第五章 吸收

null化 工 原 理 Unit Operations of Chemical Engineering　　　　　　　　　　　化 工 原 理 Unit Operations of Chemical Engineering　　　　　　　　　　　湖北师院　卢 莲 英　应用化工技术专业null第五章 吸收Absorptionnull教学目标 1、了解气体吸收的工业应用、传质方式、基本计算、吸收设备的构造及性能特点和发展趋势等。 2、理解相平衡关系，并利用相平衡关系 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 和判断过程进行的方向、限度和难易程度。 3、掌握吸收的分离原理、适宜条件的选择、影响因素等。 授课学时 12学时本章要点本章要点吸收过程的气液相平衡关系 传质机理 吸收速率 吸收塔的计算：物料衡算，吸收剂用量计算，塔径，填料层高度计算第五章 吸收第五章 吸收第一节 概述 第二节 气液相平衡 第三节 吸收过程的传质速率 第四节 吸收塔的计算 第五节 填料塔第一节 概述第一节 概述一、传质过程 二、吸收操作及应用 三、工业吸收过程 四、吸收传质设备 五、吸收操作的分类 六、吸收剂的选用 七、吸收操作的经济性 八、吸收计算引论主目录　一、传质过程mass transfer一、传质过程mass transfer传质过程是指物质借扩散作用通过相界面从一相迁移至另一相的过程，如下图 图5-1主目录　次目录　物质传递的三个步骤：物质传递的三个步骤：1、扩散物质从一相的主体扩散到两相界面（单相中的扩散）； 2、在界面上的扩散物质从一相进入另一相（相际间传质）； 3、进入另一相的扩散物质从界面向该相的主体扩散（单相中的扩散）。 主目录　次目录　二、吸收操作及应用二、吸收操作及应用处理对象：气体混合物 吸收操作分离依据：混合物各组分在某种溶剂（吸收剂）中溶解度（或化学反应活性）的差异。 溶质 惰性组分 吸收液 图5-2主目录　次目录　null表5-1 物系分离方法及依据主目录　次目录　吸收操作的应用 吸收操作的应用 （1）原料气的净化。 （2）有用组分回收。 （3）制备有用溶液。 （4）废气治理。 主目录　次目录　三、工业吸收过程 三、工业吸收过程 必须解决问题： 1、选择合适的吸收剂； 2、提供合适的气液传质设备； 3、吸收剂的再生循环使用。 图5-3主目录　次目录　四、吸收(传质)设备四、吸收(传质)设备图5-4 填料塔图5-5 板式塔主目录　次目录　五、吸收操作的分类 五、吸收操作的分类 按是否有化学反应分:物理吸收、化学吸收 按有无明显温度变化分:等温吸收、非等温吸收 按组分数分:单组分吸收、多组分吸收 按浓度分:低浓度气体吸收、 高浓度气体吸收 本章主要讨论:低浓度单组分等温的物理吸收。主目录　次目录　六、吸收剂的选用六、吸收剂的选用 （1）溶解度 (大)即在一定的温度和浓度下，溶质的平衡分压要低，这样可以提高吸收速率并减小吸收剂的耗用量，气体中溶质的极限残余浓度亦可降低。 （2） 选择性(高)对溶质有良好的溶解能力 （3） 操作温度下吸收剂的蒸气压要低，吸收剂的挥发度愈大，则在吸收和再生过程中吸收剂损失愈大。 （4） 粘性(小)粘度要低且在吸收过程中不易产生泡沫，塔内气液接触良好和塔顶气液分离易于实现，且输液功耗小。 （5） 化学稳定性(良好)　可避免吸收剂变质。 （6） 腐蚀性(小)以减少设备费和维修费。 （7） 其它 价廉、易得、易再生、无毒、无害、不易燃烧、不易爆等要求。主目录　次目录　null图5-6主目录　次目录　图5-7 从合成氨原料气中回收CO2的流程 图5-7 从合成氨原料气中回收CO2的流程 主目录　次目录　七、吸收操作的经济性 七、吸收操作的经济性 1、吸收操作费用： (1) 气液两相流经吸收设备的能量消耗，指泵送液体、风机送气的能耗。 (2)溶剂的挥发损失和变质损失。 (3)溶剂的再生费用，即解吸操作费，此项所占的比例最大。 2、吸收设备费用： 吸收塔及辅助设备（泵、风机、加热器、冷却器等）的费用。吸收设备分为板式塔tray tower与填料塔packed tower 3、吸收操作的经济性是由总费用（即操作费用加设备费用）来衡量的。 最经济的吸收操作应是操作费用与设备费用之和即总费用为最小。主目录　次目录　八、吸收计算引论 八、吸收计算引论 如图5-8所示，填料层高度Z与什么有关？图5-8　吸收塔示意图 主目录　次目录　null一、首先想到与分离的物系性质有关。某溶剂对某溶质的溶解度越大，越易吸收，Z会越小。这与分子间的力有关，即物系的相平衡关系。 二、与传质相界面的面积有关。单位体积填料提供的有效传质面积越大，达到相同分离要求的Z会越小。此即与填料的形状有关。衡量填料形状的因素，可用传质速率与传质系数表达。 三、若物系相同，填料形状亦相同，但处理的原料气量G和原料气的进出口组成不同，所以又与之有关，此即与物料衡算有关。下面将分相平衡关系、传质速率、物料衡算等三个方面来展开吸收过程。 主目录　次目录　第二节 气液相平衡 (Gas Liquid Equilibrium)第二节 气液相平衡 (Gas Liquid Equilibrium)一、平衡溶解度 二、亨利定律 三、相平衡关系在吸收过程中的应用主目录　null气体吸收过程实质上是溶质组分自气相通过相界面转移（迁移）到液相的过程。现将气体吸收中的传质过程与传热过程相对照来研究两个问题： (1)、气体吸收过程的推动力是什么？（传热过程的推动力：温差） (2)、若气液两相能充分完全的接触，则吸收过程的极限是什么？（传热过程的极限：T=t）主目录　次目录　一、平衡溶解度 一、平衡溶解度 在一定温度下,使某一定量气体与一定量液体溶剂在密闭容器中接触,溶质向溶剂中转移。经过足够长的时间,气、液相浓度不再改变,宏观上传质过程停止,达成平衡。微观上是气体进出液体的分子数相等,故称相际动平衡,简称相平衡。 达到平衡时,气相中溶质的压力称当时条件下的平衡分压pA,而液相中所含溶质气体的浓度既为当时条件下的气体在液体中的溶解度。 气体在液体中的溶解度表明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度。 溶解度曲线：1、2、3 主目录　次目录　溶解度曲线溶解度曲线图5-9图5-10图5-11主目录　次目录　null同种溶质： 温度一定：气相分压愈大，溶解度愈大 气相分压一定：温度愈低，溶解度愈大 不同溶质：溶解度一定时，易溶气体溶液上方分压小，难溶气体上方分压大 〖说明〗 加压、降温有利于吸收操作的进行 易溶气体仅需较小的分压就能达到一定溶解度 主目录　次目录　二、亨利定律 二、亨利定律 当总压不高(不超过5 atm)时,在一定温度下,稀溶液上方气体溶质的平衡分压与溶质在液相中的摩尔分率成正比,这就是亨利定律。 其表达式为: p*=Ex或p=Ex* E:亨利系数,由实验测定，单位与压强单位一致。 E含义：表示气体溶于液体的难易程度 对于给定物系，T E 溶解度 在同一溶剂中，难溶气体的E值很大，易溶气体的E值则很小。主目录　次目录　null亨利定律的不同表达形式： p*=c/H或p=c*/H H:溶解度系数,单位:kmol/(kN · m) H愈大则愈易溶解。 y*=mx或y=mx* m:相平衡常数， m愈大，气体溶解度愈小。 总压P一定时y*=p*/P=(E/P)x=mx m=E/P T p m溶解度 主目录　次目录　null y*=mx 亨利定律是稀溶液定律,则x很小,1+（1-m）X=1则 Y*=mX或Y=mX*主目录　次目录　null〖说明〗 P对H影响小， H大，溶解度大，易溶气体 对于稀溶液，c值很小，ρ＋c(MS-MA)≈ρ 【强调】 1、相互平衡 2、系数含义主目录　次目录　null相平衡方程y*=f(x)－－吸收平衡线---- 通过原点的曲线或直线(稀溶液)【思考题】亨利常数和相平衡常数与温度、压力有何关系？如何根据它们的大小判断吸收操作的难易程度？图5-13主目录　次目录　null 解：令p 代表CO2 在气相中的分压，则由分压定律可知： 在本题的浓度范围内亨利定律适用。 依式 c*=pH可知： 其中H为30℃时CO2 在水中的溶解度系数。【例5-1】含有30%体积CO2的某种混合气体与水接触，系统温度为30℃，总压为101.3kPa，试求液相中CO2的平衡浓度为若干kmol/m3。主目录　次目录　null30℃时CO2 在水中的亨利系数E=1.88×105kPa 。又因为CO2 为难溶于水的气体，故知溶液浓度甚低，所以溶液密度可按纯水计算，即取ρ=1000 kg/m3 ，则：null【例5-2】 总压为101.325kPa、温度为20℃时，1000kg水中溶解15kg NH3，此时溶液上方气相中NH3的平衡分压为2.266kPa。试求此时之溶解度系数H、亨利系数E、相平衡常数m。 解：首先将此气液相组成换算为y与x。 NH3的摩尔质量为17kg/kmol，溶液的量为15kg NH3与1000kg水之和。故 主目录　次目录　null E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa 或者 kPa 溶剂水的密度ρs=1000kg/m3，摩尔质量Ms=18kg/kmol，计算H kmol/（m3·kPa） H值也可直接由亨利定律算出，溶液中NH3的浓度为 kmol/m3 所以 kmol/（m3·kPa）主目录　次目录　三、 相平衡关系在吸收过程中的应用三、 相平衡关系在吸收过程中的应用1、确定适宜的操作条件 2、判断过程进行的方向 3、判断过程进行的极限 4、确定传质的推动力1、确定适宜的操作条件1、确定适宜的操作条件吸收----分离依据----溶解度不同，气体的溶解度与温度和压力有关。 ① 温度----温度升高，气体的溶解度减小----低温有利吸收操作，但低温需要制冷系统----常温 ② 压力----压力增加，气体的溶解度增加----加压有利吸收操作，但加压动力消耗增大----常压 【思考题】溶解度小的难溶气体的吸收过程应在加压条件下进行还是在减压下进行？为什么？2、判断过程进行的方向2、判断过程进行的方向〖结论〗 组成点在平衡线上方，为吸收过程 组成点在平衡线上，为平衡过程 组成点在平衡线下方，为解吸过程图5-14主目录　次目录　3、判断过程进行极限3、判断过程进行极限设塔足够高： L减小，X1增大，X1max=X1*=Y1/m; L增大, Y2减小, Y2min=Y2*=mX2主目录　次目录　4、确定传质的推动力4、确定传质的推动力当传质进行时，其速率与传质的推动力大小有关，传质过程是否容易进行取决于实际组成偏离平衡组成的程度，因而推动力可用一相的实际组成与其对应的平衡组成之差来表示 。〖说明〗 实际组成偏离平衡组成的程度愈大，过程的推动力愈大，其传质速率愈大，吸收/解吸过程愈容易进行。主目录　次目录　计算过程推动力 (X,Y)X*-XY-Y*(X`,Y`)X计算过程推动力主目录　次目录　图5-15【例5-3】【例5-3】在总压101.3kPa，温度30℃的条件下, SO2摩尔分率为0.3的混合气体与SO2摩尔分率为0.01的水溶液相接触，试问： (1) 从液相分析SO2的传质方向； (2) 从气相分析，其它条件不变，温度降到0℃时SO2的传质方向； (3) 其它条件不变，从气相分析，总压提高到202.6kPa时SO2的传质方向，并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔率差表示的传质推动力。主目录　次目录　null解：(1)查得在总压101.3kPa，温度30℃条件下SO2在水中的亨利系数E=4850kPa 所以 47.88 从液相分析 < x=0.01 故SO2必然从液相转移到气相，进行解吸过程。主目录　次目录　null(2)查附录，得SO2在101.33kPa、0℃时亨利系数E=0.167×104kPa，则： 主目录　次目录　null（3）在总压202.6kPa，温度30℃条件下，SO2在水中的亨利系数E=4850kPa =23.94 从气相分析 y*=mx=23.94×0.01=0.24 pA2 pB1< pB2 pA1+ pB1= pA2 + pB2 =P 在总压相同的情况下，联通管内任一截面上单位时间单位面积上向右传递的A分子的数量与向左传递的B分子的数量必定相等，此现象称为等分子反向扩散。1、等分子反向扩散主目录　次目录　null 在任一固定的空间位置垂直于扩散方向的截面上，单位时间通过单位面积的A物质的量，称为A的传递速率，以NA表示。对于等分子反向扩散 JA= - JB 对于单纯的等分子反向扩散，物质A的传递速率应等于A的扩散通量。注意：在上述条件下，扩散为稳定过程，NA为常数； pA—z呈线性关系。主目录　次目录　null上式分离变量并积分， 积分条件为：z1=0，pA=pA1；z2=z，pA=pA2主目录　次目录　2、单向扩散 在气体吸收中溶质A溶解于溶剂中，惰性气体B不溶解于溶剂中，则液相中不存在组分B，此过程为组分A通过另一“静止”组分B的单向扩散。分子扩散； 总体流动：2、单向扩散图5-17主目录　次目录　null等分子反向扩散 比较上两式可以发现：单向扩散时的传质速率比等分子反向扩散时多了一个因子（P/pBM），称为“漂流因子”。显然P/pBM>1，漂流因子的大小直接反映了总体流动在传质中所占分量的大小，即漂流因子体现了总体流动对传质速率的影响。单向扩散的传质通量主目录　次目录　三、液相中的稳定分子扩散 三、液相中的稳定分子扩散 液相中的扩散速度远远小于气相中的扩散速度，而且发生等分子反向扩散的机会很少，一组分通过另一停滞组分的较多见主目录　次目录　四、分子扩散系数四、分子扩散系数分子扩散系数是物质的特征系数之一，表示物质在介质中的扩散能力； 扩散系数取决于扩散质和介质的种类及温度等因数。 对于气体中的扩散，浓度的影响可以忽略； 对于液体中的扩散，浓度的影响可以忽略，而压强的影响不显著。 物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于经验或半经验公式进行计算。 主目录　次目录　五、单相中的对流传质 五、单相中的对流传质 1、涡流扩散 凭藉流体质点的湍动和旋涡来传递物质的现象。 在湍流流体中同时存在涡流扩散 和分子扩散（涡流扩散占主导地位 ），其总扩散通量为 主目录　次目录　null注：涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一起考虑。2、对流传质 发生在流动着的流体与相界面之间的传质过程。在滞流内层主要是分子扩散。在过渡层既有分子扩散,也有对流扩散。在湍流主体中主要是对流扩散,阻力很小,可以忽略,即认为浓度一致。 对流传质是湍流主体与相界面之间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总和。主目录　次目录　null表二　　传热方式与传质方式的对比 主目录　次目录　六、两相间传质的双膜理论(传质机理)六、两相间传质的双膜理论(传质机理)双膜理论的基本论点如下： 1 在气液两流体相接触处,有一稳定的分界面,叫相界面。在相界面两侧附近各有一层稳定的气膜和液膜。这两层薄膜可以认为是由气液两流体的滞流层组成,即虚拟的层流膜层,吸收质以分子扩散方式通过这两个膜层。 2 全部浓度变化集中在这两个膜层内。 3 在相界面处,气液浓度达成平衡,即界面上没有阻力。 通过以上假设,就把整个吸收过程简化为,吸收质经过双膜层的过程,吸收阻力就是双膜的阻力。故该理论又称为双膜阻力理论。主目录　次目录　双膜理论 双膜理论 为了解决多相传质问题，路易斯—惠特曼（Lewis-Whitman）将固体溶解理论引入传质过程，二十年代提出了双膜模型 。其模型图5-18主目录　次目录　null图5-18主目录　次目录　对过程的理解不同从而导出不同的模型对过程的理解不同从而导出不同的模型（1）有效膜理论（惠特曼 Whitman，1923年） （2）溶质渗透理论（希格比 Higbie，1935年） （3）表面更新理论（丹克沃茨 Danckwerts,1951年） 主目录　次目录　七、传质速率方程 七、传质速率方程 1、气膜吸收速率方程 NA=kG（p-pi） kG:气膜吸收系数,单位:kmol/kN ·s,它与扩散系数,操作压力,温度,气膜厚度,以及惰性组分的分压有关。 1/kG:与推动力p-pi相对应的气膜阻力 NA=ky（y-yi） ky:气膜吸收系数,单位:kmol/(m2 · s),1/ky:与推动力y-yi相对应的气膜阻力 。 ky=Pkg主目录　次目录　null2、液膜吸收速率方程 NA=kL（ci-c） kL:液膜吸收系数,单位:m/s； 1/kL:与推动力（ci-c）相对应的液膜阻力 NA=kx（xi-x） kx:液膜吸收系数,单位:kmol/(m2 · s)； 1/kL:与推动力（xi-x）相对应的液膜阻力 kx=C · kL主目录　次目录　null 3、总吸收速率方程(1) 以（p-p*）表示总推动力的吸收速率方程 KG:气相吸收总系数,单位:kmol/（m2·s ·kPa）(2 )以(c*-c)表示总推动力的总吸收速率方程 KL:液相吸收总系数,单位:m/s KG=H · KL主目录　次目录　图解图解返回图5-19主目录　次目录　4 、气膜控制与掖膜控制 4 、气膜控制与掖膜控制 对于易溶气体,H很大,1/kG>>1/kLH，则 KG=kG 吸收阻力主要集中在气膜中,这种吸收称为气膜控制。 例如:用水吸收氨,氯化氢气体 对于难溶气体,H很小,H/kG<<1/kL,，则 KL=kL 这种吸收称为液膜控制吸收,吸收阻力主要控制在液膜 例如:用水吸收氧气,二氧化碳等主目录　次目录　null吸收速率方程式汇总： 以膜吸收系数及界面浓度表示 以总吸收系数及平衡浓度表示 总吸收系数与膜吸收系数的关系： 总吸收系数之间的关系：主目录　次目录　null表三 速率方程的对比主目录　次目录　null【说明注意事项】 1·任何系数单位都是mol/ m2.s.推动力-----掌握对应关系。 2·适用范围----描述稳定操作塔内任一截面上的速率关系，而不能描述全塔的吸收速率。 【对比分析】传热过程与吸收过程 传热过程是冷热两流体 间的热量传递，传递的是热量，传递的推动力是两流体间的温度差，过程的极限是温度相等；吸收过程是气液两相间的物质传递，传递的是物质，但传递的推动力不是两相的浓度差，过程的极限也不是两相浓度相等。主目录　次目录　nullkmol / m2 .s (.kmol质 / kmol 剂）------吸收系数为kx kmol / m2 .s .(kN/ m2 )---------kx kmol / m2 .s (kmol质/kmol溶液）----kx【举例分析】 各系数的符号与单位KXkG or KG kL OR KL次目录　主目录　【讨论】影响吸收速率的因素【讨论】影响吸收速率的因素1、提高吸收系数 系数的换算关系-------对比分析------传热系数 ① 1/K Y= 1/ ky + m/ kx 易溶气体-----气膜控制 ( K总是由膜系数小的那一侧流体控制) ② 1/ KX = 1/ mky + 1 / kx 难溶气体------液膜控制 主目录　次目录　null结论：要提高气膜控制的吸收速率关键在于降低气膜阻力，增加气体总压，加大气体流速，减少气膜厚度。 要提高液膜控制的吸收速率关键在于加大液体流速和湍动程度，减少液膜厚度。 【举例】 水吸收氨----气膜控制； 水吸收二氧化碳------液膜控制 主目录　次目录　null【引深】 E和M 的大小，又如何判断？ 【分析】过程强化即提高过程速率，串联过程速率取决于阻力最大的步骤即控制步骤。在实践过程中，只有找到控制步骤并提高控制步骤的速率，才能有效地提高整个过程的速率。牢固树立这样的 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 观念对提高学生分析和解决复杂问题的能力大有帮助 主目录　次目录　null2、增大吸收推动力----采取降低与液相平衡的气相中吸收质的分压的措施，即选择溶解度大的吸收剂，降低吸收温度，提高系统压力。 3、增大气液接触面积----增大气体或液体的分散度、选用比表面积大的记效填料等。 主目录　次目录　null表四 强化过程的对比主目录　次目录　【例5-4】【例5-4】在总压为100kPa、温度为30℃时，用清水吸收混合气体中的氨，气相传质系数=3.84×10-6 kmol/（m2·s·kPa），液相传质系数=1.83×10-4 m/s，假设此操作条件下的平衡关系服从亨利定律，测得液相溶质摩尔分率为0.05，其气相平衡分压为6.7kPa。求当塔内某截面上气、液组成分别为y=0.05，x=0.01时 (1)与表示的传质总推动力相应的传质速率、总传质系数； (2)分析该过程的控制因素。主目录　次目录　null解：（1）根据亨利定律 相平衡常数 溶解度常数 主目录　次目录　null =100×0.05-134×0.01=3.66kPa = kmol/（m2·s·kPa）主目录　次目录　null =3.94×10-6×3.66=1.44×10-5 kmol/（m2·s） kmol/m3 =0.4146×100×0.05 －0.56=1.513 kmol/m3 =9.5×10-6×1.513=1.438×10-5 kmol/（m2·s）主目录　次目录　null（2）与表示的传质总推动力相应的传质阻力为253797（m2·s·kPa）/ kmol； 其中气相阻力为 m2·s·kPa/ kmol； 液相阻力 m2·s·kPa/ kmol； 气相阻力占总阻力的百分数为 故该传质过程为气膜控制过程。主目录　次目录　Problems 2Problems 2P253: Exercises No.5-8 and No.5-12 主目录　次目录　第四节 吸收塔的计算第四节 吸收塔的计算一、吸收塔的物料衡算和操作线方程 二、吸收剂的用量与最小液气比 三、塔径的计算 四、填料层高度的计算 五、吸收塔的操作计算 六、理论板数的计算 七、解吸塔的计算 八、吸收塔的操作及调节主目录　吸收塔的计算内容： 吸收塔的计算内容： 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 型：流向、流程、吸收剂用量、吸收剂组成、溶质回收量或回收率、塔高、塔径 操作型：核算；操作条件与吸收结果的关系。 计算依据：物料衡算 相平衡 吸收速率方程主目录　次目录　null吸收塔的计算前提一、低浓度气体吸收的特点 y≤5～10%，x亦<10%(塔内吸收的A量不多)，可作假设： 1．G、L为常量； 2．吸收过程为等温过程，不需要作热量衡算。 3． 传质系数为常量，G、L为常量，所以全塔的流动状况相同，又温度不变，故G、L也不变。（kg、kL的影响因素为ρ、μ、u、d、D） 二、 流体流动模型是理想的 1． 每一截面上各点的浓度相同，只与轴向位置有关， 2． 流体等速平行运动，互不混合，呈均匀分布。 主目录　次目录　一、吸收塔的物料衡算和操作线方程 一、吸收塔的物料衡算和操作线方程 1、物料衡算 GY1+LX2=GY2+LX1 或 G(Y1-Y2)=L(X1-X2) Y2=Y1(1-) 主目录　次目录　null1、进入的吸收质量 = 出去的吸收质量 GY1 + LX2 = GY2 + LX1 2、混合气中吸收质减少的量 = 溶液中吸收质增加的量 G(Y1 –Y2 ) = L (X1 –X2)-------吸收负荷 3、 吸收率----气相中吸收质被吸收的量/ 原吸收质量之比 η = (Y1 －Y2) / Y1[注意] G-----指操作条件，惰性组分的摩尔流量（最易出错） L------吸收剂的摩尔流量 [应用] 出塔时气体浓度；塔底排液浓度；吸收率是否达到指标。主目录　次目录　2、吸收操作线方程与操作线 2、吸收操作线方程与操作线 逆流吸收塔内任取mn截面，在截面mn与塔顶间对溶质A进行物料衡算： GY+LX2=GY2+LX主目录　次目录　null若在塔底与塔内任一截面mn间对溶质A作物料衡算，则得到 称为逆流吸收操作线方程式。 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。 主目录　次目录　null（1）当定态连续吸收时，若L、G一定，Y1、X2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（X2，Y2）及塔底B（X1， Y1），其斜率为 L/G ，见图。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。[讨论]主目录　次目录　null（3）因吸收操作时，Y > Y*或X* > X，故吸收操作线在平衡线的上方，操作线离平衡线愈远吸收的推动力愈大；解吸操作时，Y 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的计算和比较方能确定。 (2) 允许的最高进口浓度 当 x2=x*2 ,塔顶截面气液两相达到平衡，△x=0,H→∞ x2