化工原理 吸收塔的计算
化工原理第7章气体吸收
再看积分号内
y1
y2
dy ： 分子、分母具有相同的单位。 y ye
∴ 积分值为一个无因次量，把它认为相当于气相总传质
单元高度HOG的一个倍数，称它为 “气相总传质单元 数”
用“NOG”表示 即： NOG=
y1
y2
dy y ye
则，总传质总元高度H=单元高度×倍数（单元数）
H=HOGNOG
则
Kya dy dh y ye G
Kxa dx dh xe x L
稳定操作时：L、G、a、A为常数 稀溶液： K x 、K y
y1
也视为常数
∴可对上式进行在全塔范围内积分：
Kya H dy dh y2 y ye G 0 x1 Kxa H dx x2 xe x L 0 dh
取最小吸收剂用量Lmin的1.1～2倍。 L L 即 ≈（1.1～2）（ ）min G G 即 L =（1.1~2）Lmin
Lmin的求取： （1）平衡线如上图所示，则只要从T点连接y=y1 与平衡线的交点B*点即TB*，则TB*线所对应的斜率
L/G即为最小吸收剂用量下的斜率（ L ）min G y y 而( L )min= tgα= y1 y2 Lmin G 1 2 x1e x2 x1e x2 G
K x a ——液相总体积吸收系数，kmol/(m3.s)
二、传质单元高度与传质单元数
G y1 dy 分析式： Z K y a y2 y ye
其中：
G ∴ K ya
G K ya
单位为m，即高度的单位。
称为单元高度，全称“气相总传质单元
高度”。以“HOG”表示 G 即： HOG= K ya
吸收液（即出塔吸收液）中浓度加大（x1加大），则吸
化工原理第五章吸收塔的计算
（1）吸收塔的塔径；
（2）吸收塔的塔高等。 2、操作型计算
（1）吸收剂的用量；
（2）吸收液的浓度；
（3）在物系、塔设备一定的情况下，对指定的生产
任务，核算塔设备是否合用。
2018/10/17
一、物料衡算和操作线方程
1、物料衡算 G——单位时间通过任一塔截
G, Y2 L, X2
2018/10/17
【特点】任一截面上的吸收的 推动力均沿塔高连续变化。
* N A KY (YA YA )
* NA K X ( X A X A)
逆流吸收塔内的吸收推动力
2018/10/17
（2）吸收塔填料层高度微分计算式 微分填料层的传质面积为：
Y2＝(1－η)Y1＝(1－0.95)×0.099＝0.00495
据 Y*＝31.13X 知： m＝31.13
据
Y1 Y2 L ( ) min G Y1 / m X 2
L 0.099 0.00495 ( ) min 29.6 0.099 G 0 31.13
∴
2018/10/17
过程中L、G为常数）。以单位时间为基准，在全塔
范围内，对溶质A作物料衡算得：
G , Y2
L, X2
GY1 LX 2 GY2 LX1
（进入量＝引出量） 或
G(Y1 Y2 ) L( X1 X 2 )
——全塔的物料衡算式
G, Y1 L, X1
物料衡算示意图
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【有关计算】 （1）吸收液的浓度 据
XXຫໍສະໝຸດ 吸收推动力2018/10/17
二、吸收剂用量与最小液气比
1、最小液气比
吸收塔的计算
（7-40）便可求出塔底排出的吸收液的组成X1，即
吸收塔的计算
2. 吸收塔的操作线方程式
在稳态操作的情况下，操作线方程可通过对吸收塔 内任一横截面M-N与塔底端面之间进行对溶质A作物料衡 算获得，即
VY+LX1=VY1+LX
吸收塔的计算
式（7-43）和式（7-44）称为逆流吸收塔的操作线方程，两式 可相互转化。它们表明了在吸收塔内任一截面上气相组成Y与液相组 成X的关系。
吸收塔的计算
1. 物料衡算
图7-7所示为一处于稳定操作状态下，逆流操作吸收塔 内气、液两相流量与组成的变化情况。混合气体通过吸收塔 的过程中，可溶组分不断被吸收，故气体的总量沿塔高而变， 液体也因其中不断溶入可溶组分，其量也沿塔高而变。但是， 通过吸收塔的惰性气体量和吸收剂量是不变的。因此，在进 行物料衡算时，以不变的惰性气体流量V和吸收剂量L作为计 算基准。现对全塔作物料衡算，可得
（2）坐标X、Y代表吸收塔内某一截面的液相和气相组成。 （3）当进行吸收操作时，因塔内任一截面处的 Y > Y*或X* > X， 故吸收操作线位于平衡线的上方。反之，如果操作线位于平衡线的下方， 则为解吸操作。 （4）操作线上的任一点A与平衡线之间的垂直距离和水平距离，表 示塔内某一截面的气相和液相传质推动力。操作线离平衡线愈远，吸收 的推动力愈大。
吸收塔的计算
通常，进塔混合气的组成与流量是由吸收任务规定了的，如
果吸收剂的进塔组成和流量确定。同时又规定了吸收率η，则气体
出塔时的组成Y2为
Y2=Y1(1-η)
（7-42）
式中，η为混合气体中被吸收的溶质量V(Y1-Y2)占总的溶质量
VY1的百分率，称为吸收率或回收率。
化工原理课程设计水吸收氨填料吸收塔设计(1)
化工原理课程设计水吸收氨填料吸收塔设计
(1)
化工原理课程设计——水吸收氨填料吸收塔设计
一、选择填料
本设计所选用的填料为塔形环状填料，其主要优点在于能够提高氨气
与水接触的时间和接触面积，从而提高吸收效率。
其次，填料的表面
积大，对氨气的吸附强度较高。
二、计算填料高度
根据质量平衡公式，吸收塔中氨气的质量=进入氨气的质量-出口氨气
的质量-吸收氨气的质量。
结合我们所设计的填料种类和工艺流程，可
以得到计算填料高度的公式：
θ=（W/N） ln [(C0-C)/(Co-Ct)]
其中，W是空气中氨气的质量流量，单位为kg/h；N是塔形环状填料每立方米的比表面积，单位为m²/m³；C0是氨气从入口口进入吸收器的
浓度，单位为mg/Nm³；Ct是出口处氨气的平均浓度，单位为mg/Nm³；
C是入口处水的浓度，单位为mg/L。
三、塔的直径
根据经验公式可得：填料在瞬间液晶表面液流速等于液降的经验公式。
v=1.2/(μ)½ (ΔP/ρ) ¼
其中，v是液体在塔体内部的平均流速，单位为m/s；μ是液体的粘度，单位为Pa*s；ΔP是液体在塔体内产生的液降，单位为Pa；ρ是液体
的密度，单位为kg/m³。
四、结论
经过以上各个方面的计算和分析，我们得到了适合本工艺流程，并且
具有高效的填料塔高度及塔直径，使本工艺流程吸收效率达到最优化
程度。
我们所选用的填料塔设计方案具有成本低、效率高及运行稳定
等特点，非常符合实际工序的需要。
《化工原理》(下)第二章 吸收第六次课
y2
−1
x2 L
此题中： x 2 = 0 , y 1 = 0.05 , V = 1500 22.4 = 67 kmol ⋅ h − 1
φ = 0 .95 , a = 93 m 2 ⋅ m -3 , H = 1 / 5 . 78 m ⋅ kN ⋅ kmol
思路就是由所求目标推至已知条件。 （ 1） 求 x 1
6
三、增大单位吸收传质面积
面积主要由设备来决定，对于填料塔，应该注意： 面积主要由设备来决定，对于填料塔，应该注意： 填料的选型，应尽量选比表面积大的填料。 填料的选型，应尽量选比表面积大的填料。 增大气液分散度，液体喷淋均匀，填料充分润湿， 增大气液分散度，液体喷淋均匀，填料充分润湿， 保证上升气泡和液层充分接触，达到传质目的。 保证上升气泡和液层充分接触，达到传质目的。 采用湍流塔，促使气液充分湍动， 采用湍流塔，促使气液充分湍动，两相接触面不 断更新，扩大了接触面积。 断更新，扩大了接触面积。
用量为最少用量的1.5 倍。该塔在30℃和101.3kN ⋅ m−2 压力下操作，在操作条件下的平衡 关系为 pe = 5.78C kN ⋅ m−2 ，试求： （已知吸收为逆流吸收过程。） （1）出塔溶液浓度 x1 ； （2）用平均推动力法求填料层高度 Z ； （3）用吸收因数法求 Z 。
12
首先列出已知条件，并用公式符号和标准单位表达出来。
4
对于易溶气体， 约等于k 是气膜控制过程; 对于易溶气体，KG约等于kG ,是气膜控制过程; 关键是降低气 膜层的厚度。增加气体总压，增加气流速度， 膜层的厚度。增加气体总压，增加气流速度，增大气相的湍动 程度，则膜分系数增大，KY=P·kG 。但是,气流速度应根据设备 但是, 程度，则膜分系数增大， =P· 大小来考虑,不能超过液流速度。 大小来考虑,不能超过液流速度。 对于难溶气体,K 约等于k 是液膜控制过程: 对于难溶气体,KL约等于kL ,是液膜控制过程: 关键是降低液膜 厚度。提高吸收剂的流速，增大液相的湍流程度， 厚度。提高吸收剂的流速，增大液相的湍流程度，使液膜分系 数增大，KX约等于C·kL 。 数增大， 约等于C 溶解度适中的气体，其吸收速度由两个膜控制，同时增大气相 溶解度适中的气体，其吸收速度由两个膜控制， 和液相流速，增大两相的湍动程度，从而减小两膜的厚度。 和液相流速，增大两相的湍动程度，从而减小两膜的厚度。
化工原理吸收塔的计算
填料层高度＝传质单元高度×传质单元数
（1）传质单元数（以NOG为例）
•定义：NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
气相总传质单元数
NOG
Y1 dY Y2 Y Y *
Y1 Y2 (Y Y *)m
气相组成变化 平均传质推动力
• 传质单元数的意义：
反映了取得一定吸收效果的难易程度。
当所要求的(Y1-Y2)为一定值时，平均吸收推动力(YY*)m越大，NOG就越小，所需的填料层高度就越小。
（2）传质单元高度
•定义：
H OG
G Kya
气相总传质单元高度，m。
•传质单元高度的意义:
完成一个传质单元分离效果所需的填料层高度，
反映了吸收设备效能的高低。
•传质单元高度影响因素：
填料性能、流动状况
四、吸收塔的操作计算 1.吸收过程的强化
Y1
Y*1
Y2
T △Y2
Y*2
O X2
B △Y1
X1
吸收推动力 NA 吸收阻力
目标：提高吸收过程的推动力； 降低吸收过程的阻力。
从L、G、m、X2、Y1、Y2着手。
其它因素： 1）降低吸收剂入口温度； 2）提高吸收的压力； 3）提高流体流动的湍动程度； 4）改善填料的性能。
Y1 dY Y2 Y
NOG
Y1 Y1
Y2 Y2
ln
Y1 Y2
X1
NOG
Y1 Y2 Ym
Ym （Y1 Y2）/ ln Y1 / Y2
注意： •平均推动力法适用于平衡线为直线，逆流、并流 吸收皆可。 •平衡线与操作线平行时，
Ym Y1 Y2 X m X1 X 2
化工原理吸收公式总结
化工原理吸收公式总结化工原理中的吸收可是个相当重要的环节，吸收公式更是解决相关问题的关键钥匙。
咱们今儿就来好好唠唠这些公式。
先来说说亨利定律，这可是吸收过程中的基础。
它表明在一定温度和压强下，气液平衡时，溶质在气相中的分压与溶质在液相中的摩尔分数成正比。
用公式表达就是：p = Ex ，这里的 p 是溶质在气相中的平衡分压，E 是亨利系数，x 是溶质在液相中的摩尔分数。
再瞅瞅气膜吸收速率方程：NA = kg（p - pi），这里的 NA 代表溶质 A 的吸收速率，kg 是气膜吸收系数，p 是气相主体中溶质 A 的分压，pi 是相界面处溶质 A 的分压。
液膜吸收速率方程也不能落下：NA = kl（ci - c），NA 同样是溶质A 的吸收速率，kl 是液膜吸收系数，ci 是相界面处溶质 A 的浓度，c是液相主体中溶质 A 的浓度。
还有总吸收速率方程：NA = Ky（y - yi），Ky 是气相总吸收系数，y 是气相主体中溶质 A 的摩尔比，yi 是相界面处溶质 A 的摩尔比。
给您说个我曾经遇到的事儿，就和这吸收公式有关。
有一次在实验室做吸收实验，我们小组想要研究某种气体在特定溶液中的吸收情况。
一开始，大家都信心满满，觉得按照书上的步骤来肯定没问题。
结果呢，实验数据出来一分析，和预期的相差甚远。
我们几个那叫一个着急，赶紧从头开始排查问题。
最后发现，原来是在计算的时候，把气膜和液膜的吸收系数弄混了，导致整个计算结果都错了。
这可给我们上了深刻的一课，让我们明白了，这些公式可不是随便拿来用的，得搞清楚每个参数的含义和适用条件。
说完这些单个的公式，咱们再聊聊它们之间的关系。
在很多实际问题中，需要综合运用这些公式来求解。
比如说，要确定吸收塔的高度，就得先根据物料衡算求出塔底和塔顶的浓度，再结合吸收速率方程计算出传质单元数，最后才能得出塔高。
还有啊，在使用这些公式的时候，一定要注意单位的统一。
不然，一个不小心，就会得出错误的结果。
化工原理实验—吸收
填料吸收塔的操作及吸收传质系数的测定一、实验目的(1)了解填料吸收塔的结构和流程；(2)了解吸收剂进口条件的变化对吸收操作结果的影响；(3)掌握吸收总传质系数的测定方法．二、基本原理1.吸收速率方程式吸收传质速率由吸收速率方程式决定: Na = Ky A Δym式中 Ky 为气相总传质系数，mol/m2*h；A 为填料的有效接触面积，m2；Δym 为塔顶、塔底气相平均推动力。
a 为填料的有效比表面积，m2/m3；V 为填料层堆积体积， m3 ；Kya 为气相总容积吸收传质．系数，mol/m3*h。
从上式可看出，吸收过程传质速率主要由两个参数决定：Δym为过程的传质推动力，Kya的倒数1/Kya表征过程的传质阻力。
2．填料吸收塔的操作吸收操作的结果最终表现在出口气体的组成y2上，或组分的回收率η上。
在低浓度气体吸收时，回收率可近似用下式计算：η = （y1 - y2）/y1吸收塔的气体进口条件是由前一工序决定的，一般认为稳定不变。
控制和调节吸收操作结果的操作变量是吸收剂的进口条件：流率 L 、温度 t 和浓度 x2 这三个要素。
由吸收分析可知，改变吸收剂用量是对吸收过程进行调节的最常用方法，当气体流率 G 不变时，增加吸收剂流率，吸收速率η增加，溶质吸收量增加，出口气体的组成y2随着减小，回收率η增大。
当液相阻力较小时，增加液体的流量，总传质系数变化较小或基本不变，溶质吸收量的增加主要是由于传质平均推动力Δym的增大而引起，即此时吸收过程的调节主要靠传质推动力的变化。
但当液相阻力较大时，增加液体的流量，可明显降低传质阻力，总传质系数大幅度增加，而平均推动力却有可能减小（视调节前操作工况的不同而不同），但总的结果使传质速率增大，溶质吸收量增大。
吸收剂入口温度对吸收过程的影响也甚大，也是控制和调节吸收操作的一个重要因素。
降低吸收剂的温度，使气体的溶解度增大，相平衡常数减小。
对于液膜控制的吸收过程，降低操作温度，吸收过程的阻力随之减小，使吸收效果变好，y2降低，但平均推动力Δym或许会有所减小。
化工原理吸收解析
X2 0
Lmin
G(Y1 Y2 )
Y1 m
X
2
3.125 0.096 0
869kmol / h
26.7
2020/10/31
L 1.65Lmin 1.65869 1434kmol / h
2）出塔吸收液浓度：
G(Y1 Y2 ) L(X1 X2 )
X1
X2
G(Y1 Y2 L
)
0
3.125 1434
X2 0
m 0.757
Lmin
G(Y1 Y2 )
Y1 m
X
2
34.5(0.0133 0.000133) 0.0133 0 0.757
25.8kmol/ h
L 2Lmin 2 25.8 51.6kmol/ h
2020/10/31
三、填料层高度的计算
1、填料层高度的基本计算式
对组分A作物料衡算 单位时间内由气相转入液相的 A的物质量为：
dY Y
*
Z
dZ
0
G Y1 dY Y2 KY a Y Y *
LdX KX (X * X )adZ
dZ L dX KX a X * X
Z
dZ
X1
L
dX
0
X2 K X a X * X
2020/10/31
低浓度气体吸收时填料层的基本关系式为
Z G
KY a
Y1 dY Y2 Y Y *
GdY LdX
NAdA NA(adZ )
2020/10/31
微元填料层内的吸收速率方程式为：
N A KY (Y Y * )及N A K X ( X * X )
dG KY (Y Y *)adZ dG KX (X * X )adZ
化工原理 吸收(或解析)塔计算
NOG仅与气体的进出口浓度、相平衡关系有关，与塔的结构、 操作条件(G、L)无关，反映分离任务的难易程度。
(2)传质单元高度
H
＝
OG
K
G y a
kmol 单位： m2 • s m
kmol m3 • s
HOG与操作条件G、L、物系的性质、填料几何特性有关，是吸收 设备性能高低的反映。其值由实验确定，一般为0.15~1.5米。
y4
•B
y3
E3
yN1
y2
y1 A
E1
E2
x0 x1
x2
x3
解析法求理论板数
x0
y1
平衡线方程：y=mx
y1
操作线方程：y=y1+L/G(x-x0)
由第一板下的截面到塔顶作物料衡算：
y2
y1
L G
x1
x0
y1 mx1
y2
y1
L G
y1 m
x0
(1
A) y1
Amx0
1
2
x1 y2
x2 y3
xN 2 y N 1
N 11 A A1
N－1
N xN 1 y N
yN 1
xN
y2
x2
吸收
y1
x1
y1
解吸
y2
六、塔板数
• 板式塔与填料塔的区别在于组成沿塔高是阶跃 式而不是连续变化的。
x0
y1
1
x1 y2
2
x2 y3
xN 2 y N 1
N－1
yN
N xN 1
xN
理论板：气液两相在塔板上充分接触， 传质、传热达平衡。
相平衡关系：yn f (xn )
化工原理吸收
表明 ： 塔内任一截面的气相组成Y与液相组成X之间成直线 关系，直线的斜率为L/G。
2013-8-15
T（X2、Y2）代表塔顶状态， B（X1、Y1）代表塔底状态。
TB是操作线，其上任一点代表塔内某一截面的气、液组成。
2013-8-15
并流吸收塔的操作线：
L L Y X ( X 1 Y1 ) G G
Lmin
Y1 Y2 G X1 X 2
2013-8-15
计算法 适用条件：平衡线符合亨利定律，可用 Y * mX 表示
L Y1 Y2 ( ) min Y1 G X2 m
Lmin
Y1 Y2 G Y1 X2 m
2013-8-15
例：在填料吸收塔内，用清水逆流吸收磺化反应产生的SO2
2013-8-15
最小液气比的求法
图解法
•正常的平衡线
L Y1 Y2 ( ) min * G X1 X 2
与最小液气比对应的吸收剂 用量为最小吸收剂用量Lmin
Lmin
Y1 Y2 G * X1 X 2
2013-8-15
•平衡线为上凸形时
L Y1 Y2 ( ) min G X1 X 2
*
mG m ——解吸因数。平衡线斜率和操作线斜率的比值 S L L 无因次。S愈大，解吸愈易进行。 G L 1 L G A ——吸收因数 S mG m 2013-8-15
2013-8-15
分析 ：
N OG
1 Y1 Y2 ln[( 1 S ) S] * 1 S Y2 Y2
2013-8-15
Y2 Y2
*
N OG
Y1 Y2
化工原理课程设计——水吸收二氧化碳吸收塔
化工原理课程设计题目水吸收二氧化碳吸收塔学院化学工程学院专业安全工程学生姓名学号年级指导教师曹丽淑二〇一六年七月五日目录题目及数据 (3)流程图 (3)流程和方案的选择说明与论证 (4)吸收塔主要尺寸的计算 (6)附属设备的选型或计算 (14)设计评价 (18)设计结果概览 (19)参考文献 (20)题目及数据1.题目：设计水吸收半水煤气体混合物中的二氧化碳的填料吸收塔。
2.数据：（一）气体混合物1）组成(V%)：CO2 11%，H2 65.6%，N2 21%，CH4 0.5%,CO 3%,O2 0.1% 2）气体组成:3800Nm3/h3）温度：30℃4）压力:1800KN/m2（二）气体出口要求(V%)：CO2 0.62%（三）吸收剂：水流程图水吸收CO工艺流程图21-吸收塔；2-富液泵；3-贫液泵；4-解吸塔流程和方案的选择说明与论证1.塔设备：填料塔。
2.吸收剂：水。
3．装置流程的确定：对于单塔，气体和液体接触的吸收流程有逆流和并流两种方式。
在逆流操作下，两相传质平均推动力最大，可以减少设备尺寸，提高吸收率和吸收剂使用效率，因此逆流优于并流。
因此，本设计采用逆流。
4. 填料的选择：填料是填料塔的核心构件，它提供了塔内气-液两相接触而进行传质或传热的表面，与塔的结构一起决定了填料塔的性能。
现代填料大体可分为实体填料和网体填料两大类，而按照装填方式可分为乱堆填料盒规整填料。
对塔内填料的一般要求是：具有较大的比表面积和较高的空隙率，较低的压降，较高的传质效率；操作弹性大，还要考虑经济合理。
1)散装填料散装填料是一个个具有一定集合形状和尺寸的颗粒体一般以随机的方式堆积在塔内的，又称为乱堆填料和颗粒填料。
散装填料根据结构特点不同，又可分为环形填料、鞍形填料、和环鞍的填料等。
以下是典型的散装填料：a.拉西环填料：拉西环填料是最早提出的工业填料，其结构为外径与高度相等的圆环，可用陶瓷、塑料、金属等材质制成。
吸收塔的工艺计算
第3章 吸收塔的工艺计算基础物性数据 3.1.1液相物性数据对低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯水的物性数据。
由手册查得，20℃时水的有关物性数据如下：密度为3998.2/L km m ρ=粘度为 001.0=L μs Pa ⋅= kg/(m ·h)表面张力为 272.6/940896/L dyn cm kg h ==σ查手册得20C 时氨在水中的扩散系数为 921.76110/D m s -=⨯ 3.1.2气相物性数据 混合气体的平均摩尔质量为0.05170.952928.40/Vm i i M y M kg kmol =∑=⨯+⨯=混合气体的平均密度为3Vm PM 101.32528.4= 1.161 kg/m 8.314298Vm RT ρ⨯==⨯ 25C 时混合气体流量：)/(2.229215.27315.29821003h m =⨯混合气体的粘度可近似取为空气的粘度,查手册得25C 时空气的黏度为:518.1100.065/()v pa s kg m h -=⨯⋅=⋅μ 由手册查得,25C 时氨在空气中的扩散系数为:220.236/0.08496/v D cm s m h ==3.1.3气相平衡数据有手册查得氨气的溶解度系数为30.725/()H kmol kPa m =⋅计算得亨利系数998.276.410.72518.02LSE kPa HM ρ===⨯相平衡常数为76.410.7543101.3E m P === 物料衡算进塔气相摩尔比为：05263.005.0105.01=-=Y出塔气相摩尔比为：003158.0)94.01(05263.0)1(12=-⨯=-=A Y Y ϕ 对于纯溶剂吸收过程，进塔液相组成为：02=X (清水) 惰性气体流量：)/(06.89)05.01(4.222100h kmol V =-⨯= 最小液气比：7090.007543.0/05263.0003158.005263.0/)(21212121min =--=--=--=X m Y Y Y X X Y Y V L 取实际液气比为最小液气比的2倍，则可得吸收剂用量为：)/(287.12606.894180.14180.17090.02)(2min h kmol L VLV L =⨯==⨯== 03876.06584.113)003158.005263.0(06.89)(211=-⨯=-=L Y Y V X V ——单位时间内通过吸收塔的惰性气体量，kmol/s; L ——单位时间内通过吸收塔的溶解剂，kmol/s;Y 1、Y 2——分别为进塔及出塔气体中溶质组分的摩尔比，kmol/kmol; X 1、X 2——分别为进塔及出塔液体中溶质组分的摩尔比，kmol/kmol;填料塔的工艺尺寸的计算 3.3.1塔径的计算填料塔直径的计算采用式子D =计算塔径关键是确定空塔气速 ,采用泛点气速法确定空塔气速. 泛点气速是填料塔操作气速的上限,填料塔的操作空塔气速必须小于泛点气速才能稳定操作.泛点气速(/)f u m s 的计算可以采用EcKert 通用关联图查图计算,但结果不准确,且不能用于计算机连续计算,因此可采用贝恩-霍根公式计算:气体质量流量：h /kg 2.2661161.12.2292=⨯=V W液相质量流量可近似按纯水的流量计算，即：h kg W L /69.227502.18287.126=⨯=120.20.2583lg[()()]()()t v v F L L L v Lu W A K g W αρρμερρ=- 式中 29.81/g m s = 23114.2/t m m α=30.9271.161/v kg mερ==3998.2/L kg m ρ=0.2041.751.0042275.69/2661.2/L L v A K mpa s W kg hW kg hμ===⋅==代入以上数据解得泛点气速 4.219/F u m s = 取 0.8 3.352/F u u m s == 则塔径0.492D m ==圆整后取 0.5500D m mm == 3.3.2泛点率校核22292.2/36003.244/0.7850.5u m s ==⨯3.244100%76.89%4.219F u f u ==⨯= f 在50%-85%之间,所以符合要求.3.3.3填料规格校核 有50010850D d ==> 即符合要求. 3.3.4液体喷淋密度校核对于直径不超过75mm 的散装填料塔,取最小润湿速率为：()()h m m L w ⋅=/08.03min本设计中填料塔的喷淋密度为:32222275.6911.62/()0.785998.20.7850.5h L U m m h D ===⋅⨯⨯ 最小喷淋密度: 32min min ()0.08114.29.136/()w t U L m m h α=⋅=⨯=⋅min U U >说明填料能获得良好的润湿效果.经以上校核可知，填料塔直径选用D=500mm 能较好地满足设计要求。
化工原理第五章(吸收塔的计算)
【解】已知 y1＝0.09 η＝95％＝0.95
∴
Y1
y1 1 y1
0.09 1 0.09
0.099
Y2＝(1－η)Y1＝(1－0.95)×0.099＝0.00495
据 Y*＝31.13X 知： m＝31.13
据
L (G )min
Y1 Y2 Y1 / m X 2
∴
L
0.099 0.00495
2020/4/3
2、填料层高度的基本计算式 【计算依据】 （1）物料衡算式； （2）传质速率方程式。 【操作特点】在填料塔内任一截面上的吸收的推动 力（Y－Y*）均沿塔高连续变化，所以不同截面上 的传质速率各不相同。 【处理方法】不能对全塔进行计算，只可首先对一 微分段计算，得到微分式，然后得到积分式运用于 全塔。
质的摩尔比。
物料衡算示意图
逆流吸收操作线推导示意图
2020/4/3
【假设】溶剂不挥发，惰性气体不溶于溶剂（即操作
过程中L、G为常数）。以单位时间为基准，在全塔
范围内，对溶质A作物料衡算得： G, Y2
L, X2
GY1 LX2 GY2 LX1
（进入量＝引出量）
或 G(Y1 Y2 ) L(X1 X2 )
2020/4/3
Y Y1 Y Y2 Y*
0
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NA KY (Y Y *) NA KX ( X * X )
Y=f(X)
吸收推动力 X*－X
吸收推动力 Y－Y*
X2
X
X1
X*
X
吸收推动力
二、吸收剂用量与最小液气比
1、最小液气比 【定义】对于一定的分离任务、操作条件和吸收物 系，当塔内某截面吸收推动力为零时（气液两相平 衡Y－Y*＝0），达到分离要求所需塔高为无穷大时 的液气比称为最小液气比，以（L/G）min表示。
3物料衡算 吸收剂 化工原理
§2.4.4 低浓气体吸收时填料层高度
一．填料层高度的一般计算式
单位时间内:
Y2 Y X X2
气相中溶质 A 的减少量 = 液相中溶质 A 的增加量 = 从气相到液相的传质量
Z
dh
填料层所具有的有效传 质面积 引入 a 填料体积
X+dX Y+dY
VdY LdX
N AdA N A (adh)
Y1
V X Y Y2 X 2 L
S Y Y2 Y2
V Y mX b m Y Y2 mX 2 b L
mV 脱吸因数，无因次 S L
L A 吸收因数，无因次 mV
Y
N OG
*
S Y Y2 Y2
S
或:
若平衡关系可用亨利定律来表示 :
• 如果平衡曲线呈现如下图
二、适宜的液气比
在吸收任务一定的情况下，吸收剂用量越小， 溶剂的消耗、输送及回收等操作费用减少，但吸 收过程的推动力减小，所需的填料层高度及塔高 增大，设备费用增加。 可见，吸收剂用量的大小，应从设备费用与操 作费用两方面综合考虑，选择适宜的液气比，使 两种费用之和最小。根据生产实践经验，一般情 况下取吸收剂用量为最小用量的1.1～2.0倍是比较 适宜的，即：
§2.4 吸收塔的计算
§2.4.1吸收塔的物料衡算与操作线方程 一、物料衡算
V (Y1 Y2 ) L( X1 X 2 )
图中 V——单位时间通过吸收塔的惰性气体量， kmol(B)/s； L——单位时间通过吸收塔的溶剂量， kmol(S)/s； Y1、Y2——进塔、出塔气体中溶质组分 的摩尔比，kmol(A)/kmol(B) ； X1、X2——出塔、进塔液体中溶质组分 的摩尔比，kmol(A)/kmol(S)。
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解得x1 0.005
Y1e 2 x1 0.01 y2e 0
ym
( y1 - y1e ) - ( y2 - y2e ) ln ( y1 - 2 y1e )
0.005
( y2 - y2e )
NOG
y1 y2 ym
3.6
H NOG HOG 2.88m
16
3、解吸（脱吸）
1、解吸方法
高浓端
（1）解吸塔物料衡算式 全塔物料衡算
规定浓度下标： 塔顶 1 ，塔底 2
G( y1 y2 ) L(x1 x2 )
操作线方程
y
y1
L
x G
x1
L G
x
y1
L G
x1
18
（2）解吸塔的最小气液比 已知：L 、 x1 、 y2 ， 规定 x2
L G
19
G L min
x1 x2 y1e y2
7
y2
返混
x2
液体局部返混对传质推动力的影响
在一定的液体流量下，当上升气体流速达到一定值时，整个 塔段上同时发生大量液体返混，液体在塔顶被出口气体带出 塔外，即发生了不正常的 液泛 现象。
8
例9-5： 吸收塔高（填料层高）的计算 在一逆流操作的吸收塔中用清水吸收氨—空气混合气
中的氨，混合气流量为0.025kmol/s,混合气入塔含氨摩 尔分数为0.02，出塔含氨摩尔分数为0.001。吸收塔操作 时的总压为101.3kPa，温度为293k，在操作浓度范围内 ， 氨 水 系 统 的 平 衡 方 程 为 y=1.2x ， 总 传 质 系 数 Kya=0.0522kmol/(s.m3)。若塔径为1m ，实际液气比是 最小液气比的1.2倍，求所需塔高为多少？
31
例2：用纯溶剂对低浓度气体作逆流吸收，可溶组分的回收率为η ，
操作采用的液气比是最小液气比的β倍。物系平衡关系服从亨利定
律。试以η、 β两个参数列出计算NOG的表达式。
解： x2 0
y1 y2
y1
L G min
y1 y2 y1 0
m
m
L L m
G G min
1 A
解题分析：
已知y1、y2、x2、Kyα、m、qn、D、
L G
1.2
L G
min
9
根据吸收过程基本方程
填料层高度计算式
H
HOG NOG
G
K y
y1 dy y2 y ye
平均推动力法求传质单元数
NOG
y1 dy
y1 y2
y2 y ye ( y1 y1e ) ( y2 y2e ) ( y1 mx1) ( y2 mx2 )
y1e mx 1
G L
nLeabharlann G Lminy1
y2
x1 G
x2
L
（3）解吸塔填料层高度的计算
H L x1 dx H G y1 dy
Kxa x2 x xe
K ya y2 ye y
20
平均推动力法求传质单元数
NOL
x1 x2 xm
xm
x1 x2 ln x1
(x1 x1e ) (x2 x2e ) ln (x1 x1e )
小用量的2倍，平衡线为 Y=2X, 气相总传质单元高
度为0.8m,试求填料层所需高度。
解： y1 0.02
y2 0.02 (1 0.9) 0.002
x2 0
x1e
y1 2
0.01
15
L G
min
y1 y2 x1e x2
1.8
L G
2.0
L G
min
y1 x1
y2 x2
3.6
相平衡方程式
ye mx
吸收基本方程式
H
HOG NOG
G
K y
y1 dy y2 y ye
H
HOL NOL
L
K x
x1 dx x2 xe x
2
2）吸收塔设计型计算的命题
设计要求：
（1）达到分离要求最合理的溶剂用量； （2）达到分离要求所需要的塔高（填料层高）； （3）塔径（暂不计算）。
给定条件：
y1 L
y2
0.02 0.001 0.0139 1.37
G
11
②求传质单元数
平均推动力
ym
( y1
y1e ) ( y2 ln y1 y1e
y2e )
y2 y2e
( y1 mx1) ( y2 mx2 ) 1.94103 ln y1 mx1 y2 mx2
传质单元数
NOG
y1 y2 ym
富油由吸收塔底出口经加热后被送入解吸塔塔顶，在解吸 塔底送入过热水蒸气使洗油脱苯。脱苯后的贫油由解吸塔底排 除被冷却至27℃再进入吸收塔使用，水蒸汽用量取最小量的 1.2倍。解吸塔在101.3kPa、120℃下操作，此时的气液平衡 关系为y=3.16x。求洗油的循环流率和解吸时的过热蒸汽耗量。
26
解：⑴吸收塔 吸收塔出口煤气中含苯摩尔分数为
4
2、吸收剂再循环的分析及应用
L
x1'
部分吸收剂再循环的定常态操作
B'
L G
L L G
x1'
吸收热效应明显的物系
5
吸收剂入塔浓度
物料衡算
Lx 2
Lx1'
L
Lx
' 2
x
' 2
Lx2 Lx1' L L
有吸收剂再循环： （1）实际吸收剂入塔浓度增加； （2）塔内操作线斜率稍有增加。若平衡线不变，吸收推 动力一般要减小。
G ya L xa
减压解吸----闪蒸（在第十章中介绍） 应用解吸剂进行解吸 ----吸收的逆操作
传质方向
常用的解吸剂有惰性气体、水蒸气或贫气等G y
Lx
（1）气提----解吸剂用惰性气体或贫气 （2）汽提或提馏----解吸剂用水蒸汽
解
吸yb xb
剂 低浓端
逆流解吸塔
17
解吸塔的设计型问题（气提）
y2 0.3 y1
L 1.43 y1 0.3 y1 1.43 0.7m
G
y1 0
m
34
1 A
m L
1 1.43 0.7
G
NOG 2
1 1 1
ln 1
1 A
y2 y3
0 0
1
A
A
1
1 1
ln
1
1 1.43
0.7
0.3 0.09
1 1.43
0.7
1.43 0.7
2.33
10
解：①求液相出口摩尔分数
最小液气比
L y1 y2 y1 y2 0.02 0.001 1.14
G min
x1e x2
y1 m x2
0.02 1.2
0
实际操作液气比 L 1.2 L 1.2 1.14 1.37
G
G min
解得液相出口摩尔分数
x1
x2
Gy1
L
y2
H1 H2 HOG NOG 1.2 2.33 2.80m
1.3 0.123
0.160
煤气量 G 1200kmol / h 0.333kmol / s
洗油循环量
L 0.160 0.333 5.32102 kmol / s
28
洗油出塔摩尔分数为
x1
x2
G L
(
y1
y2
)
0.005 1 (0.02 0.001) 0.124 0.16
⑵解吸塔 因过热蒸汽不含苯，y2=0
6
遇到如下两种情况应采用溶剂再循环：
1、吸收过程有显著的热效应，大量吸收剂再循环可降低 吸收剂出塔温度，平衡线发生明显的向下移动，尽管操作 线向下移动，但是，塔内传质的推动力增大。 2、吸收的目的在于获得较浓的液相产物，按物料衡算所 需的新鲜吸收剂量过少，以至不能保持塔内填料良好的润 湿，吸收剂再循环，传质表面积增加，传质系数增大。
解吸塔顶气相中苯的最大含量
y1e mx1 3.16 0.124 0.391
29
解吸塔的最小气液比
G L min
x1 x2 y1e y 2
0.124 0.005 0.391 0
0.304
操作气液比
G L
1.2
G L
min
1.2 0.304
0.365
过热蒸汽用量
G 0.365L 0.3655.32102
x2
(x2 x2e )
如果气液平衡关系满足亨利定律
xe
y m
21
解吸因数法求传质单元数
NOL
1
1
A
ln
1
A
x1 x2
y2 m
y2 m
A
L A G
m
22
例题 解吸塔设计型计算：
用煤油从空气与苯蒸汽的混合气中吸收苯。所得 吸收液在解吸塔中用过热水蒸汽进行解吸，待解吸的 液体中含苯0.05（摩尔分率，下同），要求解吸后液 体中苯的浓度不超过0.005 ，在解吸操作条件下，平 衡关系为y=1.25x ，塔内液体流量为0.03kmol/(m2.s) , 填料的体积传质系数为Kya=0.01kmol/(m3.s) 。过热蒸 汽的用量为最小用量的1.2 倍。试求：
第 9 章 气体吸收（ 12学时）
第4讲： 9.5.4 吸收塔的设计型计算 1、吸收塔吸收剂用量和填料层高度; 2、吸收剂再循环的分析及应用； 3、解吸塔设计型计算。
1
9.5.4 吸收塔的设计型计算
1、吸收塔吸收剂用量和填料层高度
1）计算公式
物料衡算式 G( y1 y2 ) L(x1 x2 )