《气体吸收教程》PPT课件.ppt

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1、第二章 气体吸收,第二章 气体吸收,2.1 概述2.2 气体吸收的平衡关系2.3 气体吸收速率方程式2.4 低组成气体吸收的计算2.5 吸收系数2.6 其它吸收与解吸本章总结联系图,2.1 概述,2.1.1 气体吸收过程吸收：利用混和气体中各组分溶解度（或化学反应活性）的差异而将其进行分离的单元操作。（依据、目的、方法）分离的依据：各组分溶解度的差异。在吸收操作中，通常将混合气体中能够溶解于溶剂中的组分称为溶质，以A表示，而不溶或微溶的组分称为载体或惰性组分，以B表示；吸收所用的溶剂称为吸收剂，以S表示；经吸收后得到的溶液称为吸收液（富液）；被吸收后排出吸收塔的气体称为吸收尾气（贫气）。吸收的

2、逆操作称为解吸，解吸后的液体成为贫液，气体称为再生气。,吸收塔,吸收液A+少量S,混和气体A+B,吸收剂S,吸收尾气B+少量A,2.1.2 气体吸收的分类,按溶质与溶剂间是否发生显著化学反应分：物理吸收：如水吸收二氧化碳化学吸收：如硫酸吸收氨按被吸收组分数目分：单组分吸收：如水吸收氯化氢气体多组分吸收：如洗油处理焦炉气，苯、甲苯、二甲苯等组分均溶解按吸收前后温度是否发生变化分：等温吸收：非等温吸收按溶质在气液两相中组成大小分：低组成吸收：摩尔分数0.1高组成吸收：摩尔分数0.1本章重点讨论单组分低组成的等温物理吸收,2.1.3 气体吸收的工业应用,净化气体或精制气体。如用水脱除合成氨原料气中的

3、CO2，用丙酮脱除石油裂解气中的乙炔等以除去气体中的有害成分，便于下一步的反应顺利进行。制备液体产品。如用水吸收HCl气体制备盐酸，用水吸收NO2气体制硝酸，用水吸收NH3气制氨水，用稀硫酸吸收SO3制浓硫酸等均属于吸收操作。回收有用物质。如用洗油从焦炉气中回收粗苯(苯、甲苯、二甲苯)等。环境保护的需要。如用碱液吸收工业过程排放的废气中含有的一些有害物质如SO2、H2S、NO、HF等。,2.1.4 吸收剂的选择,完成一个吸收过程需选择合适的溶剂，对吸收剂的要求是：溶解度大。可提高吸收速率并减少吸收剂的耗用量。选择性好。对溶质有良好的溶解能力，而对其它组分不溶或微溶，且便于再生，否则不能实现分离

4、的目的。挥发度小，即在操作温度下蒸汽压小，基本不汽化。离开吸收设备的气体被吸收剂所饱和，吸收剂挥发度愈大，损失量便愈大。粘度低。可改善吸收设备内的流动状况，从而提高传质速率和传热速率，有助于降低泵的功率，减小传质、传热阻力。其它。来源充分，价格低廉，无毒，无腐蚀性不易燃，不发泡，化学性质稳定等。2.1.5 吸收流程（略）,2.2 气体吸收的相平衡关系,2.2.1 气体在液体中的溶解度 在一定温度和压强下，当气体混合物与一定量的液体吸收剂接触时，溶质组分便不断进入液相中，这一过程称为溶解即吸收。而同时已被溶解的溶质也将不断摆脱液相的束缚重新回到气相，该过程称为解吸。这两个过程互为逆过程并具有各自

5、的速率，当气液两相经过长时间的接触后，溶质的溶解速率与解吸速率达到相等时，气液两相中溶质的浓度就不再因两相间的接触而变化，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡。平衡状态下气相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质组成称为平衡组成或饱和组成。气体在液体中的溶解度，是指气体在液体中的饱和组成，常以单位质量或体积的液体所含溶质的质量来表示。气体的溶解度标明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度。,1.相律F=C-P+n独立组分数：C=3(A、B、S)相数：P=2（气、液相）影响因素：n=2（温度、压强）故：自由度F=3-2+2=3，即气相组成、液相组成、温度、压力4个变量中，已知3个量，

6、便可确定余下的1个量。温度、压力一定：溶解度（液相组成）=f(气相组成)总压5105Pa时：溶解度=f(气相组成，温度）,2.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，溶解度愈大不同溶质：溶解度一定时，易溶气体溶液上方分压小，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,2.2.2 亨利定律,随着对相平衡关系的研究，发现很多气体在浓度较小时其溶解度曲线为通过坐标原点的直线，这一规律用亨利(Henry)定律进行描述。1.pe=Ex称为吸收过程的相平衡方程

7、 亨利定律。式中：pe 溶质A在气相中的平衡分压，kPa；x 溶质A在液相中的摩尔分率；E 亨利系数，kPa。表明：当总压不高(0.5MPa)时，在一定温度下气液两相达到平衡时，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与液相中溶质的摩尔分率成正比。,说明,理想溶液：拉乌尔定律：非理想溶液：低浓度气体吸收：E=常量难溶物系：E常量，但当P0.1MPa时，E=f(P,t)E由实验测定确定：以pe/x对x作图，当x0，pe/x的值即为E。常见物系的E可查有关手册。对于一定的气体和一定的溶剂，E值随温度变化：t，E，x，体现气体溶解度随温度升高而减小的变化趋势。同一溶剂中：易溶气体的E值很小难溶气体的E值相对较

8、大。,2.pe=c/H 表明：当气液两相达到平衡时，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与液相中溶质的体积摩尔浓度成正比。设溶液组成为ckmol(A)/m3，密度为kg/m3；溶质和溶剂的分子量分别为MA kg/kmol、MS kg/kmol，则：,P对H影响小，H大，溶解度大，易溶气体对于稀溶液，c值很小，c(MS-MA),说明,说明 温度、总压的影响：m大，溶解度小，难溶气体,3.ye=mx,m与E的关系：,m相平衡常数，无因次。,4.Ye=mX,以上亨利定律的各种表达式描述的都是互成平衡的气液两相组成间的关系，它们都是根据液相组成来计算与之平衡的气相组成。同样，也可根据气相组成计算平衡的液相组

9、成，此时，亨利定律可写成：,【例】某系统温度为10，总压101.3kPa，试求此条件下在与空气充分接触后的水中，每立方米水溶解了多少克氧气？,=101.30.21=21.27kPa,【解】查得10时，氧气在水中的亨利系数E为3.31106kPa。,W=3.5710-4321000=11.42g/m3,2.2.3.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

10、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。,y2,y1,x2,x1,3.指明传质过程进行的极限,因为平衡是过程进行的极限，所以当两相进行接触，达到平衡时过程也就终止，即：y=ye或者x=xe时，吸收或者解吸过程将停止，不会无限进行下去。若要使过程进行，必须改变条件，使原来的平衡打破，在新的条件下重新建立平衡。对吸收而言，无论气液相流量、塔高、塔径如何，出塔尾气的组成不会低于与该位置液相组成相平衡的气相组成。如逆流：y2ye2=mx2；并流：y1ye1=mx1；对吸收而言，无论气液相流量、塔高、塔径如

11、何，吸收液的组成不会高于与该位置气相组成相平衡的液相组成。如逆流&并流：x1xe1=y1/m。,y2,y1,x2,x1,逆流,并流,【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)SO2的传质方向；(2)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，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P18表2-1，得SO2在101.33kPa、30时亨利系数E=0.485104kPa，则：,2.查P18表2-1，得SO2在10

12、1.33kPa、0时亨利系数E=0.167104kPa，则：3.查P18表2-1，得SO2在101.33kPa、30时亨利系数E=0.485104kPa，则：,第一次课,传质的速度与通量（不讲)!,1.传质的速度 多组分的传质过程中，各组分均以不同的速度运动。设系统由A、B两组分组成，组分A、B通过系统内任一静止平面的速度为uA、uB，该二元混合物通过此平面的速度为u，它们之间的差值为uA-u、uB-u。在上述的各速度中，uA、uB代表组分A、B的实际移动速度，称为绝对速度。u代表混合物的移动速度，称为主体流动速度或平均速度；uA-u及uB-u代表相对于主体流动速度的移动速度，称为扩散速度。因

13、 uA=u+(uA-u)uB=u+(uB-u)故：绝对速度主体流动速度扩散速度,2.3 传质机理与气体吸收速率方程式,2.传质的通量,传质通量：单位时间通过垂直于传质方向上单位面积的物质量。传质通量等于传质速度与浓度的乘积。传质通量常用质量通量、摩尔通量表示。(1)以绝对速度表示的传质通量。质量通量：jA=AuA jB=BuB混合物的总质量通量：j=jA+jB=AuA+BuB=u 质量平均速度的定义式 摩尔通量：NA=cAuA NB=cBuB混合物的总摩尔通量：N=NA+NB=cAuA+cBuB=cu 摩尔平均速度的定义式,(2)以扩散速度表示的传质通量。质量通量：jA=A(uA-u)jB=B

14、(uB-u)摩尔通量：JA=cA(uA-um)JB=cB(uB-um)混合物：j=jA+jB J=JA+JB(3)以主体流动速度表示的传质通量。,2.3.2 质量传递的基本方式,分为分子传质和对流传质1.分子扩散（传质）(1)分子扩散现象 左室A分子向右运动，右室B分子向左运动。左右两室交换的分子数虽相等，但因左室A浓度高，故在同一时间内A分子进入右室较多而返回左室较少，其净结果是物质A自左向右传递。同理，物质B自右向左传递。两种物质各自沿其浓度降低的方向传递。上述扩散过程将一直进行到整个容器中A、B两种物质的浓度完全均匀为止，此时，通过任一截面物质A、B的净的扩散通量为零，但扩散仍在进行，只

15、是左、右两方向物质的扩散通量相等，系统处于扩散的动态平衡中。当流体内部存在某一组分的浓度(或分压)差时，凭借分子的无规则热运动使该组分由高浓处向低浓处迁移的过程，称为分子扩散或分子传质，简称扩散。分子扩散发生在固体、静止或层流流动的流体中。,(2)费克（Fick）第一定律描述分子扩散的通量或速率的方程。式中：jA组分A的质量通量，kg/(m2.s)dA/dz组分在传质方向上的质量浓度梯度，(kg/m3)/m DAB组分A在B中的扩散系数，m2/s JA组分A的摩尔通量，kmol/(m2.s)dcA/dz组分在传质方向上的摩尔浓度梯度，(kmol/m3)/m,(3)等分子反向扩散 因两容器中气体

16、总压相同，所以A、B两组分相互扩散的量nA和nB必然相等，故称为等摩尔反方向扩散。即：JA=-JB 在扩散过程，虽然A、B两组分发生变化，但混合气体总压不变，即c=cA+cB=常数，因而dcA/dz=-dcB/dz，根据菲克定律：故：DAB=DBA 该关系说明：对双组分混合气体，在进行等摩尔反方向分子扩散时，A在B中和B在A中的分子扩散系数相等，以后以D表示。,(4)一组分通过另一停滞组分的扩散 当截面上有一层只允许A组分通过但不允许B组分通过的膜时。由于在气相主体与液面处存在A组分的分压差，所以组分A将不断向右进行分子扩散，并进入液相中去，而液相中无任何组分进入气相，使得液面处总压低于气相主

17、体，在此压差的作用下，混合气体(A+B)便会自动向截面处发生宏观运动，称为总体流动。总体流动的结果又使得液面附近B组分的分压大于气相主体中B的分压，因而组分B又将以分子扩散的方式向气相主体移动。这样实际的净结果是A组分不断向液面移动，对于B组分来讲，随总体流动向液面运动的同时又以相反方向进行分子扩散到气相主体，实际上等于没有运动，故称为A组分通过停滞组分B的扩散。,据以上形式，得结论：组分的实际通量分子扩散通量主体流动通量这是费克第一定律的一般表达式。,2.对流传质,(1)涡流扩散 湍流时流体除了沿流动方向整体向前运动外，在其它方向上还存在着流体质点的脉动和旋涡运动，碰撞和混合程度比较剧烈。在

18、湍流主体中，借流体质点的脉动和旋涡混合作用，使物质由高浓度向低浓度处进行的物质扩散，称为涡流扩散。(实际上，湍流中也存在着一定的分子扩散，只是涡流扩散起主要作用)。由于涡流扩散的复杂性，涡流扩散通量常借助费克第一定律的形式表示，即：,注意分子扩散系数D是物质的物性常数，它仅与温度、压力、组成等因素有关；涡流扩散系数M不是物性常数，它与流体的湍动程度有关、所处位置、壁面粗糙度等因素有关。,(2)对流传质 流动流体与相界面一侧进行的物质传递，称为对流扩散。它包括流体主体中的涡流扩散和层流层中的分子扩散，为物质在单一相内进行迁移的总称。对流传质的基本方程，采用下式表示：NA=kccA 式中：NA对流

19、传质的摩尔通量，kmol/(m2.s)kc对流传质系数，m/s；cA 组分A界面浓度与主体浓度差，kmol/m3。上式称对流传质速率方程注意因组成有不同的表示法，故对流传质速率方程有不同的表达形式。,分子传质（扩散）,气体中的稳态扩散（1）等分子反向扩散,（2）组分A通过停滞组分B的扩散,2.3.3.2 液体中的稳态扩散,在液相中进行扩散时，物质的扩散速度远远小于气相中的，但液体密度大，浓度梯度大，因而扩散通量与气相中的大致相同。（1）液体中的扩散通量方程 仍可用费克第一定律描述液体中的扩散通量方程。但与稳态气体扩散不同的是，液体的扩散系数随浓度而变化，且总浓度随位置变化，因此在应用费克第一定

20、律时，用平均扩散系数、平均总浓度代替原式中的扩散系数、总浓度，即：,(2)等分子反向扩散,发生在摩尔潜热相等的二元化合物蒸馏中。求解过程与气相中的相同。1.2.2.3 组分A通过停滞组分B的扩散 发生在吸收、萃取等单元操作中。求解过程与气相中的相同。,2.3.4 扩散系数,(分子)扩散系数D为物质的物性常数之一，其物理意义表示单位浓度梯度下物质的扩散通量，因而表明一种物质在另外一种物质中的扩散能力。其值由实验测定，数值大小与温度、压强及浓度有关，常用物质的扩散系数见本书附录一。当无数据可查时，可采用一些理论公式进行计算或用经验公式估算。理论公式：,经验公式：,上述各式中的符号的含义参见教材P3

21、4-P41。作业：1、3、5题,2.3.5 对流传质,流体与固体壁面间对流传质中，一方面由于浓度梯度的存在，物质以分子扩散的方式进行传递，另一方面，流体在运动过程中，也必然将物质从一处向另一处传递。所以，对流传质的速率除了分子传递的影响外，还受到流体流动的影响。本节讨论对流传质的基本规律，重点讨论对流传质速率的计算问题。2.3.5.1 对流传质的类型与机理(1)对流传质的类型按流体的流动发生原因不同，分：自然对流传质 强制对流传质强制层流传质强制湍流传质按流体的作用方式，分：流体作用于固体壁面，即流体与固体壁面的传质，如水流过可溶性固体壁面。一种流体作用于另一种流体，两流体通过相界面进行传质，

22、即相际传质，如用水吸收混于空气的氨。,(2)对流传质的机理,以流体与固体壁面的对流传质为例讨论，对有固定相 界面的相际传质，其机理类似。,层流区：质量传递仅以分子扩散方式进行，据费克第一定律知，其浓度梯度很大，浓度分布曲线很陡，为一直线。,缓冲区：质量传递以分子扩散和涡流扩散方式进行，浓度梯度较层流区的小，且非常量，浓度分布曲线为一曲线。,湍流主体区：质量传递以分子扩散和涡流扩散方式进行，但分子扩散占比重很小，忽略不计。浓度梯度非常小，近似为零，浓度分布曲线为一水平线。,将层流区、湍流主体区的直线延长，其交点与壁面间形成的膜层称为停滞膜层。,停滞膜层,停滞膜层内浓度分布曲线为直线，说明在停滞膜

23、层内物质传质是以分子扩散的方式进行的。停滞膜层以外的浓度分布曲线为水平线，说明此区域内无传质阻力，全部传质阻力集中在停滞膜内。,2.3.5.2 浓度边界层与对流传质系数,1.3.2.1 浓度边界层 当流体流过固体壁面时，若流体与固体壁面间存在浓度差，受壁面浓度的影响，在与壁面垂直方向上的流体内部将建立起浓度梯度，该浓度梯度自壁面向流体主体逐渐减小。通常将壁面附近具有较大浓度梯度的区域称为浓度边界层或传质边界层。,如图示，流体最初以均匀速度u0和均匀浓度cA0进入圆管内，因流体受壁面浓度的影响，浓度边界层厚度由进口的零值逐渐增加，经过一段距离Le后，在管中心汇合，汇合后浓度边界层厚度等于圆管的半

24、径。超过汇合点后，浓度分布将逐渐趋于平坦，若管子的长度足够，则截面上的浓度最后变为均匀一致并等于壁面的浓度cAs。此段距离Le称为传质进口段长度，处于进口段内的传质称为进口段传质，处于进口段后的传质称为充分发展的传质。,对流传质系数,据对流传质速率方程，固体壁面与流体间的对流传质速率为：GA=NAS=kcS(cAs-cAb)式中：GA对流传质速率，kmol/s；CAS壁面浓度，CAb流体的主体浓度或平均浓度，kmol/m3。从上式可以看出，要计算对流传质速率GA，关键在于对流传质系数kc的确定。但kc的确定是一项复杂的问题，它与流体的性质、壁面的几何形状和粗糙度、流体的速度等因素有关，一般通过

25、实验确定经验公式，使用时通过选取适当的经验公式加以计算确定。,2.3.6 相际间的对流传质模型,先对对流传质过程作一定的假定，然后，根据假定建立描述对流传质过程的数学模型，最后求解对流传质模型，即可得出对流传质系数的计算式。2.3.6.1 双膜模型 1923年惠特曼(Whiteman)提出最早的传质模型。要点：气液两相接触时，两相间存在稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的停滞膜，溶质A以分子扩散的方式通过此膜层。在气液相界面处，气液两相处于平衡状态。在两个停滞膜以外的气液两相主体中，由于流体的强烈湍动，各处浓度均匀一致。双膜理论将复杂的相际传质过程归结为两种流体停滞膜层的分子扩散过程，依此模型

26、，在相界面处及两相主体中均无传质阻力存在。故，整个相际传质过程的阻力便全部集中在两个停滞膜层内。因此，双膜模型又称双阻力模型。,2.3.6.2 溶质渗透模型,1935年希格比(Higbie)提出。其要点为：溶质开始从界面进入液膜直到建立稳定的浓度梯度需要一段过渡时间，在此期间，溶质从相界面向液膜深度方向逐步渗透，其渗透过程为一段不稳定的传质过程，常采用不稳定传质方程来描述。2.3.6.3 表面更新理论 1951年丹克沃茨(Danckwerts)提出.其要点为：在气液两相接触过程中，不断有液体单元从主体到达界面，置换原来界面上的液体，停留一段时间后又为新的液体单元所置换，如此不断地进行，其接触表

27、面也在不断更新，因此传质过程为不稳定状态，其速率与置换的频率有关。后两种理论虽然用于具体过程的计算还有一定距离，但它有助于更深刻地揭示过程进行的物理本质 不稳定扩散和表面更新，对寻求强化过程途径有一定指导意义。,第二次课,2.3.7 气体吸收速率方程式,反映吸收过程进行快慢程度以吸收速率来表示，它是指单位时间内，通过单位传质面积吸收的溶质的量。通过吸收速率可确定完成指定的吸收任务所需设备的尺寸及混和气体通过指定设备所能达到的吸收程度。描述吸收速率与吸收推动力之间关系的数学表达式即为吸收速率方程式。由于推动力的形式不同，可写出不同的吸收速率方程式。,2.3.7.1 膜吸收速率方程式,在稳定操作的

28、吸收设备内任一部位上，相界面两侧的气、液相膜层中的传质速率应是相同的，否则会在相界面处有溶质积累。因此，其中任一侧停滞膜中的传质速率都能代表该部位上的吸收速率。单独根据气膜或液膜的推动力及阻力写出的速率关系式称为气膜或液膜吸收速率方程式，相应的吸收系数称为膜系数或分系数，用k表示。,2.3.7.1.1 气膜吸收速率方程式,1.用(pG-pi)表示气膜推动力的膜吸收速率方程式 据双膜模型，溶质以分子扩散方式通过气相一侧停滞膜时的传质速率为：,上式中，停滞膜厚度zG难以确定，但一定的物系及一定的操作条件规定了T、P、D，一定的流动状况及传质条件规定了zG的值，故：,kG气膜吸收系数，kmol/(m

29、2.s.kPa)；1/kG气膜阻力，(m2.s.kPa)/kmol，此阻力的表达形式是与气膜推动力（pG-pi）相对应的。,2.以（y-yi）为气膜推动力的膜吸收速率方程式,当气相的组成以摩尔分率表示时，相应的气膜吸收速率方程式为：,ky气膜吸收系数，kmol/(m2.s)；1/ky气膜阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与气膜推动力（y-yi）相对应的。,2.3.7.1.2 液膜吸收速率方程式,1.用(ci-cL)表示液膜推动力的膜吸收速率方程式 据双膜模型，溶质以分子扩散方式通过液相一侧停滞膜时的传质速率为：,kL液膜吸收系数，m/s；1/kL液膜阻力，s/m，此阻力的表达形式

30、是与液膜推动力（ci-cL）相对应的。,2.以（xi-x）为液膜推动力的膜吸收速率方程式,当液相的组成以摩尔分率表示时，相应的液膜吸收速率方程式为：,kx液膜吸收系数，kmol/(m2.s)；1/kx气膜阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与液膜推动力（xi-x）相对应的。,2.3.界面组成的确定,根据(1)一般情况定态传质,pi、ci,而(2)平衡关系满足亨利定律,pi、ci,I（pi，ci）,采用图解的方法由操作点作斜率为kL/kG 的直线与平衡线的交点确定界面组成,2.3.8 总吸收速率方程式,为了避开难以测定的界面组成，可采用两相主体组成的某种差值来表示总推动力而写出吸收速

31、率方程式，称为总吸收速率方程式。这种吸收速率方程式中的吸收系数，称为总吸收系数，用K表示。总吸收系数的倒数即为总阻力，总阻力应当是两膜阻力的代数和。总推动力是两相主体组成的某种差值，因气、液相组成表示法不同，二者不能直接相减，即使表示法相同，差值也不能代表过程的总推动力。吸收过程能自动进行，是由于两相主体组成未达到平衡。一旦任何一相主体组成与另一相主体组成达到平衡，推动力便为0。因此，吸收过程的总推动力采用任何一相的主体组成与其平衡组成的差值表示。,1.以（pG-pe）表示总推动力的总吸收速率方程式,说明,KG总吸收系数，kmol/(m2.s.kPa)；1/KG总阻力，(m2.s.kPa)/k

32、mol，此阻力的表达形式是与总推动力（pG-pe）相对应的，且由气膜阻力1/kG与液膜阻力1/(HkL)组成。气膜控制：,表明易溶气体吸收时，传质总阻力的绝大部分集中气膜中，气膜阻力控制着整个吸收过程的速率；传质总推动力的绝大部分集中在气膜中；吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为气膜控制。,对于气膜控制的吸收过程，要提高吸收速率，在选择设备型式及确定操作条件时应注意主要减小气膜阻力。,2.以（ce-cL）表示总推动力的总吸收速率方程式,说明,KL总吸收系数，m/s；1/KL总阻力，s/m，此阻力的表达形式是与总推动力（ce-cL）相对应的，且由气膜阻力H/kG与液膜阻力1/kL

33、组成。液膜控制：,表明难溶气体吸收时，传质总阻力的绝大部分集中液膜中，液膜阻力控制着整个吸收过程的速率；传质总推动力的绝大部分集中在液膜中；吸收总推动力的绝大部分用于克服液膜阻力，这种情况称为液膜控制。,对于液膜控制的吸收过程，要提高吸收速率，在选择设备型式及确定操作条件时应注意主要减小液膜阻力。,【例】110kPa下操作的氨吸收塔，某截面上，含氨0.03摩尔分率的气体与氨浓度为1kmol/m3的氨水接触，已知气膜传质系数kG=510-6kmol/(m2skPa)，液膜传质系数kL=1.510-4m/s，氨水的平衡关系可用亨利定律表示，H=0.73kmol/(m3kPa)，试计算：1.气液相界

34、面上的两相组成；2.以分压差和体积摩尔浓度差表示的总推动力、总传质系数、传质速率；3.该吸收过程的控制因素；4.气、液膜系数分别增加10时，总阻力的变化情况。,【解】,3.以（y-ye）表示总推动力的总吸收速率方程式,Ky总吸收系数，kmol/(m2.s)；1/Ky总阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与总推动力（y-ye）相对应的。,4.以（xe-x）表示总推动力的总吸收速率方程式,Kx总吸收系数，kmol/(m2.s)；1/Kx总阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与总推动力（xe-x）相对应的。,5.以（Y-Ye）表示总推动力的总吸收速率方程式,KY总吸收系数，k

35、mol/(m2.s)；1/KY总阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与总推动力（Y-Ye）相对应的。,6.以（Xe-X）表示总推动力的总吸收速率方程式,KX总吸收系数，kmol/(m2.s)；1/KX总阻力，(m2.s)/kmol，此阻力的表达形式是与总推动力（Xe-X）相对应的。,2.3.9 吸收速率方程及吸收系数小结,1.推动力涉及范围及组成表示方法不同，吸收速率方程有多种形式(10)，归纳为两类：与膜系数相对应的速率式，采用一相主体组成与界面处组成之差表示推动力；与总系数相对应的速率式，采用任一相主体组成与其相平衡浓度之差表示推动力。2.吸收系数应与推动力表示方法及其单位相一

36、致。如,3.因为塔内不同横截面上气液相组成各不相同，因此吸收速率也不同，故吸收速率方程适用于塔内某一截面上稳态吸收的过程，不能直接用来描述全塔的吸收速率。4.总吸收速率方程适用于全部组成范围内平衡关系符合亨利定律的溶液。5.两种特殊情况：易溶气体吸收，气膜控制；难溶气体吸收，液膜控制。6.总吸收系数通过膜系数计算；各膜系数可相互换算；各总系数可相互换算。,第三次课,作业：、题,2.4 低组成气体吸收的计算,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：物料恒算 相平衡 吸收速率方程,工业吸收过程既可

37、采用板式塔又可采用填料塔，本章主要讨论填料塔。填料塔是在塔的筒体内填充某种特定形状的固体物即填料，构成填料层。填料的作用：增大两相间的接触面积和接触时间，增加湍动程度。气液两相的流动方式：逆流、并流。通常液体在塔内作为分散相，依靠重力自上而下流动，而气体则在压差的作用下，以连续相的方式流过全塔。逆流特点：平均推动力比并流的大，能有效地提高吸收速率；可提高出塔吸收液的组成；使出塔气体组成降至最低。湍动程度高接触时间长,2.4.1 物料衡算与操作线方程,2.4.1.1 物料衡算1.逆流 对图中稳定操作状态的逆流吸收塔进行溶质A的物料衡算：VY1+LX2=VY2+LX1 说明一般已知V、Y1，Y2由

38、生产工艺要求确定，X2在选定吸收剂后为定值。未知量L、X1。溶质回收量GA=V(Y1-Y2)=L(X1-X2)溶质回收(吸收)率：（确定Y2）,吸收塔,V,Y2,V,Y1,L,X2,L,X1,混和气体：Vh m3/s，y1纯溶剂：X2=02.并流对图中稳定操作状态的并流吸收塔进行溶质A的物料衡算：VY1+LX1=VY2+LX2G=V(Y2-Y1)=L(X1-X2),吸收塔,V,Y2,V,Y1,L,X2,L,X1,2.4.1.2 吸收塔的操作线方程与操作线,1.逆流 塔内任一截面m-n至塔底处溶质A的物料衡算，如蓝框：,塔内任一截面m-n至塔顶处溶质A的物料衡算，如红框：,说明,操作线方程反映在

39、塔的任一截面上，上升气相组成与下降液相组成之间的关系。,B点代表塔底组成，T点代表塔顶组成，A点代表塔内任一截面的气、液组成。从A点引一垂线，与平衡线交与一点，两点之间垂直距离代表以气相表示的推动力(Y-Ye)；从A点引一水平线，与平衡线交与一点，两点之间水平距离代表以液相表示的推动力(Xe-X)；吸收过程的操作线位于平衡线上方，若位于下方，则为解吸过程。操作线离平衡线愈远吸收的推动力愈大；,2.4.1.2 吸收塔的操作线方程与操作线（续）,2.并流 塔内任一截面m-n至塔底处溶质A的物料衡算，如蓝框：,V,Y2,V,Y1,L,X2,L,X1,Y,X,m,n,塔内任一截面m-n至塔顶处溶质A的

40、物料衡算，如红框：,说明,操作线方程反映在塔的任一截面上，下降气相组成与下降液相组成之间的关系。,X,Y2,Y1,X1,X2,T,B,Y,A,从A点引一垂线，与平衡线交与一点，两点之间垂直距离代表以气相表示的推动力(Y-Ye)；从A点引一水平线，与平衡线交与一点，两点之间水平距离代表以液相表示的推动力(Xe-X)；B点代表塔底组成，T点代表塔顶组成，A点代表塔内任一截面的气、液组成。吸收过程的操作线位于平衡线上方，若位于下方，则为解吸过程。,无论并流、逆流，操作线方程与操作线均由物料衡算得到，与系统的平衡关系、操作条件及设备结构型式没有关系。,a,b,Y2a,X2a,X2b,Y2b,Y1b,X

41、1b,Y1a,X1a,Y1b=Y1a,C,D,A,B,并流、逆流操作线练习（多塔联合操作）,2.4.2 吸收剂用量的确定,以逆流为例。在V、Y1、Y2、X2已知的情况下，吸收塔的操作线的一个端点T已确定，另一个端点B则可在Y=Y1的水平线上移动，点B的横标取决于操作线的斜率L/V。2.4.2.1 最小液气比(L/V)min,L/V：液气比，是吸收剂与惰性气体摩尔流量的比值，反映单位气体处理量时的吸收剂耗用量的大小。V确定，L，L/V，B点右移，X1。当L减小至使B点右移至Be点时，X1=Xe1，即吸收液与进塔混和气相平衡，为理论上吸收液能达到的最高组成。此时操作线BeT的斜率称为最小液气比，用

42、(L/V)min表示，相应的吸收剂用量称为最小吸收剂用量，用Lmin表示。,最小液气比的计算1.平衡发生在塔底,最小液气比定义：针对一定的分离任务，操作条件和吸收物系一定，塔内某截面吸收推动力为零，达到分离程度所需塔高无穷大时的液气比。,平衡关系符合亨利定律时：,2.平衡发生在塔内,过T作平衡线的切线，交Y=Y1水平线于B点。,3.操作液气比,【例】在逆流吸收塔中，用洗油吸收焦炉气中的芳烃。吸收塔压强为105kPa，温度为300K，焦炉气流量为1000m3/h，其中所含芳烃组成为0.02（摩尔分率,下同），吸收率为95%，进塔洗油中所含芳烃组成为0.005。若取吸收剂用量为最小用量的1.5倍，

43、试求进入塔顶的洗油摩尔流量及出塔吸收液组成。（操作条件下气液平衡关系为Y*=0.125X）进入吸收塔的惰性气体摩尔流量为：进塔气组成：出塔气组成：,吸收剂组成：,由于入塔洗油中含有少量芳烃，则入塔的洗油量为：L=L(1+X2)=7.59(1+0.0053)=7.63kmol/h,2.4.3 塔径的计算,根据圆形管路流量公式计算。,式中：VS操作条件下混和气体的流量，m3/s。以入塔气流量计（逆流：塔底，并流：塔顶）。利用上式关键在于空塔气速u的确定，u的确定取决于塔的类型、操作条件、物系等因素，将在第4章介绍。,填料层高度的计算,有传质单元数法和等板高度法。2.4.4.1 传质单元数法1.基本

44、计算式 所以填料层高度计算涉及物料衡算、传质速率和相平衡关系。我们前面介绍的所有传质速率方程都适用于稳定操作的吸收塔中的“某一横截面”,而不能用于全塔。对于整个吸收塔，气、液的浓度分布都沿塔高变化，吸收速率也在变化。所以要在全塔范围应用吸收速率关系式，就要采用微分方法，然后积分得到填料层的总高度。,单位时间，dZ内吸收A的量：,微元填料层内，因气液组成变化极小，可认为吸收速率NA为定值。,微元填料层内，吸收速率方程式：,积分上两式,有效传质面积 a 同体积填料的比表面积，a与填料的形状、尺寸及充填状况(整砌、乱堆)有关，还受流体物性及流动状况的影响，很难直接测定，所以和吸收系数合在一起，作为一

45、个完整的物理量看待，其乘积称为体积吸收系数。KYa气相总体积吸收系数，kmol/(m3.s)；KXa液相总体积吸收系数，kmol/(m3.s)。,说明KYa物理意义：单位推动力、单位时间、单位体积填料层内吸收溶质A的物质的量。,2.传质单元高度和传质单元数,同理：,填料层高度可用下面的通式计算：Z=传质单元高度传质单元数,说明,.传质单元高度 若吸收过程所需填料层高度恰等于一个气相总传质单元高度时，即：Z=NOG，则：整个填料层内，(Y-Ye)虽为变量，但总可以找到一个平均值(Y-Ye)m，代替积分式中的(Y-Ye)，而不改变积分值，即：(Y1-Y2)=(Y-Ye)m。HOG的物理意义：气体流

46、经一段填料，溶质组成变化(Y1-Y2)等于该段填料层平均推动力(Y-Ye)m 时，该段填料层高度就是一个气相总传质高度。,.传质单元数,NOG的指导意义：反映了取得一定吸收效果的难易程度。dY，(Y-Ye)NOG（难）,HOG的指导意义：反映了传质阻力的大小、填料性能的优劣及润湿情况的好坏。KY(阻力)，aHOG,3.传质单元数的计算,以逆流为例。脱吸因数法适用情况：平衡关系符合线性关系。,式中：S=mV/L脱吸因数，是平衡线斜率m与操作线斜率L/V的比值，无量纲。,以S为参数，在半对数坐标上标绘NOG-(Y1-Ye2)/(Y2-Ye2)关系。横标(Y1-Ye2)/(Y2-Ye2)：反映吸收率

47、的大小。参数S：反映吸收推动力的大小。,脱吸因数S不同时对生产过程的指导意义：,希望得到高的吸收率：力图使Y2Ye2 方法是增大液体量，改变操作线方程，从而使L/Vm，即：在S1时才有可能。,希望得到高组成的吸收液：力图使X1Xe1 方法是减小液体量，改变操作线方程，从而使L/V1时才有可能。,一般时，可兼顾上述两种情况。,同理：,此式常用于解吸操作的计算,对数平均推动力法,适用情况：平衡关系符合线性关系。,同理：,说明,对数平均推动力法适用于平衡线为直线，逆流、并流吸收皆可。平衡线与操作线平行 时，当,梯级图解法,适用情况：平衡关系为直线或弯曲率不大的曲线。图解步骤：,在Y-X图上绘出TB线

48、及OE线；,在TB及OE线之间画出若干(Y-Ye)的中点联成的曲线MN；,从塔顶T出发，作水平线交MN于F，延长TF至F，使TF=FF，从F出发，重复绘制梯级过程，直至达到或超过塔底B点为止；,NOG梯级数(非整数),适用情况：平衡关系符合曲线且无具体函数关系步骤：根据已知条件在Y-X图上作出平衡线和操作线。在Y1与Y2之间任选若干个Y值，从图中读出相应的Ye值，并计算 值。在直角坐标系中以 作图得曲线。曲线与Y=Y1、Y=Y2及横轴所包围的面积即为NOG。,图解积分法,数值积分法,适用情况：平衡关系符合曲线且已知函数关系 图解积分法虽为一种理论上严格的方法，但计算起来特别繁琐。可采用数值积分

49、法进行计算，例如采用辛普森(Simpson)数值积分法。其方法是：在Y1和Y2之间作偶数等分，对每一个Yi值计算出对应的f(Yi)，并令Y0=Y2(塔顶气相组成)，Yn=Y1(塔底气相组成)，然后按下式进行求解：此外可采用龙贝格方法、高斯积分法等。,2.4.4.2 等板高度法,设填料层由N级组成，吸收剂从塔顶进入第I级，逐级向下流动，最后从塔底第N级流出；原料气从塔底进入第N级，逐级向上流动，最后从塔顶第1级排出。在每一级上，气液两相的组成达到平衡，溶质组成由气相向液相转移。若离开某一级时，气液两相的组成达到平衡，则称该级为一个理论级，或称为一层理论板，NT。等板高度：分离效果达到一个理论级所

50、需的填料层高度。Z=HETPNTNT完成分离任务，所需的理论级数；HETP等板高度，由实验测定或经验公式计算。,1.图解法求NT,步骤：画平衡线OE，操作线TB；从T点出发画梯级，直到越过B点。梯级数为理论板数NT。,解析法,逆流。平衡线：Yi=mXi+b操作线：,当 A=1时 NT=NOG A1时 NTNOG,2.4.5 吸收塔的设计型计算,逆流：气液流向相反；并流：气液流向相同。逆流与并流的比较：逆流操作与并流的气液两相进、出口组成相等的条件下逆流操作的优点：逆流操作可获得较大的吸收推动力，从而提高吸收过程的传质速率；可得到浓度较高的吸收液；可使出塔气体中溶质的含量降低，提高溶质的吸收率。