1、1气体吸收基本原理马双忱21.2.1吸收法气态污染物控制原理吸收法气态污染物控制原理 燃煤电厂气态污染物的脱除过程，可以是一个烟气中混合物分离的过程，一般主要采用气体吸收或吸附的方法，这些方法皆涉及到气体扩散； 也可以不把污染物从混合物中分离，而采用化学转化的方法将污染物转化为环境无害物，一般采用催化转化法。这些基本都是化工行业通用的单元操作过程，其内容包括流体输送、热量传递和质量传递。 其中气体吸收、吸附和催化转化都涉及到质量传递过程，简称传质传质。 3 在传质过程中，组分是从高浓度区传至低浓度区。当两相接触的时间足够长，组分在两相间的传递将达到平衡，此时两相的组成将维持恒定，但并不相同。在
2、大多数传质操作中，互相接触的两相往往只能部分互溶。当达到平衡以后，两相的组成和接触之前相比会有改变。 把两相分开以后，组分就可以获得一定的分离效果。如果将两相的接触与分离适当地组织起来反复进行，则有可能使组分之间几乎完全分离。这就是传质分离的物理基础。4 传质是一个速率过程，其传质推动力是化学位差，包括浓度差、温度差、压力差等，但常见的传质过程都是由浓度差引起的。其传质阻力则须视具体情况而定，在实际计算中，常把传质阻力看成是传质系数的倒数，即： 传质速率= 传质推动力/传质阻力=传质系数 浓度差 这样，确定传质速率的关键问题就在于如何求取不同条件下的传质系数。 气体的传质过程是借助于气体扩散过
3、程来实现的。5气态污染物控制技术基础 气体扩散 气体在气相中的扩散 气体在液相中的扩散 气体吸收 吸收机理 气液平衡 物理吸收 化学吸收61.2.1.1气体扩散 气体扩散的方式有分子扩散和对流扩散。p前者是发生在静止或滞流流体中，凭借流体分子的热运动传递物质；p后者发生在湍流流体中，凭借流体质点的湍动和旋涡传递物质。将一勺糖投于一杯水中，稍候，整杯水就会变甜，这就是分子扩散的表现；而如果用勺搅动，则将甜得更快更匀，这便是对流扩散的效果。l 气体扩散过程气体扩散过程分子扩散分子运动引起湍流扩散流体质点运动引起7（1）菲克（Fick）定律 在静止或滞流流体中，分子的运动是漫无边际的，若一处某种分子
4、的浓度较邻近的另一处为高，则这种分子离开的便比进入的多，其结果自然是物质从浓度较高的区域扩散到浓度较低的区域，两处的浓度差，便成了扩散的推动力。 用来描述分子扩散速率的定律是著名的菲克定律，或称菲克第一扩散定律。即：dzdcDJAABA 8上式表示A与B的混合物中，A沿Z方向扩散的速率。式中 JAA的扩散速率或称扩散通量，kmol/m2.s ； A的浓度梯度； DABA在AB混合物中的扩散系数，m2/s ； “-”负号表明扩散是沿浓度下降的方向进行的。 上式告诉我们，当物质A在A、B混合物中扩散时，任一点处的扩散通量与该位置上的浓度梯度成正比，它是对物质分子扩散现象基本规律的描述。dzdcA9
5、dzdCDJAABzA , 相相界界面面 气气相相 液液相相 传传质质方方向向 扩扩散散通通量量，kmol/m2 s表示扩散方向与浓度梯度方向相反表示扩散方向与浓度梯度方向相反A 在在 B 中中的的扩扩散散系系数数 m2/s Fick定律定律 Fick定律的其它表达形式：定律的其它表达形式：dzdpRTDdzRTpdDdzdDJAABAABAABzAc,10 扩散系数D是物性参数，表示物质在某介质中的扩散能力，其值与扩散物质与介质的种类有关，且随温度的上升和压力的下降而增大。 扩散系数的数值应由实验方法求得，也可在相关手册或文献中查得。若无可靠数据也可通过相应的经验公式计算获得。若已知温度T0
6、，压力为p0下的扩散系数D0，也可通过下式计算条件为T、P时的D值：3020()0pTDDpT11扩散系数的测量 Stephan过程2212112ln(/)2AABBBALLRTDPppMt 液体液体A的密度，的密度，g/m3L1液体的初始高度，液体的初始高度，cmL2 液体的最终高度，液体的最终高度，cm 、 分别为分别为L1、L2时空气分压时空气分压t变化时间，变化时间，s1A1Bp2Bp12气体在气相中的扩散 扩散系数 物质的特性常数之一 影响因素： 介质的种类 温度 压强 浓度13 在气相中的扩散（Gilliland 方程）0.540.50.50.52111.8 10AABAABABM
7、TDMMVVT T绝对温度，绝对温度，K KD DABAB扩散系数，扩散系数，cmcm2 2/s/sM M气体的摩尔质量气体的摩尔质量 气体在沸点下呈液态时的摩尔体积气体在沸点下呈液态时的摩尔体积,cm,cm3 3/mol/mol A A气体密度，气体密度，g/cmg/cm3 3V14气体在气相中的扩散 部分气体在空气中的扩散系数（0oC，101.33kPa）15气体在液相中的扩散 在液相中的扩散系数 估算方程 扩散系数随溶液浓度变化很大 上式只适用于稀溶液0.5100.5()7.4 10BABABMTDV B液体的粘度，液体的粘度，cp 溶剂的缔结因数，水溶剂的缔结因数，水2.6，甲醇，甲醇
8、1.9，乙醇，乙醇1.5，非缔结如苯、乙醚为非缔结如苯、乙醚为1.0 16气体在液相中的扩散 某些物质在水中的扩散系数（20oC，稀溶液）17（2）对流扩散 对流扩散是湍流主体与相界面之间的涡流扩散和分子扩散这两种传质作用的总称。 物质在湍流流体中传递，主要是依靠流体质点的无规则运动，湍流中发生的旋涡，引起各部流体间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质便向其浓度降低的方向传递。这种凭借流体质点的湍动和旋涡来传递物质的现象，称为涡流扩散。 在流体的扩散研究中，由于涡流扩散，传质过程比较复杂，常常把对流扩散中的涡流扩散进行简化，用分子扩散来描述。 18 研究一下湿壁塔中气液的传质。图1-1(a
9、) 示意绘出湿壁塔的一段。考虑稳定吸收中任何一横截面mn上相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况。在图1-1（b）中，横轴表示离开相界面距离Z，纵轴表示溶质A的分压p 。气体虽呈湍流流动，但靠近相界面处仍有一个滞流内层，其厚度以ZG表示，湍动程度愈高，ZG愈小 图1-1 传质的有效滞流膜层19 吸收质A自气相主体向界面转移，由于吸收过程的存在，气相中A的分压愈靠近界面便愈小。 在稳定状态下，mn截面上不同Z值各点处的物质传递速率应相同，但由于在流体的中心区主要是涡流扩散，而滞流内层主要是分子扩散。使这两个区域内的浓度梯度相差很大。 在湍流区，浓度梯度几乎等于零，pz曲线为一水平线。而在滞流层内，由
10、于吸收质A的传递完全靠分子扩散，使浓度梯度很大，pz曲线较为陡峭，而在这二个区的中间过渡区，既存在着分子扩散，也存在着涡流扩散，传质是分子扩散和涡流扩散的总和。在此区域内，由一端几乎是纯分子扩散产生的总传质，逐渐而非突然地向主要是涡流扩散的另一端过渡，因此浓度梯度的变化出现了一个过渡区，pz曲线逐渐由陡峭转变为平缓。20 延长滞流内层的分压线使其与气相主体的水平分压线相交于一点，令此交点H与相界面的距离为ZG，设想在相界面附近存在着一个厚度为ZG的滞流膜层，此膜层称为虚拟滞流膜层或有效滞流膜层，膜层以内的流动纯属滞流，因而其中的物质传递形式纯属分子扩散。 经过这样的处理，就等于把涡流扩散的传递
11、作用转化为分子扩散的传质。由图可见，整个有效滞流膜层的传质推动力即为气相主体与相界面处的分压之差，这意味着从气相主体到相界面处的全部传质阻力都包括在此有效滞流膜层之中。 于是便可按有效滞流膜层内的分子扩散速率写出由气相中心区到相界面的对流扩散速率方程，即；()AiGBmDPNppRTZ p21式中 NA溶质A的对流扩散速率，kmol/（m2.s）； D溶质A在气相的扩散系数，m2/s; ZG气相有效滞流膜层厚度，m ； P气相总压，Pa ； p气相主体中溶质A分压，Pa ； pi相界面处的溶质A分压，Pa ； pBm惰性组分B在气相主体与相界面处的分压的对数平均值，Pa；22)(cccZCDN
12、iSmLA 同理，有效滞流膜层的概念，也完全适用于相界面的液相一侧，在液相一侧的对流扩散速率方程可写为： 式中 D溶质A在液相中的扩散系数,m2/s； ZL液相有效滞流膜层厚度，m； c液相主体中溶质A浓度，kmol/m3； ci相界面处溶质A浓度，kmol/m3 ； csm溶剂在液相主体中与相界面处的浓度对数平均值，kmol/m3，（其它符号的意义与单位同前）。23对于一个稳定的传质过程，可将上述传质速率式简化。令GBmGkpRTZDPLsmLkcZCD则前二式变为： ()AGiNkpp()ALiNkcc kG与kL分别称作气膜传质系数和液膜传质系数或称传质分系数。kG与kL可以用实验直接测
13、定，而不必知道膜厚。241.2.2气体吸收气体吸收1.2.2.1气液平衡 在一定得温度和压力下，当吸收剂与混合液接触时，气体中得可吸收组分溶解与液体中，形成一定的浓度。但溶液中已经被吸收的组分也可能由液相重新逸回到气相中，形成解吸。 吸收过程进行的方向与极限取决于溶质（气体）在气液两相中的平衡关系，对于任何气体在一定条件下，在某种溶剂中溶解达到平衡时，其在气相中的分压是一定的（p*）。 在吸收过程中，当气相中溶质的实际分压p高于其与液相成平衡的溶质分压时，即pp*时，溶质便由气相向液相转移，于是就发生了吸收过程。p与p*的差别越大，吸收的推动力越大，吸收的速率也越大； 反之，如果pp*，溶质便
14、由液相向气相转移，即吸收的逆过程，称为解吸（或脱吸）。 因此，我们必须弄清吸收过程中的气液平衡规律。而要进行吸收过程的计算，也必须弄清楚平衡关系。25 可用亨利定律表示在一定温度下，吸收气体的平衡分压与其在液相中浓度的关系。在一定温度下，则p*只是x的函数。( )Pf x 对于稀溶液，上列平衡关系式可以是一条通过原点的直线（见图1-2中SO2的溶解度曲线），即气液两相的浓度成正比。图1-2 气体在液体中的溶解度 26 在总压不很高（一般小于5105Pa）时，在一定温度下，当溶解达到平衡时，稀溶液上方溶质A的平衡分压与其在溶液中的浓度成正比。Exp 式中 x被吸收组分在液相中的摩尔分率（无因次）
15、； E亨利系数，Pa 。27 当溶质在气相和液相中的浓度均以摩尔分率表示时，亨利定律又可表示为 y*=mx 此式为亨利定律最常用的形式之一，称为气液平衡关系式，m为相平衡常数，无因次。 相平衡常数m也是由实验结果计算出来的数值，对于一定的物系，它是温度和压强的函数，由m值的大小同样可以看出气体溶解度的大小，在同一溶剂中，难溶气体m值大，反之则小。温度升高，总压下降，则m值变大，不利于吸收操作。 亨利定律也可采用溶解度系数H表达的公式。281.2.2.2吸收过程机理 吸收过程是一个相际传质过程，关于吸收这样的相际传质机理，刘易斯（Lewis，WK）和惠特曼（WGWhitman）在20世纪20年代
16、提出的双膜理论一直占有重要地位，前面关于单相内传质机理的分析和处理，都是按照双膜理论的基本论点进行的。 双膜理论的基本要点如下： 相互接触的气、液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的有效滞流膜层，吸收质以分子扩散方式通过此二膜层。 在相界面处，气、液两相达到平衡。 在膜层以外的中心区，由于流体充分湍动，吸收质浓度是均匀的，即两相中心区内浓度梯度皆为零，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。 29 通过以上假设，就把整个相际传质过程简化为经由气、液两膜的分子扩散过程，图1-3即为双膜理论的示意图 。 双膜理论认为，相界面上处于平衡状态，即图6-3中的pi与ci符合平衡关系。这样，整个相
17、际传质过程的阻力便决定了传质速率的大小，因此双膜理论也可以称为双阻力理论。 图1-3 双膜理论示意图30假定假定:l界面两侧存在气膜和液界面两侧存在气膜和液膜膜,膜内为层流膜内为层流, 传质阻力传质阻力只在膜内只在膜内l气膜和液膜外湍流流动气膜和液膜外湍流流动,无浓度梯度无浓度梯度, 即无扩散阻即无扩散阻力力l气液界面上气液界面上,气液达溶解气液达溶解平衡平衡 即即:CAi=HPAil膜内无物质积累膜内无物质积累,即达稳即达稳态态.31 双膜理论把复杂的相际传质过程大为简化。对于具有固定相界面的系统及速度不高的两流体间的传质，双膜理论与实际情况是相当符合的，根据这一理论的基本概念确定的相际传质
18、速率关系，至今仍是传质设备设计的主要依据。这一理论对于生产实际具有重要的指导意义。 但是，对具有自由相界面的系统，尤其是高度湍动的两流体间的传质，双膜理论表现出它的局限性，因为在这种情况下，相界面已不再是稳定的，界面两侧存在稳定的有效滞流膜层及物质以分子扩散的形式通过此二膜层的假设都很难成立。另外，某些特殊情况下的传质过程，相界面上的平衡状态也不存在。 针对双膜理论的局限性，后来相继提出了一些新的理论，如薄膜理论、溶质渗透理论、表面更新理论、界面动力状态理论等，这些理论对于相际传质过程中的界面状况及流体力学因素的影响等方面的研究和描述有所前进，但目前尚不能据此进行传质设备的计算或解决其它实际问
19、题。32 渗透模型 假定:流体微元气液界面液体主相l气液界面上的液体微元不断被气液界面上的液体微元不断被 液相液相主体中浓度为主体中浓度为CAL的微元置换的微元置换l每个微表面元与气体接触时间都为每个微表面元与气体接触时间都为 l界面上微表面元在暴露时间界面上微表面元在暴露时间 内的吸内的吸收速率是变化的收速率是变化的33 表面更新模型流体微元气液界面液体主相假定:l各表面微元具有不同的暴露时间各表面微元具有不同的暴露时间,t=0- l各表面元的暴露时间各表面元的暴露时间(龄期龄期)符合正态分布符合正态分布l其它模型其它模型表面更新模型的修正基于流体力学的传质模型界面效应模型341.2.2.3
20、吸收速率方程 吸收速率指单位时间内单位相际传质面积上吸收溶质的量，在实际工作中，要计算执行指定的吸收任务所需设备的尺寸，或核算用已知设备吸收混合气体所要达到的吸收程度，均需知道吸收速率。在稳定操作的吸收设备内任一部位上，相界面两侧的气、液膜层中的传质速率应是相同的（否则会在界面处有溶质积累）。因此，其中任何一侧有效膜层中的传质速率都能代表该部位上的吸收速率。35)(iBmGApppRTZDPN)(iGppk 气膜吸收速率方程根据前述对流扩散速率方程，即式中 NA被吸收组分A的传质速率，kmol/（m2.s）； kG气膜传质分系数，kmol/（m2.s.Pa） pBm惰性组分B在气膜层中的对数平
21、均分压。Pa。 lnlnBiBBBiBmBiBBiBppppppppp式中 pBi，pB惰性组分B在气液界面和气相主体中的分压，Pa 36)(cccZDCNismLA)(cckiL 液膜吸收速率方程式中 kL液膜传质分系数，m/s。37 总传质速率方程 前面所讲的吸收速率方程实际应用上是有困难的，首先kG和kL难以得到，更重要的是界面浓度pi、ci很难测量。为了避开难以测量的界面浓度，采用流体两相主体浓度的某种差值来表示总推动力而写出总吸收速率方程式。这种方程式中的吸收系数称为总系数。以K表示。 令111LGGk HkK)(ppKNGA得： 上式称为气相总吸收速率方程，KG称为气相吸收总系数H
22、为溶解度系数。KG包括了气、液两个分系数。即总阻力相当于气、液两膜阻力之和。38LGLKkHk11)(ccKNLA用同样的方法，可以导出液相总吸收速率方程得： KL与kG、kL的关系用下式表示： 上式即为液相总吸收速率方程，KL为液相吸收总系数。 吸收总系数KG和KL可以通过实验获取，也可以通过经验公式或准数关联式求得。39LLGLKkkHk111GGGLKkkHk1111 由上述关系式可以看出KG、KL和kG、kL的关系。同时还可以据此判断吸收过程主要是气膜控制（阻力主要集中在气膜）、液膜控制（阻力主要集中在液膜）还是两膜共同控制（二膜阻力相差不大）。 对于难溶气体，由于溶解度系数H很小，可
23、知 ，说明阻力集中在液膜，传质过程主要由液膜控制。 对于易溶气体，由于溶解度系数H很大,可知， ，说明阻力集中在气膜，传质过程主要由气膜控制。 对于中等溶解度的气体，由于H不大也不小，传质过 程由两膜共同控制。40SO2吸收系数经验式40.7 0.250.829.81 10;glk aG Lkaa L l（1）水吸收SO2 Kga 单位体积内SO2以气相摩尔差为推动力的总传质系数,kmol/ (m3.s) ;a为单位体积内的有效传质面积,m2/m3 ；（2）石灰石吸收SO2传质系数大体范围是Kga = (0.02360.03) kmol/ (m3s)41表1-3列举了部分吸收过程中膜控制情况。
24、表1-3 部分吸收过程中膜控制情况气 膜 控 制液 膜 控 制气、液 膜 控 制1.水或氨水吸收氨2.浓硫酸吸收三氧化硫3.水或稀盐酸吸收氯化氢4.酸吸收5%氨5.碱或氨水吸收SO26.氢氧化钠溶液吸收硫化氢7.液体的蒸发或冷凝1.水或弱碱吸收二氧化碳2.水吸收氧气3.水吸收氯气4.石灰石吸收SO21.水吸收SO22.水吸收丙酮3.浓硫酸吸收二氧化氮4.水吸收氨5.碱吸收硫化氢用水吸收氨，过去认为气膜控制，经实验测知液膜阻力占总阻力的20%。421.2.2.4化学吸收 若被吸收的气体组分与吸收液的组分发生化学反应，则称为化学吸收，例如应用碱液吸收SO2。应用固体吸收剂与被吸收组分发生化学反应，
25、而将其从烟气中分离出来的过程，也属于化学吸收，例如炉内喷钙（CaO）烟气脱硫也是化学吸收。 在化学吸收过程中，被吸收气体与液体相组分发生化学反应，有效的降低了溶液表面上被吸收气体的分压，增加了吸收过程的推动力，即提高了吸收效率又降低了被吸收气体的气相分压。因此，化学吸收速率比物理吸收速率大得多。43 物理吸收和化学吸收都受气相扩散速度（或气膜阻力）和液相扩散速度（或液膜阻力）的影响，工程上常用加强气液两相的扰动来消除气膜与液膜的阻力。 在烟气脱硫中，瞬间内要连续不断地净化大量含低浓度SO2的烟气，如单独应用物理吸收，因其净化效率很低，难以达到SO2的排放标准。 因此，烟气脱硫技术中大量采用化学
26、吸收法。用化学吸收法进行烟气脱硫，技术上比较成熟，操作经验比较丰富，实用性强，已成为应用最多、最普遍的烟气脱硫技术。44 化学吸收是由物理吸收过程和化学反应两个过程组成的。在物理吸收过程中，被吸收的气体在液相中进行溶解，当气液达到相平衡时，被吸收气体的平衡浓度，是物理吸收过程的极限。被吸收气体中的活性组分进行化学反应，当化学反应达到平衡时，被吸收气体的消耗量，是化学吸收过程的极限。这里用CaCO3溶液吸收SO2 加以说明。 化学吸收过程中，被吸收气体的气液平衡关系，即应服从相平衡关系，又应服从化学平衡关系。 SO2（aq）+ CaCO3 + H2O CaSO3 H2O +CO2 SO2（g）
27、SO2（aq）451.2.2.5 化学吸收过程的速率及过程阻力 化学吸收过程的速率，是由物理吸收的气液传质速度和化学反应速度决定的。化学吸收过程的阻力，也是由物理吸收气液传质的阻力和化学反应阻力决定的。 在物理吸收的气液传质过程中，被吸收气体气液两相的吸收速率，主要取决于气相中被吸收组分的分压，和吸收达到平衡时液相中被吸收组分的平衡分压之差。此外，也和传质系数有关，被吸收气体气液两相间的传质阻力，通常取决于通过气膜和液膜分子扩散的阻力。46 烟气脱硫通常是在连续及瞬间内进行，发生的化学反应是极快反应、快反应和中等速度的反应，如NaOH、CaCO3和Ca(OH)2等碱液吸收SO2。为此，被吸收气
28、体气液相间的传质阻力，远较该气体在液相中与碱液进行反应的阻力大得多。对于极快不可逆反应，吸收过程的阻力，其过程为传质控制，化学反应的阻力可忽略不计。 例如，应用碱液或氨水吸收SO2时，化学吸收过程为气膜控制，过程的阻力为气膜传质阻力。液相中发生的化学反应，是快反应和中等速度的反应时，化学吸收过程的阻力应同时考虑传质阻力和化学反应阻力。471.2.2.6 碱液浓度对传质速度的影响 应用碱液吸收酸性气体时，碱液浓度的高低对化学吸收的传质速度有很大的影响。当碱液的浓度较低时，化学传质的速度较低；当提高碱液浓度时，传质速度也随之增大；当碱液浓度提高到某一值时，传质速度达到最大值，此时碱液的浓度称为临界
29、浓度；当碱液浓度高于临界浓度时传质速度并不增大。 为此，在烟气脱硫的化学吸收过程中，当应用碱液吸收烟气中的SO2时，适当提高碱液的浓度，可以提高对SO2的吸收效率。但是，碱液的浓度不得高于临界浓度。超过临界浓度之后，进一步提高碱液的浓度，脱硫效率并不能提高。可以得出，在烟气脱硫中，吸收SO2的碱液浓度，并非愈高愈好。碱液的最佳浓度为临界浓度，此时脱硫效率最高。48 在化学吸收烟气脱硫中，吸收剂的性能从根本上决定了SO2吸收的效率，因而对吸收剂的性能有一定的要求：1）吸收能力高要求对SO2具有较高的吸收能力，以提高吸收速率，减少吸收剂的用量，减少设备体积和降低能耗。2）选择性能好要求对SO2具有
30、良好的选择性能，对其它组分不吸收或吸收能力很低，确保对SO2 具有较高的吸收能力。3）挥发性低，无毒，不易燃烧，化学稳定性好，凝固点低，不发泡，易再生，粘度小，比热小。4）不腐蚀或腐蚀小，以减少设备投资及维护费用。5）来源丰富，容易得到，价格便宜。6）便于处理及操作，不易产生二次污染。 完全满足上述要求的吸收剂是很难选择到的。只能根据实际情况，权衡多方面的因素有所侧重地加以选择。石灰(CaO)、氢氧化钙Ca(OH)2、碳酸钙(CaCO3)，是烟气脱硫较为理想的吸收剂，因而在国内外烟气脱硫中获得最广泛地应用。491.2.2.7 吸收设备 实现对气体组分高效率的吸收，目前所采用的方式和设备很多。但
31、其最基本的要求是实现气体与吸收剂液体的密切接触，也就是要提供尽可能大的有效接触面积和高强度的界面更新，并最大限度地减小阻力和增大推动力。据此，对吸收设备提出以下基本要求： 气液之间有较大的接触面积和一定的接触时间； 气液之间扰动剧烈，吸收阻力小，吸收效率高； 操作稳定并有合适的弹性； 气流通过时的压降小； 结构简单，制造维修方便，造价低廉； 针对具体情况，要求具有抗蚀和防堵能力。50 目前，使用的气体吸收设备大致可分为塔器和其它设备。塔器类主要包括喷淋塔（俗称空塔）、填料塔、板式塔、湍球塔、鼓泡塔等。其它设备也很多，如列管式湿壁吸收器、文丘里喷射吸收器、喷洒式吸收器等。 喷淋塔结构简单，塔内只
32、设若干喷嘴，气体由下部进入，液体由上部喷入。塔的上部设有除雾器。目前在有害气体治理中，对空塔的应用研究非常活跃，出现了许多新的结构型式。 填料塔内装有各种型式的固体填充物，即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下，气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续变化。51 板式塔内沿塔高装有若干层塔板（或称塔盘），液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在多块板上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。板式塔又根据
33、板的型式不同分成各种类型，如泡沫塔、泡罩塔、喷射板塔、浮阀塔等等。 湍球塔又称流化填料塔，它和填料塔在设计上没有根本的区别，其填料是空心或实心小球，在高的操作气速的推动下，小球高速湍动而成流化状态。液体由塔顶喷下润湿小球表面而与气相密切接触且高强度更新，增强了两相的接触传质，提高了吸收效率。52 鼓泡塔又称鼓泡反应器，塔内装满吸收液，气体以各种方式鼓入塔内，气体成分散相，液体是连续相。有害气体治理多用喷射鼓泡塔。 吸收反应器的选择应根据气液组分的性质，结合气液反应器的特点和吸收过程的宏观动力学特点进行。所谓吸收反应器的特点是指气液分散和接触型式。为了增加气液接触面积，要求气体和液体分散，分散型
34、式有三种：气相连续液相分散（如喷淋塔、填料塔、湍球塔等），液相连续气相分散（如板式塔、鼓泡塔等），气液同时分散（如文丘里吸收器）。就气液接触型式来讲，除板式塔为阶梯接触外，其它类型的塔器均为连续接触。53 吸收过程的宏观动力学特点是指在有化学反应的吸收中，吸收速率是由扩散控制还是动力学（化学反应）控制，还是二个因素共同控制。 在有害气体治理中，处理的是一些低浓度气态污染物，气量大，一般都是选择极快反应或快速反应，过程主要受扩散过程控制，因而选用气相为连续相液相为分散相的型式较多，这种型式相界面大，气相湍动程度高，有利于吸收。喷淋塔、填料塔、湍球塔、文丘里吸收器等能满足这些要求。因此，在气态污染
35、物的治理中，填料塔、喷淋塔等应用较广，在有些场合也应用板式塔及其它塔型。54例：SO2化学吸收计算 主要参数 G1 入 塔 气 体 的 总 摩 尔 流 率 ，kmol/(m2h) y1、y2入塔、出塔气体的SO2摩尔分率 pH1浆液的初始pH值 W单位时间通过塔任一截面单位面积的吸收剂体积流率，m3/m2h 气相SO2的平衡方程 111111(1)|(1)|()11()()1(1)z dzzyiyiyyy Gy Gk a yy dzyyk a yydydzyGy气体进口G0,y0气体出口G1,y1液体进口L1,x1液体出口L0,x0dzzx, y55 边界条件： y(ZT)=y1 各种物质浓度
36、 SO2H2O=KhsPSO2S HSO3-=KhsKs1PSO2s/H+ SO32-=KhsKs1Ks2PSO2s/H+2 56 碱存在时，任意时间 H+M+=OH-+HSO3-+2SO32- 即：H+M+=KW/H+1-KhsKs1PSO2s/H+2KhsKs1Ks2PSO2s/H+2 2322sWSOAKPBCl 简化后简化后 =H+ ；A=KW/H+1-H+1；B=KhsKs1； C=KhsKs1Ks2；D=G1(1-y1)/W；E=y2/(1-y2)l 在塔底（在塔底（z=ZT）和）和z之间计算之间计算SO2的物料平衡的物料平衡 G1y1+WKhsPSO2s(1+Ks1/H+2Ks1
37、Ks2/H+2) =G1y1-G1(1-y1)y2/(1-y2)+G1(1-y1)y/(1-y)57 简化式可写为3222()()( );( )1( )(2 )WhsAKKBCfyffDBC10201( )( )Tzmddzml 积分（积分（1）式即可得塔高）式即可得塔高21( )( )dmmdz321211( )( )( );( )(1) 1( )(2 )yWk aAKfdfmmGyfp BCdl 上式又可写为上式又可写为 （1）58喷淋塔的经验性设计塔内单位横截面积上吸收SO2 的总量可表示为:G(y1 - y2) = KyahymG载气流量; 因SO2 浓度很低,可近似看作烟气流量,km
38、ol/ (m2s) 。y SO2 在气相的摩尔分率(即标准状态下的体积分率) ;Kya 单位体积内SO2 以气相摩尔差为推动力的总传质系数,kmol/ (m3s) ;其中a为单位体积内的有效传质面积,m2/ m3 ;ym 平均推动力,即塔底推动力与塔顶推动力的对数平均值:H吸收区塔高，m即以气相侧所表示的体积传质系数Kya kmol/ (m3s) ,代表了系统的SO2 吸收清除能力的强弱。在单位横截面积上,整个塔高吸收SO2 的量取决于三个因素:传质系数、吸收区塔高、平均推动力。对于给定的吸收任务G(y1 - y2) ,这三个量此消彼长。59 传质系数Kya 受制于浆液性质、雾化粒度、液气比、
39、烟速、操作温度等诸多物理、化学因素。其中a为单位塔内体积中的气液界面,主要取决于喷雾粒径和浆液流量。当其他操作条件一定,Kya 可表示为烟速和液气比的函数: Kya =f (u , L/ G) 或者 Kya =GbLc60 现有的烟气脱硫喷淋塔的经验表明,石灰石/ 石膏法吸收SO2 的传质系数大体范围是Kya = (85110) kmol/ (m3h) ,即(54407040) kg/ (m3h) 。虽然Kya 看起来数值很大(因为以h 为单位) ,但平均推动力ym 很小,只有10-3的量级(ym = 0.00080. 0012) ,二者乘积所得单位体积内的传质量(容积吸收率) 并不大. 吸收
40、区塔高表示烟气行程,以此提供了完成吸收任务需要的时间。如果设法增大传质系数或平均推动力,则可降低塔高。要增大推动力(y y*) ,要么增大液气比,要么改变吸收液性质,以降低气膜侧的平衡浓度y* 。61某吸收塔数据 持液槽高度：13.5m，直径13m，容积1791m3，浆液流量21000m3/h，浆液停留时间5min； 浆池距烟气入口中心线距离3m； 烟气入口中心线距离第一层喷淋层4m；喷淋层间距1.7m；第三层喷淋层距第一级除雾器底层3.5m，吸收区总高度：4+1.7*2+3.5=10.9m；烟气流速2.65m/s，烟气停留时间4s； 除雾器总高度3.5m； 第二级除雾器距塔顶0.4m； 总塔高：13.5+3+10.9+3.5+0.4=31.3m62休息一下！
