对流扩散与相间传质课件

A.对流扩散a.涡流扩散（湍流扩散）分子扩散：涡流扩散：总扩散：D──分子扩散系数，一定物系在温度、压力不变时为常数DE──涡流扩散系数，是随流体流动状态、位置等条件变化的状态参数由于DE难以测定和计算，使上述式难以应用，必须采取其他处理方法。对流扩散与相间传质1A.对流扩散a.涡流扩散（湍流扩散）分子扩散：涡流扩散：b.对流扩散与有效膜概念

把湍流主体与相界面之间（或反之）的传质称为对流扩散──包括分子扩散和涡流扩散。以简单的湿壁塔为例讨论有效膜概念。气相侧溶质分布

δG’传质方向液体气体层流缓冲层湍流核心ppipZ相界面δG2b.对流扩散与有效膜概念把湍流主体与δG’──虚拟滞流层（或称有效膜），全部传质推动力(p-pi)，即全部阻力都集中在有效膜内。这可以按有效膜内的分子扩散速率写出有气相到相界面的对流扩散速率关系，即同样，对液相侧如以传热中Newton冷却定律的形式表述，则气膜液膜3δG’──虚拟滞流层（或称有效膜），全部传质推动力(p-pikL──液相对流动传质分系数（以液膜两端浓度差为推动力），kL=DLC/(δL’cBM)，m/skG──气相对流动传质分系数（以气膜两端分压差为推动力），kG=DGP/(RTδG’pBM)，kmol/m2.s.kpa提出有效膜概念后，可以用分子扩散速率方程描述对流扩散速率，但是由于δG’与δL’是虚拟量难以确定，所以kG、kL不能由定义式算出

可以像在传热中处理α一样，实验测定kG、kL，归纳成经验式。──另僻新径─→相间传质。但是，与α不同（导热壁分开），kG、kL由多变的相截面分开，有交互作用，难以测定4kL──液相对流动传质分系数（以液膜两端浓度差为推动kG──B.相间传质由于相间传质过程的复杂性，采用数学模型法处理。a.相间传质模型介绍简单、实用的双膜理论模型。模型要点：ZPppiCcic相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’①在相界面两侧，分别存在呈层流流动的气膜、液膜，其厚度随流体流动状态变化，溶质连续通过两膜；②相界面溶解阻力很小，认为气、液在此达相平衡状态；③两膜以外的气、液相主体充分湍流，无浓度梯度。5B.相间传质由于相间传质过程的复杂性，采用数学模型法处理。ZPppi

Ccic相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’6ZPC相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’6双膜理论的局限性：①由于流体湍流扰动（尤其在板式塔中），不可能保持固定的相界面；b.相间传质速率方程气、液相传质速率方程：其中界面组成pi、ci难以测定，下面用双膜理论模型处理。②没有考虑气、液两相的相互影响。7双膜理论的局限性：①由于流体湍流扰动（尤其在板式塔中），不⑴Henry定律适于气、液相平衡的情况据相平衡知识

p*=c/H据双膜模型要点②pi=ci/H代入液相传质速率方程式NA=kL(ci-c)=kLH(pi-p*)在稳态下两式相加8⑴Henry定律适于气、液相平衡的情况据相平衡知识据双膜KG──气相传质总系数，kmol/m2.s.kpaKL──液相传质总系数，m/sKG=HKLNA=KG(p-p*)得总传质速率方程式同理NA=KL(c*-c)9KG──气相传质总系数，kmol/m2.s.kpaKG=HK⑵总传质速率方程的分析①传质推动力的图示由点(p,c)──已知kL,kG─→pi,ci─→NAA平衡线pc-kL/kGppic

ci气膜液膜10⑵总传质速率方程的分析①传质推动力的图示由点(p,c)平衡线pcAPp*c

c*气相液相平衡线上方的A点离平衡线近──总推动力↓──由气到液;A点在平衡线上──总推动力=0;A点在平衡线下方──总推动力<0──传质由液到气。11平衡线pcAPc②传质阻力与过程的控制步骤已知与(p-p*)对应的总阻力1/KG气膜阻力1/kG液膜阻力1/HkL与(c*-c)对应的总阻力1/KL气膜阻力H/kG液膜阻力1/kL其中kG、kL对一定设备变化范围不大（10-4～10-5左右），但溶解度系数H对不同物系相差很大。溶解度很大的气体──易溶气体，如水吸收NH3、HCl等，其H很大──1/HkL<<1/kG─→KG≈kG──气膜阻力控制。12②传质阻力与过程的控制步骤已知与(p-p*)对应的总阻力溶解度很小的气体──难溶气体，如水吸收O2、CO2等，其H很小──H/kG<<1/kL─→KL≈kL──液膜阻力控制。控制步骤的确定为强化过程提供了依据。③以摩尔分数差为推动力的传质速率方程工程上常以摩尔分数表示浓度，下面作转换。注意：此部分内容在教材中没有，但对以后的学习有帮助，请注意听。13溶解度很小的气体──难溶气体，如水吸收O2、CO2等，Kx=mKy以上总传质系数式仅适于平衡线服从Henry定律(直线)的情况，如为曲线，则通常采用分传质系数和界面浓度计算。14Kx=mKy以上总传质系数式仅适于平衡线服从Henry定本讲要点■相间传质是一串联速率过程，了解各相内传质阻力的相对大小，以及整个过程中的控制步骤，对强化传质过程是重要的，它能指出过程强化目标。■

对流扩散包括分子扩散和涡流扩散，由于流体的流动，尤其是涡流的混合作用，大大强化了传质过程。■引入有效膜模型后，虽然使对流扩散过程的数学描述得以简化，但由于有效膜厚及界面浓度难以测定，工程计算问题并未得到解决。■实际传质过程多数为相间传质，由于相界面传递过程的复杂性，过程的描述采用了数学模型法，双膜模型是最简单且是目前工程上仍使用的相间传质模型，用此模型建立的相间传质速率方程回避了难以测定的界面浓度，方便了工程计算。15本讲要点■相间传质是一串联速率过程，了解各相内传质阻力的相C.例a.相平衡对两相传质推动力及其分配的影响吸收塔某截面气液两相浓度分别为y=0.05，x=0.01(摩尔分率)，在操作温度下气液平衡关系为y=2x，气液两侧的体积传质系数kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)，试求：⑴该截面的两相传质总推动力、传质总阻力、传质速率及推动力在气液两侧的分配；⑵若降低吸收剂的温度，使相平衡关系变为y=0.4x，假设两相浓度及传质系数保持不变，传质推动力、传质总阻力、传质速率及推动力的分配等的变化。16C.例a.相平衡对两相传质推动力及其分配的影响吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。解：⑴传质总推动力(y=2x)⑵传质总推动力(y=0.4x)用气相浓度差表示Δy=y-mx=0.05-2×0.01=0.03用液相浓度差表示Δx=y/m-x=0.05/2-0.01=0.015或Δx=Δy/m=0.03/2=0.015与气相总推动力相配用气相浓度差表示Δy=y-m’x=0.05-0.4×0.01=0.046用液相浓度差表示Δx=y/m’-x=0.05/0.4-0.01=0.115或Δx=Δy/m’=0.046/0.4=0.115传质总阻力与总传质系数传质总阻力与总传质系数与气相总推动力相配17吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，解：⑴传质与气相总推动力相配与气相总推动力相配吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。与液相总推动力相配Kya=0.00867kmol/(m3.s)Kxa=0.0173kmol/(m3.s)与液相总推动力相配Kya=0.0186kmol/(m3.s)Kxa=0.00743kmol/(m3.s)18与气相总推动力相配与气相总推动力相配吸收塔某截面处：y=0或Kxa=Kyam=0.00867×2=0.0173kmol/(m3.s)或Kxa=Kyam=0.00867×0.4=0.00743kmol/(m3.s)NA=KyaΔy=0.00867×0.03=2.60×10-4kmol/(m3.s)传质速率传质速率NA=KyaΔy=0.0186×0.046=8.55×10-4kmol/(m3.s)吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。或NA=KxaΔx=0.0173×0.015=2.60×10-4kmol/(m3.s)或NA=KxaΔx=0.00743×0.115=8.55×10-4kmol/(m3.s)19或Kxa=Kyam=0.00867×2或Kxa=Km=2时，液相阻力占总阻力2/3，总推动力的2/3用于液相传质推动力与阻力的分配推动力与阻力的分配温度降低后，液相阻力大幅度减少，气相阻力的绝对值虽未改变，但在总阻力所占比例相对增大而成为主要阻力。相应总阻力的大部分也用于气相传质

吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。20m=2时，液相阻力占总阻力2/3，总推动力的2/3用于液b.流体流量对传质阻力的影响一填料吸收塔，在操作条件下kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)，已知ky∝G0.7，试分别计算m=0.1及m=5两种情况下，气体流量增加一倍时，总传质阻力减少的百分数。解：m=0.1时，原工况的总传质阻力为：m=5时，原工况的总传质阻力为：或或21b.流体流量对传质阻力的影响一填料吸收塔，填料吸收塔，在操作条件下：kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)，已知ky∝G0.7，试分别计算m=0.1及m=5两种情况下，气体流量增加一倍时，总传质阻力减少的百分数。当气体流量增加一倍，总传质阻力减少为：当气体流量增加一倍，总传质阻力减少为：或或22填料吸收塔，在操作条件下：kya=kxa=0.026kmol两工况的传质阻力之比为：两工况的传质阻力之比为：填料吸收塔，在操作条件下：kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)，已知ky∝G0.7，试分别计算m=0.1及m=5两种情况下，气体流量增加一倍时，总传质阻力减少的百分数。或或23两工况的传质阻力之比为：两工况的传质阻力之比为：填料吸收塔，精品课件！24精品课件！24精品课件！25精品课件！25对于易溶气体(m较小)，传质阻力通常集中在气侧，气体流量的大小及其湍动情况对传质阻力的影响很大。对于难溶气体(m较大)，传质阻力通常集中在液侧，此时气体流量的大小及其湍动情况虽可改变气侧阻力，但对总阻力的影响很小。同样道理，液体流量大小及其湍动情况对传质总阻力的影响，与气体相反。26对于易溶气体(m较小)，传质阻力通常集中在气侧，气体26A.对流扩散a.涡流扩散（湍流扩散）分子扩散：涡流扩散：总扩散：D──分子扩散系数，一定物系在温度、压力不变时为常数DE──涡流扩散系数，是随流体流动状态、位置等条件变化的状态参数由于DE难以测定和计算，使上述式难以应用，必须采取其他处理方法。对流扩散与相间传质27A.对流扩散a.涡流扩散（湍流扩散）分子扩散：涡流扩散：b.对流扩散与有效膜概念

把湍流主体与相界面之间（或反之）的传质称为对流扩散──包括分子扩散和涡流扩散。以简单的湿壁塔为例讨论有效膜概念。气相侧溶质分布

δG’传质方向液体气体层流缓冲层湍流核心ppipZ相界面δG28b.对流扩散与有效膜概念把湍流主体与δG’──虚拟滞流层（或称有效膜），全部传质推动力(p-pi)，即全部阻力都集中在有效膜内。这可以按有效膜内的分子扩散速率写出有气相到相界面的对流扩散速率关系，即同样，对液相侧如以传热中Newton冷却定律的形式表述，则气膜液膜29δG’──虚拟滞流层（或称有效膜），全部传质推动力(p-pikL──液相对流动传质分系数（以液膜两端浓度差为推动力），kL=DLC/(δL’cBM)，m/skG──气相对流动传质分系数（以气膜两端分压差为推动力），kG=DGP/(RTδG’pBM)，kmol/m2.s.kpa提出有效膜概念后，可以用分子扩散速率方程描述对流扩散速率，但是由于δG’与δL’是虚拟量难以确定，所以kG、kL不能由定义式算出

可以像在传热中处理α一样，实验测定kG、kL，归纳成经验式。──另僻新径─→相间传质。但是，与α不同（导热壁分开），kG、kL由多变的相截面分开，有交互作用，难以测定30kL──液相对流动传质分系数（以液膜两端浓度差为推动kG──B.相间传质由于相间传质过程的复杂性，采用数学模型法处理。a.相间传质模型介绍简单、实用的双膜理论模型。模型要点：ZPppiCcic相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’①在相界面两侧，分别存在呈层流流动的气膜、液膜，其厚度随流体流动状态变化，溶质连续通过两膜；②相界面溶解阻力很小，认为气、液在此达相平衡状态；③两膜以外的气、液相主体充分湍流，无浓度梯度。31B.相间传质由于相间传质过程的复杂性，采用数学模型法处理。ZPppi

Ccic相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’32ZPC相界面气膜液膜气相主体液相主体δG’δL’6双膜理论的局限性：①由于流体湍流扰动（尤其在板式塔中），不可能保持固定的相界面；b.相间传质速率方程气、液相传质速率方程：其中界面组成pi、ci难以测定，下面用双膜理论模型处理。②没有考虑气、液两相的相互影响。33双膜理论的局限性：①由于流体湍流扰动（尤其在板式塔中），不⑴Henry定律适于气、液相平衡的情况据相平衡知识

p*=c/H据双膜模型要点②pi=ci/H代入液相传质速率方程式NA=kL(ci-c)=kLH(pi-p*)在稳态下两式相加34⑴Henry定律适于气、液相平衡的情况据相平衡知识据双膜KG──气相传质总系数，kmol/m2.s.kpaKL──液相传质总系数，m/sKG=HKLNA=KG(p-p*)得总传质速率方程式同理NA=KL(c*-c)35KG──气相传质总系数，kmol/m2.s.kpaKG=HK⑵总传质速率方程的分析①传质推动力的图示由点(p,c)──已知kL,kG─→pi,ci─→NAA平衡线pc-kL/kGppic

ci气膜液膜36⑵总传质速率方程的分析①传质推动力的图示由点(p,c)平衡线pcAPp*c

c*气相液相平衡线上方的A点离平衡线近──总推动力↓──由气到液;A点在平衡线上──总推动力=0;A点在平衡线下方──总推动力<0──传质由液到气。37平衡线pcAPc②传质阻力与过程的控制步骤已知与(p-p*)对应的总阻力1/KG气膜阻力1/kG液膜阻力1/HkL与(c*-c)对应的总阻力1/KL气膜阻力H/kG液膜阻力1/kL其中kG、kL对一定设备变化范围不大（10-4～10-5左右），但溶解度系数H对不同物系相差很大。溶解度很大的气体──易溶气体，如水吸收NH3、HCl等，其H很大──1/HkL<<1/kG─→KG≈kG──气膜阻力控制。38②传质阻力与过程的控制步骤已知与(p-p*)对应的总阻力溶解度很小的气体──难溶气体，如水吸收O2、CO2等，其H很小──H/kG<<1/kL─→KL≈kL──液膜阻力控制。控制步骤的确定为强化过程提供了依据。③以摩尔分数差为推动力的传质速率方程工程上常以摩尔分数表示浓度，下面作转换。注意：此部分内容在教材中没有，但对以后的学习有帮助，请注意听。39溶解度很小的气体──难溶气体，如水吸收O2、CO2等，Kx=mKy以上总传质系数式仅适于平衡线服从Henry定律(直线)的情况，如为曲线，则通常采用分传质系数和界面浓度计算。40Kx=mKy以上总传质系数式仅适于平衡线服从Henry定本讲要点■相间传质是一串联速率过程，了解各相内传质阻力的相对大小，以及整个过程中的控制步骤，对强化传质过程是重要的，它能指出过程强化目标。■

对流扩散包括分子扩散和涡流扩散，由于流体的流动，尤其是涡流的混合作用，大大强化了传质过程。■引入有效膜模型后，虽然使对流扩散过程的数学描述得以简化，但由于有效膜厚及界面浓度难以测定，工程计算问题并未得到解决。■实际传质过程多数为相间传质，由于相界面传递过程的复杂性，过程的描述采用了数学模型法，双膜模型是最简单且是目前工程上仍使用的相间传质模型，用此模型建立的相间传质速率方程回避了难以测定的界面浓度，方便了工程计算。41本讲要点■相间传质是一串联速率过程，了解各相内传质阻力的相C.例a.相平衡对两相传质推动力及其分配的影响吸收塔某截面气液两相浓度分别为y=0.05，x=0.01(摩尔分率)，在操作温度下气液平衡关系为y=2x，气液两侧的体积传质系数kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)，试求：⑴该截面的两相传质总推动力、传质总阻力、传质速率及推动力在气液两侧的分配；⑵若降低吸收剂的温度，使相平衡关系变为y=0.4x，假设两相浓度及传质系数保持不变，传质推动力、传质总阻力、传质速率及推动力的分配等的变化。42C.例a.相平衡对两相传质推动力及其分配的影响吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。解：⑴传质总推动力(y=2x)⑵传质总推动力(y=0.4x)用气相浓度差表示Δy=y-mx=0.05-2×0.01=0.03用液相浓度差表示Δx=y/m-x=0.05/2-0.01=0.015或Δx=Δy/m=0.03/2=0.015与气相总推动力相配用气相浓度差表示Δy=y-m’x=0.05-0.4×0.01=0.046用液相浓度差表示Δx=y/m’-x=0.05/0.4-0.01=0.115或Δx=Δy/m’=0.046/0.4=0.115传质总阻力与总传质系数传质总阻力与总传质系数与气相总推动力相配43吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，解：⑴传质与气相总推动力相配与气相总推动力相配吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。与液相总推动力相配Kya=0.00867kmol/(m3.s)Kxa=0.0173kmol/(m3.s)与液相总推动力相配Kya=0.0186kmol/(m3.s)Kxa=0.00743kmol/(m3.s)44与气相总推动力相配与气相总推动力相配吸收塔某截面处：y=0或Kxa=Kyam=0.00867×2=0.0173kmol/(m3.s)或Kxa=Kyam=0.00867×0.4=0.00743kmol/(m3.s)NA=KyaΔy=0.00867×0.03=2.60×10-4kmol/(m3.s)传质速率传质速率NA=KyaΔy=0.0186×0.046=8.55×10-4kmol/(m3.s)吸收塔某截面处：y=0.05，x=0.01，操作条件下：y*=2x，kya=kxa=0.026kmol/(m3.s)。或NA=KxaΔx=0.0173×0.015