传质过程ppt课件

1、第三章 传质过程,本章重点：吸收过程相平衡和传质机理，吸收速率方程，填料吸收塔及其计算，液体蒸馏方法及分离原理，精馏过程物料衡算和塔板数计算，传质设备、特殊精馏方法和塔设备简介。 难 点：吸收速率方程和填料吸收塔计算，精馏过程物料衡算和塔板数计算。,1,第部分 气液相传质过程的机理与设备简介,物质的传递过程（简称传质过程）：物质以扩散的方式从一处转移到另一处的过程。 传质过程分类：当传质在不同相间进行时，按相来划分，有液固相传质过程（如浸取），气固相传质过程（如吸附），液液相传质过程（如萃取），气液相传质过程（如精馏、吸收）等等。本章仅介绍气液相传质过程。,2,1 气液相传质过程的机理,化学工

2、程中所有涉及气、液两相接触的单元操作（如精馏、吸收）都有物质在相间的转移。在一定的条件下，物质的转移具有一定的速度，也就是说需要一定的时间才能完成。,3,物质传递过程三阶段：,物质从一相主体转移到两相界面的一侧； 物质从界面的一侧转移到另一相的一侧，并发 生相应的物理化学变化； 物质从另一相界面一侧转移到另一相的主体中。 从传质的角度来考虑，可以把上面三个阶段概括为两种情况：（1）物质在一相内部的传递单相中物质的扩散；（2）两相界面上发生的过程相间传质。,4,1-1 单相中的物质的扩散,物质在单相中的扩散有分子扩散和对流扩散两种方式。 分子扩散是物质分子在静止流体或层流流体中的扩散，相当于传热

3、中的传导。 对流扩散是物质在湍流流体中发生质点位移的结果，相当于传热中的对流。,5,分子扩散 （1）当流体作为整体是处于相对静止状态时，只要流体内部组分在各部位上分布不均匀，也就是说有浓度差存在，则由于分子运动的结果，组分的分子将扩散开来，直到组分在流体内各处的浓度相等为止。 （2）工程上遇到的扩散过程，大多数是在流体处于流动状态中进行的，在做层流运动的流体中，与流动方向垂直的截面上如果存在着浓度差，则在此平面上的物质也会借助于分子运动从浓度高的地方移向浓度低的地方。 以上两种均为分子扩散。,6,分子扩散的速率与物质的性质、传质面积、浓度差和扩散距离有关。这一关系可以用下列数学式，即费克（Fi

4、ck）定律表示： 在稳定情况下： 式中：N分扩散组分的分子传质速率 kmol/s或kmol/h； G 扩散物质量 kmol； 时间 s或 h； 等号右边的负号表明传质的方向与浓度增加的方向相反； A 传质面积 m2； c 扩散组分的浓度 kmol/ m3； n 扩散距离 m； D 比例系数，称为物质的分子扩散系数 cm2/s或 m2/h。,7,稳定情况下，分子扩散速率的积分形式为： 式中： (c1 - c2) 扩散组分的浓度差 kmol/m3； 扩散层厚度 m； 式（3-I-1a）也经常写成分子传质通量 kmol/m2s或 kmol/ m2h的形式：,8,分子扩散系数D是物质的特性常数之一，表

5、示物质在介质中的扩散能力。 在沿扩散方向的单位距离内，扩散组分浓度降低一个单位时，单位时间内通过单位面积的物质量，即为该物质的分子扩散系数，其数值的大小取决于以下各因素： 扩散组分本身的性质。 扩散组分所在的介质的性质。 温度：一般温度升高，扩散系数增大。 压力：一般压力对物质在液体中的扩散系数的影响 小，在气体中影响大。 浓度：一般在液体中浓度对扩散系数的影响大，在 气体中影响小。,9,如果没有实验数据，物质的分子扩散系数值D可以由经验或半经验公式进行估算。 （1）扩散组分A在气体B中的扩散系数常采用下面的半经验公式估算： 式中：D 扩散系数 m2/h； P 气体总压强 大气压（绝压） MA

6、、MB 气体A、B的摩尔质量 g/mol； 、 气体A、B的摩尔体积，它是指1摩尔物料在它的沸点下呈液态时的体积（以 cm3计）。对于较复杂的分子，其摩尔体积可看成是各组成元素的原子体积之和，原子体积一般可从有关手册中查得。分子结构较简单的气体的摩尔体积，一般可不用加和法，而从表中直接查到。,10,经验公式（3-I-2）虽然误差较大，但能说明影响扩散的诸因素中，既有物质本身的性质如分子量和摩尔体积，又有外部条件如温度和压力，而且使用也比较方便，可用于估算D值。 从式（3-I-2）也可以看出，扩散系数与气体浓度无关，但随温度升高和压力下降而加大。 如果已经知道在热力学温度T0和压力P0下的扩散系

7、数D0，则可按下式计算出它在热力学温度T和压力P时的扩散系数D的数值：,11,（2）物质在液体中的扩散系数，可按下式进行计算（此式不适用于电解溶液和浓溶液）： 式中： 物质在液体中的扩散系数 cm2/s； 热力学温度 K； 液体的粘度 泊； 摩尔体积 cm3/mol； 常数，用于水、甲醇、苯三者稀溶液时，分别为8.0、1.49、22.88 cm3/mol。,12,对流扩散 在静止或层流流体中进行的分子扩散，其速度非常缓慢，所以更具有实际意义的是在湍流流体中进行的扩散。湍流流体内物质的传递，即靠分子扩散，又靠涡流扩散，两者合称对流扩散。 涡流扩散基本上是一种混和过程，它是由于漩涡中质点的强烈混合

8、而进行传质的，传递的速度也与浓度梯度称正比，比例系数以 表示，称为涡流扩散系数。涡流扩散系数的大小除与流体的性质有关外，在很大程度上取决于流体的流动情况湍动程度。,13,在稳定情况下，对流扩散传质速率： 上式也可写成传质通量的形式： 由于目前对湍流流体扩散的认识还不够深刻，还难于完全根据理论来计算，于是仿照传热中处理对流传热的方法处理对流扩散的问题。,14,首先建立虚拟膜的概念。湍流流体经过固体壁面时，在壁面附近有一个层流底层，或称流体膜。若有扩散物质从固体表面扩散出来（例如食糖溶于水中，或萘升华到空气中），则扩散物质只能靠分子扩散通过层流底层，分子扩散速度小，所以层流底层中浓度差很大，即浓度

9、梯度大。在层流底层外，从过渡区到外流区（湍流主体），逐步依靠流体质点的位移和混和进行传质，,浓度的变化也逐渐减慢，至外流区后几乎不存在浓度梯度了，如图3-I-1所示。 图3-I-1,15,传质边界层（也称有效膜）：有浓度梯度存在的区域。 对流扩散也看作为相当于通过厚度为 的传质边界层的分子扩散过程。 此传质边界层中，包括了实际的层流底层厚度和虚拟层厚度，虚拟层厚度是指过渡区及湍流主体的传质阻力折合成与层流底层处的传质阻力相当的厚度。根据上述关于扩散传质边界层的概念，对于对流扩散传质过程进行数学处理，得到在稳定情况下对流扩散传质速率： 式中： 对流扩散有效膜厚度或扩散距离 m。,16,上式中 的

10、是难以确定的。但是上式及大量的实验结果都表明，单相流体间的扩散传质速率的提高，在很大程度上取决于流体在该相中的流动状况（湍流愈快， 愈薄），如果单靠提高分子扩散的系数，效果是不明显的。 单相传质方程式及单相传质系数 根据上面引出的有效膜（传质边界层）的概念，从壁面到湍流主体的对流扩散传质速率方程式，就可以按直接通过厚度为 的层流流体的分子扩散传质速率来考虑。,17,同处理传热问题一样，把传质速率写成如下形式： 或 比较（3-I-6a） 和（3-I-7）可得： 则,k在数值上表示在单位时间内，当扩散传质推动力为1 kmol/m3时，通过单位面积的扩散传质量 kmol，它直接标志着扩散传质速率的大

11、小。 上述处理对流扩散传质速率的方式，实质上是把单相内的传质阻力看作为全部都集中在一层虚拟的流体膜内，这种处理方式也是膜模型的基础。,18,1-2 相间传质,双膜理论及其它有关理论 上面已经提到，物质由一相转移到另一相的过程是由三个阶段组成的。第一与第三阶段属于单相中的扩散过程，上面已予讨论。 下面我们着重讨论第二阶段，即当两相接触时相间界面的状况及在界面上发生的过程。必须指出，由于这个问题比较复杂，直到目前为止，尚没有统一的成熟的理论足以完善地反映相间传质地内在规律。现将有关理论简单介绍如下。,19,双膜理论 这是1923年提出并一直盛行的一种传质机理模型。它主要有三个方面的论点： （1）过

12、程：物质经过扩散，到达气液相接触面上；达到气液相接触面的物质溶于溶剂（液相）；溶解的物质，从气液相接触面扩散到液相中。 （2）滞流膜层：在上节所述膜模型概念的基础上，假设不管是气相或是液相，是层流还是湍流，在气液相接触面附近总有层流膜层存在。 假设在气相和液相主体中浓度是均匀的，但是界面两边有效膜层内存在浓度差，它是传质阻力的根本所在，此膜层的厚度与气相、液相的流动情况有关。 （3）假设气液相界面上每一点的气相和液相是互相平衡的，如图3-I-2所示，pi和ci呈平衡关系，但p和ci以及c和pi也不存在平衡关系。,20,图3-I-2即为双膜理论示意图。图形表明，这个理论假设在界面两侧分别存在着有

13、效膜（气膜和液膜），在那里，物质传递全部借助分子扩散来进行，浓度梯度在两个层中的分布是线性的，而在有效膜以外浓度梯度消失，即假设折线pGpi和ciHc代表实际浓度变化pBpi和ciEc。膜层厚度假设为L1和L2。因为已假设界面上气、液相存在着平衡，其关系为p* = f (c)。,所以pi、ci的相对位置由相与相的平衡关系所决定。 图3-I-2 双膜理论示意图,21,根据近年的研究，在高流速下的两相流体间的传质，具有下述特点： （1）具有自由相界面的两相流体系统，相界面不是固定不变的。当两相流速增大，湍流迅速发展，在相界面上将形成众多的漩涡，相界面由于这些漩涡所冲刷和贯穿而大大增加，从而严重地影

14、响稳定的滞流膜。甚至有人认为在这种情况下这个膜层已经不复存在。 （2）在上述情况下，物质传递主要靠漩涡来进行，即传质方式主要是对流扩散，而分子扩散很少。此时的传质速率主要取决于流体力学条件，而与流体性质的关系极小。,22,继双膜理论之后又陆续提出了一些理论，如溶质渗透理论，表面更新理论，界面动力状态理论，无规漩涡模型等。这些理论在说明自由界面的非稳态漩涡扩散和流体力学影响因素等方面又大大向前发展了。它们所提出的传质机理和实际情况更为接近。但是由于这些理论所依据的主要参数（如表面单元暴露时间，新表面的形成速率等）还难于直接测出，因此直接根据它们进行计算来解决实际问题尚有困难，而只是在指导研究上有

15、较大作用。,23,2 传质设备,为完成气液相（精馏、吸收）传质操作，通常采用的主要设备是塔式设备。 塔式设备主要有两类：一类是填料式，另一类是板式。 传质操作对设备的共同要求是：设备小，产率大，操作范围宽，稳定，阻力小，结构简单，造价低，维修方便。另外，从传质速率方程（3-I-7） 还可以看到，传质速率与两相接触面积和浓度差成正比，而与两相传质阻力成反比，所以应该选用能促进相际接触的结构，以增加两相传质面积，或者是设法实现合理的湍动程度来提高传质系数，从而改善传质效果。,24,2-1 填料式塔,填料塔 对填料的要求：具有较大的比表面积；对液体有很好的湿润性，以增加传质效率；填料的自由空间大（自

16、由空间有时又称“空隙率”，它是指单位体积堆积填料所具有的空隙，用 m3/m3堆积填料表示），以使气体通过填料的阻力小；密度小；机械强度高；造价便宜。,但是，并不是每种填料都能满足上述各项要求，实际选择时要根据具体情况而定。 图3-I-4 填料塔结构示意图,25,湍球塔,湍球塔制造、安装、维修都比较方便；可以用大小、比重不同的球来增大操作范围；实际生产中操作也比较稳定；可适用于有沉淀或较脏的吸收体系（由于小球剧烈冲击，不易堵塞）。但它也存在一些缺点，如小球易裂（一般实使用寿命0.51年），不耐高温，床层高度较大。,图3-I-6 湍球塔结构示意图,26,2-2 板式塔,板式塔是在塔内装有一层层的塔

17、板（或称塔盘），气液的传质、传热过程是在各个塔板上进行的。 塔板形式很多，主要有泡罩塔，筛板塔，浮阀塔和浮动舌形塔。 详情参见课本P104。,27,综上所述，传质操作常用的塔设备主要有填料塔和板式塔两大类。对塔设备的主要要求是生产强度大，操作范围宽，阻力小，结构简单。对处理量较小的物料可用填料塔，因其结构简单，拆洗方便，多用于小厂和实验室装置，但它不适宜于处理悬浮液及其它不清洁的液体，在塔径较大时应安装液体分布板或折流板。,28,2-3 喷射式传质装置,各种类型的塔设备，都是按照气液逆流方式设计的，其优点是推动力大，作用比较完全，但气速不能过大，否则，阻力增加，而且会造成液泛。但气速小，就要求塔设备具有较大的塔径，且传质效果也较差。 喷射吸收器则常采用气液并流操作，流速不受液泛速度限制，通常喉管处的流速可达40130 m/s。这样不仅可提高生产能力，而且