化工原理下册第二章 吸收.ppt

吸收 GasAbsorption 吸收是利用气体在溶剂中溶解度的不同 使混合气体组分得以分离的重要单元操作 可分为物理吸收和化学吸收 物理吸收是利用混合气中各组分在溶剂中的溶解度的分离气体混合物 如以水吸收NH3 HCl CO2等 溶质气体溶于液相后 在液相中不发生显著化学反应 化学吸收则是以气体混合物各组分能否在溶剂中发生化学反应来分离混合气体 如用K2CO3水溶液吸收CO2 水中含有的化学组分K2CO3与溶入液体的CO2进行下列反应 K2CO3 CO2 2KHCO3化学反应不断地 移走 溶入液相的溶质组分CO2 促使气相中的CO2更多 更快地转移至液相 化学吸收能明显地增强吸收效果 本章基本内容主要介绍物理吸收过程和解吸过程 吸收 解吸过程Desorption 解吸过程是吸收过程的逆过程 是从溶液中释放出溶解其中的溶质气体的操作 吸收和解吸往往联合操作 液体溶剂对气体溶质的溶解度与温度密切相关 一般温度低时溶解度大 有利于吸收 因此吸收通常在较低温度下进行 温度过低液体粘度增大 对吸收不利 故低温要适度 吸收溶质气体后的溶液可在提高温度条件下 使已溶入的气体溶质释出 吸收与解吸的联合操作一方面可以从气相中吸收需要的某气体溶质并获得很纯的该溶质产品 另一方面可使吸收剂循环使用 实现解吸操作一般有三种方法1 加热 2 减压 3 令惰性气体通过溶液 在吸收操作中往往可用上述三种方法的不同联合方案进行 煤气生产中从焦炉煤气中回收苯的生产过程 焦炉煤气在吸收塔内与洗油 贫油 逆流接触煤气中粗笨蒸汽被贫油吸收 吸收后的洗油称为富油 从塔底流出 富油经换热器升温后从塔顶进入解吸塔 过热蒸汽 惰性气体 从解吸塔底进塔 经解吸后的洗油称为贫油 贫油经换热器降温后再进入吸收塔循环使用 于解吸塔顶引出的气体为过热 水蒸气与粗苯蒸汽的混合物 冷却后 因两凝液不互溶 液相分层 粗苯在上 水在下 从而取得粗苯产品 气体吸收和液体精馏的区别 吸收 为对气相混合物中的组分A B的分离 以溶剂与气相接触 溶质A便从气相转入液相 而B则基本不溶于溶剂 即吸收操作利用的是各气体组分在一定溶剂中溶解度的差异 溶质A在气 液相间的平衡为 气 液 平衡 当A在溶液中浓度低时 平衡关系服从亨利定律 溶质溶于液相 不存在气体液化问题 精馏 为对液相组分A B的分离 利用液相组分挥发度的差异 加热溶液使之沸腾 从而产生汽 液两相共存的情况易挥发组分较多地进入汽相 汽液平衡时 对于稀溶液其含量高的组分在一定浓度范围内服从拉乌尔定律 若为理想体系 则任何浓度时 A与B均服从拉乌尔定律 一 目的1 制取产品及回收有用物质 如用水吸HCL气体制取盐酸 在生产过程中 有些混合气的副产品必须回收 如煤气中的芳烃 可采用洗油吸收方法回收芳烃获得粗苯 2 净化气体 原料气净化 防止污染 如在合成氨生产过程中 为保证合成氨反应 必须除去变换气中的CO2 通常采用吸收方法 如水洗环丁砜吸收以及Benfial脱碳等 如图7 1 2所示 此外三废处理中 排出废气含有有害杂质 常用吸收方法净化 防止污染大气 保护环境 二 吸收过程的分类分类方法 物理吸收与化学吸收 依有无化学反应 单组份吸收与多组份吸收 依吸收组份数等温吸收与非等温吸收 依温度是否变化 在气体吸收操作中 由气相较易转移至液相的组分为溶质气体 solutegas 不易由气相转移至液相的组分为惰性气体 stagnantgas 吸收了溶质气体的吸收剂 inertorstagnantliquid orsolvent 称为溶液 当溶质气体为多种组分时 吸收为多组分吸收 按混合溶质浓度高低 低浓度吸收 lowconcentration 为 y110 的吸收 汽液相平衡 1 气液相平衡吸收传质过程进行时 必定存在一定的推动力 这一推动力与体系的平衡关系有关 气 液相长时间充分接触 达动平衡时 即两相达到相平衡 其气相浓度与液相浓度之间的关系为相平衡关系 对于单组分物理吸收其组分数为3 根据相律其自由度为 溶质在液相中的浓度受T P以及Pe的影响 当T P确定后则 式中Pe为溶质组分的分压 Pa 相平衡关系与体系的温度 压力以及本身物性相关 对吸收混合气中低浓度溶质组分形成稀溶液时 其溶解度曲线用亨利定律描述 为通过原点的一直线 Pe Ex式中Pe 溶质组分在气相的平衡分压 Pa x 溶质组分在液相的组成 摩尔分数 E 亨利系数 kPa kmol kmol 亨利定律的其他表现形式 Pe C HC 溶质组分在液相中的摩尔浓度 Koml m3 ye mxye A在气相中的mol分数x A在液相中的mol分数 Koml Koml 2 相平衡关系的表示法 各亨利系数之间的关系 Pe YeP ExYe mxm E PC CMxCM 1m3溶液中 包括溶剂溶质 总的摩尔数Pe YP C H CMx H ExE CM H对于稀溶液CM S MSS表示除溶质外液相的总物质量 总压改变对亨利系E数值影响不大 一般在5大气压下认为亨利系数与总压无关 相平衡在吸收过程中的应用 过程方向判断与过程推动力 设A B点对应的状态点分别为A x y B x y 所示 过程平衡关系为y mx令 与x x 相平衡的气相浓度分别为ye1 ye1 与y y 相平衡的气相浓度分别为xe1 xe1 过程进行的方向与推动力可能出现三种情况 y mx过程推动力y ye1 0 气液相浓度达到平衡 y mx即过程推动力y ye1 0 气液相浓度未达到平衡 溶质向液体转移 y mx即过程推动力y ye1 0 气液相浓度未达到平衡 溶质向气相转移 A点 用y表示吸收推动力 用x表示吸收推动力 B点 用y表示吸收推动力 用x表示吸收推动力 以气相分压差表示的推动力为 以液相浓度差表示的推动力为 传质过程的推动力 判断过程进行的极限 过程进行的极限 最终达平衡 平衡浓度为极限状态吸收过程极限y降至最小为ye 或x降至最小为xe 解吸过程 y 降至最小为ye 或x 降至最小为xe 某气液体系 气相为空气与二氧化硫的混合物 二氧化硫的浓度y1 0 03 液相中二氧化硫的浓度为x1 4 13 10 4 P 1 2atm t 100 C 问 过程是吸收还是解吸 过程推动力是多少 以 y x表示 已知E 24 2atm 解 m E P 24 3 1 2 20 17ye1 mx1 20 17 4 13 10 4 8 33 10 3由于y ye1故过程为吸收吸收推动力 y y1 ye1 0 03 8 33 10 3 2 17 10 2或吸收推动力 x xe1 x1 y m x1 0 03 20 17 4 13 10 4 1 07 10 3 物质在一相内部和两相之间发生质量转移的现象称之为质量的传递 即传质现象 这种传递现象的关键在于传递速率及其影响因素 吸收过程涉及两相间的物质传递 可分解为三个基本步骤 可溶组分 溶质 组分由气相主体传递至两相界面 即气相内的传质 溶质组分在相界面上发生溶解 由气相转入液相 即界面发生溶解过程 溶质由界面向液体主体传递 既液相内的物质传递 一般说来 步骤 即界面上发生的溶解过程很容易进行 阻力极小因而通常都认为界面上气液两相的溶质浓度满足相平衡关系 即认为界面上总是保持着两相的平衡 这样总过程的速率取决于气相内的传质速率或液相内的传质速率 溶质气体组分无论在气相还是液相的传递均是凭借扩散完成的 不论气相还是液相 物质传递的机理不外两种 分子扩散和对流扩散 传质与吸收过程masstransferandgasadsorption 分子扩散 由分子无规则随机的热运动引起的沿浓度梯度降低方向上的物质传递 是靠分子热运动引起的组分迁移 其效果是物质从高浓度处自发扩散至低浓度处 分子扩散发生在静止的流体中 或发生于流体作层流运动时 在垂直于流向的方向上 对流扩散 由流体宏观湍动和旋涡流引起的物质传递 当流体作湍流流动时 流体中不仅有分子扩散 而且在传质方向上有分子的宏观运动 有质点的交换 物质的扩散由于有这种质点交换而显著加速 称为涡流扩散 流体主体的涡流扩散与层流内层的分子扩散的总称 为对流扩散 a 分子扩散是在一相内部因浓度梯度的存在 由于分子的无规则的随机热运动而产生的物质传质现象 尽管分子运动向各方向是无规则的 但是在浓度高处的分子向浓度低方向扩散表现为数量大 频率高 反之 浓度低处的分子向浓度高方向扩散的数量少 频率低 即浓度高处向浓度低处扩散的量大 从而表现出沿浓度降低方向上质量的传递 b 费克定律当恒定温度 压力 总浓度一定均相混合物内部 分子扩散的通量可由Fick定律描述 对于A B混合物中两组分的稳态扩散通量可以表示为 分子扩散与费克 Fick 定律 等分子反向扩散 Equimolaldiffusion 1 体系为定态 2 气相或液相中处处总浓度恒定的条件下 即 CA CB CB CM 常数 体系内部将发生等分子方向扩散 扩散通量则有以下关系 JA JB由费克定律 CM CA CBDAB DBA D稳态扩散吸收速率 Rateofabsorption 对于气相 伴随气相总体运动扩散 设 1 过程定态 2 总浓度恒定 即单相中处处CA CB CM 常数 3 DAB DBA D 4 A B组分的气体混合物与液体接触时 在相界面处 只有组分A可溶于液相 而组分B不溶于液相 惰性组分 总体运动导致了惰性组分B浓度在界面处的升高 使界面处惰性组分B的浓度高于气相主体中B的浓度 形成逆向浓度差组分B在逆向浓度差下产生反向扩散 其通量 单位时间扩散量 JA JB 总体流动使A B组分向截面扩散通量同时提高 Nm为总体流对传质速率总的贡献Nm NmA NmB 当有流体总体运动存在时传质速率由两部分组成 一部分为分子扩散的量 另一部分为总体流动的量 JA JB 漂流因子 气相可视为理想气体 则 分子扩散系数 PredictionofDiffusivities 依据分子运动理论导出 假定分子为刚性 修正后得 气体分子扩散系数 Diffusioningases 液体中的分子扩散系数 Diffusioninliquids 溶剂缔合因子 对于水 甲醇 乙醇分别为2 6 1 9和1 5 苯 乙醚等非缔合溶剂取为1 平均误差对水溶液约为10 15 对非水溶液约为25 建议使用范围为278 313K VA 50cm3 mol 欲测苯蒸汽在空气中的分子扩散系数 将液态苯装入一垂直管中 操作温度为250 C 该温度下苯的蒸汽压为95 33mmHg 操作压强为1atm 苯蒸汽通过垂直管段扩散至水平管 即被惰性气流带走 若测得液位由Za 20mm下降至Zb 22mm 需要147 53min 试计算苯蒸汽在空气中的扩散系数 解 此过程为非定态过程 但任一时刻 扩散通量NA D ZRT P PBM pA1 pA2 a 由物料衡算 ANA dt A MA dV A MA AdZ b 将 a 代入 b 得 D ZRT P PBM pA1 pA2 dt A MA dZ积分得 D ZRT P PBM pA1 pA2 t 1 2 A MA Zb2 Za2 由PA1 95 33mmHg PA2 0 PB1 760 95 33 PB2 760mmHg P 760mmHgPBm 760 760 95 33 ln760 760 95 33 711 3查得 L 872Kg m3将已知数代入并注意单位一致性得D 9 68 10 6m2 s 吸收速率取决于两个单相传质 因为两个单相传质是串联机制 因此吸收必由单相传质慢的一方控制 如若气相传质困难 过程便为气相传质控制体系 反之 则为液相传质控制体系 亦有气液相共同控制的体系 涡流扩散与对流传质 Turbulentdiffusion 湍流流体中出现质点脉动和大量旋涡 造成组分扩散 称为涡流扩散借助于费克定律形式 为涡流扩散系数 Eddydiffusivity 不仅和物性有关 而且与流动状况相关 对流扩散速率 有分子扩散又有涡流扩散 层流区De 0湍流区分子扩散可忽略过渡区两者均不可忽略 对流传质理论 对于单相传质 要解决的问题是 溶质是以什么方式从气相主体转移到气液界面以及又是怎样从界面转移至液相主体 目前对实际传质过程速率的描述 已提出了以下基本吸收模型 1 对流传质的停滞膜模型理论 双膜模型理论 2 溶质渗透模型理论 3 表面更新模型理论 吸收速率取决于两个单相传质 因为两个单相传质是串联机制 因此吸收必由单相传质慢的一方控制 如若气相传质困难 过程便为气相传质控制体系 反之 则为液相传质控制体系 亦有气液相共同控制的体系 模型要点 相界面处存在一层虚拟的停滞膜 膜外为流体流动的湍流区 停滞膜非常薄 膜内无物质累积 为稳态分子扩散 对流传质阻力全部集中于停滞膜内 b 传质速率方程 在气相中的传质过程度速率可表示为 对流传质的停滞膜模型 Twofilmtheory 吸收过程 相际传质 的双膜模型 双膜模型理论要点 基于停滞膜模型 a 气液相间有稳定的相界面b 若流动流体的主体部分为湍流 在靠近相界面两侧各有一停滞膜 膜内的传质以分子扩散方式进行 虚拟膜或者有效膜 c 传质阻力全部集中在虚拟膜内 虚拟膜是实际层流层的适当延伸 包括了湍流及过渡流部分的传质阻力 气 液虚拟膜膜厚分别为 G和 L 膜外的主体中高度湍流传质阻力为0 d 在定态操作条件下 两膜层溶质的固体浓度分布状况在很短时间内建立 吸收过程传质速率方程式 a 气液相中膜内传质速率方程以气相推动力表示 NA kG p pi NA KG p pe 以液相推动力表示 NA kL ci c NA KL ce c 当以摩尔分数表示推动力时 气相推动力 NA ky y yi NA Ky y ye 液相推动力NA kx xi x NA Kx xe x 式中ky kx 分别为气液相膜的传质系数 Ky Kx 气液相总传质系数 Inthetwo filmtheory therateoftransfertotheinterfaceissetequaltotherateofthetransferfromtheinterface 液膜传质系数 气膜传质系数 传质系数关联 薛伍德准数 雷诺准数 施密特准数 传质系数Ky Kx ky及kx的关系 mass transfercoefficient 由传质速率方程可得 NA ky y yi kx xi x 总推动力 总阻力 Totaldrivingforce Totalresistance NA ky y yi kx xi x 传质系数KG KL与Ky及Kx的关系 KG KyP KL KxC Theterm1 Kycanbeconsideredanoverallresistancetomasstransfer termm kxand1 kyaretheresistancesintheliquidandgasfilms Totalresistancesbasedonoverallgasdrivingforce Totalresistancesbasedonoverallgasdrivingforce 单相传质速率方程 以总推动力表示的传质速率方程 传质系数间的关系及各传质阻力间的关系 界面浓度的确定 由ky y yi kx xi x 经变换后可得 y yi x xi kx ky根据气 液浓度 平衡线以及ky kx的值 可以确定界面状态yi和xi 溶解度对传质系数的影响 1 气相阻力控制 Thegasfilmresietance 对于易溶气体 即溶解度大的物系 其传质系数ky kx 传质阻力主要集中气相侧膜内 在吸收操作中表现为气膜阻力控制 称为气膜控制 如HCl NH3等溶于水易溶气体的平衡线斜率很小 如图所示 CD BC点E比较接近D点 这时可把DE段平衡线近似视为直线 DE较短 设其平均斜率为m 这段平衡线为y mx b 这样 则前面按直线为平衡线推导出的关系 仍可以使用 对于溶解度小 难溶气体 的物系 平衡线斜率较大 由于传质系数ky kx 传质阻力主要集中在液相侧的膜内 故称之为液膜控制 如图 b 所示 如空气 二氧化碳溶于水 液相阻力控制 Theliquidfilmresistance BC CD点E比较接近F点 FE较短 这时可把EF段平衡线近似视为直线 设其平均斜率为m 这段平衡线为y mx b 同样 则前面按直线为平衡线推导出的关系 就仍可以使用了 当液膜控制过程时 可取 即 总阻力 液相阻力 填料塔中气体吸收过程的计算 PackedTowerforadsorption 1 塔填料的几何特性 1 公称直径 mm 2 比表面积 每单位体积填料的几何表面积 3 空隙率 单位体积填料中空隙所占的体积分率 与填料结构以及装填方式有关 4 填料因子 反映特定结构和尺寸的填料在气 液两相实际操作中的综合流体力学性能 2 塔填料的分类I 散堆填料II 规整填料 填料塔 Thepackedcolumn 3 塔填料附件 a 填料支承结构 packingsupportorb 液体分布器 liquiddistributor Theattachmentofpackedcolumn 低浓度的吸收 通常是指混合气中溶质组成y1 10 的吸收过程 具有以下特点 1 贯穿全塔的气液相流率G L Kmol sm2 各自可视为常数 溶质由气相转入液相 G L会随截面不同而异 但由于传质量小 可忽略G L在吸收过程中的变化 2 可忽略吸收热效应 整个吸收过程视为等温吸收过程 3 kG kL在全塔不同截面处可视为常数 因为G L T为常数流体流动状态及流体物性基本不变 低浓度气体吸收TheGasabsorptionatlowconcentration 吸收塔的物料衡算及操作线方程 MaterialBalanceandOperatingLine 物料衡算主要目的是为关联吸收塔由任意塔截面上气液相组成x y间的关系 即吸收塔操作线方程 气液两相逆向接触吸收过程如图所示 由于所研究的是低浓度吸收 故可认为吸收因传质引起的气液两相流量的变化可以忽略 将气 液两相流量视为常数 对塔内任意截面处以上塔段逆流吸收操作的溶质进行物料衡算得 传质推动力 Thedrivingforce 操作线离开平衡线距离表示吸收过程的总推动力为 y x 将各点垂直距离 y称之为气相推动力 水平距离称气液相总推动力 x 具体表示如下 以气相表示 以液相表示 最小液气比和最小溶剂用量 在逆流吸收中 当G y1 y2 x2已定的情况下 y x 图中 A点位置已被确定 随着吸收剂用量的改变 操作线可绕AD点旋转 吸收剂用量减小 操作线斜率随之减小 则操作线向平衡线靠近 导致传质推动力减小 当 L G 减小至操作线与平衡线相交时 如图所示 相交点处传质推动力为零 所需填料层将为无穷高或理论塔无穷多 称此时相应的液气比为最小液气比 L G min 同时 这时的x1为x1max 因此 实际中应选定一适宜的操作液气比 L G 使其大于 L G min 对于低浓度气体的吸收有 最小溶剂用量 TheMinimumGas liquidRatioandTheMinimumSolvent to insert 最小液气比是操作的一种极限状态 实际操作液气比一定大于该值 此外 对于相平衡关系不同的体系 则 L G min的确定方法也不相同 由其切点E确定 如右图所示 L G增大 则吸收剂用量增大 吸收剂再生费用增大 从技术经济考虑 一般取实际溶剂的用量L一般取为最小溶剂量Lmin的 1 1 2 0 倍 即 或 L G降低 完成相同分离要求所需填料层高度或理论塔板数增大 低浓度吸收溶质回收率 Operatinglineforlimitingcondition Optimumgas liquidratio 填料层高度的计算 设塔截面积为 m2 单位体积塔空间具有的传质面积为am2 m3 传质速率为NAKmol sm2 在填料塔内取得一微元的填料层如图 对气液两相经微小塔段高度dh的吸收传质量进行物料衡算如下 经微小塔段高度dh的吸收传质量 气相中溶质组分的变化量 1 2 联立 1 2 CalculationofTowerHeight 积分 气相控制体系 以液相传质速率方程表示的计算式 液相控制体系 令 气相总传质单元数 液相总传质单元数 气相总传质单元高度 液相总传质单元高度 KyabasedontheoverallgasphasedrivingforceKxabasedontheoverallliquidphasedrivingforce 填料层高度 PackingHeight 其他传质单元高度和传质单数表示填料层高度h的计算式 xi yi 为界面上的液 气相组成摩尔分数 Interfacecomposition 气相传质单元高度传质单元数 液相传质单元高度传质单元数 Basedonoverallgasphasedrivingforce Basedonoverallliquidphasedrivingforce Basedongasfilmdrivingforce Basedonliquidfilmdrivingforce HG HL与HOG HOL之间的关系 同理 由 在101 3kpa 绝压 27 下用水吸收空气中的甲醇蒸气 设相平衡关系服从主亨利定律 溶解度系数H 1 98 10 3kmol m3 Pa 已知气相传质分系数kG 5 67 10 5kmol h Pa 液相传质系数kL 0 075m h 求总传质系数KG KL 并计算气相传质阻力在总阻力中所占的比例 解 根据定义式 可知 由 17637 6734 24371 KG 4 1 10 5kmol m2 h Pa KL 0 02m h 气相阻力 总阻力 17637 24371 72 4 Example 传质单元数的计算 平均推动力法 平衡线为直线 操作线与平衡线均为直线 有 dy dx C1 d y dx C2 故其推动力 y y ye或 x x xe分别亦与y或x存在线性关系 d y dx dy dx d y dy C2 C1 1 C y y的斜率可表示为 1 ThecalculationofNTU NumberOfTransferUnits StraightLine 传质单元数 NTU 2 1 代入 2 同理 对液相总推动力表示的NOL可得类似的形式 吸收因数法 当平衡关系符合亨利定律时 A 1时 同理可得 A 1时 y1 mx1 y2 mx2 的大小 反映溶质吸收率的高低或过程分离要求 Theabsorptioncoefficient A为操作线斜率与平衡线斜率之比 slopeofopratingline slopeofequilibriumline 当A一定时 随 y1 mx1 y2 mx2 增大 NOG增加 当 y1 mx1 y2 mx2 一定时 随A增大 NOG下降 A 1 当h无限高时 塔顶首先达平衡 A 1 当h无限高时 塔底首先达平衡 从苯吸收塔出来的吸收液中含苯0 039 质量分数 其余为不挥发性的油 吸收剂 今需将此溶液中的的苯加以解吸回收 为此 先将溶液预热到149 然后送入填料塔的顶部 塔底通入温度为149 的过热水蒸气 水蒸气与油互不相溶 每100kmol油吸收剂通入20kmol的蒸气 整个塔系在减压下等温操作 塔顶压力为66 7kPa 塔底压力为72kPa 塔底液体中含苯0 001 质量分数 油的相对分子质量为220 水蒸气不凝结 设溶液服从拉乌尔定律 在149 时 纯苯的蒸气压为563kPa 试求 1 从塔顶出来的蒸气的苯的含量 摩尔分数 2 全塔对数平均推动力 用气相摩尔分数表示 3 气相总传质单元数 解 油中苯的摩尔比分别为 Example 根据物料衡算式L X2 X1 V Y2 Y1 得 2 塔底处 已知总压为p1 72kPa 根据Raouit定律可得气相中苯的平衡分压 同样 由塔顶处 p2 66 7kPa 3 根据定义式可得气相总传质单元数 平衡线为曲线 当相平衡关系为曲线时 NOG中被积函数难以表示为简单形式的函数直接获取解析解 此时只能采用图解积分或数值积分的方法求解 图解积分法 近似梯级图解法 气相组成变化 y ym的填料段视为一个传质单元数 curve 在某填料吸收塔中 用清水处理含SO2的混合气体 逆流操作 进塔气体中含SO20 08 摩尔分数 其余为惰性气体 混合气的平均相对分子质量取28 水的用量比最小用量大65 要求每小时从混合气中吸收2000 的SO2 操作条件下气 液平衡关系为Y 26 7X 计算每小时用水量为多少立方米 解 由塔物料衡算 G Y1 Y2 L X1 X2 G Y1 Y2 2000 64 31 25kmol h已知X2 0 而X1未知 故L不可直接求取 需要根据Lmin求取 于是 L 1 65Lmin 1 58 104kmol h 285m3 h kmol h 今有逆流操作的填料吸收塔 用清水吸收原料气中甲醇 已知处理气量为1000m3 标准 h 原料气中含甲醇100g m3 吸收后的水中含甲醇量等于进料气体平衡时组成的67 设在标准状况下操作 吸收平衡关系为y 1 15x 甲醇的回收率为98 Ky 0 5kmol h 塔内填料的有效比表面积为190 m3 塔内气体的空塔流速为0 5m s 试求 1 水的用量 2 塔径 3 填料层高度 解以下标1表示塔底 2表示塔顶 根据已知操作条件 有 1 根据全塔的甲醇物料衡算式L X1 X2 V Y1 Y2 可以得出用水量 2 塔径 3 由于是低浓度吸收 故可以将y 1 15x近似为Y 1 15X 并存在ky KY 易溶体系 则可进行以下计算 H NOGHOG H 6 7m a a 吸收过程塔板数的计算 对于吸收过程 也可以同精馏过程一样 采用平衡级方法来研究吸收过程 确定完成规定的分离需要所需的理论板数 图解法求理论塔板数 解吸法求理论塔板数 若平衡关系符合亨利定律 可应用克列姆塞尔 Kromser A 提出的解析法计算公式 直接求得完成规定吸收任务所需要的理论板数 当A 1时 TheCalculationofNumberOfStage 实际塔板数 或填料层高度 的计算 HETP 填料的理论板当量高度 或等板高度 吸收过程的设计型计算 方法步骤 任务 1 已知欲分离的气体混合物体系 处理量Gkmol s 进塔浓度y1 要求的尾气浓度y2或溶质组分的回收率 V y1 y2 Vy1 1 y2 y12 吸收剂及操作温度 压强的确定 对给定的气体混合物 往往可用不同的吸收剂去处理 根据手册 资料 以及同一生产任务的实际生产情况 确定操作压强和温度 对于不同的吸收情况 按已发表的一些经验的传质速率计算式计算 3 填料的选择 种类 材质及尺寸等 见塔设备章节 2 计算工具 平衡关系 平衡关系Y mX Y mX b 或Y f X 操作线方程 G Y Y2 L X X2 吸收基本方程 H HOGNOG 或H HOLNOL 3 确定吸收剂进塔浓度 若用纯溶剂 吸收效果好 但溶剂只能一次性使用 吸收完即弃之或作为产品 若需吸收剂循环使用 采用吸收与解吸联合操作 降低 势必提高对解吸的要求 因此需综合考虑 的最大极限是与 对应的 因此 必须小于 可根据上述上下限范围经技术 经济比较后 确定 的值 吸收剂用量 的确定 min kG kL或 G L的计算或查取 由手册或专著查得 塔径的确定 根据气体流量 气体组成及气体密度 可算出气体的体积流量 在根据适宜的空塔气速 空塔 即可算出塔径 4V u 适宜的空塔气速与采用的填料大小 性质以及气液流量比等因素有关 填料层高度的计算 附属设备的选定及计算 在逆流填料吸收塔中 清水吸收SO2与空气的混合物中的SO2 已知混合气中SO2的含量为2 5 mol分率 下同 要求y 0 1 混合气量为0 025koml s 操作压强为1atm 温度为21 1 C 已知塔径为1 5m 实际液气比L G取为 L G min的1 5倍 已知E 36 3atm 传质系数可由下式算得 式中KLa 液相总传质系数H 校正后的亨利系数21 1 C时为1 71Kmol m3atm 常数 21 1 C时为0 012L G 分别为液体 气体流率Kg hm2求实际L G 填料层高度 Example 解 1 L以及x的计算 查表得 21 1 C时 E 36 3atm P 1atm 所以m E P 36 6 1 36 6 L G min Y1 Y2 Y1 m 0 025 0 001 0 025 36 3 34 8 L G 1 5 L G min 1 5 34 8 52 52 KL a以及KXa的计算由G Y1 Y2 L X1 X2 0 025 0 025 0 001 1 31 X1 0 X1 4 58 10 4G G 3600 M A 0 025 3600 29 0 975 64 0 025 1 52 4 1522kg m2h 1522kg m2hL L 3600 18 A 1 31 3600 18 1 52 4 4 8 104kg m2h 3 填料层高度H的计算 塔底推动力 塔顶推动力 在1atm 297K条件下 用填料塔以清水吸收丙酮 空气混合气中的丙酮 原来操作情况 L G 2 1 0 95 已知ye 1 18x过程为气膜控制 Kya正比于G0 8 若使气体流量改变为G 1 2G 而y1 x2均与原来的相同 问 1 2 单位时间内丙酮吸收量增加多少 3 平均推动力有何变化 一填料吸收塔 以清水逆流吸收空气 氨混合气中的氨气 已知y1 0 05 y2 0 004 进气量28 56m3 min 塔内压强为1atm 绝 温度为25 C 用水量为32Kg min 问 当填料层高度增加10 其他操作条件不变 则出口气体浓度y2 为多少 以清水吸收空气 H2S混合气中的H2S 原来用单塔逆流操作 已知平衡常数m 48 3 L G 67 0 85 现欲进一步提高回收率 拟采用二塔逆流操作 在此二塔间 操作温度 压强相同 填料相同LA LB HA HB 塔径DA DB 问二塔联合操作的总的回收率是多少 新流程A塔操作与原来的相同 其它吸收流程及其计算 1 逆流吸收流程2 并流吸收流程3 吸收剂部分循环的吸收操作4 解吸流程5 解吸 G y y2 L x2 x 或G y1 y L x x1 y y2 x x2 L G或 y1 y x1 x L G操作线斜率为 L G 填料层高度仍为H HOGNOG HOLNOL 并流吸收流程操作中 由于溶质浓度逐渐降低的气体与溶质浓度逐渐升高的液体相相接触 塔中传质推动力自上而下逐渐减小 在塔底处推动力最小 由对数平均浓度差值判断 全塔平均推动力主要受推动力小一侧的值控制 因此 并流吸收操作的平均推动力小于同条件下逆流操作的平均推动力 气体净化程度不能很高 但可以避免塔的液泛现象 允许的气液流速变化范围较逆流操作为大 一般用于快速化学反应的吸收操作 并流吸收流程 TheCocurrentFlow 含组分A为0 1的混合气 用含A为0 01 均为摩尔分数 的液体吸收其中的A 已知A在气 液两相中的平衡关系为Y X 液气比L V 0 8 求 1 逆流操作时 吸收液出口最高组成是多少 若L V 1 5 各量又是多少 分别在X Y图上表示 2 若改为并流操作 流体出口最高组成是多少 此时的吸收率又是多少 解 1 当L V 0 8 m 1 以及塔高无穷高时 在塔底达到两相平衡 X1MAX X1 Y1 m 0 11 根据物料衡算可知 Y2 Y1 L G X1 X2 0 11 0 8 0 11 0 01 0 03吸收率为E 72 7 2 当L V 1 5 m 1 以及塔高无穷高时 在塔顶达到吸收平衡 Y2min Y2 mX2 0 01 根据物料衡算L X1 X2 G Y1 Y2min 求出X1 0 077E 90 9 3 并流操作且L V 0 8时 因为H 所以有Y1 mX1 1 根据操作关系 2 式 1 2 联立 求得 X1 Y1 0 0655于是E 40 5 对于一定的填料塔 当G y1 y2 x2确定后 液相流率L越小 出塔液体溶质浓度x1越大 为此欲取得较大的x1值 在正常操作范围内 液相流率L要小 当小流量的液体不能使填料表面充分润湿时 会降低有效的传质面积 为了解决这样的问题 可采用吸收剂部分循环的流程 溶剂循环量 吸收剂部分循环的吸收操作 1 操作线的变化 原操作线 G y1 y2 L x1 x2 对于同样的净化要求 y1 y2 x2 x1 G L均不变 实际的塔内液相量为 吸收操作线为 G y1 y2 1 L x1 x2 液气比为 操作线的斜率变大 但推动力变小 对于等温吸收 液相循环的结果造成了液相的返混 使传质推动力下降 对吸收不利 对中部循环 非等温吸收 部分溶剂循环使用 可以利用塔外冷却装置循环带出热量 指 降低吸收温度 平衡线下移 有可能增加吸收推动力 2 对操作的影响 两塔吸收流程 1 解吸操作的目的得到较纯净的溶质 回收溶剂 用与吸收过程相同的分析方法处理 2 解吸方法a 气提法 载气惰性气体 水蒸汽等b 减压法解吸 相对于加压吸收 不需外加能量 c 升温法3 操作线方程操作线在平衡线下方 推动力与吸收过程相反 4 载气量的计算最小气液比 对于低浓度气体的解吸有 气体解吸过程的分析计算 解吸操作的解吸因子1 A的范围是1 2 1 A 2 0 一般情况下取1 A 1 4 3 填料层高度的计算传质单元高度计算与吸收过程相同 传质单元数的计算可以采用平均推动力法和吸收因子法 选择吸收剂的基本要求 1 溶解度要大 减少吸收剂用量 降低输送与再生的能耗 2 选择性好 吸收剂的选择性好可以减少惰气组分的溶解损失 提高解吸后所得溶质的纯度 选择性以选择性系数表示 3 易于再生 再生性能的优劣和再生过程的经济性是评价吸收剂乃至整个吸收过程的重要技术经济指标 4 挥发性小 对应一定温度 其蒸汽压要低 这样可以减少吸收剂的损耗 并提高溶质气体纯度 5 具有较好的化学稳定性及热稳定性 以减少吸收剂的降解和变质 尤其在使用化学吸收剂时 6 粘度低 以利于传质与输送 不易发泡 以利于实现高效 稳定操作 7 安全性能好 无毒 不易燃烧和爆炸 8 经济 易得 吸收操作参数的选择吸收塔的操作参数主要指操作压力和操作温度 1 操作压力的选择吸收压力高优点 提高吸收过程的推动力 减少了气体的体积流量 可以减小塔径 缺点 降低了吸收剂的选择性 吸收塔的造价可能升高 吸收压力低则相反 一般应该从过程的经济性角度出发 必须兼顾吸收和解吸以及整个工艺的操作条件 选择合适的操作条件 2吸收温度的选择对于物理吸收 吸收温度低 优点溶质的溶解度增大 减少溶剂用量 推动力增大 降低塔高度 减轻解吸塔的负荷 缺点低于常温的操作会增加操作费用 对于化学吸收 吸收温度高优点化学反应速度快 缺点传质推动力降低 一般情况下 常温下的吸收和解吸操作 过程的操作费用最低 为测定填料层的体积吸收系数Kya 在填料塔内以清水为溶剂 吸收空气中低浓度的溶质组分A 1 指出需要知道哪些条件和测取哪些参数 写出计算Kya步骤 2 在液体流量和入塔气体组分A浓度不变的情况下 加大气体流量 试问尾气中组分A的浓度是增高还是降低 所以 为了测出Kya 需要知道物系的平衡关系 因而需要测定温度 以便二从手册中查找有关数据 还需测量进 出口的气 液流量及组成 塔径和填料层的高度 1 求Kya的步骤如下 1 在稳定操作条件下测出L V X1 X2 0 Y1 Y2以及温度 2 依据平衡关系求出平均推动力 Ym 3 量出塔径DT 及填料层高H 4 将以上各量代人式 即求得Kya 2 若加大气体流量 尾气中组分A的浓度将增高 其分析如题图所示 等分子反向扩散 气相可视为理想气体 则 伴随气相总体运动扩散 复习 吸收过程 相际传质 的双膜模型 双膜模型理论要点 基于停滞膜模型 a 气液相间有稳定的相界面b 若流动流体的主体部分为湍流 在靠近相界面两侧各有一停滞膜 膜内的传质以分子扩散方式进行 虚拟膜或者有效膜 c 传质阻力全部集中在虚拟膜内 虚拟膜是实际层流层的适当延伸 包括了湍流及过渡流部分的传质阻力 气 液虚拟膜膜厚分别为 G和 L 膜外的主体中高度湍流传质阻力为0 d 在定态操作条件下 两膜层溶质的固体浓度分布状况在很短时间内建立 吸收过程传质速率方程式 a 气液相中膜内传质速率方程以气相推动力表示 NA kG p pi NA KG p pe 以液相推动力表示 NA kL ci c NA KL ce c 当以摩尔分数表示推动力时 气相推动力 NA ky y yi NA Ky y ye 液相推动力NA kx xi x NA Kx xe x 式中ky kx 分别为气液相膜的传质系数 Ky Kx 气液相总传质系数 传质系数Ky Kx ky及kx的关系 由传质速率方程可得 NA ky y yi kx xi x 总推动力 总阻力 NA ky y yi kx xi x 传质系数KG KL与Ky及Kx的关系 KG KyP KL KxC 界面浓度的确定 由ky y yi kx xi x 经变换后可得 y yi x xi kx ky根据气 液浓度 平衡线以及ky kx的值 可以确定界面状态yi和xi 溶解度对传质系数的影响 气相阻力控制对于易溶气体 即溶解度大的物系 其传质系数ky kx 传质阻力主要集中在液相侧的膜内 故称之为液膜控制 如空气 二氧化碳溶于水 当液膜控制过程时 可取 即 总阻力 液相阻力 操作线方程 对于低浓度气体的吸收有 最小溶剂用量 填料层高度 同理 可获得由相应传质单元高度和传质单数表示填料层高度h的计算公式 xi yi 为界面上的液 气相组成 摩尔分数 气相传质单元高度传质单元数 液相传质单元高度传质单元数 HG HL与HOG HOL之间的关系 同理 由 传质单元数的计算 平均推动力法 平衡线为直线 吸收因数法 平衡线为直线 2 计算工具 平衡关系 平衡关系Y mX Y mX b 或Y f X 操作线方程 G Y Y2 L X X2 吸收基本方程 H HOGNOG 或H HOLNOL A为操作线斜率与平衡线斜率