八章吸收.pptVIP

第一节 概述 吸收操作的分类 按是否有化学反应分:物理吸收、化学吸收 按有无明显温度变化分:等温吸收、非等温吸收 按组分数分:单组分吸收、多组分吸收 按浓度分:低浓度气体吸收、 高浓度气体吸收 本章主要讨论:低浓度单组分等温的物理吸收。 相组成表示法 气相组成表示——y，Y，p, P，C`M 液相组成表示——x，X,，CA，CM 第二节 吸收相平衡关系 气体的溶解度 在一定温度与压力下，溶质气体最大限度溶解于溶剂中的量，即溶解度。 溶解度曲线——平衡曲线 相平衡关系在吸收过程中的应用 x=0.05 y=0.1 y*=0.94x y*=0.94×0.05=0.047 y 吸收 x*=0.1/0.94=0.106 x 吸收 x=0.1 y=0.05 y*=0.1×0.94=0.094 y 解吸 x*=0.05/0.94=0.053 x 解吸 2、计算过程推动力 3、判断过程进行极限 吸收机理 （对比传热过程） 1 溶质由气相主体传递到相界面气相一 侧（气相内物质传递） 2 溶质跨越相界面——溶解而进入液相 3 溶质由界面液相一侧转移到液相主体（液相内物质传递） 两相间传质的双膜理论 双膜理论 基本论点： 1.当气液两相接触时，两相之间有一稳定的相界面。在界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，吸收质以分子扩散方式通过此两膜层。 2.在相界面上，气液两相成平衡。 3.在膜层外的主体中，由于充分湍动，溶质的浓度基本上是均匀的。即两相主体浓度中浓度梯度为零 ——换句话说，浓度梯度全部集中在两膜层内 ——膜层内包括了吸收的全部阻力，膜外不存在阻力。 第三节 吸收塔的计算 塔径的计算 第六节 填料塔 四、 液体的分布装置 1 塔顶液体分布装置 a 莲蓬头式喷洒器 b 盘式分布器 c 齿槽式分布器 2 液体再分布器 壁流效应:液体沿填料下流时,逐渐向塔壁汇流的现象 a 截锥式液体再分布器 b 升气管式支承板作液体再分布器 吸收过程的强化途径 1.增大吸收系数 2.增大吸收推动力 3.增大传质面积 1、吸收剂用量的影响 2、最小液气比和液气比 吸收剂用量的选择 VS---操作条件下混合气体的体积流量m3/s u----空塔气速,即按空塔截面积计算的混合气体的线速度,塔底气量最大,一般以塔底气量计算 填料层高度的计算 1、基本计算式 将两式从塔顶至塔底积分，得： 2、传质单元高度和传质单元数 气相总传质单元数,无单位。它与气相进出口浓度及平衡关系有关。反映吸收过程进行的难易程度，与吸收塔的结构以及气液流动状况无关。NoG 值大 ,吸收进行困难,为使Z减小,应选高效填料使HoG小,或改吸收剂使Y-Y*增大, NoG减小. 气相总传质单元高度,单位m,与操作条件、设备形式有关。反映吸收设备效能高低。 3、传质单元数的计算 （1）解析法 适用范围：平衡关系为Y*=mX,符合亨利定律将相平衡关系、操作线方程代入传质单元数式，积分得到： 称为“脱吸因数”，无因次。 反映吸收率的高低对传质单元数的影响。 当Y1,X2一定, ↑Y2=Y1(1- )↓, ↑ 对于同一S, NoG↑ S—— 反映吸收推动力的大小。 当Y1 ， (Y2) , X2 , m 一定,S = mVB / Ls↑,即Ls/VB↓,X1↑,Y-Y*↓,NoG↑,反之S↓,NoG↓。 S大，对吸收不利，S小，则Ls大，操作费用大，一般 S=0.7～0.8之间。 （2）对数平均推动力法 适用范围：平衡线为直线,或在吸收操作范围内近似为直线 仿照传热过程，用平均推动力代替全塔推动力。 （3）图解积分法 适用范围：普遍适用于各种平衡关系 步骤： i 在X--Y作标系中绘出平衡线,与操作线 ii 选点,列表? iii 作Y—1/（Y-Y*）图 iv 求面积 理论板的定义:气液相接触充分,传质良好,离开时达平衡状态。 1、图解法求NT: 在吸收操作线与平衡线之间画梯级 Y X 理论板数的计算 2、若交替使用相平衡方程与操作线方程，由塔顶至塔底计算，相平衡使用次数即理论板数。 A≠1 若 A=1 对比NOG与N: 即NOG=N 解吸塔的计算 推动力＝Y*-Y=X-X* 全塔物料衡算： VB(Y1-Y2)=Ls(X1-X2) 操作线方程： 1、解吸气体用量的计算 一般LS,X1,Y2,X2一定，VB↓,LS/VB↑,Y1↑. Y2 X2 Y2 X1 Y1* 2、解吸填料层高度的计算 吸收因数法： 平均推动力法： 图解积分发： 填料塔的结构及填料的特性 一、塔体 金属或陶瓷塔体一般均为圆柱形 大型耐酸石或耐酸砖则以