化工原理 2-8气体吸收.ppt

1、*利用溶解度差异，物质从一相向另一相转移的过程， 属物质传递过程 （简称传质过程） *吸收操作在生产中的应用： 混合气体分离，以获得一定的组分 除去有害组分，以净化气体 制备某种气体的溶液,51 概述 一、吸收操作 1、吸收操作 混合气体（溶质气体+惰性气体） 惰性气体 + + 吸收剂 吸收剂+溶质,第五章 气体吸收,2、完成分离任务应解决的主要问题 吸收剂的选择 溶解度、选择性、再生性、稳定性、低粘度、经济与安全性等 传质设备的选择 板式塔（级式接触）、填料塔（微分式接触） 吸收剂的再生 （常用升温、吹气、减压等方法） 吸收剂 填料 混合气体,3、工业吸收过程（吸收与解吸）,工业吸收过程通常

2、由吸收装置与解吸装置组成。如：,煤气中的芳烃,可采用洗油吸收方法回收芳烃获得粗苯.,二、吸收操作分类 *物理吸收与化学吸收 *等温吸收与非等温吸收 *单组分吸收与多组分吸收 *定态吸收与非定态吸收（过程参数是否随时间而变） 本章讨论所作的基本假定： 单组分、低浓度、连续定态逆流、等温物理吸收 三、吸收操作的经济性 吸收操作费用主要包括： 气、液两相流经吸收设备的能量消耗； 溶剂的挥发损失和变质损失； 溶剂再生(解吸)费用，即解吸操作费用。 *以上三项费用中第项所占比例最大。,本章基本内容： 本章基本内容:介绍物理吸收过程机理、传质速率方程及吸收过程的设计计算和操作分析。 吸收过程中气液相平衡关

3、系表示方法吸收过程的传质机理吸收过程传质模型及传质速率表达式吸收操作的物料衡算填料层高度的计算方法解吸过程计算传质设备，填料吸收塔,重点内容： a.物理吸收过程 b.低浓度吸收过程设计计算 本章难点：a.吸收过程的传质机理b.相平衡关系不同表达式间的换算,物质的量浓度（摩尔浓度）CA = nA / V 物质的量分数（摩尔分数）xA = nA / n 摩尔比 XA = nA / nB 换算关系： CA = xA ( n / V) xA = CA ( V / n ) XA = xA / (1-xA),52 气、液相平衡 一、气体在液体中的溶解度 气液相平衡： * 在一定温度下气液两相长期或充分接触

4、后，两相趋于平衡。 * 单组分物理吸收过程，当T、P确定后，溶质在液相中的浓度仅与气相分压Pe的有关。 * 相平衡时气液相浓度 平衡浓度x（饱和浓度） 平衡分压P* * 气液相平衡关系的可用不同方式表示： *1 溶解度曲线 *2 亨利定律,溶解度 ： 定义: 影响因素: 溶液、溶质的性质，T，P T 溶解度 P 溶解度 *1 溶解度表示吸收过程气液两相的平衡关系 *2 降温、加压有利于吸收，升温、减压有利于解吸 *3 不同气体在不同溶剂中的溶解度可由实验测定,溶解度曲线： P*x关系曲线： 直接反映了相平衡的本质，用于思考与分析问题 yx关系曲线： 可方便地与物料衡算式等其它关系式一起对整个吸

5、收过程进行数学描述 P* y * 80 70 X X,二、亨利定律,*1亨利定律表示： 稀溶液上方的溶质分压与该溶质在液相中的摩尔分率成正比。 *2 亨利系数E 可由实验测定。 通常易溶气体E值小，难溶气体E值大；且T，E。 *3 对于理想溶液：E等于该温度下纯溶质的饱和蒸汽压。（此时亨利定律与拉乌尔定律一致）,PA* = E xA 条件：总压小于 5105 N/m2，恒定温度，稀溶液 式中：PA * 溶质在气相中的平衡分压，N/m2。 E 亨利系数，kN/m2。 xA 溶质在液相中的摩尔分率。,*4 亨利定律的其他表达形式： PA* = H CA PA* 气相平衡分压 CA 液相摩尔浓度 H

6、 溶解度系数， mN / kmol； yA* = m xA yA* 气相摩尔分率 xA 液相摩尔分率 m 相平衡常数，无量纲量； m XA YA* = YA* 气相摩尔比 1+（1-m ）XA XA 液相摩尔比 或 YA* = m XA *5 E、H、m之间关系 H =E xA/ CA E MS /S m = E / P总压 E 亨利系数，N/m2。,三、相平衡与吸收过程的关系 1、判别传质过程的方向 P P PA A PB* PA* PB B xA xA* x xB* xB x,2、确定传质过程的推动力 平衡是过程的极限， PA PA*为吸收过程， PB PB*为解吸过程 过程推动力： (

7、PA - PA* ) ( PB - PB* ) 或 ( xA* - xA ) ( xB - xB* ),3、指时传质过程的极限 P2 x2 当G、P1、x2一定时： 吸收剂用量增大，P2， P2min = P2* 且 P2min = P2* = E x2 吸收剂用量减小，x1， P1 x1 x1max = x1 * 且 x1max = x1* = P1 /E,*即气液相平衡关系决定了： 离塔气体的最低浓度 P2min = P2*= E x2 离塔液体的最高浓度 x1max = x1 * = P1 /E 过程进行的极限：最终达平衡，平衡浓度为极限状态 练习：P43 1、3、4、5,例：含NH3体

8、积分数3的空气- NH3混合气，在20 下用水吸收其中的NH3。塔内压力为203kPa 。 NH3在水中的溶解度服从亨利定律，操作温度下平衡关系为 PA* = 266.6 x kPa 。 试求离塔氨水的最大浓度，以浓度C表示。,PA* = E xA PA* = H CA H =E xA/ CA E MS /S,53 传质机理与传质速率,气体吸收过程： 溶质由气相主体向气液相界面传递 界面上溶质的溶解 溶质由界面向液相主体传递,相内传递过程是影响吸收速率的主要因素。 相内传递主要以分子扩散、对流传质的方式进行。,分子扩散：当流体内部某一组分存在浓度差时，则因微 观分子的无规则随机的热运动使组分从

9、高浓 度处传递到低浓度处。 *过程推动力为浓度差 *实现传递靠微观分子的无规则运动,涡流扩散：流体流动或搅拌时，由于流体质点的宏观随 机运动（湍动），将使组分从高浓度处传递 到低浓度处。 *过程推动力为浓度差 *实现传递主要靠质点的宏观随机运动,本节讨论分以下几个方面：单相内分子扩散， 相际之间的分子扩散及涡流扩散， 描述扩散的速率及影响因素。 讨论前提：定态条件下（工业吸收多为定态过程）,一、分子扩散与费克定律,1、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混合物中两组分的定态扩散通量可以表示为： dCA JA= - DAB dZ,

10、式中： JA 组分A沿Z方向的扩散通量kmol/m2 s； CA 组分A在混合物中摩尔浓度kmol/ m3 ; DAB组分A在A、B混合中的扩散系数，m2/s 。,同理，对B组分的扩散可表示为 dCB JB= - DBA dZ 式中： JB组分B沿Z方向的扩散通量kmol/m2 s ； CB组分B在混合物中摩尔浓度kmol/ m3 ； DBA组分B在A、B混合中的扩散系数， m2/s 。 （以上两式中负号，表示分子扩散方向是沿其浓度降低方向进行）,费克定律形式与牛顿粘性定律、付立叶定律相类似。 对于理想气体： DAB dPA PA JA= - CA = RT dZ RT,2、等摩尔逆向扩散,条

11、件：总压相同、大容器、保持气体浓度均匀 且 PA1PA2 PB1PB2 以上扩散过程为定态分子扩散，且两组分相互扩散的物质 量相等称为等摩尔逆向扩散，扩散通量可表示为,pA1 pA2 pB1 pB2 p p,JA JB JA = - JB,等摩尔逆向扩散其扩散通量则有以下关系： JA= - JB 而 dCA JA= - DAB dZ dCB JB= - DBA dZ,将上式积分，等摩尔逆向扩散通量可写为： D D JA= （PA1 - PA2）= （CA1 -CA2） RTZ Z D D JB= （PB1 - PB2）= （CB1 -CB2） RTZ Z, P = PA+PB = 常数 （ C

12、 = CA + CB =常数） 则 dP d PA d PB = + = 0 dz dz dz,即 d PA d PB d CA d CB = - = - dz dz dz dz DAB = DBA = D,若选择固定的，垂直扩散方向的截面为基准，观察 扩散传质的速率。对于定态分子扩散则有 NA= JA 同理有 NB= JB 由以上讨论可知，等摩尔逆向扩散过程传质速率的大小主要是分子扩散的贡献。,3、单向扩散（组分A通过静止的组分B的扩散） 有A、B双组分气体，A组分溶解于液相，B组分不溶于液相 总体流动： 总体流动使A、B组分向截面的扩散通量同时提高,气相主体,相界面,NA,Nm,NAm N

13、Bm,c0=cA+ cB,cB1 cA1,cB2 cA2,JA,JB,物质的传递： 分子扩散 JA= - JB 总体流动 NM = NAM + NBM,有总体流动时的传质速率： 对于B组分有： NB = JB+NBM =0 即： JB= - NBM,NAM PA 且 = NBM PB JB= -NBM = - JA,对于A组分，其传递速率 ： NA = JA + NAM = JA + NBM PA / PB NA =（1+ PA / PB）JA,即： D PA dPA NA= - （1+ ） RT PB dZ D P dPA NA= - RT P PA dZ 两边分解变量，,dP dPA NA

14、 dZ = - RT P PA （稳态吸收过程，且操作条件一定时，NA、D、P、T均为常数） 积分得： DP P - PA2 NA = ln RTZ P PA1,或写为： DP PA1 - PA2 PB2 NA = ln RTZ PB2 PB1 PB1 此式称为分子扩散速率方程。,整理为 D P NA = （PA1 - PA2 ） RTZ PBm 式中： PBm组分B分压的对数平均值。 P /PBm 称漂流因数，无量纲。,漂流因数反映流动对传质的影响。通常其值 1表明有总体流 动而使A物质的传递速率比单纯的分子扩散速率大。当混合气体中 组分A的浓度很低时其值近似等于1。,上式也可写成： D C

15、 NA = （CA1 - CA2 ） Z CBm 式中：CBm组分B浓度的对数平均值，kmol/m3。 C 混合物的总浓度，kmol/m3，（C =CA + CB ） *该式同样适用于液相。,4、分子扩散系数 D， m2/s,物性参数之一，表示物质在介质中的扩散能力。 影响因素：物质的种类 温度 T，D 浓度 C，D（组分在气体中扩散，浓度的影响可忽略） 压力 P，D（组分在液体中扩散，压力的影响可忽略）,确定方法：实验测定（查手册）或根据实验方程式计算。 根据实验方程式估算D，使用方便，但误差较大。 通常，气体的扩散系数 0.1 1.0 cm2/s 液体的扩散系数 110-5 510-5 c

16、m2/s 由于气体的扩散系数大于液体的扩散系数，因此一般气体中的扩散速率比液体中的扩散速率高（约100倍）。,二 涡流扩散与对流传质,1、 涡流扩散 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。 表示方法，借助于费克定律形式 dCA JA= - Dq dZ Dq为涡流扩散系数，不仅和物性有关，而且与流动状况有关 。,2、 对流扩散速率即有分子扩散又有涡流扩散 dCA JA= -（ Dq+D） dZ 层流区Dq =0 ；湍流区分子扩散可忽略 ；过渡区两者均不可忽略,3、对流传质理论,为进一步解决对实际传质过程速率的描述，提出 以下模型基本思想,（1）单相内的对流传质的有效膜模型

17、（湿壁塔） 1）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,ci,气相主体,c,相界面,123,1-湍流 2-层流 3-静止,2）传质速率方程 按上述有效膜模型，在气相中的传质过程速率可表示为 D P NA = （PA- PA i ） RT ZG PB m,写成 NA = k G（PA - P i ） 或 NA = k y（y A - y i ）,式中 k G 以分压差表示推动力的气膜传质系数 ，kmol/（m2 s k Pa）。 ky 以摩尔分数差表示推动力的气膜传质系数

18、 ，kmol/（m2 s）。 PA 、Pi 气相主体和界面处A组分的分压，kPa ； yA 、 y i 气相主体和界面处A组分的摩尔分数。 同理可得：,在液相中的传质过程度速率可表示为 D C NA = （CA i -CA ） ZL CB m 写成 NA = k L（C i - C A ） 或 NA = k x（x i - x A ） kL 以摩尔浓度差表示推动力的液膜传质系数 ，m/s； kx 以摩尔分数差表示推动力的液膜传质系数 ，kmol/（m2 s）。； C A 、C i 液相主体和界面处A组分的浓度，kmol/m3 ； x i 、 x A 液相主体和界面处A组分的摩尔分数。,3）k

19、G 与k y、k x与k L关系： k y =P k G k x =C k L k G 、k y、k x、k L 相当于对流传热的传热膜系数，影响因素较多，通常用经验关联式确定，或根据经验取值,（2）溶质渗透模型 模型要点： 考虑溶质在膜内积累形成浓度梯度的过渡过程 相界面上，液、气组成达到平衡,即使传质推动力为零。 溶质向界面液膜纵深y向渗透 ，膜内渗透过程为非稳态分子 扩散过程。 液膜之外为稳态扩散,（3）表面更新模型 模型要点： 液体表面始终处于不断为液体微团更新过程之中。 溶质组分以非稳态分子扩散方式传递到液体微团中。 相界面上各液体微团暴露于气相的时间不同，符合随机的“寿 命”分布规

20、律 （界面上气液成平衡状态）,三、两相间传质,（一）吸收过程的双膜模型,相界面,pi,ci,p,c,气相主体,液相主体,气膜 液膜,双膜理论三个基本点：,存在稳定相界面，相界面上气液相平衡； 界面两侧分别为有效膜，膜内的传质以分子扩散方式进行； 传质阻力全部集中在虚拟膜内，膜外的主体中高度湍流传 质阻力为零。,双膜理论的局限性： 对于湿壁塔、低气速填料塔等具有固定传质界面的吸收设 备有意义； 对具有自由相界面的气液吸收系统，当气流速度较高时， 相接触面就不再是稳定的状态，这种情况下双膜理论与实 验结果不符合,（二）总传质速率方程,吸收速率N： 单位相际传质面积上单位时间内吸收的溶质量，kmol

21、/m2 s。 对于定态吸收操作过程，吸收塔任一部位上，相界面两侧的气、 液膜层中的传质速率应是相等的。因此，其中任何一侧有效膜中的 传质速率都能代表该部位上的吸收速率。,气膜吸收传质速率 NA = kG（PA - P i ） 液膜吸收传质速率 NA = kL（C i - CA ）= kL（P i - PA* ）/ H （下标i为相界面处的气相分压，上标*为与液相平衡的平衡分压）,根据加比定律得： （PA - P i）+（P i - PA * ） NA = 1/ k G + H / k L,写成 NA = KG（PA - P A* ） 1 其中 KG = 1/ k G + H / k L 上式为

22、以分压差表示推动力的气相总传质速率方程。 式中：（P - P * ）以分压差表示的吸收过程总推动力； KG 以分压差表示推动力的气相总传质系数； 1/KG 为吸收过程总阻力； 1/ kG 为气膜阻力； H / kL 为液膜阻力。,同理可得： NA = KL（CA* - CA ） 1 KL = 1/ H k G +1/ k L KL以浓度差表示推动力的液相总传质系数。 上式为以浓度差表示推动力的液相总传质速率方程。,总传质速率方程的各种不同形式： NA = KG（PA - PA * ） = KL（C A* - C A ） = k G（PA - P i ） = k L（C i - C A） NA

23、= K y（y A y A * ） = K x（x A * - x A） = k y（y A - y i ） = k x（x i x A） NA = KY（YA - Y A* ） = KX（XA* - XA） = k Y（Y A- Y i ） = k X（X i - XA） （ 注意传质系数的单位，都等于： kmol/m2s传质推动力）,(三） 传质系数之间的关系,KGH=KL k y = P k G k x = C k L K y = P KG K x = C K L 低浓度时 KY K y P KG KX K x C KL,（四）界面浓度与传质阻力的控制步骤,1、总传质阻力与液膜阻力和气膜

24、阻力关系 总传质阻力 = 液膜阻力 + 气膜阻力 即 1 1 H 1 1 1 = + 或 = + KG k G k L KL H k G k L 1 1 KG = KL = 1/ k G + H / k L 1/H k G +1/ k L 1 1 或 KY = KX = 1/ k Y +m/ k X 1/m k Y +1/ k X,2、液膜阻力控制与气膜阻力控制 （溶解度与传质系数的关系 ）,当气体溶解度很大时，H很小 1 KG = 1/ k G + H / k L 此时KGkG ，CiCA ， 称为气相阻力控制过程。 （即 m很小， KYkY ，XiXA ）,此时传质阻力主要集中于气膜中，要

25、强化吸收过程， 关键要提高kG或ky值。,当气体溶解度很小时， H很大 1 KL = 1/H k G +1/ k L 此时KLkL ，PiPA ， 称为液相阻力控制过程。 （ 即m很大， KXkX ，YiYA ） 此时传质阻力主要集中于液膜中，要强化吸收过程，关键要提高kL或kx值。,当体溶解度中等时 总传质阻力中气膜阻力与液膜阻力均不能忽略。 此时要强化吸收过程，必须同时提高 kG 与 kL 值 （或ky与kx值）。,3、界面浓度的确定 已知k L、k G时，过操作点（P A、CA）作斜率为 （- k L / k G）的直线，与平衡线交点的坐标（P i、C i）即为所求气液相界面的浓度。 或

26、已知kx、ky时，过操作点（y A、x A）作斜率为 （- k x / k y）的直线，与平衡线 交点的坐标（y i、xi）即为所求气液相界面的浓度。,p （- k L / k G） P i C i c,A,平衡曲线,气膜控制 液膜控制,y,yi,x xi x xi,y,yi,平衡曲线,54 吸收塔（填料塔）计算,概述 1、解决吸收过程问题都可联立以下三式求解 全塔物料衡算式 G（y1 y2）= L（x1- x2） 相平衡方程式 y* = m x 吸收过程基本方程式 NA= 传质推动力/传质阻力,2、吸收塔内气液相对流动方向 并流： 逆流：推动力大 吸收率高（有利于降低出塔气体的浓度） 吸收剂

27、用量少（有利于提高出塔吸收液的浓度） 但处理量受限制,-液体用量的计算 -填料高度的计算,吸收过程的数学描述 计算前提： 低浓度、等温、逆流、连续定态 即L、G、K可认为常数。 低浓度的吸收，通常是指混合气中溶质组成y110%的吸收过程 。,一、吸收塔的物料衡算及操作线方程 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。,对塔中任一载面至塔底作物料衡算有： G y1+L x=G y+L x1 L L y = x+（y1 - x1） G G *上式称为操作线方程。 *式中L/G称为液气比。 *当x1、y1、L/G一定时， y与x为线性关系。,G y2

28、 L x2,G y1 L x1,G y L x,又对全塔作物料衡算有： G y1+ L x2= G y2+ L x1 即 L/G=（y1 y2 ）/（x1 x2） 或 G（y1 y2）= L（x1- x2） 该式称为物料衡算式 。 物料衡算式为解决问题的基本方程式之一 。,B,A,D,y1,y,y2,x2 x x1,平衡线,操作线,二、吸收剂用量和最小液气比 根据全塔物料衡算式 L/G=（y1 y2 ）/（ x1 x2）,当要求的回收率一定时，吸收塔的吸收率一定： =被吸收的溶质量 / 气体进塔时的溶质量 =（y1-y2）/y1,又被处理气流中溶质浓度y1、x2为生产工艺所定， 即y1、y2、

29、x2为定值，此时液气比大小取决于的x1大小, 且x1越大液气比越小。,吸收剂用量L是影响吸收操作经济性的重要因素，通常 L L/G 推动力 操作线远离平衡曲线 x1 L L/G 推动力 操作线靠近平衡曲线 x1 （操作费用 ） （设备费）,y1,y2,x2 x1 x1*,平衡线,操作线,所以最小液气比为： L y1 - y2 （ ） = G min x1max x2 x1max = x1* = y1/m m为相平衡常数,*一定时，吸收剂的进塔浓度x2，（L/G）min。 * 实际液气比常取： （L/G）=（1.12.0）（L/G）min * 操作液气比 L/G=（y1 y2 ）/（ x1 x2

30、）,三、填料层高度计算,h,G y1 L x1,G y2 L x2,dz,h=0,h=h,NAdA = G dY = L dX NA= KY（Y-Y*） = KX（X*-X） dA=dZ,1、基本计算式 计算依据： 物料衡算式 NAdA=GdY=LdX 传质速率方程式 NA=KY（Y-Y*）= KX（X*-X） = kY（Y-Yi）= kX（Xi-X） 气液接触面积与微元高度dz的关系 dA=dZ,式中 A传质面积，m2； Z 塔高，m； 塔截面积，m2； 单位体积设备的有效传质面积，m2/m3。 计算方法： （称为比表面积 ）,即 G dY L dX Z = = KY Y-Y* KX X*-

31、X G dY L dX = = kY Y-Yi kX Xi-X 上式适用于低浓度稳态气体吸收塔。,计算式： NAdA=GdY =LdX KY（Y-Y*）dZ = GdY 或 KX（X*-X） dZ = LdX,2、传质单元数与传质单元高度,适用于低浓度稳态气体吸收塔的填料层高度计算式 可写成： G dY L dX Z = = KY Y-Y* KX X*-X Z = HOG NOG = HOL NOL = HG NG = HL NL 式中 NOG、NOL、NG、NL 传质单元数 HOG、HOL、HG、HL 传质单元高度,即：填料层高度 = 传质单元高度传质单元数,传质单元高度的确定 G L HO

32、G = 、 HOL = 、 HG 、HL KY KX 传质单元高度相当于完成一个 传质单元分离任务所需要的填料 层高度为一传质单元高度HOG。 或在推动力y=ym作用下，使 气相组成变化ym，所需填料高 度即传质单元高度HOG， （y=ym NOG=1 HOG=Z）,A,B,y,ym,平衡线,操作线,传质单元高度的大小反映了传质的阻力大小（主要反映了填料性能的好坏），传质单元高度越小，意味着过程阻力越小，表示所需填料层高度就越小。 由实验测定或用经验值。 总传质单元高度与气、液相传质单元高度存在一定关系。,HOG: 为什么称单元高度? NOG=1时的填料高度 HOG=f(流动状态, 设备型式,

33、 处理量),传质单元数的确定 dY dX NOG = NOL = Y-Y* X*-X NOG= 组成变化 /平均推动力 NOG=f(分离要求, 平衡关系, 流量比),传质单元数的大小反映了传质的难易程度，当所要求的气体进出口浓度一定时，传质推动力越大，意味着过程越容易，传质单元数就越小，所需填料层高度就越小。 传质单元数的确定方法有以下几种： （解析法、图解法和数值解、近似法） A、对数平均推动力法 （平衡曲线为直线时）,A、对数平均推动力法 Y1 Y1 - Y2 NOG = Y*1 Ym Y2 式中 Y1 -Y2 Y*2 Ym = X2 X1 Ln（ Y1 / Y2 ） Y1 = Y1 Y*

34、1 Y2 = Y2 Y*2,平衡线为直线,同理： X1 - X2 NOL = Xm 式中 X1 -X2 Xm = Ln（X1 / X2） X1 = X*1 X1 X2 = X*2 X2,B、吸收因素法（解决吸收操作型问题比较方便） 当平衡关系符合亨利定律时（平衡曲线为过原点的直线时），可采用吸收因子法计算传质单元数。,因 dY NOG = Y - mX 又 G X=X2+（Y-Y2） L 将以上两方程整理，并当A=L/mG1 时积分， 可得气相总传质单元数计算式（式8-84、 8- 85 ） 。,A=L/mG 称为吸收因素，通常A=1.0 2.0 同理可得NOL气相总传质单元数计算式。 且 N

35、OG = A NOL,c .图解积分或数值积分法（平衡线为曲线）,当相平衡关系为曲线时，式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 （1）图解积分法 NOG的被积函数为f(y)=1/(y-ye), 由物料及相平衡关系，确定塔内各截面上（x,y)相应1/(y-ye)的值。并又y1/(y-ye)数据给出积分曲线，如图所示。通过计算曲线下方面积确定传质单元数NOG。 （2）数值积分法（略）。,1/(y-ye),y2 y1 y,吸收塔计算分操作型和设计型两类: 设计型计算命题: 设计要求: 计算达到指定分离要求所需要的塔高。 给定条件：进口气体的

36、溶质摩尔分数； 气体的处理量； 吸收剂与溶质组分的相平衡关系； 分离要求。,操作型计算命题: 第一类命题: 计算目的: 气液两相的出口含量。 给定条件：吸收塔的高度及其它尺寸，气液两相的流 量、进口含量，平衡关系及流动方式，两 相总传质系数Ky或Kx。,第二类命题: 计算目的: 吸收剂的用量及出口含量。 给定条件：吸收塔的高度及其它尺寸，气体的流量及 出口含量，吸收剂的进口含量，气液两相 的平衡关系及流动方式，两相总传质系数 Ky或Kx。,例4 在一逆流操作的吸收塔中用清水吸收CO2空气混合气体。混合气入塔含CO2 10（体积），出塔气体中含CO2 0.5（体积），水溶液出口组成为X1=0.0

37、006（摩尔比）。混合气体处理量为2240 m3 /h（标准状态），在操作浓度范围内, 系统的平衡方程为y=100 x，液相体积总传质系数KL为50kmol/(h.m3. kmol/m3 ) ,塔径1.5m。 求：每小时用水量及填料层高度。,例4解：已知: KL=50kmol/(h.m3 . kmol/m3 ) m=100 D= 1.5m Y1=0.1 Y2=0.005 G=2240 m3 /h X1=0.0006 X2=0 求: （1） L （2）Z 解: （1） L/G= ( Y1-Y2)/( X1-X2) G=2240 m3 /h =100 kmol/h L = （2）Z =HOG NO

38、G HOG = G/ Ky= *Ky =Kx / m=C KL / m NOG = Y1-Y2/Ym=,填料层高度计算 例8-5 在一逆流操作的吸收塔中用清水吸收氨空气混合气体，混合气体流量为0.025kmol/s，混合气入塔含氨摩尔分数为0.02，出塔含氨摩尔分数为0.001。吸收塔操作时的总压为101.3kPa，温度为293K，在操作浓度范围内,氨水系统的平衡方程为y=1.2x,总传质系数Ky为0.0522kmol/(sm3)。若塔径为1m，实际液气比为最小液气比的1.2倍，所需塔高为多少？,Z HOG NOG ,例8-5已知: Ky=0.0522kmol/(sm3) y=1.2x D=1

39、m G=0.025kmol/s Y1=0.02 Y2 =0.001 L/G=1.2(L/ G)min X2=0 求: 塔高Z 解: Z=HOG NOG L/G=1.2(L/G)min=( Y1-Y2)/( X*1-X2)=1.37 L/G= ( Y1-Y2)/( X1-X2) X1=0.0139 Ym=0.00193 G/=0.025/0.785/1=0.0318kmol/sm2 HOG =G/ Ky=0.609m NOG= Y1-Y2/Ym=9.84 Z=HOG NOG =6.0m,气体处理量的变化对吸收操作的影响 例8-7 某吸收塔在101.3kPa、293K下用清水逆流吸收丙酮空气混合物

40、中的丙酮，当操作液气比为2.1时，丙酮回收率可达95%。已知物系在低含量下的平衡关系为y=1.18x,操作范围内总传质系数Ky近似与气体流量的0.8次方成正比。气体流量增加20%，而液体流量及气液进口摩尔分数不变，试求： （1）丙酮的回收率有何变化？ （2）单位时间内被吸收的丙酮量增加多少？ （3）吸收塔的平均推动力有何变化？,例8-7知 L/G=2.1 =0.95 m=1.18 X2=0 Ky=B G 0.8 G=1.2G 求:=(Y1-Y2)/Y1 G(Y1-Y2)/G(Y1-Y2) Ym/Ym 解:要解决以上问题,关键是确定Y1、Y2、X1、X2 关系， （1）Y1、Y2、X1可根据原工

41、况确定 = Y1-Y2/Y1=0.95 Y2=0.05Y1 又L/G=( Y1-Y2)/( X1-X2)=2.1 X1=0.452Y1 即Ym=0.187Y1 NOG=5.1 (2)根据新工况确定Y2、X1 L/1.2G=( Y1-Y2)/( X1-X2) X1=0.571(Y1-Y2),因塔高不变,即 HOG NOG =HOGNOG HOG /HOG=(G/ Ky) / (G / Ky) =(G/G)0.2 =1.04 NOG = 5.1/1.04 = 4.9 = Y1-Y2/Ym Y1-Y2 Y1-mX1 4.9= ln （Y1-mX1）-（Y2-mX2） Y2 -mX2 1 Y1-mX1

42、 4.9= ln 1-m G/ L Y2 -mX2 又mG/L=1.181.2/2.1=0.674, 4.93 Y2=Y1-1.18X1 又 X1=0.571(Y1-Y2) 根据以上两式解得: Y2=0.076Y1 X1=0.528Y1 即Ym=0.188Y1 或 1 Y1 NOG =-ln(1- mG/L)-+mG/L=4.9 1-mG/L Y2 解得: Y2=0.076Y1 (3) =(Y1-Y2)/Y1 =1-0.076=0.924 G(Y1-Y2)/ G(Y1-Y2)=1.167 Ym/Ym=1.01,吸收剂用量的计算 例8-8在上题所述的吸收操作中，气体的流量、两相的入口摩尔分数、吸

43、收塔的操作压强与操作温度皆维持不变，吸收过程为气相阻力控制。现欲将丙酮的回收率由原来的95%提高到98%，试用吸收因素法计算吸收剂的用量应增加到原用量的多少倍？,例8-8 : G=G =0.95 m=1.18 X2=0 Ky=B G 0.8 =0.98 L/G=2.1 求: L/L 解: 1 Y1 NOG=-ln(1- mG/L)- +mG/L 1-mG/L Y2 1 Y1 NOG=-ln(1- mG/L)- +mG/L 1-mG/L Y2,=0.95 =0.98 有Y2=0.05Y1 Y2=0.02Y1 原工况: L/G=2.1 即mG/L =1.18/2.1=0.562 NOG =5.1

44、因塔高不变，且为气相阻力控制，HOG =HOG 即 NOG = NOG 1 5.1 =-ln50(1- mG/L) +mG/L 1-mG/L 试差得 mG/L =0.3 L/L=( mG/L)/( mG/L)=0.562/0.3=1.87,55 其它吸收过程特点 一、高含量气体吸收 流量G、L沿塔高变化 吸收过程为非等温过程 传质系数与含量有关 二、化学吸收 化学反应提高了吸收的选择性 化学反应加快了吸收的速率 化学反应增加溶质在液相的溶解度 化学反应降低溶质在气相的分压,56 填料塔 (P135) 一、填料塔的结构及填料特性 1.填料塔的主要结构： 塔体 填料 液体分布器 液体再分布器 填料支撑板 2.填料（各种常用填料见讲义） 对填料的基本要求： 比表面积（m2/m3）大、 较高的空隙率（m3