气体吸收专用课件ppt

作者:豪利真人游戏 | 2021-01-08 22:56

  第 八 章 气 体 吸 收 8.1 概述 一、气体吸收过程 气体吸收:在化工生产中,常常会遇到从其他混合物中分离其中一种或几种组分的单元操作。 吸收原理:根据混合气体中各组分在某液体溶剂中的溶解度不同而将气体混合物进行分离。 气体吸收的应用 1)制备某种气体的液态产品。 用水吸收二氧化氮以制备硝酸。 用水吸收甲醛以制备福尔马林溶液。 2)回收混合气体中所需的组分 用硫酸处理焦炉气以回收其中的氨。 用洗油处理焦炉气以回收其中的苯等芳香烃。 3)净化或精制气体 用碳酸丙烯酸酯脱除合成气中的二氧化碳 4)工业废气的治理 碱性吸收剂除去废气中的酸性气体 二、吸收操作流程 8.1.2 气体吸收的分类 物理吸收:水吸收CO2;洗油吸收芳烃 化学吸收:硫酸吸收氨气;碱液吸收CO2 单组分吸收:水仅吸收合成氨中的CO2 双组分吸收:洗油处理焦炉气中的苯、甲苯、二甲苯 低组成吸收:溶质浓度较低,引起气相及液相的流量变化不大 高组成吸收 :反之 等温吸收:放热效应不明显 非等温吸收:伴随着反应热 常规吸收与膜基吸收 8.1.3 吸收剂的选择 对溶质的溶解度大 对溶质有较高的选择性 不易挥发 黏度低,扩散系数大 解析性能好,无毒,经济等 8.2 吸收过程的相平衡关系 8.2.1 气体在液体中的溶解度 习题 当压力不变时,温度提高1倍,溶质在气相中的扩散系数提高 倍,假设某液相黏度随温度变化很小,绝对温度降低1倍,则溶质在该液相中的扩散系数降低 倍。 双组分理想气体混合物中,当系统的总压增大时,扩散系数将 ;当系统的温度增加时,扩散系数将 ,当b组分分子量增大时,扩散系数将 。 扩散适合于描述精馏过程, 适合描述吸收和解吸过程。 下述说法中错误的是_____。 液体中的扩散系数与压力成正比,与粘度成反比; 气体中的扩散系数与压力成反比,与温度的1.75次方成正比; 液体中的扩散系数与温度成正比,与粘度成反比; 发生在静止或滞流流体中的扩散属于分子扩散 下述说法中正确的是____。 气相中的扩散系数大于液相中的扩散系数,故物质在气相中的扩散通量大于在液相中的扩散通量; 气相中的扩散系数小于液相中的扩散系数,故物质在气相中的扩散通量小于在液相中的扩散通量; 气相中的扩散系数与液相中的扩散系数在数量级上接近,故气液两相中可达到相同的扩散通量; 气相中的扩散系数大于液相中的扩散系数,但在一定条件下,气液两相中仍可达到相同的扩散通量。 对常压、低浓度溶质的气液平衡系统,当温度一定,总压增加时,亨利系数E ,H ,m ;当压力已定,温度降低时,E ,H ,m ,对吸收过程 。 常压、25℃密闭容器内装有低浓度的氨水溶液,若向其中通入氮气,则亨利系数E ,溶解度系数H ,相平衡常数m ,气相平衡分压 。 下述说法中错误的是_____. 溶解度系数H值很大,为易溶气体; 享利系数E值很大,为难溶气体; 亨利系数E值很大,为易溶气体; 平衡常数m值很大,为难溶气体; 已知常压下某气体的相平衡数m=2,则亨利常数E= 。 向盛有水的鼓泡吸收器中通入纯CO2,经充分接触后,测得水中的CO2平衡浓度为2.857*10-2koml/m3,鼓泡器内总压为98.1kPa,水温为30℃,溶液的密度为1000kg/m3,求亨利常数E ,H 及相平衡常数m 。 8.3 吸收过程的速率关系 仿照传热速率的表达方式,吸收速率也可表达为: 根据双膜理论,吸收速率方程有分速率方程和总速率方程等形式。 3.1分吸收速率方程 三个气膜传质分系数之间的换算 难溶气体的吸收过程属于 控制过程,传质总阻力主要集中在 侧,提高吸收速率的有效措施是提高 相流体的流速和湍动程度。 根据双膜理论,水吸收空气中NH3的过程属 控制过程;水吸收空气中CO2的过程属 控制过程;水吸收空气中SO2的过程属 控制过程 。 用水吸收CO2其气膜阻力 液膜阻力,总传质系数KX 液相传质系数kX 。若在水中加入碱,总传质系数KX 。 在气膜控制的吸收过程,若系统的溶质摩尔分数不变,且亨利定律适用,压力增加,则KG ,KY 。 在常压塔中用水吸收二氧化碳, 和 分别为气相和液相传质分系数, 为气相总传质系数,m为相平衡常数,则_ _。 A.为气膜控制,且 B.为液膜控制,且 C.为气膜控制,且 D.为液膜控制,且 某吸收过程,气相传质分系数,液相传质分系数,由此可知方该过程为( )。 (A)液膜控制;(B)气膜控制; (C)气液双膜控制;(D)判断依据不足 某吸收塔用溶剂S吸收混合气体中的化合物A。在塔的某一点,气相中A的分压为21.3kPa,液相中A的浓度为1.00×10-3 kmol/m3,气、液之间的传质速率为0.144 kmol/(h·m2),气膜传质系数kG为0.0142 kmol/(h·m2·kPa)。实验证实系统服从亨利定律,当PA=8.1 kPa时,液相的平衡浓度为1.00×10-3 kmol/m3。 1)求算PA-PAi,kL,CAi-CA,KG,PA -PA*,KL,CA*-CA。 2)气膜阻力占总阻力的百分率为多少? 8.4 低组成气体吸收的计算 8.4.3 塔径的计算 塔径的大小由生产能力和空塔气速决定。 D —塔内经,m; qV —在操作条件下混合气体的体积流量,m3/s; u —空塔气速, m/s 传质单元:流体通过一定的填料层进行传质后,溶质浓度的变化恰好等于该段填料层的平均传质推动力。 传质单元高度 H :填料塔中完成一个传质单元的分离任务所需的填料层高度。 传质单元数N :达到分离要求需要的传质单元数量。 在常压下,xA=0.06(摩尔分数,下同)的溶液与yA=0.15的气体接触,已知m=2.0,此时将发生 过程。 在常压下,xA=0.2(摩尔分数,下同)的溶液与yA=0.15的气体接触,已知m=2.0,此时将发生 过程。 填料吸收塔内,用清水逆流吸收混合气体中的溶质A,操作条件下体系的相平衡常数m为3,近塔气体浓度为0.05(摩尔比),当操作液气比为4时,出塔气体的极限浓度为 ,当操作液气比为2时,出塔液体的极限浓度为 。 在一逆流塔内,填料层高度无穷大,当操作液气比大于 相平衡常数时,气液两相在 达到平衡,当操作液气比小于相平衡常数时,气液两相在 达到平衡,当操作液气比等于相平衡常数时,气液两相在塔的 达到平衡。 正常操作的逆流吸收塔,因故吸收剂入塔量减少,以致使液气比小于原定的最小液气比,将会发生( )。操作线斜率减小。 (A) X1↑, φ↑;(B)Y2 ↑, X1不变; (C) Y2↑, X1↑ (D)在塔下部发生解吸现象 低浓度气体吸收,若入塔气量增加,Y2( ),X1( )。 A 增大 B 减少 C 不变 D 不确定 低浓度难溶气体吸收,其他操作条件不变,入塔气量增加,气相总传质单元高度HOG、出塔气体浓度、出塔液体浓度将会有( )变化。 (A) HOG↑, Y2 ↑, X1↑ ; (B) HOG ↑, Y2 ↑, X1 ↓ (C) HOG ↑, Y2 ↓, X1↓ ; (D) HOG ↓, Y2 ↑, X1↓ 由矿石焙烧炉出来的气体进入填料吸收塔中用水洗涤以除去其中的SO2。炉气量为1000m3/h,炉气温度为20℃。炉气中含9%(体积分数)SO2,其余可视为惰性气体(其性质认为与空气相同)。要求SO2的回收率为90%。吸收剂用量为最小用量的1.3倍。已知操作压力为101.33kPa,温度为20℃。在此条件下SO2在水中的溶解度如附图所示。试求: (1)当吸收剂入塔组成X2=0.0003时,吸收剂的用量(kg/h)及离塔溶液组成X1。 (2)吸收剂若为清水,即X2=0,回收率不变。出塔溶液组成X1为多少?此时吸收剂用量比(1)项中的用量大还是小? 传质单元数NOG的求法 (1)对数平均推动力法 (条件:平衡关系为直线) 对液相总推动力表示的NOL可得类似的形式, (2)脱吸因数法 当平衡关系符合亨利定律Y*A=mXA时,可采用数学分析法计算传质单元数 依物料衡算 同理: (1)气相总传质单元高度 qnV-气体处理量 HOG Z KY-传质系数 ,HOG Z a -比表面积 ,HOG Z 3. 理论塔板(级)当量高度(HETP)法 HETP ---理论级当量高度。一般来源于试验或经验数据 NT ---理论级数。通过解析法和图解法求得。 4. 实际塔板(级)数的计算 确定理论板NT,还应确定实际塔的效率ET。 ET由实验测定或工程经验选定,或由经验公式和图表查取。 由 计算实际塔板(级)数。 8.7 填料塔 吸收设备(填料塔;板式塔) 单个散装的颗粒填料,常用的公称尺寸为25,38,50和76mm。 材料通常为陶瓷、金属、塑料、玻璃、石墨等。 按基本构形:环形填料、鞍形填料和球形填料 (1)环形填料 (2)鞍形填料 规整填料 波纹型规整填料: 苏尔采填料(Sulzer Packing),又称网波纹填料孔板波纹填料(Mellapak) 几种规整填料构型示意图 塔填料的发展趋势 散堆填料朝着分离效率高、通量大、压降低、堆积时趋向于规整排列的方向发展,环壁开孔、环鞍结合、低高径比是散堆填料外形的发展趋势。 规整填料的研究重点由几何结构的优化转为表面结构的改进,成本合理的多层复合板网填料前景诱人。 性能优越、价格低廉的塑料、陶瓷和其它新型材质的高效填料有广阔的发展前景。 散堆填料:投资省,装卸方便 ,对塔内件要求低 规整填料:结构复杂,投资大,效率高 综合性能 规整填料 散堆填料 两种填料互补互济,呈并行发展。 7.9.3 填料塔的流体力学性能 压差降 泛点率 持液量 1、填料塔的压强降 恒定喷淋量下: ①气速较低,填料表面液膜厚∝(液固间摩擦力和LS),与u几乎无关;但比无喷淋量时阻力要大。 ②气速增至一定值后,气液间阻力不容忽视,液膜加厚→出现拦液现象,载液线;但载点难测。 ③再增大气速至液体不能顺利下流,此时填料层中的持液量增加迅速,往往可以看到填料层的某个高度上出现“积液层”。 若此时不增加气速,积液层仍在扩大,则会达到“液泛”。此段斜率可以10。实验时注意: 寻找u液泛,min ;达液泛时速记录,速降气速。 从塔顶向下流动的液膜与填料表面的摩擦和与上升气体间的摩擦构成了液膜流动阻力,产生压差降。 液 泛 当气体对液体的曳力足以阻滞液体的及时流下,填料层中会出现局部积液,即开始液泛。 压强降急剧增大,塔的操作明显波动,气流呈现脉动,液体发生激烈的轴向返混,致使塔的分离效率严重恶化。 对于设计较为合理的塔,液泛多从塔顶部发生,出现明显的积液,并伴有严重的飞沫现象。 泛点一般由△p~u关系线上的转折点来确定。一般认为液泛为填料塔正常操作的上限,通常取操作空塔气速u=(0.5~0.8)uf 影响液泛的主要因素:①填料的几何形状、σ、ε;②流体物性:ρV、ρL、μL;③气液流量;④流动状况。 2、泛点率 塔内操作气速和泛点气速的比值。 一般要求泛点率在50%~80%的范围之间。 泛点气速主要与塔的气液相负荷及物性、填料的材质、类型和规格相关。 通过泛点气速关联图或泛点气速关联式求。 3、填料塔的持液量 在一定操作条件下,单位体积填料层内的液体体积。分为静持液量、动持液量和总持液量。 填料塔的传质性能 一、 表征填料层传质特性的动力参数 四种动力学参数: 1. 体积传质系数,将传质系数和传质有效比表面积合并在一起的总括传质性能参数 2. 传质单元高度HOG 3. 真实传质系数,利于从传质机理方面进行研究与分析 4. 理论板当量高度(HETP),建立在理论板的概念上,多用于填料精馏和吸收塔。 二、 传质性能参数的测定 :包括填料层高度、进出填料层的气、液摩尔流率以及相应的组成、操作温度与压力 某一逆流操作的填料塔中:用水吸收空气中的氨气,已知塔底气体进塔浓度为0.03,塔顶气相浓度为0.003,填料层高度为1.2m,吸收过程中亨利系数为0.5atm,,操作压力1.0atm,平衡关系和操作关系均为直线h),混合气中空气量为10kmol/(m2h),试求:1)气相总体积传质系数;2)操作液气比为最小液气比的多少倍;3)由于法定排放浓度必须小于0.001,所以拟将填料层加高;若液气比不变,问填料层应加高多少? 操作型计算 在一填料层高度为5m的填料塔内,用纯溶剂吸收混合气中溶质组分。当液气比为1.0时,溶质回收率可达90%。在操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X。现改用另一种性能较好的填料,在相同的操作条件下,溶质回收率可提高到95%,试问此填料的体积吸收总系数为原填料的多少倍? 在一逆流操作的填料塔中,用循环溶剂吸收气体混合物中溶质。气体入塔组成为0.025(摩尔比,下同),液气比为1.6,操作条件下气液平衡关系为Y=1.2X。若循环溶剂组成为0.001,则出塔气体组成为0.0025,现因脱吸不良,循环溶剂组成变为0.01,试求此时出塔气体组成。 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。吸收过程为气膜控制,总体积传质系数KYa与气体流量的0.8次方成正比。今气体流量增加20%,而液体流量及气、液进口组成不变, 试求:丙酮的回收率有何变化?单位时间内被吸收的丙酮量增加多少? 若气体流量,气、液进口组成,吸收塔的操作温度和压强均不变,欲将丙酮回收率由原来的95%提高至98%,吸收剂用量应增加到原用量的多少倍? 若压力增大一倍,其他条件不变,吸收率为多少? 气液两相在填料塔内逆流接触时 __________ 是气液两相的主要传质面积。 填料塔是连续接触式气液传质设备,塔内______为分散相,______为连续相,为保证操作过程中两相的良好接触,故填料吸收塔顶部要有良好的_______装置。 当填料塔操作气速达到泛点气速时__________充满全塔空隙,此现象称为 __________,此情况下_______急剧升高 为了使通过填料塔的压降小,应 ___ 大的填料。吸收塔底部的排液管成U形,目的是起_______ 作用,以防止 _______ 。 吸收塔出口气体浓度上升的原因可能是 。 A 气体进口浓度上升 B 吸收剂温度下降 C 吸收剂用量增大 D 都有可能 下列命题不正确是_______。 A上升气速过大会使板效率下降。 B 上升气速过大会引起液泛。 C上升气速过大会造成过量的液沫夹带。 D 上升气速过大会造成过量的气泡夹带。 以下五种相同尺寸和材料的填料中,( )的单位床位层高度压降最大。 A 拉西环 B 鲍尔环 C 阶梯环 D 矩鞍环 E 共轭环 填料吸收塔操作时,若液量小于最小喷淋密度,则 。(多选) A 不能操作 B 严重液泛 C 无法传质 D 填料不能全部润湿 E 不能达到高的吸收率 设计型计算 Y1-Y2 分离任务 ,NOG , Z ΔYm 平均推动力 , NOG , Z (2)气相总传质单元数 建立和不断更新两相接触表面,使之具有尽可能大的接触面积和尽可能好的流体力学条件,以利于提高吸收速率,减少设备的尺寸。同时,气体通过设备的阻力要小,以节省动力消耗。 填料塔生产能力大、分离效果高、压降小、操作弹性大、塔内持液量小。 液体分布器 气体出口除沫装置 液体入口 塔壳 填料 液体再分布器 填料支撑板 气体入口 气体分布器 液体出口 填料塔的结构 填料的作用:填料塔的核心部分。提供塔内气-液两相接触而进行传质和(或)传热的表面。 传质面积:被湿润的填料的表面。 应具有良好的力学性能和传质性能。 8.7.1 塔填料 填料的参数???? (1) 公称直径 dp mm (2) 比表面积 a, (3) 空隙率 , 与填料结构以及装填方式有关 (4)填料因子: ??? (5) 干填料因子:反映填料的几何特性 (6)湿填料因子:反映特定结构和尺寸的填料在气-液两相实际操作中的综合流体力学性能。 对于填料性能的要求: 1、较大的比表面积,良好的表面润湿性,能气液交换的面积大。 2、较大的空隙率 ,填料塔压降减小,不易发生液泛。 3、比重小,减轻塔和基座负荷。 3、机械强度好,不易破碎。 4、耐腐蚀性好。 5、价格低廉,容易制得。 填料种类繁多,性能各异。 按堆积方式分:散装填料,规整填料 按基材分:散装(陶瓷,塑料,金属,玻璃和石墨) 规整:金属、瓷质、金属丝网和塑料丝网 散装填料 在每一系列中,基于减少压强、增大比表面积、增加气、液扰动和改善表面润湿性能的要求,形成了各自的发展序列。 拉西环 鲍尔环 阶梯环 三叶环 QH扁环 异鞍环 矩鞍环 弧鞍环 见书71页 金属环矩鞍填料 (Intalox Metal Tower Packing) 共轭环填料 (3)环矩鞍填料 环矩鞍填料 双鞍环 (4)球形填料 TRI 填料 RICTM填料 Impac填料 (5)其他类型填料 环形填料 弧鞍 矩鞍、 鞍型填料 环矩鞍、 组合环、 环鞍结合型填料 环、鞍型填料 TRI球、Top-Pak、 MellaringVSP 球形填料 散装填料 拉西环、鲍尔环、阶梯环、共軛环、QH扁环 格栅型填料 规整波纹填料塔示意图 FG-Ⅱ型蜂窝栅格规整填料 Mellapak FP型翅片波纹填料 规整填料分类 丝网波纹 板孔波纹 板网波纹 波纹填料 格栅填料 优流填料 脉冲填料 非波纹填料 规整填料 压强降的大小决定了填料塔的动力消耗,是设计过程的重要参数。 常将不同喷淋量(包括L=0)下,随气速变化的Δp分别画在同一个坐标上. ????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 液体分布器 莲蓬头式 溢流管式 多孔环管式 气体分布器 除沫装置 填料支撑板 填料限定装置 (5) 以(x*-x)表示传质总推动力 Kx = KLc总 (6) 以(X*-X)表示传质总推动力 液相浓度以X表示,与气相浓度成平衡的液相浓度以Xe表示。 当吸收质浓度在液相中很小时,X*和X都很小,则有 KX ≈ KLc总 假设: 气体吸收计算的内容主要是通过物料衡算及操作线方程,确定吸收剂的用量和塔设备的主要尺寸(塔径和塔高)。 吸收操作多采用逆流; 低浓度气体吸收; 吸收是在等温下进行; 传质分系数kG、kL在全塔为常数; 传质总系数KG或KL也可认为是常数。 qn,V Y qn,L X qn,V Y2 qn,L X2 m n 逆流吸收塔的物料衡算 8.4.1 吸收塔的物料衡算和操作线 对全塔来说,气体混合物经过吸收塔后,吸收质的减少量等于液相中吸收质的增加量,即: qnA =qnV(Y1-Y2) = qnL(X1 - X2 ) 式中: qnA——气体流过全塔被溶剂吸收的溶质摩尔流量, mol/s qnV——单位时间通过吸收塔的惰性气体的量 (摩尔流量), mol/s qnL——单位时间通过吸收塔的吸收剂的量(摩尔流量), mol/s Y1 、Y2——分别为进塔和出塔气体中溶质组分A的摩尔比; X1、X2——分别为进塔和出塔液体中溶质组分A的摩尔比; φA——混合气体中溶质摩尔A被吸收的百分率,称为吸收率或回收率 现取塔内任一截面m-n与塔底(图中的虚线范围)作溶质的物料衡算, 即: 式中: Y—— 分别为m-n截面气相中溶质的物质的量比 X——分别为m-n截面液相中溶质的物质的量比 同理,可得 上两式称为逆流吸收塔的操作线 T A B Y*=f(X) 在任一截面上的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线关系,直线的斜率为qnL / qnV ,过点 T (X2,Y2)和 B (X1,Y1) 两点。端点B代表塔底端面,称为“浓端”,端点T 代表塔顶端面,称为“稀端”。 E 说明: (1) 在进行实际吸收操作时,在塔内任一截面上,溶质在气相中的实际分压总高于与其接触的液相平衡分压,故吸收操作线总位于平衡线上方;若在下方,则为脱吸。 (2) 吸收操作线方程是从溶质的物料平衡关系出发而推得的关系式,它取决于气液两相和流量qnV 、 qnL ,以吸收塔内某截面上的气液浓度有关,而与相平衡关系、塔的类型、相际接触情况及操作条件无关。此式应用的唯一必要条件是稳定状态下连续逆流操作。 ? 0 X2 X1 Y1 Y2 T B Y*=f(X ) B? 操作线的斜率qnL / qnV称为“液气比”,是吸收剂与惰性气体摩尔流量的比值。它反映单位气体处理量的吸收剂耗用量大小。 如左图所示,在qnV 、Y1、Y2及X2已知的情况下,吸收操作线的一个端点A已固定,另一个端点B则在Y=Y1上移动,点B的横坐标由操作线的斜率qnL / qnV决定。 8.4.2 吸收剂用量的确定 当塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时,吸收的推动力为零。此种状况下,吸收操作线的斜率称为最小液气比,以(qnL/ qnV)min。相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量,用qnL min表示。 增大吸收剂用量可以使吸收推动力增大,达到一定限度后,效果变得不明显,而溶剂的消耗、输送及回收等项操作费用急剧增加。 吸收剂用量的选择:应从设备费与操作费两方面综合考虑,选择适宜的液气比,使两种费用之和最小。 qnL / qnV =(1.1~2.0)(qnL / qnV)min 或 qnL = (1.1~2.0) qnV min (1) 平衡线为凹形 根据水平线与平衡线的交点B? 的横坐标X1*求出。 图解法求最小液气比 0 X2 X1 X1* Y1 Y2 T B Y*=f(X ) B? (2) 平衡线为凸形 步骤:过点T作平衡线的切线,找出水平线与切线的交点B?,读出B?的横坐标X1,再按下式计算。 T B B? Y1 Y2 Y*=f(X) 0 X2 X1 X1’ 8.4.4 吸收塔有效高度的计算 在规定的气体处理量、组成和分离要求下,所需吸收塔的有效高度。 计算方法:传质单元数法;等板高度法。 操作线方程 传质速率方程 NA=KG (p-p*) …… 相平衡方程 qnVY2 qnLX2 qnVY qnL X qnV Y1 qnL X1 qnV Y+dY qnL X+dX Z dZ 1. 基本关系式 Z-填料层高度,m a-填料比表面积,m2/m3 KYa; KXa -气相、液相总体积吸收系数-kmol/m3.s (实验测定) 填料层高度=传质单元高度×传质单元数 对于不同的推动力,有不同的表达形式。 2. 传质单元高度和传质单元数 在计算中,关键是确定塔两端推动力的大小ΔY1,ΔY2或ΔX1,ΔX2 。 * * Absorption 吸 收 塔 吸收操作示意图 混合气体 (溶质A+惰性组分B) 吸收剂S 吸收尾气 (惰性组分B+少量的溶质) 吸收液 (吸收剂S+溶质A) 8.1.1 气体吸收过程与流程 气液相平衡关系 溶解度曲线 气液平衡方程(亨利定律) (1) 在一定温度下,气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡分压的增大而增大;而在相同平衡分压条件下,气体组分的溶解度则随温度的升高而减小。 (2) 在同一温度下,对于不同种类的气体组分,欲得到相同浓度的溶液,易溶气体仅需控制较低的分压,而难溶气体则需较高分压。 (3) 加压和降温对吸收操作有利;反之,升温和减压有利于解吸。 当总压不高(5×105Pa)时,在一定温度下,稀溶液上方溶质的平衡分压 p与其在液相中的摩尔分率x之间存在着如下的关系: 上式表示溶液的组成低于一定数值时溶质的平衡分压与它在溶液中的摩尔分率成正比。对于理想溶液,亨利常数即为纯溶质的饱和蒸汽压。亨利常数E值较大表示溶解度较小。一般E值随温度的升高而增大,常压下压力对E值影响不大。 p*=E·x 式中: p*---------溶质在气相中的平衡分压, Pa; x----------溶质在液相中的摩尔分数 E----------享利系数, Pa 8.2.2 亨利定律 ?m——溶液的密度, kg/m3 ; Mm——溶液的平均分子量, kg/mol p*= c/H 式中: c——液相中溶质的摩尔浓度, mol·m-3 ; H——溶解度系数, mol·m-3·Pa-1; 在亨利定律适用的范围内, H是温度的函数,而与p*或c无关。对于一定的溶质和溶剂,H 值一般随温度升高减小。易溶气体H值较大,难溶气体H值较小。 亨利定律的其它形式 (1) 气相用平衡分压 p,液相用物质的量浓度 c 表示 ?——溶剂的密度, kg/m3 ; M——溶剂的平均分子量, kg/mol y*=m·x ? 式中: y*——平衡时溶质在气相中的摩尔分率; x——溶质在液相中的摩尔分率; m——相平衡常数,无因次。 m=E/p总 E=p总m 上式中p总为系统总压,m值越大,表示溶解度越小。 m是温度和压力的函数, 随着压力增大而减小,随着温度增大而增大。 (2) 溶质在液相和气相中的浓度分别用摩尔分率x、y表示 当溶液浓度很低时,上式右端分母约等于1,于是上式可简化为: YA*=mXA (3) 对于低浓度气体吸收,两相的组成通常用物质的量比来表示 吸收过程中的吸收速率是指单位时间内,在单位面积上被吸收的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式称为吸收速率方程。 1 以气膜传质分系数表示的吸收速率方程式 kG——以分压差为推动力的气膜传质分系数,molm-2s-1Pa-1; kY——以摩尔分数差为推动力的气膜传质分系数,molm-2s-1; kG——以物质的量比差为推动力的气膜传质分系数,molm-2s-1; 2 以液膜传质分系数表示吸收速率方程式 kL——以浓度差为推动力的液膜传质分系数,ms-1; kx——以摩尔分数差为推动力的液膜传质分系数,molm-2s-1; kX——以物质的量比差为推动力的液膜传质分系数,molm-2s-1; 三个液膜传质分系数之间的换算 吸收过程的总推动力可采用任何一相的主体浓度与其平衡浓度的差值来表示。 (1) 以(p-p*)表示总推动力 双膜理论:pi=ci/H 亨利定律: 液膜吸收速率方程 NA=kL H(pi –p*) 气膜吸收速率方程 NA=kG(p-pi) 代入 3.2 总吸收速率方程 p*=c/H 令 式中 KG——气相传质系数,mol/(m2?s?kPa) 对于易溶气体,H值很大,则有:1/kLH1/kG ,此时传质阻力的绝大部分存在于气膜之中,液膜阻力可以忽略。 NA=KG(p-p*) 1/KG≈ 1/kG 或 KG≈ kG 对于气膜控制的吸收,要提高总吸收系数,应该加大气相湍动程度。 即气膜阻力控制着整个吸收过程的速率,吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力,此种情况称为 “气膜控制”(gas-film control)。如:水吸收氨,浓硫酸吸收水蒸气等过程。 (2)以(c*-c)表示总推动力 令 代入 KL——液相传质系数,m/s 对于难溶气体,H值很小,则有:H/kG1/kL ,此时传质阻力的绝大部分存在于液膜之中,气膜阻力可以忽略。 1/KL≈ 1/kL 或 KL≈ kL 即液膜阻力控制着整个吸收过程的速率,吸收总推动力的绝大部分用于克服液膜阻力,此种情况称为 “液膜控制”( liquid-film control )。如:水吸收氧或氢。 对于中等溶解度的气体,气膜阻力和液膜阻力都不可忽略,要提高总吸收系数,必须同时增大气相和液相的湍动程度。 (3) 以(y-y*)表示总推动力 Ky= KG p总 NA=KG(p-p*) KY ≈ KG p总 (4) 以(Y-Y*)表示总推动力 当吸收质浓度在气相中很小时,Y*和Y都很小,则有

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