考研 化工原理 必备课件第五章 吸收.doc

考研 化工原理 必备课件第五章 吸收.txt我不奢望什么，只希望你以后的女人一个不如一个。真怀念小时候啊，天热的时候我也可以像男人一样光膀子！ 本文由821240550贡献 ppt文档可能在WAP端浏览体验不佳。建议您优先选择TXT，或下载源文件到本机查看。 第五章 吸收 5.1气液平衡 5.2传质机理与吸收速率 5.3吸收塔的计算 5.4吸收系数 5.1气液相平衡 吸收（传质）与传热两个过程的相似处： 传热与吸收过程均由三步构成（解释三步相似），但两个过 程也有不同处：传热的推动力是两流体的温度差，过程的极限是 两流体的温度相等；吸收的推动力不是两相的浓度差，过程的极 限也不是两相的浓度相等。这是由于气液之间的相平衡不同于冷 热流体之间的热平衡，气液相平衡关系是吸收过程的重要基础， 我们将详细讨论它。 1亨利定律 吸收操作最常用于分离低浓度的气体混合物，此时液相的浓 度通常比较低，即常在稀溶液范围内。稀溶液的溶解度曲线通常 近似地为一过原点的直线，即气液两相的浓度成正比，这一关系 称为亨利定律。气液组成用不同的单位表示时，亨利定律有以下3 种形式 ： p* = Ex A pe = Ex A 解题指南 pe = HC 解题指南 解题指南 C* A = Hp A 或 p* A CA = H ye = mx y * = mx 2计算过程的推动力 推动力 ( y ? ye ) 或 ( xe ? x) 注意推动力 ( y ? x )! 5.2传质机理与吸收速率 在分析任一化工过程时都需要解决两个基本问题：过程的极限和 过程的数率。吸收过程涉及两相间的物质传递，它包括三个步骤： 溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递； 溶质在相界面上的溶解，由气相转入液相，即界面上发生的 溶解过程 溶质自界面被传递至液相主体，即液相内的物质传递。通常， 第步即界面上发生的溶解过程很容易进行，其阻力很小 ( 传质推动力 )故认为相界面上的溶解推动力亦很小 传质速率 = 传质阻力 5.2.1双组分混合物中的分子扩散 费克定律 只要流体内部有浓度梯度，就会产生分子扩散，在恒温恒压 下，一维分子扩散速率可用费克定律表达如下 ： J A = ? D AB Kmol m2 ? s m2 s dC A d Kmol m4 dC A 浓度梯度 指向浓度增加的方向，而扩散向浓度降低的方 d 向进行，故式中加负号。为组分A在双组分混合物A、B中的扩 散系数。 5.2.1双组分混合物中的分子扩散 对双组分混合物，在总浓度（对气相也可说总压）各处相等 及 CM = C A + CB常数的前提下，也有 dC A dC =? B d d J A = ? J B(前提为 C M 常数，对气压为总压 P 不变) 也就是说费克定律中的“ 2 ”为“分子对称面”，A、B两 m CM 组分的分子扩散速率大小相等，方向相反，否则就不能保证总浓 P 度 （或总压 ）不变。 J A = ? J B = ?(? D AB D AB = DBA = D dC B dC A ) = ? DBA d d 5.2.1双组分混合物中的分子扩散 分子扩散与主体流动 气液相界面只允许溶质A溶解穿过，惰性气体B不能溶解穿过， 也不允许溶剂S逆向汽化通过。 由于界面处A组分不断地溶解被吸，cA cAi ，A组分存在浓 dc dc A 度梯度 d ，其方向指向A组分浓度高的方向为正，而A组分的分 子扩散方向与其相反，朝界面扩散 J A 惰性气体B组分由于不能被液体吸收，故B组分在相界处的浓 c 度高于气相主体，Bi cB 组分浓度高的方向为正，而B组分的分子扩散方向与其相反，朝 气相主体扩散， J B dcB B组分存在浓度梯度 dz ，其方向指向B 5.2.2扩散系数 扩散系数是物质的一种传递性质。它在传质中的作用与导热 系数在传热中的作用相类似，但比导热系数更为复杂：一种物质 的扩散总是相对于其他物质而言的，所以它至少要涉及两种物质， 同一组分在不同混合物中的扩散系数是不一样的；扩散系数还与 体系体系的温度、总压（气相）或浓度（液相有关）。目前，扩 散系数可由以下3种途径获得： 由试验测得。试验测定是求物质扩散系数的根本途径，后 面通过例8-2说明试验测定扩散系数的方法，当然还有其他的试验 测定法。 从有的手册中查得。 借助某些经验的或半经验的公式进行估算（查不到D又缺 乏进行试验测定的条件时）。 5.2.2扩散系数 (1) 组分在气体中的扩散系数 表8-1列出总压在101.3kpa下某些气体在空气中的扩散系数 数值，由表可见气体扩散系数的值约为 10?1 1cm 2 / s。 经分子运动论的理论推导与试验修正，可以得到估算气体扩 散系数的半经验式，如式（8-23）所示。该式形式复杂不须记住， 只要能正确使用即可。由该式可知气体扩散系数D与A、B两组分 的性质、体系和温度、压强有关。对一定物系气体D与绝对温度T 的1.81次方成正比，与压强p成反比，式（8-24）须记住。 例8-2，解： 通过静止气体层的扩散为单向扩散，且为一非定态过程，但 因扩散距离z的变化缓慢，故可作为拟定态处理。扩散速率可用 式（8-22）表示 5.2.2扩散系数 NA = Dp p ln B2 RTz pB1 p = 101.3kpa, pA1 = 37.6kpa, pA2 0 pB1 = p ? pA1 = 101.3 ? 37.6 = 63.7 kpa R = 8.314KJ/(KmolgK), T = 321K 求D必须知道,设汽化时间为，则的汽化速率也可用液面高度 变化的速率表示，即 Adz dz NA = L = L M A Ad M A d L = 1540Kg/m3 M A = 154Kg/Kmol 5.2.2扩散系数 所以 L dz Dp pB2 = ln M A d RTz pB1 z z0 zd z = M A Dp pB2 ln L RT pB1 0 d 1 ( z2 ? z02 ) = M A DP ln pB2 L RT pB1 2 5.2.3对流传质 （1）对流传质的贡献 通常传质设备中的流体都是流动的，流动流体与相界面之间的物质 传递称为对流传质（如前述溶质由气相主体传到相界面及由相界面传到 液相主体）。流体的流动加快了相内的物质传递，层流及湍流两种流动 加快传质的原因如下： 层流流动 此时溶质A组分再垂直于流动方向上的传质机理仍为分子扩散，但流动改 变了横截面MN上的浓度分布，以气相于相界面的传质为例，组分A的浓度 分布由静止气体的直线1变为曲线2，根据分子扩散速率方程式: dc ? JA = ?D ? A ? ? dz ? W J 由于相界面出浓度梯度 (dcA dz ) W 变大，A , N A 强化了传质。 5.2.3对流传质 湍流流动 大多数传质设备中流体的流动都属于湍流。湍流主体中流体产生大 量的漩涡，引起流体质点间的剧烈混合，促进了横向（传质方向）的物 质传递，流体主体的浓度分布被均化，浓度分布如曲线3所示。界面处的 浓度梯度进一步变大，在主体浓度与界面浓度差相等的情况下，传质速 率得到进一步的提高。 （2）传质速率 对流传质现象极为复杂，以湍流流动为例：在湍流主体中存在大量 漩涡，传质只要靠涡流扩散；靠近界面附近有一层很薄的层流底层，传 质主要靠分子扩散；在湍流主体和层流底层之间的过渡区漩涡扩散和分 子扩散都存在。对流扩散速率可仿照分子扩散的速率写成： J AT = ? ( D + DE ) dcA dz 5.2.3对流传质 DE 不像 D那样是物性参数，它与流体的湍动程度有关，也与流体 质点的位置有关，难于用试验的方法测定，故的表达式形式好看 但不好用，因而不能将代入的表达式中积分求出对流传质速率、 怎么办？目前一般是仿照对流给热，将对流传质速率方程写成类 似于牛顿冷却定律 Q = A(T ? TW ) 或 q = (T ? TW ) 的形式，即认 为N A 正比于流体主体浓度与界面浓度之差，但与对流传热不同的 是气液两相的浓度都可用不同的单位表示，所以 N A 可写成多种形 式： 气相与界面间的 N A 式中： N A = kG ( pA ? pA i ) kmol kG ? 2 以分压差表示推动力的气相传质系数 m ? s ? kpa 5.2.3对流传质 或 式中： N A = k y ( y ? yi ) ky ? 界面与液相间的 kmol m2 ? s NA 以摩尔分数差表示推动力的气相传质系数 N A = kL (cAi ? cA ) 以浓度差表示推动力的液相传质系数 式中： 或 kmol m kL ? 2 = m ? s ? kpa s N A = k x ( xi ? x) 式中： kx ? kmol m2 ? s 以摩尔分数差表示推动力的液相传质系数 注意： kG , k y , kL各有与相应的推动力一一对应，他们的单位是什么？ , kx 5.2.3对流传质 比较以上各式可得出： k y = pkG kx = cM kL 5.2.4 相际传质 溶质从一个相转移到另一个相称为相际传质或两相间的传质。吸收 过程的相际传质是由气相与界面间的对流传质、界面上溶质组分的溶解、 液相与界面间的对流传质三个过程串联而成。解决吸收过程相际传质速 率问题目前是用双膜模型。 （1）双膜模型 双膜模型的要点如下： 在相互接触的气液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧分别 存在着一个很薄的有效层流气膜和液膜，被吸收的溶质组分只能 分子扩散的方式通过这两层膜，气相和液相的浓度变化（即推动 力）及阻力均分别几种在这两层膜中，故 气相与界相 界面与液相 y ? yi 气相传质推动力/气相传质阻力 1/ k y x ?x N A = k x ( xi ? x) = i 液相传质推动力/液相传质阻力 1/ k x N A = k y ( y ? yi ) = 5.2.4 相际传质 相界面上不存在传质阻力，所需传质推动力等零，即在界面上 气、液两相浓度成平衡， 。 y = f (x ) i i 对稀溶液： yi = mxi （通过原点的直线） （图8-19） 或在计算范围内平衡线近似为直线： yi = mxi + a 5.2.4 相际传质 （2）相际传质速率方程 以上求 N 的两个式子中可通过试验测定求得，但两式中 kx , k y 的界面 组成 yi , xi 难求，实际使用时须设法从式中消去 yi , xi 。如何消去呢？既 然我们讨论的是定态传质问题，气相与界面间的传质速率应等于界面与 液相的传质速率，即 A NA = y ? yi xi ? x = 1/ k y 1/ k x 为消去界面浓度，上式最右端分子分母均乘以m，并将串联过程的推动力 加和以及阻力加即得： NA ( y ? yi ) + ( xi ? x ) m = 1 m + ky kx 5.2.4 相际传质 对稀溶液 ，则 yi = mxi , ye = mx NA = ，故上式成为： m( xi ? x) = yi ? ye y ? ye = 吸收总推动力/吸收总阻力 1/ k y + m / kx 令 Ky = 1 1/ ky + m/ kx 1 1 m = + (总阻力气膜阻力液膜阻力，符合双膜模型) K y k y kx N A = K y ( y ? ye ) 以气相摩尔分数差 ( y ? ye )为总推动力的总传质系数， kmol 。 m2 ? s 5.3 吸收塔的计算 5.3.1 吸收塔的物料衡算与操作线方程 传质单元数的计算方法 （1）操作线与推动力的变化规律（平衡线为直线） 为了积分求出N OG、N OL,必须找到推动力 ?y = ( y ? y ) 和 ?x =(x ?x) e e 分别随气液组成y和x的变化规律。在吸收塔内推动力的变化规律式由 操作线与平衡线共同决定的。以低含量逆流吸收塔为例，操作线AB为 直线，若平衡线亦为直线，则?y和 ?x 随y和x呈线性变化，其变化率 为常数，可用塔底和塔顶的端值表示，即： d( ?y ) ?y1 ? ?y2 d(?x) ?x1 ? ?x2 = , = dy y1 ? y2 dx x1 ? x2 传质单元数的计算方法 ye = (2)平衡线为直线( mx或ye = mx + b )时的对数平均 推动力法yy N OG = ym = 1 2 y1 ? y2 ?y1 d( ?y ) y ? y2 ?y dy = = 1 ln 1 y ? ye ?y1 ? ?y2 ?y2 ?y ?y1 ? ?y2 ?y2 令 N OG y1 ? ?y2 ?y ln 1 ?y2 y1 ? y2 = ?ym x1 x2 y1 = y1 ? ye1 , ye1 = mx1或ye1 = mx1 + b ?y2 = y2 ? ye2 , ye2 = mx2或ye2 = mx2 + b S 1 N OL = x1 ? x2 ?x1 d(?x) x ?x ?x dx = = 1 2 ln 1 x ? xe ?x1 ? ?x2 ?x2 ?x ?x1 ? ?x2 ?x2 5.3.2 吸收剂用量的决定 5.3.3塔径的计算 塔径的计算 5.3.4 填料层高度的计算 5.3.5 理论板层数的计算 5.4 吸收系数 5.4.1 吸收系数的测定 5.4.2 吸收系数的经验公式 5.4.3 吸收系数的准数关联式 5.5 脱吸及其它条件下的吸收 解吸塔计算 解吸推动力与吸收相反，操作线位于平衡线下发。 注意：解题指南p275解吸部分 x = x , y = y , x = x , y = y a 1 a 1 b 2 b 2 （1）全塔物料衡算 （2）操