2011级化工--传质(吸收).ppt

第五章 传质过程及塔设备 物质以扩散方式从一处转移到另一处的过 程，称为质量传递过程，简称传质。在一相中 发生的物质传递是单相传质，通过相界面的物 质传递为相间传质。 传质过程广泛运用于混合物的分离操作； 它常与化学反应共存，影响着化学反应过程， 甚至成为化学反应的控制因素。掌握传质过程 的规律，了解传质分离的工业实施方法，具有 十分重要的意义。 5.1 传质过程及塔设备简介 1.传质过程的类型 气体吸收利用气体中各组分在液体溶剂中的溶解度不同，使 易溶于溶剂的物质由气相传递到液相。 两相间的传质过程，分为流体相间和流固相间的传质两类。 （1）流体相间的传质过程 气相一液相 包括气体的吸收、液体的蒸馏、气体的增湿 等单元操作。 液体蒸馏是依据液体中各组分的挥发性不同，使其中沸点 低的组分气化，达到分离的目的。 增湿是将干燥的空气与液相接触，水分蒸发进入气相。 气相一固相 含有水分或其它溶剂的固体，与比较干燥的热 气体相接触，被加热的湿分气化而离开固体进入气 相，从而将湿分除去，这就是固体的干燥。 液相一液相 在均相液体混合物中加入具有选择性 的溶剂，系统形成两个液相。 （2）流一固相间的传质过程 气体吸附的相间传递方向恰与固体干燥相反， 它是气相某个或某些组分从气相向固相的传递过程 。 含某物质的过饱和溶液与同一物质的固相相接 触时，其分子以扩散方式通过溶液到达固相表面， 并析出使固体长大，这是结晶。 液相一固相 固体浸取是应用液体溶剂将固体原料中的可溶组 分提取出来的操作。 液体吸附是固液两相相接触，使液相中某个或某 些组分扩散到固相表面并被吸附的操作。 离子交换是溶液中阳离子或阴离子与称为离子交 换剂的固相上相同离子的交换过程。 2传质过程的共性 单相物系内的物质传递是依靠物质的扩散作用来实现的， 常见的扩散方式有分子扩散和涡流扩散两种。前者物质靠分 子运动从高浓度处转移到低浓度处，物质在静止或滞流流体 中的扩散；后者是因流体的湍动和旋涡产生质点位移，使物 质由高浓度处转移到低浓度处的过程。 （1）传质的方式与历程 某组分在两相间传质，步骤是：从一相主体扩散到两相 界面的该相一侧，然后通过相界面进入另一相，最后从此相 的界面向主体扩散。 涡流扩散、分子扩散，两者统称对流扩散。 条件的改变可破坏原有的平衡。其平衡体系的独立变量数 由相律决定：f = k + 2 f为独立变量数, k为组分数, 为相数，“2”是指外界的温度 和压力两个条件。 （2）传质过程的方向与极限 相间传质和相际平衡的共有规律 稀溶液，气液两相的平衡关系遵循亨利(Henry)定律；理想溶 液的气液相间符合拉乌尔(Raoult)定律。 一定条件下，处于非平衡态的两相体系内组分会自发地进 行传质，使体系组成趋于平衡态的传递。 在一定条件下(如温度、压力)，两相体系必然有一个平衡 关系。 若物质在一相中(A相)实际浓度大于其在另一相(B 相)实际浓度所要求的平衡浓度，则物质将由A相向B 相传递； PA PA* 相间传质过程的方向和极限的判断： 若物质在A相实际浓度等于B相实际浓度所要求 的平衡浓度，则无传质过程发生体系处于平衡状态。 PA PA* 物质在A相实际浓度小于其在B相实际浓度所要求 的平衡浓度，则传质过程向相反方向进行，即从B相 向A相传递； PA PA* 相平衡关系指明传质过程的方向，平衡是传质过程的极限 ，而组分浓度偏离平衡状态的程度便是传质过程的推动力。 传质速率与传质推动力的大小有关，可以写为： 即 传质速率=传质系数传质推动力 （3）传质过程推动力与速率 物质传递的快慢以传质速率表示，定义为：单位时间内， 单位相接触面上被传递组分的物质的量 相间传质的每一步有各自的速率方程，称为分速率方程 ；整个过程速率方程为总速率方程，相应的有传质分系数和 总系数之分。 3. 塔设备简介 传质过程有共同的规律，也有通用的传质设备。气体吸 收和液体精馏两种气液传质过程通常在塔设备内进行。提供 气、液两相充分接触的机会。 根据塔内气液接触部件的结构型式，分为填料塔与板式塔 两大类。 （1）填料塔 填料塔 结构如图所示,圆筒形,内装填料液体由上往下流 动时，由于塔壁处阻力较小而向塔壁偏流，使填料不能全 部润湿，导致气液接触不良，影响传质效果，称之为塔壁 效应。 3.1 填料塔的结构 a、填料 长期的研究，开发出许多性能优良的填料，如图是 几种填料的形状。 填料分类 散堆填料 环形 鞍形 球形 拉西环 鲍尔环 阶梯环 弧鞍（贝鞍） 矩鞍（英特洛克斯） 金属环矩鞍 规整填料 波纹型 隔栅型 丝网波纹 孔板波纹 格利希隔栅 勒辛环 鲍尔环 拉西环 阶梯环 金属环矩鞍 弧鞍环 规整填料 混堆填料 拉西环优点是结构简单、制造方便、造价低廉，缺点是气 液接触面小，沟流及塔壁效应较严重，气体阻力大，操作弹性 范围窄等。 鞍形(弧鞍和矩鞍)填料像马鞍形的填料，不易形成大量的局 部不均匀区域，空隙率大，气流阻力小。 鞍环填料综合了鞍形填料液体分布性好和环形填料通量大的 优点，是目前性能最优良的散装填料。 波纹填料由许多层高度相同但长短不等的波纹薄板组成 ，整砌结构，流体阻力小，通量大、分离效率高，不适合 有沉淀物、易结焦和粘度大的物料，装卸、清洗较困难， 造价也高。 金属丝网价格昂贵用于要求高,产量不大操作。 b、液体分布器 作用：使液体能够均匀地分布在填料层上。 类型：多孔型、溢流型。 （d）排管式 (a)莲蓬头式 (b)多孔环管式 (c)溢流管式 C、液体收集及再分布装置 作用：将上段填料层流下的液体收集充分混合后，重新分布 在下段填料层上。 形式： (a)截锥型 (b) “罗赛脱”型 液体收集器 液体再分布器 d、气体分布器 作用：使气体能够均匀分布。 形式： 塔气体分布器 小塔气体分布器 大塔气体分布器 e、除沫装置 作用：回收气体夹带的液沫和雾滴。 形式： 折流板式除沫器 旋转板式除沫器 f 、填料支承板 作用：支撑填料及其所持液体。 形式： (a)栅板 (b)升气管式 填料支撑板： 它是气、液两相在多孔床层中逆 向流动的复杂过程。受填料层压降, 液泛气速,持液量,气液分布等影响.空 塔气速是指按空塔计算得到的气体线 速度。下图为不同喷淋密度下，单位 高度填料层的压降p/H与空塔气速u 的关系图。 填料塔内的流体力学状况 L=0，即气体通过干填料层时pHu呈直线关系，直线 的斜率为1.8-2.0，表明pH与u的1.82倍呈正比，气流状态 为湍流。 气速增大至某值时，液体流动受到两相流体间摩擦力的阻 碍，填料层的持液量随气速的增加而增加，此现象称拦液现 象。将开始拦液的转折点称载点，载点对应的空塔气速称载 点气速。 超过载点气速后， p/Hu关系线斜率加大，填料层内 的液流分布和表面润湿程度均大有改变，两相湍动程度加剧， 塔内持液量不断增多，液体充满整个塔空间，导致压降急剧升 高。液体由分散相变为连续相，气体由连续相变为分散相，以 鼓泡状通过液层,把液体带出塔顶，塔操作不稳定，此现象称液 泛。开始发生液泛的转折点为泛点，相应的空塔气速称泛点气 速。 影响泛点气速的因素有填料特性、流体物性、气液的流量 等。实际操作气速常取泛点气速的 5085。 (2) 板 式 塔 板式塔结构及性能 （1） 板式塔结构 板式塔的壳体为圆筒形，里面装有若 干块水平的塔板 功能：为混合物的气、液两相提供多 级的充分、有效的接触与及时、完全 分离的条件。 进料 回流液 塔顶气相 塔底液相 汽、液两相接触方式 两相流动的推动力 全塔：逆流接触 塔板上：错流接触 液体：重力 气体：压力差 塔板上的气液两相流动有错、逆流之分，如图所示。 塔板结构 气体通道 形式很多，如筛板、浮阀、泡罩等，对塔板性能影响很大。 降液管（液体通道） 液体流通通道，多为弓形。 受液盘 塔板上接受液体的部分。 溢流堰 使塔板上维持一定高度的液层，保证两相充分接触。 浮阀塔内部结构 塔板上理想流动情况： 液体横向均匀流过塔板，气体从气体通道上升，均匀穿过液 层。气液两相接触传质，达相平衡，分离后，继续流动。 传质的非理想流动情况： 反向流动 液沫夹带、气泡夹带 ，即：返混现象 后果：使已分离的两相又混合，板效率降低，能耗增加。 不均匀流动 液面落差（水力坡度）：引起塔板上气速不均； 塔壁作用（阻力）：引起塔板上液速不均，中间 近壁； 后果：使塔板上气液接触不充分，板效率降低。 塔板的结构型式有 a泡罩塔板 构造如图示。泡罩塔板有较好的操作弹性，结构 复杂、造价高，尤其是气体流径曲折，塔板压降大、液泛气速 低、生产能力小。 组成：升气管和泡罩 圆形泡罩 条形泡罩 泡罩塔 优点：塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵。 缺点：结构复杂，制造成本高，塔板阻力大但生产能力不大。 b浮阀塔板 浮阀塔板是泡罩塔的改进型，如图。 浮阀塔生产能力与操作弹 性大、板效率高、塔板阻力 小、结构简单、造价低等优 点，但浮阀对材料的抗腐蚀 性要较高，采用不锈钢制造 。 圆形浮阀条形浮阀 浮阀塔盘 方形浮阀 优点：浮阀根据气体流量，自动调节开度，提高了塔板的操 作弹性、降低塔板的压降，同时具有较高塔板效率，在生产 中得到广泛的应用。 缺点：浮阀易脱落或损坏。 方形浮阀F1型浮阀 c. 舌形塔板 气流方向：垂直 小角度倾斜， 改善液沫夹带、液面落差 。 气液接触状态：喷射状态 连续相：气相；分散相：液相 促进两相传质。 形式：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直筛板等。 缺点：气泡夹带现象比较严重。 20= R25 50 三面切口舌片; 拱形舌片; 5050mm定向舌片的尺寸和倾角 舌形塔板： d筛孔塔板 结构简单、造 价低廉、气体 压降小、生产 能力较大；缺 点是操作弹性 范围较窄，小 孔筛板易堵塞 。 舌形塔板 e导向筛板 如图 （导向筛板） 应用：用于减压塔的低阻力、高效率塔板。 斜台：抵消液面落差的影响。 导向孔：使气、液流向一致，减小液面落差。 液流 (a)斜台装置 液流 液流 (b)导向孔 林德筛板 a.气液接触状态 孔速较低时,气体以鼓泡形式通过液层，板上 气液两相呈鼓泡接触，图(a). 随孔速的增大气泡的数量而增加, 气泡表面连成一片发生合并与破裂,板上液体以泡沫形式存在于 气泡之中,但液体为连续相,气体为分散相,图5(b).孔速继续增大, 气体从孔口喷出,液体由连续相变为分散相,气体则由分散相变 为连续相,图. 板式塔上流体力学状况 塔板形式多样，下面介绍塔板上气液接触状态、漏液、雾沫夹 带、液泛等流体力学规律。 塔板上气、液两相接触状态 从严重漏液到液泛整个范 围内存在有四种接触状态 ，即： 鼓泡状态、泡沫状态、 喷射状态及乳化状态。 泡沫状态 由于孔口处鼓泡剧烈，各 种尺寸的气泡连串迅速上升 ，将液相拉成液膜展开在气 相内，因泡沫剧烈运动，使 泡沫不断破裂和生成，以及 产生液滴群，泡沫为传质创 造了良好条件。是工业上重 要的接触状态之一。 喷射状态 从筛孔或阀孔中吹出的高 速气流将液相分散高度湍动 的液滴群，液相由连续相转 变为分散相，两相间传质面 为液滴群表面。由于液体横 向流经塔板时将多次分散和 凝聚，表面不断更新，为传 质创造了良好的条件，是工 业塔板上另一重要的气、液 接触状态。 b漏液 气体通过筛孔的速度较小时，气体通过筛孔的动压 不足以阻止板上液体的流下，液体会直接从孔口落下，这种现 象称为漏液。正常操作时，一般控制漏液量不大于液体流量的 10。相应的孔流气速为漏液点气速 。 c液泛 如果由于某种原因，使得气、液两相流动不畅，使板上液层 迅速积累，以致充满整个空间，破坏塔的正常操作，称此现象 为液泛。 液 泛现象 过量雾沫夹带液泛 原因： 气相在液层中鼓泡，气泡破裂， 将雾沫弹溅至上一层塔板； 气相运动是喷射状，将液体分散 并可携带一部分液沫流动。 说明：开始发生液泛时的气速称之 为液泛气速 。 降液管液泛 当塔内气、液两相流量较大，导致降液管 内阻力及塔板阻力增大时，均会引起降液 管液层升高，当降液管内液层高度难以维 持塔板上液相畅通时，降液管内液层迅速 上升，以致达到上一层塔板，逐渐充满塔 板空间，即发生液泛。并称之为降液管内 液泛。 说明：两种液泛互相影响和关联，其最终现象相同。 对塔设备的要求：气液负荷大，即单位塔截面处理物料量 大，生产能力大；传质效率高，达到规定分离要求的塔高 较低；操作稳定，物料量在相当范围内变化时不致引起传 质效率显著变动；气体通过塔时阻力小，以适应减压操作 或节省动力；结构简单，易加工制造，维修方便，耐腐蚀 ，不堵塞。 （3）填料塔与板式塔的比较 填料塔结构简单, 直径小, 气体通过阻力小, 处理有腐蚀性 的物料好, 在压降小的真空蒸馏系统和液气比大的方面操作有 优势；板式塔生产能力和操作弹性大, 塔效率稳定利于放大。 吸收操作一般用填料塔；精馏操作采用板式塔。 小 结 传质过程有单相传质和相间传质之分，有流体相间和 流固相间传质两类。工业中常见的传质操作有吸收、精馏、 干燥、萃取、吸附、离子交换、结晶等。它们遵循一些共同 的传质规律，亦具有各自操作的特点，在实际分析中采用的 方法也不尽相同，于本章的学习中应悉心体会其实质。 填料塔和精馏塔是实现吸收和精馏操作的场所，它提 供了气液两相接触的表面。填料和塔板是塔设备的核心构件 ，在很大程度上决定着填料塔和精馏塔的性能。优良的塔设 备应具备效率高、阻力小、通量大、操作稳定等特点。 5.2 气体的吸收 1概述 吸收是用于分离气体混合物的一种常见的单元操作 。吸收操作所用的液体称为吸收剂，被溶解吸收的组 分称为吸收质，不被吸收的组分称为惰性组分，分别 以S、A、B表示。 工业生产中的吸收过程通常包括吸收与解吸两部 分。如用炼焦过程的副产物煤焦油(洗油)回收焦炉煤 气内含有的少量苯、甲苯类低碳氢化合物，如图所示 。 吸收质在吸收剂中的溶解度 随温度的变化有较大的差异， 以便吸收剂再生； 吸收剂选择原则： 对吸收质有较大的溶解度， 以加速吸收、减少吸收剂用量 ； 对所处理气体必须有较高的 选择性； 蒸气压低，以减少吸收和再生过程中的挥发损失； 性质稳定，粘度小，价廉、易得、无毒、不易燃烧。 能满足这些条件的吸收剂很难找到,对可供选用的吸收剂应 作技术经济评价后合理选择。 2.吸收的相平衡 在一定温度和总压下，混合气与定量吸收剂共存并充分接触 ，吸收质在气液两相中的分配趋于平衡，吸收剂中吸收质浓度 达到饱和。吸收质在气相中的分压称平衡分压，在液相中的组 成称平衡浓度或平衡溶解度，简称溶解度。 吸收过程中，吸收质与吸收剂发生化学反应的吸收称化学 吸收；不发生明显化学反应的吸收称物理吸收。 （1）气体在液体中的溶解度 影响吸收过程的因素有温度、总压、气液相组成。 气体在液相中的溶解度，随温度和吸收质在气相的组成而变化 。下图为SO2、NH3、HCl的气液相平衡关系。 加压和降温都可以提 高气体的溶解度，尤其是 温度改变，溶解度变化较 大。吸收操作尽量维持在 较高压力和较低温度下进 行。 对于同样浓度的溶液， 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。 吸收操作处理的气体为低浓度气体(10%),形成的是稀溶液。当 总压不太高时(0.5Mpa)，稀溶液的相平衡关系服从亨利定律： P* = E x 式中 P*与稀溶液相平衡的吸收质气相平衡分压； x吸收质在溶液中的摩尔分数； E亨利系数，Pa。 吸收质在稀溶液上方的气相平衡分压与其在液相中的摩尔 分数呈正比，比例系数为E。E的大小与吸收质和吸收剂的种 类及温度有关。不同吸收质，E越大，越难溶解；同一吸收 质，温度升高，E增大，溶解度下降.故E的大小能够反映气 体溶解的难易程度。 （2）亨利定律 亨利定律有不同的数学表达形式： P* = c/H y*= mx 式中 c液相中吸收质物质的量浓度， H溶解度系数， y*与X相平衡的吸收质在气相中的摩尔分数； m相平衡常数，量纲为1。 吸收过程中，气相中的吸收质进入液相，气、液 相的量都发生变化。 工程上采用在吸收过程中数量不发生变化的气相 中的惰性组分和液相中的纯吸收剂为基准。 以混合物中吸收质的物质的量与惰性组分物质的 量的比来表示气相中吸收质的量，称为摩尔比，用Y表 示；以液相中的吸收质的物质的量与纯吸收剂的物质 的量的比来表示液相中吸收质的量，用X表示。摩尔比 与摩尔分数的关系是： 对稀溶液, X值很小，上式化简为 Y*mX 式中 Y*为与X相平衡的气相摩尔比。 定义单位体积溶液中吸收质和吸收剂的物质的 量之和为溶液的总浓度，记作c0 ，单位为 则: 式中溶液的密度， Mr溶液的平均摩尔质量， MA吸收质的平均摩尔质量， Ms吸收剂的平均摩尔质量， 对稀溶液，s MrMs 有 可得EH的关系 亦可得Em的关系 由知道尔顿分压定律 例5-1 在操作温度为30，总压为101.3 kPa 的条件下，含SO2的混合气与水接触，试求与 =0.1的混合气呈平衡的液相中SO2的平衡浓度 为多少（ ）。该浓度范围气一液相平 衡关系符合亨利定律。 解：根据亨利定律 =Hp p为气相中SO2的实际分压，由道尔顿分压定律 =101.30.1=10.1kPa 查表知30下SO2的亨利系数E=4.85 103kPa，换算为 溶解度系数 = =0.0115 所以 =10.1 0.01150.1165 3. 吸收速率 分子扩散速率 吸收质A在液相内的分子扩散速率与其浓度梯 度呈正比，用费克(Fick)定律来表示： （1）单相内的扩散 吸收质在某一相中的扩散有分子扩散与涡流扩散两种。 式中 NA扩散速率, kmolm-2 s-1 DAB比例系数, 组分A在介质B中的扩散系数 m2 s-1 dcA/dz组分A在z方向上的浓度梯度, kmolm-3 m-1 ； z为扩散距离, m；负号表示扩散方向沿组分A浓度降低的方向 进行 扩散系数是物质的物性常数，表示扩散质在介质 中的扩散能力。 定态条件下，若扩散在液相中进行，组分A在z方向 上扩散L距离，浓度由 变为 ，则 若扩散在气相中进行，且气相为理想气体混合物 ，组分A在z方向上扩散G距离，分压由 变化到 ，则 式中 : C0液相总浓度, kmolm-3 CBm液体层两侧组分B浓度的对数平均值, kmolm-3 p气相总压,Pa pBm气体层两侧组分B分压的对数平均值,Pa 液相 气相 费克定律适用于两组分A与B等分子逆向 互相扩散的情形。在吸收过程中，用斯蒂芬 定律表示： 其中 和 称为漂流因子，其值大于1 意义：漂流因子反映了总体流动对传质速率的影响，其值愈大 总体流动作用越强。 当A很低时， ， ， 则漂流因子 1，总体流动的影响消失。 分子扩散系数DAB 物质传递性质的度量参数，表达组分扩散难易程度。 物理意义：单位浓度梯度下的扩散通量。 影响因素：系统的温度、压力和物系的组成。 数据来源：一般由实验确定、半经验公式计算。 对流扩散速率 由于对涡流流动中扩散认识上的不充分，只 能仿照费克定律将涡流扩散速率表为： 式中DE涡流扩散系数， m2s-1 涡流扩散系数不是物质的特性常数，它与湍流程度有关，且 随质点位置而异。湍流流体中，涡流扩散和分子扩散同时起着 传质作用，对流扩散速率为： 湍流主体以涡流扩散为主，DEDAB，滞流底层为分子扩 散，DABDE，DE0；在过渡层，DAB和DE数量级相当。 吸收操作中吸收质 从气相转移至液相经 历了气相扩散、界面 溶解和液相扩散三个 步骤。 吸收质在气液界 面两侧的分压和浓度 变化如图中的实线所 示。 （2）两相间传质 a.气、液两相间有一个稳定的相界面，其两侧分别 存在稳定的气膜和液膜；膜内流体呈滞流状态，膜外 的流体呈湍流状态； b.相界面上气液两相处于平衡，即相界面上没有传 质阻力； c.吸收质在两个膜内以分子扩散形式通过。湍流主体 中浓度分布均匀，不存在浓度梯度和传质阻力，故吸 收的阻力全部集中在气、液两个膜内。 研究者先后提出了许多描述它的物理模型，刘易 斯(Lewis W K)和惠特曼(Whitman W G)提出的双膜理 论。双膜理论的要点为： 双膜理论提出的物理模型使复杂的两相间传质简化为两 个虚拟膜层内的分子扩散。膜层是吸收过程的阻力所在，吸 收质在一定推动力pA- pAi和cAi-cA下克服两个膜层的阻力进行 传质。 双膜理论对低气速填料塔等具有固定传质界面的吸收过 程适用性好。 气膜内 液膜内 式中 分别为虚拟气膜和液膜的厚度 稳定操作下，气、液相传质速率相等。由于考察范围及 推动力表示形式不同，将吸收速率方程分为两类。 （3）吸收速率方程 单相吸收速率方程 液相 气相 式中: kG气相传质系数, kmolm-2s-1Pa-1 kL液相传质系数,ms-1 经比较变换有 对一定物系DAB为定值，在定态操作条件下p、T、C、 pBm、cBm均为定值，但由于虚拟膜层的厚度无法直接计算或测 出，还需通过实验确定kG和kL.其特征数关联式为： 式中Sh舍伍德（Sherwood）数，Sh=kd/DAB；k为kG或kL ；d为 特性尺寸，m，可以是塔径、填料直径等； Re雷诺数，Sc施 米特(Schmit)数。 系统分压差和气相摩尔比差表示吸收总推动力时，总吸收速 率方程为 总吸收速率方程 式中KG以系统分压差(p-p*)为总推动力时的总传质系数， kmolm-2s-1Pa-1 p吸收质在气相中的分压，Pa； p*与液相浓度相平衡的气相平衡分压，Pa； KY以气相摩尔比差(Y-Y*)为总推动力时的总传质系数， kmolm-2s-1 Y吸收质在气相中的摩尔比； Y*与液相摩尔比相平衡的气相摩尔比。 当用系统液相浓度差和液相摩尔比差表示总推动力，总速率 吸收方程为 式中 KL以系统浓度差（c*-c）为总推动力时的总传质系 数; C-吸收质在液相中的浓度； c*-与气相浓度相平衡的液相平衡浓度； KX-以液相摩尔比差（X*-X）为总推动力时的总传质系数; X-吸收质在液相中的摩尔比； X*-与气相摩尔比相平衡的液相摩尔比。 根据双膜理论，相界面上气液两相浓度达到平衡，服从 亨利定律，则 代入式（5-22）中，并经整理，有 同理，气相吸收速率方程可写成： 式（5-31）与式（5-32）相加，整理得 （531） （532） （533） 与式（5-27）比较并整理有 （534） 同理可得 （535） 此两式表明，吸收总阻力为气相阻力和液相阻力两者之和。 将 代入式（5-27），有 与式（5-28）比较，有 （536） （537） 由于稀溶液的浓度很低，Y和Y*都较小，分母可以视为1，则 （538） 同理可推得 （540） 气膜控制与液膜控制 当气体容易溶解时，溶解度系数H较大，液相阻 力非常小， KGkG 即易溶气体的吸收阻力主要集中在气膜内，称为气 膜控制。 当气体难于溶解时，溶解度系数小，气膜阻力 非常小，KL kL 即难溶气体的吸收阻力主要集中在液膜内，称为液 膜控制。 例5-2 110kPa下操作的氨吸收塔的某截面上， 含氨摩尔分数为0.03的气体与氨浓度为1的氨 水相遇，已知气相传质系数, 为， 液相传质系数 为， 氨水的平衡关系可用亨利定律表示，溶解度 系数H为7.3 ，试计算： (1）气、液界面上的两相组成； （2）以分压差和摩尔浓度差表示的总推动力、 总传质系数和传质速率； （3）气膜与液膜阻力的相对大小。 解：（1）相界面上气液两相组成相互平衡，即 根据气、液相速率方程 联立以上三式，并求解得 （2）以分压差表示的总推动力 以摩尔分数差表示的总推动力 4填料吸收塔的计算 填料吸收塔计算包括设计计算和操作计算。设计计算主 要是获得达到指定分离要求所需要的塔的基本尺寸：填料层高 度和塔径。操作计算则要求算出给定的吸收塔的气液相出口浓 度等参数。 a气相中的惰性组分与液相中吸收剂的摩尔流量不变； b塔内的温度始终相同； c传质总系数在整个塔内为常量。 吸收操作一般多采用逆流。为计算方便，对塔内的吸收 过程作如下假设： (1)物料衡算与吸收操作线方程 如图，取塔底至塔截面M M间的塔段作为衡算范围， 对吸收质作物料衡算： qn,VY+ qn,LX1 = qn,VY1+ qn,LX 经整理 得 上式称为吸收操作线方程。 式中， qn，V惰性组分的摩尔流量， mols-1 qn，L吸收剂的摩尔流量， mols-1 Y1，Y分别为吸收塔底及截面M上吸收质 的气相摩尔比， mol(吸收质)/ mol(惰性组分) X1，X分别为吸收塔底及截面M上吸收质 的液相摩尔比， mol(吸收质)/ mol(吸收剂) 通过代表塔底组成 的A（X1,Y1）点。Y2和 X2是吸收塔顶截面上的 实际气液相浓度，服从 吸收操作线方程。 如图所示。操作线 离平衡线越远，吸收推 动力越大。 吸收剂用量大小直接影响着操作费用和设备尺寸，必须首先 确定。对吸收质进行物料衡算： 式中qn,L/qn,V 是每摩尔惰性组分所用吸收剂的物质的量 (mol)，称为吸收液气比。 吸收率的定义为：气体经过吸收塔被吸收的吸收质的量 与进入吸收塔的吸收质的量之比，即 qn,VY1+ qn,LX2 = qn,VY2+ qn,LX1 经整理 得 （2）吸收剂用量 如图，吸收操作线的B点固定， 若增大吸收剂用量，操作线斜率 qn,L/qn,V增大, A点左移，操作线远 离平衡线，吸收推动力增大，吸收 速率加快，完成同等分离任务所需 的气液接触面积减小，塔高减低， 设备费用降低；但吸收剂消耗增加 ，输送吸收剂所需的功率增加，液 相出口浓度X1下降，再生费用也增 加，操作费用上升。 如下图(a),(b)所示，当吸收剂用量减小到一定程度 ，操作线与平衡线将相交或相切。此时吸收推动力为 零，要完成规定的气体分离任务塔高必须无穷大。此 时吸收剂的用量称为最小吸收剂用量，以qn,Lm表示。 相应的液气比称为最小液气比，以 qn,L,m/qn,V表示. 若减小吸收剂用量，操作线斜率减小, A点右移， 操作线靠近平衡线，吸收推动力减小，吸收速率减 慢，完成同等分离任务所需的气液接触面积增大。 吸收剂用量大，设备费用低，操作费用高；吸收剂用量小 ，设备费用高，操作费用低，各有利弊。一般情况下取吸收剂 用量为最小吸收剂用量的1.151.5倍较为适宜。 此时X1X1， 则最小液气比为: 塔径的大小主要根据塔设备单位时间处理 气体混合物的量塔内所采用的气流速度来决定 。圆筒形填料塔的直径为 qv，s操作条件下混合气体体积流量； u0 空塔气体流速。 （3）塔径的计算 （4）填料层高度的计算 如图，取一微元填料层，其高度为 dz，气液接触面积为dA，依据物料衡算 ，该微元段内气液之间吸收质的传递量 dG为： 经过该微元填料层内气相和液相吸 收质的变化量分别为: 基本计算式 该微元填料层的气液接触面积 式中填料塔的横截面积，m2； a单位体积填料的有效气液接触面积。 综合以上三式，得 a的数值很难直接测定，因此常将KY与a或KX与a的乘积视 为一体一并测定，称为体积吸收系数。 传质单元高度与传质单元数 HOG、HOL，分别称气相传质单元高度和液相传质单元高度； 它与填料塔和填料的结构、填料的润湿状况、流体流量和流动 状态等有关，反映吸收设备的优劣。传质单元高度越小，KYa 或KXa越大，吸收速率越大，所需填料层高度越小。传质单元 数与吸收相平衡及分离要求的高低有关，判断吸收的难易程度 。推动力越大，要求气体浓度变化小，吸收过程易进行，所需 传质单元数越小，即填料层高度越小。 类似地： 由 于是有: 令 吸收因子 传质单元：通过一定高度填料层的传质，使一相组成的变化 恰好等于其中的平均推动力，这样一段填料层的传质称为一 个传质单元。 传质单元数（以NOG为例）： 可见，传质单元数决定于分离前后气、液相组成和 相平衡关系，其大小表示了分离任务的难易。 HOG x2x1 yj yj-1 yej-1 xe 2 yej (y-yj)m 气相总传质单元与传质单元高度概念示意 图 传质单元高度（以HOG 为例） 完成一个传质单元分离任务所需的填料层高度。 说明： 影响传质单元高度的因素：填料性能，流动情况； 其值大小反映了填料层传质动力学性能的优劣。 x2x1 yj yj-1 yej-1 xe2 yej (y-yj)m HOG 数值变化范围小，一般在0.