化工原理第五章气体吸收

1、第五章  气体吸收第一节  概述§5.1.1概述一、传质过程    从本章起,讨论化工生产中的传质过程及其典型设备。传质过程是指物质通过相界面从一相迁移至另一相的过程，以下图示意：据热力学知识， > ，则A物质就会从 相迁移至 相。迁移的结果使得 相的A、B两物质得以一定程度或完全分离，而 相形成了A、B两物质的混合物。因此 相内进行的是A、B的分离过程， 相内进行的是A、C的混合过程。研究传质过程就是研究物质通过相界面的迁移过程的基本规律以及主要受这些基本规律支配的若干单元操作。混合物系的分离对我们来说并不陌生，在上册中我们已

2、经学习掌握了非均相物系的分离方法，相应单元操作如沉降、过滤等，从这一章起要来讨论均相物系的分离。用下表来比较说明非均相、均相物系的分离情况：本学期的任务就是要掌握气体、液体蒸馏、液液萃取和固体干燥这四个单元操作的基本原理及其典型设备的设计。二、气体吸收吸收操作是分离气体混合物的方法之一。吸收操作的分离依据是混合物各组分在某种溶剂（吸收剂）中溶解度的差异，从而达到的目的。例如：将含 的空气通入水中，因 、空气在水中溶解度差异很大，NH3很容易溶解于水中，形成氨水溶液，而空气几乎不溶于水中。所以用水吸收混合气体中的 能使 、空气加以分离，并回收 。一般地，混合气体中能溶解的组份称为溶质或吸收质，用

3、A表示（ ）；混合气体中不能溶解的组份称为惰性成分或载体，用B表示（空气）；吸收操作中所用的溶剂称为吸收剂或溶剂，用S表示（水）;吸收操作中所得的溶液称为吸收液，用S+A表示;吸收操作中排除的气体称为吸收尾气，用（A）+B表示;吸收的目的有三个：1 分离混合气体以获得一定的组分。（例子：硫酸吸收焦炉气中的 ，洗油吸收焦炉气中的苯、甲苯蒸汽。）2 除去有害组分以净化气体。（例子：用水或钾碱液吸收合成氨原料气中的二氧化碳。）3 制备某种气体的溶液。（例子：用水吸收氯化氢、三氧化硫、二氧化氮制得酸。）实际过程往往同时兼有净化和回收双重目的。三、工业吸收过程现以煤气脱苯为例，介绍吸收操作流程。在炼焦及

4、制取城市煤气的生产过程中，焦炉煤气中含有少量的苯、甲苯类低碳氢化合物的蒸汽，含量约为 ，现采用下述流程即用该工艺流程的副产物，既煤焦油的精制品称为洗油，作为吸收溶剂来吸收苯系物质。为使洗油能够再次使用并取出富油中的苯，故需将富油引入解吸塔中进行与吸收相反的操作解吸，如图。这个例子告诉我们采用吸收操作必须解决三个问题：1 选择合适的溶剂使其能选择性的溶解某个（或某些）被分离组分；2 提供适当的传质设备（吸收塔），以实现气液两相的接触，使被分离组分得以自气相转移至液相。3 溶剂的再生，既脱除溶解于其中的被分离组分以便循环使用。总之，一个完整的吸收分离过程包括吸收和解吸两个组成部分。四、溶剂的选择吸

5、收操作效果是否良好的关键往往由溶剂的性能来决定。选择溶剂应注意以下七点：1 溶解度（大），或在一定的温度和浓度下，溶质的平衡分压要低，这样可提高吸收速率并减小吸收剂的耗用量，气体中溶质的极限残余浓度亦可降低；2 选择性（高）；3 溶解度与温度的关系（敏感），温度低，溶解度要大，反之，要小；4 挥发度（小），操作温度下吸收剂的蒸汽压要低，因为离开吸收设备的气体往往为吸收剂所饱和，吸收剂的挥发度愈大，则吸收和再生过程中吸收剂的挥发损失愈大。5 粘性（小），粘度要低且在吸收过程中不易产生泡沫，塔内气液接触良好和塔顶气液分离易于实现，且输液功耗小；6 化学稳定性（良好），以免发生变质；7 其它，价廉、

6、易得、无毒、无害、不易燃烧等。实际上，很难找到一个理想的溶剂能够满足所有要求。因此应对可供选用吸收剂作全面评价后做出经济合理的选择。五、物理吸收和化学吸收物理吸收溶质与溶剂不发生化学反应的吸收操作，物理吸收是依据溶解度差异。例如用水吸收 ，洗油吸收煤气中的苯等，物理吸收中溶质与溶剂的结合力较弱，解吸比较方便。化学吸收溶质与溶剂发生化学反应的吸收操作。化学吸收可大幅度地提高溶剂对溶质组分的吸收能力。例如 在水中的溶解度很低，但若以 水溶液吸收 ，则在液相中发生下列反应：从而使 水溶剂具有较高的吸收 能力，同时化学反应本身的高度选择性必赋予吸收操作具有高度选择性。作为化学吸收可被利用的化学反应一般

7、满足二个条件：1 可逆性，如不可逆，不能再生和循环使用溶剂。2 较高的反应速率，若反应速率很慢，整个吸收过程的速率将决定于反应速率。六、吸收过程中气液两相的接触方式吸收设备有多种形式，但以塔式最为常用。按气液两相接触方式的不同可将吸收设备分为级式接触和微分式接触两大类。(a)    图所示的级式吸收塔中，气体与液体为逐级逆流接触。气体自下而上通过板上小孔逐板上升，在每一个板上与溶剂接触，其中可溶组分被部分地溶解。在此设备中，气体每上升一块塔板，其中可溶组分的浓度阶跃式的降低，溶剂逐板下降，其中可溶组分的浓度则阶跃式升高。(b)   图所示设备中

8、，一种叫湿壁塔，塔内液体呈膜状沿塔壁流下，另一种叫填料塔，塔内装有某种填料，液体自塔顶均匀淋下并沿填料表面下流，气体通过填料间的空隙上升与液体作连续的逆流接触。在这种设备中，气体中的可溶组分不断地被吸收，其浓度自下而上连续的降低，液体则相反，其中可溶组分的浓度则由上而下连续的增高，这种设备叫微分接触式的吸收设备。级式与微分式接触两类设备可采用完全不同的两种计算方法，本章将讨论微分式吸收过程的数学描述和计算方法，并且限于限定(1)   气体混合物中只有一个组分溶于溶剂，其余组分在溶剂中的溶解度极低而可忽略不计，因而可视为一个惰性组分。(2)   溶剂的蒸汽

9、压很低，其挥发损失可以忽略，即气体中不含溶剂正气。这样，气相中仅包括一个惰性组分和一个可溶组分，液相中则包含溶质和溶剂。七、吸收操作的经济性吸收操作的费用主要包括：(1)   气液两相流经吸收设备的能量消耗，指泵送液体、风机送气的能耗。(2)   溶剂的挥发损失和变质损失。(3)   溶剂的再生费用，即解吸操作费，此项所占的比例最大。常用的解吸方法有升温、减压、吹气，其中升温与吸气特别是升温与吹气同时使用最为常见。溶剂在吸收与解吸设备之间循环，其间的加热和冷却、泄压与加压必消耗较多的能量。如果溶剂的溶解能力差，离开吸收设备的溶剂中溶质

10、浓度低，则所需的溶剂循环量必大，再生时的能量消耗也大。同样，若溶剂的溶解力对温度变化不敏感，所需的解吸温度较高，溶剂再生的能耗也将增大。吸收的设备费用指吸收塔及辅助设备（泵、风机、加热器、冷却器等）的费用。吸收操作的经济性是由总费用（即操作费用加设备费用）来衡量的。最经济的吸收操作应是操作费用与设备费用之和即总费用为最小。第二节  气液相平衡GLE(Gas Liquid Equilibrium)    据上介绍的传质过程的概念，我们不难理解气体吸收过程实质上是溶质组分自气相通过相界面转移（迁移）到液相的过程。    现在我们

11、不妨将气体吸收中的传质过程与已学过的传热过程相对照来研究两个问题：(1)、气体吸收过程的推动力是什么？（传热过程的推动力：温差）(2)、若气液两相能充分完全的接触，则吸收过程的极限是什么？（传热过程的极限：T=t）要回答这两个问题，就必须介绍气液相平衡。§5.2.1 （平衡）溶解度一、 溶解度P、T一定，使一定量的吸收剂与混合气体接触，溶质便向液相转移，这个传质过程直至液相中溶质达到饱和，浓度不再增加为止，此时气液两相达到平衡，这个饱和浓度就叫做气体溶质在液体中的溶解度。通常以  或  或  表示。现在讨论影响平衡溶解度的因素。讨论的气液两相体系为：气相

12、：双组分混合气（A+B），以y表示A摩尔分率或 表示A的平衡分压； 液相：亦为双组分S+A，以x表示A在溶液中的平衡溶解度；体系温度T；体系压强P；该体系涉及的参数有：P、T、 、x根据相律自由度F=CP+2=32+2=3（共三个影响因素）表明P、T和该溶质A在气相中的浓度（y）（或分压 ）均影响，溶质A在吸收剂中的溶解度 。即       溶解度=f（P、T、y、( )）；P、T一定，f=1           溶解度=f（y( )）

13、；T一定，f=2        溶解度=f（P、y( )） 二、 溶解度曲线T一定，平衡时 （y）x的关系曲线，叫做溶解度曲线。如图：溶解度曲线的规律有： (1) 同T， ，则 ；(2) T，同 ，则 ；(3) 同T、 下，同溶剂，不同溶质的 差异很大。20，60kPa时,390 /1000g ，68g /1000g ,0.0255g /1000g 。以分压 表示的 x曲线直接反映了相平衡的本质，用以思考和分析问题直截了当；而以yx曲线，则可方便的与物料衡算等其他关系式一起对整个吸收过程进行数学描述。三、 亨利定律吸收操作最

14、常用于分离低浓度溶质的气体混合物，因此时吸收操作较为经济。低浓度气体混合物吸收时液相的溶质浓度也较低，即常在吸溶液范围内。稀溶液的溶解度曲线通常近似为一直线。此时 x关系服从亨利定律，即 平衡分压； E亨利常数，E=E(T)（对指定的物系），单位：同压强的；x平衡溶解度（摩尔分率）；E值愈大，溶解度x愈大，反之亦然；一般T，E，即x随T而；同一溶剂中，难溶气体的E值大，易溶气体的E值小；亨利定律的其它表形式：            or     

15、           C摩尔浓度，kmolA/m3溶液       H亨利常数，单位：压强单位/摩尔浓度            H值愈小，C就愈大              摩尔分率；   

16、   m相平衡常数（亨利常数），无因次；      x摩尔分率。     m值愈大，溶解度x愈大,   ，T，P，则m，不利吸收操作，反之亦然。           T，Pmx，高压低温有利于吸收。E、H、m三者之间的关系：若P不大高，则气体可视为理想气体，服从道尔顿分压定律 又  故    ，TE，Pm，不利吸收，反

17、之亦然。吸收操作宜在低温、高压条件下进行。又    （稀溶液）常见物系的气液溶解度数据，亨利常数E（或H）可在有关手册中查到。一般地，再较宽的浓度范围内，溶质在两相中浓度的平衡关系可用相平衡方程表示，即   相平衡方程稀溶液范围内， 为一通过原点的直线，即亨利定律。§5.2.2   相平衡与吸收过程的关系一、判别过程的方向当气液两相接触时，要使溶质自气相转移至液相，即发生吸收过程的充要条件是或 反之，溶质自液相转移至气相，即发生解吸过程 若 或  则气液两相达到平衡（动态平衡）。净物质传递量=0，过程达到极限。举例

18、：设在1atm，20下稀氨水的相平衡方程为 ，今使含氨y=10的混合气和x=0.05的氨水接触。 发生吸收过程或 反之，若以y=0.05的含氨混合气与x=0.1的氨水接触， 发生解吸过程或 二、指明过程的极限今将溶质浓度为 的混合气送入某吸收塔的底部，溶剂自塔顶淋入作逆流吸收（见(a)图），若减小淋下的溶剂量，则溶剂在塔底出口的浓度 必将增大。 但即使在塔很高、吸收溶剂量很小的情况下， 也不会无限增大，其极限浓度是气相浓度 的平衡浓度 ，即 反之，当吸收剂用量很大而气体流量较小时，即使在无限高的塔内进行逆流吸收，见(b)图，出口气体的溶质浓度也不会低于吸收剂入口浓度 平衡浓度 ，即 ，仅当 ，

19、则 。全部吸收。由此可见，相平衡关系限制了吸收剂离塔时的最高浓度和气体混合物离塔时的最低浓度。三、 计算过程的推动力平衡是过程的极限，只有不平衡的两相互相接触才会发生气体的吸收或解吸。并且实际浓度偏离平衡浓度越大，过程的推动力越大，过程的速率也越大。在吸收过程中，通常以实际浓度与平衡浓度的偏离程度来表示吸收的推动力。如：以气相浓度差表示的吸收推动力；以液相浓度差表示的吸收推动力。与传热过程比较：在换热器的某一截面处的传热推动力为热、冷流体温度差(T-t)，但在吸收塔的某一截面处的吸收推动力并非两相浓度差(y-x)，这是由于气液两相存在着相平衡的缘故。两相浓度差(y-x)是没有意义的而只有以 或

20、 才反映了吸收过程的推动力，且 或 值越大，过程的速率也越快。第四节  低浓度气体吸收§5.4.1 吸收过程的数学描述基本方法：物料衡算、热量衡算，列出吸收过程的速率式。一、 低浓度气体吸收的特点：y510%，x亦<10%(塔内吸收的A量不多)，可作假设：1G、L为常量2吸收过程为等温过程因吸收量少，溶解热引起的液温升高不明显，所以过程是等温的，不需要作热量衡算。3 传质系数为常量G、L为常量，所以全塔的流动状况相同，又温度不变，故G、L也不变。（kg、kL的影响因素为、u、d、D）二、 流体流动模型是理想的1 每一截面上各点的浓度相同，只与轴向位置有关，2 流体等速

21、平行运动，互不混合，呈均匀分布。三、 物料衡算微分方程式对象：高度dH的微元填料层又设微元填料层内溶质的传质速率为 ， 提供的相间有效接触面积（相间传质面积）， 不同于填料的比表面。填料吸收塔中，在多数情况下，不是所有表面均被液体润湿，此外，也不是所有的润湿表面上传质活性都相同，在多数情况下，由于在液体表面上形成波纹，以及部分液体呈滴状和飞沫状，因而活性表面（相际接触面积）可超过填料的比表面。 的大小一般由实验测定。 对于气体物衡为            对于液体物衡为  &

22、#160;        四、 相际传质速率方程式根据双膜理论，则吸收塔内任一截面上气液两相浓度变化可用下图表示：则气相传质速率方程式 而 P总压对于液相传质速率方程式而    溶液摩尔浓度， 其中 ， 若物系服从亨利定律时：   或  现由          =               

23、60; =            = 令    与液相浓度C相平衡的气液分压      与气相总吸收推动力 相对应的传质系数，气相总传质系数， 又  = = = 令     与液相总吸收推动力 相对应的总传质系数，液相总传质系数同理 与气相总吸收推动力 相对应的传质系数，气相总传质系与液相总吸收推动力 相对应的传质系数，液相总传质系其中     &

24、#160; 而对于解吸过程，则解吸的速率方程为解吸推动力与吸收推动力恰好相反。五、 传质速率方程的各种表达式=单相的总吸收（传质）推动力×总传质系数  =单相的分吸收（传质）推动力×分传质系数= = = 相平衡方程                      若定义摩尔比 则  = §5.4.2   界面浓度与传质阻力分析一、 界面浓度的求取 或   （1）

25、满足直线关系若已知相平衡关系，则    （2）相平衡方程由（1）、（2）两式联立求解则得（ ， ）；特别地，平衡关系满足亨利定律时，则 与（1）联立很容易求得 ， 。方法之二为作图法，即在xy坐标中a点为塔内任一截面处的x，y坐标；b点则为界面，其坐标为，。平衡曲线方程为二、 传质阻力分析气膜阻力控制和液膜阻力控制由于 气相总传质阻力气相分传质阻力液相分传质阻力（ 的m倍）若 则   气膜阻力控制而由 若 则    液膜阻力控制传质强化措施：气膜控制（易溶气体），选择吸收设备和确定操作条件时要降低 增大气体流率，以

26、降低 液膜控制（难溶气体），选择吸收设备和确定操作条件时要降低 增大气体流率，以降低 如果 ，两者相当，m值界于1100，中等溶解能力，如 、丙酮蒸汽溶于水。必须同时 或改变溶剂。§5.4.3 低浓度气体吸收过程的计算一、吸收过程的积分表达式由物料衡算微分方程式用 or 代入上二式，则G、T、L一定， 、 为常数若m为常数，则 、 也为常数。又 不易求得，故将 与 合并为一个整体来实测。气相总体积传质系数， 液相总体积传质系数， 设气相中溶质浓度变化为y1至y2，填料层高度侧从0至H，所以积分上式：同理 积分    二、传质单元数与传质单元高度令

27、60;  传质单元数，无因次；          传质单元高度，m；则    同理 令 和 中所含的变量仅与物质的相平衡 以及进出口的浓度条件 有关，而与设备的型式和设备中的操作条件（如流速）等有关。 和 反映了分离任务的难易程度。如 或 的数值太大，或表明吸收剂性能太差，或表明分离要求过高。和 与G、L及 、 有关，即与设备的型式、操作条件有关。它是吸收设备效能高低的反映。一般G （ 0.60.7）或L （ 0.60.7）0.20.3 

28、0; or   0.20.3或 值范围：0.151.5m。具体数值须由实验测定。又因NA的表达式不同，则传质单元数和单元高度的表示也不同，见下表：三、 操作线与推动力的变化规律要对 或 积分，须找到 或 随y、x的变化规律。对图中虚框作物衡此方程反映的是yx之间关系，这种关系叫操作关系，此方程称为操作线方程。= yx直线关系当 ， 点B 塔顶， 点A 塔底（全塔物衡式）在yx图上作出操作线（AB线），附上平衡线由图可见，推动力 或 的变化规律是由操作线与平衡线共同决定的。并且，操作线远离平衡线，则 越大， 越大；反之亦真。  四、 吸收剂再循环和返混1 再循环若循

29、环量 ，则 若 不变，则 点，推动力下降，因此，一般情况下吸收剂再循环吸收不利。但是，在下列两种情况下采用吸收剂再循环将是有利的：1） 吸收过程有显著的热效应，大量吸收剂再循环不可降低吸收剂出塔温度，平衡线向下移动（如图中红线），则全塔平均推动力反而有所提高。2） 吸收目的在于获得浓度x1较高的液相产物，按物料衡算所需的新鲜吸收剂量过少，以至不能保持塔内填料良好的润湿，此时采用吸收剂再循环，推动力的降低将可由容积传质系数 的增加所补偿。（ 但 ）2（轴向）返混返混是指实际传质设备内部少量流体自身由下游返回至上游的现象。产生返混的原因有多种，主要有下面两种：1） 可以由流体的流动速度不均匀产生。

30、流体流经截面的流体速度往往不均匀，存在一定的分布，不同于柱塞流，不均匀的流动速度会导致返混。2） 轴向扩散导致返混现考察塔内液体局部返混对传质过程的影响。轴向返混可形象地描述如下图中：在液气比及两相进出口浓度皆相同的条件下，液体局部存在轴向返混时，使推动力下降，从而使完成同一分离任务所需的塔高增加。所以，返混对传质造成了不利了的影响。§5.4.4 传质单元数的其它计算方法一、 吸收因数法（解析法）以逆流操作为例操作线方程 或 设平衡关系 则 = = = = 令 解吸因数     吸收因数 特别地 即 两直线平行，则 同理 二、 传质单元数的数值

31、积分法若平衡线 为曲线，则 不能用对数平均推动力法或解析法求取。 的计算可采用数值积分法或图解法进行。由定积分的物理意义知， 的数值积分法为：Simpson积分法为在 至 间作偶等分，得到 然后按  式中 为步长， 为偶数。值愈大，计算结果愈准确。三、 传质单元数的梯级图解法 塔高由 个 组成。现讨论气体流经一个单元高度所产生的浓度变化：  由此可在y、x按以下步骤作图：（以逆流操作为例）Step1：在yx坐标中作出平衡线 OE与操作线AB；（见下图）Step2：在平衡线与操作线之间作曲线MN，使MN线恰好等分AB与OE两线间的垂直距离；Step3：自A点起作一水平线AD，

32、此线交MN曲线于M1，且使 ；Step4：自D点作垂直线DF，因图中 和ADF相似，可以证明 ，若将平衡线 近似为直线，则又DF= ， DF= 、 相差不大，故 ADF梯级为一个传质单元，即 Step5：以此类推，由A至B点作出若干个梯级，从而求得传质单元数 数目。    ADFDF= A1F1近似为直线， =     ADF梯级为一个传质单元同样，若在AB与OE之间作一曲线恰好平分其间的水平距离，仿照上述方法也可求出 。§5.4.5   吸收塔的设计型计算一、 设计型计算的命题设计要求：计算达到指定的分离要求所需

33、的塔高（填料层高度、塔有效高度）给定条件： ，相平衡关系及分离要求分离要求的表示有：    目的是除去有害的物质，一般规定 （残余浓度）    目的是回收有用物质，一般规定溶质的回收率 对于低浓度气体吸收， ，则 为了要计算塔高H，须知道 （ ）或 （ ）， 、 涉及吸收塔的类型及其在操作条件下的传质性能，一般由实验测得或由经验公式求得。二、 流向的选择逆流和并流，在 在其它条件相同下， 逆流的缺点：逆流操作时液体的下流受到上升气体的作用力，这种曳力过大时会妨碍液体的顺利下流，因而限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率。为使过程具有最

34、大的推动力，一般吸收操作总是采用逆流。三、 吸收剂进口浓度的选择及其最高允许浓度1 的选择在 一定下， 过高 H过低 H 但再生设备和再生费用。因此，吸收剂进口溶质浓度 的选择是一个经济上的优化问题，需要多方案的计算和比较方能确定。2 允许的最高进口浓度当 塔顶截面气液两相达到平衡， ； （上限）因此x2在技术上存在一个上限，在经济上存在一个最适宜的浓度。四、 收剂用量的选择与最小液气比为了计算 ，除须知 外，还必须确定 或液气比 。愈大，则 愈小，反之亦然；的选择同样是一个经济上的优化问题。L（ ） H（设备费用）；反之L（ ） H但再生费用当 ，则 ；注意：液气比的这一限制来自于规定的分离

35、要求，并非吸收塔不能在更低的液气比下操作。液气比小于此限值，规定的分离要求不能达到。一般情况下， 若平衡线的形状如下图(c)所示：，操作线与平衡线在g点相切，此时 一般设计时 （1.12.0） 五、 解吸塔的最小气液比关于解吸塔的各种计算问题，同样可以联立前三式求解。唯一不同之处是解吸推动力与吸收推动力刚好相反。§5.4.6 吸收塔的操作型计算一、 操作型计算的命题（1）    第一类命题给定条件：吸收塔的高度H和其它有关尺寸，气液两相的流量G、L，进口浓度 ，平衡关系及流动方式， ；计算目的： （2）    第二类命题给定

36、条件：吸收塔高H及其它有关尺寸，气体流量G及进出口气体浓度 、液体进口浓度 ，平衡关系及流动方式， ；计算目的：吸收剂的用量L及其 二、 操作型问题的计算方法计算基础：同设计型计算的。不论是第一类命题或第二类命题，联立三方程求解。在一般情况下，相平衡方程和吸收过程方程式都是非线性的，求解时必须试差迭代。若 则 （or ）或 对于第一类命题，则或 联立求解得 。对于第二类命题，仍须试差求解。三、 吸收塔的操作及调节吸收塔的气体入口条件是由前一工序决定的，一般不能随意改变，但有时要求增大气体处理量。其它条件不变时，要求气体处理量增大，则最为常见的吸收塔操作时的调节手段是改变吸收剂的入口条件，包括流

37、率L、温度t及浓度 三大要素。总之，适当调节上述三个变量皆可增大推动力平均值，从而提高吸收效果 。当吸收与再生操作联合进行时，吸收剂的进口条件将受再生操作的制约，如果再生不良，吸收剂进塔浓度将上升，如果再生后的吸收剂冷却不足，吸收剂温度将升高，再生操作中可能出现的这些情况都会给吸收操作带来不良影响。L，必须同时考虑再生设备的能力，如果L使解吸恶化，则 ，对传质不利。另外，采用L的方法调节 是有一定限度的。若  第五节  高浓度气体吸收§5.5.1 高浓度气体吸收的特点一、G、L沿塔高是变化的 G、L为变量，但 为常量，对全塔物衡，则Y、X为摩尔比或二、吸

38、收过程是非等温的 吸收的溶质量较多，溶解热使两相温度升高，原则上应作热量衡算以确定流体温度沿塔高变化 三、传质分系数与浓度有关按双膜理论   等分子反向扩散的传质系数，与 无关。此外， 均受流动状况（G、L）的影响，因而在全塔不再为常数。因此，高浓度气体吸收过程的计算要复杂，但计算基础是相同的，方法也是相同的。第六节 化学吸收    在实际生产中，多数吸收过程都伴有化学反应。伴有显著化学反应的吸收过程称为化学吸收。例如用NaOH或Na2CO3、NH4OH等水溶液吸收CO2或SO2、H2S，以及用硫酸吸收氨等等，都属于化学吸收

39、。    溶质首先由气相主题扩散至气液界面，随后在由界面向液相主体扩散的过程中，与吸收剂或液相中的其它某种活泼组分发生反应。因此，溶质的浓度沿扩散途径的变化情况不仅与其自身的扩散速率有关，而且与液相中活泼组分的反向扩散速率、化学反应以及反应产物的扩散速率等因素有关。这就使得化学吸收的速率关系十分复杂。总地来说，由于化学反应消耗了进入液相中的溶质，使溶质气体的有效溶解度增大而平衡分压降低，增大了吸收过程的推动力；同时，由于溶质在液膜内扩散中途即因化学反应而消耗，使传质阻力减小，吸收系数相应增大。所以，发生化学反应总会使吸收速率得到不同程度的提高。但是，提高的程度又依

40、不同情况而有很大差异。    当液相中活泼组分的浓度足够大，而且发生的是快速不可逆反应时，若溶质组分进入液相后立即反应而被消耗掉，则界面上的溶质分压为零，吸收过程速率为气膜中的扩散阻力所控制，可按气膜控制的物理吸收计算。例如硫酸吸收氨的过程即属此种情况。    当反应速率较低致使反应主要在液相主体中进行时，吸收过程中气液两膜的扩散阻力均未有所变化，仅在液相主体中因化学反应而使溶质浓度降低，过程的总推动力较单纯物理吸收的大。用碳酸钠水溶液吸收二氧化碳的过程即此种情况。    当情况介于上述二者之间的吸收速率

41、计算，目前仍无可靠的一般方法，设计时往往依靠实测数据。第五章  例题例51：含有30%（体积） 的某种混合气体与水接触，系统温度为30，总压为101.3 。试求液相中 的平衡浓度 为若干 。解：令 代表 在气相中的分压，则由分压定律可知：在本题的浓度范围内亨利定律适用。        依式 可知：其中H为30时 在水中的溶解度系数。由 得： 30时 在水中的亨利系数 。又因为 为难溶于水的气体，故知溶液浓度甚低，所以溶液密度可按纯水计算，即取 ，则：   例52：已知在101.3 及20时，氨在

42、水中的溶解度数据本例附表1所示。试按以上数据标绘出 曲线及 曲线，并据以计算亨利系数 及相平衡常数m值，再指出该溶液服从亨利定律的浓度范围。解：以第三组数据 ， 为例，计算如下：各组数据的计算结果列于附表2中。根据表中数据标绘的 曲线及 曲线如本例附图1，2所示。由附图1可见，从原点作平衡曲线的切线OE，其斜率为：由附图2可见，从原点作平衡曲线的切线OM，其斜率为：由图可见，当 （及X）值在0.04以下时，平衡曲线与切线的偏差不超过5%，即对应于同一 （及X）值的 （及 ）值相对偏差约在5%以内，可以认为亨利定律适用。因而，在此浓度范围内平衡关系可写为： 及 例53：在图26所示的左

43、、右两个大容器内分别装有浓度不同的 和 两种气体的混合物。联通管长0.61m，内径24.4mm，系统温度为25，压强为101.3 。左侧容器内的分压 为20 ，右侧容器的分压 为6.67 。已知在25， 101.3 的条件下 的扩散系数为 。试求：（1）单位时间内自容器1向容器2传递的 量， ；（2）联通管中与截面1相距0.305m处的 分压， 。解：（1）根据题意可知，应按等分子反向扩散计算传质速率 。依式 ，单位截面积上单位时间内传递的 量为：又知联通管截面积为：所以单位时间内由截面1向截面2传递的 量为：（2）因传递过程处于稳定状态下，故联通管各截面上在单位时间内传递的 量应相等，即 ，

44、又知 ，故 。若以 代表与截面1的距离为 处的 分压，则依式 可写出下式：因此 例54：若设法改变条件，使图26所示的联通管中发生 通过停滞的 而向截面2稳定扩散的过程，且维持1、2两截面上 的分压及系统的温度、压强与例53中的数值相同，再求：（1）单位时间内传递的 量， ；（2）联通管中与截面1相距0.305m处的 分压， 。解：（1）按式 计算联通管中的 的传递速率：则       在例53中已算出：   故  单位时间内传递的氨量为：（2）以 、 、及 分别代表与截面1的距离为 处的 分压、 分压及1、 两截

45、面上 分压的对数平均值，则依式 可知：则   将上式左端化简得：则   又知 所以 则   例55：用温克尔曼法（Winkelmans  Method）测定 蒸气在空气中的扩散系数，其装置示意于本例附图1。在恒温的竖直细管中盛有 液体，令空气在横管中快速流过，以保证竖管管口处空气中的 分压接近于零。可以认为 由液面至竖管管口的传递是靠扩散。实验在321K及101.3 下进行，测得的数据于本例附表1中。321K温度下 的饱和蒸气压 ，液体 的密度 。计算321K、101.3 下 蒸气在空气中的扩散系数。解：因竖管中的气体并不受

46、外水平气流的干扰，故 蒸气由液面向管口的传递可看作是 通过停滞的空气层的扩散，液面上随时处于平衡状态， 液体汽化的速率即等于竖管内 蒸气向管口传递的速率。     的传递速率可按 计算，即：                               

47、;   （1）式中 的平衡分压， ；管口与液面两处空气分压的对数均值， 。                                （2）则           &

48、#160;                                 （3）随着 液体的汽化，液面下降而扩散距离z逐渐增大。液面下降的速度 与竖管中 的传递速率有如下关系：        

49、60;                                         （4）式中 的分子量， 。  比较（3）、（4）两式可知：   则

50、60;                                         （5）式（5）等号左端除 外，所余各因子皆为常数。对式（5）进行积分，积分限为： ，   &

51、#160; ，    得                                    （6）必须指出：对于扩散的有效距离z及 ，很难测量得准确可靠，但对液面降落的高度 则可读出足够精确的数值。为此作如下处理：将此关系代入式（6），

52、整理后可得：        （7）由式（7）可以看出，如根据实验数据将 对 在普通直角坐标纸上进行标绘，理应得到一条直线，此直线的斜率为：                                

53、0;       （8）依据斜率 的数值便可计算出扩散系数D。按此方法处理附表中列出的实验数据，各计算值列于本例附表2中。将 对 进行标绘，所得的直线如本例附图2所示。由本例附图2中求得直线的斜率为：则根据式（8）可算出扩散系数为：321K、101.3 下 蒸气在空气中的扩散系数为 。例56：已知某低浓度气体溶质被吸收时，平衡关系服从亨利定律，气膜吸收系数 ，液膜吸收系数 ，溶解度系数 。试求气相吸收总系数 ，并分析该吸收过程的控制因素。：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

54、 ，液膜阻力远小于气膜阻力，该吸收过程为气膜控制。例57：用洗油吸收焦炉气中的芳烃。吸收塔内的温度为27、压强为 。焦炉气流量为 ，其中所含芳烃的摩尔分率为0.02，要求芳烃回收率不低于95%。进入吸收塔顶的洗油中所含芳烃的摩尔分率为0.005。若取溶剂用量为理论最小用量的1.5倍，求每小时送入吸收塔顶的洗油量及塔底流出的吸收液浓度。 操作条件下的平衡关系可用下式表达，即：解：进入吸收塔的惰性气体摩尔流量为：进塔气体中芳烃的浓度为：出塔气体中芳烃的浓度为：进塔洗油中芳烃浓度为：按照已知的平衡关系 ，在Y-X直角坐标系中标绘出平衡曲线OE，如本题附图所示。再按 、 之值在图上确定操作线端点T。过

55、点T作平衡曲线OE的切线，交水平线 于点 ，读出点 的横坐标值为： 则 L是每小时送入吸收塔顶的纯溶剂量。考虑到入塔洗油中含有芳烃，则每小时送入吸收塔顶的洗油量应为：吸收液浓度可依全塔物料衡算式求出，即：例58：在填料塔中进行例57所述的吸收操作。已知气相总传质单元高度 为0.875m，求所需填料层高度。解：求得填料层高度的关键在于算出气相总传质单元数 。由例57中给出的平衡关系式可知平衡线为曲线，故应采用图解法积分法。（1）图解法   由例57附图中的操作线BT与平衡线OE可读出对应于一系列 值的 和 值，随之可计算出一系列 值。今在 至 区间内取若干 值进行上

56、述计算，其结果列于本例附表。在普通坐标纸上标绘表中各组 与 的对应数据，并将所得各点联成一条曲线，见本例附图。图中曲线与 、 及 三条直线所包围的面积总计为23.0个小方格，而每一小方格所相当的数值为 ，所以则知所需填料层高度为 （2）计算法  本例附表中已注明，从 到 逐个 值的选取是等差的，n=10， 。依照辛普森公式：例59：用 含量为 的水吸收混合气中的 。进塔吸收剂流量为 ，混合气流量为 ，其中 的摩尔分率为0.09，要求 的吸收率为85%。在该吸收操作条件下 系统的平衡数据如下：+求气相总传质单元数 。解：吸收剂进塔组成  吸收剂进塔流量 气相进塔组成 气相出塔

57、组成 进塔惰性气流量 出塔液相组成由 与 的数值得知，在此吸收过程所涉及的浓度范围内的平衡关系可用后六组平衡数据回归而得的直线方程表达。回归方程为：      即 ， 与此式相应的平衡线见本例附图中的直线 。操作线斜率为 与此式相应的操作线见附图中的直线 。脱吸因数 依式 计算 ：                        

58、                                                     &#

59、160; 或依式 计算 ：例510：用梯级图解法求例57所述条件下的气相总传质单元数。解：由例57附图可以看出，平衡线的弯曲程度不大，今用梯级图解法求传质单元数，与例58进行对比。根据 、 、 、 各已知数值及平衡关系式 ，在 直角坐标系中重新标绘出操作线BT及平衡线OE，见本例附图。作MN线使之平分BT与OE之间的垂直距离。由点T开始作梯级，使每个梯级的水平线都被MN平分。由图可见，达到点B时所画出的梯级数约为8.7，即 ，此结果与用图解积分法求得的结果接近。+例511：拟在某塔中进行例57所述的吸收操作，试求该吸收塔所需理论板数。解：（1）梯级图解法    由

60、例57的计算过程已知：                          又知 根据上述已知条件，在在 直角坐标系中重新标绘出操作线TB及平衡线OE，见本例附图。由图中的点T开始在操作线与平衡线之间画梯级，得知达到规定指标所需理论板数约为7.6。（2）解析法   本例中的平衡曲线接近直线，故可采用塔顶与塔底两端面上吸收因数的几何均值 按解析法计算 。塔顶端面上的相平衡常数 塔底

61、端面上的相平衡常数 则 又 代入 得：与前法所得结果基本相同。第五章 习题1）总压100 ，温度25的空气与水长时间接触，水中的 的浓度为多少？分别用摩尔浓度和摩尔分率表示。空气中 的体积百分率为0.79。2）已知常压、25下某体系的平衡关系符合亨利定律，亨利系数E为 大气压，溶质A的分压为0.54大气压的混合气体分别与三种溶液接触：溶质A浓度为 的水溶液；溶质A浓度为 的水溶液；溶质A浓度为 的水溶液。试求上述三种情况下溶质A在二相间的转移方向。3） 某气、液逆流的吸收塔，以清水吸收空气硫化氢混合气中的硫化氢。总压为1大气压。已知塔底气相中含 1.5%（摩尔分率），水中含 的浓度为 （摩尔分

62、率）。试求塔底温度分别为5及30时的吸收过程推动力。4）总压为100 ，温度为15时 的亨利系数E为 。试计算：H、m的值（对稀水溶液密度为 ）；若空气中 的分压为50 ，试求与其相平衡的水溶液浓度，分别以摩尔分率和摩尔浓度表示。5）在总压为100 、水温为30鼓泡吸收器中，通入纯 ，经充分接触后测得水中 的平衡溶解度为 溶液，溶液的密度可近似取为 ，试求亨利系数。6）组分A通过另一停滞组分B进行扩散，若总压为 ，扩散两端组分A的分压分别为23.2 和6.5 。实验测得的传质系数 为 。若在相同的操作条件和组分浓度下，组分A和B进行等分子扩散，试分别求传质系数 和传质速率 。7） 已知：柏油路

63、面积水 ，水温20，空气总压100 ，空气中水汽分压1.5 ，设路面积水上方始终有 厚的静止空气层。问柏油路面积水吹干需多长时间？8）试分别计算0及101.3 下 、 在空气中的扩散系数，并与实验值进行比较分析。9） 试计算 在35水中的扩散系数，并与实验值进行比较分析。10）某传质过程的总压为300 ，吸收过程传质系数分别为 、 ，气液相平衡关系符合亨利定律，亨利系数E为 ，试求：吸收过程传质总系数 和 ；液相中的传质阻力为气相的多少倍。11）在填料塔内以水吸收空气氨混合气中的氨。已知：总压P为1大气压，温度t为20，亨利系数E为 ，气相体积传质分系数 为 ，液相体积传质分系数 为 。气相中

64、含氨5.4%（体积），液相中含氨0.062（摩尔分率），液相可按稀溶液处理。试求气、液界面处平衡的浓度以及气相传质阻力占总阻力的分率。12）若某组分在气相中的摩尔分率保持不变，将其总压增大一倍，但其质量流速不变，试分析 和 的变化情况？13）用填料塔进行逆流吸收操作，在操作条件下，气相、液相传质系数分别为 和 。试分别计算相平衡常数 为0.1和100时，吸收传质过程的传质阻力分配情况。若气相传质分系数 ，当气相流量G增加一倍时，试分别计算上述两种情况下总传质系数增大的倍数。14）