化工原理第八章第三节全塔物料衡算—操作线方程教案
操作线方程
操作线方程 （3）操作线方程的物理意义：精馏段内任何两块相邻塔 板之间气（上升蒸汽）、液（下降液体）两相组成之间 的函数关系。 （4）精馏段操作线在y-x图中的制 法： 当Xn=XD时，yn+1=XD，故点 a(XD,XD)在对角线上。 由截距（XD/R+1）， 知该线还经点c（0， XD/R+1），则连接ac即为 操作线。
W xW：塔釜产品量[kmol/h]及组成（釜残液的流量及组成）
L
：回流液的流量
复习
应用:
① 确定回收率 易挥发组分
难挥发组分
复习
② 确定采出率或采出量
D xF x W F xD xW
W F
xF x W DF xD xW
x －x x －x
F W
D D
x F－x D W F x W－x D
L' L'-W
截距为：-
W xW L'-W
反映了在一定的操作条件下，提馏段内 任意两块相邻塔板之间气、液两相组成之 间的函数关系。
操作线方程 （2）作图方法：当xm=xW时，ym+1=xW，点b（xW,xW)也 在对角线上，由截距可知，
Wx 该线还经过点d（0， ），联结此二点并延长，即是。
W
L RD
V L D RD D D( R 1)
当D=0时，R=∞，称全回流， 开车或实验时采用。 正常操作时，L=RD
V ( R 1) D
（2）稳定操作时，方程中的参数L、D、xD为定值，
R也为定值，故操作线是一条直线 其斜率：（R/R+1），截距：（xD/R+1)
操作线方程
1. 精馏段操作线方程
化工原理第八章第三节吸收过程的计算复习教案
D.亨利系数E值很大，为难溶气体
2、总结：溶解度系数H、亨利系数E、相平衡常数m值的大小与温度、气体溶解度的关系
【复习要点】
一、吸收塔的物料衡算
1、写出全塔物料衡算式：
2、以塔内任一截面m-n与塔底为衡算范围写出物料衡算式：
3、确定吸收操作线方程
4、吸收率ΨA指的是
定义式为
A.气膜B.相界面上C.气相主体D.液膜
4、实验室用水吸收NH3，该吸收过程属于（）
A.液膜控制B.气膜控制C.两相扩散控制D.不能确定
5、下列不属于填料特性的有（）
A.比表面积B.空隙率C.填料因子D.填料密度
6、当吸收过程为液膜控制时，要想提高吸收速率必须（）
A.气膜吸收阻力B.液膜吸收阻力C.气膜阻力和液膜阻力D.无法确定
10、在吸收操作的物料衡算式中，V是表示单位时间所处理的（）
A.混合气体的体积；B.混合气体的摩尔流率；
C.惰性气体的摩尔流率；D.惰性气体的体积
11、依据“双膜理论”，下列判断中可以成立的是（）
A可溶组分的溶解度小，吸收过程的速率为气膜控制；
B可溶组分的亨利系数大，吸收过程的速率为液膜控制；
C可溶组分的相平衡常数大，吸收过程的速率为气膜控制；
2、用气相浓度△y为推动力的传质速率方程有两种,以传质分系数表达的速率方程为_________________________,以传质总系数表达的速率方程为
3、某气体用水吸收时，在一定浓度范围内，其气液平衡线和操作线均为直线，其平衡线的斜率可用＿＿＿＿＿＿常数表示，而操作线的斜率可用＿＿＿＿表示。
4、用△y,△x为推动力的传质速率方程中,当平衡线为直线时传质总系数KY与分系数kX ,kY的关系式为_________________,KX与kX ,kY的关系式为__________________.
化工原理-精馏过程的物料
加料板
L' IL'
(6)式变为：
FI F V IV LI L VIV LI L
V V IV FI F L LIL 将（5）式代入 F L LIV FI F L LIL FIV L LIV FI F L LIL F IV IF L LIV IL
令 q IV IF L L
V 1 qF V y L qF Lx Fx f
q 1Fy qFx Fx f
∴ y q x xf
q 1 q 1
q 1y qx x f
(13)
此式即为加料板的操作线方程，也叫q线方程，
它表示在加料板的上升蒸气组成和回流液组成之间的 关系。即y与x的关系。
6、提馏段操作线方程的另一种形式
R 1
精馏段操作线。
2、q线
y q x xf q 1 q 1
若x=xf 时，
y
q
q
1
x
f
xf q 1
xf
在y－x图上，q线通过对角线上y = x = xf一点,
q
斜率为 q 1 的直线，料液的进料状况不同， q线的斜率不同。
冷料
y
饱液
气液混合
-+ +-
饱气
x
过热
xf
14、进料热状况
进料状况 q值
（3）、各组分的气化潜热接近相等。
2、精馏段操作线方程
精馏段的作用：利用回流把上升蒸气中的重组分逐 步冷凝下来，同时把回流液中的轻组分气化，从而在 塔顶得到比较纯的轻组分。
精馏段的操作线方程 可以根据物料衡算导 出。按下图圈定的范 围（n+1板以上）作
物料衡算：
V
L
D
化工吸收塔的物料衡算与操作线方程PPT课件
2020/7/17
18
二、吸收剂用量的确定
Y1 液气比
B
L/V
(
L V
)
min
B*
最小 液气比
2020/7/17
VL(1.1~2.0)(VL)min
19
最小液气比的求法
图解法 •正常的平衡线
2020/7/17
20
(VL)min
Y1Y2 X1* X2
LminV
Y1 Y2 X1* X2
•平衡线为上凸形时
pi Ci
气相主体
传质方向 液相主体
相 总
pi
传
质 推
p
动
力
液相分传 质推动力
气相分传 质推动力
CL
G
L
z
距离
O
c ci c c
双膜模型
NA
pA pAi 1
cAi cA 1
pA
1
p
A
c
A
1
cA
kG2020/7/17kL
KG
KL
传质推动力的图示
增加气相分压或减小溶质在液相中的浓度
5
2． 关 于 传 质 阻 力
2020/7/17
24
X 2/17 0.0212 100/18
或根据平衡数据求平均值
m Y * 0.01604 0.757 X 0.0212
平衡关 :Y系 0.7为 5X7 2）最小吸收剂用量：
Lmin
V
Y1 Y2
Y1 m
X
2
2020/7/17
25
X 2/17 0.0212 100/18
V YL1 X V1Y LX
B
2020/7/17
化工原理第八章第三节全塔物料衡算—操作线方程教案
C.小于气相传质分系数D.近似等于气相传质分系数
3、下列说法错误的是：____________
A.溶解度系数H值很大，为易溶气体
B.相平衡常数m值很大，为难溶气体
C.亨利系数E值很大，为易溶气体
D.亨利系数E值很大，为难溶气体
【自主学习】
阅读书P422— P424“全塔物料衡算与操作线方程”的相关内容，认真思考并回答下列问题
2、吸收操作线在平衡线（填“上方”或“下方”）
3、吸收操作线距离平衡线的远近和推动力有何关系？
【随堂检测】
用纯水吸收混合气中的丙酮。如果吸收塔混合气进料为200kg/h，丙酮摩尔分数为10%，纯水进料为1000kg/h，操作在293K和101.3kPa下进行，要求得到无丙酮的气体和丙酮水溶液。设惰性气体不溶于水（MB=29kg/kmol），试问吸收塔溶液出口浓度为若干？
X、X1、X2——在塔的任一截面、塔底、塔顶液体中溶质组分的摩尔比，。
1、写出全塔物料衡算式：
2、以塔内任一截面m-n与塔底为衡算范围写出物料衡算式：
3、确定操作线方程
4、吸收率ΨA指的是
定义式为
5、以上的物料衡算式仅取决于
，而与
无关。
小组讨论：吸收塔的操作线与平衡线的关系（如图2）
1、操作线是一条通过点（），斜率为的直线，其中斜率为吸收操作的液气比
备注：
作业：总结第八章一、二节重点
解：进塔气体组成Y1=y1/(1-y1)=0.1/0.9=0.11
出塔气体Y2=0（尾气中无丙酮）
进塔吸收组成X2=0（纯水）
吸收水的摩尔流量L=质量流量/摩尔质量＝1000.18＝55.56kmol/h
吸收操作线方程全塔物料衡算
o
X2
X
X1 X*
X
操作线上任一点 O 与平衡线间的垂直距离 (Y-Y*) 为塔内该截面上 以气相为基准的吸收传质推动力；与平衡线的水平距离 (X*-X) 为 该截面上以液相为基准的吸收传质推动力。 两线间垂直距离（Y-Y*）或水平距离（X*-X）的变化显示了吸收 过程推动力沿塔高的变化规律。
§5.3.2 吸收剂用量的决定 吸收剂用量 L 或液气比 L/G在吸收塔的设计计算和塔的操作调 节中是一个很重要的参数。 吸收塔的设计计算中，气体处理量 G，以及进、出塔组成 Y1、 Y2 由设计任务给定，吸收剂入塔组成 X2 则是由工艺条件决定 或设计人员选定。 G GY LX GY LX 由全塔物料衡算式 1 X 1 Y1 Y2 X 2 2 2 1 L 可知吸收剂出塔浓度 X1 与吸收剂用量 L 是相互制约的。 讨论： 选取的 L/G ，操作线斜率，操作线与平衡线的距离 ，塔 内传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高 ； L/G ，吸收剂用量 ，吸收剂出塔浓度 X1 ,循环和再生费 用 ； 若L/G ，吸收剂出塔浓度 X1 ，塔内传质推动力 ，完成 相同任务所需塔高 ，设备费用,循环和再生费用 。
最小液气比(L/G)min 随 L/G的减小，操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的 形状。
Y Y*=f(X) Y
Y1
(L/G)min
B*
T
Y1
(L/G)min
B’
Y*=f(X)
B*
C
Y2
o
Y2
X1,max=X1* X o
T
X2
X2
X1,max X1*
X
两线在 Y1 处相交时，X1,max=X1*； 两线在中间某个浓度处相切时， X1,max<X1* 。
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 )
化工原理课程设计----分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计
化工原理课程设计----分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一、设计任务：设计题目：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计给定条件：原料液：苯-甲苯混合物组成：x F = 0.32（摩尔分率，下同）处理量：F = 12400 kg/h温度：29 o C馏出液：组成：x D = 0.93残液：组成：x W = 0.02操作压力：常压二、设计内容：设计说明书一份，其内容包括目录题目及数据工艺流程选择论证及说明、流程图主要设备的设计（塔板数、塔径、塔板结构元件及尺寸，流体力学交校核）塔板布置图，负荷性能图主要辅助设备的选用与计算（塔顶冷凝器）三、参考资料：化工原理设计导论，成都科技大学《化工原理设计导论》编写组，成都科技大学出版社，1994 化工原理，下册，叶世超夏素兰易美桂杨雪峰等编，科学出版社，2002化工原理（第二版），下册，陈敏恒等，化学工业出版社，2000化工设备设计基础，化工设备设计基础编写组，上海科学技术出版社，1987化学工程师手册，机械工业出版社，1999 PERRY化学工程手册（第六版），化学工业出版社，1984化学工程手册（第二版），时钧等，化学工业出版社，1996化学工程师简明手册，邓忠等，机械工业出版社，1997化工生产流程图解，化学工业出版社，精馏设计、操作和控制，吴俊生等，中国石化出版社，1997塔型设备基础设计，石油化学工业部编，1975 塔设备设计，上海科学技术出版社，1988塔的工艺计算，石油化学工业部设计院，1977\目录第一章方案选定1.1操作条件的确定1.1.1操作压力···········································1.1.2 进料状态···········································1.1.3加热方式············································1.1.4冷却剂与出口温度···································1.1.5回流比的选择·······································1.2设备的选择1.2.1塔设备的选择······································· 1.2.2再沸器，冷凝器等附属设备的安排·····················1.3流程的确定1.3.1物料的储和输送·····································1.3.2 参数的检测和调控··································1.4 热能的利用第二章总体工艺设计计算2.1物料衡算与操作线方程2.1.1原料及产品组成 (xF , xD, xW, F)·························2.1.2全塔总物料衡算······································2.1.3操作温度·············································2.1.4使进料达到泡点，预热原料液所需热·····················2.1.5 相对挥发度( )········································2.1.6最小回流比(Rmin)·······································2.1.7精馏塔的气、液相负荷及操作线方程······················2.2 塔板数的确定2.2.1理论塔板数············································ 2.2.2实际塔板数············································2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 平均摩尔质量·········································· 2.3.2 平均密度·············································· 2.3.3 液相平均表面张力······································ 2.3.4 液相平均黏度··········································2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算·············································· 2.4.2 精馏塔有效高度计算····································2.5 塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1 溢流装置计算············································ 2.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列································2.6 塔板流体力学验算2.6.1 气相通过浮阀塔板的压降·································· 2.6.2 淹塔···················································· 2.6.3 雾沫夹带···············································2.7 塔板负荷性能图2.7.1 雾沫夹带线···············································2.7.2液泛线···················································· 2.7.3 液相负荷上限线··········································· 2.7.4 漏液线·················································· 2.7.5 液相负荷下线限···········································第三章附属设备计算3.1 换热器热量计算3.1.1 塔顶冷却所需热·········································· 3.1.2 原料液加热到泡点所需热量································· 3.1.3 塔釜加热所需热量·········································3.2 塔顶冷凝器3.2.1 物性参数················································· 3.2.2 传热面积················································· 3.2.3 工艺尺寸结构·············································3.3进料预热器3.3.1 设计方案的确定··········································· 3.3.2 物性数据················································ 3.3.3 传热面积估算············································· 3.3.4 工艺尺寸结构·············································3.4 塔底再沸器3.4.1设计方案的确定············································ 3.4.2 物性数据················································· 3.4.3 传热面积的估算············································ 3.4.4 工艺尺寸结构··············································3.5 接管与法兰3.5.1 塔顶蒸汽出口管径········································· 3.5.2 回流液管径················································ 3.5.3 进料管直径················································ 3.5.4 釜液排出管径···············································3.6 筒体与封头3.6.1 筒体······················································· 3.6.2 封头·······················································3.7 人孔第一章方案选定1.1操作条件的确定1.1.1操作压力根据生产要求，本设计选择常压下的连续蒸馏。
吸收塔的计算 化工原理
m G
L
L
S mG L
S——解吸因数（脱吸因数）
NOG
1 1 S
ln1 S
yb ya
m xa m xa
S
注意：图的适用范围为
yb m xa ya m xa
>20及S<0.75。
讨论：
•
yb m xa ya m xa
的意义：反映了A吸收率的高低。
m、yb、xa、S一定时：
ya
2）传质单元高度
•定义：
G HOG K ya
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
•体积总传质系数与传质单元高度的关系:
Kya
G0.70.8 ,
G Kya
G0.30.2
传质单元高度变化范围：0.15～1.5m。
y
L G
x
(
yb
L G
xb
)
y =y－y＊=Ay+B
d(y ) A yb ya ( y y* )b ( y y* )a
dy
yb ya
yb ya
NOG
yb dy ya y y*
yb dy
ya y
yb yb ya dy
ya yb ya y
NOG
yb ya ln Δ yb Δ yb Δ ya Δ ya
同理：
Y
LS GB
X
(Yb
LS GB
Xb)
逆流吸收操作线具有如下特点：
Y
Yb
B
LS
Y* f (X)
一,吸收塔的物料衡算和操作线方程
第三节 吸收过程的计算一、吸收塔的物料衡算和操作线方程设：稳定流动V —惰性气体的摩尔流量。
kmol/hL —吸收剂的摩尔流量。
kmol/hY 1、X 1—塔底气液组成；Y 2、X 2—塔顶气液组成；1.全塔物料衡算（逆流）气相：Y 1 ↘Y 2 ；吸收质减少量：V （Y 1 -Y 2）。
液相：X 2↗X 1； 吸收质增加量：L （X 1- X 2）。
G A —单位时间内气相向液相转移的吸收质的量kmolA/h ；出塔液组成： 2211)(X Y Y LV X +-= 吸收过程中常以吸收率φ作为分离指标，既气相中被吸收的溶质占气相中原有溶质的百分数。
1211211)(Y Y Y VY Y Y V VY G A -=-==φ 练习题：一填料吸收塔，用来从空气和丙酮蒸气组成的混合气中吸收丙酮，用水作吸收剂。
已知混合气中丙酮蒸气的体积分数为6%，所处理的混合气中空气量为1400m 3/h,操作温度293K ，操作压强101.3kp ，要求丙酮的吸收率达到98%，若吸收剂用量为154kol/h ，求：出塔液的浓度。
（X A ）2．操作线方程与操作线在 m —n 截面与塔底截面之间作组分A 的衡算气相：Y 1 ↘Y ；吸收质减少量：V （Y 1 -Y ）。
液相：X ↗X 1； 吸收质增加量：L （X 1- X ）。
AG X X L Y Y V =-=-)()(2121)1(12φ-=Y Y即： ——吸收操作线方程（逆流） 在m —n 截面与塔顶截面之间作组分A 的衡算得： 操作线意义：塔内任一截面处的气相浓度Y 与液相浓度X 之间的变化关系。
操作线为过B （X 1、Y 1）点，斜率为L/V 的一条直线。
又：XX Y Y X X Y Y V L --=--=112121 操作线过塔底B （X 1、Y 1）及塔顶A （X 2、Y 2）点，斜率为L/V 。
塔底B （X 1、Y 1）→浓端；塔顶A （X 2、Y 2）→稀端L/V ——液气比。
中职化工总控工教案：吸收操作线方程
中等专业学校2022-2023-2教案编号：操作关系：塔内任一截面上气相组成Y 与液相组成X 之间的关系。
逆流吸收操作线方程：方程（5-72）与（5-73）称为逆流吸收操作线方程式。
逆流吸收操作线具有如下特点：（1）当定态连续吸收时，若L 、V 一定，Y 1、X 2恒定，则该吸收操作线在X ～Y 直角坐标图上为一直线，通过塔顶A （X 2，Y 2）及塔底B （X 1， Y 1），其斜率为V L ，见图5-16。
VL称为吸收操作的液气比；（2）吸收操作线仅与液气比、塔底及塔顶溶质组成有关，与系统的平衡关系、塔型及操作条件T 、p 无关。
（3）因吸收操作时，Y > Y *或X * > X ，故吸收操作线在平衡线)(*X f Y 的上方，操作线离平衡线愈远吸收的推动力愈大；解吸操作时，Y <Y *或X *<X ，故解吸操作线在平衡线的下方。
例5—7：用洗油吸收焦炉气中的芳烃。
吸收塔内的温度为27℃、压强为。
焦炉气流量为，其中所含芳烃的摩尔分率为0.02，要求芳烃回收率不低于95%。
进入吸收塔顶的洗油中所含芳烃的摩尔分率为0.005。
若取溶剂用量为理论最小用量的1.5倍，求每小时送入吸收塔顶的洗油量及塔底流出的吸收液浓度。
操作条件下的平衡关系可用下式表达，即：解：进入吸收塔的惰性气体摩尔流量为：进塔气体中芳烃的浓度为：出塔气体中芳烃的浓度为：进塔洗油中芳烃浓度为：按照已知的平衡关系，在Y-X直角坐标系中标绘出平衡曲线OE，如本题附图所示。
再按、之值在图上确定操作线端点T。
过点T作平衡曲线OE的切线，交水平线于点，读出点的横坐标值为：则L是每小时送入吸收塔顶的纯溶剂量。
考虑到入塔洗油中含有芳烃，则每小时送入吸收塔顶的洗油量应为：吸收液浓度可依全塔物料衡算式求出，即：第三部分：学生练习课堂练习。
第四部分：小结与作业完成同步训练。
物料衡算和操作线方程
一、全塔物料衡算 F=D+W FxF DxD WxW
D
Dx D FxF
100%
W
W (1 xD ) 100% F(1 xF )
二、精馏段操作线方程
总物料衡算 V=L+D
①
易挥发组分衡算 Vyn+1=Lxn+DxD ②
①代入② 令 R L
D
回流比
三、q 线方程（进料方程）
Vy=Lx+DxD ① V'y=L'x－WxW ②
进料板连接着精馏段与提 馏段，因此组成相同，下 标省略！
① － ②：
1.0
（V'－V）y=(L'－L)x－(DxD+WxW)
q=1 q>1
a
0<q<1
（q－1)F y=q F x－F xF
y q x xF q 1 q 1 ——q线方程
L
D
yn1 L D xn L D xD
yn1
R R
1
xn
R
1
1
xD
精馏段操作线方程
V, y1
L, xD 1 2
3
n
L, xn
n+1 V, yn+1
D, xD
精馏段操作线方程式表示在一定条件下，精馏段内任意一块
板（第n板）下降的液相组成xn与其相邻的下一块板（第n+1
板）上升的气相组成yn+1
IL≈IL'
代入②式并 与①联立
V,IV
L,IL
V’, IV’ L’, IL’
（V－V'） IV =F IF－(L'－L) IL
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)。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
吸收塔溶液出口浓度由全塔物料衡算求得
V(Y1-Y2)=L(X1-X2)
X1=5.64×(0.11-0)/55.56+0=0.011
定义式为
5、以上的物料衡算式仅取决于
，而与
无关。
小组讨论：吸收塔的操作线与平衡线的关系（如图2）
1、操作线是一条通过点（），斜率为的直线，其中斜率为吸收操作的液气比
2、吸收操作线在平衡线（填“上方”或“下方”）
3、吸收操作线距离平衡线的远近和推动力有何关系？
【随堂检测】
用纯水吸收混合气中的丙酮。如果吸收塔混合气进料为200kg/h，丙酮摩尔分数为10%，纯水进料为1000kg/h，操作在293K和101.3kPa下进行，要求得到无丙酮的气体和丙酮水溶液。设惰性气体不溶于水（MB=29kg/kmol），试问吸收塔溶液出口浓度为若干？
赵县职教中心职高二年级化工原理教学案
课题
全塔物料衡算——操作线方程
备课人
姚
学习目标
要求
掌握吸收塔的物料衡算与操作线方程
重、难点
1、吸收塔的物料衡算
2、吸收塔的操作线方程与操作线
学习方法
自主——合作——探究
学习过程
【知识回顾】
1、对处理难溶气体的吸收，为较显著地提高吸收速率，应增大()的流速。
A.气相B.液相C.气液两相D.视具体情况而定
备注：
作业：总结第八章一、二节重点
解：进塔气体组成Y1=y1/(1-y1)=0.1/0.9=0.11
出塔气体Y2=0（尾气中无丙酮）
进塔吸收组成0（纯水）
吸收水的摩尔流量L=质量流量/摩尔质量＝1000.18＝55.56kmol/h
塔内惰性气体的摩尔流量V=混合气摩尔流量－吸收质摩尔流量
MM=MAyA+MByB=58×0.1+29×0.9=31.9
2、根据双膜理论，当溶质在液体中溶解度很小时，以液相表示的总传质系数将：_____
A.大于液相传质分系数B.近似等于液相传质分系数
C.小于气相传质分系数D.近似等于气相传质分系数
3、下列说法错误的是：____________
A.溶解度系数H值很大，为易溶气体
B.相平衡常数m值很大，为难溶气体
C.亨利系数E值很大，为易溶气体
D.亨利系数E值很大，为难溶气体
【自主学习】
阅读书P422— P424“全塔物料衡算与操作线方程”的相关内容，认真思考并回答下列问题
如图1所示为一个处于稳态操作下的逆流接触吸收塔。下标“1”表示塔底截面，下标“2”表示塔顶截面，m-n代表塔内的任一截面。
V——单位时间通过吸收塔的惰性气体量，kmol/s；
L——单位时间通过吸收塔的溶剂（吸收剂）量，kmol/s；
Y、Y1、Y2——在塔的任一截面、塔底、塔顶气体中溶质组分的摩尔比；
X、X1、X2——在塔的任一截面、塔底、塔顶液体中溶质组分的摩尔比，。
1、写出全塔物料衡算式：
2、以塔内任一截面m-n与塔底为衡算范围写出物料衡算式：
3、确定操作线方程
4、吸收率ΨA指的是