《化工原理》第6章气体吸收课件.ppt

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1、6.1 概述6.2 吸收过程的相平衡关系6.3 吸收机理与吸收速率6.4 吸收过程的计算6.5 填料塔6.6 解吸,2,6.1 概 述6.1.1 气体吸收过程及其在工业上的应用 吸收是分离气体混合物的重要单元操作。这种操作是使气体混合物与选择的某种液体相接触，利用混合气体中各组分在该液体中溶解度的差异，有选择地使混合气体中一种或几种组分溶于此液体而形成溶液，其他未溶解的组分仍保留在气相中，以达到从气体混合物中分离出某些组分的目的。6.1.2 吸收过程的分类6.1.3 吸收剂的选择,3,6.2 吸收过程的相平衡关系6.2.1相组成的表示方法1质量分率。混合物中某组分的质量与混合物总质量的比值，称

2、为该组分的质量分率，以xW表示。2摩尔分率。混合物中某组分的千摩尔数与混合物总千摩尔数的比值，称为该组分的摩尔分率，以x表示。3比质量分率。混合物中某两个组分的质量之比称为比质量分率，以 XW(或YW)表示。4比摩尔分率。混合物中某两个组分的千摩尔数之比称为比摩尔分率，以X(或Y)表示。,4,5.质量浓度。单位体积中所含组分的质量，称为该组分的质量浓度，以CW表示。6.摩尔浓度。单位体积中所含组分的千摩尔数，称为该组分的摩尔浓度，以C表示。7.气体混合物的组成。气体混合物中各组分的组成，除了可用上述方法表示外，还可以用组分的分压和分体积来表示。根据道尔顿分压定律和理想气体状态方程式可以证明，理

3、想气体混合物中某一组分的摩尔分率等于该组分的分压与混合气体总压之比，即压力分率，也等于该组分的分体积与混合气体总体积之比，即体积分率。,5,6.2.2气体在液体中的溶解度 平衡状态下，溶液上方气相中溶质上的分压称为当时条件下的平衡分压；而液相中所含溶质气体的组成，称为在当时条件下气体在液体中的平衡溶解度，简称溶解度。习惯上，溶解度是用溶解在单位质量的液体溶剂中溶质气体的质量来表示，单位为：kg气体溶质/kg液体溶剂。溶解度随物系、温度和压强的不同而异，通常由实验测定。图6-1、图6-2、图6-3分别表示氨、二氧化硫和氧在水中的溶解度与其气相平衡分压之间的关系(以温度为参数)。图中的关系线称为溶

4、解度曲线。,6,图6-2 二氧化硫在水中的溶解度,图6-1 氨在水中的溶解度,图6-3 氧在水中的溶解度,7,6.2.3 气、液相平衡关系亨利定律 亨利定律是描述互成平衡的气、液两相间组成关系的数学表达式。它适用于溶解度曲线中低浓度的直线部分。由于相组成有多种表示方法，致使亨利定律有多种形式。1.px关系当气相组成用分压p表示，液相组成用摩尔分率x表示时，吸收质在液相中的组成与其在气相中的平衡分压成正比，其数学表达式为：式中 p*溶质在气相中的平衡分压，kPa；x 溶质在液相中的摩尔分率；E 亨利系数，kPa。,(6-10),8,2.pC关系 当液相组成以摩尔浓度表示，而气相组成仍以分压表示时

5、，则亨利定律具有如下形式：式中 C溶质在液相中的摩尔浓度，kmol/m3；H溶解度系数，kmol/m3kPa。,(6-11),9,3.yx关系 若溶质在气相与液相中的组成分别用摩尔分率y与x表示，则亨利定律又可写成如下形式：式中 y*与液相组成平衡时溶质在气相中的摩尔分率；m 相平衡常数，无因次。,(6-13),10,4.YX关系 若溶质在液相和气相中的组成分别用比摩尔分率X及Y表示时，对于单组分吸收则由式(6-6)可知：将上两式代人式(6-13)得即 当稀溶液中溶质的组成很小时，即X值很小时，(1-m)X项很小，可忽略不计。式(6-15)的分母趋近于1，则式(6-15)可简化为,(6-15)

6、,(6-16),11,6.3 吸收机理与吸收速率6.3.1 传质的基本方式 吸收过程是溶质从气相转移到液相的传质过程。由于溶质从气相转移到液相是通过扩散进行的，因此传质过程也称为扩散过程。扩散的基本方式有两种：分子扩散和涡流扩散。物质通过静止流体或作层流流动的流体（且传质方向与流体的流动方向垂直）时的扩散只是由于分子热运动的结果，这种借分子热运动来传递物质的现象，称为分子扩散。,12,物质在湍流流体中扩散时，主要是依靠流体质点的无规则运动而产生的漩涡，引起各部分流体间的强烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质便朝其浓度降低的方向进行扩散。这种借流体质点的湍动和漩涡来传递物质的现象，称为涡流扩散。

7、分子扩散和涡流扩散的共同作用称为对流扩散。对流扩散时，扩散物质不仅靠分子本身的扩散作用，并且依靠湍流流体的携带作用而转移，而且后一种作用是主要的。对流扩散速率比分子扩散的速率大得多。对流扩散速率主要决定于流体的湍流程度。,13,6.3.2 吸收机理双膜理论双膜理论的模型如图6-4所示。,图6-4 气体吸收的双膜模型,14,其基本论点如下：1.相互接触的气、液两流体间存在着稳定的相界面，相界面两侧分别存在着作层流流动的气膜或液膜，吸收质以分子扩散方式通过此二膜层。2.无论气、液两相主体中吸收质的组成是否达到平衡，在相界面上，吸收质在气、液两相中的组成关系都假设已达到平衡。物质通过界面由一相进入另

8、一相时，界面本身对扩散无阻力。因此，在相界面上，液相组成Xi是和气相组成Yi成平衡的。3.在两膜以外气、液两相的主体中，由于流体的充分湍动，吸收质的浓度基本上是均匀的，因而没有任何传质阻力或扩散阻力，即认为扩散阻力全部集中在两个膜层内。,15,根据双膜理论，吸收质必须以分子扩散的方式从气相主体先后通过此两薄膜而进入液相主体。所以，尽管气、液两膜很薄，两个膜层仍为主要的传质阻力或扩散阻力所在。根据双膜理论，在吸收过程中，吸收质从气相主体中以对流扩散的方式到达气膜边界，又以分子扩散的方式通过气膜到达气、液界面，在界面上吸收质不受任何阻力从气相进入液相，然后，在液相中以分子扩散的方式穿过液膜到达液膜

9、边界，最后又以对流扩散的方式转移到液相主体。,16,6.3.3 吸收速率方程 在吸收操作中，单位时间内单位相际传质面积上吸收的溶质量称为吸收速率。表示吸收速率与吸收推动力之间的关系式即为吸收速率方程式。1.气膜吸收速率方程式 吸收质A以分子扩散方式通过气膜的吸收速率方程式，可表示为；亦即 式中 NA吸收质A的分子扩散速率，kmol/m2.s；kY 气膜吸收系数，kmol/m2.s；Y、Yi吸收质A在气相主体与相界面处的比摩尔分率。,(6-17),17,2.液膜吸收速率方程式 吸收质A以分子扩散方式通过液膜的吸收速率方程式，可表示为 亦即 式中 NA吸收质A的分子扩散速率，kmol/m2s；kX

10、液膜吸收系数，kmol/m2s；Xi、X吸收质A在相界面与液相主体的比摩尔分率。,(6-18),18,3.吸收速率总方程式 在吸收过程中，因吸收质从气相溶入液相，而使气相总量和液相总量不断变化，这也使计算变得复杂。由于相界面上的组成Yi、Xi不易直接测定，因而在吸收计算中很少应用气、液膜的吸收速率方程式，而采用包括气液相的吸收速率总方程式。从双膜理论可知，式(6-17)和式(6-18)所表示的推动力(Y-Yi)和(Xi-X)中有一界面浓度，可按下述方法确定：从整个吸收过程来看，只要过程是稳定的，在两相界面上无积累或消耗，那么单位时间，单位相界面上通过气膜所传递的物质量，必与通过液膜传递的物质量

11、相等。所以可写成：,(6-19),19,由式(6-16)可知,将上两式代入式(6-19)得，,令,则,20,由此可得出，以气相比摩尔分率差（Y）表示推动力的吸收速率总方程式：,用同样方法可得,令,则,（6-20）,21,由此可得出，以液相比摩尔分率差（X）表示推动力的吸收速率总方程式：式中 Y*与液相主体组成X平衡的气相组成（比摩尔分率）；X*与气相主体组成Y平衡的液相组成（比摩尔分率）；KY气相吸收总系数(kmol/m2s)；KX液相吸收总系数(kmol/m2s)。,（6-21）,22,6.3.4 吸收总系数1.吸收系数的确定 吸收系数往往是通过实验直接测得的，也可以用经验公式或用准数关联式

12、的方法求算。实测数据是以生产设备或中间实验设备进行实验而测得的数据；或从手册及有关资料中查取相应的经验公式，计算出吸收膜系数后，再由公式求出吸收总系数。这类公式应用范围虽较窄，但计算较准确；准数关联式求得的数据，误差较大，计算也较为繁琐。工程上多采用经验公式来确定，选用时应注意其适用范围及经验公式的局限性。,23,2.吸收总系数与吸收膜系数的关系 在吸收计算中，要得到每一个具体过程中的吸收总系数是困难的。与传热中从对流传热系数出发求出总传热系数K，进而计算传热面积一样，在吸收计算中也可以从气膜和液膜吸收系数kY和kX求出吸收总系数KY和KX，由前述讨论可知：或,（6-22a）,（6-22）,2

13、4,以及 或 式中 m相平衡常数，由式614，求出；与推动力（Y、X）对应的总阻力。由此可见，吸收过程的总阻力等于气膜阻力和液膜阻力之和，符合双膜理论这一当初的设想。,（6-23）,（6-23a）,25,3.气体溶解度对吸收系数的影响(1)溶解度甚大的情况。当吸收质在液相中的溶解度甚大时，亨利系数E值很小，因此，当混合气体总压P一定时，相平衡常数mE/P亦很小，由式(6-22)可知，当甚小时，即吸收总阻力 主要由气膜吸收阻力 所构成。这就是说，吸收质的吸收速率主要受气膜一方的吸收阻力所控制，故称为气膜阻力控制。在这种情况下，气膜阻力是构成吸收阻力的主要矛盾，液膜阻力就可以忽略不计，而气相吸收总

14、系数可用气膜吸收系数来代替。,或,26,（2）溶解度甚小的情况。当吸收质在液相中的溶解度甚小时，亨利系数E值很大，相平衡常数m亦很大。由式(6-23)可知，当m甚大时，在这种情况下，液膜阻力构成了吸收阻力的主要矛盾，气膜阻力可忽略不计，而液相吸收总系数可用液膜吸收系数来代替，这种情况称为液膜阻力控制。（3）溶解度适中的情况。在这种情况下，气、液两相阻力都较显著，不容忽略。如符合亨利定律，可根据已知气膜及液膜吸收系数求取吸收总系数。,或,27,1.物料衡算 图6-5所示为一处于稳定操作状态下，气、液两相逆流接触的吸收塔，混合气体自下而上流动，吸收剂则自上而下流动。,图6-5 逆流吸收塔操作示意图

15、,6.4 吸收过程的计算6.4.1 全塔物料衡算操作线方程,28,图中各个符号的意义如下：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吸收剂量，kmol/s；Yl、Y2分别为进塔及出塔气体中吸收质的比摩尔分率；X1、X2分别为出塔及进塔液体中吸收质的比摩尔分率。在吸收过程中，V和L的量没有变化；在气相中吸收质的组成是逐渐减小，而液相中的吸收质的组成是逐渐增大的。若无物料损失，对单位时间内进、出吸收塔的吸收质作物料衡算，可得下式：或,（6-28）,29,一般情况下，进塔混合气的组成与流量是吸收任务规定了的，如果所用吸收剂的组成与流量已经确定，则V、Y1、L及X2皆为

16、已知数，再根据规定的吸收率，就可以得知气体出塔时应有的浓度Y2。即：式中：称为吸收率或回收率。即：这样，就可依已知V、L、X2、Y1、Y2之值而由全塔物料衡算式而求得塔底排出的溶液组成X1。于是在吸收塔底部与顶部两个端面上的气、液组成就都成为已知数。有时也可依式(6-28)，在已知L、V、X2、X1和Y1的情况下而求算吸收塔的吸收率是否达到了规定的指标。,（6-30）,（6-29）,30,2吸收塔的操作线方程与操作线 参照图6-5，取任一截面M-M与塔底端面之间作吸收质的物料衡算。设截面M-M上气、液两相组成分别为Y、X，则得：整理得：式(6-31)称为逆流吸收塔的操作线方程。它表明塔内任一截

17、面上气相组成Y与液相组成X之间的关系。在稳定连续吸收时，式中Y1、X1、L/V都是定值，所以式(6-31)是直线方程，直线的斜率为L/V。,（6-31）,31,由式(6-28)知将此关系代入式(6-31)得：由式(6-32)可知，操作线通过点A(X1，Y1)和点B(X2，Y2)。将其标绘在YX坐标中，如图6-6所示，图中直线AB即为逆流吸收操作线。,（6-32）,图6-6 逆流吸收塔的操作线,32,此操作线上任一点C，代表着塔内相应截面上的气、液相组成Y、X的对应关系；端点B则代表塔顶的气、液相组成Y2、X2的对应关系；端点代表塔底的气、液相组成Y1、X1的对应关系。在进行吸收操作时，塔内任一

18、横截面上，吸收质在气相中的实际组成总是要大于与其接触的液相相平衡的气相组成，所以吸收操作线的位置总是位于平衡线的上方。,33,6.4.2 吸收剂用量1液气比L/V 在吸收塔的计算中，所处理的气体量、气相的初始和最终浓度Yl及Y2和吸收剂的初始浓度一般都为过程的要求所固定。但所需的吸收剂用量则有待选择。将全塔物料衡算式(6-28)改写，得 L/V称为吸收剂单位耗用量或液气比。即处理单位惰性气体所需的吸收剂量。而L/V也就是操作线DE(见图6-7)的斜率。,（6-33）,图6-7 最小液气比的求取（操作线与平衡线相交）,34,2最小液气比 由于X2、Y2是给定的，所以图6-7中操作线的起点D是固定

19、的。对于E点，则随吸收剂用量的不同而变化，即随操作线斜率L/V的变化而变化。由于气相初始组成Y1是给定的，当操作线斜率变化时，终点E将在平行于X轴的直线Y1F上移动。E点位置的变化使溶液出口组成X1也发生变化。减小吸收剂用量，将使操作线斜率减小，出口溶液组成X1加大；但吸收的推动力Y也相应地减小，吸收将变得困难。为达同样的吸收效果，减小吸收剂用量时，气、液两相的接触时间必须加长，吸收塔亦必须加高。,35,由图6-7可知，随着吸收剂用量的减小，操作线与平衡线愈靠愈近，其极限为相当于操作线DF所代表的情况，即操作线与平衡线在F点相交，此时，操作线的斜率为最小。在这个交点上，=，塔底流出的溶液与刚进

20、塔的混合气体达到平衡，这也是理论上在操作条件下溶液所能达到的最高组成，但此时的推动力为零。因而所需吸收塔的高度应为无限大。这一操作情况，在实际上显然是不可能的。但此时所需的吸收剂用量却为最小，而所得的溶液浓度X1却为最大。由此可见，吸收剂的单位耗用量L/V，在理论上其值不能低于一定的最小值(L/V)min。(L/V)min称为最小液气比。相应的吸收剂用量称为最小吸收剂用量。,36,若平衡关系服从亨利定律，即，则最小液气比亦可按下式计算：或 上面讨论了操作线与平衡线相交情况下的最小液气比，对于平衡线与操作线相切的情况，可按图6-8中直线DF的斜率求出(L/V)min。,（6-34）,（6-35）

21、,图6-8 最小液气比的求取（操作线与平衡线相切）,37,3实际液气比的确定 在吸收操作中由于吸收剂从塔顶向下流动时有径向集壁的趋向，下流液体并不一定能把填料所有的表面都润湿，填料表面未被润湿的部分，对吸收操作中的物质传递自然也起不了作用。为了充分发挥填料的效能，要求喷淋密度，即单位时间内单位塔截面上喷淋的液体量，应不低于一定的数值。由此可见，吸收操作时选用的液气比必须较上述的理论最小值为大。但如果L/V过大，则吸收剂单位耗用量太大，操作费用增加；而若L/V过小，则为达一定的吸收效果，吸收塔必须增高，设备费用就增大。因此，在吸收塔的设计计算中，必须将操作费用和设备费用进行权衡，选择一适宜的液气

22、比，以使二种费用之和为最小。根据生产实践经验，一般选择实际液气比为最小液气比的1.2-2倍，即：,（6-36）,38,6.5 填料塔 填料塔是化工生产中常用的一类气液传质设备。如图6-9所示，填料塔的结构较简单，塔体内充填有一定高度的填料层，填料层的下面为支承板，上面为填料压板及液体分布装置。必要时需将填料层分段，在段与段之间设置液体再分布装置。操作时，液体经过顶部液体分布装置分散后，沿填料表面流下，最后由塔底排出；气体自塔底向上与液体作逆向接触，进行质量传递，最后经除沫器由塔顶排出。,图6-9 填料塔结构示意图,39,6.5.1填料塔的构造1塔体 塔体除用金属材料制作以外，还可以用陶瓷、塑料

23、等非金属材料制作。金属或陶瓷塔体一般均为圆柱形。2填料（1）填料的特性比表面积。单位体积填料所具有的表面积称为填料的比表面积，以表示，其单位为m2/m3。空隙率。单位体积填料所具有的空隙体积称为填料的空隙率，以表示，其单位为m3/m3。填料因子。将填料的比表面积与空隙率组合而成的 形式，称为干填料因子，其单位为1/m，它是表示填料阻力及液泛条件的重要参数之一。,40,（2）填料的种类 拉西环 鲍尔环 矩鞍填料 网体填料,图6-10 几种填料的形状,41,3填料支承装置 栅板填料支承装置如图6-11所示。这种支承装置系用扁钢条和扁钢圈焊接而成。扁钢条之间的距离应小于填料的外径(一般为外径的607

24、0左右)。有时为了获得必要的自由截面积，扁钢条之间缝隙也可大于主体填料的外径。这时须在钢条上先铺上一层直径较大的带隔板的环形填料，然后再将主体填料装上。,图6-11 栅板填料支承装置,42,4液体分布装置（1）液体分布器。液体分布器是用来把液体均匀的分布在填料表面上。液体分布装置的种类很多，现将常用的几种介绍如下：莲蓬头式喷洒器。如图6-12所示为一常用的莲蓬头式喷洒器，喷头下部为半球形多孔板。,图6-12莲蓬头式喷洒器,43,盘式分布器。如图6-13所示，液体从进口管流到分布盘上，盘上开有3-l0mm的筛孔，或装有管径为15mm以上的溢流管。前者称为筛孔式，后者称为溢流式。,图6-13 盘式

25、分布器,44,（2）液体再分布器 液体再分布器是用来改善液体在填料层内的壁流效应的，所以，每隔一定高度的填料层就设置一个再分布器，将沿塔壁流下的液体导向填料层内。常用的为截锥式液体再分布器（如图6-14所示），适用于直径0.8m以下的塔。(a)图的截锥内没有支承板，能全部堆放填料，不占空间。当考虑需要分段卸出填料时，则采用（b）图的形式，截锥上设有支承板，截锥下要隔一段距离再堆填料。,图6-14 截锥式液体再分布器,45,为便于计算，气体流速一般以空塔气速来表示，所谓空塔气速是以全部塔截面计算的气体流速。图6-15表示在不同喷淋密度下气体的空塔速度u和单位填料层高度的压强降p的对数关系。图中最

26、右侧的一条直线表示没有液体喷淋即L1=0时，压强降p与空塔速度u的关系。当喷淋量是L2或L3时，得到如ABCD或ABCD所示的折线，折线中出现两个转折点，B点称为“载点”，C点称为“液泛点”。这两点将压降线划分成三段直线，代表三个区域。,6.5.2 填料塔的流体力学特性1气体通过填料层的压强降与气速的关系,图6-15 填料塔的流体力学状态,46,当气速较小时，气体对沿填料流动的液体无牵制作用，压强降比干填料时稍大些。这是因为填料表面附有一层液膜，占据一部分填料层的空隙所致。当气速增大时，气体开始牵制下流的液体，填料表面滞液量增加，直线的斜率变大。通常将开始拦液的B点称为载 点或拦液点，相应的气

27、速称为载点气速。当气速增大到某一临界值时，气体的摩擦阻力使液体不能向下畅流，填料层内局部积液，压强降-流速线上出现另一个转折点C。这时塔内液体由分散相变成连续相，而气体由连续相变成分散相以气泡状穿过液体而流动，这种现象称为液泛。通常将开始出现液泛的C点称为泛点，相应的气速称为液泛速度。当气速继续增大时，压强降急剧增大，液体随气体大量带出，通常认为，液泛点是填料塔稳定操作的极限状况。,47,图6-16所示为填料塔泛点和压降的通用关联图。,2压强降与液泛气速的关联,图6-16 填料塔泛点和压降的通用关联图,48,图中纵坐标为：,横坐标为：,式中,气体的空塔速度，用液泛线时，即为液泛速度，m/s；,

28、液体和气体的密度，kg/m3；WL、Wv液体和气体的质量流量，kg/s；,填料因子，1/m；,水的密度和液体密度之比；,液体的粘度，mPas；,重力加速度，9.81m/s2。,49,应用通用关联图6-16，可以计算气体的液泛速度，进而算出填料塔中的操作气速及气体通过每米填料层的压强降。方法如下：按气、液流量及密度算出()值，如果使用乱堆填料，则在乱堆填料泛点线上读取与（）值相对应的纵坐标值（），再由已知的、V、L及L值求出泛点空塔速度uf。操作气速可将泛点气速乘以某个合适的百分数(即泛点百分数)求得。,50,对于常用填料，由泛点气速计算实际操作气速，可按下列经验数据选取与检验：对拉西环填料对弧

29、鞍形填料 对矩鞍形填料 欲求气体通过每米填料层的压降时，纵坐标中u以操作气速代入，根据求出的纵坐标和横坐标值，再从图上读得相应曲线的第三参数p，即为气流通过每米填料层的压强降(图中p数值的单位为mm水柱/m填料；p数值9.81后的单位为Pa/m)。如果已给定气流通过每米填料层的压降p时，则可由()值及p线直接从图上读得纵坐标值，求出操作气速。,（6-37）,51,6.5.3 填料塔的工艺设计1塔径塔径可按下式计算：式中 D塔径，m；Vs在操作条件下，塔内最大的气体体积流量，m3/s；u空塔速度，m/s。,（6-38）,52,式中 Z填料层的高度，m；Vp填料层的体积，m3；F吸收所需的传质面积

30、，m2；a单位体积填料的有效传质面积，1/m；塔的截面积，m2，等于，其中D为塔径，m。,2填料层高度的计算 填料层高度的计算方法很多，有对数平均推动力法、传质单元高度法、图解积分法等。在此仅介绍对数平均推动力法。其他方法用时可查阅有关文献。（1）填料层高度的基本计算式。为了计算填料塔的塔高，就必须计算填料层的高度。填料层高度Z可用下式计算：,（6-39）,53,可见，要计算填料层高度Z，就必须运用吸收速率方程式算出吸收过程所需传质面积F。因此，填料层高度原则上可通过物料衡算和吸收速率方程式联立求解得到。在吸收操作中，填料塔不同横截面上的传质推动力是变化的。因此，对于全塔吸收速率方程而言，应该

31、用全塔的平均推动力(或)作为吸收速率方程中的推动力。这样，以比摩尔分率差为推动力的吸收速率方程式可以写成,或,则,（6-40）,（6-41）,54,也可将上面二式改写成 式中 GA单位时间内吸收的物质量，kmol/s；F吸收所需传质面积，m2；、在全塔范围内以比摩尔分率表示的平均传 质推动力。吸收的物质量GA可由全塔物料衡算式(6-28)即求出。吸收总系数可按式(6-22)或式(6-23)计算。这样，为了计算F，必须解决平均推动力 或 的计算问题。,（6-40a）,（6-41a）,55,（2）用对数平均推动力法计算填料层高度。由填料层高度的基本计算式(6-39)、吸收速率方程(6-40)和全塔

32、总物料衡算式(6-28)，可得填料吸收塔所需填料高度的具体计算式如下：当吸收操作达到稳定时，式中a、V、L均为定值，若吸收总系数KY或KX也可取为定值或取全塔平均值(入塔气体浓度不超过10的低浓度气体吸收过程，KY可取为定值，难溶或具有中等溶解度的气体吸收过程，KX也可取为定值)，则填料层高度的计算便取决于吸收过程平均推动力 或 的计算。,（6-42）,（6-43）,或,56,如前所述，计算填料层高度的关键在于算出吸收过程的平均推动力Ym(或Xm)，Ym(或Xm)计算方法有多种，其简繁随平衡线是否为直线而异，现将对数平均推动力法叙述如下。对数平均推动力法适用于平衡线为直线或至少在所涉及的范围内

33、其平衡线为一直线的场合，由于在Y-X坐标图中的平衡线也是一条直线(如图6-17所示)，所以过程的平均推动力Ym(或Xm)可取吸收塔或所涉及范围内进出口处推动力的对数平均值来计算。,图6-17 Ym 或Xm的图解法,57,对于气相：,或,对于液相：,或,（6-44）,（6-44a）,（6-45）,（6-45a）,58,Y1、Y2吸收塔底和塔顶的气相组成(比摩尔分率)；Y1*、Y2*与吸收塔底和塔顶液相组成相平衡的气相组成(比摩尔分率)；X1、X2吸收塔底和塔顶的液相组成(比摩尔分率)；X1*、X2*与吸收塔底和塔顶气相组成相平衡的液相组成(比摩尔分率)；Y1、Y2 吸收塔底和塔顶的气相推动力(比摩尔分率)；X1、X2吸收塔底和塔顶的液相推动力(比摩尔分率)。,式中,59,返回目录,