097/6/2023110第Ⅱ塔段操作线由q1,xF1,α求xe1,ye1代入方程得Rmin1由q2,xF2,α求xe2,ye2代入方程得Rmin2当Rmin1>Rmin2时，Rmin=Rmin1当Rmin1<Rmin2时，Rmin=Rmin27/6/2023111本次讲课习题：第九章11，12，13，147/6/2023112③侧线出料加料处操作线总是凸的，抽料处总是凹的Rmin如何定？7/6/2023113第Ⅱ塔段操作线由q,xF,α求xe,ye代入方程得Rmin7/6/2023114④回收塔(只有提馏段)q=1时，L=F，V=Dq>1时，L=qF，V=D+(q-1)F操作线Vy=Lx+DxD-FxF,

xDmax=?7/6/20231157/6/2023116为提高xD可加回流

L=RD+qFV=(R+1)D+(q-1)F

操作线Vy=Lx+DxD-FxF,7/6/2023117xDmax=?或7/6/2023118⑤无再沸器精馏塔(蒸汽进料)L=RD=W,V=F=(R+1)D操作线xWmin=?7/6/2023119例1用连续精馏塔分离某双组分混合液,xF=0.4(摩尔分率,下同)，原料以饱和液体状态加入塔中部，塔顶全凝，泡点回流。α=2.5，xD=0.8，易挥发组分ηA=0.9。塔釜间接蒸汽加热。试求：(1)Rmin；(2)若R=1.5Rmin倍，则进入塔顶第一块理论塔板的汽相组成为多少？7/6/2023120解：①q=1,xe=xF=0.4

②7/6/20231217/6/2023122例2一连续常压精馏塔用于分离双组分混合物。原料液xF=0.40(摩尔分率，下同),进料状况为汽液混合物，其摩尔比为汽/液=3/2，塔顶xD=0.97，塔釜xW=0.02，若该物系的相对挥发度α=2，操作时采用的回流比R=1.6Rmin，试计算：⑴易挥发组分的回收率；⑵最小回流比Rmin；⑶提馏段操作线的数值方程；⑷若在饱和液相组成xθ=0.72的塔板处抽侧线，其量和有侧线时获得的塔顶产品量相等，减少采出率，回流比不变，N=∞,xDmax=?7/6/2023123解：⑴⑵

q线方程平衡线方程两线相交∴x2+3x-1=0得xe=0.303，ye=0.4657/6/2023124⑶R=1.6Rmin=1.6×3.12=5.0提馏段⑷当采出率减小时，xDmax受相平衡制约，而不受物料衡算制约，当q点与平衡线相遇时xD达到最大。7/6/2023125第Ⅱ塔段操作线将y=ye，x=xe代入得xDmax=0.8567/6/20231266双组分精馏的操作型计算6.1操作型计算命题已知：N,m,α,xF,q,R,求：xD,xW(及逐板浓度分布)计算特点：①由于方程非线性，须试差(迭代)先设xD(或xW)，然后进行逐板计算得xW(或xD)物料衡算得xW’(或xD’)看xW与xW’是否相等②加料板位置一般不满足最佳加料位置③操作型计算必须xD,xW顶头顶脑用完N块板(设计型往往不是正好用完N块)7/6/2023127例题：已知某精馏塔具有8块理论板的分离能力。加料为xF=0.5(摩尔分率)的苯-甲苯混合液，在第5块理论板处进料。相对挥发度为2.5，进料为饱和液体，操作回流比为2，采出率。求：塔顶、塔底浓度xD,xW7/6/2023128解：先作相平衡曲线x=0.10.20.250.380.50.620.750.88y=0.217,0.385,0.455,0.605,0.714,0.803,0.882,0.948q=1，q线为垂直线，过(xF,xF)点先设xD=0.85，则作图解，xD设得太小再设xD=0.95，则作图解，xD设得太大7/6/20231297/6/20231307/6/20231317/6/2023132设xD=0.93，则作图解，正好.∴xD=0.93,xW=0.1487/6/20231337/6/20231347/6/20231357/6/2023136本次讲课习题：第九章15，16，17，187/6/2023137本次讲课习题：第九章19,20,21,22下次带自测练习7/6/20231388特殊精馏α<1.05时,无法用普通精馏分离,常采用特殊精馏8.1恒沸精馏双组分非均相恒沸精馏—两塔联合操作7/6/20231397/6/2023140双组分均相恒沸精馏—加挟带剂，形成新的恒沸物挟带剂的要求：①与A(或B)或AB形成最低恒沸物，从塔顶蒸出②新恒沸物要便于分离，如非均相，用分层方法回收挟带剂③新恒沸物中挟带剂相对含量要少7/6/20231417/6/20231428.2萃取精馏加萃取剂S(挥发性小),改变A、B组分相对挥发度萃取剂主要条件：①选择性高,少量加入,αAB大大提高②挥发性要小,沸点S>>沸点A、B③与原溶液有足够的互溶度.流程特点：加吸收段7/6/20231437/6/2023144萃取精馏与恒沸精馏比较共同点：均加入第三组分S差别：⑴S可选范围:是否要求生成恒沸物⑵经济性:恒沸物从塔顶蒸出，潜热消耗大7/6/20231459多组分精馏基础9.1流程方案的选择n个组分精馏分离,为获n个高纯度产品，需要(n-1)个塔,塔多方案多如，A、B、C三组分(其挥发度依次降低)分离两种流程4组分3塔5流程5组分4塔14流程7/6/2023146流程的选择：经济上优化，设备费+操作费最少技术上可行，物性(如热敏性，聚合结焦倾向)，对产品纯度的要求初选方案一般规则：1．按进料组分摩尔分率接近0.5对0.5进行分离；2．进料各组分摩尔分率相近且按挥发度排序两两间相对挥发度相近时,可把组分逐一从塔顶取出；3．进料各组分按挥发度排序两两间相对挥发度差别较大时，可按相对挥发度递减的方向排流程；4．进料各组分摩尔分率差别较大时，按摩尔分率递减的方向排列流程；5．产品纯度要求高的留在最后分离7/6/2023147具体：多方案作经济比较，决定合理的流程如：5组分4塔14流程经上述原则筛选后，留2~3个方案作进一步的计算7/6/20231489.2精馏的关键组分和物料衡算①关键组分多组分精馏(如A,B,C,D)，塔顶只能规定一个组分含量塔底只能规定一个组分含量其它组分含量由R、N、αij确定关键组分—对多组分精馏分离起控制作用的两个组分挥发度大的—轻关键组分(l)挥发度小的—重关键组分(h)关键组分与分离方案有关7/6/2023149比轻关键组分更易挥发的—轻组分比重关键组分更难挥发的—重组分②全塔物料衡算总物料衡算F=D+Wi组分FxFi=DxDi+WxWi(i=1~n-1)归一方程ΣxDi=1,ΣxFi=1,ΣxWi=1

通常,进料F,xFi(i=1~n-1)均已确定如：已知：xDh，xWl求：及其它xDi，xWi变量分析：3n+3个变量,n+3个式子,已知n+2个,缺n-2个。非关键组分在塔顶、塔底？7/6/2023150约束条件(R、N、αij)难以用简单方式表达③清晰分割法：塔顶重组分含量为0，塔底轻组分含量为0A、B、C(l)|D(h)、E塔顶xDl，xDh0塔底00xWl，xWh条件：αlh较大，xDh、xWl较低实质：给出n-2个07/6/2023151④全回流近似法由芬斯克方程得或直线关系条件：αih全塔变化不大，R=∞实质：给出n-2个值7/6/20231529.3理论板数的捷算法①Rmin的计算精确计算多组分的Rmin非常繁硕，常用恩德伍德式近似计算假定：⑴恒摩尔流；

⑵αih全塔变化不大由,求出θ值选取R=(1.2~2)Rmin7/6/2023153②最少理论板数的计算用芬斯克方程计算将多组分分离看作轻、重关键组分之间的分离③由查吉利兰图，得再算出所需理论板数N④由算精馏段最少理论板数7/6/2023154由=算出加料板位置N1

7/6/2023155本次讲课习题：第九章23，24,287/6/2023156第十章气液传质设备10.1填料塔10.2板式塔10.3塔设备的比较和选型15710.1.1 填料塔和填料一、填料塔的结构填料塔是一种应用广泛的气液两相接触并进行传热、传质的塔设备，可用于吸收（解吸）、精馏和萃取等分离过程。填料塔不仅结构简单，而且具有阻力小和便于用耐腐蚀材料制造等优点，尤其适用于塔直径较小地情形及处理有腐蚀性的物料或要求压强较小的真空蒸馏系统，此外，对于某些液气比较大的蒸馏或吸收操作，也宜采用填料塔。10.1填料塔158二、填料填料式填充于填料塔中的材料，它是填料塔的主要内构件，其作用是增加气、液两相的接触面积，并提高液体的湍动程度以利于传质、传热的进行。因此填料应能使气、液接触面积大、传质系数高，同时通量大而阻力小。表征填料特性的主要参数有：1．

比表面积2．

空隙度3．

单位堆体积内的填料数目n4．

堆积密度5．

干填料因子及填料因子6．

机械强度及化学稳定性此外，性能优良的填料还必须满足制造容易、造价低廉等多方面的要求。159图10－2填料的形状常用的填料可分为两大类：个体填料与规整填料。个体填料由实心的固体块、中空的环形填料、表面开口的鞍形填料等，其常用的构造材料包括陶瓷、金属、塑料（聚丙烯、聚氯乙烯等）、玻璃、石墨。陶瓷填料耐腐蚀，但易碎，空隙率小；金属填料比表面积及空隙率大，通量大，效率高，但不锈钢价贵，普通钢易腐蚀；塑料填料比表面积大，空隙率较高，但不耐高温。工业上常用的一些个体填料如下。160三、填料得选择1、填料用材的选择（1）当设备操作温度较低时，塑料能长期操作而不出现变形，在此种情况下如果体系对塑料无溶胀时可考虑使用塑料，因其价格低、性能良好。塑料填料的操作温度一般不超过1000C，玻璃纤维增强的聚丙烯填料可达1200C左右。塑料除浓硫酸、浓硝酸等强酸外，有较好的耐腐蚀性，但塑料表面对水溶液的润湿性差。（2）陶瓷填料一般用于腐蚀性介质，尤其是高温时，但对HF和高温下的H3PO4与碱不能使用。（3）金属材料一般耐高温，但不耐腐蚀。不锈钢可耐一般的酸碱腐蚀（含C1－的酸除外），但价格较昂贵。1612、

填料类型的选择首先取决于工艺要求，如所需理论级数，生产能力（气量），容许压降，物料特性（液体黏度、气相和液相中是否有悬浮物或生产过程中的聚合等）等，然后结合填料特性来选择，要求所选填料能满足工艺要求，技术经济指标先进，易安装和维修。由于规则填料气、液分布较均匀，放大效应小，技术指标由于乱堆填料，故近年来规则填料的应用日趋广泛，尤其是大型塔和要求压降低的塔，但装卸清洗较为困难。对于生产能力（塔径）大，或分离要求较高，压降有限制的塔，选用孔板波纹填料较宜，如苯乙烯—乙苯精馏塔、润滑油减压塔等。对于一些要求持液量较高的吸收体系中，一般用乱堆填料。乱堆填料中，综合技术性能较优越是金属鞍环、阶梯环、其次是鲍尔环，再次是矩鞍填料。1623、

填料尺寸的选择一般，填料尺寸（直径、波峰高）大，则比表面小，通量（容许气速）大，压降低，但效率（每米填料的理论半数）也低，故多用于生产能力（处理气量）大的塔。大型工业用规整填料塔常用波峰高12mm左右的板波填料（比表面约为250m2/m3）。对于理论板数很多或塔高受厂房限制的场合，一般用小尺寸、高比表面填料。对于易结垢或易沉淀的物料通常用大尺寸的栅板（格栅）填料，并在较高气速下操作。16310.1.2填料塔的留题力学性能于传质性能一、填料塔内的流体流动1、填料层中的流动气体在填料层内的流动相当与气体在颗粒层内的流动。2、

气液两相流动的交互影响和载点载干填料层内，气体流量的增大，将使压降按1.8~2.0次方增长。3、

填料塔的液泛当气液量达到某一定值时，两相交互作用恶性发展的结果会导致液泛现象的出现。此时上升气流对液流的曳力加大到足以阻止液体下流，于是液体充满填料层空隙，气体只能鼓泡上升。164二、填料塔的水力学性能1、压力降反映填料层阻力的压降随填料的类型与尺寸不同而变化。2、

液泛气速通常取泛点气速的50％～80％。填料塔的直径D：3、载液从正常到载液的过渡往往是一段圆滑曲线。4、持液量持液量指单位体积填料层载其空隙中所持有地液体量。5、润湿速率

165三、填料的传质性能1.填料润湿表面的计算2.液相传质系数计算3.气相传质系数166四、一些设计指标1．填料尺寸一般认为上述比值至少要等于8，对拉西环填料还须大一些。2．操作气速操作气速可按下列两种方法之一决定：（1）取操作气速等于液泛气速得0.5~0.8倍；（2）根据生产条件，规定出可容许得压力降，由此压力将反算出可采用得气速。3．填料层高度填料层高度由传质单元数或理论板数来推算。16710.1.3填料塔得附属结构填料塔得附属结构包括填料支撑板，液体分布器，液体再分布器，气、液体进口及出口装置等。1、

支承板(c)（c）条形升气管图10－5填料的支撑1682、

液体分布器（1）管式喷淋器图10－6管式喷淋器169（2）莲蓬式喷淋器（3）盘式喷淋器（4）齿槽式分布器图10－9槽式喷淋器1704、

其他为避免操作中因气速波动而使填料被冲动及损坏，常需在填料层顶部设置填料压板或挡网，否则有可能使填料层结构及塔的性能急剧恶化，破碎的填料也可能被代入气、液出口管路而造成阻塞。填料塔气体进口的构形应考虑液体倒灌，更重要的是要有利于气体均匀地进入填料层，对于小塔常见地方式是使进气管伸至塔截面的中心位置，管端作向下倾斜的切口或向下弯的喇叭口。对于大塔，应采取其他更为有效的措施。气体出口有时需设置除雾沫装置，常用的除沫装置有折流板除雾器、丝网除雾器等。液体的出口应保证形成塔的液封，并能放置气体的挟带。17110.2板式塔17210.2.1板式塔的塔型简介右图中：（a）为泡罩塔；（b）为筛板塔；（c）为浮阀塔；(d)为固定舌型塔；（e）为浮动喷射塔。17310.2.2板式塔的操作原理通常在塔板以上形成三种不同状态的区间：靠近塔板的液层底部属鼓泡区，如图中（1）；在液层表面属泡沫区，如图中（2）；在液层上方空间属雾沫区，如图中（3）。174气速的计算10.2.3板式塔塔径的估算塔径可按流量方程求得，即因此值应按下式进行校正：17510.2.4塔板流动形式有降液管得板式塔常用得塔板液流型式有以下几种：1．单溢流型如图10—14（a）。2．双溢流型如图10—14（b）。3．U形溢流型如图10—14（c）。4．四溢流型如图10—14（d）。17610.2.5塔板的共同结构1．塔板的几个区域各种塔板版面大致可分为三个区域：降液管所占的部分称为溢流区；塔板开空部分称为鼓泡区；图10—15中阴影部分称为无效区。1772．降液管（1）降液管的作用和液体在降液管的停留时间一般要求停留时间大于3～5s,即按下式计算：（2）降液管的形状178堰长：为使液流均匀通过塔板，一般对单溢流对双溢流一般堰上最大液流量，不宜超过100～130m3/(mh)。3．

溢流堰179６．降液管到下板间距一般情况下，

值应使液体通过降液管得阻力不要超过25mm。此外，应浸没在液层中以保持液封防止气体进入降液管，所以此值应小于堰高

，一般取

４．堰上液层高度５．液体通过降液管得阻力18010.2.6筛板塔得结构设计1．

筛板的开孔为了使筛板的利用率高，筛孔多取三角形排列（见图１０－２１）。当孔间距和孔径确定后，开孔面积与塔板开孔区面积之比（），由下式计算：开孔区面积对于单溢流塔板可用下式计算：对于双溢流塔板塔板上的筛孔总数n可用下式计算：1812．

溢流堰溢流堰设计按10.2.5节考虑，筛板塔的堰高可按以下要求设计：对一般的塔，应使塔上清夜层高度（堰高＋堰上液流高度）在50～100mm之间，即对于真空度较高或要求压强很小的情况下，可使，此时。当液流量很大时，可以不设堰。３．其他结构降液管、内堰、受液盘及安定区、边缘区等要求按10.2.5节设计。18210.2.7筛板塔上流体力学计算1．

塔板压降（流体阻力）塔板压降由如下三部分组成：（１）干板压降；（２）通过液层的压降；通过液层得压降按有效液层阻力计算（３）由表面张力引起的压降。由表面张力引起的压降值一般可忽略，故重要由前两项组成，即183板式塔的设计中要求降液管中的液柱高不超过板间距的倍，即

２．筛板的几个操作极限（1）漏液点（2）雾沫夹带（３）液泛184３．板塔的负荷性能图将塔板的操作上下限绘在图上，称为负荷性能图。(1)图中线a为最小液体负荷线。(2)线b为漏液线。(3)线c为最大液体负荷线。(4)线d按液体在降液管中允许停留时间计算。(5)线e为降液管液泛线。(6)线f为雾沫夹带线。18510.2.8浮阀塔的设计1.浮阀塔型式图10－26F－1型浮阀2.阀的排列浮阀一般按正三角形排列，也有采用等腰三角形排列的。浮阀中心距可取75、100、125、150mm等几种。1863.阀数确定4．溢流管及降液管按10.2.5节及10.2.6节有关部分设计计算。5．塔板压降（液体阻力）（1）干板压降阀全开前

阀全开后（2）通过液层的187泛点率由下列二式求之（采用计算结果中较大的数值）：

及

其中建议2～3m直径的单溢流塔中，若溢流强度不大于50m3/(mh)时，可使塔板倾斜度按每3m倾角10考虑，溢流强度较低时，倾角可小些。6．液面梯度7．漏液点核雾沫夹带（1）漏液点一般认为漏液点的阀孔动能因素为（对常压及加压塔），故以此值作为操作下限。（2）雾沫夹带18810.2.9新型塔设备简介1．A.P.V．维斯脱泡罩—筛板塔2．多降液管筛板塔（又称MD筛板塔）（a）图10－31多降液管筛板塔示意图1893．网状筛板塔4．浮动舌形塔（简称浮舌塔）190一、板式塔的比较塔型总板效率/％处理能力操作弹性Δp板间距/mm成本泡罩筛板浮阀舌型60～8070～9070～9070～9011.41.5～1.5539310.50.60.8400～800200～400300～600300～60012/32/32/3表10－8板式塔的比较

二、填料塔和板式塔的对比与选用1．传质效率2．液体阻力3．液体负荷量4．设备结构其他如处理有腐蚀性的物料可用填料塔，而处理有固体戏出的物料可选用难以堵塞的板式塔（浮阀、泡罩塔）。总之，塔型的选用应根据具体情况确定。10.3塔设备的比较和选型191第十一章液液萃取和固液萃取11.1液液萃取11.2固液萃取（浸取）19211.1.1液液萃取概述萃取是分离液体（或固体）混合物的一种单元操作，其方法是选择一种溶剂使混合物中于分离的组分溶解与其中，其余组分则不溶或少溶而获得分离。萃取的基本过程如图11—1所示。11.1液液萃取193与分离液体混合物的整流方法比较，下列情况采用是可取的：（1）溶质A的浓度很小而稀释剂的浓度B易挥发组分时，直接用蒸馏的方法能耗是很大，这时可以先萃取，使溶质A富集于萃取剂S中，然后对萃取相进行蒸馏，如以氯仿为萃取剂从咖啡因水溶液中分离咖啡因。（2）恒沸物或沸点相近组分的分离，此时普通整流方法不适用，如催化重整油中芳烃与烷烃的分离因沸点相近而需要塔板数太多，工业上常用环丁砜为萃取剂融解苯、甲苯、二甲苯以及其他芳烃衍生物。（3）需分离的组分不耐热，蒸馏时易分解、聚合或发生其他变化，如从发酵液中提取青霉素时采用醋酸丁酯为萃取剂进行萃取。19411.1.2三角形相图萃取过程设计的组分至少油三个，即溶剂A、稀释剂B和萃取剂S。最常见到的三角形相图为直角三角形和正三角形，如图11—2所示。图11－2三角形中的相组成195一、相组成表示方法二、溶解度曲线三个组分得含量之和应符合图11－3相平衡图196三、杠杆规则如图11－4所示，混合物M分成任意两个相E和R，或由任意两个相E和R混合成一个相M，或任意两个组分E和R混合成一个混合物M（E、、R、M可以为同一相）。则在三角形相图中表示其组成得点M、E和R必在以直线上，且符合以下比例关系或点M得位置由杠杆规则确定：19711.1.3选择性系数及萃取剂得选择在原料液中加入萃取剂后形成平衡得两个液相，溶质A在其中得非配关系用分配系数kA表示同样，对稀释剂B有萃取剂的选择性，用选择性系数表示要注意以下几方面：1、

选择性2、

萃取相与萃余相的分离3、

萃取剂得回收除此之外，萃取剂还应满足一般得工业要求。19811.1.4单级萃取199如图11—6所示，单级萃取得计算步骤如下：1、

根据已知得平衡数据在直角三角形相图中作出溶解度曲线及辅助曲线。2、由已知原料液组成xF在边AB上定点F，连接点S和F。有3、点M利用辅助曲线作联结线。有一、利用三角形相图的图解计算4、连点S、E和点S、R并分别延长交AB于点E‘和R’,则点E’和R’分别表示萃取液和萃余液得组成200当S和B完全不互溶时，则萃取相含全部溶剂，萃余相含全部稀释饥，萃取前厚的物料衡算式为（萃取剂为纯溶剂）：或二、S和B完全不互溶时得图解计算20111．5多级错流萃取料液在第一级进行萃取后得萃余相R1继续在第二级用新鲜溶剂萃取，一次直到第N级得萃余相RN得浓度符合要求为止。202一、利用三角形相图得图解计算（１）按第1级原料液萃取剂得量和组成，确定第1级混合也得量和组成，得点M1（２）过点M1作联结线得经第一级萃取后得萃取相E1和萃余相R;（３）按第2级进了R1及萃取剂得量和组成确定第2级混合液得梁河组成，得点M2；（４）重复2和3得方法的方法，直至第N级萃余相RN浓度符合要求。203二、S和B完全部互溶时的图解计算此时对各级分别作物料衡算有上式即为各级的操作线，其斜率

为第一常数。204图１１－１２多级逆流萃取流程11.1.6多级逆流萃取一、利用三角形相图得图解计算１、由xF、x‘N得值分别定出点F、R’N，连点S（设萃取剂为纯S）和RN’，交溶解度曲线左侧于点RN,此点代表最终萃余项组成。２、对全级作总物料衡算有连接点F和S，根据杠杆规则得代表混合液量及组成得点M；连接点RN和M并延长交溶解度曲线于E1，则E1和RN得量也可按杠杆规则确定。205３、对第1级、第2级、…第N级分别作物料衡算

整理得F-E1=R1-E2=…＝RN－S=D由杠杆规则，点F、R1、…S及D为差点。其中点为公共差点。点D求法;分别连接点E1、F和点S、RN并延长之，所得交点即为点D，它位于三角形相图外，称之为操作点。４、点E1作联结线得表示第1级萃余相组成得点R1。５、连接点D和R1并延长交溶解度曲线于点E2(习惯上称过点D的直线为操作线)。６、重复4和5的方法直至表示萃余相组成的点RN小于规定值。206二、Ｓ和B完全部互溶时的图解计算

此时各级萃取相中的萃取剂量S和萃余相中的稀释剂量B保持不便，由第1级至第I级的物料衡算式为上式称操作线方程，

为操作线的斜率。此直线方程通过点(XF,Y1)和点（XN,Ys）。207二、塔效率（总级效率）法影响塔效率ET的因素有系统的物性、操作条件和塔板结构等。11.1.7连续接触逆流萃取连续接触逆流萃取通常在塔设备内进行，这类塔设备主要有填料塔和板式塔，现以填料塔为例加以说明。一般适宜将润湿性较差和黏度较大的液体作为分散相。一、等级高度法20811.1.8萃取设备

萃取设备

生产能力/m3/(m2·h)理论级数或级效率或理论级当量高度典型应用混合－澄清器喷淋塔填料塔筛板塔转盘塔离心萃取器变动范围大15～756～453～63～604～9575％～95％he=3~6mhe=1.5~6m对HT＝100～300mm时微30％

3.4～12.5级润滑油工艺，核燃料加工用氨水从NaOH中萃取NaC1回收苯酚糠醛处理润滑油工艺废水中脱酚表11－4萃取设备的工业应用实例萃取设备的类型很多。按萃取设备的构造特点大体上可以分为三类：一是单件组合式；二是塔式；三式离心式。209一、混合清澄器混合清澄器是一种但见组合式萃取设备，每一级均由一混合器与一澄清器组成，如图11－16所示。该萃取设备的优点使可根据需要灵活增减级数，既可连续操作也可间歇操作，级效率高，操作稳定，弹性打，结构简单；缺点是动力消耗大，占地面积大。210二、塔式萃取设备1、填料塔常用的填料由拉西环和弧鞍等，材料由陶瓷、塑料和金属，以易为连续相湿润而不为分散相润湿为宜。图11－17筛板萃取塔2、筛板塔图11－18若选择重液作为分散相，则需使塔身倒转。2113、转盘塔

对于两液相界面张力较大的物系，为改善塔内的传质状况，需要从外界输入机械能来增大传质面积和传热系数转盘塔为其中之一，与1951年由Reman开发，如图11—19所示。212三、离心式萃取设备离心萃取剂结构紧凑，处理能力打，能有效地强化萃取过程，特别使用与其他萃取设备难以处理的物系。缺点使结构复杂，造价高，能耗大，使其应用受到限制。21311.2.1固液萃取概述选择溶剂应考虑以下原则：（1）溶质的溶解度大，以为节省溶剂用量；（2）与溶质之间又足够大的沸点差，以便于回收利用；（3）溶质在溶剂的扩散阻力小，即扩散系数大和黏度小；（4）价廉易得，无毒，腐蚀性小等。11.2固液萃取（浸取）214图11－22带螺旋输送的三柱萃取装置21511.2.2萃取理论级的图解计算一、滞液量线二、联结线连接相互平衡的萃取相与萃余相组成的直线称联结线。216逐级作物料衡算得F－E1=R1－E2=…Ri-Ei+1=RN－S＝D对其中的溶质作物料衡算得根据杠杆规则，连接点F与E1­­、点R1与E2、…点RN与S的直线即操