第8章气体吸收.ppt

,第8章 气体吸收,Gas Absorption,1、掌握的内容 相组成的表示法及换算；亨利定律各种表达式及相互间的关系；分子扩散、菲克定律及其在等分子反向扩散和单向扩散的应用；对流传质概念；双膜理论要点；吸收的物料衡算、操作线方程及图示方法；最小液气比概念及吸收剂用量的确定；填料层高度的计算，传质单元高度与传质单元数的定义、物理意义，传质单元数的计算（平推动力法和吸收因数法）；吸收塔的设计计算,本章学习要求,本章学习要求,2、熟悉的内容 各种形式的传质速率方程、传质系数和传质推动力的对应关系；各种传质系数间的关系；气膜控制与液膜控制；吸收剂的选择；吸收塔的操作型分析；解吸的特点及计算。3、了解的内容 分子扩散系数及影响因素；塔高计算基本方程的推导。,一、什么是吸收？,8.1 概述,二、吸收的目的,1制取产品 例如，用98.3%的硫酸吸收SO3气体制取发烟硫酸，用水吸收氯化氢制取37%的工业盐酸，用氨水吸收CO2生产碳酸氢铵等。,2从气体中回收有用的组分 例如，用硫酸从废气中回收氨生成硫酸铵；用洗油从煤气中回收粗苯等。,3除去有害组分以净化气体 主要包括原料气净化和尾气、废气的净化以保护环境。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、冶炼废气脱SO2等。,8.1概述,三、吸收的依据 为达到吸收分离气体混合物的目的，要用什么物质（溶剂，吸收剂），其分离的依据是什么？气体混合物中各组分在溶剂中的溶解度不同，若各组分在吸收剂中的溶解度差异越大，吸收的选择性越好例如 欲分离氨气空气的混合物，可选择水做溶剂，因为氨水在水中的溶解度很大，而空气几乎不溶于水。,密闭容器,水（溶剂）,氨气(浓度高)空气(惰性气体)(溶质，被吸收组分),氨气（浓度低）空气,总压溶质（A）分压 与溶液中A的浓度成平衡的气相分压,吸收，解吸，平衡，吸收总推动力,图8-1,8.1概述,四、吸收分类,五、吸收设备和流程,板式塔和填料塔,2吸收流程,(3)吸收剂在吸收塔内再循环流程,(4)吸收-解吸流程,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,从合成氨原料气中回收CO2的流程,8.1概述,在工业上，两种形式的塔设备大多情况均为连续操作，即设备内的参数都不随时间变化，称为定态连续过程。当然也可以间歇操作的非定态过程，很少见，故后面除特殊说明外，均指连续定态操作。,采用吸收操作实现气体混合物的分离必须解决下列问题：选择合适的溶剂，能选择性地溶解某个（或某些）被分离组分；提供适当的传质设备（多为填料塔，也有板式塔）以实现气液两相的接触，使被分离组分得以从气相转移到液相（吸收）或液相转移到气相(解吸)；,8.1概述,8.1概述,溶剂的再生，即脱除溶解于其中的被分离组分以便循环使用。除了直接制取溶液产品只需单独吸收外，一般都要进行解吸操作，使溶剂再生循环使用。总之，一个完整的吸收分离过程一般包括吸收和解吸两个组成部分。,溶剂的选择 溶剂应对被分离组分（溶质）有较大的溶解度，或者说在一定的温度与浓度下，溶质的平衡分压要低。这样，从平衡角度来说，处理一定量混合气体所需溶剂量较少，气体中溶质的极限残余浓度亦可降低；就过程数率而言，溶质平衡分压，过程推动力大，传质数率快，所需设备尺寸小。,8.1概述,8.1概述,溶剂对混合气体中其他组分的溶解度要小，即溶剂应具备较高的选择性。若溶剂的选择性不高，将同时吸收混合物中的其他组分，只能实现组分间某种程度的增浓而不能实现较为完全的分离。溶质在溶剂中的溶解度应对温度的变化比较敏感，即不仅在低温下溶解度要大，平衡分压要小，而且随着温度升高，溶解度应迅速下降，平衡分压应迅速上升。这样，被吸收的气体容易解吸，溶剂再生方便。,8.1概述,溶剂的蒸汽压要低，不易挥发。一方面是为了减少溶剂在吸收和再生过程的损失，另一方面也是避免在气体中引入新的杂质 溶剂应有较好的化学稳定性，以免使用过程中发生变质；溶剂应有较低的粘度，不易产生泡沫，以实现吸收塔内良好的气液接触和塔顶的气液分离。溶剂应尽可能满足价廉、易得、无毒、不易燃烧等经济和安全条件。,吸收操作的经济性 吸收总费用设备(塔、换热器等)折旧费 操作费(占比重大),操作费用主要包括：气、液两相流经吸收设备的能量消耗；溶剂的挥发损失和变质损失；溶剂的再生费用，即解吸操作费用(在三者中占比例最大)。,8.1概述,本章所作的基本假定 单组分吸收,其余组分可视为一个惰性组分。溶剂的蒸汽压很低，因此气相中不含溶剂蒸汽。,8.2气液相平衡,吸收（传质）与传热两个过程的相似处：传热与吸收过程均由三步构成（解释三步相似），但两个过程也有不同处：传热的推动力是两流体的温度差，过程的极限是两流体的温度相等；吸收的推动力不是两相的浓度差，过程的极限也不是两相的浓度相等。这是由于气液之间的相平衡不同于冷热流体之间的热平衡，气液相平衡关系是吸收过程的重要基础，,8.2.1平衡溶解度,在一定的温度 T 与总压 P 下，使一定量的溶剂与溶质接触，溶质便由气相向液相转移，随着溶液浓度的逐渐增高，传质速率将逐渐减慢，最后降为零，此时液相中溶质达到饱和，浓度达到一最大限度（为液相中溶质A的摩尔分数，下标e代表平衡），这时称气液两相达到相平衡，称为平衡溶解度，简称为溶解度 Xe 注意：此时并非没有溶质分子继续进入液相，只是任何瞬间进入液相的溶质分子数与从液相逸出的溶质分子数恰好相等，在宏观上过程就象是停止了。这种状态称为相际动态平衡，简称相平衡。,8.2.1平衡溶解度,溶解度曲线 对单组分物理吸收的物系，根据相律，自由度数F为F=C-+2=3-2+2=3(C=3,溶质A，惰性组分B,溶剂S，2，气、液两相)，即在温度 t，总压 P，气、液相组成共4个变量中，由3个自变量（独立变量），另1个是它们的函数，故可将平衡时溶质在气相中的分压 Pe,表达为温度t，总压 P 和溶解度 x 的函数：一般针对具体物系进行实验测定。实验表明，当总压不太高（一般 P0.5Mpa）时，P对平衡Pe的影响可以忽略，而温度 t 对平衡Pe的影响颇大。,图8-2 20下SO2在水中的溶解度,8.2.1平衡溶解度,图8-3 Pe x 关系曲线为何不指定总压？（P0.5Mpa时总压对 Pe x 的对应关系的影响可略去）图8-4 y x 关系曲线为何要指定总压？（P 变，y=Pe/p 变，y x 溶解度曲线的位置不同）。,结论：加压和降温有利于吸收操作过程；而减压和升温则有利于解吸操作过程。,图8-5 几种气体在水中的溶解度曲线,易溶气体溶解度大的气体如NH3难溶气体 溶解度小的气体如O2、CO2 溶解度适中的气体介乎其间的如SO2,8.2.1平衡溶解度,亨利定律 总压不高（不超过5105Pa）时，在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与溶质在液相中的摩尔分率成正比，其比例系数为亨利系数。参考书,8.2.1平衡溶解度,为溶液的总摩尔浓度，,1.判别过程的方向 y ye 或 x PA 吸收）y xe 解吸（PA Pe 解吸）,8.2.2相平衡和吸收过程的关系,8.2.2相平衡吸收过程的关系,2.指明过程的极限,图8-5,3.计算过程的推动力,推动力 y-ye 或 xe-x 注意推动力不等于y-x！,【例】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0SO2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分率差表示的传质推动力。,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。,（2）查得在总压101.3kPa，温度0的条件下，SO2在水中的亨利系数E=1670kPa,从气相分析y*=mx=16.490.01=0.16y=0.3故SO2必然从气相转移到液相，进行吸收过程。,=16.49,（3）在总压202.6kPa，温度30条件下，SO2在水中的亨利系数E=4850kPa,从气相分析y*=mx=23.940.01=0.24y=0.3故SO2必然从气相转移到液相，进行吸收过程。,=23.94,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,结论：1.降低操作温度，E、m，溶质在液相中的溶解度增加，有利于吸收；2.压力不太高时，P,E变化忽略不计；但m使溶质在液相中的溶解度增加，有利于吸收。,8.3 扩散和单相传质,解决两个基本问题：过程的极限和过程的数率。吸收过程的极限决定于吸收的相平衡常数。本节将讨论吸收的速率问题。吸收过程涉及两相间的物质传递，它包括三个步骤：溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递；溶质在相界面上的溶解，由气相转入液相，即界面上发生的溶解过程 溶质自界面被传递至液相主体，即液相内的物质传递。通常，第步即界面上发生的溶解过程很容易进行，其阻力很小()故认为相界面上的溶解推动力亦很小，,8.3 扩散和单相传质,过程的速率将由两个单相即步气相和步液相内的传质速率所决定。无论是气相还是液相，物质传递的机理包括以下两种。分子扩散。类似于传热中的热传导，是分子微观运动的宏观统计结果。本章仅讨论因浓度梯度而造成的分子扩散速率。发生在静止或层流流体里的扩散就是分子扩散。对流传质。是凭藉流体质点的湍流和漩涡而引起的扩散称为对流传质。发生在湍流流体里的传质除分子扩散外更主要的是对流传质。将一勺砂糖投于杯水中，片刻后整杯的水都会变甜，这就是分子扩散的结果。若用勺搅动杯中水，则将甜得更快更均匀，那便是对流传质的结果。,8.3.1双组分混合物中的分子扩散,费克定律 只要流体内部有浓度梯度，就会产生分子扩散，在恒温恒压下，一维分子扩散速率可用费克定律表达如下：浓度梯度 指向浓度增加的方向，而扩散向浓度降低的方 向进行，故式中加负号。DAB为组分A在双组分混合物A、B中的扩散系数。,8.3.1双组分混合物中的分子扩散,对双组分混合物，在总浓度（对气相也可说总压）各处相等及 常数的前提下，(前提为 常数，对气压为总压 不变)也就是说费克定律中的“”为“分子对称面”，A、B两组分的分子扩散速率大小相等，方向相反，否则就不能保证总浓度（或总压）不变。,8.3.1双组分混合物中的分子扩散,分子扩散与主体流动 气液相界面只允许溶质A溶解穿过，惰性气体B不能溶解穿过，也不允许溶剂S逆向汽化通过。由于界面处A组分不断地溶解被吸，A组分存在浓 度梯度，其方向指向A组分浓度高的方向为正，而A组分的分 子扩散方向与其相反，朝界面扩散 惰性气体B组分由于不能被液体吸收，故B组分在相界处的浓 度高于气相主体，B组分存在浓度梯度，其方向指向B 组分浓度高的方向为正，而B组分的分子扩散方向与其相反，朝气相主体扩散，,8.3.1双组分混合物中的分子扩散,总浓度,层流气层（气膜）,气相主体,液相主体,8.3.1双组分混合物中的分子扩散,当液相能以同一速率向界面供应B组分时，界面处 保持恒定，则，这种情况属于等分子反向扩散（下一章精馏属于这种情况）。吸收过程液相不存在B组分，不可能向截面提供B组分，故吸收过程所发生的是组分A的单向扩散，而不是等分子反向扩散。由于界面处组分A被液体吸收及组分B反向扩散离开界面，都将导致截面处气体总压降低，使气相主体与界面之间产生微小压差，这一压差必然促使混合气体向界面流动，此流动称为主体流动。主体流动不同于扩散流（或），扩散流是分子微观运动的宏观结果，它所传递的是纯组分A或纯组分B。主体流动系宏观运动，它同时携带组分A与B流向界面。在定态条件下，主体流动,所带组分B的量必恰好等于组分B反向扩散的量，以使 保持恒定。因气相主体与界面间的微小压差便足以造成必要的主体流动，因此气相各处的总压（或）仍可认为基本上是相等的，即 的前提依然成立。(3)分子扩散的速率方程 通过静止或层流气膜中与界面平行的任一静止平面PQ的物流由三个：两个扩散流 和，及一个主体流动。设通过静止考擦平面PQ的净物流为N，对平面PQ作总物料衡算可得,主体流动与净物流的含义不同，但主体流动的速率 与净物流速率N必相等。在平面PQ处组分A作物料衡算得：式中：因组分A存在浓度梯度引起的分子扩散速率；主体流动中A所占的传递速率。一般情况下，对双组分物系，净物流速率N即包括组分A也包括组分B,(4)分子扩散速率的积分式 等分子反向扩散（精馏）等分子反向扩散时没有净物流（因而也无主体流动,等分子反向扩散时组分A的浓度分布为一直线。,单向扩散（吸收）吸收过程主体流动所带组分B的量必等于组分B反向分子扩散的量，故惰性组分B的净传递速率，可改写为：,此式表面单向扩散时组分A的浓度分布为一对数函数对气相,与等分子反向扩散速率方程相比，单向扩散时多了一个因子 我们称之为漂流因子（数），它反映了主体流动对传质速率的影响，主体流动作用，对吸收愈好，这就如顺水推舟,水流使船速加大，故称之为漂流因子,若,，主体流动的影响可略去。,8.3.2扩散系数,扩散系数是物质的一种传递性质。它在传质中的作用与导热系数在传热中的作用相类似，但比导热系数更为复杂：一种物质的扩散总是相对于其他物质而言的，所以它至少要涉及两种物质，同一组分在不同混合物中的扩散系数是不一样的；扩散系数还与体系的温度、总压（气相）或浓度（液相）有关。目前，扩散系数可由以下3种途径获得：由试验测得。试验测定是求物质扩散系数的根本途径，后面通过例8-2说明试验测定扩散系数的方法，当然还有其他的试验测定法。从现有的手册中查得。借助某些经验的或半经验的公式进行估算（查不到D又缺乏进行试验测定的条件时）。,8.3.2扩散系数,(1)组分在气体中的扩散系数 表8-1列出总压在101.3kpa下某些气体在空气中的扩散系数数值，由表可见气体扩散系数的值约为 经分子运动论的理论推导与试验修正，可以得到估算气体扩散系数的半经验式，如式（8-23）所示。该式形式复杂不须记住，只要能正确使用即可。由该式可知气体扩散系数D与A、B两组分的性质、体系和温度、压强有关。对一定物系气体D与绝对温度T的1.81次方成正比，与压强p成反比，式（8-24）须记住。例8-2，解：通过静止气体层的扩散为单向扩散，且为一非定态过程，但因扩散距离z的变化缓慢，故可作为拟定态处理。扩散速率可用式（8-22）表示,8.3.2扩散系数,求D必须知道,设汽化时间为，则的汽化速率也可用液面高度变化的速率表示，即,8.3.2扩散系数,8.3.2扩散系数,=9.1210-6m2/s 注意：本题的难点在何处?（）本解法与书本解法的区别在何处？,8.3.2扩散系数,(2)组分在液体中的扩散系数 表8-3列出了某些物质在液体中的扩散系数，由于液体中的分子要比气体中的分子密集的多，可以预计其扩散系数要比气体中的扩 散系数小的多,由表8-3知，液体中的扩散系数的数量级约为10-5cm2/s，为气相中的万分之一（气相约10-11cm2/s）。由于液体中的扩散在理论上还不成熟，用半经验式估算流体扩散系数不如气体可靠。此外，液体中组分的浓度对扩散系数有很大的影响。对很稀的非电解溶液可按（8-25）估算。此式亦不须记住，但须记住式（8-26），D与T成正比，与黏度成反比。,8.3.3对流传质,（1）对流对传质的贡献 通常传质设备中的流体都是流动的，流动流体与相界面之间的物质传递称为对流传质（如前述溶质由气相主体传到相界面及由相界面传到液相主体）。流体的流动加快了相内的物质传递，层流及湍流两种流动加快传质的原因如下：层流流动 溶质A组分在垂直于流动方向上的传质机理仍为分子扩散，但流动改变了横截面MN上的浓度分布，以气相和相界面的传质为例，组分A的浓度分布由静止气体的直线1变为曲线2，根据分子扩散速率方程式:由于相界面处浓度梯度 变大，强化了传质。,8.3.3对流传质,8.3.3对流传质,湍流流动 大多数传质设备中流体的流动都属于湍流。湍流主体中流体产生大量的漩涡，引起流体质点间的剧烈混合，促进了横向（传质方向）的物质传递，流体主体的浓度分布被均化，浓度分布如曲线3所示。界面处的浓度梯度进一步变大，在主体浓度与界面浓度差相等的情况下，传质速率得到进一步的提高。（2）传质速率 对流传质现象极为复杂，以湍流流动为例：在湍流主体中存在大量漩涡，传质只要靠涡流扩散；靠近界面附近有一层很薄的层流底层，传质主要靠分子扩散；在湍流主体和层流底层之间的过渡区漩涡扩散和分子扩散都存在。对流扩散速率可仿照分子扩散的速率写成：,8.3.3对流传质,不像 D那样是物性参数，它与流体的湍动程度有关，也与流体质点的位置有关，难于用试验的方法测定，它的表达式形式好看但不好用，因而不能将代入的表达式中积分求出对流传质速率、怎么办？目前一般是仿照对流给热，将对流传质速率方程写成类似于牛顿冷却定律 或 的形式，即认为 正比于流体主体浓度与界面浓度之差，但与对流传热不同的是气液两相的浓度都可用不同的单位表示，所以 可写成多种形式：气相与界面间的 式中：以分压差表示推动力的气相传质系数,8.3.3对流传质,8.3.3对流传质,上述处理方法实际上是将一组流体主体浓度和界面浓度之差作为对流传质的推动力，而将影响对流传质的众多因素包括到气相（或液相）传质系数中。现在问题归结到如何得到各种具体条件下的传质系数（用试验测定的方法），对这么复杂的问题，具体用何种试验研究方法比较适宜？（因次分析法）,8.3.3对流传质,(3)传质系数的无因次关联式,找出影响传质系数 的因素，式中d为定性尺寸，D为扩散系数。,对各变量的因次进行分析，得出无因次数群的函数表达式：,由试验测定函数的定量关系,对降膜式吸收器,8.3.3对流传质,然而，实际使用的传质设备形式各样（各种填料塔和板式塔），塔内流动情况十分复杂，两相的接触面液往往难以确定，这使对流传质分系数（气相或液相）的一般准数关联式远不及传热那样完善和可靠。同学们以后设计塔设备时要查阅有关的文献资料找出自己的设计条件相近的传质系数关联式，有条件应通过试验测定。,8.3.4三传（质量、动量、热量传递）类比,三传之间彼此有些类似的规律可进行类比研究（自学）。,8.3.5对流传质理论,上述关于对流传质问题的处理方法时基于因次分析的试验法，并未对对流传质过程做理论上的探讨。为了揭示对流传质系数的物理本质，从理论上说明各因素对它的影响，不少研究者采用数学模型法加以研究，提出了多种传质模型。我们先简要回顾数学模型法的主要研究步骤：,将复杂的真实过程本省简化成易于用数学方程式描述的物理模型；对所得到的物理模型进行数学描述即建立数学模型；通过试验对数学模型的合理性进行检验并测定模型参数。,8.3.5对流传质理论,不同的研究者对过程的理解不同从而导出不同的模型，下面简要介绍三个重要的产值模型。,（1）有效膜理论（惠特曼 Whitman，1923年）,物理模型惠特曼对复杂的对流传质过程作如下简述：a、气液相界面两侧各存在一层静止的或作层流流动的气膜和液膜，其厚度分别为 和，气相或液相主体内由于流体高度湍动混合均匀故不存在浓度差，所有浓度差集中于有效气膜和液膜内，故气相和液相的传质阻力也全部集中于该两层有效膜内；b、静止或层流有效 膜中的传质是定态的分子扩散。,8.3.5对流传质理论,数学模型,根据上述有效膜物理模型，通过膜的扩散为分子扩散，且吸收为单向扩散，故分别可用式（8-22）和式（8-20）描述气膜和液膜的传质情况：,气膜,8.3.5对流传质理论,液膜,8.3.5对流传质理论,试验测定模型参数,中分别包含了待定的参数 与，即有效膜的厚度，称之为数学模型参数，需由试验测定。如果该模型能有效地反映过程的实质，那么，、应主要取决于流体的流动状况（流体湍动越剧烈，膜厚度越薄，反之亦然）而与溶质组分A的扩散系数D无关，然而以上两式预示 均正比于D，而试验结果表面，两者不符合。若为了与试验结果相吻合，有效膜厚度不仅与流动状况有关，而且与扩散系数D有关。这样，不是实际存在的有效膜厚度，而是一种虚拟的或当量的膜厚，从而失去了该膜型应具有的理论含义。,8.3.5对流传质理论,由于有效膜理论与实际情况有些不符，促使许多研究者对对流传质理论进行了更深入的研究，从不同的角度研究提出的理论，下面介绍两种。,（1）溶质渗透理论（希格比 Higbie，1935年）,希格比认为液体在流动过程中每隔一定时间发生一次完全的混合，使液体的浓度均匀化，在 时间内，液相中发生的不再是定态的扩散过程，而是非定态的扩散过程。根据上述假设经数学描述得到：,与试验结果较吻合，但 难以测定。,8.3.5对流传质理论,（2）表面更新理论（丹克沃茨 Danckwerts,1951年）,丹克沃茨认为液体在流动过程中表面不断更新，即不断地有液体从主体转为界面而暴露于气相中，这种界面不断更新传质过程大大强化，其原因在于原来需要通过缓慢的扩散过程才能将溶质传至液体深处，现通过表面更新，深处的液体就有机会直接与气体接触以接受传质。定义S为表面更新频率，经过数学描述并求解得到：,与试验结果较吻合，但S难求。,综上所述，溶质渗透理论和表面更新理论比有效膜理论更接近实际情况，但 或S难以测定，将它们用于传质过程的设计仍有一段距离，故目前用于传质设备设计主要还是有效膜理论。,8.4 相际传质,溶质从一个相转移到另一个相称为相际传质或两相间的传质。吸收过程的相际传质是由气相与界面间的对流传质、界面上溶质组分的溶解、液相与界面间的对流传质三个过程串联而成。解决吸收过程相际传质速率问题目前是用双膜模型。,（1）双膜模型,在相互接触的气液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧分别存在着一个很薄的有效层流气膜和液膜，被吸收的溶质组分只能分子扩散的方式通过这两层膜，气相和液相的浓度变化（即推动力）及阻力均分别几种在这两层膜中，故,气相与界相,界面与液相,8.4 相际传质,相界面上不存在传质阻力，所需传质推动力等零，即在界面上气、液两相浓度成平衡，。,对稀溶液：（通过原点的直线）,或在计算范围内平衡线近似为直线：,8.4 相际传质,（2）相际传质速率方程,我们讨论的是定态传质问题，气相与界面间的传质速率应等于界面与液相的传质速率，即,8.4 相际传质,对稀溶液,(总阻力气膜阻力液膜阻力，符合双膜模型),8.4 相际传质,思考题：若平衡关系为，上式成立否？为什么？,为得到以 为总推动力的总传质（相对传质）速率方程，该如何处理？,8.4 相际传质,你能导出解吸时的总传质（相际传质）速率方程吗？若能请导出其表达式，并与吸收的方程比较。,解吸时总推动力与吸收相反，但总传质系数与吸收相同。,8.4.2 传质阻力的控制步骤,总传质阻力为气膜传质阻力与液膜传质阻力之和，即,(1)气膜阻力控制,，此时的传质阻力主要集中于,气膜，,称这种情况为“气膜阻力控制”。,8.4.2 传质阻力的控制步骤,(2)液膜阻力控制,当,时，,即,此时的传质阻力只要集中于液膜,称这种情况为“液膜阻力控制”。,8.5 低含量气体吸收（进塔混合气中溶质含量）8.5.1 吸收过程的数学描述,以逆流填料吸收塔为例,（1）低含量气体吸收的特点,G、L可视为常量吸收过程时等温传质系数为常量,（2）全塔物料衡算,8.5.1 吸收过程的数学描述,（3）物料衡算和传递速率的微分表达式,对气相,对液相,8.5.1 吸收过程的数学描述,（4）传质速率积分式,8.5.1 吸收过程的数学描述,（5）传质单元数与传质单元高度,8.5.1 吸收过程的数学描述,传质单元高度和传质单元数的物理意义,传质单元数（）的大小反映吸收过程进行的难易程度，它与吸收塔的结构因素以及气液流动状况无关。,传质单元高度可理解为一个传质单元所需的填料层高度，是吸收设备效能高度的反映。,8.5.1 吸收过程的数学描述,（6）吸收计算基本类型与基本关系式,类型：设计型计算（求H），操作型计算（H已知）这两种类型计算的具体命题及计算方法以后详细介绍，但两类问题均可联立以下三个基本关系式得以解决。,基本关系式全塔物料衡算式,相平衡方程式,（曲线）,吸收过程基本方程式,变量数：9个,关系式：3个。,需给出5个独变量才能求出另1个因变量。,8.5.1 吸收过程的数学描述,用吸收率（也称回收率）表示分离程度，定义如下：,分离要求高,传质单元高度的值约为0.51.5,详述。,计算H的问题主要在于传质单元数的计算,吸收剂用量L如何确定亦很重要，下面讨论这两个问题。,8.5.2 操作线、最小液气比及吸收剂用量,（1）操作线,8.5.2 操作线、最小液气比及吸收剂用量,（2）最小液气比当 减小到图中的C时，操作线与平衡线相交与C点，塔底的气、液两相组成达到平衡，此时塔底推动力为零，所需塔高将为无穷大，显然这是液气比的下限，通常称之为吸收设计的最小液气比，可按物料衡算求得：,计算方法：若平衡关系为曲线，分两种情况处理。,8.5.2 操作线、最小液气比及吸收剂用量,（3）收剂用量的确定 最佳液气比须通过优化设计求出，为避免优化（须建立数学模型用最优化方法编程求解）计算，可按下式确定适宜液气比，然后求出吸收剂用量L：,8.5.3传质单元数的计算方法,（1）操作线与推动力的变化规律（平衡线为直线）,（2）平衡线为直线时的对数平均推动力法,（3）吸收因数法,（3）吸收因数法 该式包括、三个数群，可将其绘制成图8-22，由图可看出：a.当S一定时，（即吸收要求，），b.若一定，这说明S值大时对吸收不利，故称S为解吸因素。反之 故A越大，对吸收越有利，故称A为吸收因素。c.定量计算不用该图（查阅不准确），但定性分析该图很有用，记住：,8.5.3传质单元数的计算方法,8.5.3传质单元数的计算方法,(4)当 或 时对数平均推动力法和吸收因数法均不成立，此时、如何求？,8.5.3传质单元数的计算方法,(5)平衡关系为曲线时传质单元数的求法 图解积分法或数值积分法。平衡关系为曲线时，m为变量，教材介绍一平均的m，将Ky视为常数，则 为某一平均值移出积分号外然后用图解或数值积分法求出,此法误差大,8.5.3传质单元数的计算方法,(5)平衡关系为曲线时传质单元数的求法易溶气体（气膜控制），可视为常数移出积分号外，用图解或数值积分法求难溶气体（液膜控制），可视为常数移至积分号外，用图解积分或数值积分求,8.5.3传质单元数的计算方法,（5）平衡关系为曲线时传质单元数的求法 中等溶解度气体（双膜控制），例如水吸收，平衡线为曲线，m为变量，此时用下式求H 在操作线上可以等分亦可不等分。联立解出 值，然后图解积分或数值积分求,8.5.4 解吸塔计算,解吸推动力与吸收相反，操作线位于平衡线下发。（1）全塔物料衡算（2）操作线方程（3）最小气液比解吸L一定，为最小气液比。,8.5.4 解吸塔计算,适宜气液比（4）填料层高度的计算,（4）填料层高度的计算,8.6高含量气体吸收（进塔）,特点：（1）G、L沿塔高变化，操作线在图上为曲线（2）吸收过程系非等温。在高含量气体吸收过程中，被吸收的溶质量较多，所产生的溶解热将使两相温度升高，故应作热量衡算以确定流体温度沿塔高的分布。液体温度升高对相平衡产生不利影响。图8-36中虚线所示，一般将热量衡算式与气液平衡关系合并求取塔内气液两相的实际平衡曲线（即绝热吸收曲线，如图中实线所示）作为吸收塔计算用。但水吸收高含量，溶解热很小，近似当作等温处理。,8.6高含量气体吸收（进塔）,特点：（3）传质系数与含量有关。P47有关，无关，塔高H积分式在p51式（8-111）上述特点使高含量气体吸收计算比低含量气体吸收计算困难的多。许多研究者发表大量文章探讨其算法，可去查阅。如绝热吸收曲线的计算就有许多方法。,8.7化学吸收,化学吸收通常指溶质气体A溶于溶液后，即与溶液中不挥发的反应剂B组分进行化学反应的过程：这是一种传质与反应同时进行的过程。由于在吸收的同时液相伴有化学变化，使其中的溶质转化为反应产物，因而具有下述几个主要的优点：优点：化学反应提高了吸收的选择性；加快吸收速率，设备容积，设备投资费降低；反应增加了溶质在液相中的溶解度，吸收剂用量减少；反应降低了溶质在气相中的平衡分压，可较彻底地除 去气相中很少量的有害气体。,8.7化学吸收,缺点：解吸困难，解吸能耗。若反应为不可逆，反应剂不能循环使用，用途就大受限制。化学吸收时：溶质从气相主体到气液相界面的传质机理和传质系数并未受影响，与物理吸收相同；液相中反应对传质的影响可分为以下两个方面。（1）反应使液相主体中A组分浓度 大为降低，从而使传质推动力增大，在多数工业化学吸收中 趋于零；（2）一般溶质A与活性物质B的反应速率足够快，溶质在液膜内即为反应所消耗。A组分的浓度 在液膜中的分布不再为直线，界面处浓度梯度明显增大（如图中ab线所示），表现为液相传质系数 提高，加快了吸收速率。,8.7化学吸收,液相物理吸收传质速率液相化学吸收传质速率 称为增强因子，它取决于反应动力学（反应的类型、反应速率常数等）和物性，使化学吸收研究中所需要解决的主要课题，有兴趣的同学可看教材介绍或查阅文献资料。由于化学吸收速率 并非以 为推动力，难以定义化学吸收的液相传质系数。只有在 条件下，表示化学吸收速率与物理吸收速率之比，即,