化工原理气体吸收分解课件.ppt

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1、第九章 气 体 吸 收Gas Absorption,第九章 气 体 吸 收Gas,概述（Introduction）,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,y,x,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。,概述（Introduction） 吸收分离操作：利用混合气体,概述（Introdu

2、ction）,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 absorption)：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

3、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。,概述（Introduction） 吸收质或溶质(solute,概述（Introduction）,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

4、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。,概述（Introduction） 化学吸收(chemical,概述（Introduction）,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

5、炼废气等脱除SO2，硝酸尾气脱除NO2等。,吸收操作的流程： 图9-1,概述（Introduction）吸收操作的用途：吸收操作的流,吸收剂的选择,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

6、、不易燃、价廉等。,概述（Introduction）,吸收剂的选择 选择良好的吸收剂对吸收过程至关重要。,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。,散装填料塑料鲍尔环填料,规整填料 塑料丝网波纹填料,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,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

7、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。,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,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。 图9-3,溶解度/g(NH3)/1000g(H2O),1000,500,0,20,40,60,80,100,120,pNH3/kPa,

8、50 oC,40 oC,30 oC,20 oC,10 oC,0 oC,50 oC,40 oC,30 oC,20 oC,10 oC,0 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 的条件下，1kg 水中溶解的质量仅为 0.014g)。,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,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：

9、 pA 溶质在气相中的平衡分压， 溶质的溶解度； H 溶解度系数。, 亨利定律,是物性，通常由实验测定。可从有关手册中查得； H随温度变化而变化，一般地，T，H； H越大，表明溶解度越大，越易溶；单位 kmol/(m3Pa) 。,亨利定律（Henrys law） 当总压不太高时，一定温度,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；E 亨利系数；KPa； m 相平衡常数；,三个比例系数之间的关系：,式中 C为溶液的

10、总浓度（kmol/m3）。对于稀溶液，因溶质的浓度很小，因此 c L / ML = s / Ms ，其中 L代表 溶液，S代表溶剂。,三个比例系数与温度的关系？,亨利定律（Henrys law） 当气、液相溶质浓度用其它,相对于气相浓度 y 而言，液相浓度欠饱和(xx*)，故液相有吸收溶质 A 的能力。,相对于液相浓度 x 而言，气相浓度为过饱和(yy*)，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,传质过程的方向,气、液相浓度(y,x)在平衡线上方(P点)：,y,x,o,y*=f(x),P,y,x,y*,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

11、相到液相的传质，即吸收过程。,x*,释放溶质,吸收溶质,相对于气相浓度 y 而言，液相浓度欠饱和(xx*)，故液相,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。,传质过程的方向,气、液相浓度(y,x)在平衡线下方(Q点)：,y,x,o,y*=f(x),Q,y,x,y*,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实际液相浓度过饱和(xx*)，故液相有释,相对于气相浓度而言液相浓度为平衡浓

12、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。,传质过程的方向,气、液相浓度(y,x)处于平衡线上(R点)：,y,x,o,y*=f(x),R,y,x,y*,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*,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,传质过程的限度,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

13、浓度 y 相平衡的浓度 x*，即 xmax=x*。,传质过程的限度 对吸收而言：yxoy*=f(x)Pyxy*x,传质过程的限度,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度 y 相平衡的浓度 x*，即 xmin=x*。,传质过程的限度 yxoy*=f(x)Qyxy*x*对解吸而言,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；,传质过程的推动力,未达平衡的两

14、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。,（y-y*）,（x*-x）,传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。 (x*-x)：以,吸收传质理论与吸收速率方程,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)。,吸收传质理论与吸收速率方程

15、吸收传质理论,双膜理论,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 / H,p,1,2,pi,ci,c,气膜,液膜,双膜理论 由W.,pA,pAi,c

16、Ai,cA,cA,pA,F,G,H,E,L,G,E,液相有效层流膜厚,气相有效层流膜厚,双膜模型,气相液相pApAicAicAcApAFGHEL,双膜理论,两相相内传质速率可用下面的形式表达为：,DG、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；c/cSm 液相扩散漂流因子； G 、L 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。,双膜理论 两相相内传质速率可用下面的形式表达为： DG、DL,双膜理论,按双膜理论，传质系数与扩散系数成正比，这与实验所得的

17、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 G 和 L 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。,双膜理论 按双膜理论，传质系数与扩散系数成正比，这与实验所得,传质速率方程,气体吸收因过

18、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。, 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,传质速率方程 气体吸收因过程的复杂性，传质速率(吸收速率)一,气相传质速率方程,kG 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)；pG、y 溶质A在气相主体的分压(kPa)、摩尔分数；p

19、i 、yi 溶质A在界面气相侧的分压(kPa)、摩尔分数。,气相传质速率方程常用的表达形式有两种 ：,气相传质速率方程kG 推动力为分压差的气相传质系数，km,气相传质速率方程,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= P y，有,气相传质速率方程不同形式的传质速率方程物理意义一样，都代表单,液相传质速率方程,液相传质速率方程常用的表达形式也有两种,kc 推动力为摩尔浓度差的液

20、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)；c、x 溶质A在液相主体的摩尔浓度、摩尔分数；ci、xi 溶质A在界面液相侧的摩尔浓度、摩尔分数。,液相传质速率方程液相传质速率方程常用的表达形式也有两种 kc,总传质速率方程 （以气相分压差为推动力）,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与总的传质阻力之比。,气相：,液相：,相界面，汽液两相互成平衡：,合比定律,总传质速率方程,比较可得：,同样，写出以液相浓度差为推动力的总传质速率方程,比较可得：,比较可得

21、： 同样，写出以液相浓度差为推动力的总传质速率方程比,总传质速率方程,以气相为基准的总传质速率方程,Ky 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

22、传质推动力之和。,总传质速率方程 以气相为基准的总传质速率方程Ky 是以 (y,总传质速率方程,相际：,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。,补充题： 已知 ，推导,总传质速率方程 相际： 以液相为基准的总传质速率方程Kx 是,总传质速率方程,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，或称气膜控制过程。,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

23、 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。,总传质速率方程 对易溶气体，平衡常数 m 值小，平衡线很平，,总传质速率方程,对难溶气体，平衡常数 m 值大，平衡线很陡，这时：,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

24、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。,总传质速率方程 对难溶气体，平衡常数 m 值大，平衡线很陡，,吸收传质速率方程的几种形式,吸收传质速率方程的几种形式相平衡方程 总传质系数 相内或同基,相界面的浓度,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。,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

25、系式和气、液相传质系数 ky、kx，将上两式联立就可求得当气、液相主体摩尔分数为 y、x 时所对应的界面处气、液相摩尔分数 yi、xi。,相界面的浓度 在气、液两相内传质速率的计算中，推动力项中含有,相界面的浓度,作图法：,y,x,o,y*=f(x),斜率=-kx/ky,y,x,y*,x*,xi,yi,A,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。,相界面的浓度 作图法：yxoy*=f(x)斜率yxy*x*x,总传质速率方程,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 mG,由图可得：,总传质速率方

26、程 相平衡关系为曲线 设平衡曲线段 PQ 与 Q,总传质速率方程,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,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。,总传质速率方程 以气相为基准时，由图可知 根据总传质速率方程,吸收塔的计算,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

27、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，以及要达到的分离要求），设计出能完成此分离任务所需的吸收塔。,吸收塔的计算 化工单元设备的计算，按给定条件、任务和要求的不,吸收塔的计算,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

28、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。,吸收塔的计算 设计计算的主要内容与步骤 计算依据：物系的相平,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 “b” 代表塔内填料层下底截面，下标 “a” 代表填料层上顶截面。GB 惰性气体B的摩尔流率kmol/s；Ls 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

29、质A在液相中的比摩尔分数。,物料衡算与吸收操作线方程,物料衡算,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 Xb。,GB, Ya,GB, Yb,Ls, Xb,Ls, Xa,GB ,Y,Ls, X,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,物料衡算,进塔气量 GB 和组成 Yb是吸收任务规定的，进塔吸收剂温度和组成 Xa一般由工艺条件所确定，出塔气体组成 Ya 则由任务给定的吸收率 求出,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GB、Ls一定，塔内具

30、有最高气、液浓度的截面“b”（浓端），或具有最低气、液浓度的截面“a”（稀端）的气、液浓度关系。,物料衡算进塔气量 GB 和组成 Yb是吸收任务规定的，进塔吸,操作线方程与操作线,同理，若在任一截面与塔底端面间作溶质A的物料衡算，有,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。,若取填料层任一截面与塔的塔顶端面之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,Ls, Xa,液气比,液气比,操作线方程与操作线同理，若在任一截面与塔底端面间作溶质A的物,操作线方程与操作线,当 Ls/GB 一定，操作线方程在 Y-X 图上为以液气比

31、 Ls/GB为斜率，过塔顶、底的气、液两相组成点(Xa，Ya)和(Xb，Yb)的直线，称为吸收操作线。,Y,X,o,Y*=f(X),B,Yb,Xb,Xa,Ya,A,Y,X,X*,Y*,P,线上任一点的坐标(X，Y)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）的变化显示了吸收过程推动力沿塔高的变化规律。,Y- Y*,X*-X,操作线方程与操作线当 Ls/GB 一定，操作线方程在 Y

32、-X,对于低浓气体（通常yb10%），因吸收量小，由此引起的塔内温度和流动状况的改变相应也小，吸收过程可视为等温过程，传质系数 kY、kX 、Ky、Kx 沿塔高变化小，,对于低浓气体（通常yb10%），因吸收量小，由此引起的塔内,操作线方程与操作线,并流操作线方程,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）。,操作线方程与操作线并流操作线方程对气、液两相并流操作的吸收塔,吸收塔内流向的选择,在 Ya 至 Yb 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

33、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 在 Ya 至 Yb 范围内，两相逆流时沿,吸收剂用量的确定,吸收剂用量 Ls 或液气比 Ls / GB 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。

34、吸收塔的设计计算中，气体处理量 GB ，以及进、出塔组成 Yb、Ya 由设计任务给定，吸收剂入塔组成 Xa 则是由工艺条件决定或设计人员选定。,可知吸收剂出塔浓度 Xb 与吸收剂用量 Ls 是相互制约的。,由全塔物料衡算式,选取的 Ls / GB ，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 ；Ls / GB ，吸收剂用量 ，吸收剂出塔浓度 Xb ，循环和再生费用 ；若Ls / GB ，吸收剂出塔浓度 Xb ，塔内传质推动力 ，完成相同任务所需塔高 ，设备费用 。,吸收剂用量的确定,吸收剂用量的确定,不同液气比 Ls /GB 下的操作线图直观反映了这一关系

35、。,Y,X,o,Y*=f(X),B,Yb,Xb,Xa,Ya,A,L/G,Y- Y*,B,Xb,(L/G),Xb,max,(L/G)min,C,最小液气比(Ls/GB )min,要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷GB (Yb-Ya)， Ls/GB的减小是有限的。当 Ls/GB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 Ls/GB称为最小液气比，用(Ls/GB )min表示，而对应的 Xb则用 Xb,max 表示。,吸收剂用量的确定 不同液气比 Ls /GB 下的操作线图直观,最小液气比,随 Ls/GB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。,Y,X,o,Y*

36、=f(X),Yb,Xa,Ya,A,Xb,max=Xb*,(L/G)min,C,Y,X,o,Y*=f(X),Yb,Xa,Ya,B,Xb*,(L/G)min,C,Xb,max,两线在 Yb 处相交时，Xb,max=Xb*；两线在中间某个浓度处相切时， Xb,maxXb* 。,最小液气比的计算式：,最小液气比随 Ls/GB的减小，操作线与平衡线是相交还是相切,吸收剂用量的确定,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

37、费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。根据生产实践经验，一般取,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。,吸收剂用量的确定 在最小液气比下操作时，在塔的某截面上（塔底,填料层高度的基本计算式,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 h（m），单位体积的填料所提供的表面积为 a（m2/m3）

38、，则该塔所能提供的传质面积 A（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。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。,填料层高度的基本计算式 在填料塔内，气、液两相传质面积由填充,此传质量也就是在 dh 段内溶质 A 由气相转入液相的量。因此,

39、若 dh 微元段内传质速率为NA，填料提供的传质面积为 dA=adh，则通过传质面积 dA 溶质 A 的传递量为,对填料层中高度为 dh 的微分段作物料衡算可得溶质 A 在单位时间内由气相转入液相的量,填料层高度的基本计算式,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。,G ,ya,G, yb,L, xb,L xa,y,x,h,y+dy,dh,x+dx,此传质量也就是在 dh 段内溶质 A 由气相转入液相的量。因,填料层高度的基本计算式,将以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

40、总的传质速率方程可得形式完全相同的填料层高度 h 的计算式。若采用 NA=kY(Y-Yi) 和 NA=kX(Xi - X) 可得：,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 h的计算式。,填料层高度的基本计算式 将以摩尔分数表示的总的传质速率方程代,低浓度气体吸收填料层高度的计算,特点：低浓度气体吸收（yA10%）因吸收量小，由此引起的塔内温度和流动状况的改变相应也小，吸收过程可视为等温过程，传质系数 kY、kX 、KY、KX 沿塔高变化小，可取塔顶和塔底条件下的平均值。填料层高度 Z 的计算式：,对高浓度气体，若在塔内吸收的量并不大（如高浓度难溶气体吸收），吸收过程

41、具有低浓度气体吸收的特点，也可按低浓度吸收处理。体积传质系数：实际应用中，常将传质系数与比表面积 a 的乘积（Kya 及 Kxa）作为一个完整的物理量看待，称为体积传质系数或体积吸收系数，单位为 kmol/(s.m3) 。体积传质系数的物理意义：传质推动力为一个单位时，单位时间，单位体积填料层内吸收的溶质摩尔量。,低浓度气体吸收填料层高度的计算 特点：低浓度气体吸收（yA,传质单元数与传质单元高度,对气相总传质系数和推动力：,HOG 气相总传质单元高度，m；NOG 气相总传质单元数，无因次。,HOL 液相总传质单元高度，m；NOL 液相总传质单元数，无因次。,若令,对液相总传质系数和推动力：,

42、若令,传质单元数与传质单元高度对气相总传质系数和推动力：HOG,传质单元数与传质单元高度,定义传质单元高度和传质单元数来表达填料层高度 h，从计算角度而言，并无简便之利，但却有利于对 h 的计算式进行分析和理解。下面以NOG 和 HOG 为例给予说明。,NOG 中的 dy 表示气体通过一微分填料段的气相浓度变化，(y-y*）为该微分段的相际传质推动力。如果用 (y-y*)m 表示在某一高度填料层内的传质平均推动力，且气体通过该段填料层的浓度变化 (yb-ya) 恰好等于 (y-y*)m，即有,由 h=HOGNOG 可知，这段填料层的高度就等于一个气相总传质单元高度HOG。因此，可将 NOG 看

43、作所需填料层高度 h 相当于多少个传质单元高度 HOG。,传质单元数与传质单元高度 定义传质单元高度和传质单元数来表达,传质单元数与传质单元高度,传质单元数 NOG 或 NOL 反映吸收过程的难易程度，其大小取决于分离任务和整个填料层平均推动力大小两个方面。NOG 与气相或液相进、出塔的浓度，液气比以及物系的平衡关系有关，而与设备形式和设备中气、液两相的流动状况等因素无关。在设备选型前可先计算出过程所需的 NOG 或 NOL。NOG 或 NOL 值大，分离任务艰巨，为避免塔过高应选用传质性能优良的填料。若 NOG 或 NOL 值过大，就应重新考虑所选溶剂或液气比 L/G 是否合理。,传质单元数

44、与传质单元高度 传质单元数 NOG 或 NOL 反,传质单元数与传质单元高度,总传质单元高度 HOG 或 HOL 则表示完成一个传质单元分离任务所需的填料层高度，代表了吸收塔传质性能的高低，主要与填料的性能和塔中气、液两相的流动状况有关。HOG 或 HOL 值小，表示设备的性能高，完成相同传质单元数的吸收任务所需塔的高度小。 用传质单元高度 HOG、HOL 或传质系数 Kya、Kxa 表征设备的传质性能其实质是相同的。但随气、液流率改变 Kya 或 Kxa 的值变化较大，一般流率增加，Kya（或Kxa）增大。HOG 或 HOL 因分子分母同向变化的缘故，其变化幅度就较小。一般吸收设备的传质单元

45、高度在 0.151.5m 范围内。,传质单元数与传质单元高度 总传质单元高度 HOG 或 HOL,传质单元数与传质单元高度,类似地,当相平衡关系可用 y*=mx 或 y=mx+b 表示时，利用不同基准的总传质系数之间的换算关系，以及总传质系数与相内传质系数之间的关系，可导出如下关系式,气相传质单元高度,气相传质单元数,液相传质单元高度,液相传质单元数,传质单元数与传质单元高度 类似地当相平衡关系可用 y*=mx,平衡线为直线时传质单元数的计算,对于低浓度的气体吸收，用总传质单元数计算填料层高度 h 时，可避开界面组成 yi 和 xi。若平衡线为直线或在所涉及的浓度范围内为直线段，直接积分就可得

46、 NOG 或 NOL 的解析式，其求解方式主要有对数平均推动力法和吸收因子法。下面以求解 NOG 为例。,对数平均推动力法,设平衡线段方程为,逆流吸收操作线方程为,上两式相减得,取微分,平衡线为直线时传质单元数的计算对于低浓度的气体吸收，用总传质,对数平均推动力法,以气相为基准的全塔的对数平均传质推动力,上式说明了 NOG 的含意：对低浓度气体吸收是以全塔的对数平均推动力 ym 作为度量单位，量衡完成分离任务（ya-yb）所需的传质单元高度的数目。若分离程度（yb-ya）大或平均推动力 ym 小，NOG 值就大，所需的填料层就高。,对数平均推动力法以气相为基准的全塔的对数平均传质推动力上式说,

47、吸收因子法,将操作线方程写为,代入相平衡方程,令 A=L/(mG)，即吸收因子,代入 NOG 定义式并积分,吸收因子法将操作线方程写为 代入相平衡方程 令 A=L/(m,吸收因子法,将 NOG 表示为两个无因次数群,为了计算方便，将此式绘制成以 1/A 为参数的曲线图,吸收因子 L/(mG) 是操作线斜率与平衡线斜率的比值。A 值越大，两线相距越远，传质推动力越大，越有利于吸收过程，NOG 越小。A 的倒数 (mG)/L 称为解吸因子，其值越大，对吸收越不利，由图可知， NOG 越大。,吸收因子法将 NOG 表示为两个无因次数群为了计算方便，将此,吸收因子法,若令r = (yb-ya)/ (y

48、b-ya*) ， r 称为相对吸收率，为塔内实际达到的浓度变化 (yb-ya) 与可能达到的最大浓度变化 (yb-ya*) 之比值。这样,当 1/A 一定时， r 值越大，则 (yb-ya*)/ (ya-ya*) 数值越大，NOG 值越大。,与对数平均推动力法相比，吸收因子法用于解决吸收操作型问题的计算较为方便。,吸收因子法若令r = (yb-ya)/ (yb-ya*),平衡线为直线时传质单元数的计算,当用（x*-x）作传质推动力时，对平衡线为直线的情况，用完全类似的方法可导出与 NOG 计算式并列的 NOL 计算式,平衡线为直线时传质单元数的计算当用（x*-x）作传质推动力时,平衡线为曲线时

49、传质单元数的计算,当平衡线为曲线不能用较简单确切的函数式表达时，通常可采用图解积分法或数值积分法求解传质单元数。,图解积分法,图解积分法的关键在于找到若干点与积分变量 y 相对应的被积函数的值。其步骤为(1)在操作线和平衡线上得若干组与 y 相应的值 1/(y-y*) ；,y,x,o,y*=f(x),B,yb,xb,xa,ya,A,y,x,x*,y*,P,y- y*,x*-x,平衡线为曲线时传质单元数的计算当平衡线为曲线不能用较简单确切,图解积分法,(2) 在 ya 到 yb 的范围内作 yf(y) 曲线；,Y,o,yb,ya,1/(y-y*),(3)计算曲线下阴影面积，此面积的值即为传质单元

50、数 NOG。,图解积分法(2) 在 ya 到 yb 的范围内作 yf(y,数值积分法,将积分区间 (ya,yb) 等分为 n 个子区间 = (yb-ya)/n ，采用直观易行的复化梯形公式对函数曲线 f(y)=1/(y-y*) 求积分值,该式具有 n+1 次代数精度，因此 n 的取值大些，计算精度会更高。一般情况下取 n=1012 已经可以满足工程计算的精度要求。,y,o,yb,ya,1/(y-y*),ya+,数值积分法将积分区间 (ya,yb) 等分为 n 个子区间,高浓度气体吸收填料层高度的计算,高浓度气体吸收过程分析,低浓度与高浓度气体吸收的主要差异在于浓度沿着塔高变化的大小。高浓度吸收