T=Plm / A8 用式8-35除式8-34,得到 N Pce(te 将式8-31、8-32代入,并分别从等号两边的分子消去(Cm-C)、从分母消去(-l),其 结果为 8-37) 这质量、热量传递之间的类比式称为刘易斯( Lewis)关系,对空气与水面(或湿物料表 面)问的热量、质量传递频为符合,将在第十三章中用到。 用式8-36除式8-35,得到 将式8-32、8-33代入,并分别从等号两边的分子消去(m-l)、从分母消去m,其结果为: (8-38) 这一关系是由雷诺( Reynold)早在1874年所提出,给出对流传热系数与摩擦系数间的简 化关系。这一热量、动量传递间的类比式通称为雷诺类比。式左边的无因次数群a/D-cp称 为斯坦顿数( Stanton number),亦称为斯坦顿准数,以符号S代表。它可用努塞尔特数 NV、雷诺数Re和普兰德数Pr来表示 (8~39) 至于质量、动量传递间的类比式,可将式8-37代入式8-38回得 与式8-38一道,可以写出三种传递的雷诺类比: (8-40) 无因次群lwm也称为传质斯坦顿准数,以符号S代表,可用舍伍德( Sherwood)数Sh= Md!D(相当于传热中的努塞尔特数,式中d为管径、D为扩散系数)、雷诺数Re和施米特 ( Schmit)数S=H/pD(相当于传热中的普兰德数)表示: Sf=w. resc (8-41) 雷诺类比式8-40以简单的关系表达了三种传递之间的联系,可用以从易测定的摩擦系数 算出对流传热、传质系数及找出后两系数的关系等。现将类比式8-38与熟知的准数式比较, 以检验其可靠性。对光滑圆形直管,湍流时的摩擦系数按布拉修斯式为 0316≈0.04R /4 (8-42) 再将式8-39及8-42代入式8-38,得: Nu=(1/&)RePr=0. 04Re /4Pr (8-43)
而湍流传热的常用准数式为 加热流体时:Na=0.023Re0Pr (8-44) 冷却流体时:N=0,023RePr"…t 在式8-42、8-44都能适用的Re=10~105范围内,0,0ARe34与0,023R相当接近,但是, Pr的方次却相差较远,只有Pr≈1时,式8-43与8-44才態较好地符合。气体的Pr接近于1, 而液体的Pr一般与1相差颇大,故类比式8-38能近似地适用于气体,但一般不适用于液体。 对于传质,由湿壁塔(内壁为液膜润湿的垂直圆管)试验得出的典型准数式为: S/=0,023Re"083Sc04 (8-45) 若将式8-41及8-42代入类比式8-40,可得 Sh=0,04Re3/4S (8-46) 在Re≈10时,式8-46与8-45的主要差别也在于S的方次,即使是气体组分在气体介质内的 传质,S值的范围也比气体的Pr为大,使得雷诺类比对传质的应用颇受局限。 雷诺类比的局限性是由于其基本假定与实际情况有出入:实际上在近壁处有层流底层, 其中的传递基本上是分子传递,对传递的阻力相当大,而不能忽略。计入这一因素后,可导出 蒈兰特类比、卡曼( Kamens)类比等,其形式较为复杂,这里从略。倘有兴趣作深入钻研, 可参阅文献〔2、3 有较好的准确性、形式上又频为简单的类比式是半经验的柯尔本类比: (8-47) 其中Sf(Sc)2/也称为传质j因子,用j代表 jw≡S(Sc)2/3=Sh/Re·Sc1/3 而S(P)2也称为传热j因子,用〃m代表: 从而可得 = λ (847a) 其适用范围:对于传质,0.6<Sc<300;对于传热,9.6<Pr<100。应予说明的是:(1 用于传熱时,定性温度取壁面与流体温度的算术平均值(tm+t1)/2,与第五章湍流传热经验 式取流体(平均)温度却不同。(2)除了圆形直管外,还能适用于其它沿程(表面)摩擦 的情况;但存在局部(形体)阻力时,λ比jM、y增加得快,故与动量传递的类比,误差将 增大。 例8-7空气在1atm及320K下,以8m/s的流速进入内径50mm,长度1.5m的换热 管,全管压降为25Pa。若忽略温度变化的影响,比热cp,可取为1010J/kgK,试求气体向壁 面的传热系数。 解:由压降数据估计传热系数时,可利用雷诺类比式8-40 而由第一章范 宁公式1,-4少=b2,知·正 故 △力d
n-△ (1) 忽略温度变化对tn的影响,取m为管入口处的值,即8m/s。将已知值代入式1,得到 a:25×1010×0.05=26,3W/mk 第四节传质设备简介 为进行传质过程,所应用的设备有多种类型。其共同的要求首先是给传质的两相(或多 相)提供良好的接触机会,包括增大相界面面积和增强湍动程度并要求两相在接触后能分 离完全。其它还要求结构简单、紧凑,操作便利、稳定,运转可靠、周期长,能量消耗小等 总之,希望能以尽可能小的代价,保证传质任务的完成。 对于两流体相间的传质,如吸收、蒸馅、萃取,相界面是在接触过程中形成的,通常是 使一个相分散在另一相之中。因此,就对造成两相接触的元件和流体力学条件提出相当高的 要求。对于流体与固体间的传质,如溶解、吸附,干燥,在接触过程中通常是要求充分利用 原有的相界面,而不是再设法形成新的界面,为此,也要求建立适宜的接触方式和流体力学 状况 如何实现上述的原则,将分别在各类传质设备中阐述。现只就通用性特别广泛的两类塔 式设备(塔器)为例,简要介绍两流体传质设备的操作原理。 气体出 气体出 介 体进 液体进 液 气体进 气体进 介 液体出 液体出 (b) 图88填料塔和板式塔简图 a)填料塔 (b)板式塔 1一淋洒装置;2一支承板 一塔板;2一流管
液流 8-8填料塔和板式塔 1.坑料塔。如图8-8a所示,在圆筒形的 塔体(壳)内放置专用的填料(参看第十章 呂 图11-24)作为接触元件,其作用是使从塔顶下 流的液体沿着填料表面散布成大面积的液膊, 并使从塔底上升的气流(汽流或比重较轻的波 流)增强湍动,从而提供良好的接触条件。在 塔底,设有液体的出口、气体的入口和填料的支 承结构;在塔顶,则有气体的出口、液体的入口 以及液体的分布装置,通常还设有除沫装置(图 中未表示出来)以除去气流中所夹带的雾沫。在 塔内气液两相沿着塔高连续地接触、传质,故 两相的浓度也沿塔高连续变化。具有这种特点 的设备称为连续接触式传质设备。 2。板式塔。如图8-8b所示,沿塔下降的 液流与上升的气(汽)流在塔板上相遇。现以 最简单的筛板为例,说明塔板的作用:如图8 9所示,板上有很多筛孔作为接触元件,气流 图8-9筛板简图 通过这些孔鼓泡,分散在厚度约几厘米的液层 筛孔;2—鼓泡层;3—泡沬层;4~溢流管 中,气泡上浮至液层顶部形成相界面很大的泡 沫层,气液两相在塔板上接触后即靠重力分离,气流升入上一层塔板,液流则通过溢流管降 至下一层塔板(溢流管起液封作用,不让气体窜入而破坏液体下流);板上液层的高度与溢流 管顶离板的高度(堰高)有关,可在设计时预计。在板式塔内,气流与液流依次在各层塔板 上接触、传质,可见其浓度沿着塔高呈阶跃式变化。具有这种特点的设备称为逐级接触式传 质设备 显然,上述两种塔器都属于连续操作、两相逆流的设备,其它传质设备也多为连续、逆 流,而且也可分为连续接触式和逐级接触式两类。这两类设备的分析出发点和计算方法都有 所不同 重要符号表 符号意义 SI单位 工稳单位 质量分率 质量比 率尔浓度 千克分子/米 kmol/m3 质量浓度 千克力秒/米4kgfs2/ms 定压比热 于卡/千克力℃kcal/kg 扩散系数 米2 扩欣通量 kino/ms 千克分子/米时kmol/m3h h传质系数《以浓度差为推动力 米/时 m 分子 千克力/于克分子kg/kmol
质量 干克力秒米kfs/m 传质速率(或传质通量) kmol/m3 千克分子米时kmol/mh 卑尔数 千克分子 mo(或 kool 气体的总压 Pa(成ant等)毫米汞柱 H等 气体组分的分压 Pa(或atm等)斋米冢柱 Lg等 通用气体常数 参胥表8-1) K或℃ °K或℃ K或℃ °K或℃ 流遮 X、y摩尔比(Y常代表气柜的 薯、y陬尔分率(y常代表气相的) 沿传递方向的距离 对流传热系数 w/m2K 千卡/米时,℃ka/mb℃ 厚度(特别指膜厚 米 当量厚 摩擤系数 粘度 千克力·秒/米gfs/m2 密度 kg/m' 干克力秒米kgfs’/m 剪切应力 干克力/米 kgt/m2 下标 A,B组分A、B 某一组分 润流 气相 液相 平均 主要參考读物 C1) Fuler,E.N,et al: Ind. Eng.< adin.58, 5, 9(1966). 〔?)上化工牛等·《化攣工仨》二期,165至!8:页,化学工业出阪,1980 〔3〕顾敏珍:湍流传热导论》,上海科投出版社,1964 求例8-1中组成以摩尔比、质量浓度表示时的平衡关系 〔答:Y=7.96×10-3X一0.01059;Ca=5,58×10-3kg/m3,Cr=9,90kg/mn' 2·空气中含有四氯化碳(CCl)蒸气,由1am、293K压缩到10atm后通入冷却-冷礙器,测得313K下 开始有CC冷凝,泥合气出冷礙器时的温度为300K,求 (1)压缩前及冷凝前、后CC,蒸气的质量分率、比质量分率和摩尔浓度。 (2)ccl蒸气冷凝的百分率提示,所述的过程中,哪一参数保持不变应当用什么组成进行计算?。 四氯化碳的饱和蒸气压数如下 TK 283 300 313 p°,mm且g 3.7 55.6 71.】 23