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文档简介
第九章吸收第一节概述9-1吸收操作利用气体混合物各组分在某种溶剂中溶解度的不同而分离气体混合物的操作称为吸收。一些基本概念:据图9-1 进行介绍。 一.吸收操作的工业目的1.原料气的净化此目的应用最广。例如合成氨工业氨中作为合成氨反应原料气的H2是通过下列变换反应得到的吸收剂S吸收尾气B吸收液A+S混合气体A+B CO+H2OCO2+H2上述变换反应含有副产物CO2,必须在合成反应之前将其除去。一般采用水或碱液将上述变换反应得到的混合气体中的CO2通过吸收的方法将其除去。2.有用组分的回收例如用水吸收合成氨厂中放空气体中的氨,用洗油回收焦炉煤气中的粗苯。3.制备产品例如盐酸和福尔马林的工业生产。4.废气处理例如工业上一些含有酸性气体的尾气通过吸收后再排放。二.分类 图9-1吸收塔示意图1.按吸收时有否发生明显的化学反应分物理吸收:吸收时不发生明显的化学反应化学吸收:吸收时发生明显的化学反应,例如 NaOH+CO2 NaHCO3NaHCO3 +NaOH Na2CO3+HO 9-2吸收流程和溶剂选择一.吸收流程吸收操作所用的溶剂,有的需要回收,有的不需要回收。如果溶剂不需要回收,则吸收操作流程只有吸收部分;如果所用溶剂需要回收,则吸收操作流程包括吸收部分和脱吸部分,如图9-2所示。关于吸收流程的几个问题: 1).气液流向2).多塔吸收,参见图9-3和9-43).温度和压力4).脱吸过程 图9-2焦炉煤气中的粗苯回收流程示意图 图9-3多塔吸收:气液逆流串联 图9-4多塔吸收:气体串联液体并联二.溶剂的选择1).溶解度大2).选择性好3).不易挥发4).其它物理性质要求(粘度、比热、发泡性等)5).其它化学性质要求(腐蚀性、毒性、燃爆性等)6).其它要求第二节吸收基本理论9-3吸收过程的相平衡关系一. 气体在溶液中的溶解度在一定的温度和压强下,使一定量的吸收剂与混合气体接触,开始了溶解过程。经过一定时间后,除了气体溶质分子进入溶液外,也有溶质分子从溶液中逸出进入气体,但总的说来入大于出。经过足够长的时间后,入等于出,物系处于相际动态平衡,简称为相平衡。平衡状态下气相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压,液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度。所谓气体中溶质在溶剂中的溶解度,就是指气体中溶质在溶剂中的饱和浓度。溶解过程自由度F:对于单组分物理吸收而言FC(组分数)(相数)+2 3-2+2=3自由度为3,则在温度t、压力P(总压)、气相组成y、液相组成x四个变量中,只要任意三个变量确定,则第四个变量随之确定,不能独立变化。由实验知,总压P在几个大气压的范围内对平衡的影响很小,可以忽略,于是在一定温度下,一定溶质的液相平衡浓度为气相组成的函数,可表示为 cA* = f(pA) (9-1)同理有 pA* = f(cA) (9-2)在同一溶剂中,不同气体的溶解度有很大差别,图9-5为一定温度下几种气体在水中的溶解度曲线。由溶解度曲线的斜率可判断其溶解度的大小。温度是影响溶解度的重要参数。图9-6是SO2于两个温度下在水中的溶解度曲线示图,由图可见,温度越高,溶解度越小,这一现象具有普遍性。压力对溶解度的影响:压力增大,溶解度增大;压力减小,溶解度减小。 总的说来,加压和降温对吸收有利,减压和升温对脱吸有利。 图9-5几种气体在水中的溶解度曲线 图9-6温度对溶解度的影响二.气液平衡方程1.用亨利常数关联在总压不高(一般小于5-10atm),一定温度下,有 pA*=ExA (9-3) 上述关系称为亨利定律,式中的E称为亨利常数。E值的大小表征气体溶解度的大小,E值越大,溶解度越小。亨利定律的适用情况a.对于理想溶液,在所有浓度范围内适用,且E=pA0,于是与拉乌尔定律一致。b.对于非理想溶液,仅适用于稀溶液(参见图9-5)。在亨利定律适用的范围内, E值只是温度的函数,而与P、cA 、pA无关。2.用溶解度关联 pA*= (9-4)式中H称为溶解度常数,其与E的关系为 H (9-5)3. 用相平衡常数关联 yA*=mxA (9-6)对于单组分吸收,可表示为 y*=mx (9-6a)式中m称为相平衡常数,其与E的关系为 m= (9-7)注意,m值既是温度的函数,又与总压有关。9-4吸收过程机理和传质速率方程一.吸收过程机理双膜理论以膜模型为基础的双膜理论在传质机理研究中占有重要地位,其物理模型如图9-7所示,其理论要点:1).气液间存在稳定的相界面,两侧各有很薄的当量层流膜层,溶质以分子扩散的方式串联通过二膜层;2).相界面气液达成平衡,无传质阻力;3).气液主体浓度处处相同。二.传质速率方程 1.亨利定律适用于气液平衡的情况 图9-7传质双膜模型示意图将前一章得到的固体壁面与流体间的传质速率方程应用于气液传质的两膜层,得 NA =kG (pG pi ) (9-8) NA =kL (ci cL ) (9-9)注意上二式推动力顺序的不同。由于pi、 ci实际上很难测定,上二式不便应用,解决办法是设法消除其中的pi、 ci 。对于亨利定律适用于气液平衡的情况: ci pi H (9-10)设与cL达成平衡的气相组成为pL*,则有 cL pL*H (9-11)将式(9-10)和(9-11)代入式(9-9)得 NA =kL H(pi pL* ) (9-12)将式(9-12)与(9-8)联立并全部写成(推动力/阻力)的形式得NA =上式中,1/kG为气相传质分阻力, 1/HkL为气相传质分阻力。应用加比定律 NA =令 KG = (9-13a) 或 (9-13b)于是得 NA =KG(pG pL* ) (9-14)KG称为以压强差为推动力的总传质系数,简称为总传质系数。1/ KG则为总传质阻力。同理可得 NA =KL (cG* cL ) (9-15)式中 KL = (9-16a) 或 (9-16b)注意式中各参数的意义。比较式(9-13)和(9-16)得 KGHKL (9-17)上述公式的推导与两流体对流传热总传热速率方程的推导相似,较复杂的是需利用亨利定律进行气相或液相组成的换算。 经相似的推导还可得 NA =Ky(y y* ) (9-18) NA =Kx (x* x ) (9-19) 式中 Ky = (9-20a) 或 (9-20b) Kx = (9-21a) 或 (9-21b)Kx=mKy (9-22) 2.亨利定律不适用于气液平衡的情况当溶液浓度超出亨利定律的适用范围时,用来关联气液平衡关系的三个平衡常数的数值将随着浓度的变化改变,不能应用式(9-12)至(9-22)计算传质速率,应寻求其它方法计算传质速率。不管亨利定律是否适用于气液平衡的情况,式(9-8)和(9-9)都成立,联立这两个计算式得 (9-23)由上式可知,代表界面组成的点I(ci , pi )落在过点P (cL , pG ),斜率为-kL /kG 的直线上,且点I又符合平衡关系。据此,可用图解法求得点I,如图9-8所示,然后利用式(9-8)或(9-9)计算传质速率。 3.总传质速率方程的分析推动力分析据图9-9进行分析,指出各线段与推动力的对应关系。阻力分析以下式为例进行分析 图9-8气液相界面组成的图解 图9-9传质推动力图示上式左侧表示气相总传质阻力,右侧第一项表示气相分阻力,第二项表示液相分阻力,注意这种情况下的液相阻力不是1/kL,气液分阻力之和构成总阻力。同理左侧表示液相总传质阻力,右侧第一项表示液相分阻力,第二项表示气相分阻力。其它表示方式的传质系数可作相似分析。当气膜阻力远大于液膜阻力时,称为气膜控制;反之,当液膜阻力远大于气膜阻力时,称为液膜控制。一般说来,kG、kL的变化范围不大,如填料塔中以水作溶剂时kL的数量级为10-4m/s,常压下kG的为10-3 -10-4kmol/(m2.s.atm),所以决定气液膜阻力相对大小的主要因素是H值的大小。气膜控制时,KG kG,液膜控制时上式右侧分母两项中,1/kG大小与气膜控制时相当,另一项由于H值很小使得1/HkL远大于1/kG,因此算得的KG远小于气膜控制时的KG,故液膜控制(难溶气体)时不仅溶解度小,而且传质速率也小,所以选择溶剂时溶解度大应放在第一考虑因素。补例9-1在常压及20C下测得氨在水中的平衡数据为:浓度为0.5gNH3/100gH2O的稀氨水上方的平衡分压为400Pa,在该浓度范围内平衡关系可用亨利定律表示。试求E、H及m。解:x=(0.5/17)/(0.5/17+100/18)=0.00527E=(p/x)=400/0.00527=7.59104Pay=mxy=p/P=400/101.33103=0.00395m=0.00395/0.00527=0.75cA=nA/V=(0.5/17)/(0.5+100)/1000)=0.293kmol/m3H=cA/p=0.293/400=7.3310-4kmol/(m3.Pa)补例9-21)氨水的浓度和温度与上题相同,而上方的总压强变为200kPa,试求E、H及m。2)又如果氨水的浓度与总压与上题相同,而氨水温度升高到50C,已知此时氨水上方的平衡分压为500Pa,再求E、H及m。解:1)E=7.59104PaH=7.3310-4kmol/(m3.Pa)m=E/P=7.59104/200103=0.382)E=p/x=500/0.00527=9.49104PaHcA/p=0.293/500=5.8610-4kmol /(m3.Pa)m=y/x=E/P=9.49104/101.33103=0.937结论:1)对于一定的物系,E和H只与温度有关,而m则还与总压P有关;2)P越大,m越小,对吸收有利;3)温度越低,E及m越小,H越大,对吸收有利,反之则相反。补例9-3在101.33kPa及25C下溶质组成为0.05摩尔分率的CO2-空气混合物分别与以下几种溶液接触,试判断传质过程进行的方向。1)浓度为1.110-3kmol/m3的CO2水溶液;2)浓度为1.6710-3kmol/m3的CO2水溶液;3)浓度为3.110-3kmol/m3的CO2水溶液。已知25C下CO2在水中的E为1.662105Pa解:1)m=E/P=1.662105/1.0133105=1641x 1.110-3/(1000/18)=1.9810-5x*=y/m=0.05/1641= 3.010-5 x*x0传质方向为从气相到液相,即吸收过程2)x3.010-5x*=3.010-5 x*x0传质处于平衡状态x5.5810-5x*=3.010-5 x*x0传质方向为从液相到气相,即解吸过程补充例题9-4填料吸收塔某截面上的气液相组成为y=0.05, x=0.01,传质系数为ky=0.03 mol/(m2.s), kx=0.02 mol/(m2.s),若相平衡关系为y=2.0x,试求两相间传质总推动力、总阻力、总传质系数、传质速率以及各相阻力的分配。解:传质总推动力:y=y-y*=y-mx=0.05-20.01=0.03 x=x*-x=y/m-x=0.05/2-0.01=0.015传质总阻力:1/Ky=1/ky+m/kx=1/0.03+2/0.02=133.3 (m2.s)/kmol1/Kx=1/(mky)+1/kx=1/(20.03)+1/0.02=66.7 (m2.s)/kmol 总传质系数:Ky=0.0075 kmol/(m2.s) Kx=0.015 kmol/(m2.s)传质速率:NA= Kyy=0.00750.03=2.2510-4 kmol/(m2.s) = Kxx=0.0150.015=2.2510-4 kmol/(m2.s) 各相阻力分配:气相 (1/ky)/(1/Ky)=(1/0.03)/133.3=25% 或 (m/kx)/(1/Ky)=(2/0.02)/133.3=25%液相 (1/kx)/(1/Kx)=(1/0.02)/66.7=75% 或 (1/(mkx))/(1/Kx)=(1/(20.03)/66.7=75%4.关于传质速率方程小结各种形式的传质速率方程见表9-1,注意事项:1)传质系数与推动力的对应关系及各种符号意义;2)气液推动力二者的不同顺序;3)传质速率、传质系数和推动力三者的单位统一。 第三节吸收计算吸收计算要解决的问题:溶剂的用量及出塔吸收液的浓度填料塔的填料层高度或板式塔的塔板数目塔径9-5物料衡算及最小液气比逆流吸收塔气液流股和组成见图9-10。吸收操作过程中,G和L的量在不断变化,而GB和LS的量不变,物料衡算时若以这两个不变的量为计算基准将很方便,相应地浓度应使用摩尔比,气液流量和组成之间的关系如下GB=G(1-y) LS= L (1-x)(9-24a)上二式应用于塔顶和塔底则有 GB=Ga (1-ya )= Gb (1-yb ) (9-24b) LS= La (1-xa) = Lb (1-xb) (9-24c)组成之间的关系 Y=y/(1-y) X=x/(1-x) (9-25a) 图9-10吸收塔的物料衡算应用于塔顶和塔底则有 Ya =ya/(1-ya) Yb =yb/(1-yb ) (9-25b) Xa =xa/(1-xa) Xb =xb/(1-xb ) (9-25c)对图9-10作全塔的物料衡算得 GBYb+LSXa= GBYa+LSXb (9-26a) 上式又可整理为 GB(YbYa)=LS(Xb Xa) (9-26b) 解释上二式的意义。 上二式中有六个参量,通常GB、Ya 、Yb 、Xa为已知,如果再知道LS和Xb 中的一个另一个就可由上二式中的任一式求算。下面讨论LS的确定。先讨论任一塔截面上相互接触的气液组成之间的关系,对图9-10中任一塔截面和塔顶(虚框范围)作物料衡算得GB(YYa)=LS(X Xa) (9-27)或写成: (9-27a)上式称为操作线方程,其在X-Y图中为过点(Xa,Ya),斜率为LS/GB的一条直线。同理,对图9-10中任一塔截面和塔底作物料衡算得 GB(YbY)=LS(Xb X) (9-28)或写成: (9-28a)上式也称为操作线方程,其在X-Y图中为过点(Xb,Yb),斜率为LS/GB的一条直线。上述两条直线在点(Xa,Ya)和点(Xb,Yb)之间重合,称在点(Xa,Ya)和点(Xb,Yb)之间的直线为操作线,如图9-11中的线段AB所示,直线上的点P表示某一个塔截面上的组成点,称为操作点,线段PQ表示该截面处气相总传质推动力,线段PR表示该截面处液相总传质推动力。关于溶剂的用量,从传质的角度看,用量越大,传质推动力越大,对吸收有利。如果溶剂需要回收,从回收的能耗角度看,希望溶剂用量尽可能少。但是任何溶质的溶解度都是有限的,溶剂用量LS较小,则对溶质的吸收能力也较小。当LS小到一定程度时,就达不到吸收要求,故需合理选取。 对于吸收操作,通常GB、Ya、Yb、Xa不变,当LS减小时,操作线斜率减小,A端固定,B端沿着水平方向向平衡线靠近,参见图9-11。当B端与平衡线相遇于C点时,意味着在塔底处气液处于平衡状态,其传质推动力为0,因而传质速率为0,这种情况相当于吸收高度无限高,实际是无法达到的。因此此时的LS为最小溶剂用量,其相应的液气比称为最小液气比,其与组成之间的关系为 图9-11操作线与平衡线 (9-29)实际液气比一般取最小液气比的1.1-1.5倍。对于低浓度的吸收操作,摩尔比与摩尔分数差别不大,为简化处理和计算,可用摩尔比分数代替摩尔比,参见教材的计算实例。9-6低浓度气体填料层高度的计算一.基本计算式填料塔中气液间的传质是在填料表面的润湿且流动着的液膜中进行的,为了提高传质速率,增强传质效果,一方面,应使单位体积填料有尽可能多的表面积(即比表面积),这是增大传质面积的基本前提;另一方面,要使填料表面充分润湿,才能成为传质的有效表面。在传质速率方程中,NA的单位为kmol/(s.m2(传质面积),即以单位传质面积为计算基准。由于填料塔中实际的气液传质面积A(即润湿且流动着的液膜面积,又称有效表面积)难于准确测定,常用的简化处理方法是认为传质面积与填料体积V成正比,设a表示单位体积填料中的有效传质面积,则有:A=a.V=a.h=a.(/4)D2.h (9-30)定义了a之后,a与传质系数的乘积表示单位体积填料中单位时间单位传质推动力所传递的溶质量,称为体积传质系数。例如Kya称为气相体积传质系数,其单位为kmol/(m3.s.y),其含义为单位体积填料中单位时间单位气相摩尔分数传质推动力所传递的溶质量。体积传质系数可视为一个整体。如前所述,对低浓度气体的吸收而言,为简化处理和计算,可用摩尔比分数代替摩尔比,同理,用气体总流量G代替惰性气体流量GB,用液体总流量L代替溶剂流量LS。由图9-11可知,在塔的不同截面上,气相和液相的总传质推动力(相应于操作线上某点与平衡线的垂直和水平距离)是不相同的,故传质速率方程和物料衡算应先针对微分填料层高度列出,由微分填料层高度积分得到填料层总高度,如图9-12所示。对图示的微分填料层高度作物料衡算得 Gdy=Ldx (9-31)注意式中G和L均为单位塔截面积的流量,即物料衡算得以单位塔截面积为基准。从传质速率方程的角度考虑,在dh微分填料层高度中发生的传质量为 NA.a.dh 于是单位塔截面积发生的传质量为 图9-12填料层高度的积分计算 NA.a.dh在稳定条件下,相间传质的量等于气相中溶质的减少量又等于液相中溶质的增加量,即 GdyNA.a.dh (9-32a) LdxNA.a.dh (9-32b)将NA=Ky(y-y*)代入式(9-32a)得 Gdy Ky(y-y*) a.dh (9-33)整理上式并积分得 (9-34)对于低浓度气体的吸收,G、Kya均视为不变(可取为全塔的平均值),于是上式积分式可简化为 (9-35)令 (9-36) (9-37)HOG和NOG分别称为气相总传质单元高度和气相总传质单元数,则得 h0=HOG.NOG (9-38)同理可得 (9-39) (9-40) (9-41)二.传质单元数的求算1.图解积分法图解积分法直接根据定积分的数学意义求算传质单元数,适用于操作线和平衡线为直线和非直线的任何情况。以NOG的计算为例作介绍,参见图9-13和图9-14。2.对数平均推动力法此方法适用于操作线和平衡线为直线的情况。设操作线和平衡线方程分别为 y=ax+b (1) y*=cx+d (2)(1)-(2)得y=y-y*=(a-c)x+(b-d) (3)上式说明y与x也是直线关系。将式(1)代入式(3)并整理得图9-13气相传质总推动力图解 图9-14图解积分求气相总传质单元数y=(a-c)/a)y+(b-d-(a-c)b/a) =my+n (4) 上式说明y与y也是直线关系。设该直线经过点(ya, ya)和点(yb, yb),则有 (5a)将上式改写成 (5b)于是得 (9-42)同理可得 (9-43) (9-44) (9-45)对数平均推动力法求传质单元数的应用见教材的计算实例9-6。3.解析法此方法适用于操作线和平衡线为直线的情况。仍以气相总传质单元数的计算为例进行推导。前已得到某一塔截面和塔顶的物料衡算式为 GB(YYa)=LS(X Xa) (9-27)对于低浓度气体的吸收上式简化为 G(yya)=L(x xa) (9-46)将上式改写成x=(G/L)(y-ya)+xa (9-46a)设气液平衡关系符合y*=mx (9-47)将式(9-46a)代入式(9-47)并整理得 y*=(mG/L)(y-ya)+xa (9-48)令 A=L/(mG) (9-49)称A为吸收因数,其值在操作线和平衡线关系图中为操作线斜率和平衡线斜率之比,其倒数称为脱吸因数,用S表示,即 S=mG/L (9-50) 于是式(9-48)可表示为 y*= S (y-ya)+xa (9-48a) 将上式代入NOG的积分式中并整理得对于操作线和平衡线均为直线的情况,S为常数。对上式进行积分得并整理得 (9-51)也可表示为 (9-52)上二式较繁,可通过查图代替计算,如图9-15所示。图中横座标表示吸收要求或吸收程度。对于同样的吸收要求,S值越小,即A值越大,完成一定吸收任务所需的吸收塔的填料层高度越小。换句话说,A值大有利于吸收,故称其为吸收因数;相反,S值大则不利于吸收而有利于脱吸,故称其为脱吸因数。在吸收操作中,若物系和操作条件确定,则表示气液平衡关系的m值确定,于是决定A值或S值大小的因素是溶剂流量。一般溶剂流量控制在使A值在1.4左右,相应的S值为0.7左右。图9-15解析法求传质单元数图解 同理可得 (9-53)(9-54)式(9-51)与(9-53)比较得 NOL=SNOG (9-55)解析法求传质单元数的应用见教材的计算实例9-6。4.近似梯级图解法适用于操作线和平衡线为直线或弯曲程度不大的曲线。此方法只能用于求NOG或NOL,而不能用于求NG或NL。其图解的方法步骤参见图9-16。现对第一个梯级进行分析。由几何关系知 DF=2M1C= CC若将第一个梯级的平衡线AF近似地视为直线(第一个近似),则在梯形A AFF中,中线CC=(AA+FF)/2,即CC为操作线AF段两端气相总传质推动力的算术平均值,将这个算术平均值近似地代替严格计算的对数平均值,设F点的纵座标为y1,则在AF段内 图9-16近似梯级图解法其它梯级也有同样的性质,因此有(9-56)最后一个梯级一般不是完整梯级而是分数级,如图9-16所示的HK/HJ,按这个比例计算为小数。近似梯级图解比图解积分法简便,其应用见教材的计算实例9-8。思考题:如何用近似梯级图解法求取NOL。9-7传质单元数传质单元高度由近似梯级图解法知,当时,称为1个气相总传质单元,其含义为:在吸收塔某一填料层中,气相经过这一层的组成变化yk-yk-1与这一层的平均气相总推动力相等。传质单元数标志着分离要求的高低和传质推动力的大小,分离要求越高,传质推动力越小,则传质单元数越大。所以,总的说来,传质单元数标志分离难度的高低。对应于1个传质单元的填料层高度称为传质单元高度,文献中常简称为HTU。HTU的大小主要取决于物系性质(主要影响传质系数),填料的特性(如填料的比表面积、润湿性能、空隙率等,主要影响传质系数和有效传质面积)和操作条件(主要影响传质系数和有效传质面积,操作条件中包括了G)。显然,HTU越小,在相同条件下实现同样的吸收要求所需的填料层高度越小,即传质效果越好。HTU和传质系数(通常用体积传质系数表示)可相互推算。由于影响传质系数的因素很多,至今无法用于计算传质系数的理论解析式,通常采用经验关联式进行计算,一些经验关联式用HTU来间接表示传质系数。用HTU表示的优点是: 1) 单位为m,最简单;2) 数值变化范围较窄,一般在0.2-1.5m范围内,较便于把握。而传质系数单位很多,数值变化范围较大,难于建立起数量概念。粗略地讲,在填料塔中,kya、 kxa大约与气液体流量的0.7次方成正比,即 kya G0.7 kxaL0.7 (9-57)则 HGG/(kya) G0.3 HL=L/( kxa)L0.3 (9-58) 由上二式可以看出,传质单元高度隨塔内气液流量的变化比传质系数隨气液流量的变化小得多。当操作线和平衡线均为直线时,S和A为常数,可导得传质单元数和传质单元高度之间的下列关系:已知 上式各项乘以G/a并变形得 上式可改写为HOG=HG+SHL (9-59)同理可得 HOL=AHG+HL (9-60)比较上二式得 HOG=SHOL 或 HOL=AHOG (9-61)又据 h0=HOGNOG=HOLNOL 得 NOG=ANOL 或 NOL=SNOG (9-55)此关系式前已导得。9-8吸收塔的操作型问题生产上的问题有两类,一类是设计型问题,这类问题的特点是已知生产任务和条件,要求制定合理的流程,并设计相应的设备;另一类问题是流程和设备已给定的情况下,考察某些操作参数的变化将引起其它哪些参数发生变化、如何变化?或者是对现有流程及设备进行核算,这类问题称为操作型问题。两类问题所依据的基本原理是相同的,但相比较而言,操作型问题的分析和求解更加复杂,是化工原理教学与实际应用的难点所在。对于吸收化工单元操作而言,操作型问题的具体特点是塔的设备因素(包括填料层高度、填料种类、材质、结构等)、物系(A、B、S)确定,而某些操作参数变化对其它参数的影响,哪些会变化,如何变化(变大或变小),哪些不会变化?分析操作型问题常用的一些基本关系: t、P对E、H、m的影响 kya G0.7 kxaL0.7 HGG/(kya) G0.3 HL=L/( kxa)L0.3上列解析式用于分析NOG、S和 (yb-mxa)/(ya-mxa) 三者之间的关系。此外,注意P对气体体积传质系数的影响,kGa视为与P无关,而kya =kGa/P,故视kya与P成反比。关于操作型问题参见教材的计算实例9-9和9-10。9-9高浓度气体填料层高度的计算对高浓度气体的吸收而言,G和L、气相传质系数沿塔上下不同截面有较大的变化,不能再视为常数(液相传质系数变化较小,仍可近似地视为常数),因而填料层高度的计算比较复杂,详细内容参见教材P53-P60。9-10板式塔塔板数的求取吸收操作一般在填料塔中,但也可以在板式塔中进行。在填料塔中,气液的接触是连续进行的,而在板式塔中,气液的接触是离散的,各塔板的浓度呈阶跃式变化。与求取填料塔填料层高度相似,为了完成一定的吸收任务,需要确定所需的塔板数,同样要应用物料衡算和气液平衡关系。具体方法有:一.图解法 板式塔各塔板和入塔的气液体组成如图9-17所示。与填料塔中所作的物料衡算相似,对某一塔截面和塔顶或塔底作物料衡算,例如对第二块塔板塔截面和塔顶作物料衡算得(设为低浓度气体吸收,作简化处理) 注意上式(x1,y2)表示进入第二块塔板上方塔截面的气液相组成,其中x1的下标1表示第1块塔板,x1表示离开第1块塔板进入该塔截面的液相组成;相似地, y2的下标2表示第2块塔板, y2表示离开第2块塔板进入该塔截面的液相组成。这种表示方法是与填料塔物料衡算式相区别之处。上式可推广到塔内任何一块塔板上的塔截面与塔顶的物料衡算关系,可表示为 (9-62)上式(xn-1,yn)表示进入第n块塔板上方塔截
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