第二节 萃取设备的处理能力和效率 第六章 分离过程的节能 第七章 其它分离技术和分离过程的选择

第二节萃取设备的处理能力和效率 5.2.1萃取设备的处理能力和塔径 设备的特性速度 以喷洒塔为例进行分析。假定密度较小的相为连续相,密度较大的相为分散相。分 散相液滴在连续相中自由沉降,而连续相向上运动 设分散相空塔速度为l,连续相空塔速度为,分散相在塔内液体中所占的体积分率 即分散相的滞液分率为中,则分散相和连续相相对于塔壁的实际速度分别为u/y和 /(1-),两相的相对速度为 p1-φ 若忽略液滴间的相互影响,根据斯托克斯定律: ,=8dF 式中d-分散相液滴的平均直径; l-连续相液体粘度; P-分散相液体密度; Pn-液体混合物的平均密度,可由下式计算: Pm=paea +p 1-p) 将(5-23)代入(5-22)得 P 1-g)=u,(-) (5-24) 将式(5-21)与(5-24)合并,得: 对于式(5-24)和(5-25)引入特性速度u取代L1,得: 中(-)(-p) (5-26)

1 第二节 萃取设备的处理能力和效率 5．2．1 萃取设备的处理能力和塔径 一、设备的特性速度 以喷洒塔为例进行分析。假定密度较小的相为连续相，密度较大的相为分散相。分 散相液滴在连续相中自由沉降，而连续相向上运动 设分散相空塔速度为 d u ，连续相空塔速度为 c u ，分散相在塔内液体中所占的体积分率， 即分散相的滞液分率为 d ，则分散相和连续相相对于塔壁的实际速度分别为 d d u  和 uc d (1− ) ，两相的相对速度为 d C d d s u u u  − = + 1 (5-21) 若忽略液滴间的相互影响，根据斯托克斯定律： ( ) 18c P  d  m s gd u − = 2 (5-22) 式中 P d —分散相液滴的平均直径； c u —连续相液体粘度； d —分散相液体密度；  m－液体混合物的平均密度，可由下式计算： ( )  m =  dd + c 1−d （5-23） 将（5-23）代入（5-22）得： ( ) ( ) ( ) d t d P d c s u gd u      − = − − = 1 1 18 c 2 （5-24） 将式（5-21）与（5-24）合并，得： ( ) ( ) t d c d d d u u u = − + − 2  1  1  （5-25） 对于式（５－２４）和（５－２５）引入特性速度 k u 取代 t u ，得： ( ) ( ) K d c d d d u u u = − + − 2  1  1  （5-26）

对于填料塔的特性速度,引入填料的空隙率ε得: E(1-):(1-9)2 对于转盘塔特性速度由下式表示: +K-c: Ba 1-pd lx(1-) 式中,当(D,-D2∥D>1/24时,K=1;当(D,-D)D≤124时,K=2.1.D2为转盘直 径:D,为固定环内径:D为塔径。 对于关联脉冲筛板塔的特性速度 ux (1-B) (5-29) 设备的特性速度可通过冷模流体力学实验测定。 对于转盘塔的特性速度 =0.0124 D,)(H2(D2 (5-30) D D D 式中:4-特性速度 l-连续相液体粘度 σ一表面张力 P-连续相液体密度; △P一两相液体密度差;n一转盘转速; Da一转盘直径;D一固定环内径; Hx-转盘间距;D一塔径。 式中系数0.012可修正为系数B: 当(D,-D2)D>124时,B=012:当(D,-D2∥D≤124时,B=0225 对筛种塔板: k=0.60 dop.o(ug (5-31) po ()( 式中:d为筛孔直径;l4为分散相粘度;为输入能量因子,且对于正弦脉冲

2 对于填料塔的特性速度，引入填料的空隙率  得： ( ) ( ) 2 1 1 d c d d d K u u u     − + − = （5-27） 对于转盘塔特性速度由下式表示： ( ) K d d c d d u u K u    = − − + 1 1 (5-28) 式中，当 (Ds − DR ) D  1 24 时，K=1；当 (Ds − DR ) D  1 24 时，K=2.1。DR 为转盘直 径； D s 为固定环内径；D 为塔径。 对于关联脉冲筛板塔的特性速度： ( ) n K d d c d d u u u    = − − + 1 1 （5-29） 设备的特性速度可通过冷模流体力学实验测定。 对于转盘塔的特性速度： 1.0 2.3 0.9 2.6 2 0.9 0.012                                       = D D D H D D D n u g R R T R s c R k c     （5-30） 式中： k u －特性速度； c u －连续相液体粘度；  －表面张力； c －连续相液体密度；  －两相液体密度差；ｎ－转盘转速； DR －转盘直径； D s －固定环内径； HT －转盘间距；Ｄ－塔径。 式中系数 0.012 可修正为系数  ： 当 (Ds − DR ) D  1 24 时，  ＝0.012；当 (Ds − DR ) D  1 24 时，  ＝0.0225。 对筛种塔板：                                         = c d c c c c c c k c f c u g u u u d              1.01 1.8 3 4 0.9 2 0 -0.24 4 5 0.60 （5-31） 式中： 0 d 为筛孔直径； d u 为分散相粘度；  f 为输入能量因子，且对于正弦脉冲：

(5-32) 2H-8-c 式中0为开孔率;f为脉冲频率;ar为脉冲振幅:Co为锐孔系数。 、临界滞液分率与液泛速度 液泛时两相的空塔速度是操作的极限速度,称液泛速度 由(ou/o)=0得: u=u2(1-2n1-phn) (5-33) 由(au/a)=0得: 2ux2(1-p) (5-34) 由(5-33)、(5-34)得: pa un/u)+8(un/-)2-3(m (5-35) 对于填料塔的液泛速度,已提出许多经验与半经验公式,其中以 Crawford的关联式既 简单又较符合实验数据,已绘制成图5-13 对于转盘塔中,由式(5—31)计算uk,再由式(5-35)计算φp,然后由式(5-33计算 液泛时的空塔速度 对于脉冲筛板塔,其操作特性与物系性质(流体的粘度、密度差及两相界面张力)、 设备结构(筛板孔径、自由截面及板间距)以及操作条件(脉冲频率、脉冲振幅及两相流速)有 关。对于确定的物系及设备,脉冲筛板塔的操作特性可用教材165页图5--15所示的操作特 性曲线表示。两相的液泛流速和滞液分率,可采用(5-33)、(5-34)、(5-35)计算,也可采 用以下公式: udp =uk(n+D2 (1-paF) (5-36) u=ux(1-p"[-(n+1)]J (5-37) (5-38) n+2+|n2+ n 三、塔径的计算

3 ( )( ) 2 0 2 0 2 3 0 2 2 1 H C f a T f f     − • = （5-32） 式中 0  为开孔率；ｆ为脉冲频率； f a 为脉冲振幅； C0 为锐孔系数。 二、临界滞液分率与液泛速度 液泛时两相的空塔速度是操作的极限速度，称液泛速度。 由 (  ) = 0 uc ud d 得： ( )( ) 2 ucF = uK 1−2dF 1−dF （5-33） 由 (  ) = 0 ud uc d 得： ( ) udF = 2uKdF 1−dF 2 （5-34） 由(５－３３)、（５－３４）得： ( ) ( ) ( ) ( ) dF cF dF cF dF cF dF cF dF u u u u u u u u − + − = 4 1 3 0.5 2 8  （5-35） 对于填料塔的液泛速度，已提出许多经验与半经验公式，其中以 Crawfond 的关联式既 简单又较符合实验数据，已绘制成图 5—13。 对于转盘塔中，由式(5—31)计算 K u ，再由式(5—35)计算 dF ，然后由式(5—33)计算 液泛时的空塔速度。 对于脉冲筛板塔，其操作特性与物系性质(流体的粘度、密度差及两相界面张力)、 设备结构(筛板孔径、自由截面及板间距)以及操作条件(脉冲频率、脉冲振幅及两相流速)有 关。对于确定的物系及设备，脉冲筛板塔的操作特性可用教材 165 页图 5—15 所示的操作特 性曲线表示。两相的液泛流速和滞液分率，可采用（5-33）、（5-34）、（5-35）计算，也可采 用以下公式： ( ) ( ) n udF = uK n + dF 1−dF 2 1 （5-36） ( )  ( )  dF n ucF uK dF 1- n 1 1 = − + + 1 （5-37） ( ) 0.5       + + + + = d c dF u u 4 n n n 1 2 2 2  （5-38） 三、塔径的计算

塔径采用以下公式计算 D (5-39) + 或D (5-40) yrus+ud) V-连续相液体的体积流率 V-分散相液体的体积流率 5.2.2影响萃取塔效率的因素 影响萃取塔传质速率的主要因素如下: 、分散相液滴尺寸 相际传质面积是影响传质速率的主要因素之一,单位容积的相际传质表面a与滞液分率 和液滴尺寸有关: (5-41) 可见,相际接触表面积与dp成反比,液滴尺寸愈小,相际接触表面愈大,传质效率愈 高。液滴的分散可以通过以下途径实现 ①对喷洒塔和筛板塔,是借助于喷嘴或孔板等分散装置分散液滴: ②对填料塔,借助于填料分散液滴 ③转盘塔、脉动塔和离心萃取器是借助于外加能量分散液滴。 、液滴内的环流 滴内流体的环状流动大大提高了滴内传质分系数,但液滴尺寸过小或少量表面活性剂 的存在都会抑制这种环流。 三、液滴的凝聚和再分散 液滴的凝聚和再分散可使滴内传质分系数大大提高 四、界面现象 在液液传质设备内,由于液滴外侧的连续相处于湍动状态。因此在同一时刻液滴 表面不同点或不同时刻液滴表面同一点的溶质浓度不相同。界面上不稳定的浓度变化引起了 不稳定的界面张力的变化。正是界面张力的随机变化导至了界面湍动。根据物系的物质和操 作条件的不同,界面湍动可以分为两大类型:规则型和不规则型界面对流

4 塔径采用以下公式计算： d d c c u 4V u 4V D   = = （5-39） 或 ( ) ( ) c d c d u u 4 V V D + + =  （5-40） Vc - 连续相液体的体积流率； Vd -分散相液体的体积流率。 5．2．2 影响萃取塔效率的因素 影响萃取塔传质速率的主要因素如下： 一、分散相液滴尺寸 相际传质面积是影响传质速率的主要因素之一，单位容积的相际传质表面 a 与滞液分率 和液滴尺寸有关： P d d a 6 = （5-41） 可见，相际接触表面积与 P d 成反比，液滴尺寸愈小，相际接触表面愈大，传质效率愈 高。液滴的分散可以通过以下途径实现： ① 对喷洒塔和筛板塔，是借助于喷嘴或孔板等分散装置分散液滴； ② 对填料塔，借助于填料分散液滴； ③ 转盘塔、脉动塔和离心萃取器是借助于外加能量分散液滴。 二、液滴内的环流 滴内流体的环状流动大大提高了滴内传质分系数，但液滴尺寸过小或少量表面活性剂 的存在都会抑制这种环流。 三、液滴的凝聚和再分散 液滴的凝聚和再分散可使滴内传质分系数大大提高。 四、界面现象 在液液传质设备内，由于液滴外侧的连续相处于湍动状态。因此在同一时刻液滴 表面不同点或不同时刻液滴表面同一点的溶质浓度不相同。界面上不稳定的浓度变化引起了 不稳定的界面张力的变化。正是界面张力的随机变化导至了界面湍动。根据物系的物质和操 作条件的不同，界面湍动可以分为两大类型：规则型和不规则型界面对流

规则型界面对流当静止的两层液体沿着平界面相互接触时,由于传质速率不同,在 界面上a点的浓度可能比b点的高。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而升高,根据 Marangoni效应,界面附近的液体就从a点向b点运动,主液体就向a点补充,这样就形成 了旋转的流环,产生了规则运动 不规则型界面骚动若一个湍流微团从相1主体冲到界面,则在界面处溶质浓度突然 变化很大。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而降低,就引起局部张力的下降,造成这部 分界面的扩展。随后从相界面附近来补充的是浓度进一步降低的流体,以至界面张力梯度反 过来了,当运动方向相反的液体质点在表面上该点处碰撞时,产生进发并使局部界面破裂。 界面张力梯度的影响当溶质从液滴向连续相传递时,若物系的界面张力随溶质的浓 度减小而降低,则液滴稳定性较差,容易破碎。此时形成的液滴群平均直径较小,相际接触 表面较大。当溶质从连续相向液滴传递时,情况刚好相反。 界面骚动现象可以从两个方面影响传质过程:①由于界面张力不同所产生的界面液体 质点的抖动和迸发,增强了两相在界面附近的湍动程度,减小了传质阻力,提高了传质系数 ②界面张力不均匀可影响液滴合并和再分散的速率,从而改变液滴的尺寸和抑制传质表面的 大小。 密度梯度的影响密度梯度的存在使界面处的流体在重力场的作用下产生不稳定,造 成对流。 表面活性剂的影响很低浓度的表面活性剂可使界面张力下降。使得该物系的界面张 力和溶质浓度的关系就比较小了,或者几乎没有什么关系。所以,只要少量的表面活性剂就 可抑制界面不稳定性的发展,制止界面湍动。另外,表面活性剂在界面处形成吸附层时,有 时会产生附加的传质阻力。当液滴在连续相中运动时,表面活性剂会抑制滴内的流体循环, 降低液滴的沉降速度,同时也减小了传质系数。 五、轴向混合 无搅拌的萃取塔两相的实际流动状况与理想的活塞流动的差别: ①连续相在流动方向上速度分布不均匀 连续相内流动速度的不同造成涡流,当局部速度过大时,可能夹带分散相液滴,造 成分散相的返混 ③分散相液滴大小不均匀,因而它们上升或下降的速度不相同,速度较大的那部分液 滴造成了分散相的前混 ④当分散相液滴的流速较大时,也会引起液滴周围连续相返混等

5 规则型界面对流 当静止的两层液体沿着平界面相互接触时，由于传质速率不同，在 界面上ａ点的浓度可能比ｂ点的高。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而升高，根据 Marangoni 效应，界面附近的液体就从ａ点向ｂ点运动，主液体就向ａ点补充，这样就形成 了旋转的流环，产生了规则运动。 不规则型界面骚动 若一个湍流微团从相 1 主体冲到界面，则在界面处溶质浓度突然 变化很大。若物系的界面张力随溶质的浓度减小而降低，就引起局部张力的下降，造成这部 分界面的扩展。随后从相界面附近来补充的是浓度进一步降低的流体，以至界面张力梯度反 过来了，当运动方向相反的液体质点在表面上该点处碰撞时，产生进发并使局部界面破裂。 界面张力梯度的影响 当溶质从液滴向连续相传递时，若物系的界面张力随溶质的浓 度减小而降低，则液滴稳定性较差，容易破碎。此时形成的液滴群平均直径较小，相际接触 表面较大。当溶质从连续相向液滴传递时，情况刚好相反。 界面骚动现象可以从两个方面影响传质过程：①由于界面张力不同所产生的界面液体 质点的抖动和迸发，增强了两相在界面附近的湍动程度，减小了传质阻力，提高了传质系数； ②界面张力不均匀可影响液滴合并和再分散的速率，从而改变液滴的尺寸和抑制传质表面的 大小。 密度梯度的影响 密度梯度的存在使界面处的流体在重力场的作用下产生不稳定，造 成对流。 表面活性剂的影响 很低浓度的表面活性剂可使界面张力下降。使得该物系的界面张 力和溶质浓度的关系就比较小了，或者几乎没有什么关系。所以，只要少量的表面活性剂就 可抑制界面不稳定性的发展，制止界面湍动。另外，表面活性剂在界面处形成吸附层时，有 时会产生附加的传质阻力。当液滴在连续相中运动时，表面活性剂会抑制滴内的流体循环， 降低液滴的沉降速度，同时也减小了传质系数。 五、轴向混合 无搅拌的萃取塔两相的实际流动状况与理想的活塞流动的差别： ① 连续相在流动方向上速度分布不均匀； ② 连续相内流动速度的不同造成涡流，当局部速度过大时，可能夹带分散相液滴，造 成分散相的返混； ③ 分散相液滴大小不均匀，因而它们上升或下降的速度不相同，速度较大的那部分液 滴造成了分散相的前混； ④ 当分散相液滴的流速较大时，也会引起液滴周围连续相返混等