吸收操作及工业应用

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1、其次章吸取第一节概述一、吸取操作及工业应用1、吸取操作在化学工业生产中，常常需要从气体混合物中分别出其中一种或多种组分。例如，在合成氨工业中，为了净制原料气，用水处理原料气以除去其中的二氧化碳等。吸取操作就是分别气体混合物的一种方法。使气体溶解于液体中的操作称为吸取操作。当气体混合物与适当的液体接触，气体中的一个或几个组分溶解于液体中，而不能溶解的组分仍留在气体中，使气体混合物得到了分别，吸取就是利用气体混合物中各组分在同一液体中的溶解度不同来分别气体混合物的操作。吸取操作在化工生产中应用很广，有以下几个方面：（1） 取溶液作为产品 如用水吸取氯化氢气体制成盐酸、用水吸取甲醛蒸气制成 40%甲

2、醛溶液福尔马林。（2） 分别气体混合物 如在合成橡胶工业中用酒精吸取反响气以分别丁二烯和烃类气体、石油化工中用油分别裂解原料气等。（3） 除去气体中的有害物质以净制气体 如根本有机合成工业中用吸取操作除去原料气中的氯化氢和二氧化碳等有害物质、合成氨工业中用铜氨液除去原料气中的一氧化碳等。（4） 回收气体混合物中有用的成分 如用轻油回收焦炉气中的苯、从烟道气中回收二氧化硫或二氧化碳以制取其它产品等。这样可以到达综合利用的目的，削减三废，保护环境。2、工业吸取过程工业吸取多为逆流流程，且多在填料塔内进展。混合气体从塔底引入吸取塔， 在压差作用下向上流淌；吸取剂从塔顶引入，在重力作用下向下流淌。吸取

3、剂吸取了吸取质后形成的液体为吸取液或溶液从塔底引出，吸取后剩余的气体为尾气从塔顶引出。以合成氨气脱二氧化碳为例：溶质：混合气体中，能够显著溶解的组分称为溶或吸取质； 惰性组分：不被溶解的组分称为惰性组分惰气或载体； 吸取剂：吸取操作中所用的溶剂称为吸取剂或溶剂；吸取液：吸取操作中所得到的溶液称为吸取液或溶液，其成分为溶质 A 和溶剂 S；吸取尾气：吸取操作中排出的气体称为吸取尾气，其主要成分是惰性气体B 及剩余的溶质 A。由此可见，吸取操作来进展气体混合物的分别时必需解决以下几方面的问题：（1） 选择适宜的溶剂。（2） 供给气液接触的场所传质设备。（3） 溶剂的再生。故一个完整的吸取分别过程，

4、一般包括吸取和解吸两个组成局部直接将吸取液作为产品的例外，吸取只是把溶质从混合气体中分出来，在塔底得到的仍是由溶剂和溶质组成的混合液，还需进展解吸才能得到纯溶质并回收溶剂。二、吸取剂的选择吸取过程是气体中的溶质溶解于吸取剂中，即通过两相之间的接触传质来实现的。吸取操作的成功与否很大程度取决于吸取剂性能的优劣。评价吸取剂优劣主要依据以下几点。（1） 溶解度 吸取剂应对吸取质有很大的溶解度，即在确定的温度与浓度下，吸取质的平衡分压要低。这样处理确定量混合气体所需的溶剂量较少，气体中吸取质的极限剩余亦可降低。（2） 选择性 混合气体中其他组分在吸取剂中的溶解度要小，即吸取剂具有较高的选择性。（3）

5、挥发性 在操作温度下吸取剂的蒸气压要低，吸取剂挥发度越高，其损失量越大。（4） 粘度吸取剂在操作温度下粘度越低，其在塔内的流淌性越好，有利于传质和传热。（5） 再生性溶质在吸取剂中的溶解度对操作条件温度、压力要敏感， 即随操作条件的变化溶解度要显著的变化，这样被吸取的气体组分简洁解吸，吸取剂再生便利。（6） 稳定性化学稳定性好，以免在使用过程中发生变质。（7） 经济性价廉、易得、无毒、不易燃烧、冰点低。实际上，很难找到一种溶剂能满足全部这些要求。因此，应对可供选用的吸取剂作出技术与经济评价后，合理选用。三、吸取操作分类依据吸取过程的特点，吸取操作可分为1物理吸取与化学吸取假设溶质与吸取剂之间没

6、有化学反响，而只靠溶质在吸取剂中的物理溶解度， 则被称为物理吸取。假设溶质靠化学反响与吸取剂相结合，则被称为化学吸取。（2） 单组分吸取与多组分吸取假设混合气中只有一个组分被吸取，则被称为单组分吸取。假设有两个以上的组分被吸取，则称为多组分吸取。（3） 非等温吸取与等温吸取气体溶于液体中时常伴随热效应溶解热或反响热，假设热效应很小，或被吸取的组分在气相中的浓度很低，而吸取剂用量很大，液相的温度变化不显著， 则可认为是等温吸取。假设吸取过程中其热效应很大，液相的温度明显变化，则该吸取过程为非等温吸取过程。（4） 低浓度吸取与高浓度吸取通常依据生产阅历，规定当混合气中溶质组分 A 的摩尔分数大于

7、0.1，且被吸取的数量多时，称为高浓度吸取；假设溶质在气液两相中摩尔分数均小于 0.1 时，吸取称为低浓度吸取。四、吸取操作经济性吸取操作的费用主要为：（1） 气、液两相流经吸取设备的能量消耗（2） 溶剂的挥发损失和变质损失（3） 溶剂的再生费用吸取的操作费用主要是吸取剂的再生，常用吸取剂再生方法有升温、减压、吹气。升温与吹气同时使用最为常见。五、吸取与蒸馏操作的区分吸取与蒸馏同为传质过程，但（1） 过程的依据不同蒸馏：混合物中各组分间挥发性的不同吸取：混合物中各组分在同一溶剂中溶解度的不同（2） 产生其次相的缘由不同蒸馏：通过转变状态参数加热、冷却由内部产生可直接获得较纯的轻、重组分吸取：由

8、外界引入不能直接获得较纯的溶质组分，需借助后继分别过程解吸（3） 传质方向不同精馏：双向传质板上温度接近两相的饱和温度，故既有轻组分由液相向汽相的转移， 有重组分由汽相向液相的转移吸取：单向传质液相温度远低于沸点，故只有溶质从气相向液相传递， 而无显著的溶剂汽化六、吸取设备类型生产中为了提高传质的效果，总是力求让两相接触充分，即尽可能增大两相的接触面积与湍动程度。依据这个原则，吸取设备大致可分成两大类，即板式塔和填料塔。 有湿壁塔、降膜塔等，但多为填料塔。填料塔塔内充以诸如瓷环之类的填料层。溶剂从塔顶进入，沿着填料的外表广为散布并渐渐向下流淌。气体则通过各个填料的间隙上升，与液体作连续地逆流接

9、触。气相中的溶质不断地被吸取，浓度从下而上连续降低，液体则相反，其浓度从上而下连续地增高。气体吸取是物质自气相到液相的转移，是一种传质过程。混合气体中某一组分能否进入溶剂里，是由气体中该组分的分压和溶剂里该组分的平衡分压 *来打算。假设*，这个组分便可自气相转移到液相，被吸取。由于转移的结果，溶液里溶质的浓度增高，其平衡分压*也随着增高，当*时。传质过程就停顿，这时气液两相到达相平衡。反之，假设*时，则溶质便要从溶液中释放出来，即从液相转移到气相，这种过程称为解吸。因此，要依据两相的平衡关系来推断传质过程的方向与极限。本章以介绍单组分、等温、物理吸取为重点，以便把握吸取操作的方法。非等温、多组

10、分、化学吸取在此不作介绍。其次节 吸取平衡及吸取推动力一、吸取平衡前已述及，吸取是一传质过程，其进展的方向与极限必与相平衡有关，即与平衡关系气液相平衡时溶质在两相中的浓度关系有关。一吸取中常用的相组成表示法1、比质量分率混合物中两组分的质量之比，称为比质量分率， X 或Y 表示。假设混合物中A 组分的质量是 GA，单位kg，B 组分的质量是 GB，单位 kg，则A 组分对 B 组分的比质量分率GXGA=A A/ kgBB由于 GA=GX，G =GX代入上式，得WABWBXXX=WAAX= 1 - WA A/ kgBXWBWA式中 G混合物的总质量，kg； XWA组分 A 的质量分率； XWB组

11、分 B 的质量分率。通常在吸取操作中，组分 A 是吸取质，组分 B 是吸取剂或惰性气体。2、比摩尔分率混合物中两组分的摩尔数之比，称为比摩尔分率，用符号 X或 Y表示。假设混合物中 A 组分的千摩尔数是n ，Kmol ， B 组分的千摩尔数是n ，Kmol ，AB则 A 组分对 B 组分的比摩尔分率nXA=AKmolA / KmolBnB由于n = nx ， n = nx ，代入上式，得AABBXA =A =AxxxAB1 - xKmolA / KmolB式中n混合物的总摩尔数， Kmol ；n 组分 A 的摩尔分率；An 组分 B 的摩尔分率。yB假设混合物是双组分气体混合物，则 A =yp

12、A ，而比摩尔分率pBB=yyYA =AAy1 - yKmolA/ KmolBBY=或pA =ApApAP - pKmolA/ KmolBB式中 y和 yABA组分 A 和 B 的摩尔分率；p和 p组分 A 和 B 的分压， Pa ；ABP混合气的总压， Pa 。3、比质量分率和比摩尔分率的换算AB设混合物的总质量是 G， kg，组分A 和 B 的质量分率各是 XWA 和 XWB，分子量各是 M 和 M ，千摩尔数各是n 和n ， Kmol 。由于ABGA=GXWA 和 GB=GXWBnMGXn=而WA 和ABA=WBMGXB所以，A 对 B 的比摩尔分率XnXMMWAXAMWABBX =A=

13、 X nXMMAAMBWBWBAA BA 对 B 的比质量分率XMn M= XA AA M=AAn MBBB例 2-1 设原料气中含 CO2 为 29%体积，其余是N2，O2 和 CO都可看成是惰性气体，经吸取后气体中含 CO2 不超过 1%体积。试分别计算原料气和出塔气中 CO2 的比摩尔分率。解1原料气的比摩尔分率由于 y=0.29，Ayy0.29yABY =A =A= 0.408 KmolCOA1 - y1 - 0.292 Kmol惰性气2出塔气的比摩尔分率由于 yA=0.01，所以YA=A =A=yyyAB1 - y0.011 - 0.01= 0.0101 KmolCO2惰性气Kmol

14、例 2-2 设氨水的浓度是 25%质量，求氨对水的比质量分率和比摩尔分率。解：XWA=0.25，XWB=10.25=0.75，MA=17，MB=18，比质量分率X0.25A = 0.75= 0.333KgNH3KgH O2比摩尔分率M18KmolNHX= XB = 0.333 = 0.3533MAA17AKmolH O2在吸取过程中，气相与液相的总量均随吸取进展而转变，但常可认为惰性气体不溶于液相，因而在吸取塔的任一截面上惰性气体和溶剂的摩尔流量均不发生变化，以惰性气体和溶剂的量为基准，承受上述相组成表示法，分别表示溶质在气液两相的浓度，则可简化吸取计算。此时，在上式中：A吸取质B惰性气体或溶

15、剂二平衡关系1、气体在液体中的溶解度在确定的温度与压力下，使确定量的吸取剂与混合气体接触，溶质便向液相转移，直至液相中溶质到达饱和，浓度不再增加为止。这种状态称为相平衡。平衡时，吸取质在液相中的浓度称为平衡浓度或饱和浓度。所谓气体在液体中的溶解度，就是气体在液相中的饱和浓度，亦称平衡溶解度。它表示在确定的温度和压力下，气液相达平衡时，确定量吸取剂所能溶解的吸取质的最大数量。它是吸取过程的极限。溶解度常用在确定温度和气体平衡分压下，单位质量溶剂中吸取质的质量表示，由试验测定，可以从有关手册中查到。以以下图给出了某些气体在水中溶解度。由图可知，不同种类气体在一样的温度和分压条件下同一溶剂中的溶解度

16、是不同的。而溶解度的差异正是吸取分别气体混合物的根本依据。此外，气体的溶解度与温度和压力有关。通常气体的溶解度随温度的上升而减小，随压力的上升而增大。但当吸取系统的压力不超过 506.5kPa 的状况下，气体的溶解度可看作与气相的总压力无关，而仅随温度的上升而减小。依据气体溶解度的大小，可将气体分为三类：易溶气体，如氨气；中等溶解度气体，如二氧化硫；难溶气体，如氧气等。均指在水中的溶解由此可见，降低温度，提高压力对吸取有利。为此在吸取流程中，进塔液体管路上常常设置冷却器，以维持入塔吸取剂有较低的温度。图 3-2氨在水中的溶解度图 3-3二氧化硫在水中的溶解度图 3-4氧在水中的溶解度平衡分压平

17、衡状态下气相中溶质的分压称为平衡分压。气体溶解度的大小，可以依据平衡分压来推断。如温度为 10时，NH3 与SO2平衡分压数据为：溶液浓度200 克 NH3/1000 克水200 克 SO2/1000 克水平衡分压100mmHg980mmHg上述数据说明，当温度及液相浓度一样时，氨的平衡分压比二氧化硫的平衡分压低，故氨比二氧化硫溶解度大。即，不同气体用同一吸取剂吸取，所得溶液浓度一样时，易溶气体在溶液上方的平衡分压小，难溶气体在溶液上方的平衡分压大；欲得到确定浓度的溶液， 易溶气体所需的分压低，而难溶气体所需的分压高。2、亨利定律气液相平衡关系符合亨利定律时，可用简洁的数学式说明。亨利定律通常

18、适用于稀溶液。即对于易溶气体，只在温度高、浓度低时适用，而对于难溶气体，则总压在 5MPa 以下，分压在 0.1MPa 以下，方才适用。依据亨利定律，在确定温度下气液相达于平衡状态时，可溶气体在气相中的平衡分压 p * 与该气体在液相中的摩尔分率 xA成正比，即稀溶液中气液相平衡A关系是：p * = E xA式中p * 溶质 A 在气相中的平衡分压， Kpa；Ax 液相中溶质的摩尔分率；E 比例系数，称为亨利系数， Kpa 。由上可知，在确定的气相平衡分压下， E 值小，液相中溶质的摩尔分数大， 即溶质的溶解度大。故易溶气体的 E 值小，难溶气体的 E 值大。亨利系数 E 的值随物系而变化。对

19、确定的物系，温度上升，E 值增大。表 2-1 列出了 15 种气体水溶液的 E 值。？由于气相、液相组成有不同的表示方法，亨利定律还有以下不同表达式。c（1） p* =AH式中 c液相中溶质的摩尔浓度，kmol 溶质/m3 溶液；AH 溶解度系数，kmol 溶质/(kPam3 溶液)。溶解度系数 H 可视为在确定温度下溶质气体分压为 1kPa 时液相的平衡浓度。故 H 值越大，则液相的平衡浓度就越大，即溶解度大。且 H 值随温度上升而减小。（2） y * = mx式中， y * 溶质在气相中的平衡摩尔分率；m 相平衡常数，无因次；由式可知，在确定的气相平衡摩尔分率下，m 值小，液相中溶质的摩尔

20、分率大，即溶质的溶解度大。故易溶气体的 m 值小，难溶气体的 m 值大。且 m 值随温度上升而增大。（3） 吸取中：气相中溶质的物质的量(摩尔数)yY =气相中惰性气体的物质的量(摩尔数)1- yX = 液相中溶质的物质的量(摩尔数) =x液相中溶剂的物质的量(摩尔数)1 - x即x =X，y =Y1 + X1 + Y Y * =mX1 + (1 - m) X式中Y *与 X 相平衡时气相中溶质的比摩尔分率。当液相组成 X 很小时，上式右端分母趋近于 1，则得气液平衡关系表达式为Y * = mX将上述关系标绘在 y - x 坐标系中，即为说明吸取中气液平衡关系的图线 吸取平衡线，它可能是通过原

21、点的一条曲线或直线。亨利定律各系数间的关系H 、 E 及 m 三者的关系rE = mp sHMs式中m气液相平衡常数； E亨利系数， Kpa P总压， Kpa ；H溶解度系数， Kmol溶质；Kpa.m3溶液r溶剂的密度， Kg；sm3M溶剂的摩尔质量， Kg。sKmol例 2-3总压为 101.32 Kpa 、温度为 20 0 C ，1000 Kg 水中溶解 15 KgNH，3此时溶液上方气相中 NH 的平衡分压为 1.2 Kpa 。试求此时的亨利系数 E、溶解3度系数 H、相平衡常数m 。解NH 的摩尔质量为 17 Kg，溶液的量为 15 KgNH与 1000 Kg 水之和。3Kmol3故

22、液相组成x = nA =nA=15 /17= 0.01563nn+ nAB亨利系数15 /17 + 1000 /18E = p* =1.2= 76.8kPa x0.01563溶剂水的密度r=1000 Kg，摩尔质量M=18 Kg，sm3sKmol溶解度系数rH s=1000= 0.723kmol /(m3 .kPa)EM76.8 18s相平衡常数E76.8m = 0.758P101.325例 2-4在操作温度为 30，总压为 101.3kPa 的条件下，含 SO2的混合气与水接触，试求与ySO2=0.1 的混合气呈平衡的液相中 SO2的平衡浓度 CSO2为多少 Kmol 。该浓度范围气液平衡关

23、系符合亨利定律。m3解依据亨利定律c*= EpSOSO22式中pSO2为气相中 SO2的实际分压。由道尔顿分压定律p= pySO2SO2= 101.3 0.1 = 10.1(kPa)查表知 30下 SO2的亨利系数 H =4.85103 Kpa ，换算为溶解度系数sE = 1 r=1000= 0.0115molHM4.85 103 18.0s所以m3 .Pac*= 10.1 0.0115 = 0.116 KmolSO2m3三相平衡与吸取过程的关系1、选择吸取剂和确定适宜的操作条件性能优良的吸取剂和适宜的操作条件综合表达在相平衡常数 m 值上。溶剂对溶质的溶解度大，加压和降温均可使 m 值降低，

24、有利于吸取操作。2、推断过程进展方向依据气、液两相的实际组成与相应条件下平衡组成的比较，可推断过程进展的方向。假设气相的实际组成 Y 大于与液相呈平衡关系的组成 Y*mX，则为吸取过程；反之，假设 Y*Y，则为脱吸过程：Y=Y*，系统处于相际平衡状态。3、确定过程进展的极限21211平衡状态即到过程进展的极限。对于逆流操作的吸取塔，无论吸取塔有多高， 吸取利用量有多大，吸取尾气中溶质组成 Y 的最低极限是与入塔吸取剂组成呈平衡，即 mX ；吸取液的最大组成 X 不行能高与入塔气相组成Y 呈平衡的液相组成，即不高于 Y /m。总之，相平衡限定了被净化气体离开吸取塔的最低组成和吸取液离开塔时的最高

25、组成。4、计算过程推动力气相或液相的实际组成与相应条件下的平衡组成的对于吸取过程，传质的推动力为Y - Y *或 X * - X 。值表示传质的推动力。差APy2x2yMNxEyy*y1x1Oxx*吸取推动力示意图第三节吸取传质机理一、吸取传质机理及过程用液体吸取气体中某一组分，是该组分从气相转移到液相的传质过程。它包括以下三个步骤：（1） 溶质由气相主体向相界面传递，即在单一相气相内传递物质；（2） 溶质在气液相界面上的溶解，由气相转入液相，即在相界面上发生溶解过程；（3） 溶质自气液相界面对液相主体传递，即在单一相液相内传递物质。二、物质的传递方式物质在单一相内的传递靠的是集中作用；而不管

26、溶质在气相或液相，它在单一相里的传递有两种根本方式，一是分子集中，二是涡流集中。1、分子集中：当流体内部某一组分存在浓度差时，因微观的分子热运动使组分从浓度高处传递到较低处，这种现象称为分子集中。分子集中现象只存在于静止流体或层流流体中。影响分子集中速率的因素有物性、浓度差、温度、总压。2、涡流集中：当流体流淌或搅拌时，由于流体质点的湍动和旋涡在传质方向上的产生宏观位移，使组分从浓度高处向低处移动，这种现象称为涡流集中。涡流集中主要消灭在湍流流体中，其速率远比单纯的分子集中要大得多，但状况要简洁得多，尚难对其计算确定。3、对流传质：即湍流主体的涡流集中与相界面处的分子集中两种传质作用结合的总称

27、。与对流传热类似，对流传质通常指流体与某一界面例如气体吸取过程中的气液两相界面之间的传质。有效膜：对流传质的传质阻力全部集中在一层虚拟的膜层内，膜层内的传质形式仅为分子集中。其中：有效膜厚度 zG为：如以下图，层流内层分压梯度线延长线与气相主体分压线 pA 相交于一点 G，G到相界面的垂直距离。有效膜的意义：有效膜厚 zG 是个虚拟的厚度，但它与层流内层厚度 z”G存在一对对流传质浓度分布图应关系。流体湍流程度愈猛烈，层流内层厚度z”G愈薄，相应的有效膜厚 zG 也愈薄，对流传质阻力愈小。三、对流传质理论双膜理论根本论点：（1） 气、液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧分别有存在有稳定的液膜和

28、气膜；溶质以分子集中的方式通过此两膜。（2） 在相界面处，气、液两相到达平衡(界面无阻力)。（3） 在膜层以外的气、液两相中心区，由于流体充分湍动，溶质的浓度是均匀的，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。争论：1双膜理论使整个相际传质过程得到简化通过以上假设，就把整个吸取过程简化为经由气、液两膜的分子集中过程。（2） 双膜理论有它的局限性。假设要想提高吸取速率，就应增加流体的湍动程度，而增加流体的湍动程度就会使界面变得不稳定，外表不断更，则双膜理论也就不成立（3） 在双膜理论之后又提出了一些的理论：如溶质渗透理论，外表更理论，界面动力理论等。但这些理论尚未应用于生产实际。第四节传质速率方程平衡关

29、系只解决了过程能否进展及其进展的方向及限度，而过程进展的快慢程度由过程的速率来反映。吸取速率即指单位气液接触外表积上单位时间内吸取的溶质量。通常以 N来A表示，单位为kmol / m2 h对任何一个过程，其速率都可用下面这样一个关系式来归纳表示，即过程速率= 过程推动力过程阻力对于吸取这一传质过程的速率关系，其推动力是指浓度差，而吸取阻力的倒数称为吸取系数。因此，吸取速率关系又可写成：吸取速率=吸取系数推动力由于混合物的组成可以承受不同的单位，所以传质推动力有不同的表示方法，吸取速率也就有不同的表示形式。说明吸取速率与推动力之间关系的数学式即为吸取速率方程。一、对流传质速率方程由双膜理论得：p

30、= ci或Y= mXiHii由稳定传质过程得：N NA 气A 液气膜吸取速率方程式p - pN= kAG (p - pi)或NA=i1/ kGN= kAY (Y - Y )或NiAY - Y=i1/ k液膜吸取速率方程式YC - CN= kAL (Ci- C)或N=Ai1/ kLN= k (X- X)或N= Xi - XAxiA1/ kX争论吸取系数及单位通式： Kmol吸取质浓度 m 2 h界面浓度联立解方程组 Y = m XY =mXiIiIk (Y - Y ) = kYiX (Xi- X)吸取系数在定态操作的吸取塔内，任一气、液接触的地方，吸取质通过气膜、液膜的传质速率应相等，即(N)A

31、 G= (N)= NALAN= k( pAGA- pA,i) = kL(cA,i- c ) = HkAL( pA,i- p* )A则N=p- pAA,i= p A,i- p*AA11kHkGL合并经整理后，比较前式得N=p A- p*A= K( p- p* )A1+1GAAkHkGL则1=1+1KkHkGGL即总阻力=气膜阻力+液膜阻力对于易溶气体，H 很大，1 0 ，故HkLK kGG这说明液膜阻力很小，传质阻力几乎全部集中于气膜中，这种状况称为气膜把握。由于对易溶气体来说，溶解度较大，这时气体在交界面处溶解并穿过液膜的速度较快，吸取速率主要由溶质穿过气膜快慢所打算，换句话说，气膜阻力与液膜

32、阻力相比较，吸取阻力主要集中在气膜。因而此种状况属于气膜把握。如氯化氢溶解于水或稀盐酸中，氨溶解于水或稀氨水中是属于气膜把握的状况。明显， 当气膜把握时，要提高吸取系数即减小阻力，应加大气体流速。同理，假设系统听从亨利定律，则N= k( p- p) = k (c- c ) = kG(c* - c)A则 N=G Ac- cA,iAA,i=c*AL- cA,iA,iAH AA,iA1HkkLG合并经整理后，比较前式得c* - cN=AA AH + 1kkGL= K(c*LA- c)A则1=KLH + 1kkGL对于难溶气体，H 很小，H 0，故kGK kLL这说明传质阻力主要为液相一侧的阻力所把握

33、，故称为液膜把握。由于对难溶气体来说，溶解度很小，这时溶质穿过气膜速度要比气体溶解快得多，故液膜阻力成为过程的主要冲突，因而这种状况属于液膜把握。如用水吸取氧或氢是典型的液膜把握。在这种状况下，要提高吸取系数，应增大液体流速。依据亨利定律的其它表示形式，同样也可以导出：1 = 1 + m Kkkyyx111=+Kmkkxyx同样，对于易溶气体K kyy对于难溶气体K kxx对于中等溶解度的气体，在吸取总阻力中气膜阻力和液膜阻力均不行无视， 通常将这种状况称为双膜把握；假设要提高吸取系数，必需同时增大气体和液体流速。由上争论可知，假设能够推断吸取过程是受哪一侧阻力所把握，则可以给强化吸取过程及选

34、择适宜操作条件带来很大的便利。实际生产中大多数吸取过程既有气膜把握又有液膜把握。例： 某低浓度气体溶质被吸取时，平衡关系听从亨利定律，气膜吸取系数，液膜吸取系数数。试求气相吸取总系数，溶解度系，并分析该吸取过程的把握因素。：解：因系统符合亨利系数，故可按计算总系数由计算过程可知：气膜阻力，而液膜阻力，液膜阻力远小于气膜阻力，该吸取过程为气膜把握。例： 用清水吸取含低浓度溶质 A 的混合气体，平衡关系听从亨利定律。现已测得吸取塔某横截面上气相主体溶质A 的分压为 5.1kPa,液相溶质A 的物质的量的分数为 0.01，相平衡常数 m 为 0.84，气膜吸取系数 kY2.776105 kmol/m

35、2s，液膜吸取系数 kX3.86103 kmol/m2s。塔的操作总压为 101.33kPa。试求：（1） 气相总吸取系数 KY，并分析该吸取过程的把握因素；（2） 该塔横截面上的吸取速率 NA解：1气相总吸取系数 KY将有关数据代入前式，便可求得气相总吸取系数，即：1= m + 1KYk Xk y 12.7761050.843.861033.624104m2skmolK13.6241042.759105 kmol/m2sY由计算数据可知，气膜阻力1/k 3.602104m2skmol，而液膜阻力m/kYX2.176102m2skmol，液膜阻力约占总阻力的 0.6，故该吸取过程为气膜阻力把握

36、。2吸取速率用前式计算该塔截面上的吸取速率，式中有关参数为：p=5.1= 0.053Y P - p101.33 - 5.1x=0.01= 0.0101X 1 - x1 - 0.01Y*mX0.840.01010.00848AN K(YY*)2.7591050.530.008481.228106 kmol/m2sY第五节吸取计算吸取过程既可以承受板式塔又可承受填料塔。这里，将对连续接触的填料吸取塔进展分析。在填料塔内气液两相既可作逆流也可作并流流淌。在两相进出口浓度一样的状况下，逆流的平衡推动力大于并流。同时，逆流时下降至塔低的液体与进塔的气体相接触，有利于提高出塔的液体浓度，且减小吸取剂的用量

37、；上升至塔顶的气体与进塔的颖吸取剂接触，有利于降低出塔气体的浓度，可提高溶质的吸取率。 故一般吸取操作多承受逆流。吸取塔计算的内容主要是通过物料衡算及操作线方程，确定吸取剂的用量和塔设备的主要尺寸塔径和塔高。一、物料衡算与操作线方程一物料衡算假设单位时间内通过吸取塔惰性气体量和吸取剂量分别以 V 和 L mol h 表示，而以Y , Y12, Y 分别为塔底、塔顶、塔内任一截面气相中吸取质的比摩尔分率； X , X12, X 分别为塔底、塔顶、塔内任一截面液相中吸取质的比摩尔分率。在逆流吸取塔中，明显YL,2V,V, Y1X2L, X1-物料衡算示意图进入吸取塔的溶质量为VY1出吸取塔的溶质量

38、为VY2+ LX2+ LX1在无物料损失的状况下，进出吸取塔的溶质量应相等，因而可列出物料衡算式为：VY + LX1或=VY22+ LX1V (Y1- Y )= L(X21- X )2另外，在生产中为确定吸取任务或评价吸取效果的好坏，常引入吸取率的概念,即气相中被吸取的吸取质与气相中原有的吸取质的量之比，以表示，即hV (Y - Y )Y - Y=12VY1=12Y1由原料气的 Y1和规定的吸取率，即可求出气体出塔时的组成Y，即2Y= Y21(1 -h )二吸取塔操作线方程假设对图示的虚线框即塔底到塔中任一截面 a-a作物料衡算，则单位时间内进、出该系统吸取质的量应为：VY + LX =VY+

39、 LX11V (Y1- Y )= L(X1- X )LL则Y = VX + Y1- V X 1上式称为吸取操作线方程。在定态吸取条件下，L，V， X , Y 均11为定值，故该操作线为始终线。其L斜率为VL 液气比 ， 截距为 Y -1VX ，并通过 D X12，Y 2及 E X ， Y11两点。吸取过程操作线操作线与平衡线表示在同一图上，可以从操作与平衡二个角度对吸取进展分析。操作线上任一点表示吸取塔内相应截面上液、气浓度。如 E 点表示塔底的液、气浓度；D 点表示塔顶的液、气浓度。操作线与平衡线之间的距离，表示推动力。如 B 点至平衡线的垂直距离 C，即 Y - Y * ，它代表塔底气相推

40、动力DY ，1而 B 点至平衡线的水平距离 BG，即 X * - X，它代表塔底液相推动力DX 。11同样，D 点至平衡线的垂直距为塔顶气相推动力DY2，D 点至平衡线的水平距离为塔顶的液相推动力DX。2由此可见，操作线离平衡线愈远，吸取推动力愈大。为加大推动力可从二方面着手：一是削减平衡线斜率，如降低操作温度；另一是增大操作线斜率，如增大液气比等。假设气液两相为并流，吸取塔的操作线方程及操作线，可用同样方法确定。且应指出，无论逆流或并流操作的吸取塔，其操作线方程及操作线都是由物料衡算得来的，与系统的平衡关系、操作温度和压力、以及塔的构造形式均无关。进展吸取操作时，在塔内任一横截面上，溶质在气

41、相中的实际浓度总是高于平衡浓度，所以吸取操作线总是位于平衡线的上方。反之，假设操作线位于平衡线下方，则应进展吸取的逆过程解吸过程。二、吸取剂用量确实定通常，吸取操作中需要处理的气体量 V，进、出吸取塔的气体组成Y1、Y 或2吸取率h 以及吸取剂进塔组成 X 2 ，均为过程本身和生产分别要求所规定，而吸取剂的用量则需要确定。将全塔物料衡算式写为LY - YXV = X 1 -212LV是操作线的斜率，亦称液气比。它是重要的操作参数，其值不但打算塔设备的尺寸大小，而且还关系着操作费用的凹凸。吸取塔的最小液气比假设在 Y-X 直角坐标图上绘制操作线，如以下图。由于X、Y 已确定，故22操作线的一端塔

42、顶T 点就已确定，而另一端塔底B 点则随着斜率 LV 的=变化，而在YY1的水平线上移动。由于 V 值已定，故随着吸取剂用量 L 的削减，操作线斜率变小，则B 点向右移动，操作线便向平衡线靠近，直至操作线与平衡线相交图a或相切图b。此时塔底排出液浓度X 渐渐变大，而推动力1Y 相应变小。假设吸取剂用量恰好削减到使表示塔底横截面的操作点移至平衡线ON 上的 B点图(a)时，对应的操作线为TB” ，则 X= X，即塔底截面上气1max液两相到达平衡，这也是理论上吸取液所能在到达的最高浓度，但 DY = 0 ，是一种极限状况。欲在此条件下完成给定的分别任务就需要“无穷大”的传质面积，亦即塔要无限高，

43、生产中无实际意义。此时操作线TB的斜率称为最小液气V miLL( )比，相应的吸取剂用量为最少吸取剂用量n。min反之，假设增大吸取剂用量，使 L 值达“无穷大”，即 L /V ，操作线如图中TB” 线所示。可见出塔吸取液浓度为最小， X 1 = X 2 。故增加吸取剂用量，可增加吸取推动力，从而提高吸取速率。但吸取剂用量并非越大越好。当吸取剂用量增大 ，吸取塔出塔溶液浓度变稀,这对吸取液的使用以及吸取剂回收都格外不利，而且吸取剂用量大，输送吸取剂的动力消耗也大，从而导致操作费用增加。由此可见吸取剂用量不宜过大。因此，吸取剂用量的大小，应中选择适宜的液气比，使操作费和设备费吸取剂用量和塔高之和

44、为最小。在实际操作中，为保证合理的吸取塔的生产力气,一般取LVV= (1.1 2.0)(L或L = (1.1 2.0)L)minmin最小液气比可以通过下式计算，但此时式中的 X承受图解法求出。假设平衡1线如图a所示的下凹曲线时，先求得Y = Y1水平线与 ON 线的交点 B ” ，即可在横坐标上读得 X，也即 X * ；当平衡线如图 b所示的上凸曲线时，则过 Tmax1点作 ON 的切线TB” ，相应的 X1= X ”。则m axLY - Y()=12VminX * - X12L(V )=minY - Y21X- X1max2假设相平衡关系符合亨利定律，可改写成为L()=Y - Y12Vmi

45、nY / m - X12以上只是从吸取过程本身考虑来确定吸取剂的用量的，但是，有时确定的 L 值不愿定能保证填料外表都能被液体充分润湿，因此，还应当考虑喷淋密度即每小时每平方米塔截面上喷淋的液体量，假设低于最低允许值512 m3，m 2 .h即需增加 L 值，或将局部吸取液再循环。例： 填料吸取塔从空气-丙酮的混合气中回收丙酮，用水作吸取剂。混合气入塔时丙酮蒸气体积分率为 6%，所处理的混合气中的空气量为 1400 m3 h ， 操作在 293K 和 101.3kPa 下进展，要求丙酮的回收率达 98%。假设吸取剂用量为154 Kmol h ，试问吸取塔溶液出口组成为假设干？解按题意，先将组成

46、换算成比摩尔分率塔底Y1=6/(100-6)=0.0638塔顶Y2= Y (1-98%)=0.0638 0.02=0.001281X= 02入塔空气流量为：V=1400/22.4 273/293=58.2 Kmol h 溶液出口组成可由全塔物料衡算求出：V (Y2- Y )= L(X11- X)2V (Y - Y )X=12+ X1L2将数据代入上式得： X1= 58.2 (0.0638 - 0.00128) + 0 = 0.0236154故出口溶液中溶质组分的比摩尔组成为 0.0236。四、塔径的计算Vp u4S式中：D塔径，mD=T -TVs-在操作条件下混合气体的体积流量 ，m3/su混

47、合气体的空塔速度，m/s塔径的大小主要取决于空塔气速，选择较小的空塔气速，则气体通过塔时的阻力小，动力消耗小，但塔径增大，设备投资大而生产力气低，且低气速不利于气液充分接触，传质效率低。假设选择较高的空塔气速，则通过填料层的压降大，动力消耗大，且操作不平稳，难以把握，但塔径小，设备投资小。故塔径确实定应作多方案比较以求经济上优化。通常 u =(0.50.85)u。泛五、吸取塔高的计算1、填料层高度的根本计算式在填料塔内任一截面上的气液两相组成和吸取的推动力均沿塔高连续变化， 所以不同截面上的传质速率各不一样。在图示的填料层内，厚度为 dZ 微元的传质面积dA=adZ，其中 a 为单位体积填料所

48、具有的相际传质面积，m2/m3；为填料塔的塔截面积，m2。定态吸取时，由物料衡算可知，气相中溶质削减的量等于液相中溶质增加的量，即单位时间由气相转移到液相溶质A 的量可用下式表达：AdG= VdY = LdX填料层高度计算图依据吸取速率定义，dZ 填料段内吸取溶质的量为：dG= NdA = N(adZ )AAA式中G 单位时间吸取溶质的量，kmol/s；ANA为微元填料层内溶质的传质速率，kmol/m2s； 将吸取速率方程 N= K(Y - Y * ) 代入上式得AYdG= K(Y - Y * )adZ AY将两式联立得：dZ =VdYK a Y - Y *Y当吸取塔定态操作时，V、L、a 皆

49、不随时间而变化，也不随截面位置变化。对于低浓度吸取，在全塔范围内气液相的物性变化都较小，通常K 、K可YX视为常数，将上式积分得1Z = YVdY=VYdY1Y K a(Y - Y * )K a2YYY Y - Y *2此为填料层高度计算根本式。由于式中的 a 值与填料的类型、外形、尺寸、填充状况有关，还随流体物性、流淌状况而变化。其数值不易直接测定，通常将它与传质系数的乘积作为一个物理量，称为体积传质系数。则 K a 为气相总体积传质系数， 单位为 kmol/Ym3s。低浓度吸取时在全塔范围内可取平均值。2、传质单元数与传质单元高度VV分析填料层高度计算根本式中KYOG质单元高度，以 H表示

50、，即a 的单位为 m，故将 KY称为气相总传aVH=YdYOGK aY而积分项OGY1Y - Y *是一无因次的数值，以 N表示，称为气相总传质单元数。2即1N= YOGY2dY Y - Y *因此，填料层高度即为Z = N HOGOG同理有Z = N HOLOLH 的物理意义OGYdY令：NOG= 1YY - Y *= 1 ，则 Z=HOG2而 NOG= Y1YdY(Y - Y * )=Y - Y12(Y - Y * )= 1，即Y -Y =(Y-Y*)m122mm意为：假设在某一填料层中，进入与离开的气相浓度变化 Y1-Y2恰好等于该层填料的平均推动力(Y-Y*)m ，则此填料层高度就为一

51、个传质单元高度。HOG 为完成一个传质单元分别效果所需的填料层高度，反映的是设备传质性能的好坏。HOG 越小，传质性能越好。传质单元高度的物理意义为完成一个传质单元分别效果所需的填料层高度。而 NOG 反映的是传质的难易程度。NOG 越小，则过程推动力大、分别要求低，分别就越简洁。计算填料层高度的关键是如何求算传质单元数。3、传质单元数求法依据物系平衡关系的不同，传质单元数的求解有以下几种方法：（1） 对数平均推动力法当气液平衡线为直线时，NdYY= 1=Y - Y125OGY2Y - Y *DYm式中DYmDY - DY21D=Yln1DY2DY = Y11DY= Y22- Y *1- Y *2Y * 与 X相平衡的气相组成；11Y * 与 X 相平衡的气相组成。22DY 塔顶与塔底两截面上吸取推动力的对数平均值，称为对数平均推m动力。同理液相总传质单元数的计算式1N=XXXX-2=12OLDX1- DXDX2mDXln1DX2式中DXmDX=1- DX2DXln1DX2D X= X * - X111D X= X * - X2221X * 与 Y 相平衡的液相组成；12X * 与 Y 相平衡的液相组成。2DYDX留意：当1DY2 2 、 DX 12 2 时，对数平均推动力可用算术平均推动力替代，产