七章吸收与蒸馏课件

1、第七章吸收与蒸馏第七章吸组分由高浓度区传向低浓度区,自一相传入另一相中，这种现象称为质量传递，简称传质。传质过程：物质由一处向另一处转移的过程。7-1 传质学基础组分由高浓度区传向低浓度区,自一相传入另一相中，这种现象称为传质过程的分类（1）按相接触情况不同分:（2）按操作方式不同分:（3）按实现反复相接触方式分：(4 ) 按两相流动方向的不同分：对流扩散（convection diffusion） 膜过程非稳态操作连续接触操作逆流操作 质量传递的方式分为：分子扩散（molecular diffusion）两相直接接触稳态操作级式操作并流操作传质过程的分类（1）按相接触情况不同分:（2）按操作

2、方式不同7.1.1扩散现象与分子扩散速率分子扩散：由浓度（或温度）不均引起，依靠微观分子运动产生传质的现象。湍流扩散（涡流扩散）：发生在湍流体中依靠质点宏观不规则运动的碰撞混合，而进行传质的现象。7.1.1扩散现象与分子扩散速率分子扩散：由浓度（或温度）不界面气相主体组分组分液相主体1 扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）；2 在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）；3 进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）；物质传递的三个步骤：界面气相主体组分组分液相主体1 扩散物质从一相的主体扩散到两混合物组成的表示方法名称符号定义单位质量浓度AmA/Vkg/m

3、3物质的量浓度cAnA/Vkmol/m3质量分率aAmA/(mA+mB)无因次摩尔分率 气yA、 液xAnA/(nA+nB)无因次摩尔比 气YA、 液XAnA/nB无因次混合物组成的表示方法名称符号定义单位质量浓度AmA/VkgA分子扩散Fick 定律式中JAA组分在z方向上的扩散通量kmol/m2s;cAA组分的摩尔浓度kmol/m3；DABA组分在A、B的混合物中扩散时的扩散系数m2/s“”表示散沿着浓度降低方向进行。 扩散通量：单位时间内单位面积上扩散传递的物质的量，其单位为mol/(m2s)。均相二元物系，由A，B两组分组成，在恒定的温度和压力下，均相混合物中，分子扩散服从费克定律，对

4、于A组分来说A分子扩散Fick 定律式中JAA组分在z方向上的扩散通对于B组分当扩散为气相或是两组分性质相似的液相时，用D来表示双组分物系的扩散系数。对于气体，Z方向上等温扩散时：PAA组分分压，kpaR8.314 kJ/(kmolk)对于B组分当扩散为气相或是两组分性质相似的液相时PAA组分扩散现象与分子扩散速率扩散现象与分子扩散速率涡流扩散通量De涡流扩散系数，m2/s（不是物性常数，由流体的动力状况决定）涡流扩散通量De涡流扩散系数，m2/s（不是物性常数，由流假定：pA1 pA2 pB1 pA2 pA1pA2pPAB12 等摩尔扩散 在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间

5、内通过单位截面积的A的净物质量，称为A的传递速率，以NA表示。在等摩尔逆向扩散中，物质A的传递速率应等于它的扩散通量.等在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间内通过等摩尔扩散速率对于气体对于液体等摩尔扩散速率对于气体对于液体单向扩散 气相主体 JA pB2 pB 气相A+B NA pB1 NM pA1 A pA 液相S+A JA pA2 z (a) (b) (c)气液相 界面单向扩散 气液相 界面 在气体吸收中溶质A溶解于溶剂中，惰性气体B不溶解于溶剂中，则液相中不存在组分B，此过程为组分A通过另一“静止”组分B的单向扩散。 p总压p界面pB,i气相主体 液相NBMNAMJBJA

6、0pA,ipBpAz单向扩散 在气体吸收中溶质A溶解于溶剂中，惰性气体B不溶解气体液体单向扩散时的传质速率比等分子反向扩散时多了一个因子（P/pBM），称为“漂流因子”。显然P/pBM1，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响。气体液体单向扩散时的传质速率比等分子反向扩散时多了一个因子（单向扩散 单方向扩散的传质速率NA比等摩尔逆向扩散时的传质速率JA大。这是因为在单方向扩散时除了有分子扩散，还有混合物的整体移动所致。 p/pBm值越大，表明整体移动在传质中所占分量就越大。当气相中组分A的浓度很小时，各处pB都接近于p即p/pBm接近于

7、1，此时整体移动便可忽略不计，可看作等摩尔逆向扩散。单向扩散 单方向扩散的传质速率NA比等摩尔逆向扩散时的传质分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力；扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略；对于液体中的扩散，浓度的影响不可以忽略，而压强的影响不显著。 物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于经验或半经验公式进行计算。扩散系数D分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力扩散系数一些组分在水中的扩散系数值（20） 物质Dm2s-1物质Dm2s-l 物质Dm2s-1乳糖麦芽糖葡萄糖棉子糖蔗糖4.310-10

8、4.310-106.010-103.710-104.510-10甘露醇甘油氨基甲酸酯醋酸氯化钠5.810-107.210-109.210-101.9210-91.3510-9 二氧化碳 氯 氧 氨 氮1.7710-91.22U-91.8010 -91.7610-91.6410-9扩散系数一些组分在水中的扩散系数值（20） 物质Dm2对流传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质过程。在实际生产中，传质操作多发生在流体湍流的情况下，此时的对流传质是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总和。7.1.2 对流传质与相间传质对流传质是指发生在运动着的流体与相截面之间的传质过程。7.

9、1 在湍流流体中同时存在涡流扩散 和分子扩散（涡流扩散占主导地位 ），其总扩散通量为式中 D分子扩散系数，m2/s； DE涡流扩散系数，m2/s； dCA/dZ沿z方向的浓度梯度，kmol/m4； J总扩散通量kmol/(m2s)A 对流传质 在湍流流体中同时存在涡流扩散 和分子扩散（涡流扩注： D分子扩散系数温度、压力不变时为常数。涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一起考虑。注： D分子扩散系数温度、压力不变时为常数。 以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自下而上流过液体表面。考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面

10、处相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况。气液界面 层流层 缓冲层 湍流主体气体液体传质方向 以吸收为例：吸收剂沿壁面自上而下流动，混合气体自 流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、过渡层和滞流层。过渡层 同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变小，曲线逐渐平缓。滞流层 溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于D值较小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭。湍流主体 主要依靠涡流扩散，大量旋涡引起的混合作用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线。流动区域气液界面 层流层 缓冲层 湍流主体传质方向 流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主 延长滞流内层的分压线和气相主体的分压线交

11、于H点，此点与相界面的距离为G， 在G以内的流动为滞流，其物质传递纯属分子扩散，此虚拟的膜层称为有效滞流膜。 整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。 气液界面 层流层 缓冲层 湍流主体传质方向GPAiPA 延长滞流内层的分压线和气相主体的分压线交于按分子扩散速率方程来描述对流扩散速率令气相液相kG气相对流传质分系数，kmol/m2skPakL液相对流传质分系数，m/s按分子扩散速率方程来描述对流扩散速率令气相kG气相对流传质传质系数对流传质对流给热Sherwood数 Reynold数 Schmidt数 待求函数为Sh=f(Re,Sc)

12、传质系数对流传质对流给热Sherwood数 Reynold数B 相间传质的双膜理论 相间传质是物质由一相转移到另一相的传质过程。相间传质需要解决的问题有：传质的方向、推动力，传质限度，相际传质速率，因传质过程涉及到两相，上述问题都与相平衡有关，故具体介绍将在后面相关章节介绍。 B 相间传质的双膜理论 相间传质是物质由一相转移到另一相的传双膜模型的理论要点 气、液两相在相界面上呈平衡状态，即相界面上不存在传质阻力。如以低浓度气体溶解为例，平衡关系服从Henry定律，膜层以外的气液相主体，由于流体的充分湍动，分压或浓度均匀化，无分压或浓度梯度。气膜边界液膜边界 气液相界面气相主体液相主体传质方向双

13、膜模型的理论要点 气、液两相在相界面上呈平衡状态，即相界面在气、液两相接触面附近，分别存在着呈滞流流动的稳态气膜与液膜。在此滞膜层内传质严格按分子扩散方式进行，膜的厚度随流体流动状态而变化；气膜边界液膜边界 气液相界面气相主体液相主体传质方向溶质(气相主体) 气膜边界 气膜相界面(Pi,Ci) 液膜 液膜边界 液相主体湍流扩散分子扩散不受任何阻力分子扩散湍流扩散在气、液两相接触面附近，分别存在着呈滞流流动的稳态气膜与液膜传质设备简介 填料塔板式塔降液管 降液管 降液管填料层气体液体气体液体塔板气体液体气体液体传质设备简介 填料塔板式塔降液管 降液管 降液管填料层气体液7-2 吸收与解吸吸收(a

14、bsorption)是依据不同组分在溶剂中溶解度不同，让混合气体与适当的液体溶剂相接触，使气体中的一个或几个组分溶解于溶剂中形成溶液，难以溶解的组分保留在气相中,从而达到混合气体初步分离的操作。所用液体称为吸收剂(或溶剂)。气体中能被溶解的组分称为溶质或吸收质。不被溶解的组分称为惰性气体或载体。 7-2 吸收与解吸吸收(absorption)是依据不同组在食品工业生产中，有时需要将吸收得到的溶质气体从液体中取出来，如天然油类的脱臭，液体食品的脱气等，这种使溶质从溶液里脱除的过程称为解吸或脱吸。它是吸收操作的逆过程，常常是一个工业吸收操作不可分割的步骤。化学吸收，物理吸收等温吸收，非等温吸收低浓

15、度吸收，高浓度吸收单组分吸收，多组分吸收在食品工业生产中，有时需要将吸收得到的溶质气体从液体中取出来烟道气二氧化碳的气体 吸收工艺流程示意图 解吸气 废气 稀溶液 冷却水进 预热后的饱和溶液 净化CO2 烟道气 6 5 3 4 1 2 1-吸收塔 2-泵 3-换热器 4-冷却器 5-解吸塔 6-冷凝器 烟道气二氧化碳的气体 吸收工艺流程示意图 解吸气 废气 7.2.2气液相平衡 几种物质在水中的溶解度7.2.2气液相平衡 几种物质在水中的溶解度亨利定律 当总压不高(一般约小于500kPa)时，在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与液相中溶质的摩尔分数成正比， 溶质A在气相中的平衡分压，

16、kPa； x液相中溶质的摩尔分数； E比例系数，称为亨利系数，kPa。 易溶气体的E值小难溶气体的E值大TE亨利定律 当总压不高(一般约小于500kPa)时，在一定温度亨利定律的三种表达形式1.气相组成用溶质A的分压，液相组成用溶质的浓度cA表示时，亨利定律可表示为 cA液相中溶质的浓度kmolm3； H溶解度系数，kmol(m3kPa)。 溶解度系数H可视为在一定温度下溶质气体分压为lkPa的平衡浓度。易溶气体的E值大难溶气体的E值小TH亨利定律的三种表达形式1.气相组成用溶质A的分压，液相组成用2.气、液两相组成分别用溶质A的摩尔分数y与x表示，则亨利定律可表示为 式中 y溶质在气相中的平

17、衡摩尔分率； m相平衡常数。m值大，则表示溶解度小。 ymx2.气、液两相组成分别用溶质A的摩尔分数y与x表示，则亨利定3.摩尔比表示气相(Y)和液相(X)的组成 XA溶液中溶质的摩尔比； 溶质在气相中的平衡摩尔比。仅适用于溶液浓度很低的稀溶液 YAmXA3.摩尔比表示气相(Y)和液相(X)的组成 XA溶液中亨利定律各系数之间的关系 对稀溶液，溶液的浓度接近纯溶济的MsMm， 亨利定律各系数之间的关系 对稀溶液，溶液的浓度接近纯溶济的M例题总压为101.3kPa、温度为20时，l000kg水中溶解15kgNH3，此时溶液上方气相中NH3的平衡分压为2.266kPa。试求此时之溶解度系数E、亨利

18、系数H、相平衡常数m。若总压增倍，维持溶液上方气相分率不变，则问此时NH3的溶解度及各系数的值。 例题总压为101.3kPa、温度为20时，l000kg水中吸收剂的选择 对需吸收的组分要有较大的溶解度。对所处理的气体要有较好的选择性。即对溶质的溶解度甚大而对惰性气体几乎不溶解。要有较低的蒸汽压，以减少吸收过程中溶剂的挥发损失。要有较好的化学稳定性，以免使用过程中变质。吸收后的溶剂应易于再生。在操作温度下，具有较低的粘度，以利于气、液良好接触及便于输送。吸收剂的选择 对需吸收的组分要有较大的溶解度。pAcA pA,i cA,i气膜液膜相界面气相主体液相主体传质方向图 双膜理论示意图溶质A在气相中

19、的分压溶质A在液相中的摩尔浓度pAcA pA,i cA,i气膜液膜相界面气相主体液相主体传气膜内传质速率服从亨利定律的相界面的平衡关系液膜内传质速率气相中，液相中溶质的浓度，以摩尔分数表示紧贴界面两侧气，液相的溶质浓度以(y-yi)与(xi-x)为推动力的气相与液相传质分 系数kmol/(sm2)稳定吸收，各步传质速率相等7.2.3 总传质速率方程 气膜内传质速率气相中，液相中溶质的浓度，以摩尔分数表示稳定NA=Ky(y-y*) 经推导Ky以气相浓度差(y-y)为推动力的总传质系数kmol/(sm2)Kx以液相浓度差 (x-x)为推动力的总传质系数kmol/(sm2)mKy=Kxm相平衡常数N

20、A=Ky(y-y*) 经推导Ky以气相浓度差(y-y)同理以气相分压为推动力以液相体积浓度为推动力其中解吸时H溶解度系数同理以气相分压为推动力其中解吸时H溶解度系数 、为推动力 、为推动力 、为推动力 气 膜 NA=KG(p-pi) NA=kY(Y-Yi) kY=PkG/(1+Y)(1+Yi) NA=ky(y-yi) ky=PkG液 膜 NA=kL(Ci-C) NA=kX(Xi-X) kX=kLC/(1+Xi)(1+X) NA=kX(xi -X) kX=CkL气 相 NA=KG(P-Pe)KG=1/(1/kG+1/HkL) 气膜控制 KG=kG NA=KY(Y-Ye) KY=PKG/(1+Y)

21、(1+Ye) KY=1/(1/kY+m/kX) 气膜控制时KY=kY NA=Ky(y-ye) Ky=PKG Ky=1/(1/ky+m/kX) 气膜控制时Ky=ky 液相NA=KL(Ce -C) KL=1/(H/kG+1/kG) 液膜控制时KL=kLNA=KX(Xe -X) KX=KL. /(1+Xe)(1+X) KX=1/(1/mky+1/kx) 液膜控制时KX=kXNA=Kx(xe-x) Kx=CKL Kx=1/(1/mky+1/kx)液膜控制时Kx=kx传质速率方程式的各种形式 、为推动力 、为推动力 、为推动B 传质阻力当 时传质阻力集中于气相，称为气相阻力控制（易溶气体）当 时传质阻力

22、集中于液相，称为液相阻力控制（难溶气体）B 传质阻力当 时传质阻力集中于气相，称为气吸收塔的计算 以连续接触的填料塔为例设计计算任务：确定合适的吸收剂用量；或者液气比；计算塔径；计算塔高。吸收塔的计算 以连续接触的填料塔为V，Y1L，X1VY LXV，Y2L，X2mn 逆流吸收塔的物料衡算7.3.1物料衡算与操作线方程V，Y1L，X1VY LXV，Y2L，X2mn 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：LX+VY1=LX1+VYV(Y1 - Y ) = L(X1 - X)式中： V惰性气体的摩尔流量, Kmol/S L吸收剂摩尔流量, Kmol/S Y

23、1 、Y2 分别为m-n截面和塔底的气相中的溶质摩尔比； X1、X2 分别为m-n截面和塔顶的液相中溶质摩尔比； 对全塔来说，气体混合物经过吸收塔后，吸收质的减少对于全塔：若所处理的气体组成较低，所形成的溶液组成也较低操作线方程塔的任意截面上气液两相浓度之间的关系对于全塔：若所处理的气体组成较低，所形成的溶液组成也较低0 X2 X X1Y1YY2ABYe=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L/V，过点B（X1，Y1）和A（X2，Y2）两点。端点B代表塔底端面，称为“浓端”，端点A代表塔顶端面，称为“稀端”0 X2 X X1Y1AB 说明： (1) 在进行

24、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、，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。 说明： (1) 在进行实际吸收操作时，在塔内7.3.2 吸收剂的用量与最小液气比除去气体中的有害物质，规定气体中残余有害溶质的组成Y2回收有用物质：回收率（吸收率）L/V吸收剂的单位耗用量或液气比7.3.2 吸收剂的用量与最小液气比除

25、去气体中的有害物质，规0 X2 X1Y1Y2ABYe=f（X）B吸收剂的用量L，L/V，操作线向远离平衡线方向偏移。（YY）吸收过程推动力加大，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。吸收剂的用量L，L/V，操作线向平衡线靠近。推动力（YY）减少，吸收费用增加。B0 X2 X1Y1A 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。 L减小到操作线与平衡线相交（相切），此种状况下，吸收操作线的斜率称为最小液气比，以(L/V)min。 相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用Lmin表示。0 X2 X1Y1Y2ABYe=f（X）B 当塔底流出

26、的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时，(1) 平衡线为凹形0 X2 X1Y1Y2TBYe=f（X）B(1) 平衡线为凹形0 X2 (2) 平衡线为凸形0 X2 X1 Y1Y2TBYe=f（X）BX1(2) 平衡线为凸形0 X2 若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，即通常先求出最小液气比，然后乘以一倍数，作为适宜的液气比。L/V=(1.12)(L/V)min 或 L= (1.12) Lmin 若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，即通常先求在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的SO2。气体处理量为1.20m3（标准）s-1，进塔气体中含SO2 8%（体积百分数），要求SO2的吸收

27、率为85%，在该吸收操作条件下的相平衡关系Ye=26.7X，用水量为最小用量的1.5倍。试求： （1）用水量为多少？ （2）若吸收率提高至90%，用水量又为多少？解：惰性气体量为例题在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的SO2。气体处（1）当吸收率为85%时实际液气比 最小液气比Y2=Y1（1-A）=0.087(1-0.85)=0.0131X1=Y1/26.7=0.087/26.7=3.258 10-3X2=0（清水）L=34.02V=34.02 49.29=1677mols-1=0.03m3 s-1L/V=1.5(L/V)min =1.5 22.68=34.02实际用水量 （1）当吸

28、收率为85%时实际液气比 最小液气比（2）若吸收率提高至90%，出塔气体浓度为Y2，则最小液气比实际液气比L =36.05V=36.05 49.29=1777mols-1=0.032m3 s-1 从计算结果可知，在其他条件相同时，吸收率提高，最小液气比增大，所需的吸收剂用量也增大。(L/V)=1.5(L/V) min =1.5 24.03=36.05实际用水量 （2）若吸收率提高至90%，出塔气体浓度为Y2，则最小液气NA=Ky(y-y*) 经推导Ky以气相浓度差(y-y)为推动力的总传质系数kmol/(sm2)Kx以液相浓度差 (x-x)为推动力的总传质系数kmol/(sm2)mKy=Kxm

29、相平衡常数NA=Ky(y-y*) 经推导Ky以气相浓度差(y-y)B 传质阻力当 时传质阻力集中于气相，称为气相阻力控制（易溶气体）当 时传质阻力集中于液相，称为液相阻力控制（难溶气体）B 传质阻力当 时传质阻力集中于气相，称为气V，Y1L，X1VY LXV，Y2L，X2mn 逆流吸收塔的物料衡算V，Y1L，X1VY LXV，Y2L，X2mn 若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，即 若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，即7.3.3 塔径的确定DT_板式塔或填料塔的塔径 mVs 通过塔的实际气体的体积流量 m3/sU 空塔气速 m/s7.3.3 塔径的确定DT_板式塔或填料塔的塔径 m7

30、.3.4 填料层高度的计算A 基本计算式在填料层各截面上的传质推动力和传质速率也随之变化，在填料层中任意取一微元高度，通过积分计算所需填料层高度。取任意截面m-n处到一微元高度dz塔的横截面积，m2单位体积填料层内气液两相有效传质面积气相液相气相减少的溶质的量液相所增多的溶质的量7.3.4 填料层高度的计算塔的横截面积，m2气相液相得：把a与传质系数（kx,ky,KX,KY）乘积视为一体，称为体积传质系数（kxa,kya,KXa,KXa）kmol/m3 s得：把a与传质系数（kx,ky,KX,KY）乘积视为一体，称低浓度气体的稳态吸收（从塔顶到塔底积分）气体稳定态吸收塔计算填料层高度的基本公式

31、低浓度气体的稳态吸收（从塔顶到塔底积分）气体稳定态吸收塔计算B 传质单元高度与传质单元数用HOG和NOG分别表示气相传质单元高度气相传质单元数填料层高度当用液相表示时B 传质单元高度与传质单元数填料层高度当用液相表示时可将吸收过程分为性质不同的两部分NOG（气相传质单元数）所含的变量只与物质的相平衡以及进出口的浓度条件有关。由工艺要求及物系性质决定，体现了工艺要求特性。HOG（气相传质单元高度）表示完成一个传质单元所需的塔高，是吸收设备效能高低的反映。填料层的传质特性，反映了设备因素。可将吸收过程分为性质不同的两部分 当气液平衡关系服从亨利定律时，平衡线Y*=EX为直线。推动力 Y = Y-Y

32、*与Y 成直线C 传质单元数的计算方法1 平均推动力法 当气液平衡关系服从亨利定律时，平衡线Y*=EX为直Ym气相对数平均推动力Ym气相对数平均推动力2. 吸收因数法操作线斜率L/V与平衡线斜率之比称为吸收因素A倒数称解吸因数S若平衡线为通过原点的直线2. 吸收因数法操作线斜率L/V与平衡线斜率之比称为吸收因素3图解积分法 当平衡线Y*=f(x)为曲线，作 1/（Y-Y*）Y 曲线在Y2和Y1间曲线下的面积即为所求的积分NOG的值3图解积分法 当平衡线Y*=f(x)为曲线，作 1/（例：在直径为0.8m的填料吸收塔中用清水吸收空气与氨的混合气中的氨。已知空气流量为1390kg/h，混合气中氨的

33、分压为1.33kPa。操作温度为20，压力为101.325kPa，在操作条件下平衡关系为Y*=0.75X。若清水流量为52kmol/h，氨吸收率为99.5%。已知氨的气相体积总吸收系数KYav=314kmol/(m3h)。试求所需填料层高度。解：Y2=Y1(1-99.5%)=0.01330.005=6.710-5X2=0例：在直径为0.8m的填料吸收塔中用清水吸收空气解：Y2=Y第七章吸收与蒸馏课件2.吸收因数法2.吸收因数法某吸收塔在101.3kPa，293K下用清水逆流吸收有机物A空气混合物中的A，操作液气比为2.1时，A回收率可达95。已知物系的浓度较低，A在两相间的平衡关系为Y1.18

34、X。吸收过程为气膜控制，总传质系数KYa与气体流率的0.8次方成正比。（1）今气体流率增加20，而液体流率及气、液进口组成不变，试求：1.A的回收率有何变化？2.单位时间内被吸收的A量增加多少？（2）若气体流率，气、液进口组成，吸收塔的操作温度和压强皆不变，欲将A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？某吸收塔在101.3kPa，293K下用清水逆流吸收有机物A解：原来NOG（1）气体流率增加20时的操作效果解：原来NOG（1）气体流率增加20时的操作效果在单位时间内，气量提高后的A回收量与原A回收量之比为：（2）当吸收率由95提高至98，由于气体流率没变，因此对于气膜

35、控制的吸收过程HOG不变，塔高H是一定的，故NOG仍为5.10即在单位时间内，气量提高后的A回收量与原A回收量之比为：（2）第七章吸收与蒸馏课件蒸馏：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分。难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分。精馏：多次进行部分汽化或部分冷凝以后，最终可以在气相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。7.4 蒸馏蒸馏：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到蒸馏操作的分类按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏按操作压力分：常压蒸馏

36、、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏 本章主要讨论常压双组分连续精馏。蒸馏操作的分类按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精蒸馏是气液两相间的传质过程；组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；气液相平衡是溶液与其上方蒸汽达到平衡时气液两相间各组分组成的关系。分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论基础。7.4.1 双组分溶液的气液平衡蒸馏是气液两相间的传质过程；7.4.1 双组分溶液的气液平衡 相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的

37、关系。F = C-P+2式中 F自由度数 C独立组分数 P相数 2表示外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系。A 相律和拉乌尔定律 相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由汽液相平衡：溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即式中 p溶液上方组分的平衡分压 p0同温度下纯组分的饱和蒸气压 x溶液中组分的摩尔分率拉乌尔定律汽液相平衡：溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关理想溶液：分子间相互吸引力不因混合而有所变化，形成的混合溶液无容积效应，也无热效应，这种溶液称为理想溶液。双组分精馏：xxA

38、(液相轻组分)， (1-x) xB yyA(气相轻组分)， (1-y) yB理想溶液：分子间相互吸引力不因混合而有所变化，形成的混合溶液溶液上方的蒸汽总压为 当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即 式（a）和（b）为泡点方程和露点方程。（a）（b）溶液上方的蒸汽总压为 当总压P不高时，平衡的气相可视为上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（露点曲线）；下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线（泡点曲线）。两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。 B 气液平衡图(Graph of GL Equilibrium) 1 温度组成图（t x y图

39、） 上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线（露点曲线）；液相组成 x气相组成 y110X Y 图平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。 注意：总压对 t-y-x 关系比对 y-x 关系的影响大；当总压变化不大时,总压对 y-x 关系的影响可以忽略不计蒸馏中使用 y-x 图较t-y-x 图更为方便。 2 汽液相平衡图（ X Y 图 ）液相组成 x气相组成 y110X Y 图平衡线位于对角线溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分数之比，即A组分的挥发度vA=PA/xA A的分压/液相中的摩尔分数vB=PB/xB 对于理想溶液vA

40、=PA/xAP0AxA/xA=PA0 C 相对挥发度及气液平衡方程纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的1.相对挥发度（Relative Volatility）是指溶液中两组分挥发度之比，常以易挥发组分的挥发度为分子。 =vA/vB=（PA/XA）/（PB/XB） 当压力不太高时理想溶液服从拉乌尔定律当温度变化不大时，可以认为a为常数或取其平均值1.相对挥发度（Relative Volatility）是指2.相平衡方程式气液相平衡方程a1，yAxA A与B愈易分离a1，yAxA不能用普通蒸馏方法分离2.相平衡方程式气液相平

41、衡方程a1，yAxA A与B7.4.2 蒸馏与精馏原理A平衡蒸馏（闪蒸） 将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相中富集。A平衡蒸馏 B简单蒸馏 C精馏7.4.2 蒸馏与精馏原理A平衡蒸馏（闪蒸） 加热器减压阀分离器原料底部产品冷凝器塔顶产品平衡蒸馏流程加热器减压阀分离器原料底部产品冷凝器塔顶产品平衡蒸馏流程1.物料衡算连续稳态平衡蒸馏总物料：轻组分：F，D，W分别为原料液，顶部产品，底部产品 的量xF,yD,xW 分别为原料液，顶部产品，底部产品的摩尔分

42、数F，xF t0D,yD,tbW,xW,tb1.物料衡算总物料：F，D，W分别为原料液，顶部产品，底其中f=D/F为原料液的汽化比例，称汽化率F，xF t0D,yD,tbW,xW,tb其中f=D/F为原料液的汽化比例，称汽化率F，xFD,yD,2.热量衡算加热器的热流量物料经节流阀进入分离器后，其部分汽化的潜热由节流前后的显热提供或写成加热温度的形式Cp混合物料的平均摩尔比热容,kJ/kmol.kr平均摩尔汽化热,kJ/kmolt0,T,tb物料的初始，预热后和节流后平衡温度,TF，xF t0D,yD,tbW,xW,tbT2.热量衡算加热器的热流量物料经节流阀进入分离器后，其部分汽3. 相平衡

43、关系该过程为平衡过程，yD与xW应满足相平衡方程，如为理想物系在平衡蒸馏操作计算中，通常是已知料液流量F，组成xF，汽化率f，则由可求得xD,xW，由xW代入泡点方程可得tb，在由式可求得T，再由式 可得加热器消耗热量Q。3. 相平衡关系该过程为平衡过程，yD与xW应满足相平衡方程将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相组成（馏出液组成）亦随之降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。 B 简单蒸馏操

44、作原理将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成蒸汽原料液冷却水冷凝器蒸馏釜收集器 简单蒸馏流程蒸汽原料液冷却水冷凝器蒸馏釜收集器 简单蒸馏流程设一批简单蒸馏所得馏出液总量为D,其易挥发组分的平均组成为xD初态和终态时釜内的液体量分别为F，W2，相应组成xF,x2若对于低压，液相为理想溶液的情况设一批简单蒸馏所得馏出液总量为D,其易挥发组分的平均组成为x在常压下将某原料液组成为0.55（易挥发组成的摩尔分率）的两组分溶液分别进行简单蒸馏和平衡蒸馏，若汽化率为1/3，试求两种情况下的釜液和馏出液组成。假设在操作范围内体系的相对挥发度a为2.0.解：对平衡蒸馏f=1/3则yD=3

45、xF-2xW=1.65-2xW （A）yD与xW满足相平衡方程（B）在常压下将某原料液组成为0.55（易挥发组成的摩尔分率）的两A与B联解得：xW=0.494,yD=0.662对于简单蒸馏X2=0.483馏出液易挥发组分的平均组成为xDA与B联解得：xW=0.494,yD=0.662对于简单蒸馏C 精馏板式塔C 精馏板 回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。 再沸器：提供一定量上升的蒸气流。精馏原理1 精馏的定义 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组

46、分的过程。2 精馏连续稳定进行的条件 回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出一 yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动精馏塔(Distilling Column) yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的塔顶蒸气 液体冷凝回塔顶回流液产品馏出液塔板承液区开孔区降液区（1）一般规定塔板序号从塔顶到塔釜依次排列即1，2，3，N，而不同板上的气液相组成、温度等物理量则以离开的相应板的序号为下标加以区别。（2）两股流体密切又充分地接触，离开塔板的气液两相达到平衡（理论板）平衡组成为yn与xn。（3）上面的板与下面的板相比 ，气相易挥发组分增加，液相易

47、挥发组分减少。（4）一个理论塔板类似于一次平衡蒸馏的效果塔顶蒸气 液体冷凝回塔顶回流液塔板承液区（ 如图所示，考察筛板塔中任意第n层板的操作情况。理论塔板 (Ideal plate) ：若 yn和xn满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论塔板。 yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动注： x*n+1 表示与yn+1 成相平衡的 液相的组成。 tn+1tn-1 xn-1x*n+1 在任一塔板上易挥发组分由液相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即 xn-1 xn yn yn+1精馏塔(Distilling Column) 如图所示，考察筛板塔中任意第n层板的操作情况。

48、理论塔板 (设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时,料液由此加入，该板称为加料板。精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用。 提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中易挥发组分的作用。 精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。3 精馏操作流程设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液冷凝水水蒸气液体蒸汽塔顶产品冷却水蒸汽塔底产品进料进料板再沸器连续精馏操作流程冷凝水水蒸气液体蒸汽塔顶产品冷却水蒸汽塔底产品进料进料板再沸7-5 双组分连续精馏塔的计算 根据

49、欲分离的料液量F(kmol)与组xF和指定的分离要求确定。(1)进，出口物料量与组成(2)回流比，加料状态和操作压强(3)理论板数和加料位置(4)精馏塔的类型，塔径，塔高(5)冷凝器和再沸器的设计计算7-5 双组分连续精馏塔的计算 根据欲分离的料液7.5.1理论板的概念及恒摩尔流假定A理论板理论板：指在此板上气液两相都充分混合且传热及传质过程阻力均为0的理想化塔板。 不论进入理论板的气液两相组成如何，离开该板时，气液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡。 在精馏计算中，先求得理论板数，然后利用塔板效率予以修正，即可求得实际板数。7.5.1理论板的概念及恒摩尔流假定A理论板B恒摩尔流假

50、定精馏段每层塔板上升的蒸气摩尔流量皆相等，提馏段同。V精馏段上升的蒸气摩尔流量，kmol/hV提馏段上升的蒸气摩尔流量，kmol/hV与V不一定相等(1)恒摩尔汽化B恒摩尔流假定精馏段每层塔板上升的蒸气摩尔流量皆相等，提馏段(2)恒摩尔溢流精馏段每层塔板溢流的液体摩尔流量皆相等，提馏段同。V精馏段下流的液体摩尔流量，kmol/hV提馏段下流的液体摩尔流量，kmol/h两段下降液体的摩尔流量不一定相等(2)恒摩尔溢流精馏段每层塔板溢流的液体摩尔流量皆相等，提馏7.5.2 物料衡算与热量衡算A全塔物料衡算原料液釜残液馏出液QBLD ,XD ,ILDF,XF,IFV,IVWQcL,ILMV, IVD

51、W ,XW ,ILW式中 F原料液流量，kmol/h； D馏出液流量，kmol/h； W釜残液流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；7.5.2 物料衡算与热量衡算原料液釜残液馏出液QBLD ,回收率：回收了原料中易挥发（或难挥发）组分的百分数塔顶易挥发组分的回收率D塔底难挥发组分的回收率W回收率：回收了原料中易挥发（或难挥发）组分的百分数塔顶易挥发L,hV,HF，iFV,H 原料入塔时温度或状态称为加料的热状态。对进料板的物料衡算，热量衡算进行分析。物料衡算热量衡算iF 进料摩尔焓kJ/kmolH蒸气的摩尔焓k

52、J/kmolH下降液体的摩尔焓kJ/kmolL,hV,HF，iFV,H 原料入塔时温度或q的定义为：令经上式推导q值标志着进料的热状态，故q称为进料的热状态参数。 由于摩尔汽化潜热相近，式中的r可近似以任一组分的千摩尔汽化潜热计，而用进料的摩尔平均汽化潜热就更为接近实际情况。iF 进料摩尔焓H蒸气的摩尔焓H下降液体的摩尔焓q的定义为：令经上式推导q值标志着进料的热状态，故q称为进料由下式得由下式得五种进料热状态(a)过冷液体 TTb HF1(b)饱和液体 T=Tb HF=HL q = 1(c)汽液混和物 TbTTd HLHF q 0(d)饱和蒸汽 T=Td HF=HV q = 0(e)过热蒸汽

53、 TTd HFHV q 0 五种进料热状态(a)过冷液体 TTb 7.5.3操作线方程精馏段提馏段A 精馏段操作线方程式vLnn+1n-1LxDV,y1yn+1xnynxn+1DxD 以精馏段的第n+1层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有V=L+D Vyn+1=Lxn+DxD7.5.3操作线方程精馏段提馏段A 精馏段操作线方程式vLn总物料衡算： V=L+D 易挥发组分： Vyn+1=Lxn+DxD式中 V 精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h； L 精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/h； D 馏出液流量，kmol/h； yn+1 精馏段第n+1板上升蒸汽中易

54、挥发组分的mol分率； xn 精馏段第n板下降的液体中易挥发组分的mol分率；总物料衡算： V=L+D 易由上两物料恒算式得 根据恒摩尔流假设，L为定值，且在稳定操作时，D及xD为定值，故R为常量。 令R=L/D（R称为回流比），则有上式即为精馏段操作线方程。它描述了任一板(第n层板)的液体组成与自相邻的下一塔板(第n+1层)上升的蒸汽组成之间的关系，为一线性关系，其中，斜率为R/(R+1)， 截距为xD/(R+1)。由上两物料恒算式得 根据恒摩尔流假设，L为定值，且在 如果塔顶的蒸气在冷凝器全部冷凝为液体，此冷凝器为全凝器。 冷凝液在泡点温度下部分回流入塔，称为泡点回流。R=L/D（R称为回

55、流比），则有全凝器物料衡算用于泡点回流的情况 如果塔顶的蒸气在冷凝器全部冷凝为液体，此冷凝器为全凝W xWF,xFxxmyNym+1LV 以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有总物料衡算: L=V+W xm 提馏段第m板下降液体易挥发组分mol分率；ym+1 提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分mol分率； 式中：L 提馏段每板下降液体流量,kmol/h；V 提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；W 釜液流量,kmol/h； 易挥发组分: Vym+1=Lxm-Wxw B 提馏段操作线方程W xWF,xFxxmyNym+1LV 以提由上两个物料衡算式推导由易挥发组分的物料衡算式可得提

56、馏段操作线方程提馏段内任一塔板(m)下降的液体组成xm与此相邻的下一塔板(m+1)上升的蒸气组成ym+1之间的关系由上两个物料衡算式推导由易挥发组分的物料衡算式可得提馏段C 操作方程的图示与q线已知精馏段的操作线方程提馏段的操作线方程原则上，提馏段操作线用上述方法作出，但在实际应用中通常通过q线方程画出。C 操作方程的图示与q线已知精馏段的操作线方程提馏段的操作线q线方程为精馏段与提馏段线交点的轨迹方程q线方程或进料方程过F点作斜率为 的直线，q值愈小，提馏段操作线的斜率愈大。q线方程为精馏段与提馏段线交点的轨迹方程q线方程或进料方程过q线不同进料状态对q线及对提馏段操作线的影响q线不同进料状

57、态对q线及对提馏段操作线的影响用一常压精馏塔分离含轻组分A为0.44（摩尔分率，以下同）混合溶液，料液流量1000kmol/h，要求塔顶产品A含量0.96以上，塔底产品A含量小于0.03，采用回流比R3，泡点进料，求：1.塔顶、塔釜产品流量及精馏段、提馏段的气、液量2.若进料状态改为20冷液，问精馏段、提馏段的气、液量各变为多少？已知料液的泡点为94 ，混合液的平均比热为158.2kJ/kmol.K,汽化潜热为33100kJ/kmol.解：1.由总物料衡算式和轻组分衡算式得用一常压精馏塔分离含轻组分A为0.44（摩尔分率，以下同）混则精馏段气相流量：精馏段液相流量：而q=1提馏段气相流量：提馏

58、段液相流量：则精馏段气相流量：精馏段液相流量：而q=1提馏段气相流量：提若进料状态改为20冷液，则V、L不变若进料状态改为20冷液，则V、L不变7.5.4 理论板的确定与实际板的讨论A理论板的确定1.逐板计算法塔顶全凝器，泡点回流 从最上层第一块理论上升的蒸气进入冷凝器中全部被冷凝，所以馏出液的组成与第一板蒸气的组成相等。第一板上x1,y1成平衡，满足相平衡方程式7.5.4 理论板的确定与实际板的讨论第一板上x1,y1成平精馏段操作线方程 x2,y2成平衡，依此类推，xnxq 说明该板已是加料板，精馏段需n-1层理论板 同理计算提馏段，一直到xmxw为止，对于间接加热的再沸器，离开它的气液两相

59、达到平衡，是一块实际塔板，也相当于最后一块理论板，所以计算得层数减1为提馏段理论板层数。精馏段操作线方程 x2,y2成平衡，依此类推，xnx2.图解法MT法精馏段操作线，q线和提馏段操作线从D点(x=y=xD)开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线构成直角梯线跨过Q点时，改为提馏段操作线与平衡线直到水平线达到或跨过W点为止DQWK2.图解法DQWKB 板效率与实际板数1.总板效率ET恒小于12.单板效率(默弗里板效率) 以气相（或液相）经过实际塔板的组成变化值与经过理论板时的组成变化值之比表示的以气相表示的第n块的单板效率Emv,nB 板效率与实际板数恒小于12.单板效率(默弗里板效

60、率) 液相表示yn+1进入第n板的气相组成 yn 离开第n板的气相组成板上液体组成xn成平衡的气相组成与yn成平衡的液相组成液相表示yn+1进入第n板的气相组成 板上液体组成xn成平衡7.5.5 回流比的影响与选择R,xD/R+1,操作线离开平衡越远，理论板的分离程度加大，板数，冷凝器，再沸器负荷增大，操作费用增加适宜回流比A 全回流与最小理论板数塔顶上升的蒸气冷凝后全部回流塔内全回流D0，F0，W0无精馏，提馏之分回流比RL/DV/0是回流比的最大值这时精馏段操作线（全塔操作线）R/R11，截距xD/R+10 与y=x重合，即yn+1=xn7.5.5 回流比的影响与选择R,xD/R+1,操作