化工原理-气体吸收法-理论.ppt

同理： 塔底液相总推动力 塔顶液相总推动力 式中 （2）吸收因数法 平衡线为通过原点的直线 ，服从亨利定律： 传质单元数的确定 同理可得： S≠1 ② 若平衡线为： 讨论： ① 相平衡关系不符合亨利定律 塔底气相总推动力 塔顶气相总推动力 ③ 相平衡关系为直线时 ④ Ky 液相分体积传质系数kmol/（m3·s） 气相分体积传质系数kmol/（m3·s） 以气相摩尔分率差为推动力的总体积传质系数， kmol/（m3·s） ⑤ 相平衡关系符合y*=mx，且为纯溶剂吸收xa=0 （S≠1） 又已知： ⑥ 当S=1或A=1时，操作线与相平衡线平行，对数平均推动力法和吸收因数法均不成立，此时NOG、NOL如何求？ 讨论：A、S大小对吸收影响 （3） NOG ~ 的意义：反映了吸收率的高低。 S 增大 2、平衡线为曲线—— 图解积分法或数值积分法 （1）气膜控制时（易溶气体） （2）液膜控制时（难溶气体） （3）双膜控制时 yb ya o E A B P （4）图解积分 ① 传质单元数（NOG、NOL）的大小反映吸收过程进行的难易程度，它与吸收塔的结构因素以及气液流动状况无关。 ② 传质单元高度可理解为一个传质单元所需的填料层高度，是吸收设备效能高低的反映。 5.4.4.2 传质单元数、传质单元高度的物理意义 1、解吸过程的特点 ① 解吸是吸收的逆过程，推动力与吸收相反。 气相推动力： Δy = y* - y 液相推动力： Δx = x – x* ② 解吸塔的浓端与稀端与吸收塔相反，塔顶为浓端，塔底为稀端。 ③ 操作线位于平衡线下方。 y x G、y2 G、y1 L、x2 x1 y y2* y2 y1 x1 x2 x B(塔底) A(塔顶) y = mx 5.4.5 解吸塔计算（低浓度气体逆流解吸） 2、常见的解吸方法 ① 通入惰性气体 ② 通入直接水蒸气 ③ 降低压力 3、解吸塔的物料衡算与操作线方程 全塔物料衡算：G（ya - yb）=L(xa - xb) 操作线方程： 以塔的任一截面与塔顶作物料衡算可得 同样以塔的任一截面与塔底作物料衡算可得 定义：解吸率 y x G、ya G、yb L、xa L、 xb y ya* ya yb xb xa x B(塔底) A(塔顶) y = mx 4、最小气液比 解吸L一定，G↓，L/G↑，C点 y ya* ya yb xb xa x B(塔底) A(塔顶) C y = mx 工程上的气液比 5、填料层高度的计算 （A≠1） （S≠1） A增加 操作线方程： 低浓度气体： ya=y1 xa=x0 y1 y2 x1 x2 y3 xN-1 yN-1 xN yb=yN+1 xb=xN yN 1 2 N-1 N 5.5 塔板数 理论板：气液两相在理论板上达到平衡。离开各层理论塔板的气、液组成的点E（xi , yi)在相平衡线上，即离开各板的气液组成符合相平衡关系。 1、图解法 E P1 A 0 x0 y1 y2 x1 x2 y3 x y xN yN+1 yN P2 E1 E2 EN B 图9-23 图解法求理论板数 5.5.1 理论板数 相平衡方程： 第一层板下的截面至塔顶的物料衡算 2、解析法 ya=y1 xa=x0 y1 y2 x1 x2 y3 xN-1 yN-1 xN yb=yN+1 xb=xN yN 1 2 N-1 N ya=y1 xa=x0 y1 y2 x1 x2 y3 xN-1 yN-1 xN yb=yN+1 xb=xN yN 1 2 N-1 N 当A=1时 ya=y1 xa=x0 y1 y2 x1 x2 y3 xN-1 yN-1 xN yb=yN+1 xb=xN yN 1 2 N-1 N 当 A=1时 N=NOG A>1时 N<NOG A<1时 N>NOG 定义：全塔板效率或总板效率E0 吸收塔板效率10%~50% 回顾两个问题： （1）理论板和传质单元在概念上的区别 经过一层理论板的组成变化，是使得离去的气、液两相达到平衡，它并没有涉及到传质动力学；而经过一个传质单元的组成变化是与其平均推动力相等，因而出发点是传质速率方程。 （2）连续接触式设备和逐级接触式设备的计算中所用到的条件 对填料层高度的计算需要应用物料衡算、气液相平衡和传质速率方程三种关系；而对理论板数的计