《气体吸收过程》PPT课件.ppt

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1、过 程 系 统 原 理,第五章 气体吸收,主讲人：程 明,南京工业大学本科系列课程,2023/6/2,Process System Principle,2,教学内容,相际传质理论,气液相平衡理论,吸收过程概述,吸收过程计算,2023/6/2,Process System Principle,3,吸收过程概述,吸收的概念,传质过程：,将均相物系混合物分离为较净或几乎纯态的物质时，利用原物系中各组分间某种物性的差异，从而将均相物系形成一个两相物质，达到分离的目的。,过程工业中常见的传质过程有蒸馏、吸收、干燥、萃取和吸附等单元操作。,物质在相间的转移过程称为物质传递过程（简称传质过程）。,吸收：,利

2、用混合气体中各组分在液相吸收剂中溶解度的差异而实现气体混合分离的操作称为吸收。,2023/6/2,Process System Principle,4,吸收过程概述,吸收的概念,所用液体称为吸收剂（或溶剂）。气体中被溶解的组分称为吸收质或溶质。不被溶解的组分称为惰性气体或载体。,吸收操作的目的：,（1）分离和净化原料气：,原料气在加工以前，其中无用的或有害的成分都要预先除去。如从合成氨所用的原料气中分离出CO2、CO、H2S等杂质。,（2）分离和吸收气体中的有用组分：,如从合成氨厂的放空气中用水回收氨；从焦炉煤气中以洗油回收粗苯（含甲苯、二甲苯等）蒸气和从某些干燥废气中回收有机溶剂蒸气等。,2

3、023/6/2,Process System Principle,5,吸收过程概述,吸收的概念,（3）某些产品的制取：,选择适当的工艺和溶剂进行SO2、H2S吸收是废气治理中应用较广的方法。,如制酸工业中用水分别吸收混合气体中的HCl、SO3和NO2制取盐酸、硫酸和硝酸。,（4）废气的治理：,2023/6/2,Process System Principle,6,吸收过程概述,工业吸收过程,图5-1 吸收与解吸流程,2023/6/2,Process System Principle,7,吸收过程概述,吸收操作需要解决的问题,选择合适的溶剂，选择性溶解被分离的组分：,吸收剂的选择时要从以下几方面

4、来考虑：,对被吸收的组分要有较大的溶解度，且有较好的选择性。即对溶质的溶解度要大，而对惰性气体几乎不溶解。,要有较低的蒸气压，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。,腐蚀性要小,以减小设备费用和维修费。,粘度要低，以利于传质及输送；比热要小，使再生时的耗热量较小；不易燃烧，以利于安全生产。,吸收后的溶剂应易于再生。,2023/6/2,Process System Principle,8,图5-2 两类吸收设备,吸收过程概述,吸收操作需要解决的问题,提供适当的传质设备，实现气液两相的接触：,2023/6/2,Process System Principle,

5、9,吸收过程概述,吸收类型及操作假设,（1）物理吸收：气体各组分因在溶剂中溶解度的不同而被分离的吸收操作，称。,物理吸收和化学吸收：,例：,（2）化学吸收：利用化学反应进行的吸收操作，称。,吸收操作假设：,（1）气体混合物中只有一个组分溶于溶剂，其余组分在溶剂中的溶解度极低而可忽略不计，视为惰性气体。,（2）溶剂的蒸汽压很低，其挥发损失可以忽略。,即：气相中仅包含一个惰性组分和一个可溶解组分；液相中则包含着可溶解组分（溶质）和溶剂。,2023/6/2,Process System Principle,10,气液相平衡理论,平衡溶解度,平衡溶解度的概念：,平衡溶解度曲线：,溶质与溶剂接触，在进行

6、溶解的过程中，随着溶质在溶液中浓度C1的逐渐提高，传质速率将逐渐减慢，最后降到零，C1达到一最大限度。这时称气液达到了平衡，称为平衡溶解度。简称为溶解度。,溶解度随温度和溶质气体的分压不同而不同，平衡时溶质在气相中的分压称为平衡分压e。溶质组分在两相中的组成服从相平衡关系。平衡分压e与溶解度间的关系如图5-3、图5-4等的曲线所示，这些曲线称为溶解度曲线。,2023/6/2,Process System Principle,11,气液相平衡理论,平衡溶解度,图5-3 氨在水中的平衡溶解度,图5-4 SO2在水中的平衡溶解度,2023/6/2,Process System Principle,1

7、2,气液相平衡理论,平衡溶解度,亨利定律：,当总压不高（一般小于105 NCm-2)时，在一定温度下，稀溶液上方溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下的关系：,Pe=EX,式中：Pe-溶质在气相中的平衡分压,KN/m2 X-溶质在液相中的摩尔分率 E-享利系数，kN/m2,亨利定律的其它表示方法：Pe=HC,式中：C-液相中溶质的摩尔浓度,Kmol/m3;H-溶解度系数,mkN/kmol;,2023/6/2,Process System Principle,13,气液相平衡理论,平衡溶解度,ye=mx,设：P-总压；CM-液相总浓度。,所以享利系数E、H、m之间的关系为：,式中：ye-

8、溶质在气相的摩尔分率；m-相平衡常数，无因次。,则：,2023/6/2,Process System Principle,14,气液相平衡理论,相平衡关系的应用,判断传质过程进行的方向：,设101.3kpa、20 下，稀氨在水中的相平衡方程：ye=0.94x,图5-5 判断吸收过程的方向,2023/6/2,Process System Principle,15,气液相平衡理论,相平衡关系的应用,指明过程的极限：,图5-6 指明吸收过程的极限,2023/6/2,Process System Principle,16,气液相平衡理论,相平衡关系的应用,计算过程的推动力：,图5-7 计算吸收过程的推

9、动力,2023/6/2,Process System Principle,17,相际传质理论,相际传质过程,相际传质过程的步骤：,吸收过程涉及两相间的物质传递。,传递过程包括三个步骤：,溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递。,溶质在相界面上的溶解，由气相转入液相，即界面上发生的溶解过程；,溶质自界面被传递至液相主体，即液相内的物质传递。,物质传递机理：,分子扩散：浓度差。,对流传质：流体的宏观运动。,2023/6/2,Process System Principle,18,相际传质理论,分子扩散,主要讨论双组分混合物的分子扩散。,式中：JA-扩散速率，kmol/（m2 s）dCA/

10、dz-扩散方向上的浓度梯度，kmol/（m3 m）DAB-扩散系数，m2/s,（1）费克定律：,恒温恒压条件下：,又：,所以：,2023/6/2,Process System Principle,19,相际传质理论,分子扩散,由费克定律可知：,对于双组分混合物：,则：,（2）分子扩散与主体流动：,图5-8 分子扩散,-主体、界面 A 组分浓度。,所以：或,2023/6/2,Process System Principle,20,相际传质理论,分子扩散,等分子扩散：在扩散方向上没有流体的宏观流动，即通过断面PQ的净物质量为零。,实际吸收过程：假设 B 物质为惰性物质，则A物质被吸收，B物质被阻隔

11、，气体主体与界面有微压差，造成主体流动现象，吸收过程为分子 A单向扩散，而非等分子扩散。,（3）分子扩散速率方程：,通过任一与气液界面平行的静止平面PQ，一般存在着三个物流：两个扩散流JA、JB，及一个主体流动NM。,参见图5-9所示。,2023/6/2,Process System Principle,21,相际传质理论,分子扩散,图5-9 主体流动与扩散流,净物流N（kmol/m2s）：,因为：,所以：,称该式为组分A的分子扩散速率方程。,2023/6/2,Process System Principle,22,相际传质理论,分子扩散,等分子扩散速率的积分式：,因为：,所以：,积分得：,对

12、于理想气体：,则：,图5-10 等分子扩散,2023/6/2,Process System Principle,23,相际传质理论,分子扩散,单向扩散速率的积分式：,在吸收过程中：,则：,积分得：,式中：,图5-11 单项扩散,2023/6/2,Process System Principle,24,相际传质理论,分子扩散,（4）扩散系数：,式中：D-气体的扩散系数，cm2/s；T-绝对温度，K；MA、MB-组分A、B的摩尔质量，kg/kmol；P-总压，kpa；TCA、TCB-组分A、B的临界温度，K；VCA、VCB-组分A、B的临界体积，cm3/mol。,组分在气体中的扩散系数：,2023

13、/6/2,Process System Principle,25,相际传质理论,分子扩散,组分在液体中的扩散系数：,式中：DAB-组分A的扩散系数，cm2/s；T-绝对温度，K；-溶剂粘度，mPas；MB-溶剂B的摩尔质量，kg/mol；VA-组分A在常沸点下的摩尔体积，cm3/mol。,扩散组分为低摩尔质量的非电解质，在稀溶液中：,2023/6/2,Process System Principle,26,相际传质理论,对流扩散,对流对传质的贡献：,流动流体与相界面之间的物质传递称为对流传质。,参见图5-12所示。,2023/6/2,Process System Principle,27,相际

14、传质理论,对流扩散,对流传质速率：,对流传质现象复杂，传质速率难以解析求得，必须依靠实验测得。,气相与界面的传质速率式可写成：,式中：p、pi-溶质A在气相主体与界面处的分压，kPa；y、yi-溶质A在气相主体与界面处的摩尔分数；kG-以分压差表示推动力的气相传质系数，kmol/(sm2kPa)ky-以摩尔分数差表示推动力的气相传质系数，kmol/(sm2),2023/6/2,Process System Principle,28,相际传质理论,对流扩散,液相与界面的传质速率式可写成：,式中：c、ci-溶质A的主体浓度和界面浓度，kmol/m3；x、xi-溶质A在主体与界面处的摩尔分数；kL-

15、以浓度差表示推动力的液相传质系数，m/s；kx-以摩尔分数差表示推动力的液相传质系数，kmol/(sm2),比较前几个式子，可得：,2023/6/2,Process System Principle,29,相际传质理论,对流扩散,传质系数的无因次关联式：,影响因素：,流体密度（kg/m3）；,流体粘度（Pas）；,流体速度u（m/s）；,定性尺寸d（m）；,对流传质系数k（气相或液相均以浓度差c为推动力）（m/s）。,扩散系数D（m2/s）；,待求函数为：,传质系数无因次化为：,2023/6/2,Process System Principle,30,相际传质理论,对流扩散,Schmidt n

16、umber：,Sherwood number：,Reynlods number：,当气体或液体在降膜吸收器内作湍流流动，Re2100，Sc=0.63000时，实验获得的结果为：,2023/6/2,Process System Principle,31,相际传质理论,对流传质理论,有效膜理论：,图5-13 有效膜理论,全部传质阻力集中与该两层静止膜中；,膜中的传质是定态的分子扩散。,气液界面两侧各存在一层静止的气膜和液膜，其厚度为G和L；,简化假设：,2023/6/2,Process System Principle,32,相际传质理论,对流传质理论,式中：DG、DL-分别为溶质组分在气膜与液膜

17、中的扩散系数；（P/PBm）-气相扩散中的漂流因子，也可写成1/yBm或1/（1-y）m，（1-y）m为惰性组分在气相主体和界面上的对数平均浓度；（CM/CBm）-液相扩散中的漂流因子，也可写成1/xBm或1/（1-x）m（1-x）m为液相惰性组分在液相主体和界面上的对数平均 浓度；,因此：,2023/6/2,Process System Principle,33,相际传质理论,对流传质理论,溶质渗透理论：,在0时间内，液相中发生的不再是定态的扩散过程。,传质过程简化：,液体在下流过程中每隔一定时间0发生一次完全混合，使液体的浓度均匀化。,图5-14 溶质在液相中的浓度分布,传质系数的理论计算

18、式为：,2023/6/2,Process System Principle,34,相际传质理论,对流传质理论,表面更新理论：,主要内容：,S-单位时间内表面被更新的百分率，或称为更新频率。,液体在下流过程中表面不断更新，即不断有液体从主体转为界面而暴露于气相中。,通过表面更新，深处的液体就能直接与气体接触以接受溶质。,传质系数的理论计算式为：,溶质渗透理论与表面更新理论的基本区别在于前者假定表面更新过程是每隔0时间周期性地发生一次，而后者则认为更新是随时进行的过程。,2023/6/2,Process System Principle,35,相际传质理论,相际传质过程,吸收过程的相际传质是由气相

19、与界面的对流传质、界面上溶质组分的溶解、液相与界面的对流传质三个过程串联而成。,图5-15 相际传质,2023/6/2,Process System Principle,36,相际传质理论,相际传质过程,（1）相际传质过程的速率方程：,气相传质过程的速率方程：,液相传质过程的速率方程：,界面上气体的溶解没有阻力，则界面上气液两相组成服从相平衡方程：,对稀溶液，物系服从亨利定律：,或在计算范围内，平衡线可近似作直线处理，即：,2023/6/2,Process System Principle,37,相际传质理论,相际传质过程,图5-16 主体含量与界面含量的图示,2023/6/2,Process

20、 System Principle,38,相际传质理论,相际传质过程,传质速率可写成推动力与阻力之比：,将上式最右端分子、分母均乘以m，将推动力加和以及阻力加和即得：,2023/6/2,Process System Principle,39,相际传质理论,相际传质过程,又：,所以：,其中：,Ky-称以气相摩尔分数差（y-ye）为推动力的总传热系数，kmol/（sm2）。,同理：,其中：,Kx-称以液相摩尔分数差（xe-x）为推动力的总传热系数，kmol/（sm2）。,2023/6/2,Process System Principle,40,相际传质理论,相际传质过程,其中：,（2）传质速率方程

21、的各种表达形式,即：吸收方程为：,解吸方程为：,2023/6/2,Process System Principle,41,相际传质理论,相际传质过程,（3）传质阻力的控制步骤,气相阻力控制过程：,当 则,液相阻力控制过程：,当 则,例题：总压为101.3 kPa、温度为303K下用水吸收混合气中的氨，操作条件下的气液平衡关系为y1.20 x。已知气相传质系数ky为5.31104 kmoI(sm2)，液相传质系数kx为5.33103 kmol(sm2)，并在塔的某一截面上测得氨的气相摩尔分数y为0.05，液相摩尔分数x为0.012。试求该截面上的传质速率及气液界面上两相的摩尔分数。,2023/6

22、/2,Process System Principle,42,相际传质理论,相际传质过程,解：总传质系数：,与实际液相组成成平衡的气相组成为：,传质速率为：,联立求解以下两式：,2023/6/2,Process System Principle,43,相际传质理论,相际传质过程,求出界面上两项含量为：,气相传质阻力占总阻力的比例为：,2023/6/2,Process System Principle,44,吸收过程计算,吸收过程的数学描述,图5-17 吸收塔内两项含量的变化,图5-17为定态操作的填料吸收塔。其横截面面积为A，单位体积内具有的有效表面（吸收）为（m2/m3）。混合气体自下而上流

23、动，流率G（kmol/(sm2)）；吸收剂自上而下流动，流率L（kmol/(sm2)）。,溶质气相含量小于510；G、L为常量；吸收过程是等温的；,（1）低含量气体吸收的特点：,2023/6/2,Process System Principle,45,吸收过程计算,吸收过程的数学描述,（2）物料衡算的微分表达式：,对于气相：,又：,则：,设为单位容积具有的有效相际传质面积，m2/m3。对微元塔段dh作物料衡算，并忽略微元塔段两端面轴向的分子扩散。,对于液相：,对于两相：,传质系数为常量。,2023/6/2,Process System Principle,46,吸收过程计算,吸收过程的数学描述

24、,（4）填料塔高度计算：,（3）全塔物料衡算：,和,（5）传质单元数与传质单元高度：,对于式，令：,则：,同理：,则：,对、两式分别积分，得：,2023/6/2,Process System Principle,47,吸收过程计算,吸收过程的数学描述,说明：,NOG、NOL分别是以（y-ye）、（xe-x）为推动力的传质单元数，无因次；传质单元数只与物质的相平衡以及进、出口的含量条件有关，其大小反映了分离任务的难易程度，其数值大，则表明吸收剂性能差，或表明分离要求过高。,HOG、HOL分别是以（y-ye）、（xe-x）为推动力的传质单元高度，m。传质单元高度与设备的型式和设备中的操作条件有关，

25、其值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。,传质单元数计算方法一般有以下几种：对数平均推动力法、吸收因数法、图解法以及数值积分法等等。,2023/6/2,Process System Principle,48,吸收过程计算,吸收过程的数学描述,传质单元高度的计算参见“气液传质设备”一章。,传质单元数与传质单元高度的各种计算方法参见下表：,2023/6/2,Process System Principle,49,吸收过程计算,传质单元数计算方法,（1）操作线与推动力的变化规律：,图5-18 逆流吸收的操作线,2023/6/2,Process System Principle,

26、50,吸收过程计算,传质单元数计算方法,对图5-18（a），从塔任意界面到塔顶做物料衡算，得：,或：,该方程即为图5-18（b）中的直线AB，该直线称为吸收的操作线。其斜率L/G称为吸收操作的液气比。,若平衡线为直线，则推动力y或x相对于y和x的变化率为常数。,即：,2023/6/2,Process System Principle,51,吸收过程计算,传质单元数计算方法,（2）平衡线为直线的对数平均推动力法：,其中：,即：,同理：,对于、式进行积分，并将、代入其中，得：,2023/6/2,Process System Principle,52,吸收过程计算,传质单元数计算方法,其中：,即：,

27、（3）吸收因数法：,直接积分。若相平衡服从亨利定律，则积分结果为：,式中：1/A=mG/L-称解吸因数；A-吸收因数。,将相平衡关系、操作线方程，代入下式：,2023/6/2,Process System Principle,53,吸收过程计算,传质单元数计算方法,该式包含：（1）NOG（2）1/A=mG/L（3）,图5-19 传质单元数,三者之间的关系如图5-19所示。,2023/6/2,Process System Principle,54,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,、吸收过程基本方程：,、全塔物料衡算式：,计算用基本公式：,、相平衡方程式：,2023/6/2,Process Sy

28、stem Principle,55,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,（1）设计型命题：,设计要求：计算达到指定的分离要求所需要的塔高。,给定条件：进口气体的溶质摩尔分数y1、气体的处理量G、相平衡关系以及分离要求。,分离要求：气相出口浓度y2；,溶质回收率：,式中：G1与G2为气体进、出口流率。,2023/6/2,Process System Principle,56,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,对于低含量气体，G1G2G。于是有：或,为计算塔高H，必须知道总传质系数Ky或Kx以及HOG、HOL等，所以设汁者必须面临一系列条件的选择。,（2）条件选择：,流体流向选择：,微分接触的吸收塔

29、内，气、液两相可以作逆流也可作并流流动。取图5-19所示的塔段为控制体作物料衡算，可得并流时的操作线方程：,2023/6/2,Process System Principle,57,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,图5-20 并流吸收的操作线,一般选择逆流吸收操作。,2023/6/2,Process System Principle,58,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,吸收剂进口含量选择及其最高允许含量：,图5-21 吸收剂进口含量的上限,吸收剂进口含量过高，吸收过程的推动力减小，所需的吸收塔高度增加；,吸收剂进口含量过底，吸收剂再生过程要求过高，再生设备和费用加大；,技术上：,x2 x

30、2e；x2max=x2e,2023/6/2,Process System Principle,59,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,吸收剂用量的选择和最小液气比：,图5-22 最小液气比,2023/6/2,Process System Principle,60,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,吸收剂用量即液气比愈大，出口含量x1愈小。,例题：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y1.2

31、x，总传质系数Ky为0.0522kmol/(sm2)。若塔径为1m，实际液气比为最小液气比的1.2倍，所需塔高为多少?,一般而言，,2023/6/2,Process System Principle,61,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,解：最小液气比：,实际液气比：,液相出口摩尔分数：,平均推动力：,2023/6/2,Process System Principle,62,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,气相流率：,传质单元高度：,传质单元数：,所需塔高：,2023/6/2,Process System Principle,63,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,解吸塔的最小气液比：,图

32、523 解吸的操作线和最小气液比,2023/6/2,Process System Principle,64,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,例题：含苯摩尔分数为0.02的煤气用平均相对分子质量为260的洗油在一填料塔中作逆流吸收，以回收其中95的苯，煤气的流量为1200kmol/h。塔顶进入的洗油中含苯摩尔分数为0.005，洗油的流率为最小用量的1.3倍。吸收塔在101.3kPa、27下操作，此时气液平衡关系为y=0.125x。,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蒸汽使洗油脱苯。脱苯后的贫油由解吸塔底排出被冷却至27再进入吸收塔使用，水蒸气用量取最小用量的1.2倍

33、。解吸塔在101.3kPa、120下操作，此时气液平衡关系为y=3.16x。,求洗油的循环流率和解吸时的过热蒸汽耗量。,2023/6/2,Process System Principle,65,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,计算用图,2023/6/2,Process System Principle,66,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,解：（1）吸收塔,吸收塔出口煤气中含苯摩尔分数为：,洗油在吸收塔底的最大摩尔分数为：,吸收塔的最小液气比：,实际液气比：,2023/6/2,Process System Principle,67,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,煤气量：,洗油循环量：,

34、洗油出塔摩尔分数为：,（2）解吸塔,因过热水蒸汽中不含苯，,解吸塔顶气相中苯的最大含量为：,2023/6/2,Process System Principle,68,吸收过程计算,吸收塔的设计型计算,解吸塔的最小气液比：,操作气液比：,过热蒸汽用量：,或：,2023/6/2,Process System Principle,69,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,（1）操作型计算命题：,、第一类：,、第二类：,计算目的：气、液两相的出口含量。,给定条件：吸收塔的高度及其他有关尺寸，气液两相的流量、进口含量、平衡关系及流动方式，两相总传质系数Ky或Kx。,计算目的：吸收剂的用量及其出口含量。,给

35、定条件：吸收塔高度及其他有关尺寸，气体的流量及进、出口含量、吸收液的进口含量，气液两相的平衡关系及流动方式，两相总传质系数 Ky或Kx。,2023/6/2,Process System Principle,70,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,（2）操作型计算方法：,计算用基本公式：,、吸收过程基本方程：,无论是哪一类操作型计算，一般均需要使用试差或迭代方法进行计算。,、全塔物料衡算式：,、相平衡方程：,2023/6/2,Process System Principle,71,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,例：气体处理量的变化对吸收操作的影响。,某吸收塔在101.3kPa、293K下用清

36、水逆流吸收丙酮-空气混合物中的丙酮，当操作液气比为2.1时，丙酮回收率可达95。已知物系在低含量下的平衡关系为 y=1.18x，操作范围内总传质系数Kya近似与气体流率的0.8次方成正比。气体流率增加20，而液体量及气液进口摩尔分数不变，试求：,（1）丙酮的回收率有何变化？,（2）单位时间内被吸收的丙酮量增加多少？,（3）吸收塔的平均推动力有何变化？,2023/6/2,Process System Principle,72,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,解：原工况：,由回收率定义可求出气体出口摩尔分数,由物料衡算式可计算液体出口摩尔分数,2023/6/2,Process System Pr

37、inciple,73,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,吸收塔的平均推动力,传质单元数,新工况：,传质单元高度,2023/6/2,Process System Principle,74,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,传质单元数,由物料衡算式,由吸收过程基本方程式,2023/6/2,Process System Principle,75,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,由（a）、（b）两式求得：,（1）新工况的丙酮回收率：,2023/6/2,Process System Principle,76,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,（2）在单位时间内新、旧工况所回收的丙酮量之比为：,（3）新

38、工况下的平均推动力：,2023/6/2,Process System Principle,77,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,（3）吸收塔的操作和调节：,吸收塔在操作时的调节手段只能是改变吸收剂的入口条件。吸收剂的入口条件包括流率L、温度t、含量x2。,、增大吸收剂用量，操作线斜率增大，出口气体含量下降。,关于吸收剂用量的计算，参见下例。,、降低吸收剂温度，气体溶解度增大，平衡常数减小，平衡线下移，平均推动力增大。,、降低吸收剂入口含量，液相入口处推动力增大，全塔平均推动力亦随之增大。,2023/6/2,Process System Principle,78,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,在前例所述的吸收操作中，气体的流率、两相的入口摩尔分数、吸收塔的操作压强与操作温度皆维持不变，吸收过程为气相阻力控制。现欲将丙酮的回收率由原来的95提高至98，试用吸收因数法计算吸收剂的用量应增加至原用量的多少倍?,解：原工况,例：吸收剂所需用量的计算,2023/6/2,Process System Principle,79,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,新工况：,因吸收过程系气相阻力控制，液体流率的变化不影响HOG的大小，故,2023/6/2,Process System Principle,80,吸收过程计算,吸收塔的操作型计算,由上式试差求得,故,