1、 1填料萃取塔的设计计算 1.概述 填料萃取塔是应用最广泛的萃取设备之一，在石油炼制、石油化工和环境保护等领域得到广泛的应用。它的结构如图 1 所示。为了改善两相接触、减少纵向混合以提高传质效率 , 在萃取塔的塔体内装填了适当的填料。填料有环形、鞍形与金属丝网等各种形式， 可以用陶瓷、塑料或金属材料等制成。由于填料的存在，促进了液滴群的分散聚合再分散循环，并抑制了塔内的非理想流动，从而提高其传质效率。填料材料应该浸润连续相，以避免分散相液滴群在填料表面上聚合而减小相际接触面积。为了减少沟流现象，对于比较高的填料塔通常隔一定的距离安装一个液体再分布器。填料的尺寸应小于塔径的 1/8，以减小壁效应
2、和使填料装得比较密实。 图 1 填料萃取塔示意图 近年来，随着新型填料（如金属 Intalox 鞍、阶梯环、扁环填料和规则填料2等）的迅速发展，它们在液液萃取中的研究和应用也日趋广泛。由于它们具有空隙率高、比表面积大等特点，因而处理能力较大。 一般说来 , 对于界面张力较低 , 所需理论级数不多和处理能力很大的场合 , 新型填料萃取塔往往是一种优选的塔型。 从环境保护的角度来看 , 萃取塔可以大幅度降低溶剂夹带损失 , 克服排出物中残留溶剂的二次污染问题 , 其优越性更为明显。 对于填料萃取塔液泛速度和传质特性的研究工作很多， 但是大多局限于小直径的陶瓷填料，空隙率低，实验体系的界面张力也很大
3、，应用范围有限。由于液 -液萃取过程的两相密度差小 , 连续相粘度较大 , 两相轴向返混严重 , 界面现象复杂 , 因而设计计算比较困难。与精馏和吸收等气液传质过程相比较 , 填料萃取塔的设计方法不够成熟。因此有必要对填料萃取塔的特点作进一步的讨论。 2 填料萃取塔的特点 2.1 对填料的选择具有不同的要求 虽然填料萃取塔常常使用与气液传质过程相似的填料 , 但是萃取过程对填料的要求与精馏和吸收过程有明显的差别。 Cavers 曾指出1: 在填料萃取塔内分散相不应与填料表面浸润 , 如果液滴群与填料表面浸润 , 就会引起液滴群的聚结和形成沿着填料表面的液流。由于填料萃取塔内的相际传质过程是在分
4、散相液滴群和连续相之间进行的 , 上述由于与填料表面浸润而引起的聚结现象会明显降低传质效率。 Stevens 更明确地指出2: 在气 -液接触过程如精馏和吸收过程中 , 液相沿着填料表面流动 , 传质过程的相际界面与填料被湿润的表面积有关。因而在气液传质过程中设计选用比表面积大而易被液相湿润的填料。 然而 , 在液-液萃取过程中 , 填料通常优先为连续相所湿润 , 分散相以分离的液滴群的形式上升或下降。这样 , 在液 -液萃取过程中填料的作用是降低连续相严重的对流或轴向返混并提供表面积来促进分散相的粉碎和聚合以强化传质。比表面积高的填料虽然常常有益 , 但并不象气 -液接触过程那样起决定性的作
5、用。 实践也表明一些比表面很大而且表面带毛刺的规整填料用于减压精馏时性能优异 , 但用于液 -液萃取时性能并不理想。尹国玉对两种表面特性不同的规整填料的传质性能进行了研究 , 结果表明 , 表面带毛刺的填料的传质效率大幅度3下降。这是因为分散相液滴群容易附着在填料表面上 , 形成厚的液膜 , 使有效的传质比表面积大大下降3。 清华大学化工系根据液 -液萃取的特点 , 研制了内弯弧形筋片扁环填料 (SMR或 QH-1 型 )4。和梅花扁环 (PFMR 或 QH-2 型 )5这两种填料采用内弯弧形筋片结构 , 使填料内部的流道更为合理 , 促进了液滴群的分散 -聚合 -再分散循环 , 还通过 0.
6、2 至 0.3 的极低的高径比 , 使填料在乱堆时也能体现一定程度的有序排列的特点 , 从而有效地抑制两相的非理想流动。有助于提高处理能力和传质效率。(参看图 2) a) QH-1(SMR) 填料 b) H-2（ PFMR）填料 图 2 QH-1(SMR)和 QH-2（ PFMR）型扁环填料 实验研究和工业应用表明 , 这两种填料用于低界面张力体系的液 -液萃取时 , 性能明显优于 Pall 环、 Intalox 鞍等国外引进的新型填料 , 轴向混合小 , 处理能力大 , 传质效率提高 20%以上。 用于中等界面张力体系的液 -液萃取时 , 此填料的性能也明显优于 Pall 环和 Mellap
7、ak 填料。这说明 , 必须根据液 -液萃取的特点来选择适当的填料型式。 2.2. 体系的物性是影响设计计算的重要因素 体系特性如界面张力 , 两相的密度和粘度等对填料萃取塔性能具有重要的影响。其中 , 界面张力是影响分散相液滴平均直径的关键因素 , 因此对塔的处理能力和传质效率起着决定性的影响。工业上常用萃取体系的界面张力变化范围很大。润滑油酚精制的界面张力很低 , 约为 1.0mN/m, 环丁砜芳烃萃取塔内两相的界面张力变化很大 , 约在 3.0mN/m 至 10.0mN/m 之间变化。而液化气脱 H2S等工业体系的界面张力则很高。因此不同体系的液泛速度和传质性能往往有很4大的差别。表 1
8、 中列出了国际上通用的三种萃取实验体系的主要物性。它们分别是高、中、低界面张力体系的代表。文献中的很多数据都是这些体系测定的。由于这三种体系的物性 (特别是界面张力 )差别很大 , 覆盖范围很宽 , 因此 , 可以根据实际体系的物性 , 在设计计算过程中参考适当的数据 , 并选用适当的设计计算公式。 表 1 三种典型的用于液 -液萃取的实验体系1 2 3 水相 水 有机相 甲苯 酯酸丁酯 正丁醇 分子式 C7H8C6H12O2C2H10O 沸点 110.4 126.09 117.5 溶质 丙酮 丙酮 丁二酸 分子式 C3H6O C3H6O C4H6O4x1质量 %mNm10 3.13 7.67
9、 35.4 27.0 19.3 0 3.81 7.86 14.1 11.7 9.6 0 3.87 6.58 1.75 1.0 0.7 x1质量 %13kgm0 3.13 7.67 997.8 993.7 987.8 0 3.03 8.11 997.0 993.3 986.4 0 3.56 6.25 985.6 995.6 1003.1 x1质量 %Ikgm130 3.13 7.67 866.5 864.5 862.6 0 3.03 8.11 882.1 879.4 873.6 0 3.56 6.25 846.0 866.5 881.4 x1质量 %ImPa S0 3.13 7.67 1.006
10、 1.078 1.2 0 3.03 8.11 1.02371.11 1.28 0 3.56 5.29 1.426 1.536 1.61 x1质量 %IImPa S0 3.13 7.67 0.586 0.575 0.560 0 3.03 8.11 0.73450.72 0.68270 3.56 5.29 3.364 3.749 3.925 m for myx=110% 8%061 0831 x0% 8%09 0981 x0% 65%13 1121x.x1质量 %DI10 m s7210.59 3.45 5.96 1.14 1.07 1.01 0.03 31.86 74.15 1.093 0.59
11、8 1.68 0.69 3.66 5.21 0.57 0.52 0.47 xII质量 %DII10 m s7210.72 3.26 4.37 2.7 2.66 2.51 0.25 41.92 79.76 2.2 2.1962.5060.43 3.71 5.56 0.24 0.23 0.21 52.3 纵向混合的影响不容忽视 液 -液萃取过程中两相密度小 , 粘度小 , 逆流流动过程中两相流动状况比较复杂。例如连续相在流动方向上速度分布不均匀；连续相内存在涡流漩涡 , 局部速度过大处 , 可能夹带分散相液滴 , 造成分散相的返混；分散相液滴群存在一定的液滴直径分布 , 大小不均匀 ,液滴速度分布
12、也不均匀 , 这样可能造成部分液滴的前混等。 通常 , 把导致两相流动非理想性和使两相停留时间有一分布的各种现象统称为纵向混合。纵向混合包括返混、前混等各种混合现象。纵向混合对萃取柱的性能产生很不利的情况 , 它不仅降低了传质推动力 , 而且降低了萃取柱的处理能力。由于纵向混合 , 在两相入口处形成浓度的突然变化 , 即浓度突跃。在萃取柱内造成溶质的纵向传递 , 会大大降低萃取柱内的传质推动力。 纵向混合对精馏、吸收等气液传质设备的性能也有不利的影响。但是由于液-液萃取过程中两相密度差小 , 粘度大 , 因此纵向混合对萃取设备的不利影响更为严重。 如果不考虑纵向混合 , 在模型柱内测定的传质系
13、数和生产装置中测定的数据的差别将会很大。因此 , 可靠地进行萃取柱的放大设计往往是很困难的。为了发展比较可靠的考虑纵向混合的 萃取塔的设计计算方法 ,人们对萃取柱的纵向混合进行了大量的研究工作 , 发展了多种数学模型 , 如级模型、返流模型、扩散模型、前混模型、组合模型和群体平衡模型等。近年来在萃取设备的设计计算中 , 均已考虑纵向混合的影响 , 设计方法有了较大的改进。其中扩散模型(Dispersion model)应用比较广泛。这种模型假定 , 由于纵向混合的影响 , 在连续逆流传质过程中 , 除了相际传质以外 , 每一相中都还存在着从高浓端向低浓端的传质过程。 溶质在柱高方向的传递速率和
14、该相的浓度梯度成正比 , 其比例系数分别称为 x 相和 y 相的纵向扩散系数。这样 , 萃取柱内的纵向混合用两相的纵向扩散系数来表示。这种模型的数学描述和有代表性的近似解法的详细说明参见7,8 。 2.4. 分布器的设计必须充分考虑液 -液体系的特点 与气液传质过程一样 , 分布器的设计对填料萃取塔的性能具有重要的影响。由于液 -液两相密度差小 , 粘度小 , 因此填料萃取塔一般采用管式分布器 (如排管式分布器等 )而不用填料精馏塔中使用的窄槽式分布器。设计计算方法也和气液6体系具有很大的差别。 用于气液传质过程的液体分布器喷口速度往往很高 , 使管系的阻力降集中在喷孔处 , 这样可以使液体分
15、布比较均匀。 但是对于液 -液体系的分布器而言 , 喷口速度过高 , 容易造成流体的过度粉碎或乳化 , 甚至导致填料萃取塔的局部液泛。费维扬等9对大型萃取塔液体分布器性能和设计方法进行了研究 , 可供设计计算中参考。 3 设计计算步骤 3.1. 概述 填料萃取塔的设计需要根据给定的处理能力 , 分离要求 , 体系物性 , 填料特性和操作条件等 , 通过计算来确定塔的直径和高度 , 并对液体分布器及其他塔内构件的设计提出要求。 有关萃取塔的理论级数 NT或传质单元数 NTU 的计算可参阅有关教科书8, 本节仅对塔径的计算及给定 NT或 NTU 的塔高的计算进行讨论。 在进行设计计算时 , 根据原
16、料的组成、选定的溶剂、分离要求和处理量 , 需给出以下的已知条件。 (1) 料液的处理量和溶剂用量并选定分散相 ; (2) 操作温度和压力下两相的物性如密度、粘度、界面张力、分配平衡关系和分子扩散系数等 ; (3) 所选定的填料特性如公称直径 , 比表面积和空隙率 ; (4) 完成给定分离要求所需的理论级数 NT(或 NTU); (5) 体系的稳定性 , 腐蚀性等工程设计所需信息。 3.2 塔径的计算 3.2.1. 液泛速度的计算 液泛速度的计算是填料萃取塔设计和核算的一个重要内容。 对于运行中的填料萃取塔 , 可以从液泛速度推算它的最大处理能力。对于新设计的填料萃取塔 , 可以根据液泛速度确
17、定在给定负荷下操作的填料萃取塔的塔径。 通常 , 有两类计7算液泛速度的方法。 (1) 直接计算法 填料萃取塔的液泛速度和体系物性、填料特性和操作流比等因素有关 , 影响因素很复杂。文献中报导了大量的的实验结果和关联式 , 可供参考。例如 Kumar和 Hartland10在总结大量文献数据的基础上 , 建议用下列公式来计算填料萃取塔的液泛速度。 uL gcegcf R pdpcCp()/. /. .1112 211540412213030 015+= (1) 式中 , 为表示填料表面浸润性能的系数。当填料表面优先浸润连续相时 , =1, 而当填料表面优先浸润分散相时 , =1.29。 C1为
18、与填料类型有关的修正系数 , 几种常用填料的 C1值如表 2 所示。 表 2 计算液泛速度的填料类型的修正系数 C1填料类型 C1乱堆填料 拉西环和 Intalox 鞍 0.28 鲍尔环 0.20 球形填料 0.30 规整填料 Sulzer BX 型 0.26 Sulxer XMr 型 0.22 Norton 2t 0.29 据作者报导 , 用来回归 (1)式的数据库包括 845 个实验点 , 复盖的体系物性和填料类很宽。 数据回归的平均相对偏差为 19.5%。 但由于绝大部分实验数据为高、中界面张力体系用于低空隙率填料的数据 , 且为有机相分散。 因此这种通用公式用于水相分散的情况对需将公式
19、前的常数修正约 30%, 用于低界面张力体系和高孔隙率填料 (e90%)的情况时 , 计算误差也大。 8(2) 通过特性速度来计算液泛速度11为了克服直接计算液泛速度的半经验公式的局限性 , 在研究了分散相液滴群在萃取塔内的流体力学性能的基础上 , 提出了用特性速度的概念来关联萃取塔内液泛数据的方法。 所谓特性速度是指当连续相流速等于零 , 分散相流速趋于零时 , 分散相液滴在操作条件下的运动速度。 特性速度 u0和两相表观流速 uc, ud以及分散相存留分数之间存在下列关系 : uuuddcdd +=()()110(2) 方程式左端表示两相在萃取塔内的相对运动速度 , 通常称之为滑动速度 u
20、s。 特性速度与体系物性、 填料特性和操作条件 (如两相流比 , 有无传质及传质方向等 )有关。可以在实验测定两相表观流速 uc、 ud和分散相存留分数 后 , 通过作图或计算求得特性速度 u0。 在实验中人们观察到 , 当液泛速度时 , 分散相存留分数迅速增加。亦即 uc一定时 , udf= 0。由此可以通过特性速度来计算液泛时的存留分数和液泛速度。 分别以 uc或 ud作因变量 ; 利用 (2)式对 d求偏导数 , 分别令偏导数等于零并化简后 , 即可得连续相和分散相的液泛流速 : uucf df df= 0212 1()() (3) uudf df df=2102() (4) 式中 uc
21、f为连续相的液泛流速 , m/s; udf为分散相的液泛流速 , m/s; df为液泛时分散相的存留分数。 联立上述两式 , 并令 uu Ldf cf R= (即流比 )可以得到 dfRRRRLLLL=+28341()(5) 此式也可以改写为 dfRL=+2318/(5a) 由此可见 , 液泛时的存留分数 f仅与两相的流比有关。 因此 , 只要通过实验测定9或计算特性速度 u0, 就可以从流比 LR计算出液泛时的存留分数 f, 并进而利用(3)式和 (4)式算出连续相和分散相的液泛流速。 特性速度 u0可以通过实验测定和进行关联。有关的计算方法很多 , 其中Laddha 等人11通过系统实验研
22、究总结的计算公式比较简单、实用。 uCaegpc0 305=.(6) 式中 , 对于无传质的情况 , C=0.683 对于从分散相向连续相传质 , C=0.820 而对于从连续相向分散相传质 , C=0.637 此式主要用于乱堆填料和分散相存留分数小于 15%的情况。 由于计算方法比较简单 , 物理意义比较明确 , 一般可供工程设计使用。 例 1 试计算醋酸丁酯 (分散相 )和水在填料萃取塔内的液泛速度。 塔内采用25mm 的瓷质拉西环填料 , 填料比表面积为 ap=241.0m2/m3, 空隙率 e 为 0.73。有机相和水相的流比 LR=1.2 解 从表 1 可以查出 , 体系物性为 :
23、c=997.0kg/m3; d=882.1kg/m3; c=1.0237mPa s; d=0.7345mPa-s; =14.1mN/m 选用 Kumar 和 Hartland 公式进行计算 (1 式 ) uL agceagacf R pdoccp()/ . /. .1112 211540412213030 015+= 由于瓷质填料优先浸润水 (连续相 ), 因而式中 =1, 对于拉西环填料而言 , C1=0.28。将已知的体系物性、填料特性和操作条件代入上式 , 可以分别算出各数群 ()()1112122122+=+LR/ /. =4.391 agp/./.= 2410 9 81 =4.956
24、 e1.54=0.731.54=0.6159 () /.d041=(114.9/882.1)0.41=0.4336 11241114 9 9 8110237 102481221/30302321/3030agp c =.(. ). 10()()cpa/ . / /.0153301510237 10 114 9 141 10 241= =0.5182 umscf= =0 28 0 6159 0 4336 2 481 051824391 49560 00442. . ./ uLudf R cf= =0.00539m/s (3) 几种公式的比较 计算液泛速度的公式很多 , 但它们都是在实验室中根据特
25、定的实验体系和填料所测得的液泛数据回归求得的 , 只能在一定的范围内应用。 因此在工程设计中 , 如何根据给定的萃取分离任务选择适当的液泛速度计算公式就成为十分重要而困难的任务了。 费维扬等12用欧州化工联合会 (EFCE)推荐的不同界面张力的三种实验体系和几种有代表性的低空隙率和高空隙率的填料 , 对文献中广泛引用的 Crawford和 Wilke 公式13, 最近发表的引用数据最多的 Kamur 和 Hartland 公式10以及基于特性速度概念的 Laddha 公式11进行了系统的比较计算。计算结果表明 : (a) 对于孔隙率较低的 25mm 瓷质拉西环填料和中、 高界面张力体系 (体系
26、 1和 2), 三种公式的计算结果比较接近 , 这是因为回归这三种公式的实验数据大多是用较低孔隙率的填料在中、高界面张力体系下测定的。 (b) 对于低界面张力体系 (体系 3)和孔隙率较高的金属环形填料 , Crowford 和Wilke 公式的计算结果比中、 高界面张力体系 (体系 1, 2)大一倍以上 , 这显然是不合理的。因为体系的界面张力越低 , 在其他条件相近的情况下 , 其分散相液滴平均直径应较小 , 液泛速度应较低。 (c) 对于低界面张力体系 (体系 3) 和孔隙率较高的金属环形填料 , Crowford和 Wilke 公式的计算结果比 Kumar 和 Hartland 公式高
27、约 130%, 而比 Laddha 公式高约 260%。这说明 Crowford 和 Wilke 公式不能用于这种场合。 (d) Kumar 和 Hartland 公式用于低界面张力体系 (体系 3)时的液泛速度 ucf计算值比中高界面张力体系的计算值约高 25%左右。这也显得不大合理。因此这种公式用于低界面张力体系的可靠性还有待进一步检验。 (e)Laddha 公式往往给出比较稳妥的计算结果。 因此 , 液泛速度计算公式的选择十分重要 , 而高孔隙率新型填料用于低界面张力体系时的液泛速度计算方法尤其需要进一步研究。 2. 操作流速的确定 11由于填料萃取塔液泛速度的准确计算比较困难 , 影响
28、填料萃取塔稳定操作的因素比较多 , 因而一些设计手册推荐的操作流速都比较低。据 Perry 化学工程师手册推荐14, 操作流速应选在不大于 50%的液泛速度值 , 对于高界面张力体系则应选择更低一些。 Cavers 也有类似的看法1。但是实验研究表明 , 低负荷下操作的填料萃取塔传质效率较低 , 设备的体积效率 = +()/VV HTUcd更低。实验还表明 , 一些高孔隙率的新型填料可以在较高负荷下比较稳定地运行。 因此近年来 , 一些研究工作提出填料萃取塔可以设计在较高的负荷下运行。 例如 Seibert和 Fair15建议填料萃取塔设计在 60%液泛速度下操作。陈德宏的研究工作表明 , S
29、MR 扁环等新型填料可以设计在 70%-80%的液泛速度下操作16。因此 , 应该选择比较可靠的液泛速度计算公式 , 然后设计填料萃取塔在 70%的液泛速度下进行操作。也即 : uuuuccfddf=0707.(7) 3.3. 塔径的确定 根据要求的两相负荷和选定的操作流速 , 可以计算塔径的初值 DLVuuTcd=+0785.( )(8) 计算结果进行园整后 , 即为所求的塔径。 3.3 塔高的计算 3.3.1. 概述 影响填料萃取塔传质性能的因素很多 , 如 填料的尺寸、形状和材质 ; 塔径 ; 填料层高度 ; 哪一相分散和传质方向 ; 体系的物性 ; 有无表面活性剂存在 ; 分散相分布器
30、的设计等。 因此 , 填料萃取塔塔高的设计计算比较复杂。根据填料萃取塔设计的信息流图 (图 3)计算步骤为 : 12图 3 填料萃取塔设计的信息流图 (1) 根据已知的两相流量、组成、系统物性和填料类型 , 利用上节的方法计算液泛速度 , 确定两相的表观流速和塔径 ; (2) 计算分散相液滴平均直到 dvs; (3) 计算分散相存留分数 ; (4) 计算两相之间的滑动速度 us; (5) 计算两相的分传质系统数 kkcd, 并接着计算总传质系数 Kox; (6) 计算相际传质比表面积 , a=6 / dvs; （ 9） (7) 计算真实传质单元高度 , HTUox=L/Koxa; （ 10）
31、(8) 计算两相的轴向扩散系数 Ex、 Ey, 计算表示轴向返混不利影响的分散单13元高度 HTUoxd; (9) 根据扩散模型的近似法 , 计算表观传质单元高度 HTUoxp; HTU HTU HTUoxp ox oxd= + （ 11） (10) 根据完成给定分离任务所需的表观传质单元数 HTUoxp和 HTUoxp即可计算出所需的填料层高度 Hp; HHTUNTUpoxpoxp= （ 12） 3.3.2. 液滴平均直径 dvs的计算 液滴平均直径 dvs是填料萃取塔设计的重要参数 , 既影响塔的处理能力 , 也影响塔的传质效率。填料萃取塔的液滴平均直径 dvs主要决定于体系的物性 , 操
32、作流速和填料特性也有一些影响。文献中的计算公式很多 , 通常 , Seibert 等人提出的下列公式比较简单、实用14。 dgvs=115. (13) 式中常数 由传质方向和有无传质来确定 , 当无传质或传质方向为连续相往分散相时 (cd), = 10.; 当传质方向为分散相到连续相时 (dc), = 14. 。据称 , 与作者的实验数据和一些文献的实验数据相比较 , (12-97)式的平均计算误差为7%。 3.3.3. 分散相存留分数 的计算 Kumar 等8根据体系物性、两相流速和填料特性对十种文献列举的数据进行了关联 , 在连续相浸润填料表面的情况下 , 分散相存留分数 可以用下式计算
33、: =ceagugcpccdcdcc1111050221/3072010 1/31031.exp ./09513ugccc(14) 式中常数 C1由是否有传质及传质方向而定。当无传质时 C1=5.34, 传质方向为cd 时 , C1=6.16, 而传质方向为 dc 时 , C1=3.76。 上式估算分散相存留分数的平均相对误差为 18.7%。 如果液泛速度是通过特性速度来计算的话 , 那么 , 也可以通过实际操作流速uucd、 以及特性速度 u0, 用 12-90 式来计算分散相的存留分数 。 3.3.4. 传质系数的计算 14总传质系数 Koc可以用双阻力模型来计算 : 111Kkmkoc
34、c d=+ (15) 在以上两相流体力学计算的基础上 , 可以选择适当的模型来计算两相的分传质系数。通常假设 , 与液滴上升阶段的传质相比较 , 液滴形成阶段和聚合阶段的质量传递可以忽略不计。计算液滴内、外分传质系数的公式很多 , 不同的公式计算结果差别很大。因此计算公式的合理选择十分重要。 Seibert等15建议 , 在计算液滴内分传质系数 kd时 , Handlos和 Baron的湍流内循环模型和 Laddha 等同时考虑液滴内循环和分子扩散的模型结合起来 , 他们引入了一个判据 =+()/( /).Scd d c051, 当 6时 , 则应用 Laddha 模型 : kuSdscd=0
35、02305.().(17) Seibert 等还提出了新的滴外分传质系数 kc的计算公式。 Sh Sccccd= 0698 104 05.Re() (18) 填料萃取塔内两相传质比表面积可用下式计算 : ae ddvs= 6 / (9) 这样 , 总的体积传质系数 Kaoc可以通过 (15-18)式算出。 应该指出 , 填料萃取塔内的传质过程是十分复杂的。例如在一些体系的传质过程中 , 存在强烈的界面骚动现象 (通常称为 Marangoni 现象 ), 这样传质过程就会得到加强。而当体系被表面活性物质污染时 , 液滴内循环现象会受到抑制 , 滴内分传质系数会大大下降。这样 , 传质系数的计算带
36、有一些不确定性。比较可靠的办法是利用真实物料进行填料萃取塔的传质实验 , 或者在小型实验设备内进行填料层对液滴群运动和传质的实验 , 以期用实验结果来检验上述的传质模型 , 使填料萃取塔的传质过程计算建立在更为可靠的基础上。 3.3.5. 填料萃取塔轴向扩散系数的计算 由于在塔内安装了填料 , 因此填料萃取塔的纵向混合比喷淋塔低得多。 但是 , 由于液 -液萃取过程两相密度差小 , 连续相粘度较大 , 纵向混合仍对塔的传质效率存在严重的影响。 Wen 等18根据前人的实验数据 , 提出了以下预测各种填料的连续相轴向扩15散系数的关联式 udEYYcpc= + (. ) ( . )112 10
37、78 10205 307(19) 式中 Yduuucpc cdc=05.对于分散相轴向扩散系数 , Vermeulen 等62提出的关联式为 : 对于分散相不浸润的环形填料和湿润的鲍尔环填料 log . .Euduuddpcd=+0046 0301 (20) 对于分散相浸润的陶瓷环形填料 log . .Euduuddpcd=+0161 0 347 (21) 另外 , 也可以直接求得表达轴向混合不利影响的分散单元高度 (HTU)OXD的关联式 , 然后用 Miyauchi 等从提出的扩散模型近似计算方法来进行设计。例如 , SMR 扁环填料用于中等界面张力体系时的分散单元高度可用下式计算 : (
38、)HTUOXddccumuu=58 4 130018069.( ). (2) 此式的计算结果和实验结果比较接近。 3.3.6. 塔高的计算 有了以上各参数 , 就可以利用扩散模型的近似解法计算完成给定分离任务所需的塔高19() ()( )HTU HTU HTUOXP OX OXd= + ( )( )HTOXP OXP= HTU NTU 3.4 设计举例 例 2今用溶剂萃取法处理含有机酸的废水。溶剂为轻相并为分散相。填料萃取塔选用金属环形填料 , 填料公称直径为 38mm, 比表面积 ap=150m2/m3, 空隙率 e=0.95。 已知废水流量为 15.0m3/hr, 溶剂用量为 26.7m3
39、/hr, 传质方向为连续相至分散相。所需的表观传质单元数 NTUoxp=10.0, 填料萃取塔在 70%的液泛速度下操作。体系的物性为 c=994.0kg/m3, d=860.0kg/m3, c=0.92mPsS,d=0.54mPaS, Dc=1.29 10-9m2/S, Dd=2.88 10-9m2/S; 16 =9.8mN/m, m=0.67, 试求所需的塔径和塔高。 解 采用本文介绍的模型并参考填料萃取塔设计的信息流图 (图 3)进行设计计算。 (1) 采用 Laddha11基于特性速度的方法来计算液泛速度 , 根据 6 式 uaegpc03053050637 0637150 0 994
40、 00 95 9 81 134 0=.=0.0554m/s LR=26 7150178. dfRL=+=+23182318178/.=0.374 uucf df df= 0212 1()() =0.00545(1-2 0.374)(1-0.374)2=0.00545m/s uuLdf cf R= = 0 00970. 填料萃取塔在 70%的液泛速度下操作 , 即 uc=0.00382m/s ud=0.00679m/s (2)计算完成给定废水处理任务所需的塔径 DLVuucd=+()/.( )36000785=1.179m 园整后取塔径为 1.2m。 (3) 计算液滴平均直径 dvs, 选用 1
41、3 式 dgvs=11505.对于传质方向为连续相至分散相 , = 1, 因而 : dvs=11598 10134 0 9 810 00314305.m (4) 计算分散相存留分数 根据 (2)式 , 可以通过试差法求 : ueueuddcdd+=()()11017d=0.175 (5) 计算两 相滑动速度 usuueuesddcd=+=+().10 00679095 01750 00382095 0825=0.0457m/s (6)计算连续相分传质系数 kc, 可用 18 式计算 Sh Sc ccc d=0698 104 05.Re(). . 式中 : Sc Dcccc= /( ) . /(
42、 . . )0 92 10 994 0 129 1039=717.0 Re / . . ( . )cvssccdu= = 000314 00457 994 092 103=155.0 因而 Shc = 0 698 717 0 1550 1 017504 05.(.)(.)( .)=99.47 = = kDdccvs99 47 99 47 129 10 0 003149.( / ) .(. /. )=4.09 10-5m/s (7) 计算分散相分传质系数 kd利用 Seibert 等提出的判据 的计算公式 =+Scddc051./SDcd d d d=/( ) . /(860. . )054 1
43、0 0 288 1039=218 =+=218105409293005./. 由于判据 6 , 所以按 (17)式计算 kdkuScdsd= 0 023 0 023 0 0457 21805 05.() . . ()=7.11 10-5m/s (8) 计算总传质系数 Koc总传质系数 KOC可以由两相的分传质系数 kc和 kd计算求得 111 1409 1010 67 711 1055KkmkOC c d=+ =+.KOC=2.20 10-5m/s (9)计算真实传质单元高度 HTUOXHTUuKaOXcOC= 对于园整后的萃取塔 uc=0 003821179120 003692. Qae d
44、dvs=6 6 0 95 0175 0 0036 /.=317.7m2/m318= HTUOX0 00369 2 20 10 317 75./(. .)=0.527m (10) 连续相轴向扩散系数的计算 由于本塔塔径大 , 轴向返混的影响不容忽视 , 因此需分别计算两相的轴向扩散系数。连续相轴向扩散系数 Ec用 (19)式计算。式中中间变量 Yduuucpc cdc=05305095 092 100 038 0 00382 994 00 006790 00382.=0.1383 eu dEYYcpc= + 112 10 78 10205 307=0.301+0.0311=0.0612 Ec=0
45、.95 0.00382 0.038/0.0612=2.25 10-3m2/S (12)分散相轴向扩散系数的计算 , 根据 (20)式 , log . / .EudLddpR=+0046 0301 log.Ed0 00679 0 03803268= Ed=5.48 10-4m2/S （ 13）分散单元高度 (HTU)oxd的计算 在计算考虑轴向混合不利影响的填料萃取塔塔高时 , 需首先计算分散单元高度 (HTU)oxd。 (HTU)oxd的详细计算步骤可参阅8。在本例中 ,最终计算结果为 : (HTU)oxd=0.571 （ 14）表观传质单元高度 (HTU)oxp的计算 根据扩散模型的近似解法
46、 ()()()HTU HTU HTUoxpox oxd= + =0.527+0.571=1.10m （ 15）完成分离任务所需的塔高 L 的计算 ( )( )Loxp oxp=NTU HTU =10.0 1.10m=11.0m （ 16）讨论 在实际工业萃取塔的设计过程中，往往缺乏很多物性数据，如 c, d, c,d, Dc, Dd, 和 m 等。 此时需通过真实体系的中间试验或工业萃取塔的标定数据，确定设计必需的液泛速度、表观传质单元高度 (HTU)oxp和表观传质单元数NTUoxp作为设计依据，进行比较简单的设计计算。有关过程如下例所示。 19例 3 在 100mm 实验塔内采用一种新型填
47、料进行某石油化工体系的萃取实验。有机相和水相的流比 LR=1.2。实测的液泛速度（ ucf+ udf）为 0.7 厘米 /秒，表观传质单元高度 (HTU)oxp为 1.5 米，达到所需萃取要求的表观传质单元数 NTUoxp为 6。试计算此体系采用这种新型填料时，在处理量为 L=5.0 米3/小时 ，试求生产塔所需的塔径和塔高。 解 根据实验数据采用简易方法进行设计计算。 （ 1）塔径的计算 LVLR= =1.2， V=6.0米3/小时 ; （ ucf+ udf） = 0.7cm/s = 0.007m/s; 填料萃取塔在 70%的液泛速度下操作 , 即 （ uc+ ud） = 0.0049m/s; 则 DLVuucd=+()/.( )36000785= 0.891m; 圆整后取塔径为 0.9 m。 （ 2）完成分离任务所需的塔高 L
