化工原理吸收(已修改1)ppt课件

第七章吸收,第一节概述第二节气液相平衡第三节传质动力学第四节传质机理与传质方程第五节吸收过程计算第六节填料塔,第一节概述,一、吸收过程的基本应用二、吸收过程的基本原理三、吸收过程的分类四、吸收过程的基本流程五、吸收剂的选择原则六、精馏和吸收的比较,第一节概述,一、吸收过程的基本应用,2.应用：产品制备：如硫酸、盐酸、福尔马林的制备回收有用物质：尾气中NH3、CO2等的回收；净化气体：原料气净化；排放尾气净化；气体产品的精制。,1.吸收:是将气体混合物中的各个组分予以分离的单元操作。,3.典型的工业吸收过程:洗油吸收煤气中的粗苯,吸收工艺过程,吸收过程苯吸收塔,解吸过程苯解吸塔,二、吸收过程的基本原理,4.几个名词吸收剂：吸收过程中所用的溶剂；溶质：混合气体中能显著被吸收剂吸收的组分；惰性组分：不能被吸收剂吸收的组分；富液：含有较高溶质浓度的吸收剂；贫液：从富液中将溶质分离出来后得到的吸收剂。,1.依据：气体混合物中各组分在溶剂中的溶解度的差异。,2.吸收过程：（1）溶质从气相主体传递到相界面；（2）在相界面上溶质溶解到液相表面；（3）溶质从相界面传递到液相主体。,3.实质：吸收过程溶质由气相到液相的质量传递过程；解吸过程溶质由液相到气相的质量传递过程。,三、吸收过程的分类1.物理吸收与化学吸收（依有无化学反应）；2.单组分吸收与多组分吸收（依吸收组分数）；3.等温吸收与非等温吸收（依温度是否变化）；4.低浓度气体吸收与高浓度气体吸收。,四、吸收过程的基本流程,1.一步吸收流程和两步吸收流程(选用吸收剂的数目)一步吸收流程：仅用一种吸收剂两步吸收流程：使用两种吸收剂,2.单塔流程和多塔流程(所用的塔设备数),3.逆流吸收流程和并流吸收流程(塔内气液流向),逆流和并流吸收过程,4.部分溶剂循环流程,5.两段吸收两段解吸流程:,五、吸收剂的选择原则对溶质的溶解度要大；对溶质有较高的选择性；不易挥发；较低的粘度，不易起泡；解吸性能好，便于再生；良好的化学稳定性、热稳定性、无毒、无易燃易爆等；廉价、易得。,六、精馏和吸收的比较相同点分离均相混合物的气液传质过程不同点引入另一相的方法操作结构传质机理,第二节气液相平衡,一、气液相平衡二、相平衡的表示方法三、相平衡关系的应用,单组份的物理吸收平衡自由度：F=C-+2=3-2+2=3。,在温度、总压一定时，F=1，有：,Pe溶质在气相中的分压平衡分压。ce溶质在液相中的饱和浓度平衡溶解度。,一、气液相平衡,二、相平衡关系的表示方法,1.溶解度（相平衡）曲线：,分压对溶解度的影响：p*增加，x增加（T一定）；,温度对溶解度的影响：T增加，x下降（P*一定）；,总压对溶解度的影响：在组份分压不变时，若P变化不大（P小于0.5MPa时），总压P的变化不影响p*、x之间的关系。,ap*=f（x）(T、P恒定),说明：,by*x曲线,注意：,P对x-y图有影响，因为对于一定的y，P变化将导致p*的变化，p*是影响溶解度的直接原因。,2.气液相平衡方程（享利定律）,在总压不高时（P小于0.51MPa），溶质在稀溶液中的溶解曲线通过原点，且为直线,可表示为：,E享利常数，kPa,a若液相为理想溶液，则在全部浓度范围内，上式均成立。此时，亨利定律与拉乌尔定律一致,E=P0。,b不同气体：E大，难溶；E小，易溶。,c同种气体：,说明：,(1)享利定律的其他表示法,浓度的表示方法不同，享利定律的形式不同。,X为比摩尔分率,c为kmol（溶质）/m3溶液,溶解度系数,(2)E、H、m、m*之间的关系,E，H之间的关系：,对于稀溶液：,cs溶剂摩尔浓度，kmol溶剂/m3溶液。,E,m之间的关系:,若气相为理想气体：,m，m*之间的关系：,对于稀溶液：,则：m=m*,三、气液平衡关系的应用,1.判断过程进行的方向,组成为y、x的气液相相接触，传质方向为：,2.确定传质过程的推动力,组成为y、x的气液相相接触，传质推动力可表示为：,或,3.判断过程进行的极限,平衡为过程的极限状态,净化气体为目的：,制取液相产品为目的：,例7-1：在常压及20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，在该浓度范围下相平衡关系可用亨利定律表示，试求亨利系数E，溶解度系数H，及相平衡常数m。（氨水密度可取为1000kg/m3）解：,由亨利定律表达式知：,亨利系数为,又,，而,相平衡常数,溶解度系数为：,或由各系数间的关系求出其它系数,第三节传质分离动力学,一、传质的基本方式二、组分运动速度及传质通量三、分子扩散四、涡流扩散五、对流传质,吸收过程涉及两相间的物质传递，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。,第三节传质分离动力学质量传递：在具有浓度差的混合物中，一个或几个组分从一处转移到另一处的过程。工程上，简称为传质过程。,气相主体相界面液相主体单向传质界面溶解单向传质,一、传质的基本方式单相内的传质：（1）分子扩散:一相内部有浓度差异分子随机热运动的宏观结果。固体、静止的流体和作层流流动的流体内部单独存在。（2）涡流扩散：质点的湍动和旋涡的扰动引起。湍流流动的流体内（分子扩散的影响可忽略）。对流传质：流体与固体壁面之间或流体与相界面之间的质量传递。,二、组分运动速度及传质通量,1.流体中组分的速度,a）组分的绝对速度ui,i组分通过空间某一静止平面的速度。,b）物系的平均速度u,u-混合体系的平均速度，m/s；c0-混合物的表观物质的量浓度，kmol/m3；N-单位面积上混合物系的摩尔流量，kmol/(m2s)。,由于：,所以：,c）组分的扩散速度uki,扩散是由于自身的浓度差引起的质量传递。,通过空间某一静止平面的传质通量：,2.组分的传质通量,混合物系中某组分在单位时间内通过空间某一平面单位面积上的质量或物质的量。,扩散通量Ji：通过以平均速度移动的平面的传质通量。,在工程上，以组分通过空间某固定平面计算传质通量。,又因为：,所以：,总体流动造成的质量通量。,三、分子扩散,分子随机热运动引起的质量传质过程，只要有组分的浓度差存在，就存在分子扩散，当过程进行到组分的浓度差消失时，宏观的传质通量为零，但微观的分子热运动仍在进行，只是组分的扩散和反向扩散的速率相当，系统处于动态平衡状态。分子扩散通量可用费克定律描述。,1.费克定律,表明：分子扩散速率正比于浓度梯度，方向沿浓度降低的方向。,即：,2.双组分等分子反向扩散,系统内各处总浓度相等，温度恒定不变。发生分子扩散过程。,CA1CA2、CB2CB1,对于气相：,对于该系统：,所以：,3.单向扩散,A可溶于液相B完全不溶于液相液相不挥发,总体流动：在压力差的作用下，单相主体向界面移动称为总体流动，总体流动造成A，B向同一方向移动。组分A在z轴方向上总的传质通量为：,组分B在z轴方向上总的传质通量为：,于是：,所以：,表明：对于有总体流动的稳态分子扩散过程，两组分的分子扩散通量仍然是数值相等而方向相反。,对于单向稳态分子扩散，由于NB=0，所以N=NA，,令,则有：,对于气相物系：,其中,其中和称为漂流因子，其值大于1,意义：漂流因子反映了总体流动对传质速率的影响，其值愈大总体流动作用越强。,当A很低时，则漂流因子1，总体流动的影响消失。,4.分子扩散系数物质传递性质的度量参数，表达组分扩散难易程度。物理意义：单位浓度梯度下的扩散通量。影响因素：系统的温度、压力和物系的组成。数据来源：一般由实验确定、半经验公式计算。,液体中的分子扩散系数（10-910-10m2/s）,四、涡流扩散,涡流扩散通量表示方法，借助于费克定律。,De涡流扩散系数，不仅和物性有关，而且与流动状况有关。,双组分气体混合物，组分的扩散系数：,气体分子扩散系数（10-510-4m2/s）,五、对流传质,对流扩散速率，既有分子扩散又有涡流扩散。,1.流体沿相界面呈层流流动,质量传递：以分子扩散的方式进行。说明：传质方向上的浓度分布为曲线分布。,2.在湍流流动条件下层流内层：以分子扩散的方式进行质量传递；湍流中心：主要以涡流扩散的方式进行；过渡层：两种扩散方式同时存在。,3.对流传质的停滞膜模型及传质速率方程停滞膜模型模型要点：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。,基于停滞膜模型，可以利用分子扩散理论描述对流传质问题。,传质速率方程,对于气相,对于液相,kL：液膜传质系数,kG：气膜传质系数,例7-2：在101.33KPa、0下的O2和CO混合气体中发生稳定的分子扩散过程。已知相距0.2cm的两截面上O2的分压分别为13.33kPa和6.67kPa，又知扩散系数为0.185cm2/s，试计算下列两种情况下O2的传递速率。(1)O2和CO两种气体作等分子反向扩散；(2)CO气体为停滞组分。,第四节吸收过程机理和吸收速率方程式,一、吸收过程的机理二、吸收速率方程,一、吸收过程的机理,对吸收机理的认识异同由于相界面附近流体流动状况和传质过程很复杂，人们对上述三步的认识不同，提出了各种不同的传质模型来描述整个传质机理。但至今仍没有一个完整的理论能说明两流体相间在各种不同情况下的传质机理。吸收机理模型有三种，即：双膜理论、溶质渗透模型和表面更新模型。重点：1923年惠特曼提出的双膜理论,一、吸收过程的机理,1.双膜理论相互接触的气液两相间有一个稳定的界面，界面上没有传质阻力，气液两相处于平衡状态。界面两侧分别存在着两层膜，气膜和液膜。气相一侧叫气膜，液相一侧叫液膜，这两层膜均很薄，膜内的流体是滞流流动，溶质以分子扩散的方式进行传质。膜外的气液相主体中，流体流动的非常剧烈，溶质的浓度很均匀，传质的阻力可以忽略不计，传质阻力集中在两层膜内。,2.模型,3.优缺点实验证明，在气速较低时，用双膜理论解释吸收过程是符合实际情况的，即提高速度，可增大吸收速率已为实践所证实。根据这一理论的基本概念所确定的吸收速率关系，至今仍是填料吸收塔设计计算的主要依据。但当速度较高时，气液两相界面就处于不断更新的状态，并不存在稳定的气膜和液膜，界面更新对吸收过程是一重要影响因素，双膜论对于这种情况并无考虑进去，这是它的局限性。本课程后续部分也将以该理论为讨论问题的基础。,二、吸收速率方程式,吸收速率：,单位面积，单位时间内吸收的溶质A的摩尔数，用NA表示，单位通常用kmol/m2.s。,吸收传质速率方程：,吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式,吸收速率=传质系数推动力,1.气膜吸收速率方程式,令,气膜吸收速率方程式,气膜吸收系数，kmol/(m2.s.kPa)。,也可写成：,当气相的组成以摩尔分率表示时,当气相组成以摩尔比浓度表示时,2.液膜吸收速率方程式,令,或,液膜吸收速率方程,当液相的组成以摩尔分率表示时,当液相组成以摩尔比浓度表示时,3.界面浓度,求出,图解法,4.总吸收系数及相应的吸收速率方程式1）以气相组成表示总推动力的吸收速率方程式a）以p为推动力的吸收速率方程,与液相主体浓度c成平衡的气相分压，Pa。,b）以y为推动力的吸收速率方程,2）以液相组成表示总推动力的吸收速率方程式,以y为推动力的气相总吸收系数，kmol/(m2.s)。,a）以c为推动力的吸收速率方程,以c为推动力的液相总吸收系数，m/s,b）以x为推动力的吸收速率方程,以x为推动力的液相总吸收系数，kmol/(m2.s),3）用摩尔比浓度为总推动力的吸收速率方程式适用条件：溶质浓度很低时,据道尔顿分压定律,代入,令,5.各种吸收系数之间的关系1）总系数与分系数的关系,由亨利定律：,分别为总阻力、气膜阻力和液膜阻力,即总阻力=气膜阻力+液膜阻力,同理,在溶质浓度很低时,2）总系数间的关系a）气相总吸收系数间的关系,当溶质在气相中的浓度很低时,b）液相总传质系数间的关系,c）气相总吸收系数与液相总吸收系数的关系,3）各种分系数间的关系,6.传质速率方程的分析,1）溶解度很大时的易溶气体,气膜控制,气膜控制,例：水吸收氨或HCl气体,液膜控制,例：水吸收氧、CO2,2）溶解度很小时的难溶气体,当H很小时，,液膜控制,3）对于溶解度适中的气体吸收过程气膜阻力和液膜阻力均不可忽略，要提高过程速率，必须兼顾气液两端阻力的降低。,小结：,吸收速率方程,与膜系数相对应的吸收速率式,与总系数对应的速率式,用一相主体与界面的浓度差表示推动力,用一相主体的浓度与其平衡浓度之差表示推动力,注意：吸收系数的单位：kmol/(m2.s.单位推动力)吸收系数与吸收推动力的正确搭配阻力的表达形式与推动力的表达形式的对应吸收速率方程的适用条件各种吸收系数间的关系气膜控制与液膜控制的条件,例题：求传质通量,例题：求传质系数与速率,例7-4：在压强为101.33kPa下，用清水吸收含溶质A的混合气体，平衡关系服从亨利定律。在吸收塔某截面上，气相主体溶质A的分压为0.4kPa，液相中溶质A的摩尔分数为0.01，相平衡常数m为0.84，气膜吸收系数kY为2.77610-5kmol/(m2s)；液膜吸收系数kX为3.8610-3kmol/(m2s)；试求：(1)气相总吸收系数KY，并分析该吸收过程控制因素；(2)吸收塔截面上的吸收速率NA。,第五节吸收塔的计算,一、吸收塔的物料衡算与操作线方程二、吸收剂用量的确定三、塔径的计算四、填料层高度的计算五、理论板层数的计算六、吸收的操作型计算,化工单元设备的计算，按给定条件、任务和要求的不同，一般可分为设计型计算和操作型（校核型）计算两大类。,设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单元设备。操作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务。,两种计算所遵循的基本原理及所用关系式都相同，只是具体的计算方法和步骤有些不同而已。本章着重讨论吸收塔的设计型计算，而操作型计算则通过习题加以训练。,吸收塔的设计计算，一般的已知条件是：1）气体混合物中溶质A的组成（mol分率）以及流量kmol/(m2.s)2）吸收剂的种类及T、P下的相平衡关系；3）出塔的气体组成需要计算：1）吸收剂的用量kmol/(m2.s)；2）塔的工艺尺寸，塔径和填料层高度,设计计算的主要内容与步骤,计算依据：物系的相平衡关系和传质速率,(1)吸收剂的选择及用量的计算；(2)设备类型的选择；(3)塔径计算；(4)填料层高度或塔板数的计算；(5)确定塔的高度；(6)塔的流体力学计算及校核；(7)塔的附件设计。,一、吸收塔的物料衡算与操作线方程,混合气体通过吸收塔的过程中，可溶组分不断被吸收，故气体的总量沿塔高而变，液体也因其中不断溶入可溶组分，其量也沿塔高而变。但是，通过塔的惰性气体量和溶剂量是不变的。所以吸收塔的物料衡算是以汽相中的惰性气体量和液相中的溶剂量作为衡算基准的。,一、吸收塔的物料衡算与操作线方程,1.物料衡算,目的：,确定各物流之间的量的关系以及设备中任意位置两物料组成之间的关系。,对单位时间内进出吸收塔的A的物质量作衡算,吸收率,混合气中溶质A被吸收的百分率,2.吸收塔的操作线方程式与操作线,在mn面与塔底截面之间作组分A的衡算,逆流吸收塔操作线方程,在mn截面与塔顶截面之间作组分A的衡算,逆流吸收塔操作线方程,表明：,塔内任一截面的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线关系，直线的斜率为L/V。,当L/V一定，操作线方程在Y-X图上为以液气比L/V为斜率，过塔进、出口的气、液两相组成点(Y1，X1)和(Y2，X2)的直线，称为吸收操作线。,Y,X,o,Y*=f(X),A,Y1,X1,X2,Y2,B,Y,X,X*,Y*,P,线上任一点的坐标(Y，X)代表了塔内该截面上气、液两相的组成。,操作线上任一点P与平衡线间的垂直距离(Y-Y*)为塔内该截面上以气相为基准的吸收传质推动力；与平衡线的水平距离(X*-X)为该截面上以液相为基准的吸收传质推动力。,两线间垂直距离（Y-Y*）或水平距离（X*-X）的变化显示了吸收过程推动力沿塔高的变化规律。,Y-Y*,X*-X,并流操作线方程,V,Y1,V,Y2,L,X2,L,X1,V,Y,L,X,Y,X,o,Y*=f(X),A,Y1,X1,X2,Y2,B,Y,X,X*,Y*,P,Y-Y*,X*-X,3.吸收塔内流向的选择,在Y1至Y2范围内，两相逆流时沿塔高均能保持较大的传质推动力，而两相并流时从塔顶到塔底沿塔高传质推动力逐渐减小，进、出塔两截面推动力相差较大。在气、液两相进、出塔浓度相同的情况下，逆流操作的平均推动力大于并流，从提高吸收传质速率出发，逆流优于并流。这与间壁式对流传热的并流与逆流流向选择分析结果是一致的。与并流相比，逆流操作时上升的气体将对借重力往下流动的液体产生一曳力，阻碍液体向下流动，因而限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率，这是逆流操作不利的一面。工业吸收一般多采用逆流，本章后面的讨论中如无特殊说明，均为逆流吸收。,例题：物料衡算,例7-5：在常压逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分A。已知操作温度为27，混合气体处理量为1100m3/h，清水用量为2160kg/h。若进塔气体中组分A的体积分数为0.05，吸收率为90%，试求塔底吸收液的组成，以摩尔比表示。,吸收塔的设计计算中，气体处理量V，以及进、出塔组成Y1、Y2由设计任务给定，吸收剂入塔组成X2则是由工艺条件决定或设计人员选定。,可知吸收剂出塔浓度X1与吸收剂用量L是相互制约的。,由全塔物料衡算式,选取的L/V，操作线斜率，操作线与平衡线的距离，传质推动力，完成一定分离任务所需塔高；L/V，吸收剂用量，吸收剂出塔浓度X1，循环和再生费用；若L/V，吸收剂出塔浓度X1，传质推动力，完成相同任务所需塔高，设备费用。,二、吸收剂用量的确定,不同液气比L/V下的操作线图直观反映了这一关系。,Y,X,o,Y*=f(X),A,Y1,X1,X2,Y2,B,L/V,Y-Y*,A,X1,(L/V),X1,max,(L/V)min,C,最小液气比(L/V)min,要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷量GA=V(Y1-Y2)，L/V的减小是有限的。当L/V下降到某一值时，操作线将与平衡线相交或者相切，此时对应的L/V称为最小液气比，用(L/V)min表示，而对应的X1则用X1,max表示。,1.最小液气比的求法图解法正常的平衡线,平衡线为上凸形时,计算法适用条件：,2.吸收剂用量的确定,实际液气比应在大于最小液气比的基础上，兼顾设备费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。根据生产实践经验，一般取,说明：有时实际选取的液气比比此值大些，因为此时的L值不一定满足填料层最小允许喷淋密度。,例7-6：在常压逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分A。吸收塔内操作压强为106kPa，温度为30。混合气体处理量为1300m3/h，组成为0.03（摩尔分数），吸收率为95%。若吸收剂用量为最小用量的1.5倍，试求进入塔顶的清水用量L及塔底吸收液的组成。操作条件下平衡关系为Y=0.65X。,例7-7：空气与氨的混合气体，总压为101.33kPa，其中氨的分压为1333Pa，用20的水吸收混合气中的氨，要求氨的回收率为99%，每小时的处理量为1000kg空气。物系的平衡关系列于本例附表中，若吸收剂用量取最小用量的2倍，试求每小时送入塔内的水量。溶液浓度(gNH3/100gH2O)22.53分压Pa160020002427,分析：,求水量,求Lmin,平衡常数,解：,1）平衡关系,2）最小吸收剂用量：,其中：,3）每小时用水量,VS操作条件下混合气体的体积流量，m3/s；u空塔气速，m/s；计算时以塔底气量为依据，因塔底气量大于塔顶。,三、塔径的计算,计算填料层高度，应根据混合气体中溶质的高低而采用不同的方法。在工业生产中有很多吸收操作是从混合气体中把少量可溶组分洗涤下来，属于低浓度气体的吸收。本节重点讨论低浓度吸收中填料层高度的计算。,四、填料层高度的计算,1.填料层高度的基本计算式,对组分A作物料衡算单位时间内由气相转入液相的A的物质量为：,计算依据：过程的操作线方程；传质速率方程；相平衡方程。,微元填料层内的吸收速率方程式为：,低浓度气体吸收时填料层的基本关系式为,气相总体积吸收系数及液相总体积吸收系数,物理意义：,在推动力为一个单位的情况下，单位时间单位体积填料层内吸收的溶质量。,的单位,气相总传质单元数,2.传质单元高度与传质单元数,气相总传质单元高度,液相总传质单元高度，m；,液相总传质单元数，无因次；,依此类推，可以写出通式：,试写出用膜系数及相应的推动力表示的填料层高度的计算式。,填料层高度=传质单元高度传质单元数,气膜传质单元高度，m,气膜传质单元数,液膜传质单元高度，m,液膜传质单元数,定义传质单元高度和传质单元数来表达填料层高度Z，从计算角度而言，并未简化计算过程，但却有利于对Z的计算式进行分析和理解。下面以NOG和HOG为例给予说明。,这段填料层的高度就等于一个气相总传质单元高度HOG。因此，可将NOG看作所需填料层高度Z相当于多少个传质单元高度HOG。,气体流经一段填料层前后的浓度变化恰等于此段填料层内以气相浓度差表示的总推动力的的平均值时，那么，这段填料层的高度就是一个气相总传质单元高度。,总传质单元高度HOG或HOL则表示完成一个传质单元分离任务所需的填料层高度，代表了吸收塔传质性能的高低，主要与填料的性能和塔中气、液两相的流动状况有关。HOG或HOL值小，表示设备的性能高，完成相同传质单元数的吸收任务所需塔的高度小。用传质单元高度HOG、HOL或传质系数KYa、Kxa表征设备的传质性能其实质是相同的。但随气、液流率改变Kya或Kxa的值变化较大，一般流率增加，KYa（或KXa）增大。HOG或HOL因分子分母同向变化的缘故，其变化幅度就较小。一般吸收设备的传质单元高度在0.151.5m范围内。,传质单元数NOG或NOL反映吸收过程的难易程度，其大小取决于分离任务和整个填料层平均推动力大小两个方面。NOG与气相或液相进、出塔的浓度，液气比以及物系的平衡关系有关，而与设备形式和设备中气、液两相的流动状况等因素无关。在设备选型前可先计算出过程所需的NOG或NOL。NOG或NOL值大，分离任务艰巨，为避免塔过高应选用传质性能优良的填料。若NOG或NOL值过大，就应重新考虑所选溶剂或液气比L/V是否合理。,3.传质单元数的求法,平衡线为直线时,对数平均推动力法,脱吸因数法,平衡线为曲线时,图解积分法,近似梯级法,对于低浓度的气体吸收，用总传质单元数计算填料层高度Z时，可避开界面组成yi和xi。,(1)脱吸因数法,令,脱吸因数。平衡线斜率和操作线斜率的比值无因次。S愈大，脱吸愈易进行。,吸收因数,分析：,横坐标,值的大小，反映了溶质吸收率的高低。,在气液进出口浓度一定的情况下，吸收率愈高，Y2愈小，横坐标的数值愈大，对应于同一S值的NOG愈大。,S反映吸收推动力的大小,在气液进出口浓度及溶质吸收率已知的条件下，若增大S值，也就是减小液气比L/V，则溶液出口浓度提高，塔内吸收推动力变小，NOG值增大。,对于一固定的吸收塔来说，当NOG已确定时，S值越小，,愈大，愈能提高吸收的程度。,减小S,增大液气比,吸收剂用量增大，能耗加大，吸收液浓度降低,适宜的S值：,(2)对数平均推动力法,吸收的操作线为直线，当平衡线也为直线时,直线函数,其中：,塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均，称为对数平均推动力。,写出NOL、NG、NL的表达式。,(3)图解积分法,Y,(4)近似梯级法,M1,F1,分析梯级TF1F,在梯级T*A*FT中，,平均推动力,例7-8：某生产车间使用一填料塔，用清水逆流吸收混合气中有害组分A，已知操作条件下，气相总传质单元高度为1.5m，进料混合气组成为0.04(组分的Amol分率，下同)，出塔尾气组成为0.0053，出塔水溶液浓度为0.0128，操作条件下的平衡关系为Y=2.5X（X、Y均为摩尔比），试求：1）L/V为(L/V)min的多少倍？2）所需填料层高度。3）若气液流量和初始组成均不变，要求最终的尾气排放浓度降至0.0033，求此时所需填料层高度为若干米？,解：,1）L/V为(L/V)min的倍数,2）所需填料层高度脱吸因数法,对数平均推动力法,3）尾气浓度下降后所需的填料层高度,尾气浓度,例7-9：在一内径为0.8m、填料层高度为4m的吸收塔中，用清水系数混合气中的溶质组分。吸收塔操作压强为101.33kPa、温度为20，混合气体流量为1000m3/h，进塔气相组成为0.05，出塔气相组成为0.01。吸收剂用量为96kmol/h。操作条件下相平衡关系为Y*=2X，试求气体体积吸收总系数KGa，kmol/(m3hkPa)。,例7-10：在常压逆流操作的填料塔中，用清水吸收空气氨混合气中的氨。混合气体质量流量为580kg/(m2h)，组成为0.06，吸收率为99%，水的质量流量为770kg/(m2h)。操作条件下相平衡关系为Y*=0.9X。若填料层高度为4m，试求气相总传质单元高度。,五、理论板层数的计算,1.吸收过程的多级逆流理论级模型与塔高计算2.理论板层数的求解(1)梯级图解法(2)解析法,1.图解法,2.解析法求理论板层数,1）理论板数的解析表达式,同理，可以推到第N与N+1板与塔顶，即塔顶与塔底间组分A的物料衡算式：,两端同减,克列姆塞尔方程,相对吸收率,溶质的吸收率与理论最大吸收率的比值,思考：相对吸收率与吸收率的区别与联系,2）理论板数与NOG的关系,例7-11：,六、吸收的操作型计算,例7-12：某吸收塔在101.3kPa，293K下用清水逆流吸收丙酮空气混合物中的丙酮，操作液气比为2.1时，丙酮回收率可达95%。已知物系的浓度较低，丙酮在两相间的平衡关系为y=1.18x，吸收过程为气膜控制，总传质系数Kya与气体流率的0.8次方成正比，1）今气体流率增加20%，而流体及气液进出口组成不变，试求：a）丙酮的回收率有何变化？b）单位时间内被吸收的丙酮量增加多少？2）若气体流率，气液进出口组成，吸收塔的操作温度和压强皆不变，欲将丙酮回收率由原来95%的提高至98%，吸收剂用量应增加到原用量的多少倍？(可用摩尔分数代替比摩尔分数计算),思路：,1）已知L/V、m、吸收率,2）V不变,解：,求原有条件下的传质单元数NOG,其中：,1）气体流量增加20%时的操作效果,在单位时间内，气量提高后的丙酮回收量之比为：,2）当吸收率由95