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1、第五章 吸收,Gas Absorption,第五章 吸收,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,本章要点：,第一节 概述,一、吸收操作的应用 1.吸收：利用气体在液体中溶解度的差异来分离气体混合物的传质过程。(1)溶剂或吸收剂S：吸收所用液体(2)溶质或吸收质A：能溶解的气体组分(3)惰性气体或载体B：不能溶解的气体组分（4）吸收液：所得的溶液；排出的气体称为尾气。2.解吸：使溶质从溶液中逸出的传质过程，该过程既可使溶剂再生，又可使溶质回收。3、应用 a回收混合气体中的有用物质，用硫酸吸收焦炉气中的氨。b除去有害成分以净化气体，用
2、水或乙醇胺吸收合成氨原料气中的CO2。c制取液体产品，用H2O吸收SO3制取H2SO4。d.除去工业放空尾气中的有害组分。如除去尾气中的H2S、SO2,a.根据溶质与溶剂是否反应：物理吸收和化学吸收b.根据热效应：非等温吸收和等温吸收c.根据被吸收溶质的数目：单组分吸收和多组分吸收d.根据操作压力：常压吸收和加压吸收e.根据溶质的浓度不同：低浓度吸收和高浓度吸收,本章主要研究：常压、等温、填料塔中单组分、低浓度物理吸收,4、吸收操作分类,二、吸收(传质)设备,填料塔,板式塔,降液管,填料层,气体,液体,气体,液体,塔板,气体,液体,气体,液体,三、吸收剂的选用,（1）溶解度 溶解度要大，即在一
3、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 吸收剂对混合气体中的溶质要有良好的吸收能力，而对其它组分应不吸收或吸收甚微。（3）操作温度下吸收剂的蒸气压要低，因为离开吸收设备的气体往往被吸收剂所饱和，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）粘性吸收剂粘度要低，流体输送功耗小。（5）化学稳定性吸收剂化学稳定性好可避免因吸收过程中条件变化而引起吸收剂变质。（6）腐蚀性 吸收剂腐蚀性应尽可能小，以减少设备费和维修费。（7）其它 所选用吸收剂应尽可能满足价廉、易得、易再生、无毒、无害、不易燃烧、不易
4、爆等要求。,用洗油吸收苯系物质的吸收与解吸流程,煤气脱苯吸收操作流程,烟道气二氧化碳的气体 吸收工艺流程示意图,解吸气,废气,稀溶液,冷却水进,预热后的饱和溶液,净化CO2,烟道气,6,5,3,4,1,2,1-吸收塔 2-泵 3-换热器 4-冷却器 5-解吸塔 6-冷凝器,从合成氨原料气中回收CO2的流程,四、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
5、 tower与填料塔packed tower3、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。,第二节 气液相平衡(Gas Liquid Equilibrium),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）,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
6、中转移。经过足够长的时间,气、液相浓度不在改变,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,称为相平衡。达到平衡时,气相中溶质的压力称当时条件下的平衡分压或饱和分压pA,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平衡溶解度，简称溶解度。,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。1、平衡分压与溶解度的关系溶解度曲线：1、2、3,溶解度曲线,横标：气相分压；纵标：溶解度；参数：温度（总压不太高时）。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2、不同气体在同一吸收剂中的溶解度不同溶质：溶解度一定时，易溶气体溶
7、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,二、亨利定律（Henry law）适用稀溶液,H，E，越易溶。E=f(T),p，H，E，有利于吸收T，H，E H=f(T)：一般 p 的影响可忽略E=f(T,c):E=c/Hm=f(T,p,c):m=E/p=c/(H p),摩尔比表示相平衡关系,若 m=1或稀溶液，XA很小，则,亨利定律各系数间的关系,1、m与E的关系m=E/p2、H与E的关系H=c/E Hrs/(EMs)3、E、H、M三者的关系,三、相平衡关系在吸收过程中的应用,1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
8、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,2、确定传质过程极限 y-y*0为吸收过程，x，当x x*时，达到最大,3.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。,【例5-1】,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，
9、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。,解：(1)查表5-1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。,例题,(2)查表5-1，得SO2在101.33kPa、0时亨利系数E=0.167104kPa，则：,（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=23.940
10、.01=0.24y=0.3故SO2必然从气相转移到液相，进行吸收过程。以液相摩尔分数表示的吸收推动力为:x=x*x=0.01250.01=0.0025以气相摩尔分数表示的吸收推动力为:y=y y*=0.30.24=0.06,Problems 1,P252:Exercises No.5-3，No.5-4,Thank You!,第三节 吸收过程的传质速率,对于任何过程都需要解决两个基本问题：一是过程的极限，吸收过程的极限取决于吸收的相平衡关系，另一是过程的速率。,吸收过程涉及两相间的物质传递，它包括三个步骤：一、溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递。二、溶质在界面上的溶解，由气相转入液
11、相，即界面上发生的溶解过程。三、溶质自界面被传递至液体主体，即液相内的物质传递。气液两相界面与气相或液相之间的传质称为对流传质。,对流传质中同时存在分子扩散与涡流扩散。,分子扩散：依靠分子的无规则热运动传递物质，主要发生在静止或层流流体中。,涡流扩散：依靠流体质点的湍动和旋涡而传递物质，主要发生在湍流流体中。,物质在单相中的扩散(传质基本方式),分子扩散：在一相内部存在浓度差或浓度梯度的情况下，由于分子的无规则运动而导致的物质传递现象。分子扩散是物质分子微观运动的结果。,扩散速率（通量）：单位时间内单位面积上扩散传递的物质量，其单位为kmol/(m2s)。,一、分子扩散与菲克定律1 分子扩散,
12、非稳态分子扩散过程。工业生产中，一般为稳态过程，下面讨论稳态条件下双组分物系的分子扩散，稳态扩散条件下，各处浓度不随时间发生变化。,式中 JA物质A在z方向上的分子扩散通量(扩散速率)，kmol/(m2s)dCA/dz物质A的浓度梯度，kmol/m4 DAB物质A在介质B中的分子扩散系数，m2/s 负号表示扩散是沿着物质A浓度降低的方向进行的，与浓度梯度方向相反。,当物质A在介质B中发生扩散时，任一点处物质A的扩散速率与该位置上A的浓度梯度成正比，即：,2 菲克（Fick）定律,适用条件：双组分混合物，经验定律该定律在形式上与牛顿黏性定律、傅立叶热传导定律相似。对于理想气体混合物，组分A的浓度
13、cA与其分压力pA的关系为：,1、双组分等摩尔相互扩算，或称等摩尔逆向扩散2、单方向扩散，或称组分A通过静止组分B的扩散,假定：pA1 pA2 pB1 pB2 pA1+pB1=pA2+pB2=P,在总压和温度相同的情况下，联通管内任一截面上单位时间单位面积上向右传递的A的物质量与向左传递的B的物质量必定相等，此现象称为等摩尔逆向扩散（等分子反向扩散）。,二、等摩尔逆向扩散,对于等分子反向扩散 JA=-JB(1),组分A的传递速率为：,注意：在上述条件下，扩散为稳定过程，JA为常数；pAz呈线性关系。,组分B的传递速率为：,P=PA+PB=常数,在气体吸收中溶质A溶解于溶剂中，惰性气体B不溶解于
14、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；整体移动：,2 单向扩散,物料系统内的分子扩散是由物质浓度（或分压）差而引起的分子微观运动；,整体移动是因系统内流体主体与相界面处存在总压差引起的流体宏观流动，起因于分子扩散。,整体移动是一种分子扩散的伴生现象。,3 分子扩散和总体移动的关系,等分子反向扩散,单向扩散的传质通量,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/pBm1，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。,对于气体
15、混合物,此式也适用于液相,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，浓度的影响不可以忽略，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。,四、分子扩散系数,五、单相内的对流传质对流传质：指流体与某一界面之间的传质1、涡流扩散：当流体流动或搅拌时，由于流体质点的宏观随机运动，使组分从高浓度处向浓度低处移动依靠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
16、通量为,式中 D分子扩散系数，m2/s；DE涡流扩散系数，m2/s；dCA/dZ沿z方向的浓度梯度，kmol/m4；J总扩散通量kmol/(m2s),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。,以湿壁塔的吸收为例：吸收剂沿壁面呈膜状自上而下流动，混合气体自下而上流过液体
17、表面。考察稳定操作状况下吸收塔设备任一截面m-n处相界面的气相一侧溶质A浓度分布情况。,整个有效滞流层的传质推动力为气相主体与相界面处的分压之差，即全部传质阻力都包含在有效滞流膜层内。,流体主体与相界面之间存在三个流动区域，即湍流主体、过度层和滞流层。,单相内对流传质的有效膜模型（与对流传热的有效膜模型类似。）,0 ZG ZG,距离z,pAG,G,pi,气相分压 p,气相有效膜层厚度,滞流内层厚度,G,过渡层 同时存在分子扩散和涡流扩散，分压梯度逐渐变小，曲线逐渐平缓。,滞流层 溶质的传递主要依靠分子扩散作用，由于D值较小，在该区域内分压梯度较大，曲线陡峭。,湍流主体 主要依靠涡流扩散，大量旋
18、涡引起的混合作用使得气相主体内溶质的分压趋于一致，分压线为直线。,流动区域,3、气相传质速率方程式,kG-气膜传质系数，或称为气相传质系数。,4、液相传质速率方程式,NA-液相对流传质速率,kL-液膜传质系数，或称为液相传质系数，kmol/(m2skmol/m3)或m/sci-cA-溶质A在界面与液相主体间的浓度差,表一传热方式与传质方式的对比,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
19、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。,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,对过程的理解不同从而导出不同的模型,（1）双膜理论（惠特曼 Whitman，1923年）（a气液两相间存在稳定的相界面，界面两侧各有一层有效膜，溶质以分子扩散的传质方式由气相主体进入液相主体。b在相界面处，气液两相达到平衡。c在气液两相主体中，溶质浓度均匀。）
20、（2）溶质渗透理论（希格比 Higbie，1935年）（液面由无数微元流体组成，液面上的每个微元都在与气相接触某一相同时间后进入液相主体。）（3）表面更新理论（丹克沃茨 Danckwerts,1951年）（液面由无数微元流体组成，但液面上每个微元与气相接触的时间不同，服从某个分布函数，各种年龄的微元被置换下去的机率相等（与年龄无关），而与该年龄的微元数成正比。虽然溶质渗透理论和表面更新理论比双膜理论更接近实验结果，但还不能用于设计计算，所以吸 收设备的设计仍以双膜理论为基础。）,气相与液相传质速率方程,气相传质速率方程,NA-传质速率，kmol/(m2s)pA,pi-溶质在气相主体处的分压、在
21、界面处的分压；kG-以分压差为推动力的气膜传质系数，kmol/(m2sPa)y,yi-溶质在气相主体处的摩尔分数、在界面处的摩尔分数ky-以摩尔分数差为推动力的气膜传质系数，kmol/(m2s）Y,Yi-溶质在气相主体处的摩尔比、在界面处的摩尔比kY-以摩尔比差为推动力的气膜传质系数，kmol/(m2s）,液相传质速率方程,NA-传质速率，kmol/(m2s)CA,Ci-溶质在界面处与液相主体处的浓度，kmol/m3；kL-以浓度差为推动力的液膜传质系数，kmol/(m2s)x,xi-溶质在液相主体处的摩尔分数、在界面处的摩尔分数kx-以摩尔分数差为推动力的液膜传质系数，kmol/(m2s）X
22、,Xi-溶质在液相主体处的摩尔比、在界面处的摩尔比kX-以摩尔比差为推动力的液膜传质系数，kmol/(m2s）,气液两相界面的溶质组成,已知Y、X及kX/kY，由上式及平衡关系Yi=mXi联立求解可得Yi、Xi,可以用作图法可求出界面浓度P221,1、以(Y-Y*)为推动力表示的总传质速率方程气液相平衡符合亨利定律，则有,七、总传质速率方程,代入,2、同理得以（X*-X)为推动力的总传质速率方程式,图解,返回,3、气膜控制与掖膜控制(1)当溶质的溶解度很大，及其相平衡常数m很小时，知，液膜传质阻力m/kX比气膜传质阻力1/kY小很多，则上式可简化为：KYkY，此时传质阻力主要集中在气膜中,这种
23、吸收称为气膜阻力控制或气膜控制。例如:用水吸收氨,氯化氢气体注意：1.气膜控制时，液相界面组成Xi X,气膜推动力（Y-Yi)(Y-Y*),P2232.相平衡常数m很小时，平衡线斜率很小，此时，较小的气相组成与较大的液相组成X*相平衡3.气膜空置时，要提高总传质系数，应加大气相湍动程度,(1)当溶质的溶解度很小，及其相平衡常数m很大时，知，气膜传质阻力m/kY比液膜传质阻力1/kX小很多，则上式可简化为：KXkX，此时传质阻力主要集中在液膜中,这种吸收称为液膜阻力控制或液膜控制。例:用水吸收氧气或氢气（3)中等溶解度的溶质P224(4)气体在水中溶解度的难易程度区分,表二 速率方程的对比,表三
24、 强化过程的对比,Problems 2,P253:Exercises No.5-8 and No.5-9,Thank You!,第四节 填料吸收塔的计算,吸收塔的计算内容：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,一、填料塔的结构及填料的特性,1、塔体,金属或陶瓷塔体一般均为圆柱体 大型耐酸石或耐酸砖则以砌成方形或多角形为便,(一)填料塔结构,填料的作用：液相分散造型的支撑体，为气、液两相提供充分的接触面，并为强化其湍动程度创造条件，以利于传质。,对于填料的要求：,1、比表面积大，
25、即单位体积的填料所具有的表面积大。2、比重小，减轻塔和基座负荷。3、机械强度好，不易破碎。4、耐腐蚀性好。5、价格低廉，容易制得。,常用填料：拉西环（又分金属、陶瓷等）、鲍尔环、杯形和 鞍形填料、波纹板、栅板等。,2 填料,4、填料类型 散装（乱堆）填料和规整填料,2、选择填料的原则 比表面积大、空隙率大、润湿性能好、单位体积填料的重量轻、造价低、机械强度高。,3、填料的材质 陶瓷 金属 塑料,填料的种类：1、实体填料,2、网状填料,规整填料,1、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,二、吸收塔的物料衡算和操作线方
26、程,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。,（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XY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，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,（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，YY*或X*X，故解吸操作线在平衡线的下方。,(4)在
27、图上找到塔顶和塔底的气相或液相推动力 气相推动力-操作线与平衡线的垂直距离 液相推动力-操作线与平衡线的水平距离,操作线的斜率L/G称为“液气比”，是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值。它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小。,三、吸收剂的用量与最小液气比,分离要求的表示有：,目的是除去有害的物质，一般规定Y2（残余浓度）目的是回收有用物质，一般规定溶质的回收率,已知量：混合气体中的惰性气体量G，进料气体组成Y1,吸收剂进料组成X2及分离要求带求量：吸收剂用量,如左图所示，在G、Y1、Y2及X2已知的情况下，吸收操作线的一个端点T已固定，另一个端点B则在Y=Y1上移动，点B的横坐标由操作线的斜率L/G
28、决定。,1、最小液气比,Y1Y2,在G值确定的情况下，若减少吸收剂用量L，则操作线斜率L/G变小，B点沿水平线Y=Y1向右移动使得X1增加（即出吸收塔的吸收液浓度增加），吸收推动力下降，达到B点时，X1=X*，即塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态，吸收的推动力为零。此种状况下，吸收操作线BT的斜率称为最小液气比，以(L/G)min。相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用Lmin表示。,2、最小液气比：最小液气比是针对一定的分离任务、操作条件和吸收物系，当塔内某截面吸收推动力为零时，达到分离程度所需塔高为无穷大时的液气比,以(L/G)min表示,3、吸收剂用量对操作的分析,L大-L/G大
29、-操作线左移，远离平衡线，（x1*-x1)过程推动力增大，但操作费用增加L小-L/G小-操作线右移，靠近平衡线，过程推动力减小，但设备费用增大。适宜液气比L/G=（1.12）(L/G)min,(1)平衡线为凹形,根据水平线Y=Y1与平衡线的交点B 的横坐标X*1求出。,4 图解法求最小液气比,(2)平衡线为凸形,步骤：过点T作平衡线的切线，找出水平线Y=Y1与切线的交点B，读出B的横坐标X1，再按下式计算。,(3)若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，可用Y*=mX表示，可直接用下式计算出最小液气比，即,【例】在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的SO2。气体处理量为1.20m3（标
30、准）s-1，进塔气体中含SO2 8%（体积百分数），要求SO2的吸收率为85%，在该吸收操作条件下的相平衡关系Y=26.7X，用水量为最小用量的1.5倍。试求：（1）用水量为多少？（2）若吸收率提高至90%，用水量又为多少？,解：惰性气体量为,例题,（1）当吸收率为85%时,实际液气比,最小液气比,Y2=Y1（1-）=0.087(1-0.85)=0.0131X*1=Y1/26.7=0.087/26.7=3.258 10-3X2=0（清水）,L=34.02G=34.02 49.29=1677mols-1=0.03m3 s-1,L/G=1.5(L/G)min=1.5 22.68=34.02,实际用
31、水量,（2）若吸收率提高至90%，出塔气体浓度为Y2，则最小液气比,实际液气比,L=36.05G=36.05 49.29=1777mols-1=0.032m3 s-1,从计算结果可知，在其他条件相同时，吸收率提高，最小液气比增大，所需的吸收剂用量也增大。,(L/G)=1.5(L/G)min=1.5 24.03=36.05,实际用水量,改变一：在操作条件20、1atm下，若混合气体的处理量为1.2m3/s，其它条件不变，则用水量为多少？解：关键是G计算改变,由于其它条件不变，则其它参数不变,改变二：在操作条件20、1atm下，若混合气体的处理量为1000kg/s（其余为空气），其它条件不变，则用
32、水量又为多少？解：关键是G计算改变,由于其它条件不变，则其它参数不变,四、填料层高度的计算,填料层高度的确定原则-达到指定的分离要求为依据,影响分离要求的因素：,1、两流体的流向-逆流的平均推动力大于并流,逆流缺点：逆流操作时液体的下流受到上升气体的作用力，这种曳力过大时会妨碍液体的顺利下流，因而限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率。为使过程具有最大的推动力，一般吸收操作总是采用逆流。,(1)x2的选择在Y1、Y2、L、G一定下，x2过高(YY*)Hx2过低(YY*)H 但再生设备和再生费用。因此，吸收剂进口溶质浓度x2的选择是一个经济上的优化问题，需要多方案的计算和比较方能确定。,(2)允
33、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 x2x*2（上限）,因此x2在技术上存在一个上限，在经济上存在一个最适宜的浓度。,2、吸收剂进口含量及其最高允许含量-吸收剂进口溶质含量增加，过程推动力减小，所需填料层高度增加。,3、吸收剂用量吸收剂用量的选择与最小液气比L/G愈大，则 推动力愈大，反之亦然；L/G的选择同样是一个经济上的优化问题。LL/G(yy*)H（设备费用）反之LL/G(yy*)H但再生费用当L=Lmin，则 Lmin/G=(L/G)min x1=x1*x=0H=,4、塔内返混-推动力下降，效率降低，填料层高度增加。返混是指实际传质设备内部少量流体自
34、身由下游返回至上游的现象。产生返混的原因有多种，主要有下面两种：1）可以由流体的流动速度不均匀产生。流体流经截面的流体速度往往不均匀，存在一定的分布，不同于柱塞流，不均匀的流动速度会导致返混。2）轴向扩散导致返混,5、吸收剂是否循环-循环降低了推动力，填料层高度加大。因此，一般情况下吸收剂再循环对吸收不利。但是，在下列两种情况下采用吸收剂再循环将是有利的：1）吸收过程有显著的热效应，大量吸收剂再循环不可降低吸收剂出塔温度，平衡线向下移动（如图中红线），则全塔平均推动力反而有所提高。2）吸收目的在于获得浓度x1较高的液相产物，按物料衡算所需的新鲜吸收剂量过少，以至不能保持塔内填料良好的润湿，此时
35、采用吸收剂再循环，推动力的降低将可由容积传质系数的增加所补偿。,1、基本计算式,将两式联合，得：,通过接触面积dA从气相向液相传递的溶质A的量,气相减少的溶质量,液相增多的溶质量,-塔的截面积-1m3填料的有效气液传质面积，m2/m3,:设备大小和填料特性的函数，还受流体物性和流动状况影响将与传质系数kY,Kx,KY,kX的乘积视为一体，称为体积传质系数（kY,Kx,KY,kX），一起测定，kmol/(m3s)对稳态操作的吸收塔，气、液流量L、G及塔的截面积为定值，对低浓度气体吸收，体积传质系数，在全塔近似为常数，或取平均值处理，上式积分的：,低浓度气体稳态吸收塔计算填料层高度的基本公式,2、
36、传质单元高度和传质单元数,将上式写成传质单元高度与传质单元数的乘积形式：Z=HGNG=HLNL=HOGNOG=HOLNOL,气相总传质单元数,无单位。它与气相进出口浓度及平衡关系有关。反映吸收过程进行的难易程度，与吸收塔的结构以及气液流动状况无关。NoG 值大,吸收进行困难,为使Z减小,应选高效填料使HoG小,或改吸收剂使Y-Y*增大,NoG减小.,气相总传质单元高度,单位m,与操作条件、设备形式有关。反映吸收设备效能高低。,3、传质单元数的计算,（1）解析法适用范围：平衡关系为Y*=mX,符合亨利定律将相平衡关系、操作线方程代入传质单元数式，积分得到：,称为“脱吸因数”，无因次。,反映吸收率
37、的高低对传质单元数的影响。,当Y1,X2一定,Y2=Y1(1-),对于同一S,NoG,S 反映吸收推动力的大小。,当Y1，(Y2),X2,m 一定,S=mG/L,即L/G,X1,Y-Y*,NoG,反之S,NoG。,S大，对吸收不利，S小，则Ls大，操作费用大，一般 S=0.70.8之间。,（2）对数平均推动力法适用范围：平衡线为直线,或在吸收操作范围内近似为直线仿照传热过程，用平均推动力代替全塔推动力。,由塔底浓端推动力Y1=(Y1Y1*)与塔顶稀端推动力Y2=(Y2Y2*)求出全塔吸收推动力平均值。平衡关系近似为直线，操作线也为直线，任意截面上的推动力Y=(YY*)与Y也一定成直线关系。故有
38、 d(Y)/dY=(Y1Y2)/(Y1Y2)=常数,【推导】由物料衡算方程得（见书P233),当(Y1/Y2)2或(X1/X2)2时，Ym或Xm可用算术平均值代替对数平均值。,当操作线与平衡线平行时，即L/mG=1时，,（3）图解积分法适用范围：普遍适用于各种平衡关系,步骤：i 在X-Y作标系中绘出平衡线,与操作线ii 选点,列表iii 作Y1/（Y-Y*）图iv 求面积,图解积分法求传质单元数,图,【例5-12】,在一塔径为0.8m的填料塔内，用清水逆流吸收空气中的氨，要求氨的吸收率为99.5%。已知空气和氨的混合气质量流量为1400kg/h，气体总压为101.3kPa，其中氨的分压为1.3
39、33 kPa。若实际吸收剂用量为最小用量的1.4倍，操作温度（293K）下的气液相平衡关系为Y*=0.75X，气相总体积吸收系数为0.088kmol/m3s，试求（1）每小时用水量；（2）用平均推动力法求出所需填料层高度。,解(1)因混合气中氨含量很少，故 得实际吸收剂用量L=1.4Lmin=1.435.4=49.8kmol/h,(2)X1=X2+G(Y1Y2)/L=0+=,=14.240.30=4.27m,=,五、塔径的计算,VS-操作条件下混合气体的体积流量m3/s u-空塔气速,即按空塔截面积计算的混合气体的线速度,塔底气量最大,一般以塔底气量计算,Problems 3,P253:Exe
40、rcises No.5-12，5-15，5-16,Thank You!,强化吸收过程的措施,强化吸收过程即提高吸收速率。吸收速率为吸收推动力与吸收阻力之比，故强化吸收过程从以下两个方面考虑：提高吸收过程的推动力；）降低吸收过程的阻力。1提高吸收过程的推动力（1）逆流操作（2）提高吸收剂的流量通常混合气体入口条件由前一工序决定，即气体流量G、气体入塔组成一定，如果吸收操作采用的吸收剂流量L提高，即L/G提高，则吸收的操作线上扬，气体出口浓度下降，吸收程度加大，吸收推动力提高，因而提高了吸收速率。,（3）降低吸收剂入口温度当吸收过程其它条件不变，吸收剂温度降低时，相平衡常数将增加，吸收的操作线远离
41、平衡线，吸收推动力增加，从而导致吸收速率加快。（4）降低吸收剂入口溶质的浓度当吸收剂入口浓度降低时，液相入口处吸收的推动力增加，从而使全塔的吸收推动力增加。2降低吸收过程的传质阻力（1）提高流体流动的湍动程度吸收的总阻力包括：气相与界面的对流传质阻力；溶质组分在界面处的溶解阻力；液相与界面的对流传质阻力。,通常界面处溶解阻力很小，故总吸收阻力由两相传质阻力的大小决定。若一相阻力远远大于另一相阻力，则阻力大的一相传质过程为整个吸收过程的控制步骤，只有降低控制步骤的传质阻力，才能有效地降低总阻力。降低吸收过程传质阻力的具体有效措施：1）若气相传质阻力大，提高气相的湍动程度，如加大气体的流速，可有效
42、地降低吸收阻力；2）若液相传质阻力大，提高液相的湍动程度，如加大液体的流速，可有效地降低吸收阻力。（2）改善填料的性能 因吸收总传质阻力可用 表示，所以通过采用新型填料，改善填料性能，提高填料的相际传质面积a，也可降低吸收的总阻力。,吸收塔的操作及调节,1、吸收操作通常在常温常压下进行2、吸收操作是变温过程-吸收操作中的溶解热会造成吸收操作温度的变化-移热(外循环冷却移走热量、在塔中间增加冷却器、塔内部的冷却器)3、粘度及扩散系数影响吸收速率-采用增大液气比的手段提高效率。4、解吸操作在高温低压下进行5、闪蒸过程-吸收(较高压力)与解吸(减压)同时进行时，出现的减压过程即是闪蒸过程。,了解吸收
43、操作的特点,讨论吸收塔的调节-只能改变吸收剂的入口条件-流量L(增加)、温度(降低)、组成(降低入口的溶质浓度)三大要素,总之，适当调节上述三个变量皆可增大推动力平均值，从而提高吸收效果y2下降，吸收率提高。,当吸收与再生操作联合进行时，吸收剂的进口条件将受再生操作的制约，如果再生不良，吸收剂进塔浓度将上升，如果再生后的吸收剂冷却不足，吸收剂温度将升高，都会给吸收操作带来不良影响。,1、气流速度-气流速度小，气体湍动不充分，吸收传质系数小，不利于吸收；气流速度大，有利于吸收，也提高了吸收塔的生产能力，但会造成雾沫夹带或液泛。2、喷淋密度-适宜的喷淋密度应该能保证填料的充分润湿和良好的气液接触状
44、态。3、温度-降低温度可增大气体在液体中的溶解度，对吸收有利；但温度太低会增大吸收剂的粘度，使塔内流动状况变差，输送时增加能耗。液体太冷，有的甚至会有固体结晶析出。4、压力-增加吸收系统的压力，即增大吸收质的分压，提高了吸收推动力，有利于吸收。过高动力消耗增大，设备要求提高。5、吸收剂的纯度-降低入塔吸收剂中溶质的浓度，可增加吸收的推动力。,分析影响吸收操作的因素,指导操作,吸收塔经常和解吸塔联用。吸收后的溶剂需经过解吸塔再生。为了使吸收效果好，必须要求解吸塔的解吸效果好；降低塔的操作温度，降低相平衡常数m，提高操作压力，可以增加传质推动力；降低吸收剂的进口组成x2降低，可以增大传质推动力；增大液气比L/G，可增大传质推动力；对液膜控制，要加强液相湍动，可加大液气比，加压吸收。减少气膜阻力；对气膜控制，要注意减少气膜阻力。可用合适的设备。,增加L/G,改变平衡关系：m(T、P）；,x2（提高解吸程度）；,1.提高推动力,2.减少传质阻力：,L,G,采用新型填料，如环鞍型，Mellapak填料,强化吸收,提高吸收率的两种途径：,
