第九章气体吸收课件.ppt

1、化工原理任课教师：杨雪峰Prof.Dr.Yang XuefengPrinciples of Chemical Engineering第九章 气 体 吸 收Gas Absorption吸收分离操作：利用混合气体中各组分(component)在液体中溶解度(solubility)差异，使某些易溶组分进入液相形成溶液(solution)，不溶或难溶组分仍留在气相(gas phase)，从而实现混合气体的分离。吸收剂气体yx界面气相主体 液相主体 相界面气相扩散 液相扩散 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。吸收分离操作实例：乙醇胺水溶液吸

2、收二氧化碳气体图9-3 乙醇胺水溶液吸收CO2流程原料气(CO2)吸收塔解吸塔换热器冷却器再沸器CO2冷却器吸收质或溶质(solute)：混合气体中的溶解组分，以A表示。惰性气体(inert gas)或载体：不溶或难溶组分，以B表示。吸收剂(absorbent)：吸收操作中所用的溶剂，以S表示。吸收液(strong liquor)：吸收操作后得到的溶液，主要成分为溶剂S和溶质A。吸收尾气(dilute gas)：吸收后排出的气体，主要成分为惰性气体B和少量的溶质A。解吸或脱吸(desorption)：与吸收相反的过程，即溶质从液相中分离而转移到气相的过程。物理吸收(physical absor

3、ption)：吸收过程溶质与溶剂不发生显著的化学反应，可视为单纯的气体溶解于液相的过程。如用水吸收二氧化碳、用水吸收乙醇或丙醇蒸汽、用洗油吸收芳烃等。化学吸收(chemical absorption)：溶质与溶剂有显著的化学反应发生。如用氢氧化钠或碳酸钠溶液吸收二氧化碳、用稀硫酸吸收氨等过程。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。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

4、吸收过程。等温吸收：体系温度变化不显著的吸收过程。吸收操作的用途：(1)制取产品 用吸收剂吸收气体中某些组分而获得产品。如硫酸吸收SO3制浓硫酸，水吸收甲醛制福尔马林液，碳化氨水吸收CO2制碳酸氢氨等。(2)分离混合气体 吸收剂选择性地吸收气体中某些组分以达到分离目的。如从焦炉气或城市煤气中分离苯，从乙醇催化裂解气中分离丁二烯等。(3)气体净化 一类是原料气的净化，即除去混合气体中的杂质，如合成氨原料气脱H2S、脱CO2等；另一类是尾气处理和废气净化以保护环境，如燃煤锅炉烟气，冶炼废气等脱除SO2，硝酸尾气脱除NO2等。气液两相的接触方式连续接触(也称微分接触)：气、液两相的浓度呈连续变化。如

5、填料塔。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。散装填料塑料鲍尔环填料规整填料 塑料丝网波纹填料 吸收过程的气液相平衡关系 气体在液体中的溶解度 气体吸收涉及到相际传质过程。对单组分物理吸收：相数=2，组分数=3相律 F=-N+2 自由度=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。在温度和压力一定的条件下，平衡时的气、液相组成具有一一对应关系。平衡状态下溶质在气相中的分压称为平衡分压或饱和分压，与之对应的液相浓度称为平衡浓度或气体在液体中的溶解度。平衡问题：物质传递的方向和限度；传质

6、速率问题：传质推动力和阻力。过程快慢的问题。相平衡：相间传质已达到动态平衡，从宏观上观察传质已不再进行。气体在液体中的溶解度溶解度曲线：在一定温度、压力下，平衡时溶质在气相和液相中的浓度的关系曲线。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

7、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 的条件下，1kg 水中溶解的质量仅为 0.014g)。亨利定律（Henrys law）当总压不太高时，一定温度下的稀溶液的溶解度曲线近似为直线，即溶质在液相中的溶解度与其在气相中的分压成正比。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数；E 亨利系数，kPa。Exp*亨利定律 亨利系数的值随物系的特性及温度而异；物系一定，E 值一般随温度的上升而增大；E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度；在同一溶剂中，难溶气体 E 值很大，易溶气

8、体 E 值很小；E 的单位与气相分压的压强单位一致。亨利定律（Henrys law）当气、液相溶质浓度用其它组成表示法表示时，通过浓度换算可得其它形式的亨利定律。常用的形式有 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；kmol/(m3kPa)；mxy*cHp1*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亨利定律（Henrys law）在低浓度气体吸收计算中，通常采

9、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X 呈平衡的气相中溶质的比摩尔分数。当 m 趋近 1 或当 X 很小时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XmmXY)1(1*mXY*相对于气相浓度 y 而言，液相浓度欠饱和(xy*)，溶质 A 由气相向液相转移。气液相际传质过程的方向、限度及推动力 气、液相浓度(y,x)在平衡线上方(P点)：yxoy*=f(x)Pyxy*结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线上方，则体系将发生从气相到液相的传质，即吸收过程。x*释放溶

10、质吸收溶质相对于气相浓度而言实际 液 相 浓 度 过 饱 和(xx*)，故液相有释放溶质 A 的能力。相对于液相浓度 x 而言气 相 浓 度 为 欠 饱 和(yy*)，溶质 A 由液相向气相转移。气、液相浓度(y,x)在平衡线下方(Q点)：yxoy*=f(x)Qyxy*结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线下方，则体系将发生从液相到气相的传质，即解吸过程。x*释放溶质吸收溶质相对于气相浓度而言液相 浓 度 为 平 衡 浓 度(x=x*)，故液相不释放或吸收溶质 A。相对于液相浓度 x 而言气相浓度为平衡浓度(y=y*)，溶质 A 不发生转移。气、液相浓度(y,x)处于平衡线上(R点)：yx

11、oy*=f(x)Ryxy*结论：若系统气、液相浓度(y,x)处于平衡线上，则体系从宏观上讲将不会发生相际间的传质，即系统处于平衡状态。x*对吸收而言：若保持液相浓度 x 不变，气相浓度 y 最低只能降到与之相平衡的浓度 y*，即 ymin=y*；若保持气相浓度 y 不变，则液相浓度 x 最高也只能升高到与气相浓度 y 相平衡的浓度 x*，即 xmax=x*。yxoy*=f(x)Pyxy*x*yxoy*=f(x)Qyxy*x*对解吸而言：若保持液相浓度 x 不变，气相浓度 y 最高只能升到与之相平衡的浓度 y*，即 ymax=y*；若保持气相浓度 y 不变，则液相浓度 x 最高也只能降到与气相浓

12、度 y 相平衡的浓度 x*，即 xmin=x*。传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。(x*-x)：以液相摩尔分数差表示的传质推动力。对吸收过程：(y-y*)：以气相摩尔分数差表示的传质推动力；未达平衡的两相接触会发生相际间传质(吸收或解吸)，离平衡浓度越远，过程传质推动力越大，传质过程进行越快。方法：用气相或液相浓度远离平衡的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）吸收传质理论 吸收过程是溶质由气相向液相转移的相际传质过程，可分为三个步骤：气相主体 液相主体 相界面溶解气相扩散 液相扩散(1)溶质由气相主体扩散至两相界面气相侧(气相内

13、传质)；(2)溶质在界面上溶解(通过界面的传质)；(3)溶质由相界面液相侧扩散至液相主体(液相内传质)。由W.K.Lewis 和 W.G.Whitman 在上世纪二十年代提出，是最早出现的传质理论。双膜理论的基本论点是：(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很薄（等效厚度分别为 1 和 2）的流体膜层。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。气相主体 液相主体 相界面pi=ci/Hp 12pi ci c

14、 气膜液膜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 界面两侧气液相等效膜层厚度，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散过程。按双膜理论，传质系数与扩散系数成正比，这与实验所得的关联式地结果相差较大；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

15、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。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。赫格比（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。溶质通过分子扩散由表面不断地向主体渗透，每一瞬

16、时均有不同的瞬时浓度分布和与之对应的界面瞬时扩散速率（与界面上的浓度梯度成正比）。流体表面暴露的时间越长，膜内浓度分布曲线就越平缓，界面上溶质扩散速率随之下降。界面cAicA0距相界面的距离液相浓度cA 增加 直到时间为c 时，膜内流体与主流发生一次完全混合而使浓度重新均匀后发生下一轮的表面暴露和膜内扩散。c 称为汽、液接触时间或溶质渗透时间，是溶质渗透理论的模型参数，气、液界面上的传质速率应是该时段内的平均值。由该理论解析求得液相传质系数 cABcDk2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。丹克瓦茨（Dan

17、ckwerts）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。处于表面的流体单元随时都有可能被更新，无论其在表面停留时间（龄期）的长短，被更新的机率相等。引入一个模型参数 S 来表达任何龄期的流体表面单元在单位时间内被更新的机率（更新频率）。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 ABcSDk 该理论得出的传质系数正比于扩散系数 DAB 的 0.5 次方；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

18、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。气体吸收因过程的复杂性，传质速率(吸收速率)一般难以理论求解，但遵循现象方程所描述的物理量传递的共性规律。igAppkN 气相(气膜)传质速率方程对于稳定吸收过程，可根据双膜理论建立相际传质速率方程(总传质速率方程)。类似于间壁式对流传热速率方程。由于混合物的组成可用多种方式表示，对应于每一种表达法都有与之相应的传质速率方程。液相(液膜)传质速率方程cckNicAigAppkNiyAyykNiYAYYkNkg 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

19、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 不同形式的传质速率方程物理意义一样，都代表单位时间内通过单位界面面积传递的溶质 A 的量；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；注意：不同单位的传质系数数值不同，但可根据组成表示法的相互关系进行换算。例：当气相总压不很高时，根据 p=Py，有 对 y 值较小的低浓度吸收：)()()(iyigi

20、gAyykyyPkppkNgyPkk)1)(1(iyYYYkkYykk gYPkk 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

21、式中 cm 为液相的总摩尔浓度。cmxkck)1)(1(ixXXXkkxXkkcmXkck液相浓度很低时：在气、液两相内传质速率的计算中，推动力项中含有溶质在相界面的浓度 yi 和 xi，可用计算方法或作图法得出。计算法：对稳定的吸收过程，气、液两相内传质速率应相等。若两相浓度均以摩尔分数表示，有 当 kx 和 ky 为定值时，在直角坐标系中 yixi 关系是一条过定点（x,y）而斜率为-kx/ky 的直线。)()(xxkyykNixiyAyxiikkxxyy根据双膜理论，界面处 yixi 应满足相平衡关系：若已知相平衡关系式气、液相传质系数 ky、kx，将上两式联立就可求得当气、液相主体摩尔

22、分数为 y、x 时所对应的界面处气、液相摩尔分数 yi、xi。ieixfy 作图法：yxoy*=f(x)斜率=-kx/kyyxy*x*xiyiA气相液相相界面yi xi yi=fe(xi)yxiyxixxkkyy ieixfy yi、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。传递过程的阻力具有加和性。若以双膜理论为依据，则吸收过程的传质总阻力是气相传质阻力与液相传质阻力之和(相界面无阻力)。总传质速率为总传质推动力(y-y*)与总的传质阻力(1/Ky)之比。相平衡关系为直线 对稀溶液，物系的相平衡关系服从亨利定律 y*=mx。*yykmN

23、ixAiyAyykNxyxyiiAkmkyykmkyyyyN11*xyykmkK11*1yyKKyyNyyA气相：液相：相际：比较可得：以气相为基准的总传质速率方程*yyKNyAKy 是以(y-y*)为推动力的总传质系数，单位为 kmol/(sm2)，其倒数为气、液两相传质总阻力。总传质系数 Ky（相际传质系数）与相内传质系数 kx、ky 的关系式，实质表达了总传质阻力 1/Ky 等于气相传质阻力 1/ky 与液相传质阻力 m/kx 之和。因为总阻力 1/Ky 以气相为基准，所以液相阻力 1/kx 需乘以换算系数 m。(yi-y*)项是与液相传质推动力(xi-x)相对应的，可以看作是以气相浓度

24、差的形式等价表示的液相传质推动力。气、液传质总推动力为两相的相内传质推动力之和。xyykmkK11iyAxxmkN*xxkNixAyxAmkkxxN11*yxxmkkK111xxKKxxNxxA*1如将 yi=mxi 和 y=mx*代入式 ，可得 iyAyykN气相：液相：相际：比较可得：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/(m2s)。1/Kx代表了以液相为基准的吸收传质过程的总传质阻力，是以液相为基准的气、液两相相内传质阻力之和。对易溶气体，平衡常数 m 值小，平衡线很平，这时：传质阻力主要集中在气相，此类传质过程称为气相阻力控制过程，或称

25、气膜控制过程。yyyyxykKkKkmk111采用总传质速率方程进行计算可避开难以确定的相界面组成 xi 和 yi。这与通过间壁对流传热问题中用总传热速率方程可避开固体壁面两侧温度是相似的。总传质阻力取决于气、液两相的传质阻力。但对一些吸收过程，气、液两相传质阻力在总传质阻力中所占的比例相差甚远，可对问题进行简化处理。对难溶气体，平衡常数 m 值大，平衡线很陡，这时：xxxxyxkKkKmkk1111传质阻力主要集中在液相，此类过程称为液相阻力控制过程，或液膜控制过程。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

26、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。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*11XXKKKcKxXLmx

27、mKKmkkxyxyMKKMkkXYXYcgcgHKKHkk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 mGxxmyyxxyymiLiiiL*,GiiiiGmyyxxxxyym*,由图可得：yxoy*=f(x)斜率=-kx/kyyxy*x*xiyiAPQRmLmG以气相为基准时，由图可知 根据总传质速率方程式以及气、液相内传质速率方程式，由上式可得 同理，以液相为基准时有代入相关传质速率方程可得)()(*yyyyyyii)()(*xxmyyyyiLixLyykmkK11)()(*xxxxxxii)(*xxmyyxxiGiyGxxkmkK111平衡线为曲线时，总

28、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。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（校核型）计算两大类。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。吸收塔的设计型计算是按给定的生产任务及条件（已知待分离气体的处理量与组成，以及要达到的分

29、离要求），设计出能完成此分离任务所需的吸收塔。设计计算的主要内容与步骤 计算依据：物系的相平衡关系和传质速率(1)吸收剂的选择及用量的计算；(2)设备类型的选择；(3)塔径计算；(4)填料层高度或塔板数的计算；(5)确定塔的高度；(6)塔的流体力学计算及校核；(7)塔的附件设计。本教材以吸收为例说明填料塔填料层高度的计算方法，以精馏为例说明板式塔塔板数的计算方法。但在吸收和精馏操作中，填料塔和板式塔均为最常用的塔型。以逆流操作的填料塔为例：对稳定吸收过程，单位时间内气相在塔内被吸收的溶质 A 的量必须等于液相吸收的量。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

30、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。目的：计算给定吸收任务下所需的吸收剂用量 L 或吸收剂出口浓度 X1。1221LXVYLXVYV,Y2V,Y1L,X1L,X2V,YL,X 若 GA 为吸收塔的传质负荷，即气体通过填料塔时，单位时间内溶质被吸收剂吸收的量 kmol/s，则 进塔气量 V 和组成 Y1 是吸收任务规定的，进塔吸收剂温度和组成 X2 一般由工艺条件所确定，出塔气体组成 Y2 则由任务给定的吸收率 求出)()(2121XXLYYVGA)1(12YYV,Y2V,Y1L,X1L,X

31、2V,YL,X在填料塔内，对气体流量与液体流量一定的稳定的吸收操作，气、液组成沿塔高连续变化；在塔的任一截面接触的气、液两相组成是相互制约的；全塔物料衡算式就代表L、V一定，塔内具有最高气、液浓度的截面“1”（浓端），或具有最低气、液浓度的截面“2”（稀端）的气、液浓度关系。22XVLYXVLY11XVLYXVLYLXVYLXVY11同理，若在任一截面与塔顶端面间作溶质A的物料衡算，有 V,Y2V,Y1L,X1L,X2V,YL,X上两式均称为吸收操作线方程，代表逆流操作时塔内任一截面上的气、液两相组成 Y 和 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与塔的塔底端面之

32、间的填料层为物料衡算的控制体，则所得溶质 A 的物料衡算式为 V,Y2V,Y1L,X1L,X2V,YL,X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

33、示了吸收过程推动力沿塔高的变化规律。Y-Y*X*-X并流操作线方程V,Y1V,Y2L,X2L,X1V,YL,X对气、液两相并流操作的吸收塔，取塔内填料层任一截面与塔顶（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）。11XVLYXVLYYXoY*=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

34、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。选择良好的吸收剂对吸收过程至关重要。但受多种因素制约，工业吸收过程吸收剂的选择范围也是很有限的，一般视具体情况按下列原则选择。(1)对溶质有较大的溶解度。溶解度，溶剂用量，溶剂再生费用；溶解度，对一定的液气比，吸收推动力，吸收传质速率，完成一定的传质任务所需设备尺寸；(2)良好的选择性，即对待吸收组分的溶解度大，其余组分溶解度度

35、小；(3)稳定不易挥发，以减少溶剂损失；(4)粘度低，有利于气液接触与分散，提高吸收速率；(5)无毒、腐蚀性小、不易燃、价廉等。吸收剂用量 L 或液气比 L/V 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是一个很重要的参数。吸收塔的设计计算中，气体处理量 V，以及进、出塔组成 Y1、Y2 由设计任务给定，吸收剂入塔组成 X2 则是由工艺条件决定或设计人员选定。2211XYYLVX可知吸收剂出塔浓度 X1 与吸收剂用量 L 是相互制约的。由全塔物料衡算式 选取的 L/V，操作线斜率 ，操作线与平衡线的距离 ，塔内传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高；L/V，吸收剂用量，吸收剂出塔浓度 X1 ，循环和再

36、生费用；若L/V ，吸收剂出塔浓度 X1 ，塔内传质推动力，完成相同任务所需塔高，设备费用。不同液气比 L/V 下的操作线图直观反映了这一关系。YXoY*=f(X)AY1X1X2Y2BL/VY-Y*AX1(L/V)X1,max(L/V)minC最小液气比(L/V)min要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷量 GA=V(Y1-Y2)，L/V 的减小是有限的。当 L/V 下降到某一值时，操作线将与平衡线相交或者相切，此时对应的 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。随 L/V 的减小，操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的形状。YXoY

37、*=f(X)Y1X2Y2BX1,max=X1*(L/V)minCYXoY*=f(X)Y1X2Y2BX1*(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,maxX1*。2max,121minXXYYVL2max,121minXXYYVL最小液气比的计算式：在最小液气比下操作时，在塔的某截面上（塔底或塔内）气、液两相达平衡，传质推动力为零，完成规定传质任务所需的塔高为无穷大。对一定高度的塔而言，在最小液气比下操作则不能达到分离要求。实际液气比应在大于最小液气比的基础上，兼顾设备费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。根据生产

38、实践经验，一般取 min0.21.1VLVL注意：以上由最小液气比确定吸收剂用量是以热力学平衡为出发点的。从两相流体力学角度出发，还必须使填料表面能被液体充分润湿以保证两相均匀分散并有足够的传质面积，因此所取吸收剂用量 L 值还应不小于所选填料的最低润湿率，即单位塔截面上、单位时间内的液体流量不得小于某一最低允许值。在填料塔内，气、液两相传质面积由填充的填料表面提供。传质面积：若塔的截面积为（m2），填料层高度为 Z（m），单位体积的填料所提供的表面积为 a（m2/m3），则该塔所能提供的传质面积 F（m2）为 a 为填料的有效比表面积，是填料的一个重要特性数据，填料及填料填充方式一定即为定值

39、。塔截面积或塔径：主要由与填料的流体力学特性相关的空塔气速决定。塔截面积确定后，求传质面积就转化为求所需的填料层高度。完成一定吸收任务所需的传质面积，不仅与传质量和分离程度等由任务规定的指标有关，还与塔内气液两相流动状况、相平衡关系、填料类型以及填充方式等影响相际传质速率的诸多因素紧密相关。物料衡算方程和传质速率方程是计算填料层高度的基本方程。ZaF此传质量也就是在 dZ 段内溶质 A 由气相转入液相的量。因此 ZaNFNAAdd若 dZ 微元段内传质速率为NA，填料提供的传质面积为 dF=adZ，则通过传质面积 dF 溶质 A 的传递量为 XLYVGAddd对填料层中高度为 dZ 的微分段作

40、物料衡算可得溶质 A 在单位时间内由气相转入液相的量 dGA 填料塔内气、液组成 Y、X 和传质推动力Y（或X）均随塔高变化，故塔内各截面上的吸收速率也不相同。ZaNYVGAAdddZaNXLGAAdddV,Y2V,Y1L,X1L,X2YXZY+dYdZX+dX将以比摩尔分数表示的总的传质速率方程代入，则有 对上两式沿塔高积分得 在上述推导中，用相内传质速率方程替代总的传质速率方程可得形式完全相同的填料层高度 Z 的计算式。若采用 NA=kY(Y-Yi)和 NA=kX(Xi-X)可得：ZaYYKYVYdd*ZaXXKXLXdd*d12YYYaKVZYYYXXXaKLZXXX*d1212dYYi

41、YYYYakVZ12dXXiXXXXakLZ用其它组成表示法的传质速率方程，可推得以相应相组成表示的填料层高度 Z 的计算式。特点：低浓度气体吸收（y1(L/V)I吸收剂 L 增大，除受液泛条件限制外，还要考虑吸收剂再生设备的能力。如果吸收剂用量增大过多，使再生不良或冷却不够，吸收剂进塔浓度 X2 和温度 t2 都可能升高，这两者都会造成传质推动力下降，冲抵了吸收剂用量增大的作用。降低吸收剂入塔浓度，若 Y1 和 L/V 不变，操作线向上平移，传质推动力增大。当吸收剂入塔浓度由 X2 降至 X2 时，液相出塔浓度将由 X1 降至 X1，气体出塔浓度降至 Y2，分离程度增大。降低吸收剂入塔温度

42、t2，改变了物系的平衡关系，气体溶解度增大，平衡线下移，传质推动力也增大。当气、液进塔浓度 Y1、X2 以及液气比不变时，气体出塔浓度 Y2 降低，分离程度增加。YXoY*=f(X)IIY1X1X2Y2IX!Y2(L/V)II=(L/V)IX2气、液出塔的实际浓度和可由全塔物料衡算式和传质单元数计算式联解求得。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。1212XXX例如对吸收剂再循环流程，设吸收剂再循环量与新鲜吸收剂加入量 L 的比值为，两股吸收剂混合后浓度为，由吸收剂混合前后的物料衡算可得 V,Y1V,Y2L,X1L,X2L

43、,X1L,X2若 增加，吸收剂入塔浓度增大，传质推动力下降，塔的吸收能力要下降。但对于有显著的热效应的吸收过程，大量的吸收剂再循环可减小吸收剂在塔内的温升，因而平衡线可以下移，传质推动力增大，有利于吸收。YXoY*=f(X)IY1X1X2Y2X2II 使溶解于液相中的气体释放出来的操作称为解吸(desorption)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(如减压、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(st

44、ripping)；解吸操作过程和设备的计算方法及气液传质理论和吸收过程相同，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和填料层高度计算式两个方面给予讨论。解吸塔的最小气液比 因待解吸的液相相对于气相而言是过饱和的，即 XX*，所以解吸操作线位于平衡线下方。对逆流解吸塔，其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，气体用量 V 与气体出塔浓度 Y1 直接相关。YXoY*=f(X)Y1X2Y2BX1(L/V)maxAYXoY*=f(X)Y1X2Y2

45、B(L/V)maxCX1Y1*CA解吸塔的最小气液比 当解吸用气量 V 减小时，气体出塔浓度 Y1 增大，操作线的 A 点向平衡线靠拢，传质推动力下降。当操作线与平衡线相交或相切时，解吸操作线斜率（液气比）最大，即气液比最小，这是达到一定解吸程度气液比操作的最低极限值。对操作线与平衡线相交的情况，塔顶处两相传质平衡，有 2*121minYYXXLV对操作线与平衡线相切（平衡线呈上凹形状），最小气液比由过 B 点所作的操作线与平衡线的切线斜率确定。实际气液比应大于最小气液比。填料层高度计算式 可采用与吸收塔相同的方法，但需注意式中涉及到的推动力(浓度差)的前后项要调换。用传质单元高度与传质单元数

46、计算填料层高度 Z，传质单元高度的计算方法不变，但传质单元数定义中有传质推动力项，应加以注意。若平衡关系为Y*=MX：*22*11*ln1112XXXXAXXdXNXXOLmOLXXXN21*22*11*22*11lnXXXXXXXXXmAXXXXAANOL*22*211ln11式中 A=L/(MV)为吸收因子。过程速率是决定单元设备大小的关键因素。填料层高度计算式中的传质系数(ky，KY 等)体现了与吸收速率的正比关系，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

47、于影响因素十分复杂，传质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。cKKcNA1对气、液传质过程，可将各传质速率表达式概括为 传质系数的实验测定 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，测量稳定操作时进、出塔气、液流量和测量段 Z 两端气、液浓度，由物

48、料衡算及平衡关系可得出GA 和Ym，进而得出 KY 或 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。传质系数的经验公式 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25mm的环形填料。25.07.041081.9WGak

49、g82.0Wakc用水吸收 SO2 属中等溶解度的气体吸收。计算气、液相体积传质系数的经验公式分别为 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 39.09.041007.6WGakg式中：kga 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

50、.0143传质系数的经验公式 U 液相喷淋密度，m3/(m2h)。单位时间喷淋在单位塔截面上的液相体积，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。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。传质系数的准数关联式 根据传递现象动力学相似基本原则推导出来并通过实验确定模型参数的准数方程有更宽的适用范围。常用