6气体吸收计算二Word文件下载.docx
《6气体吸收计算二Word文件下载.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《6气体吸收计算二Word文件下载.docx（16页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
V/Kya的单位为（kmol/m2·
s）/（kmol/m3·
s）=m,与高度的单位相同，而dy/y-y*是一个没有单位的数。
所以，填料层高度等于某个高度乘以一个倍数，于是就把这个高度称作一个传质单元高度，以HOG或HOL表示；
把这个倍数称作传质单元数，以NOG或NOL表示，于是，
填料层高度=传质单元高度×
传质单元数
即h=HOG×
NOG
h=HOL×
NOL
传质单元高度也有它的物理意义，据前定义，传质单元高度HOG=V/Kya，即对一定流量的气体，传质单元高度取决于传质阻力1/Ky及填料状况a，当传质阻力大且a值小时，传质单元高度必然增大，反之，传质单元高度也就变小了。
传质单元数反映吸收过程的难度，任务所要求的气体浓度变化越大，过程的平均推动力越小，则意味着过程的难度越大，此时所需的传质单元数越多。
2.传质单元高度的计算
计算传质单元高度的关键是求取传质系数，对于传质系数，目前还没有通用的计算方法和计算公式，在进行吸收设备的设计时，获取吸收系数和传质单元高度的根本途径，或通过中间试验装置或对现有生产装置实测等方法比较可靠。
除此之处，还可选用适当的经验公式或准数关联式进行计算。
3.传质单元数的计算
传质单元数与相平衡有关，需根据不同的情况采用不同的计算方法。
下面介绍四种方法，这四种方法是根据平衡线为直线或曲线而采用的方法。
（1）对数平均推动力法
当吸收过程所涉及的浓度范围的平衡线和操作线均为直线，即可采用此法求出传质单元数。
此时可取塔顶和塔底推动力的对数平均值作为全塔的气液两相间传质的平均推动力，以Δym表示：
于是，就全塔而言，气相吸收速率方程及物料衡算即可写成：
NA=KyΔym（2-65）
（2-66）
将式（2-65）代入（2-66）并整理，得：
（2-67）
将式（2-67）与式（2-60）相比，根据传质单元数的定义，
可得
（2-68）
同理可得
（2-69）
当Δy1/Δy2在0.5～2.0之间时，可用算术平均值代替对数平均值进行计算。
（2）解析法（脱吸因数法）
此方法适用于平衡线为一通过原点的直线，即y*=mx。
将此关系代入NOG表达式，得：
（2-70）
由塔内任一截面与塔顶作物料衡算得：
将上式代入（2-70）得
令，积分得
（2-71）
当Y1、Y2、X2、V、L、m已知或可算出时，可直接用上式计算出NOG。
为了使用方便，常将上式进行变换后绘成以S为参数的半对数坐标线图。
如图2-32所示，利用此图可很方便地查出NOG。
这里S是平衡线的斜率m与操作线斜率L/V之比，它反映过程推动力的大小，S愈大，推动力愈小，即愈不利于吸收而利于解吸，因而称为脱吸因数。
从图2-32中亦可以看出，当横坐标值一定时，S愈大，NOG亦愈大，说明要完成给定的吸收任务，填料层高度愈高。
在实际操作中，S≤0.7～0.8为宜，此图在横坐标>
20，S<
0.75的范围内较为准确。
必要时仍可按式（2-71）直接计算。
（3）图解积分法
此法适用于平衡关系的各种情况。
由可以看出，右侧的被积函数有两个变量Y及Y*,但Y*与X之间存在着平衡关系，即Y*=f（X），而在塔内任一截面上的X与Y之间又存在着操作关系，所以，只要有了Y—X图上的平衡线与操作线，便可由任何一个Y值求出相应截面上的推动力Y—Y*，并据此计算出一系列的的值。
在直角坐标系中标绘
出Y对的曲线，这样，由该曲线与Y=Y1、Y=Y2、
三条直线共同围成的面积，也就是定积分
的值。
（见图2-33）。
（4）梯级图解法
若平衡线是不太弯曲的线，可用此法近似地估算传质单元数。
此法比图解积分法简便，应用于此类平衡时误差也不大。
图解步骤见图2-34。
在Y-X坐标图中作平衡线OE和操作线BT。
在BT线上选若干点，向OE线作表示该点推动力Y-Y*的垂线，连接这些垂线的中点得曲线MN。
从表示塔顶的T点出发，作水平线交MN于F点，延长TF至Fˊ，使TF=FFˊ，过Fˊ点作垂线交BT于A点，梯级TFˊA代表一个传质单元。
继续从A点出发按上述方法，画出梯级，直至达到或超过塔底端点B为止，所画出的梯级即为传质单元数。
[例2-7]试计算例2-5中进行吸收的填料塔所需的填料层高度。
已知HOG=0.875m。
解：
此题的关键是求NOG。
由题意可知，该系统的平衡线为一条曲线，故可采用图解积分法或梯级图解法来求NOG。
（1）图解积分法
由例2-5附图中的操作线BT与平衡线OE可读出对应于系列Y值的X和Y*的值，并计算出一系列的值，结果列于下表
例2-7附表
Y
X
Y*
备注
（Y2）0.00102
0.00296
0.00490
0.00683
0.00877
0.0107
0.0126
0.0146
0.0165
0.0185
（Y1）0.0204
（X2）0.00503
0.01644
0.02785
0.03920
0.05061
0.06196
0.07313
0.08490
0.09607
0.10783
0.1190
0.000763
0.00203
0.00340
0.00474
0.00606
0.00735
0.00859
0.00988
0.01108
0.01232
0.01347
2564
1075
667
478
369
299
249
212
185
162
144
y2=0
Y1=Yn
n=10
ΔY=0.001938
今在Y2与Y1区间的内分10等分。
在普通直角坐标纸上标绘出的曲线，见附图
（1）。
从图中数出
曲线与Y=Y1、Y=Y2、=0包围的曲线中的小方格数，共计23个，每一个小方格相当的数值为200×
0.002=0.4，
所以：
NOG=23×
0.4=9.2
则填料层高度为：
h=HOG·
NOG=0.875×
9.2=8.05（m）
（2）梯级图解法
在Y—X直角坐标系中标绘出操作线BT与平衡线OE[见附图
（2）]，并作MN线使之平分BT与OE之间的垂直距离，由T开始作梯级，使每个梯级的水平线均被MN线等分。
由图可见，达到B点的梯级数约为8.7，可按9个计，即
NOG=9
9=7.88（m）
可见，两种计算方法，其结果相近。
填料层高度h还可以根据传质面积F、填料的比表面积a΄和塔的横截面积S来求出：
（2-72）
关于传质面积F，可由传质量（kmol/h）与传质速率（kmol/m2h）求取。
（四）化学吸收时填料层高度的计算
前已述及，对于慢速化学反应的吸收，由于其反应是在吸收质A通过整个扩散（包括通过液膜和液相主体）过程中完成的，可以认为液相传质系数kL不因化学反应的存在而显著增加，此类吸收过程可按物理吸收过程进行计算；
对于快速化学反应的吸收过程，由于吸收过程的影响因素十分复杂，因此，目前的计算都采用实测数据，这里仅介绍极快不可逆化学反应吸收过程的计算。
化学吸收时所采用的填料塔结构与物理吸收相同，填料的选择与塔径的计算也基本相同，但填料层高度的计算要复杂一些。
填料层高度计算是在填料的形式、塔径、气、液进出口浓度和流量已确定的前提下进行的。
一般情况下，将物料衡算式与吸收速率方程联立，即可求得填料层高度。
设反应：
A+bB→C
其反应比为1/b，即气相中A减少的摩尔数等于液相组分B减少摩尔数的1/b；
NA=1/bNB
当操作稳定时，塔内取高度dh、截面积为1的填料层作物料衡算，得：
（2-73）
式中G——气体摩尔流量，kmol/（m2·
L——液体摩尔流量，kmol/（m2·
yA——气相中组分A的摩尔分率；
xB——液相中活性组分B的摩尔分率。
设NA为A的传质率，a为单位体积填料层中气液的接触面积，那么在高度为dh截面积为1的填料层中所吸收的溶质A的量为NAadh1，
于是：
（2-74）
式中CT——液相总浓度，CT=cS+cB；
kmol/m3。
对上式变换并在全塔范围内积分，得出填料层高度为：
（2-75）
（2-76）
[例2-8]采用填料吸收塔净化废气，使尾气中某有害组分从0.1%降低到0.02%（体积），总压为常压。
（注：
本题中1atm=101.3kPa）
（1）用纯水吸收，此时kGa=32kmol/（m3·
h·
atm）；
kLa=0.1h-1；
H‘A=0.125atm·
m3/kmol（注：
HˊA=1/H），气液流量分别为G=100kmol/（m2·
h）和L=700kmol/（m2·
h），液体的总分子浓度为CT=56kmol/m3，且假设不变。
（2）水中加入活性组分B，进行快速不可逆化学吸收，化学反应式为：
A+bB→C取b=1.0，cB=0.8kmol/m3，设kLA=kLB=kL。
（3）采用低浓度cB=0.032kmol/m3吸收。
试比较以上三种情况时填料层高度。
（1）纯水吸收：
假定物理吸收，又因是低浓度气体和稀溶液，可用下列物料衡算式求出cA2（见图）
塔底和塔顶气液相浓度分别如附表所示。
cA
cA*=HˊA×
CA
△p=pA—pA*
塔顶2
0.0002
塔底1
0.001
6.38×
10-3
7.98×
10-4
气相体积传质总系数KGa为：
据式（2-90）计算塔高
由计算可知，传质阻力95%以上在液膜，即组分A为难溶气体，需要513米的填料层才能达到净化要求，这在实际上是行不通的，因而此种情况下用纯水吸收是不可能的。
（2）用高浓度活性组分B吸收时，物料衡算方程式为：
代入已知数据得
用此关系可求出塔底处cB1：
cB1=0.802—8×
0.001=0.794kmol/m3
计算一下塔顶和塔底的临界浓度：
令DA=DB
则：
在塔顶：
在塔底：
由此可见，无论是塔顶或塔底，活性组分B的浓度都超过了临界浓度，化学反应仅发生在界面上，因此可以认为全塔内均由气膜控制。
传质速率方程为：
NA=kGa·
pA
所以填料层高度为：
由计算可知，在纯水中加入大量活性组分，发生极快不可逆化学反应，使液相传质阻力下降为零，传质速率仅由气膜控制，使填料层高度大大降低。
（3）用低浓度cB=0.032kmol/m3的水溶液吸收，其物料衡算式变为：
cB=0.0336—8pA
于是塔底浓度cB=0.0036—8×
0.001=0.0256kmol/m3。
此时，无论在塔底或塔顶，活性组分B的浓度都低于临界浓度，此时，传质速率需由（2-46）式计算。
NA=KG·
a（pA+γcB）
令：
DBL=DAL
此处：
由本题
（1）得：
KGa=0.78
NA=0.78（pA+0.125cB）
此时填料层高度：
由计算可知，cB下降后，填料层高度增加。
以上
（2）、（3）计算均属单一情况，如果组分B的浓度为中等浓度，使其在塔的上部超过临界浓度，而塔的下部低于临界浓度，则传质速率的计算就应分上下两段分别进行，就要利用物料衡算式正确找出上下两段的分界面，然后分别计算各自的传质速率，再分别求出上、下两部分的填料层高度，最后相加，求出总高度。
五、湍球塔计算
湍球塔又称湍动床接触器（TBS）或湍动接触吸收器，是20世纪60年代以后出现并发展起来的高效气液传质设备。
湍球塔是将流化床的概念引用到气液传质中来出现的设备，它使过程得到了强化，它的特点是气速高（在临界流化气速以上），处理能力大，气液分布均匀。
由于塔内填料球的强烈湍动，加大了填料球表面的气液更新强度，强化了传质，可以适用于受气膜、液膜控制的吸收过程，如SO2的吸收。
湍球塔不易堵塞，可以处理气、液、固三相流的物系，因此可以称之为是一台三相流化床设备。
在气态污染物的治理上，湍球塔可以用来作为同时除去固态和气态污染物的理想装置，如燃煤烟气的同时除尘脱硫。
对于湍球塔的研究至今仍是在借鉴普通填料塔和流化床的基础上，湍球塔的设计计算主要也是借鉴上述塔型并结合经验进行的。
下面作一简要介绍。
（一）湍球塔操作气速u的计算
根据经验，湍球塔的操作气速一般取临界流化气速umf的1.5~3.0倍。
湍球塔的临界流化气速可按下式简化计算：
（2-85）
式中d——填料球直径，m；
g——重力加速度，9.81m/s2；
ρ0、ρg——小球及气相的重度，kg/m3；
ε——静止床层空隙率，%，可查化工手册；
Cd——阻力系数，可查化工手册。
直接应用（2-85）式有困难，需要确定填料小球的直径d。
根据工业装置的运行经验，小球的直径一般取10~38mm，采用的是塑料空心球或不吸水的泡沫球，比重在100~400kg/m3范围内。
实验研究，湍球塔的气速与压降的关系发现，当气速达到一定值时，压降将不再随气速的增大而显著增加，但当气速再增大达到某一个临界值时，压降则急剧增加，因此湍球塔的气速不能象普通二相流化床那样使操作气速远远大于临界气速，湍球塔的操作气速一般小于临界流化气速的3倍为宜。
根据工业装置的实际操作经验，湍球塔的操作气速在4~6m/s，可根据实际情况确定。
（二）湍球塔有效高度的确定
湍球塔的有效高度是指装有小球填料的塔层高度。
计算湍球塔的有效高度采用普通填料塔填料层高度的计算，所计算出的填料层高度即为湍球塔的静止床层高度。
根据塔径D和每层填料球静止高度Zo，确定湍球塔的层数。
实验表明，Zo/D的比值应小于1，否则将产生沟流现象。
一般该值取0.7左右。
确定了Zo之后，还要根据经验，取每一段的高度ZT。
ZT=（2.5~2.8）Z0（2-86）
求出ZT之后，则根据所分层数，求出湍球塔的有效高度H：
（2-87）
（三）装球数n的计算
装球数与小球的直径有关，而小球直径d的大小要由塔径D确定，一般要求D/d>
10。
根据经验确定了比值之后，要查出静止床层的空隙率ε，然后根据下式计算出小球的装填个数
（2-88）
（四）湍球塔压降的计算
湍球塔由于使用了较高的操作气速，因此其压降要比一般填料塔稍高，湍球塔的压降可用下式计算：
ΔP=ΔP1+ΔP2+ΔP3+ΔP4（2-89）
式中ΔP——总压降，Pa；
ΔP1——支撑板干板压降，Pa；
ΔP2——球体湍动引起的压降，Pa；
ΔP3——床层持液量引起的压降，Pa；
ΔP4——除雾器引起的压降，Pa。
关于ΔP的计算可参考化工手册。
升级会员 