北京化工大學化工原理下冊

第八章氣體吸收8.1概述8.2吸收過程相平衡基礎8.3吸收過程模型及傳質速率方程8.4吸收（或脫吸）塔計算8.5其他類型吸收1一、氣體吸收在化工中的應用吸收是將氣體混合物與適當的液體接觸，利用個組分在液體中溶解度的差異而使氣體中不同組分分離的操作。混合氣體中，能夠溶解于液體中的組分稱為吸收質或溶質；不能溶解的組分稱為惰性氣體；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑；溶有溶質的溶液稱為吸收液或簡稱溶液；派出的氣體稱為吸收尾氣。吸收操作是氣體混合物的主要分離方法，化工生產中它有以下幾種具體的應用：１．化工產品２．分離氣體混合物３．從氣體中回收有用組分４．氣體凈化(原料氣的凈化和尾氣、廢氣的凈化)５．生化工程2二、吸收過程分類按照吸收過程是否伴有化學反應將吸收區分為化學吸收和物理吸收兩大類。在氣體吸收中，若混合氣體中只有一個組分在吸收劑中有一定的溶解度，其余的組分的溶解度可以忽略，這樣的吸收過程稱為單組分吸收。如果有兩個或更多的組分能溶解于吸收劑中，這一過程稱為多組分吸收。在吸收過程中，當氣體溶解于液體中時，通常有溶解熱產生，若進行伴有放熱的化學吸收時，還要放出反應熱，因此隨著吸收過程的進行液相溫度要逐漸增高，這樣的吸收稱為非等溫吸收。但若熱效應很小，或被吸收的組分濃度很低，且吸收劑的用量較大，則溫度的變化不顯著，此時吸收過程可認為是等溫吸收。3三、工業吸收過程工業的吸收過程常在吸收塔中進行。生產中除少部分直接獲得液體產品的吸收操作外，一般的吸收過程都要求對吸收后的溶劑進行再生，即在另一稱之為解析他的設備中進行于吸收相反的操作－解吸。因此，一個完整地吸收分離過程一般包括吸收和解吸兩部分。48.2吸收過程相平衡基礎58.2.1氣液相平衡關系氣體混合物與溶劑S相接觸時，將發生溶質氣體向液相的轉移，使得溶液中溶質（A）的濃度增加。充分接觸后的氣液兩相，液相中溶質達到飽和，此時瞬間內進入液相的溶質分子數與從液相逸出的溶質分子數恰好相抵，在宏觀上過程就像停止一樣，這種狀態稱為相際動平衡，簡稱相平衡或平衡。對于單組分物理吸收，組分數c=3（溶質A、惰性氣體B、溶劑S），相數（氣、液），自由度數F應為即在溫度、總壓和氣、液組成共四個變量中，有三個是自變量，另一個是它們的函數。6在一定的操作溫度和壓力下，溶質在液相中的溶解度由其相中的組成決定。在總壓不很高的情況下，可以認為氣體在液體中的溶解度只取決于該氣體的分壓，而與總壓無關。于是，與得函數關系可寫成

當然，也可以選擇液相的濃度作自變量，這時，在一定溫度下的氣相平衡分壓和的函數：

氣液平衡關系一般通過實驗方法對具體物系進行測定。78.2.2亨利定律亨利定律是稀溶液重要的經驗定律，在低壓（通常指總壓小于0.5MPa）和一定溫度下，氣液相達到平衡狀態時，其數學表達式如下：若溶質在液相中的濃度用物質的量濃度ｃ表示，則亨利定律可表示成：

若溶質在液相和氣相中的濃度分別用摩爾分率x與y表示，則亨利定律可表示成

88.3吸收過程模型及傳質速率方程98.3.1雙膜模型在吸收中的應用氣體吸收是把氣相中的溶質傳到液相的過程，即相際間的傳質。它由氣相與界面的對流傳質、界面上溶質組分的溶解、界面與液相的對流傳質三個步驟串聯而成。10由膜模型傳質理論，氣相傳質速率可表示為令得同理，由膜模型理論，液相傳質速率式為

令

得11線上。若在Ｐ點附近兩項組成x，y所涉及的范圍內，平衡縣可近似看成斜率為m的直線（若服從亨利定律，則ｍ為相平衡常數）則或8.3.2傳質速率方程一、傳質速率方程如圖所示，吸收塔一截面氣液兩相主體濃度在上可用一點a表示。此點一般不在平衡線上。如雙膜模型假設成立，表示界面上兩相組成關系的點Ｐ必位于平衡12濃度組成表示法

摩爾分率物質得量濃度或分壓

傳質速率方程

其中

總傳質系數

不同的推動力所對應的不同傳質系數和速率方程。

表8—1傳質速率方程的各種形式13

二、界面濃度的求取當ｍ隨濃度變化時，用分傳質速率方程式計算更加方便，界面濃度與存在關系有：（1）有雙膜模型理論，與在平衡線上。如果平衡線以表示，則。（2）可導出平衡關系與上式聯立可求解界面濃度與。在用作圖法求解時，從氣、液兩相的實際濃度點ａ出發，作斜率為的一條直線，此直線與平衡線的交點即為所求的界面濃度（）。14三、傳質阻力分析總傳質阻力為氣相分傳質阻力與液相分傳質阻力之和。若分傳質阻力中，則總傳質阻力。此時的傳質阻力集中于氣相，稱為氣相阻力控制（亦稱氣膜控制）。氣相阻力控制的條件是：（１）或。此時若描繪于圖上，則連接氣、液實際濃度點ａ（x，y）與界面濃度點ｂ（）的直線ab很陡。（２）溶質在吸收劑中的溶解度很大，即平衡線斜率ｍ很小，相平衡曲線平坦。15同時由圖８－６(a)可知，在氣相阻力控制條件下，以氣相摩爾分率差表示的分傳質推動力接近于總推動力，總推動力主要用于克服氣相阻力。圖８－６兩相中的吸收傳質阻力示意圖16液相阻力控制的條件是：（１），或。圖８－６（b）中連接氣、液實際濃度（x，y）與界面濃度（）的直線ab較平坦。（2）溶質在吸收劑中的溶解度很小，即平衡線斜率m很大，相平衡曲線OE很陡。同時，由圖８－６（b）可知，在液相阻力控制條件下，以液相摩爾分率差表示的分傳質推動力

接近于總傳質推動力

，總推動力主要用于克服液相阻力。178.4吸收（或脫吸）塔計算18以不變的量作為物料恒算的基準：對于氣體，是其中惰性氣體Ｂ的流率；而對于液體，則是其中溶劑Ｓ的流率：與此相應，氣液相組成應采用摩爾比表示：

8.4.1物料恒算和操作線方程一、全塔物料恒算

穩定操作的逆流吸收塔內氣、液流率和組成如圖８－７所示，其中以下標ａ代表塔頂，下標ｂ代表塔底，A、B、S分別代表溶質、惰性氣體和溶劑。19對圖８－７所示的吸收過程作全塔物料恒算，如下：式中，，，分別代表塔頂、塔底氣液相摩爾比。吸收操作時，表征吸收程度有兩種方式，即：（１）吸收目的是為回收有用物質，通常以吸收率表示：

（２）吸收的目的是為了除去氣體混合物中的有害物質，一般直接規定出塔氣中有害物質的殘余濃度。20二、操作線方程及操作線為確定吸收塔內任一塔截面上相互接觸的氣、液組成間的關系，可對吸收塔塔頂和任一截面間（即圖８－７種虛線所示的范圍）作物料恒算如下，即為逆流吸收塔的操作線方程式：

整理得

同理，亦可對塔底與任一截面間作物料恒算，得

整理得

218.4.2吸收劑用量的確定關于吸收劑用量，從能耗的角度考慮，希望流量要小，但限于氣體在液體中的溶解度，流率小到一定程度則達不到吸收要求，故需合理選取。根據生產實踐經驗，一般情況下取吸收劑用量為最小用量的1.2~2.0倍是比較適宜的，即

或最小液氣比可用圖解法或計算求出。操作線與平衡線在點相交，從而

或

22如果平衡曲線呈現如圖８－１０種所示的形狀，則應過點A作平衡曲線的切線，找到水平線與此切線的交點，按下式計算最小液氣比，即

或

238.4.3低濃度氣體吸收時的填料層高度

當進塔混合氣中的溶質濃度不高（例如小于５％～１０％）時，通常稱為低濃度氣體吸收。計算此類吸收問題時可作如下假設而不致引入顯著誤差（對應于圖８－７種的流程）：（1）氣液相流量可視為常量。（2）吸收過程可視為等溫吸收。（3）傳質系數可視為常量。24對于低濃度氣體的吸收，可近似的用氣、液流經全塔的混合氣體與液體的流率Ｇ、Ｌ代替惰性組分的流率、，并以摩爾分率、代替摩爾比Ｙ、Ｘ，有：或

物料恒算式也可作：

25一、填料層高度的計算進行填料計算時，傳質速率方程和物料恒算式應對填料層的微分高度列出，然后幾分得到填料層總高度。26若以氣、液相摩爾分率差為總傳質推動力計算傳質速率，得：，對于穩定的低濃度氣體的吸收過程，Ｇ、Ｌ、ａ均不隨時間而變，且在塔內不同截面位置上均為定值，總傳質系數、在全塔范圍內也可視為常數，則，若選用氣、液相摩爾分率差作為分傳質推動力來計算傳質速率，同理可得,27若將傳質單元的概念應用于以業相摩爾分率差作為總船只推動力的情形，則可得

式中，

令

則以氣相摩爾分率差為總傳質推動力的填料層高度計算式可寫成：二、傳質單元數與傳質單元高度28填料層高度計算式傳質單元高度傳質單元數相互關系

氣相總傳質單元高度液相總傳質單元高度氣相傳質單元高度

液相傳質單元高度氣相總傳質單元數液相總傳質單元數氣相傳質單元數

液相傳質單元數由式（8－18）、（8－21）可得

相應的傳質單元數及傳質單元高度表示如下表。表8—2傳質單元高度與傳質單元數29三、傳質單元數的計算（１）對數平均推動力法在吸收操作所涉及的組成范圍內，若相平衡關系可用直線方程表示，即相平衡關系服從亨利定律；或在操作組成范圍內平衡關系為直線，此時傳質推動力和分別隨ｙ和x呈線性變化，推動力或相對于x或y的變化率均為常數，從而

30令稱為氣相對數平均傳質推動力31用同樣的方法，可得式中

稱為液相對數平均傳質推動力。32２）吸收因數法除對數平均推動力法，也可將相平衡關系與操作線方程代入中，直接積分求取得：也常寫成

同理也可以推出以液相濃度為總傳質推動力的傳質單元數的表達式33當平衡關系不滿足亨利定律，但可近似地以直線表示時，則變成

式中，，34（3）其他計算方法傳質單元數的求解，其實質為如何確定定積分的值。當平衡線不能作為直線。顯然上述對數平均推動力法和吸收因數法已不能適用。此時，除按照定積分的物理意義用圖解積分外，還可采用數值積分，后者隨著電子計算機技術的發展及相關工程計算軟件的開發和利用，已變得易于實現并得到廣泛應用。358.4.4填料塔的設計型計算和操作型分析填料吸收塔的計算問題可分為設計型和操作型兩類，兩類問題均可通過聯立全塔物料恒算式、填料層高度計算式及相平衡關系式求解。一、填料塔的設計型計算設計型計算的特點是給定進口溶質濃度、進塔混合氣的流率G、相平衡關系及分離要求，計算所需要的填料層高度。在給定條件下，要完成設計型計算尚需解決以下幾方面的問題：（1）為計算塔高，必須確定傳質系數。（2）氣、液流向的選擇。（3）吸收劑進口濃度的確定。（4）吸收劑用量的確定。36二、填料塔的吸收型計算吸收操作型計算特點是塔設備已給定（對填料塔則填料層高度h已知）計算的基本類型有：（1）校核現有的塔設備對制定的生產任務是否適用。如已知T、P、h、G、L、、，校核是否滿足要求；（2）考察某一操作條件改變時，吸收結果的變化情況或為達到制定的生產任務應采取的調節措施。37同理，若液相濃度較高澤液相傳質分系數也與液相濃度ｘ有關。綜上所述，可知高濃度氣體吸收的計算要比低濃的復雜得多。為考慮傳質系數變化的影響，常選用氣相傳質速率方程作為計算的基礎。有：8.4.5高濃度氣體吸收時填料層高度的計算當入塔氣體的溶質含量較高（例如超過10%），對低濃度氣體的簡化處理方法顯然不在適用，高濃度氣體吸收時，按膜模型理論，氣相傳質分系數表示為：388.4.6塔板數吸收操作除用填料塔外，也可采用板式塔。板式塔的主要特點是：氣液兩相的接觸是在塔板上進行的，故組成沿著塔高呈階躍式而不是連續式的變化。為計算板式塔完成吸收任務所需的塔板數，要應用物料恒算和氣液平衡量關系，其常用方法是圖解法。39一、梯級圖解法求理論塔板數在塔設備內任一取一截面，設其位置落在第n-1與n塊板之間，對于塔頂、底作溶質物料恒算，可得到操作線方程如下：在板式吸收塔計算中，為簡明計，常引用“理論塔板”的概念，其定義是：氣液兩相在這種塔板上相遇時，因接觸良好、傳質充分，以致兩相在離開塔板時已達到平衡。40代表離開各層理論板氣、液組成的點、，．．．，，都在圖８－１５的平衡線OE之上。41一直類推到第層理論板之下（塔底），得到即二、解析法求理論塔板數當平衡關系符合、操作線為直線時，用克列姆塞爾（Kremeser）等人提出的解析方法求理論塔板數。由于離開任一層理論塔板的液、氣組成，．．．，符合相平衡式，故有，．．．，有42對板式吸收塔而言，塔板上的事跡傳質情況遠不如理論塔板完善，故所需的實際塔板數較理論塔板數Ｎ為多，常用塔板效率來衡量這種差別。定義全塔板效率或總板效率為

包括了傳質動力學因數，其值與物系和塔板結構、操作條件有關。板式吸收塔的全塔板效率可由實驗測定或經驗關聯圖確定，通常吸收塔的

范圍約為

。438.4.7解吸（脫吸）把溶液中的氣體溶質釋放出來的過程稱為脫吸或解吸，其傳質方向與吸收相反，為吸收的逆過程。其目的是為了實現溶劑再生，并回收溶質。若吸收的目的是為了制取溶液成品，就不需要脫吸。化工生產中常見的脫吸方法有以下幾種：1、通入惰性氣體（氣提法）2、通入直接水蒸氣（汽提或提留）3、降低壓力448.5其他類型吸收458.5.1多組分吸收多組分吸收是指其體混合物中有幾個組分同時被吸收的過程。多組分氣體吸收一般可分為貧氣吸收與富氣吸收兩類。若進他氣體中個溶質組分的濃度都不高稱為貧氣，否則為富氣。通常，多組分吸收對起關鍵作用的組分（稱作關鍵組分）規定分離要求，由于是相同的操作條件和設備，故其他組分的被吸收量由其平衡關系及各組分間的相互關系確定。現以貧氣多組分吸收為例，介紹簡捷計算法在吸收過程設計中的應用，其他的計算方法清參考相關的專著。圖８－１７是具有Ｎ塊理論板的吸收塔示意圖46對第ｎ板作ｉ組分的物料恒算假設各組分的氣液平衡關系服從亨利定律，且各組分的平衡關系互不影響，即則最后解Ｎ得478.5.2化學吸收吸收過程中，溶質氣體與溶劑中的某一個（或一個以上）組分可能發生化學反應，這種有顯著化學反應的吸收過程稱為化學吸收。化學吸收的液相傳質速率方程也可表達為物理吸收那樣的形式：當吸收為液膜控制時，由于液相反應能夠顯著的減小液膜傳質阻力從而減小總阻力，同時液膜控制又見于難溶、難吸收、吸收容量小的物系，故采用化學吸收法其優點就很明顯；當吸收為氣膜控制時，液膜阻力的降低對總阻力的影響不大，而且這類物系又多見于易吸收、吸收容量大的物系，則應用化學吸收法優點就不明顯。488.5.3非等溫吸收通常吸收操作可分為等溫和非等溫吸收兩類。吸收過程中的熱效應主要包括：溶質氣體溶解時的溶解熱；溶質與吸收劑發生化學反應的反應熱；吸收劑中的易揮發組分帶走的汽化熱。熱效應引起的溫度變化對吸收過程的影響主要有如下兩方面。１、影響氣液平衡關系當吸收的溶質量較大時，這些熱效應使得塔內液相溫度隨其濃度的升高而增大，從而使平衡關系變得不利于吸收過程的進行。２、影響吸收速率溫度升高，氣相分傳質系數下降。當吸收塔進行非等溫吸收操作時，其傳質單元數或理論塔板數的計算與等溫吸收并無原則性的區別。不同之處在于非等溫吸收操作時需先根據塔中操作的實際情況，即塔內溫度與溫度的變化關系確定兩相的實際平衡曲線，由此確定吸收操作的液氣比和吸收操作線。當平衡曲線和操作線確定后，前述等溫吸收的計算方法可直接應用于非等溫吸收。49第九章液體精餾1概述1.1蒸餾的目的分離液體混合物1.2基本依據(原理)液體中各組分揮發度的不同恒定溫度、壓力，氣液相平衡A組分比B組分易揮發：A為輕組分,B為重組分，，或汽相冷凝后，A的濃度高—實現了部分分離6/28/202550輕重組分是相對的：苯、甲苯混合液中，甲苯為重組分；甲苯、二甲苯混合液中，甲苯為輕組分1.3工業蒸餾過程①平衡蒸餾(閃蒸)6/28/202551②簡單蒸餾①②只能達到有限的分離6/28/202552③精餾多次汽化多次冷凝，達到高純度分離例如，石油加工中，環丁砜抽提后得到芳烴6/28/2025531.4精餾操作的經濟性操作費用：加熱沸騰、冷卻冷凝沸騰和冷凝的溫度與操作壓強有關加壓精餾：如空氣分離；P↑,t↑,冷凝費用降低真空精餾：P↓,t↓,如高沸點物質、熱敏物質分離6/28/2025542雙組分溶液的汽液相平衡2.1理想物系汽液相平衡雙組份汽液平衡的自由度F=N–Φ+2組分數相數F=2,P,t一定,組成就定了

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=fL6/28/202555理想物系,拉烏爾定律,歸一條件沸騰時道爾頓分壓定律相平衡常數定義為∴,注意KA并非常數6/28/202556①泡點線(液相線)②露點線(汽相線)③y~x的近似表達式揮發度，相對揮發度α6/28/202557相平衡方程理想物系在操作溫度范圍(純A、純B沸點)，若α變化不大，可取α=1時，y=x，能否進行分離？操作壓強對相對揮發度的影響P↑，α↓

6/28/2025582.2泡點計算：6/28/2025592.3露點計算：6/28/202560為什么不用沸點來衡量揮發性？例：101.3kPa下，乙醇沸點：78.3℃水沸點：100℃2%乙醇的水溶液，蒸發后留水98%乙醇的水溶液，蒸發后留乙醇6/28/2025612.4非理想溶液的汽液相平衡強正偏差pA>p0AxA，出現最低恒沸物注意溫度高低的排序6/28/202562強負偏差pA<p0AxA，出現最高恒沸物注意溫度高低的排序6/28/202563常用相平衡計算方法PyA=p0AxAγA,

PyB=p0BxBγB活度系數γA,γB范拉方程(A、B分子體積大小相差較大)A12和A21為模型參數馬古斯方程(A、B分子體積大小相差較小)lnγA=[A12+2(A21-A12)xA]x2BlnγB=[A21+2(A12-A21)xB]x2AA12和A21為模型參數6/28/2025643平衡蒸餾與簡單蒸餾3.1平衡蒸餾(閃蒸)①物料衡算F=D+WFxF=Dy+Wx定義∴

W=qF,D=(1-q)F杠桿定律6/28/202565同時，y與x滿足相平衡②熱量衡算Q=FCp(T-t0)節流后，顯熱→潛熱FCp(T-te)=(1-q)Fr應加熱至6/28/2025663.2簡單蒸餾非定態y(t),x(t)Wx=ydW+(W-dW)(x-dx)得(y-x)dW=Wdx6/28/202567當時，當簡單蒸餾中與平衡蒸餾中q相等時，分離程度哪個大？6/28/202568本次講課習題：第九章1，2，3，4，56/28/2025694精餾4.1精餾原理利用兩組分揮發度的差異實現連續的高純度分離工程手段：回流—構成汽液兩相接觸的必要條件塔頂凝液是否必須全部回入？由ye>xe可知

不必全部回入6/28/2025706/28/2025714.2全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+WxW6個變量,已知4個,求2個或5個變量()已知3個求2個①已知，求以xW為支點，,②已知(塔頂采出率),求：，6/28/202572③已知，輕組分回收率ηA()，求：，∵∴6/28/202573④已知:xF輕組分回收率ηA，重組分回收率ηB求：，塔頂產物A和B：塔釜產物A和B：∴,

6/28/2025744.3回流比和能耗定義：回流比，R↑,L↑,xD↑,分離能力提高但D一定，L↑,V=L+D，V↑

，塔釜蒸汽量↑以能耗為代價換取分離能力4.4逆流多級傳質操作本章側重板式塔(級式接觸設備)6/28/2025756/28/2025764.5過程的數學描述L,V–kmol/sI,i–kJ/kmolr–汽化潛熱①單板物料衡算總物料：輕組分：②熱量衡算6/28/202577③恒摩爾流假定成立的條件：⑴兩組分摩爾汽化潛熱相近rn+1=rn=r⑵沸點差別不太大，忽略顯熱差別in+1=in=in-1=i代回后(Vn+1-Vn)r=(Vn+Ln-Vn+1-Ln-1)i=0結論：Vn+1=Vn，Ln=Ln-1汽液相摩爾流率不變當A、B兩組分的質量汽化熱相近時應得什么假定？6/28/202578④傳質過程的簡化⑴理論板—離開塔板的汽液兩相達到傳質、傳熱平衡過程特征方程簡化為：泡點方程tn=φ(xn)相平衡方程yn=f(xn)如⑵實際板與理論板的差別—板效率默弗里板效率其中6/28/202579工程處理方法—過程分解法簡化結果:yn=f(xn)⑤理論加料板的描述得定義6/28/202580兩相流量關系q為加料熱狀態參數(液化率)q=0飽和蒸汽加料0<q<1汽液混合加料q=1泡點加料q>1冷液加料q<0過熱蒸汽加料思考：某股加料液q=1.1,則每kmol加料中有多少kmol液體？

6/28/202581⑥精餾塔內的汽液摩爾流率全凝器,泡點回流條件下精餾段：L=RD

V=L+D=(R+1)D塔頂冷凝器熱負荷QC=Vrc提餾段：塔釜蒸發器熱負荷思考：分凝器、過冷回流怎么算？6/28/2025824.6精餾過程的求解①精餾段操作方程操作方程—表示同一塔截面上的汽液兩相濃度關系。塔段物料衡算的結果∵L=RD,V=L+D=(R+1)D∴6/28/202583②提餾段操作方程③操作線精餾段過(xD,xD)點,截距提餾段過(xW,xW)點,斜率交點：6/28/202584④q線方程由xq與yq消去xD，得q線方程⑤理論板增濃B點代表離開n板的兩相濃度關系6/28/202585⑥實際板效率

6/28/202586⑦逐板計算求解(設計型)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))該板為加料板m......直至xN<xW得N6/28/202587建立精餾塔操作線方程的步驟:⑴畫草圖,取塔段控制體,包含要考察的塔截面⑵由:進=出,列輕組分(含該截面x,y)物料衡算⑶找出V,L與物流量F,D,W及R,q的關系,代入⑷將輕組分物料衡算式整理成y~x關系式，即操作線方程6/28/202588本次講課習題：第九章6，7，8，9，106/28/2025895雙組分精餾的設計型計算5.1理論板數的計算圖解法已知：求：N,m條件：板數最少的解(加料在合適位置)6/28/202590次序:⑴由點(xD,xD)和截距作精餾段操作線⑵由點(xF,xF)和斜率作q線，并與精餾段操作線相交得q點(xq,yq)⑶由點(xW,xW)和q點(xq,yq)作提餾段操作線⑷由上往下按平衡關系、操作關系依次交替作階梯④最優加料位置的確定為最佳加料位置,過前或過后N↑6/28/2025916/28/2025926/28/2025936/28/2025946/28/2025955.2設計型計算命題已知：F,xF,xD,xW選擇：P,q,R求：N,m①總壓P的選擇與加熱、冷凝溫度、α有關②回流比的選擇經濟上，R↑,能耗↑R=∞,對角線R↑,N↓,設備費↓6/28/202596⑴全回流與最少理論板數NminR=∞操作線與對角線重疊，不進料，不出料由y1=xD，xN=xW(塔釜)且記，N=Nmin芬斯克方程近似6/28/2025976/28/202598⑵最小回流比Rmin與NT=∞平衡線與操作線出現挾點(恒濃區)，該處需無窮理論板NT=∞，對于指定的分離程度而言回流比達到最小。,6/28/202599⑶最適宜回流比的選取通常，Ropt=(1.2~2)Rmin6/28/20251005.3計算理論板數的方法⑴逐板計算法⑵圖解法⑶捷算法(估算)捷算法：先求出Rmin，Nmin,確定R由查吉利蘭圖得,得N6/28/20251015.4加料熱狀態的選擇不計熱損失⑴R一定，進料熱量多，塔底加熱少6/28/2025102⑵一定，進料熱量多，塔頂冷凝多，R↑,N↓

N減少，以增加能耗為代價結論：熱在塔釜，冷在塔頂6/28/20251035.5雙組分精餾塔的其它類型①直接蒸汽加熱當重組分是水時，可將加熱蒸汽直接通入塔釜精餾段提餾段：物料衡算恒摩爾流，(飽和蒸汽)操作線當xn=xW時，yn+1=06/28/2025104直接蒸汽加熱的圖解方法6/28/2025105直接蒸汽加熱與間接蒸汽加熱的比較⑴當兩者xF,xD,xW相同時，?ηA?

若q,R相同，則N哪個大?以xW為支點而∴,6/28/2025106⑵當兩者xF,xD,ηA,R,q相同時，xW？N？∵ηA相同,也相同

<提餾段操作線重疊、加長∴6/28/2025107②多股加料分開進料有利還是合并后進料有利？Rmin如何確定？6/28/2025108要么N↑,要么R↑

6/28/20251096/28/2025110第Ⅱ塔段操作線由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當Rmin1>Rmin2時，Rmin=Rmin1當Rmin1<Rmin2時，Rmin=Rmin26/28/2025111本次講課習題：第九章11，12，13，146/28/2025112③側線出料加料處操作線總是凸的，抽料處總是凹的Rmin如何定？6/28/2025113第Ⅱ塔段操作線由q,xF,α求xe,ye代入方程得Rmin6/28/2025114④回收塔(只有提餾段)q=1時，L=F，V=Dq>1時，L=qF，V=D+(q-1)F操作線Vy=Lx+DxD-FxF,

xDmax=?6/28/20251156/28/2025116為提高xD可加回流

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

操作線Vy=Lx+DxD-FxF,6/28/2025117xDmax=?或6/28/2025118⑤無再沸器精餾塔(蒸汽進料)L=RD=W,V=F=(R+1)D操作線xWmin=?6/28/2025119例1用連續精餾塔分離某雙組分混合液,xF=0.4(摩爾分率,下同)，原料以飽和液體狀態加入塔中部，塔頂全凝，泡點回流。α=2.5，xD=0.8，易揮發組分ηA=0.9。塔釜間接蒸汽加熱。試求：(1)Rmin；(2)若R=1.5Rmin倍，則進入塔頂第一塊理論塔板的汽相組成為多少？6/28/2025120解：①q=1,xe=xF=0.4

②6/28/20251216/28/2025122例2一連續常壓精餾塔用于分離雙組分混合物。原料液xF=0.40(摩爾分率，下同),進料狀況為汽液混合物，其摩爾比為汽/液=3/2，塔頂xD=0.97，塔釜xW=0.02，若該物系的相對揮發度α=2，操作時采用的回流比R=1.6Rmin，試計算：⑴易揮發組分的回收率；⑵最小回流比Rmin；⑶提餾段操作線的數值方程；⑷若在飽和液相組成xθ=0.72的塔板處抽側線，其量和有側線時獲得的塔頂產品量相等，減少采出率，回流比不變，N=∞,xDmax=?6/28/2025123解：⑴⑵

q線方程平衡線方程兩線相交∴x2+3x-1=0得xe=0.303，ye=0.4656/28/2025124⑶R=1.6Rmin=1.6×3.12=5.0提餾段⑷當采出率減小時，xDmax受相平衡制約，而不受物料衡算制約，當q點與平衡線相遇時xD達到最大。6/28/2025125第Ⅱ塔段操作線將y=ye，x=xe代入得xDmax=0.8566/28/20251266雙組分精餾的操作型計算6.1操作型計算命題已知：N,m,α,xF,q,R,求：xD,xW(及逐板濃度分布)計算特點：①由于方程非線性，須試差(迭代)先設xD(或xW)，然后進行逐板計算得xW(或xD)物料衡算得xW’(或xD’)看xW與xW’是否相等②加料板位置一般不滿足最佳加料位置③操作型計算必須xD,xW頂頭頂腦用完N塊板(設計型往往不是正好用完N塊)6/28/2025127例題：已知某精餾塔具有8塊理論板的分離能力。加料為xF=0.5(摩爾分率)的苯-甲苯混合液，在第5塊理論板處進料。相對揮發度為2.5，進料為飽和液體，操作回流比為2，采出率。求：塔頂、塔底濃度xD,xW6/28/2025128解：先作相平衡曲線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線為垂直線，過(xF,xF)點先設xD=0.85，則作圖解，xD設得太小再設xD=0.95，則作圖解，xD設得太大6/28/20251296/28/20251306/28/20251316/28/2025132設xD=0.93，則作圖解，正好.∴xD=0.93,xW=0.1486/28/20251336/28/20251346/28/20251356/28/2025136本次講課習題：第九章15，16，17，186/28/2025137本次講課習題：第九章19,20,21,22下次帶自測練習6/28/20251388特殊精餾α<1.05時,無法用普通精餾分離,常采用特殊精餾8.1恒沸精餾雙組分非均相恒沸精餾—兩塔聯合操作6/28/20251396/28/2025140雙組分均相恒沸精餾—加挾帶劑，形成新的恒沸物挾帶劑的要求：①與A(或B)或AB形成最低恒沸物，從塔頂蒸出②新恒沸物要便于分離，如非均相，用分層方法回收挾帶劑③新恒沸物中挾帶劑相對含量要少6/28/20251416/28/20251428.2萃取精餾加萃取劑S(揮發性小),改變A、B組分相對揮發度萃取劑主要條件：①選擇性高,少量加入,αAB大大提高②揮發性要小,沸點S>>沸點A、B③與原溶液有足夠的互溶度.流程特點：加吸收段6/28/20251436/28/2025144萃取精餾與恒沸精餾比較共同點：均加入第三組分S差別：⑴S可選范圍:是否要求生成恒沸物⑵經濟性:恒沸物從塔頂蒸出，潛熱消耗大6/28/20251459多組分精餾基礎9.1流程方案的選擇n個組分精餾分離,為獲n個高純度產品，需要(n-1)個塔,塔多方案多如，A、B、C三組分(其揮發度依次降低)分離兩種流程4組分3塔5流程5組分4塔14流程6/28/2025146流程的選擇：經濟上優化，設備費+操作費最少技術上可行，物性(如熱敏性，聚合結焦傾向)，對產品純度的要求初選方案一般規則：1．按進料組分摩爾分率接近0.5對0.5進行分離；2．進料各組分摩爾分率相近且按揮發度排序兩兩間相對揮發度相近時,可把組分逐一從塔頂取出；3．進料各組分按揮發度排序兩兩間相對揮發度差別較大時，可按相對揮發度遞減的方向排流程；4．進料各組分摩爾分率差別較大時，按摩爾分率遞減的方向排列流程；5．產品純度要求高的留在最后分離6/28/2025147具體：多方案作經濟比較，決定合理的流程如：5組分4塔14流程經上述原則篩選后，留2~3個方案作進一步的計算6/28/20251489.2精餾的關鍵組分和物料衡算①關鍵組分多組分精餾(如A,B,C,D)，塔頂只能規定一個組分含量塔底只能規定一個組分含量其它組分含量由R、N、αij確定關鍵組分—對多組分精餾分離起控制作用的兩個組分揮發度大的—輕關鍵組分(l)揮發度小的—重關鍵組分(h)關鍵組分與分離方案有關6/28/2025149比輕關鍵組分更易揮發的—輕組分比重關鍵組分更難揮發的—重組分②全塔物料衡算總物料衡算F=D+Wi組分FxFi=DxDi+WxWi(i=1~n-1)歸一方程ΣxDi=1,ΣxFi=1,ΣxWi=1

通常,進料F,xFi(i=1~n-1)均已確定如：已知：xDh，xWl求：及其它xDi，xWi變量分析：3n+3個變量,n+3個式子,已知n+2個,缺n-2個。非關鍵組分在塔頂、塔底？6/28/2025150約束條件(R、N、αij)難以用簡單方式表達③清晰分割法：塔頂重組分含量為0，塔底輕組分含量為0A、B、C(l)|D(h)、E塔頂xDl，xDh0塔底00xWl，xWh條件：αlh較大，xDh、xWl較低實質：給出n-2個06/28/2025151④全回流近似法由芬斯克方程得或直線關系條件：αih全塔變化不大，R=∞實質：給出n-2個值6/28/20251529.3理論板數的捷算法①Rmin的計算精確計算多組分的Rmin非常繁碩，常用恩德伍德式近似計算假定：⑴恒摩爾流；

⑵αih全塔變化不大由,求出θ值選取R=(1.2~2)Rmin6/28/2025153②最少理論板數的計算用芬斯克方程計算將多組分分離看作輕、重關鍵組分之間的分離③由查吉利蘭圖，得再算出所需理論板數N④由算精餾段最少理論板數6/28/2025154由=算出加料板位置N1

6/28/2025155本次講課習題：第九章23，24,286/28/2025156第十章氣液傳質設備10.1填料塔10.2板式塔10.3塔設備的比較和選型15710.1.1 填料塔和填料一、填料塔的結構填料塔是一種應用廣泛的氣液兩相接觸并進行傳熱、傳質的塔設備，可用于吸收（解吸）、精餾和萃取等分離過程。填料塔不僅結構簡單，而且具有阻力小和便于用耐腐蝕材料制造等優點，尤其適用于塔直徑較小地情形及處理有腐蝕性的物料或要求壓強較小的真空蒸餾系統，此外，對于某些液氣比較大的蒸餾或吸收操作，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，它是填料塔的主要內構件，其作用是增加氣、液兩相的接觸面積，并提高液體的湍動程度以利于傳質、傳熱的進行。因此填料應能使氣、液接觸面積大、傳質系數高，同時通量大而阻力小。表征填料特性的主要參數有：1．

比表面積2．

空隙度3．

單位堆體積內的填料數目n4．

堆積密度5．

干填料因子及填料因子6．

機械強度及化學穩定性此外，性能優良的填料還必須滿足制造容易、造價低廉等多方面的要求。159圖10－2填料的形狀常用的填料可分為兩大類：個體填料與規整填料。個體填料由實心的固體塊、中空的環形填料、表面開口的鞍形填料等，其常用的構造材料包括陶瓷、金屬、塑料（聚丙烯、聚氯乙烯等）、玻璃、石墨。陶瓷填料耐腐蝕，但易碎，空隙率小；金屬填料比表面積及空隙率大，通量大，效率高，但不銹鋼價貴，普通鋼易腐蝕；塑料填料比表面積大，空隙率較高，但不耐高溫。工業上常用的一些個體填料如下。160三、填料得選擇1、填料用材的選擇（1）當設備操作溫度較低時，塑料能長期操作而不出現變形，在此種情況下如果體系對塑料無溶脹時可考慮使用塑料，因其價格低、性能良好。塑料填料的操作溫度一般不超過1000C，玻璃纖維增強的聚丙烯填料可達1200C左右。塑料除濃硫酸、濃硝酸等強酸外，有較好的耐腐蝕性，但塑料表面對水溶液的潤濕性差。（2）陶瓷填料一般用于腐蝕性介質，尤其是高溫時，但對HF和高溫下的H3PO4與堿不能使用。（3）金屬材料一般耐高溫，但不耐腐蝕。不銹鋼可耐一般的酸堿腐蝕（含C1－的酸除外），但價格較昂貴。1612、

填料類型的選擇首先取決于工藝要求，如所需理論級數，生產能力（氣量），容許壓降，物料特性（液體黏度、氣相和液相中是否有懸浮物或生產過程中的聚合等）等，然后結合填料特性來選擇，要求所選填料能滿足工藝要求，技術經濟指標先進，易安裝和維修。由于規則填料氣、液分布較均勻，放大效應小，技術指標由于亂堆填料，故近年來規則填料的應用日趨廣泛，尤其是大型塔和要求壓降低的塔，但裝卸清洗較為困難。對于生產能力（塔徑）大，或分離要求較高，壓降有限制的塔，選用孔板波紋填料較宜，如苯乙烯—乙苯精餾塔、潤滑油減壓塔等。對于一些要求持液量較高的吸收體系中，一般用亂堆填料。亂堆填料中，綜合技術性能較優越是金屬鞍環、階梯環、其次是鮑爾環，再次是矩鞍填料。1623、

填料尺寸的選擇一般，填料尺寸（直徑、波峰高）大，則比表面小，通量（容許氣速）大，壓降低，但效率（每米填料的理論半數）也低，故多用于生產能力（處理氣量）大的塔。大型工業用規整填料塔常用波峰高12mm左右的板波填料（比表面約為250m2/m3）。對于理論板數很多或塔高受廠房限制的場合，一般用小尺寸、高比表面填料。對于易結垢或易沉淀的物料通常用大尺寸的柵板（格柵）填料，并在較高氣速下操作。16310.1.2填料塔的留題力學性能于傳質性能一、填料塔內的流體流動1、填料層中的流動氣體在填料層內的流動相當與氣體在顆粒層內的流動。2、

氣液兩相流動的交互影響和載點載干填料層內，氣體流量的增大，將使壓降按1.8~2.0次方增長。3、

填料塔的液泛當氣液量達到某一定值時，兩相交互作用惡性發展的結果會導致液泛現象的出現。此時上升氣流對液流的曳力加大到足以阻止液體下流，于是液體充滿填料層空隙，氣體只能鼓泡上升。164二、填料塔的水力學性能1、壓力降反映填料層阻力的壓降隨填料的類型與尺寸不同而變化。2、

液泛氣速通常取泛點氣速的50％～80％。填料塔的直徑D：3、載液從正常到載液的過渡往往是一段圓滑曲線。4、持液量持液量指單位體積填料層載其空隙中所持有地液體量。5、潤濕速率

165三、填料的傳質性能1.填料潤濕表面的計算2.液相傳質系數計算3.氣相傳質系數166四、一些設計指標1．填料尺寸一般認為上述比值至少要等于8，對拉西環填料還須大一些。2．操作氣速操作氣速可按下列兩種方法之一決定：（1）取操作氣速等于液泛氣速得0.5~0.8倍；（2）根據生產條件，規定出可容許得壓力降，由此壓力將反算出可采用得氣速。3．填料層高度填料層高度由傳質單元數或理論板數來推算。16710.1.3填料塔得附屬結構填料塔得附屬結構包括填料支撐板，液體分布器，液體再分布器，氣、液體進口及出口裝置等。1、

支承板(c)（c）條形升氣管圖10－5填料的支撐1682、

液體分布器（1）管式噴淋器圖10－6管式噴淋器169（2）蓮蓬式噴淋器（3）盤式噴淋器（4）齒槽式分布器圖10－9槽式噴淋器1704、

其他為避免操作中因氣速波動而使填料被沖動及損壞，常需在填料層頂部設置填料壓板或擋網，否則有可能使填料層結構及塔的性能急劇惡化，破碎的填料也可能被代入氣、液出口管路而造成阻塞。填料塔氣體進口的構形應考慮液體倒灌，更重要的是要有利于氣體均勻地進入填料層，對于小塔常見地方式是使進氣管伸至塔截面的中心位置，管端作向下傾斜的切口或向下彎的喇叭口。對于大塔，應采取其他更為有效的措施。氣體出口有時需設置除霧沫裝置，常用的除沫裝置有折流板除霧器、絲網除霧器等。液體的出口應保證形成塔的液封，并能放置氣體的挾帶。17110.2板式塔17210.2.1板式塔的塔型簡介右圖中：（a）為泡罩塔；（b）為篩板塔；（c）為浮閥塔；(d)為固定舌型塔；（e）為浮動噴射塔。17310.2.2板式塔的操作原理通常在塔板以上形成三種不同狀態的區間：靠近塔板的液層底部屬鼓泡區，如圖中（1）；在液層表面屬泡沫區，如圖中（2）；在液層上方空間屬霧沫區，如圖中（3）。174氣速的計算10.2.3板式塔塔徑的估算塔徑可按流量方程求得，即因此值應按下式進行校正：17510.2.4塔板流動形式有降液管得板式塔常用得塔板液流型式有以下幾種：1．單溢流型如圖10—14（a）。2．雙溢流型如圖10—14（b）。3．U形溢流型如圖10—14（c）。4．四溢流型如圖10—14（d）。17610.2.5塔板的共同結構1．塔板的幾個區域各種塔板版面大致可分為三個區域：降液管所占的部分稱為溢流區；塔板開空部分稱為鼓泡區；圖10—15中陰影部分稱為無效區。1772．降液管（1）降液管的作用和液體在降液管的停留時間一般要求停留時間大于3～5s,即按下式計算：（2）降液管的形狀178堰長：為使液流均勻通過塔板，一般對單溢流對雙溢流一般堰上最大液流量，不宜超過100～130m3/(mh)。3．

溢流堰179６．降液管到下板間距一般情況下，

值應使液體通過降液管得阻力不要超過25mm。此外，應浸沒在液層中以保持液封防止氣體進入降液管，所以此值應小于堰高

，一般取

４．堰上液層高度５．液體通過降液管得阻力18010.2.6篩板塔得結構設計1．

篩板的開孔為了使篩板的利用率高，篩孔多取三角形排列（見圖１０－２１）。當孔間距和孔徑確定后，開孔面積與塔板開孔區面積之比（），由下式計算：開孔區面積對于單溢流塔板可用下式計算：對于雙溢流塔板塔板上的篩孔總數n可用下式計算：1812．

溢流堰溢流堰設計按10.2.5節考慮，篩板塔的堰高可按以下要求設計：對一般的塔，應使塔上清夜層高度（堰高＋堰上液流高度）在50～100mm之間，即對于真空度較高或要求壓強很小的情況下，可使，此時。當液流量很大時，可以不設堰。３．其他結構降液管、內堰、受液盤及安定區、邊緣區等要求按10.2.5節設計。18210.2.7篩板塔上流體力學計算1．

塔板壓降（流體阻力）塔板壓降由如下三部分組成：（１）干板壓降；（２）通過液層的壓降；通過液層得壓降按有效液層阻力計算（３）由表面張力引起的壓降。由表面張力引起的壓降值一般可忽略，故重要由前兩項組成，即183板式塔的設計中要求降液管中的液柱高不超過板間距的倍，即

２．篩板的幾個操作極限（1）漏液點（2）霧沫夾帶（３）液泛184３．板塔的負荷性能圖將塔板的操作上下限繪在圖上，稱為負荷性能圖。(1)圖中線a為最小液體負荷線。(2)線b為漏液線。(3)線c為最大液體負荷線。(4)線d按液體在降液管中允許停留時間計算。(5)線e為降液管液泛線。(6)線f為霧沫夾帶線。18510.2.8浮閥塔的設計1.浮閥塔型式圖10－26F－1型浮閥2.閥的排列浮閥一般按正三角形排列，也有采用等腰三角形排列的。浮閥中心距可取75、100、125、150mm等幾種。1863.閥數確定4．溢流管及降液管按10.2.5節及10.2.6節有關部分設計計算。5．塔板壓降（液體阻力）（1）干板壓降閥全開前

閥全開后（2）通過液層的187泛點率由下列二式求之（采用計算結果中較大的數值）：

及

其中建議2～3m直徑的單溢流塔中，若溢流強度不大于50m3/(mh)時，可使塔板傾斜度按每3m傾角10考慮，溢流強度較低時，傾角可小些。6．液面梯度7．漏液點核霧沫夾帶（1）漏液點一般認為漏液點的閥孔動能因素為（對常壓及加壓塔），故以此值作為操作下限。（2）霧沫夾帶18810.2.9新型塔設備簡介1．A.P.V．維斯脫泡罩—篩板塔2．多降液管篩板塔（又稱MD篩板塔）（a）圖10－31多降液管篩板塔示意圖1893．網狀篩板塔4．浮動舌形塔（簡稱浮舌塔）190一、板式塔的比較塔型總板效率/％處理能力操作彈性Δp板間距/mm成本泡罩篩板浮閥舌型60～8070～9070～9070～9011.41.5～1.5539310.50.60.8400～800200～400300～600300～60012/32/32/3表10－8板式塔的比較

二、填料塔和板式塔的對比與選用1．傳質效率2．液體阻力3．液體負荷量4．設備結構其他如處理有腐蝕性的物料可用填料塔，而處理有固體戲出的物料可選用難以堵塞的板式塔（浮閥、泡罩塔）。總之，塔型的選用應根據具體情況確定。10.3塔設備的比較和選型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離液體（或固體）混合物的一種單元操作，其方法是選擇一種溶劑使混合物中于分離的組分溶解與其中，其余組分則不溶或少溶而獲得分離。萃取的基本過程如圖11—1所示。11.1液液萃取193與分離液體混合物的整流方法比較，下列情況采用是可取的：（1）溶質A的濃度很小而稀釋劑的濃度B易揮發組分時，直接用蒸餾的方法能耗是很大，這時可以先萃取，使溶質A富集于萃取劑S中，然后對萃取相進行蒸餾，如以氯仿為萃取劑從咖啡因水溶液中分離咖啡因。（2）恒沸物或沸點相近組分的分離，此時普通整流方法不適用，如催化重整油中芳烴與烷烴的分離因沸點相近而需要塔板數太多，工業上常用環丁砜為萃取劑融解苯、甲苯、二甲苯以及其他芳烴衍生物。（3）需分離的組分不耐熱，蒸餾時易分解、聚合或發生其他變化，如從發酵液中提取青霉素時采用醋酸丁酯為萃取劑進行萃取。19411.1.2三角形相圖萃取過程設計的組分至少油三個，即溶劑A、稀釋劑B和萃取劑S。最常見到的三角形相圖為直角三角形和正三角形，如圖11—2所示。圖11－2三角形中的相組成195一、相組成表示方法二、溶解度曲線三個組分得含量之和應符合圖11－3相平衡圖196三、杠桿規則如圖11－4所示，混合物M分成任意兩個相E和R，或由任意兩個相E和R混合成一個相M，或任意兩個組分E和R混合成一個混合物M（E、、R、M可以為同一相）。則在三角形相圖中表示其組成得點M、E和R必在以直線上，且符合以下比例關系或點M得位置由杠桿規則確定：19711.1.3選擇性系數及萃取劑得選擇在原料液中加入萃取劑后形成平衡得兩個液相，溶質A在其中得非配關系用分配系數kA表示同樣，對稀釋劑B有萃取劑的選擇性，用選擇性系數表示要注意以下幾方面：1、

選擇性2、

萃取相與萃余相的分離3、

萃取劑得回收除此之外，萃取劑還應滿足一般得工業要求。19811.1.4單級萃取199如圖11—6所示，單級萃取得計算步驟如下：1、

根據已知得平衡數據在直角三角形相圖中作出溶解度曲線及輔助曲線。2、由已知原料液組成xF在邊AB上定點F，連接點S和F。有3、點M利用輔助曲線作聯結線。有一、利用三角形相圖的圖解計算4、連點S、E和點S、R并分別延長交AB于點E‘和R’,則點E’和R’分別表示萃取液和萃余液得組成200當S和B完全不互溶時，則萃取相含全部溶劑，萃余相含全部稀釋饑，萃取前厚的物料衡算式為（萃取劑為純溶劑）：或二、S和B完全不互溶時得圖解計算20111．5多級錯流萃取料液在第一級進行萃取后得萃余相R1繼續在第二級用新鮮溶劑萃取，一次直到第N級得萃余相RN得濃度符合要求為止。202一、利用三角形相圖得圖解計算（１）按第1級原料液萃取劑得量和組成，確定第1級混合也得量和組成，得點M1（２）過點M1作聯結線得經第一級萃取后得萃取相E1和萃余相R;（３）按第2級進了R1及萃取劑得量和組成確定第2級混合液得梁河組成，得點M2；（４）重復2和3得方法的方法，直至第N級萃余相RN濃度符合要求。203二、S和B完全部互溶時的圖解計算此時對各級分別作物料衡算有上式即為各級的操作線，其斜率

為第一常數。204圖１１－１２多級逆流萃取流程11.1.6多級逆流萃取一、利用三角形相圖得圖解計算１、由xF、x‘N得值分別定出點F、R’N，連點S（設萃取劑為純S）和RN’，交溶解度曲線左側于點RN,此點代表最終萃余項組成。２、對全級作總物料衡算有連接點F和S，根據杠桿規則得代表混合液量及組成得點M；連接點RN和M并延長交溶解度曲線于E1，則E1和RN得量也可按杠桿規則確定。205３、對第1級、第2級、…第N級分別作物料衡算

整理得F-E1=R1-E2=…＝RN－S=D由杠桿規則，點F、R1、…S及D為差點。其中點為公共差點。點D求法;分別連接點E1、F和點S、RN并延長之，所得交點即為點D，它位于三角形相圖外，稱之為操作點。４、點E1作聯結線得表示第1級萃余相組成得點R1。５、連接點D和R1并延長交溶解度曲線于點E2(習慣上稱過點D的直線為操作線)。６、重復4和5的方法直至表示萃余相組成的點RN小于規定值。206二、Ｓ和B完全部互溶時的圖解計算

此時各級萃取相中的萃取劑量S和萃余相中的稀釋劑量B保持不便，由第1級至第I級的物料衡算式為上式稱操作線方程，

為操作線的斜率。此直線方程通過點(XF,Y1)和點（XN,Ys）。207二、塔效率（總級效率）法影響塔效率ET的因素有系統的物性、操作條件和塔板結構等。11.1.7連續接觸逆流萃取連續接觸逆流萃取通常在塔設備內進行，這類塔設備主要有填料塔和板式塔，現以填料塔為例加以說明。一般適宜將潤濕性較差和黏度較大的液體作為分散相。一、等級高度法20811.1.8萃取設備

萃取設備

生產能力/m3/(m2·h)理論級數或級效率或理論級當量高度典型應用混合－澄清器噴淋塔填料塔篩板塔轉盤塔離心萃取器變動范圍大15～756～453～63～604～9575％～95％he=3~6mhe=1.5~6m對HT＝100～300mm時微30％

3.4～12.5級潤滑油工藝，核燃料加工用氨水從NaOH中萃取NaC1回收苯酚糠醛處理潤滑油工藝廢水中脫酚表11－4萃取設備的工業應用實例萃取設備的類型很多。按萃取設備的構造特點大體上可以分為三類：一是單件組合式；二是塔式；三式離心式。209一、混合清澄器混合清澄器是一種但見組合式萃取設備，每一級均由一混合器與一澄清器組成，如圖11－16所示。該萃取設備的優點使可根據需要靈活增減級數，既可連續操作也可間歇操作，級效率高，操作穩定，彈性打，結構簡單；缺點是動力消耗大，占地面積大。210二、塔式萃取設備1、填料塔常用的填料由拉西環和弧鞍等，材料由陶瓷、塑料和金屬，以易為連續相濕潤而不為分散相潤濕為宜。圖11－17篩板萃取塔2、篩板塔圖11－18若選擇重液作為分散相，則需使塔身倒轉。2113、轉盤塔

對于兩液相界面張力較大的物系，為改善塔內的傳質狀況，需要從外界輸入機械能來增大傳質面積和傳熱系數轉盤塔為其中之一，與1951年由Reman開發，如圖11—19所示。212三、離心式萃取設備離心萃取劑結構緊湊，處理能力打，能有效地強化萃取過程，特別使用與其他萃取設備難以處理的物系。缺點使結構復雜，造價高，能耗大，使其應用受到限制。21311.2.1固液萃取概述選擇溶劑應考慮以下原則：（1）溶質的溶解度大，以為節省溶劑用量；（2）與溶質之間又足夠大的沸點差，以便于回收利用；（3）溶質在溶劑的擴散阻力小，即擴散系數大和黏度小；（4）價廉易得，無毒，腐蝕性小等。11.2固液萃取（浸取）214圖11－22帶螺旋輸送的三柱萃取裝置21511.2.2萃取理論級的圖解計算一、滯液量線二、聯結線連接相互平衡的萃取相與萃余相組成的直線稱聯結線。216逐級