1、化工原理任课教师：周勇Dr. Zhou YongPrinciples of Chemical Engineering第九章 气 体 吸 收Gas Absorption吸收的目的吸收的目的1.回收有用物质； 例如，用98%的硫酸吸收SO3气体制取98%硫酸，用洗油从煤气中回收粗苯等。2.除去有害成分。 主要包括原料气净化，尾气、废气的净化。 例如用水或碱液脱除合成氨原料气中的二氧化碳， 燃煤锅炉烟气、冶炼废气等脱SO2等。实际过程往往同时兼有净化与回收双重目的。什么是吸收？什么是吸收？ 利用气体混合物中各组分在液体溶剂中溶解度的差异来分离气体混合物的操作称为吸收。图9-3 乙醇胺水溶液吸收CO2
2、流程原料气(CO2)吸收塔解吸塔换热器冷却器再沸器CO2冷却器吸收操作实例吸收操作实例 乙醇胺水溶液吸收二氧化碳气体吸收操作须解决的问题吸收操作须解决的问题（1）选择合适的溶剂（2）提供适当的传质设备（3）溶剂的再生（1）溶解度大溶剂用量少，设备尺寸较小。（2）选择性高对待吸收组分的溶解度大，其余组分的溶解度小。（3）对温度的变化比较敏感，便于溶剂的再生。（4）蒸汽压低 以减少吸收和再生过程的溶剂挥发损失。（5）较好的化学稳定性 以免使用过程中发生变质。（6）粘度小 有利于气液接触与分散，提高吸收速率；（7）廉价、易得、无毒、不易燃易爆等。吸收剂的选择吸收剂的选择吸收操作的分类吸收操作的分类物
3、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。化学吸收：利用化学反应而实现的吸收操作。 化学反应能大大提高单位体积液体所能吸收的气体量并加快吸收速率。但溶液解吸再生较难。单组分吸收：混合气体中只有单一组分被液相吸收，其余组分因溶解度甚小其吸收量可忽略不计。多组分吸收：有两个或两个以上组分被吸收。吸收操作的分类吸收操作的分类 溶解热：气体溶解于液体时所释放的热量。化学吸收时，还会有反应热。非等温吸收：体系温度发生明显变化的吸收过程。等温吸收：体系温度变化不显著的吸收过程。吸收操作的经济性吸收操作的经济性吸收的操作费用：（1）流动能耗；（2）溶剂损耗；（3）溶剂的再生费用，即解吸操作
4、费。 三者中尤以再生费用所占比例最大。常用解析方法： 升温、减压、吹气，升温和吹气常同时进行。气液两相的接触方式气液两相的接触方式连续接触（微分接触）： 气、液两相的浓度呈连续变化。如填料塔。级式接触： 气、液两相逐级接触传质，两相的组成呈阶跃变化。如板式塔。溶剂b 级式接触a a 微分接触图9-2 填料塔和板式塔气体溶剂气体吸收与传热的比较吸收剂吸收剂气体气体yx界面界面气相主体气相主体 液相主体液相主体 相相界界面面气相扩散气相扩散 液 相 扩液 相 扩散散 yi xi 气体吸收是混合气体中某些组分在气液相界面上溶解、在气相和液相内由浓度差推动的传质过程。 吸收是气液两相间的物质传递过程（
5、相际传质），与冷热流体之间的传热颇相类似，但也存在不同。过程 传递对象推动力极限传热热量两相温差温度相等吸收物质不是两相浓度差 不是两相浓度相等原因：气液相平衡不同于冷热流体之间的热平衡 吸收过程涉及的主要问题有：物质传递的方向和限度；传质的推动力；传质速率。气液相平衡关系相律相律 F=C- +2自由度自由度 = 3 = 3 即在温度、压力和气、液相组成四个变量中，有三个独立变量。 在温度和压力一定条件下，只有一个独立变量，即平衡时气、液相组成具有一一对应关系相平衡。 气液两相达平衡时，溶质组分在两相中的浓度服从某种确定的关系，即相平衡关系。 平衡时溶质在液相中的浓度称为溶解度。 对单组分吸收
6、，相数 = 2，组分数 = 3（溶质A、惰性组分B、溶剂S）溶解度/g(NH3)/1000g(H2O)1000500020406080100120pNH3/kPa50 oC40 oC30 oC20 oC10 oC0 oC120溶解度/g(SO2)/1000g(H2O)250200020406080100pSO2/kPa1501005012050 oC40 oC30 oC20 oC10 oC0 oC在相同条件下，NH3 在水中的溶解度较 SO2 大得多。用水作吸收剂时，称 NH3 为易溶气体，SO2为中等溶解气体，溶解度更小的气体则为难溶气体（如O2 在 30 和溶质的分压为 40kPa 的条件
7、下，1kg 水中溶解的质量仅为 0.014g）。 溶解度曲线：溶解度曲线：在一定温度、压力下，平衡时溶质在气相中的分压 p*与液相中摩尔分率 x 的关系曲线。稀溶液的溶解度曲线通常近似地为一直线，此时溶质组分在气相中的分压与其在溶液中的摩尔分数成正比，即p* 溶质在气相中的平衡分压，kPa； x 溶质在液相中的摩尔分数；E 亨利系数，kPa。 Exp * 亨利定律亨利定律（亨利定律（Henrys lawHenrys law） 其它形式的亨利定律mxy *cHp1*y* 与组成为x的液相呈平衡的气相中溶质的摩尔分数；c 溶质在液相中的摩尔浓度，kmol/m3；m 相平衡常数；H 溶解度系数；km
8、ol/(m3kPa)； 三个比例系数之间的关系：PEm EcHm式中 cm 为溶液的总浓度（kmol/m3）。对于稀溶液，因溶质的浓度很小，因此 cm = / Ms ，其中 为溶液的密度，Ms 为溶剂的摩尔质量。 smMc（1）P5atm，E(H）与压力无关； P，m，溶解度。（2）t，E，H，m，溶解度。在低浓度气体吸收计算中，通常采用基准不变的比摩尔分数 Y（ 或 X ）表示组成。 比摩尔分数表相组成的平衡关系 X 溶质在液相中的比摩尔分数Y*与组成为X的液相呈平衡的气相中溶质的比摩尔分数yyBAY1的摩尔数气相中惰气的摩尔数气相中溶质xxSAX1的摩尔数液相中溶剂的摩尔数液相中溶质Xmm
9、XY)1 (1*mXY*当 m 趋近 1 或当 X 很小时传质过程的方向 气、液相浓度（y,x）在平衡线上方（P点）：yxoy*=f(x)Pyxy*x*释放溶质释放溶质吸收溶质吸收溶质气液相际传质过程的方向、限度及推动力 结论：吸收。*yy *xx 气、液相浓度（y,x）在平衡线下方（Q点）：yxoy*=f(x)Qyxy*x*释放溶质释放溶质吸收溶质吸收溶质结论：解吸。*yy *xx 气、液相浓度（y,x）处于平衡线上（R点）：yxoy*=f(x)Ryxy*x*结论：系统处于平衡状态。*yy *xx 对吸收而言：若 x 不变，则 ymin=y*；若 y 不变，则 xmax=x*。yxoy*=f
10、(x)Pyxy*x*传质过程的限度 yxoy*=f(x)Qyxy*x*对解吸而言：若x 不变，则 ymax=y*；若y 不变，则 xmin=x*。 传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。 吸收：方法：用实际浓度与平衡浓度的偏离程度来表征气液相际传质过程的推动力。yxoy*=f(x)Pyxy*x*（y-y*）（x*-x）传质过程的推动力*yyyxxx 传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。 解吸：yxoy*=f(x)Pyxy*x*（y*-y）（x-x*）yyy*xxxp.54气相主体 液相主体 相界面溶解气相扩散 液相扩散 吸收过程的速率问题一般而言，界面上发生的溶解过程很易进行，其阻力
11、极小。因此，通常认为界面上气、液两相的溶质浓度满足相平衡关系，即认为界面上总保持着两相平衡。于是，过程总速率由气液两相内的传质速率所决定。相际传质的步骤：相际传质的步骤：（1）溶质由气相主体扩散至相界面，即气相内传质；（2）溶质在界面上溶解，即通过界面的传质；（3）溶质由相界面的扩散至液相主体，即液相内传质。相内传质 相内传质的机理相内传质的机理（1）分子扩散：由分子的微观运动而产生的物质传递；（2）对流传质：流体宏观运动引起的物质传递。这里指流动流体与相界面之间的传质。对流传质速率对流传质速率igAppkN气相与界面的传质速率液相与界面的传质速率cckNicA可以用以下的简单形式来表达igA
12、ppkNiyAyykNiYAYYkNkg 推动力为分压差的气相传质系数，kmol/(sm2kPa)；ky 推动力为摩尔分数差的气相传质系数，kmol/(sm2)；kY推动力为比摩尔分数差的气相传质系数，kmol/(sm2)；p、y、Y 溶质A在气相主体的分压(kPa)、摩尔分数和比摩尔分数；pi 、yi、Yi 溶质A在界面气相侧的分压(kPa)、摩尔分数和比摩尔分数。 气相传质速率方程常用的表达形式有三种 气相传质系数与传质推动力的表达方式有关。其倒数表达的是气相传质阻力，如 1/kg 是与气相推动力（p-pi）相对应的气相传质阻力。对 y 值较小的低浓度吸收： )()()(iyigigAyy
13、kyyPkppkNgyPkk )1)(1 (iyYYYkkYykk gYPkk 注意：气相传质系数虽然单位不同，数值也不同，但可根据组成表示法的相互关系进行换算。例：根据 p=Py，有 液相传质速率方程常用的表达形式也有三种 kc 推动力为摩尔浓度差的液相传质系数，m/s；kx 推动力为摩尔分数差的液相传质系数，kmol/(sm2)；kX 推动力为比摩尔分数差的液相传质系数，kmol/(sm2)；c、x、X 溶质A在液相主体的摩尔浓度、摩尔分数和比摩尔分数；ci、xi、Xi 溶质A在界面液相侧的摩尔浓度、摩尔分数和比摩尔分数。 )(cckNicA)(xxkNixA)(XXkNiXA三个液相传质
14、系数的倒数也分别为传质推动力以不同组成表示法表达时的液相传质阻力。同样，根据各种表示法的相互关系可推得 式中 cm 为液相的总摩尔浓度。cmxkck )1)(1 (ixXXXkkxXkkcmXkck液相浓度很低时： 对流传质系数对流传质系数DSc,duRe,DkdSh)Sc(Re,fSh双膜理论双膜理论由W.K.Lewis和W.G.Whitman在二十世纪二十年代提出，是最早出现的传质理论。其基本论点是： 气相主体 液相主体 相界面pi = ci / Hp 12pi ci c 气膜液膜对流传质理论 （1）相互接触的两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个静止的流体膜，厚度分别为 1 和
15、 2。溶质以分子扩散方式通过此两膜层。（2）相界面没有传质阻力，即溶质在相界面处的浓度处于相平衡状态。（3）在膜层以外的两相主流区由于流体湍动剧烈，传质速率高，传质阻力可以忽略不计，相际的传质阻力集中在两个膜层内。两相相内传质速率可用下面的形式表达为： igAppkNcckNicABmGgpPRTDk1BmmLcccDk2DG、DL 溶质组分在气膜与液膜中的分子扩散系数；P/pBm 气相扩散漂流因子；cm/cBm 液相扩散漂流因子；1、2 气、液相在界面处的等效膜层厚度，待定参数。 双膜理论将两流体相际传质过程简化为经两静止膜层的稳定分子扩散的串联过程。对吸收过程则为溶质通过气膜和液膜的分子扩
16、散过程。 按双膜理论，传质系数与扩散系数成正比 kD，这与实验所得的关联式的结果(kD0.67)相差较大； 由此理论所得的传质系数计算式形式简单，但等效膜层厚度 1 和 2 以及界面上浓度 pi 和 ci 都难以确定； 双膜理论存在着很大的局限性，例如对具有自由相界面或高度湍动的两流体间的传质体系，相界面是不稳定的，因此界面两侧存在稳定的等效膜层以及物质以分子扩散方式通过此两膜层的假设都难以成立； 该理论提出的双阻力概念，即认为传质阻力集中在相接触的两流体相中，而界面阻力可忽略不计的概念，在传质过程的计算中得到了广泛承认，仍是传质过程及设备设计的依据； 本书后续部分也将以该理论为讨论问题的基础
17、。 工业设备中进行的气液传质过程，相界面上的流体总是不断地与主流混合而暴露出新的接触表面。Higbie认为流体在相界面上暴露的时间很短，溶质不可能在膜内建立起如双膜理论假设的那种稳定的浓度分布。Higbie将液相的对流传质过程简化如下：液体在下流过程中每隔一定时间 c 发生一次完全混合，使液体的浓度均化。在时间 c 内，液相中发生非稳态扩散，液相内的浓度分布随时间变化（如图）。界面cAicA0距相界面的距离液相浓度cA 增加 溶质渗透理论溶质渗透理论 气、液界面上的传质速率应是该时段内的平均值。基于上述认识，经数学描述并解析求解后得出传质分系数的理论式为cABcDk2c 称为汽、液接触时间或溶
18、质渗透时间，是溶质渗透理论的模型参数。该理论指出传质系数与扩散系数 DAB 的 0.5 次方成正比，比双膜理论更加接近于实验值，表明其对传质机理分析更加接近实际。 Danckwerts将液相中的对流传质简化如下：流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，这种界面的不断更新使过程大大强化。由于不同龄期的流体单元其表面瞬时传质速率不一样，将龄期为 0 的全部单元的瞬时传质速率进行加权平均，解析求得传质系数为ABcSDk 表面更新理论表面更新理论 Danckwerts认为气液接触表面是在连续不断地更新，而不是每隔一定的周期 c 才发生一次。模型参数 S，定义为单位时间内
19、表面被更新的百分率，或称为更新频率。ABcSDk 该理论得出的传质系数正比于扩散系数 DAB 的 0.5 次方，与溶质渗透理论相同； 该理论的模型参数是表面更新机率 S，而不是接触时间 c ； 目前还不能对 c 和 S 进行理论预测，因此用上述两个理论来预测传质系数还有困难； 溶质渗透理论和表面更新理论指出了强化传质的方向，即降低接触时间或增加表面更新机率。iyAyykN气相液相xxkNixA相际传质速率方程 界面iimxy 对稳定的吸收过程，气液两相内传质速率应相等，xiyiAkxxkyyN11xiyiAkmmxxkyyN1相平衡关系为直线相平衡关系为直线 xyiiAkmkmxxyyN1xy
20、AkmkyyN1mxy iimxy 气相主体气相主体 液相主体液相主体 相相界界面面yi xi x y xyAkmkyyN1*xyykmkK11*yyKNyAKy 是以(y-y*) 为推动力的总传质系数，单位 kmol/(m2 s)，其倒数 1/Ky 为气、液两相传质总阻力。以气相为基准的总传质速率方程xyykmkK11总阻力气相阻力液相阻力xiyiAkxxkyyN11xiyiAkxxmkmyyN11/xyiiAkmkxxmyyN11/xyAkmkxxN11 xmyiixmyxyxkmkK111xxKNxA以液相为基准的总传质速率方程Kx 是以(x*-x)为推动力的总传质系数，单位为 kmol
21、/(m2s)。xyxkmkK111xyykmkK11xyKmK 相平衡方程 吸收传质速率方程 总传质系数 相内或同基准的传质系数换算 相际或不同基准传质系数换算 amxyBMXYbHcpxxKyyKxxkyykNxyixiyA*XXKYYKXXkYYkNXYiXiYA*ccKppKcckppkNcgicigA*xyykmkK11xyxkmkK1)(11XYYkMkK11)(111cggHkkKcgckkHK11XYXkMkK1)(11iyYgyYYkkPkk11ixXcmxXXkkkck11*11YYKKPKKyYgy*11XXKKKcKxXLmxmKKmkkxyxyMKKMkkXYXYcgc
22、gHKKHkk相平衡关系为曲线相平衡关系为曲线 设平衡曲线段 PQ 与 QR 的割线的斜率分别为 mL 和 mGL*iii*iLmyyxx,xxyymi*Gii*iGxxmyy,xxyym由图可得： yxoy*=f(x)斜率=-kx/kyyxy*x*xiyiAPQRmLmG气相液相同理，以液相为基准的总传质速率方程为yiiyAk1yy)yy(kNxLiLixixAkmyymyyk)xx(kNxLyykmkK11yGxxkmkK111平衡线为曲线时，总传质阻力仍等于气、液相内传质阻力之和，所不同的是气、液两相传质阻力的换算系数不再是相平衡常数m，而是与平衡曲线段有关的 mL 或 mG。 以气相为
23、基准的总传质速率方程yyKNyAxxKN*xA)()(xxkyykNixiyAyxiikkxxyy界面处 yixi 应满足相平衡关系，即：上两式联立求解就可求得当气、液相主体摩尔分数为 y、x 时所对应的界面处气、液相摩尔分数 yi、xi。 ieixfy 界面浓度与传质阻力解析法：解析法：界面浓度界面浓度 作图法：作图法：yxoy*=f(x)斜率斜率=-kx/kyyxy*x*xiyiA气相气相液相液相相界面相界面yi xi yi =fe(xi)yx ieixfy xxkkyyiyxiyi、xi 为直线 与平衡线 的交点坐标，直线上 A 点坐标为与之对应的气、液主体流的摩尔分数 y、x。 此时的
24、传质阻力集中于气相，称为气相阻力控制。条件：（1）ky1。（2）m很小（溶解度很大）；易溶气体。 V ，Ky 。总传质阻力等于气相阻力和液相阻力之和。xyykmkK11吸收过程的阻力分析吸收过程的阻力分析xyxkmkK111时当xykmk1yyyykKkK或11气相阻力控制气相阻力控制这时，气相传质推动力接近于总推动力xxiyxoy*=f(x)yxy*x*xiyi界面浓度接近与液相主体浓度yyyyi气相气相液相液相相相界界面面yi xi yx液相阻力控制液相阻力控制时当xykmk11xyxykKkK或11此时的传质阻力集中于液相，称为液相阻力控制。条件：（1）kykx或kx/ky1。（2）m很
25、大（溶解度很小），难溶气体。L ，Kx 。这时，液相传质推动力接近于总推动力yyiyxoy*=f(x)yxy*x*xiyi界面浓度接近与气相主体浓度xxxxi气相气相液相液相相相界界面面yi xi yx分析气、液两相中传质阻力所占的比例，对于强化传质过程，提高传质速率有重要的指导意义。例如，以气相阻力为主的吸收操作，增加气体流速，可减薄界面处气膜层的厚度，从而降低气相传质阻力，有效地提高吸收速率；而增加液体流速吸速率则不会有明显改变。 易溶气体溶解度很大，平衡线的斜率m小，其吸收过程通常为气相阻力控制，例如用水吸收NH3、HCl等。难溶气体溶解度很小，平衡线的斜率m大，其吸收过程多为液相阻力控
26、制，例如用水吸收CO2、O2等。 在总压为101.3kPa、温度为303K下用水吸收混合气体中的氨,操作条件下的气液平衡关系为y=1.20 x。已知气相传质分系数ky=5.3110-4kmol/m2s，液相传质分系数kx=5.3310-3kmol/m2s，并在塔的某一截面上测得氨的气相浓度y为0.05，液相浓度x为0.012（均为摩尔分数）。试求该截面上的传质速率及气液界面上两相的浓度。例题 解：总传质系数smkmolkmkKxyy2434/1074. 41033. 52 . 11031. 511110144. 0012. 02 . 1mxy例题传质速率smkmolyyKNyNH254/106
27、9. 10144. 005. 01074. 43界面浓度xxkyykixiyiimxy 0182. 01mkkxkkyyyxyxi0152. 0myxii注意，界面气相浓度（yi=0.0182）与气相主体浓度（y=0.05）相差较大；而界面液相浓度（xi=0.0152）与液相主体浓度（x=0.012）比较接近。例题气相传质阻力占总阻力的比例%3 .891074. 411031. 511144yyKk液相传质阻力占总阻力的比例%7 .101074. 411033. 52 . 1143yxKkm作业第56页：9.4化工单元设备的计算，按给定条件、任务和要求的不同，一般可分为设计型计算和操作型计算两
28、大类。设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单元设备。操作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务。两种计算所遵循的基本原理及所用关系式都相同，只是具体的计算方法和步骤有些不同而已。本章着重讨论吸收塔的设计型计算，而操作型计算则通过习题加以训练。以逆流操作的填料塔为例：对稳定吸收过程，全塔物料衡算为： 下标“1”代表塔内填料层下底截面，下标“2”代表填料层上顶截面。V 惰性气体B的摩尔流率kmol/s；L 吸收剂S的摩尔流率kmol/s；Y 溶质A在气相中的比摩尔分数； X 溶质A在液相中的比摩尔分数。全塔物料衡算 2121XXLYYVV, Y2V, Y1L
29、, X1L, X2V, YL, X物料衡算与吸收操作线方程 单位时间内被吸收剂吸收的溶质量 GA为 进塔气量 V 和组成 Y1 是吸收任务规定的，出塔气体组成 Y2 则由任务给定或由吸收率 求出 )()(2121XXLYYVGA)1 (12 YY利用全塔物料衡算式可以确定吸收剂用量L或液相出口浓度 X2。12121YY1VYYYVGA又称为收塔的传质负荷)()(2121XXLYYV22YXVLXVLY11YXXVLYXXLYYV11同理，若取任一截面至塔顶端面为控制体，对溶质 A 的作物料衡算，有 V, Y2V, Y1L, X1L, X2V, YL, X上两式均称为吸收操作线方程，代表逆流操作
30、时塔内任一截面上的气、液两相组成 Y 、X 之间的关系。（L/V）称为吸收塔操作的液气比。若取填料层任一截面至塔底端面为控制体，对溶质 A 作的物料衡算可得 操作线方程与操作线当L/V一定，操作线方程在 Y-X图上为以液气比L/V为斜率，过塔进、出口的气、液两相组成点(Y1，X1)和(Y2，X2)的直线，称为吸收操作线。YXoY*=f(X)AY1X1X2Y2BYXX*Y*P线上任一点的坐标(Y，X)代表了塔内该截面上气、液两相的组成。操作线上任一点 P 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
31、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。 Y- Y*X*-XV, Y1V, Y2L, X2L, X1V, YL, X对气、液两相并流操作的吸收塔，取塔内任一截面与塔顶（浓端）构成的控制体作物料衡算，可得并流时的操作线方程，其斜率为（-L/V）。 11YXXVLYYXoY*=f(X)AY1X1X2Y2BYXX*Y*PY- Y*X*-X 在 Y1 至 Y2 范围内，两相逆流时沿塔高均能保持较大的传质推动力，而两相并流时从塔顶到塔底沿塔高传质推动力逐渐减小，进、出塔两截面推动力相差较大。 在气、液两相进、出塔浓度相同的情况下，逆流操作的
32、平均推动力大于并流，从提高吸收传质速率出发，逆流优于并流。这与间壁式对流传热的并流与逆流流向选择分析结果是一致的。 工业吸收一般多采用逆流，本章后面的讨论中如无特殊说明，均为逆流吸收。 与并流相比，逆流操作时上升的气体将对借重力往下流动的液体产生一曳力，阻碍液体向下流动，因而限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率，这是逆流操作不利的一面。 吸收塔内流向的选择 吸收剂出口浓度与液气比收全塔物料衡算的制约，即2211XYYLVX 经济上的优化 L/V ，操作线斜率 ，传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高 ，设备费用 ； L/V ，吸收剂用量 ，吸收剂出塔浓度 X1 ，循环和再生费用 。吸收剂用量
33、的确定 YXoY*=f(X)AY1X1X2Y2BY- Y*X1X1,maxCYXoY*=f(X)AY1X1X2Y2BL/VY- Y*AX1(L/V)X1,max(L/V)minC当 L/V 下降到某一值时，操作线将与平衡线相交（或相切），塔底气、液两相浓度达到平衡。此时吸收推动力为0，所需塔高将为无穷大，显然这是液气比的下限或 X1 的上限，对应的 L/V 称为最小液气比，用(L/V)min表示，而对应的 X1 则用 X1,max 表示，相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量 Lmin 。技术上的限制YXoY*=f(X)Y1X2Y2BX1,max=X1*(L/V)minCYXoY*=f(X)Y1X2
34、Y2BX1*(L/V)minCX1,max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 (L/V)IY2X!Y2X!IIII吸收剂用量调节的限度吸收剂用量调节的限度无限塔高（Z）L/V气液两相在塔底平衡，MYXmax112112XXVLYYmax增大 L 能有效降低 Y2。L/V气液两相在塔顶平衡，22MXYmin增大 L 不能有效降低 Y2。Y*=MXY1X1max=X1*X2Y2L/V M有限塔高L/V，L，Y2；L/V，L，Y2下降不明显，此时调节应改变 X2或 t2。（2）吸收剂入塔浓度X2的调节X2，Ym，NA；Y2，X1。X2的调节主要受
35、解吸过程的限制。YXoY*=f(X)Y1X1X2Y2IX!Y2X2 X2Y2X!IIIIX2（3）吸收剂入塔温度t2的调节t2，气体溶解度；m，NA；Y2，X1。温度调节技术上受冷却器能力的限制；经济上受能耗的优化约束。YXoY*=f(X)Y1X1X2Y2It2 t2Y2X!IIY*=f(X)适当调节上述三个参数均可强化吸收传质过程，提高分离程度。但实际生产过程的影响因素较多，对具体问题要作具体分析。【例9-7】某填料吸收塔用溶质含量为0.02（比摩尔分数，下同）的溶剂吸收混合气中的可溶组分，采用的液气比为3.2，气体入塔溶质的含量为2.0%，回收率可达95%。已知在操作范围内物系的平衡关系为
36、Y=2X，吸收过程为气膜控制，总体积传质系数KYa与气体摩尔流率的0.8次方成正比。受前后工序操作状况的影响，该吸收塔的工艺参数也常有波动，试对以下几种情况进行计算。（1）当解吸不良使吸收剂入塔含量增高至0.04时，溶质的回收率下降至多少？塔内传质推动力有何变化？（2）气体流率增加20%，而溶剂量以及气、液进口组成不变，溶质的回收率有何变化？单位时间被吸收的溶质量增加多少？（3）入塔气体溶质含量增高至2.5%时，为保证气体出塔组成不变，吸收剂用量应增加为原用量的多少倍？解：解：（1）X2=0.04， =？Ym=？LX2=0.02LX1VY1=0.02VY2=0.001AYYYYAANOG111
37、ln111*22*21原工况 新工况 AYYYYAANOG111ln111/ *2/2/*21由于填料及气液两相流动状态未变化OGOGHHOGOGNNz=zX2=0.04Y1=Y1=0.02Y2=?X1=?故由上两式可得/ *2/2/*21*22*21YYYYYYYY02. 01Y001. 0)95. 01 (02. 0)1 (12YY0004. 00002. 022*2 MXY0008. 00004. 022*2MXY00139. 02Y新工况回收率 %.YYY/0593020001390020121吸收剂出塔组成传质平均推动力00614. 00002. 02 . 3001. 002. 02
38、211XLYYVX）（00621. 00004. 02 . 300139. 002. 0/2/21/1XLYYVX）（OGOGOGmNNNYYY019. 0001. 002. 021OGOGOGmNNNYYY0186. 000139. 002. 0/21/可见，吸收剂入塔浓度增高，吸收塔内传质推动力下降，从而导致吸收率降低。%.YYm/m997019001860YX0Y=2XY1X1X2Y2Y2X1X2Y1=Y1， X2，L/V不变， ，Ym（2）Vs=1.2Vs，L=L，Y1=Y1，X2=X2 ， =？，GA=？新工况下传质单元数OGOGYYsOGHHakVaKVH04. 12 . 12 .
39、 12 . 12 . 08 . 004. 1OGOGOGOGOGNHHNN而原工况吸收因子 6 . 122 . 3/MVLA因为KYaVs0.8 ，所以当Vs气体流率增加20%后，新工况下填料塔的传质单元高度为81. 66 . 110004. 0001. 00004. 002. 06 . 111ln625. 011111ln111*22*21AYYYYAANOG）（所以又新工况下55. 604. 181. 6OGN33. 12 . 16 . 12 . 12 . 1/AMVLMVLA33. 110004. 00004. 002. 033. 111ln752. 01155. 6/2YNOG0015
40、2. 02Y%4 .9202. 000152. 002. 0121YYY气体流率增加20%后，多吸收的溶质量为 smolVYYVYYVGA/k0032. 02 . 12121计算结果表明，气体流率增加，虽溶质的吸收量有所增加，但因L/V减小，塔内传质推动力减小，从而导致出塔气中溶质含量增高即回收率下降。（3）X2=0.025， Y2=Y2，L=？由上式试差得81. 6OGOGNNMVLAAAAAAA14111ln11110004. 0001. 00004. 0025. 011ln11181. 6576. 01A741.A 故吸收剂用量应增至倍088. 16 . 174. 1AAAMVMVALL
41、YX0Y=2XY1X1X2Y2Y2X1X2第55页，9第56页，14 使溶解于液相中的气体释放出来的操作称为解吸或脱吸； 解吸是吸收的逆过程，相际传质推动力为 (y*-y) 或 (x-x*)； 降低气体溶解度（减压、加温）和降低气相主体的溶质分压（如气提或汽提）都有利于解吸过程的进行； 工业解吸过程通常是将溶液由塔顶引入，惰性气体或蒸汽由塔底引入，使两相在塔内逆流接触传质。此过程也称为气提或汽提（stripping）； 适用于吸收操作的设备同样适用于解吸操作，前述的气液传质理论和吸收过程的计算方法均可用于解吸过程，相对应的计算式形式也类似； 下面仅就容易与吸收操作计算相混淆的解吸塔的最小气液比
42、和填料层高度计算式两个方面给予讨论。 解吸的操作线方程与吸收操作线方程在形式完全相同，只是解吸塔的稀端（X2、Y2）在塔底。当溶液的处理量 L、进出塔浓度 X1、X2 以及解吸气进塔组成 Y2 确定后，气体出塔浓度 Y1与气体用量 V 直接相关。 YX0Y*=f(X)Y1X2Y2BX1(L/V)maxAYX0Y*=f(X)Y1X2Y2B(L/V)maxCX1Y1max=Y1*CA解吸塔的最小气液比 Y1max2121YYXXLVmaxmin解吸塔填料层高度计算式的推导，可采用与吸收塔完全相同的方法，但式中涉及到的推动力（浓度差）的前后项要调换。如：当平衡关系可用Y* = MX 表达时，可推得与
43、吸收过程 NOL 计算式完全类似的解吸过程的 NOL 计算式：*22*11*ln1112XXXXAXXdXNXXOLmOLXXXN21 *22*11*22*11lnXXXXXXXXXmAXXXXAANOL*22*211ln11 A=L/(MV) 为吸收因子。 填料层高度计算式 任何一个化工单元操作，过程进行的速率是决定该单元设备大小的关键因素。吸收塔填料层高度计算式中的传质系数（如 ky，KY 等）在吸收计算中具有十分重要的意义。传质系数包含了传质过程速率计算中一切复杂的、不易确定的影响因素，其数值的大小主要取决于物系的性质、操作条件及设备的性能（填料特性）三个方面。由于影响因素十分复杂，传质
44、系数的计算难以通过理论模型解决，迄今为止也尚无通用的计算方法可循。 传质系数的获取途径：（1）实验测定；（2）针对特定体系的经验公式；（3）适用范围更广的准数关联式。 对实际操作的物系，若相平衡关系为直线，则填料层高度计算式为 上式也可写为高度为 Z 的填料段的平均传质速率方程 mYYYYaKVZ21mYAYFKYYVG21mpYAYaVKYYVG21式中 F=Za 为传质面积，Vp= Z 为填料装填体积。 当填料和填料装填方式一定，对一定塔径的吸收或解吸塔，在稳定操作状况下测得进、出塔气、液流量和测量段 Z 两端处的气、液浓度后，根据物料衡算及平衡关系即可算出传质负荷 GA 和平均传质推动力
45、。填料的几何特征和测试设备的尺寸已知，由上两式可计算出以气相为基准的总传质系数 KY 或总体积传质系数 KYa。 注意：实验测定的传质系数用于吸收或解吸塔设计计算时，设计体系的物性、操作条件及设备性能应与实验测定时的情况相同或相近。 传质系数的实验测定 实际上很难对每一具体设计条件下的传质系数都直接进行实验测定。为此，不少研究者针对某些典型的系统和条件进行研究，在所测定的大量数据基础上提出了对一定的物系在一定条件范围内的传质系数经验公式。适用条件： （1）气体的空塔质量流速 G 为 3204150kg/(m2h)，液体的空塔质量流速 W 为 440058500 kg/(m2h)； （2）直径为
46、25mm的环形填料。 25. 07 . 041081. 9WGakg82. 0Wakc传质系数的经验公式 用水吸收氨属易溶气体的吸收，吸收阻力主要在气膜侧。用填充 12.5mm 陶瓷环形填料塔实测数据得出的计算气相传质系数经验公式为 39. 09 . 041007. 6WGakgkga 气相传质系数，kmol/(m3.h.kPa)；kca 液相传质系数， kmol/(m3.h.kmol/m3)；G 气相空塔质量流速，kg/(m2.h)；W 液相空塔质量流速，kg/(m2.h)； 与温度有关的常数，其值列于下表。 t 10152025300.00930.01020.01160.01280.014
47、3式中 U 为液相的喷淋密度，m3/(m2h)。适用条件：（1）直径为1032mm 陶瓷环填料塔；（2）喷淋密度 U 为 320 m3/(m2 h)；（3）气体的空塔质量速度 G 为 130580 kg/(m2 h)；（4）操作温度为2127。在上述操作条件下，用水在常压下吸收 CO2 的液相体积传质系数 kca 的大小主要取决于液相的喷淋密度，而气体的质量流速 G 基本无影响。 用水吸收二氧化碳属难溶气体吸收，吸收阻力主要在液膜侧。计算液相体积传质系数的经验公式为 96. 057. 2Uakc经验公式的应用对象可以说具有专一性，仍不能适应越来越广泛的应用场合与体系。根据传递现象动力学相似基本
48、原则推导出来并通过实验确定模型参数的准数方程则有更宽的适用范围。常用准数：主要有修伍德数 Sh、雷诺数 Re 及施密特数 Sc 等。气相修伍德准数 GGGScReSh GBGBmgRTpPDkScReDlPRTpkBmgGSh传质系数的准数关联式 GGeGaGud4Re0DGGGSc气体通过填料层的雷诺数 气相施密特准数 上式是由湿壁塔中汽液传质的实验数据关联得到，除了用于湿壁塔（l 为湿壁塔塔径）外，也可用于拉西环填料塔（l 为拉西环填料的外径）。适用范围:ReG = 21033.5104,ScG = 0.62.5,P = 101303 kPa(绝压)应用场合湿壁塔0.0230.830.44
49、填料塔0.0660.80.33模型参数:D 溶质在气相中的分子扩散系数 m2/s；P/pm 气相漂流因子；kg 气相传质系数 kmol/(m2skPa) ； R 通用气体常数 kJ/ (kmolK ) ；l 特征尺寸 m ；G 混合气体的密度 kg/m3； T 温度 K；G 混合气体的粘度 Ns/m2 ；G 气体的空塔质量速度；de 填料层中流体通道的当量直径，de=4a/，（a 为填料的比表面 m2/m3， 为填料层的空隙率 m3/m3）；u0 气体在填料空隙中的实际流速，u0=u/（u为空塔气速 m/s）；液相修伍德准数 33. 033. 067. 0GaScRe000595. 0ShLL
50、LDlcckSmcLShLLaW4Re DLLLSc233GaLLgl液体通过填料层的雷诺数 液相施密特准数 液相的伽利略（Callilio）准数 a填料比表面积m2/m3 ；kc 液膜传质系数，m/s；cSm/c 液相漂流因子； l 特征尺寸，取填料直径m；G重力加速度，m/s2； L 液体的粘度，Ns/m2；L液体的密度 kg/m3；D溶质在液相中的分子扩散系数 m2/s； W液体的空塔质量速度，kg/(m2s)。化学吸收：溶质与液相中组分具有显著化学反应的吸收过程。主要特点：选择性高，吸收较彻底。如用磷酸吸收空气中的氨。反应平衡常数ABBA液相中组分A的总浓度为C=CA+CAB。将CA=
