4-5气体吸收.ppt

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1、第五章第五章 气体气体吸收吸收 51概述概述一、吸收操作一、吸收操作1、吸收操作、吸收操作混合气体混合气体（溶质溶质气体气体+惰性气体）惰性气体）惰性气体惰性气体+吸收剂吸收剂吸收剂吸收剂+溶质溶质*利用溶解度差异，物质从一相向另一相转移的过程，利用溶解度差异，物质从一相向另一相转移的过程，属物质传递过程属物质传递过程（简称传质过程）（简称传质过程）*吸收操作在生产中的应用：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，以净化气体除去有害组分，以净化气体制备某种气体的溶液制备某种气体的溶液 2、完成分离任务应解决的主要问题、完成分离任务应解决

2、的主要问题吸收剂的选择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传质设备的选择板式塔（级式接触）、填料塔（微分式接触）板式塔（级式接触）、填料塔（微分式接触）吸收剂的再生吸收剂的再生（常用升温、吹气、减压的方法（常用升温、吹气、减压的方法）填料填料煤气中的芳烃煤气中的芳烃,可采用洗油吸收方法回收芳烃获得粗苯可采用洗油吸收方法回收芳烃获得粗苯.3、工业吸收过程（吸收与解吸）、工业吸收过程（吸收与解吸）二、吸收操作分类二、吸收操作分类*物理吸收物理吸收与化学吸收与化学吸收*等温吸收等温吸收与非等温吸收与非等

3、温吸收*单组分吸收单组分吸收与多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）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、吸收操作的经济性三、吸收操作的经济性吸收操作费用主要包括：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；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；溶剂的挥发损失和变质损失；溶剂再生费用，即解吸操作费用溶剂再生费用，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：本

4、章主要介绍物理吸收过程机理，以及吸收过程的本章主要介绍物理吸收过程机理，以及吸收过程的设计计算和操作分析。设计计算和操作分析。吸收过程中气液相平衡关系表示方法吸收过程中气液相平衡关系表示方法吸收过程的传质机理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过程传质模型及传质速率表达式吸收操作的物料衡算吸收操作的物料衡算填料层高度的计算方法填料层高度的计算方法本章难点：本章难点：a.吸收过程的传质机理吸收过程的传质机理b.相平衡关系的不同方法、表达式间的换算相平衡关系的不同方法、表达式间的换算物质的量浓度（摩尔浓度）物质的量浓度（摩尔浓度）Ci=ni/V物质的量分数（摩尔分数）物质的量分数

5、（摩尔分数）xi=ni/n摩尔比摩尔比X=nA/nB换算关系：换算关系：Ci=xi(n/V)xi=Ci(V/n)X=x/(1-x)52 气、液相平衡气、液相平衡 一、气体在液体中的溶解度一、气体在液体中的溶解度气液相平衡：气液相平衡：单组分物理吸收过程，当单组分物理吸收过程，当T、P确定后，溶质在液确定后，溶质在液相中的浓度仅与气相分压相中的浓度仅与气相分压Pe的有关的有关平衡浓度平衡浓度x（饱和浓度）、平衡分压平衡分压P*气液相平衡关系的可用不同方式表示：气液相平衡关系的可用不同方式表示：*1溶解度曲线溶解度曲线*2亨利定律亨利定律溶解度：溶解度：定义定义:影响因素影响因素:溶液、溶质的性质

6、，溶液、溶质的性质，T，PT溶解度溶解度；P溶解度溶解度。*1溶解度表示吸收过程气液两相的平衡关系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：溶解度曲线：Pex关系曲线：关系曲线：直接反映了相平衡的本质，用于思考与分析问题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：关系曲线：可可方方便便地地与与物物料料衡衡算算式式等等其其它它关关系系式式一一起起对对整整个个吸收过程进行数学描述吸收过程进行数学描述P*Y*80

7、70XX 二、亨利定律二、亨利定律 P PA A*=E x=E x（亨利定律）（亨利定律）条件：总压小于条件：总压小于5105N/m2，恒定温度，稀溶液，恒定温度，稀溶液式中：式中：PA*溶质在气相中的平衡分压，溶质在气相中的平衡分压，kN/m2。E亨利系数，亨利系数，kN/m2。x溶质在液相中的摩尔分率。溶质在液相中的摩尔分率。*1亨利定律表示：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。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亨利系数亨利系数E可由实验测定。可由实验测定。通常易溶气体通常易溶气体E值小，难溶气体值小，难溶气体E值大；且值大；且T，E

8、。*3对于理想溶液：对于理想溶液：E等于该温度下纯溶质的饱和蒸汽压。（此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）时亨利定律与拉乌尔定律一致）*4亨利定律的其他表达形式：亨利定律的其他表达形式：*4 亨利定律的其他表达形式：亨利定律的其他表达形式：PA*=CA/HPA*气相平衡分压气相平衡分压CA液相摩尔浓度液相摩尔浓度y*=mxy*气相摩尔分率气相摩尔分率x液相摩尔分率液相摩尔分率mXY*气相摩尔比气相摩尔比Y*=1+（1-m）XX液相摩尔比液相摩尔比或或Y*=mXH溶解度系数溶解度系数，kmol/（mN）；）；m相平衡常数相平衡常数，无量纲量；，无量纲量；E亨利系数亨

9、利系数，kN/m2。*5E、H、m之间关系之间关系H=C/（Ex）S/（EMS）m=E/P总压总压三、相平衡与吸收过程的关系三、相平衡与吸收过程的关系1 1、判别传质过程的方向、判别传质过程的方向、判别传质过程的方向、判别传质过程的方向PPPAAPB*PA*PBBxAxA*xxB*xBx22 确定传质过程的推动力确定传质过程的推动力确定传质过程的推动力确定传质过程的推动力平衡是过程的极限，平衡是过程的极限，PAPA*为吸收过程，为吸收过程，PBPA2PB111表明有总体流动表明有总体流动而使而使A A物质的传递速率比单纯的分子扩散速率大。当混合气体中组物质的传递速率比单纯的分子扩散速率大。当混

10、合气体中组分分A A的浓度很低时其值近似等于的浓度很低时其值近似等于1 1。上式也可写成：上式也可写成：DCNA=（CA1-CA2）ZCBm式中式中CBm组分组分B浓度的对数平均值，浓度的对数平均值，kmol/m3。C混合物的总浓度，混合物的总浓度，kmol/m3，（，（C=CA+CB）。）。*该式同样适用于液相。该式同样适用于液相。4、分子扩散系数、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。物性参数之一，表示物质在介质中的扩散能力。影响因素：影响因素：物质的种类物质的种类温度温度T，D浓度浓度C，D（组分在气体中扩散，浓度的影响可忽略）压力压力P，D（组分在液体中

11、扩散，压力的影响可忽略）确定方法：确定方法：实验测定（查手册）或根据实验方程式计算。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，通常，气体的扩散系数气体的扩散系数0.11.0cm2/s液体的扩散系数液体的扩散系数110-5510-5cm2/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（约中的扩散速率比液体中的扩散速率高（约100倍）。倍）。二二 涡流扩散与对流传质涡流扩散与对流传质 1、涡流扩散涡流扩散湍流流体中出现质点脉动和大量旋涡，湍流流体中出现质点脉动和

12、大量旋涡，造成组分扩散，称为涡流扩散。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dCAJA=-DqdZDq为涡流扩散系数，为涡流扩散系数，不仅和物性有关，而且与流动状况的关不仅和物性有关，而且与流动状况的关。2、对流对流传质传质速率速率即有分子扩散又有涡流扩散即有分子扩散又有涡流扩散dCAJA=-（Dq+D）dZ层流区层流区Dq=0；湍流区分子扩散可忽略；湍流区分子扩散可忽略；过渡区两者均不可忽略过渡区两者均不可忽略3 3、对流传质理论、对流传质理论 为进一步解决实际传质过程速率的描述，提出为进一步解决实际传质过程速率的描述，提出以下模型基本思想以下模型基本思想（1）单向内的对流

13、传质的）单向内的对流传质的有效膜模型有效膜模型（湿壁塔）（湿壁塔）1、模型要点、模型要点:*相界面处存在一层虚拟的停滞膜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膜外为流体流动的湍流区,*停滞膜非常薄停滞膜非常薄,膜内无物质累积膜内无物质累积,为稳态分子扩散为稳态分子扩散.*对流传质阻力全部集中于停滞膜内对流传质阻力全部集中于停滞膜内ci气气相相主主体体c相界面相界面1231-湍流湍流2-层流层流3-静止静止2、传质速率方程、传质速率方程按上述按上述有效膜模型有效膜模型，在，在气相中气相中的传质过程速率可表示为的传质过程速率可表示为DPNA=（PA-PAi）RTZGPBm写成写成N

14、A=kG（PA-Pi）或或NA=ky（yA-yi）式中式中kG以分压差表示推动力的气膜传质系数以分压差表示推动力的气膜传质系数，kmol/（m2skPa）。）。ky以摩尔分数差表示推动力的气膜传质系数以摩尔分数差表示推动力的气膜传质系数，kmol/（m2s）。）。PA、Pi气相主体和界面处气相主体和界面处A组分的分压，组分的分压，kPa；yA、yi气相主体和界面处气相主体和界面处A组分的摩尔分数。组分的摩尔分数。同理可得：同理可得：在在液相中液相中的传质过程速率可表示为的传质过程速率可表示为DCNA=（CAi-CA）ZLCBm写成写成NA=kL（Ci-CA）或或NA=kx（xi-xA）kL以摩

15、尔浓度差表示推动力的液膜传质系数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以摩尔分数差表示推动力的液膜传质系数，kmol/（m2s）。；）。；CA、Ci液相主体和界面处液相主体和界面处A组分的浓度，组分的浓度，kmol/m3；xi、xA液相主体和界面处液相主体和界面处A组分的摩尔分数。组分的摩尔分数。3、kG与与ky、kx与与kL关系：关系：ky=PkGkx=CkLkG、ky、kx、kL相当于对流传热的传热膜系数相当于对流传热的传热膜系数，影响，影响因素较多，通常用经验关联式确定，或根据经验取值因素较多，通常用经验关联式确定，或根据经验取值三、三、两

16、相间传质两相间传质（一）吸收过程的双膜模型（一）吸收过程的双膜模型相界面相界面picipc气气相相主主体体液液相相主主体体气膜气膜液膜液膜双膜理论三个基本点：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；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，界面两侧分别为有效膜，膜内的传质以分子扩散方式进行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质阻力为零。双膜理论的局限性：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对于湿壁塔、低气速填料塔等具有固定传质界

17、面的吸收设 备有意义；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，对具有自由相界面的气液吸收系统，当气流速度较高时，相接触面就相接触面就不再是不再是稳稳定的状定的状态态，这这种情况下种情况下双膜理论与实双膜理论与实验结果不符合验结果不符合 （二）总传质速率方程（二）总传质速率方程 吸收速率吸收速率N：单位相际传质面积上单位时间内吸收的溶质量，单位相际传质面积上单位时间内吸收的溶质量，kmol/m2s。对于对于定态吸收定态吸收操作过程，吸收塔任一部位上，相界面两侧的气、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液膜层中的

18、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。传质速率都能代表该部位上的吸收速率。气膜吸收传质速率气膜吸收传质速率NA=kG（PA-Pi）液膜吸收传质速率液膜吸收传质速率NA=kL（Ci-CA）=HkL（Pi-PA*）（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：根据加比定律得：（PA-Pi）+（Pi-PA*）NA=1/kG+1/HkL写成写成NA=KG（PA-PA*）1其中其中KG=1/kG+1/（HkL）上式为以分压差表示推动力的上式为以分压差表示推动力的气相总传质速率方程。气相总传质速率方程。式中式中（PA-P*）以分压

19、差表示的吸收过程总推动力；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；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；为吸收过程总阻力；1/kG为气膜阻力；为气膜阻力；1/（HkL）为液膜阻力。为液膜阻力。同理可得：同理可得：NA=KL（CA*-CA）1KL=H/kG+1/kLKL以浓度差表示推动力的液相总传质系数。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上式为以浓度差表示推动力的液相总传质速率方程。液相总传质速率方程。总传质速率方程的各种不同形式：总传质速率方程的各种不同形式：NA=KG（PA-PA*）=KL（CA*-CA）=k

20、G（PA-Pi）=kL（Ci-CA）NA=Ky（yAyA*）=Kx（xA*-xA）=ky（yA-yi）=kx（xixA）NA=KY（YA-YA*）=KX（XA*-XA）=kY（YA-Yi）=kX（Xi-XA）（注意传质系数的单位，都等于：kmol/m2s传质推动力）(三）三）传质系数之间的关系传质系数之间的关系KG=HKLky=PkGkx=CkLKy=PKGKx=CKL低浓度时低浓度时KYKyPKGKXKxCKL（四）界面浓度与传质阻力的控制步骤（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阻力关系、总传质阻力与液膜阻力和气膜阻力关系总传质阻力总传质阻力=液膜阻力液膜阻力+气

21、膜阻力气膜阻力即即111111=+或或=+KGkGHkLKLH/kGkL11KG=KL=1/kG+1/HkLH/kG+1/kL11或或KY=KX=1/kY+m/kX1/mkY+1/kX2、液膜阻力控制与气膜阻力控制、液膜阻力控制与气膜阻力控制（溶解度与传质系数的关系）当当气体溶解度很大气体溶解度很大时，时，H很大很大此时此时KGkG，CiCA，称为称为气相阻力控制气相阻力控制过程。过程。（即（即m很小，很小，KYkY，XiXA）此此时时传传质质阻阻力力主主要要集集中中于于气气膜膜中中，要要强强化化吸吸收收过过程程，关键要提高关键要提高kG或或ky值。值。当当气体溶解度很小气体溶解度很小时，时，

22、H很小很小此时此时KLkL，PiPA，称为称为液相阻力控制液相阻力控制过程。过程。（即即m很大，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，此时传质阻力主要集中于液膜中，要强化吸收过程，关键要提高关键要提高kL或或kx值。值。当体溶解度中等时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。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，必须同时提高此时要强化吸收过程，必须同时提高kG与与kL值值（或（或ky与与kx值）。值）。3、界面浓度的确定、界面浓度的确定已知已知kL、kG时，过操作点（时，过操作点（PA、CA）作斜率为）作斜率为（-kL

23、/kG）的的直直线线，与与平平衡衡线线交交点点的的坐坐标标（Pi、Ci）即为所求气液相界面的浓度。即为所求气液相界面的浓度。或已知或已知kx、ky时，过操作点（时，过操作点（yA、xA）作斜率为）作斜率为（-kx/ky）的的直直线线，与与平平衡衡线线交交点点的的坐坐标标（yi、xi）即即为所求气液相界面的浓度。为所求气液相界面的浓度。p（-kL/kG）PiCicA5 54 4 吸收塔（填料塔）计算吸收塔（填料塔）计算*解决吸收过程问题都可联立以下三式求解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全塔物料衡算式G（y1y2）=L（x1-x2）相平衡方程式相平衡方程式y*=f（x）吸收过程

24、基本方程式吸收过程基本方程式NA=传质推动力传质推动力/传质阻力传质阻力*吸收塔内气液相对流动方向吸收塔内气液相对流动方向并流：并流：逆流：逆流：推动力大推动力大吸收率高（有利于降低出塔气体的浓度）吸收率高（有利于降低出塔气体的浓度）吸收剂用量少（有利于提高出塔吸收液的浓度）吸收剂用量少（有利于提高出塔吸收液的浓度）但处理量受限制但处理量受限制*计算前提：计算前提：低浓度、等温、逆流、连续稳定低浓度、等温、逆流、连续稳定即即L、G、K可认为常数。可认为常数。低浓度的吸收，通常是指混合气中溶质组成y1空塔空塔液泛区：液泛区：B点以上部分，点以上部分，P迅速上升，液体受阻塞而迅速上升，液体受阻塞而

25、积聚在填料上，最后液体变为连续相，积聚在填料上，最后液体变为连续相，气体以气泡形式穿过液层，塔内液体返混和气体的液沫夹带严重，传质效果极差A点称为载点，点称为载点，B点称为点称为液泛点液泛点。填料塔不能在液泛下操作。填料塔不能在液泛下操作。2、压强降与液泛点气速的计算、压强降与液泛点气速的计算通用关联图：液泛气速的求取通用关联图：液泛气速的求取P的求取（的求取（P范围，常压塔范围，常压塔150500Pa/m，真空塔真空塔80Pa/m。）。）3、影响液泛点气速的因素、影响液泛点气速的因素填料的特性：填料的特性：填料的类型、材质、比表面积、空隙率等填料的类型、材质、比表面积、空隙率等流体的物性：流

26、体的物性：气气、液液、液液液气比：液气比：三、塔径三、塔径DT的确定的确定4VDT=u式中式中DT塔径；塔径；V操作条件下混合气体的体积流量；操作条件下混合气体的体积流量；u空塔气速。空塔气速。当当V一一定定时时，DT与与空空塔塔气气流流速速度度u有有关关。计计算算塔塔径径的的关关键键在在于于确确定定适适宜宜的的空空塔塔气气速速。空空塔塔气气流流速速度度u与与塔塔内内流流体体的的流流体体力力学学性性质质有有关关。一一般般以以塔塔底底的的气气量为依据。量为依据。通常：通常：uDT设备费设备费P（操作费）（操作费）液体下行受阻液体下行受阻P产生液泛产生液泛uDT设备费设备费填料表面湿润性能填料表面

27、湿润性能当当LL湿润湿润min时影响传质时影响传质通常通常u=（0.50.85）uf式中式中uf为液泛速度，为液泛速度，m/s。（可由通用关联图（可由通用关联图526求得）求得）*由以上分析可知，确定塔径由以上分析可知，确定塔径DT时要求做到：时要求做到：不能发生液泛现象不能发生液泛现象P应在适当的范围内，常压塔（应在适当的范围内，常压塔（150500Pa/m）真空塔（真空塔（L湿润湿润min单位：单位：m3/（m2s）L湿润湿润min由式（由式（571）计算）计算核算核算DT/d值，使值，使DT/d10DT/d值小时会出现壁流现象，即液体下流时出现值小时会出现壁流现象，即液体下流时出现趋向壁

28、面的现象。趋向壁面的现象。填料层高度计算例例1：在在一一逆逆流流操操作作的的吸吸收收塔塔中中用用清清水水吸吸收收氨氨空空气气混混合合气气体体，混混合合气气体体流流量量为为0.025kmol/s，混混合合气气入入塔塔含含氨氨摩摩尔尔分分数数为为0.02，出出塔塔含含氨氨摩摩尔尔分分数数为为0.001。吸吸收收塔塔操操作作时时的的总总压压为为101.3kPa，温温度度为为293K，在在操操作作浓浓度度范范围围内内,氨氨水水系系统统的的平平衡衡方方程程为为y=1.2x,总总传传质质系系数数Ky为为0.0522kmol/(sm3)。若若塔塔径径为为1m，实实际际液液气气比比为为最小液气比的最小液气比的

29、1.2倍，所需塔高为多少？倍，所需塔高为多少？ZHOGNOG例例1:已知已知:Ky=0.0522kmol/(sm3)y=1.2x=1mG=0.025kmol/sY1=0.02Y2=0.001L/G=1.2(L/G)minX2=0求求:塔高塔高Z解解:Z=HOGNOGL/G=1.2(L/G)min=(Y1-Y2)/(X*1-X2)=1.37L/G=(Y1-Y2)/(X1-X2)X1=0.0139Ym=0.00193G/=0.025/0.785/1=0.0318kmol/sm2HOG=G/Ky=0.609mNOG=Y1-Y2/Ym=9.84Z=HOGNOG=6.0m气体处理量的变化对吸收操作的影响

30、气体处理量的变化对吸收操作的影响例例2某某吸吸收收塔塔在在101.3kPa、293K下下用用清清水水逆逆流流吸吸收收丙丙酮酮空空气气混混合合物物中中的的丙丙酮酮，当当操操作作液液气气比比为为2.1时时，丙丙酮酮回回收收率率可可达达95%。已已知知物物系系在在低低含含量量下下的的平平衡衡关关系系为为y=1.18x,操操作作范范围围内内总总传传质质系系数数Ky近近似似与与气气体体流流量量的的0.8次次方方成成正正比比。气气体体流流量量增增加加20%，而而液液体体流流量量及及气气液进口摩尔分数不变，试求：液进口摩尔分数不变，试求：（1）丙酮的回收率有何变化？）丙酮的回收率有何变化？（2）单位时间内被

31、吸收的丙酮量增加多少？）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？）吸收塔的平均推动力有何变化？例例2L/G=2.1=0.95m=1.18X2=0Ky=BG0.8G=1.2G求求:=(Y1-Y2)/Y1G(Y1-Y2)/G(Y1-Y2)Ym/Ym解解:要解决以上问题要解决以上问题,关键是确定关键是确定Y1、Y2、X1、X2关系，关系，（1）Y1、Y2、X1可根据原工况确定可根据原工况确定=Y1-Y2/Y1=0.95Y2=0.05Y1又又L/G=(Y1-Y2)/(X1-X2)=2.1X1=0.452Y1即即Ym=0.187Y1NOG=5.1(2)根据新工况确定根据新工况

32、确定Y2、X1L/1.2G=(Y1-Y2)/(X1-X2)X1=0.571(Y1-Y2)因塔高不变因塔高不变,即即HOGNOG=HOGNOGHOG/HOG=(G/Ky)/(G/Ky)=(G/G)0.2=1.04NOG=5.1/1.04=4.9=Y1-Y2/YmY1-Y2Y1-mX14.9=ln（Y1-mX1）-（Y2-mX2）Y2-mX21Y1-mX14.9=ln1-mG/LY2-mX2又又mG/L=1.181.2/2.1=0.6744.93Y2=Y1-1.18X1又又X1=0.571(Y1-Y2)根据以上两式解得根据以上两式解得:Y2=0.076Y1X1=0.528Y1即即Ym=0.188Y

33、1或或1Y1NOG=-ln(1-mG/L)-+mG/L=4.91-mG/LY2解得解得:Y2=0.076Y1(3)=(Y1-Y2)/Y1=1-0.076=0.924G(Y1-Y2)/G(Y1-Y2)=1.167Ym/Ym=1.01吸收剂用量的计算例例3 3 在在上上题题所所述述的的吸吸收收操操作作中中，气气体体的的流流量量、两两相相的的入入口口摩摩尔尔分分数数、吸吸收收塔塔的的操操作作压压强强与与操操作作温温度度皆皆维维持持不不变变，吸吸收收过过程程为为气气相相阻阻力力控控制制。现现欲欲将将丙丙酮酮的的回回收收率率由由原原来来的的95%95%提提高高到到98%98%，试试用用吸吸收收因因素素法

34、计算吸收剂的用量应增加到原用量的多少倍？法计算吸收剂的用量应增加到原用量的多少倍？例例3 3:G=G=0.95m=1.18X2=0Ky=BG0.8=0.98L/G=2.1求求:L/L解解:1Y1NOG=-ln(1-mG/L)-+mG/L1-mG/LY21Y1NOG=-ln(1-mG/L)-+mG/L1-mG/LY2=0.95=0.98有有Y2=0.05Y1Y2=0.02Y1原工况原工况:L/G=2.1即即mG/L=1.18/2.1=0.562NOG=5.1因塔高不变，且为气相阻力控制，因塔高不变，且为气相阻力控制，HOG=HOG即即NOG=NOG15.1=-ln50(1-mG/L)+mG/L1-mG/L试差得试差得mG/L=0.3L/L=(mG/L)/(mG/L)=0.562/0.3=1.87