传质过程及塔设备

1、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。仅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，后者在实际生产中更为普遍，工业上通常所说传质分离过程即指相间传质。 传质过程在化学工程中占有极其重要的地位。它广泛运用于混合物的分离操作；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 根据相态不同，可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

2、、气体的增湿等单元操作。 气体吸收利用气体混合物中各组分在液体溶剂中的溶解度不同，将气体混合物与液体溶剂相接触，使易溶于溶剂的物质由气相传递到液相而分离气体混合物。 液体蒸馏时，则是依据液体混合物中各组分的挥发性不同，加热使其中沸点低的组分气化，从而达到分离的目的。 在气体增湿操作中，将干燥的空气与液体水相接触，水分蒸发而进入气相。 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。由于原溶液中各组分在溶剂中的溶解度不同，它们将在两个液相之间进行分配，即发生相间传质过程，这就是通常所说的液一液萃取。 （2）流一固相间的传质过程气相一固相 这类传质过程有固体干燥、气体吸附等操

3、作。 含有水分或其它溶剂（统称湿分）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。在干燥过程中，物质由固相向气相传递。 液相一固相 包括液体结晶、固体浸取（也叫固一液萃取）、液体吸附、离子交换等单元操作。 含某物质的过饱和溶液与同一物质的固相相接触时，其分子将扩散通过溶液到达固相表面并析出而使固体长大，这就是结晶。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慣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

4、共性 （1）传质的方式与历程 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便是此种；后者则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。所以物质传递既靠涡流扩散也靠分子扩散，两者统称对流扩散。 所经历的步骤是：物质首先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。 （2）传质过程的方向与极限分析氨和空气的气体混合物与水在一恒温恒压的容器中进行两相接触的传质过程。易溶于水的氨会向液相传递，氨分子跨过相界面进入水

5、中，同时，水相中的氨分子也会有一部分返回到气相中。如果保持相同的温度和压力，向容器中注入氨气或水，或者直接改变温度或压力，上述动态平衡将会被破坏，但再经过一定的时间后，体系又可达到新的动态平衡。 由此，我们可得出相间传质和相际平衡所共有的几点规律。 一定条件下，处于非平衡状态的两相体系内组分会自发地进行旨在使体系的组成趋于平衡态的传递。经足够长的时间，体系最终将达到平衡状态，相间没有净的质量传递； 条件的改变可破坏原有的平衡状态。如改变后，条件保持恒定，一定时间后，体系又可达到新的平衡。平衡体系的独立变量数（或称自由度）由相律所决定：f=k-+2式中f为独立变量数, k为组分数, 为相数，“2

6、”是指外界只有温度和压力两个条件可以改变体系的平衡状态。 如压力和温度一定，则平衡体系只有一个独立变量。若两相中的一相的组成已定，则另一相的组成也随之而定； 在一定条件下（如温度、压力），两相体系必然存在着一个平衡关系。 相平衡关系主要依靠实验测定，很多体系的平衡数据可从有关手册中查到。还有许多描述两相之间浓度关系的方程，对稀溶液，气液两相间的平衡关系遵循亨利（Henry）定律；理想溶液的气相和液相间的平衡关系符合拉乌尔（Raoult）定律等。具体的平衡关系，在以后的内容中再作介绍。 相间传质过程的方向和极限可用组分在一相中的实际浓度与另一相实际浓度所对应的平衡浓度的相对大小来判断。 若物质在

7、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； 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； 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。 若以表示气相中氨的实际分压；表示达到与所要求的液相实际浓度平衡时的分压，则：>时，氨从气相向液相传递；<时，氨由液相向气相转移；=时两相间无净的氨传递，体系达到平衡状态。 （3）传质过程推动力与速率 相平衡关系指明了传质过程的方向，平衡是传质过程的极限，而组分在两相分配偏离平衡状态的程度便是传质

8、过程的推动力。 传质过程中，物质传递的快慢常以传质速率来表示，其定义为：单位时间内，单位相接触面上被传递组分的物质的量，单位为。传质速率与传质推动力的大小有关，与其它速率过程一样，传质速率可以写为： 实际上，常把传质阻力看成是传递系数的倒数，即 传质速率=传质系数×传质推动力 这样，把速率问题的关键转化为求取不同体系在不同条件下的传质系数。相间传质过程的每一步都有各自的速率方程，称为分速率方程；整个过程的速率方程为总速率方程，相应的也有传质分系数和总系数之分。3. 塔设备简介 传质过程存在共同的规律，也有通用的传质设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使传质、传热

9、两种传递过程能够迅速有效地进行，同时还要能使接触之间的气、液两相及时分开，互不夹带。 根据塔内气液接触部件的结构型式，塔设备可分为填料塔与板式塔两大类。（1） 填料塔填料塔的结构 填料塔的结构如图51所示。塔体为圆筒形，里面填充一定高度的填料，填料的下方有支承板，上方为填料压网及液体分布装置。操作时，液体经塔顶的液体分布器分散后沿填料表面流下而润湿填料，气体用机械输送设备从塔底进入，在压强差推动下，通过填料间的空隙与液体逆向接触，在填料表面进行传质、气、液两相的组成沿塔高连续地变化。 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

10、塔壁效应。为了防止塔壁效应，通常在填料层较高的塔中将填料分层装置，各层间设置液体再分布器，将液体重新分布后再送入下层填料。选择尺寸合适的填料，也可以减弱和防止塔壁效应。为分离气体可能夹带的少量雾状液滴，在塔顶还安装有除沫器。填料塔的操作性能，关键在于填料。性能优良的填料应该有较大的比表面积、良好的润湿性能、较高的空隙率以及重量轻、造价低、坚牢耐用等。图52是几种填料的形状。 拉西环是开发最早应用最广泛的环形填料，常用的拉西环为外径与高相等的圆筒。拉西环的主要优点是结构简单、制造方便、造价低廉，缺点是气液接触面小，液体的沟流及塔壁效应较严重，气体阻力大，操作弹性范围窄等。对拉西环加以改进后，开发

11、了鲍尔环、阶梯环、共轭环等填料，这些填料在增大传质表面、提高传质通量、降低传质阻力等方面都有所改善。 鞍形（弧鞍和矩鞍）填料，是一种像马鞍形的敞开填料，在塔内不易形成大量的局部不均匀区域，空隙率大，气流阻力小，是一种性能较好的工业填料。 鞍环填料则综合了鞍形填料液体再分布性能较好和环形填料通量较大的优点，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，波纹薄板搭配排列成圆饼状，各饼竖直叠放于塔内，波纹与水平方向成45°倾角，相邻两饼反向叠靠，组成90°交错。这种填料属于整砌结构，流体阻力小，通量大、分离效率高，但不适合有沉淀物、易结焦和粘度大

12、的物料，且装卸、清洗较困难，造价也高。 用金属丝网来制造填料，无疑会增加填料的比表面积和减少气流阻力，从而提高传质效率。这类填料有网环、鞍形网、波纹网、三角线圈等。 填料塔内的流体力学状况设计填料塔时，首先要考虑填料塔的流体力学性能，其主要包括气体通过填料层的压降、液泛气速、持液量（单位体积填料所持有的液体体积）、气液分布等。例如，确定动力消耗需知道压力降；确定塔径以液泛速度为依据；持液量关系着填料支承装置的强度；气液分布情况影响着传质效率等。填料塔的操作是一个气、液两相在多孔床层中逆向流动的复杂过程。填料塔内气体的实际流速通常以空塔气速来表示塔内的气流速度大小。所谓空塔气速是指按空塔计算得到

13、的气体线速度。流体流速发生变化，两流体的摩擦阻力等也会发生变化，由此将引起塔内流体流动状况的一系列变化。图53为不同喷淋密度（单位时间内，单位空塔截面积上液体的喷淋量）L下，单位高度填料层的压降pH与空塔气速u的关系图。 L=0，即气体通过干填料层时pHu呈直线关系，直线的斜率为1.82.0，表明pH与u的1.82次方呈比例，气流状态为湍流。当有液体喷淋时，填料层内的部分空隙为液体所占据。相同的空塔气速下，随着液体喷淋密度的增加，填料的持液量增加，气流的自由通道减少，气流的压降增加，pHu关系变成曲线。 随着气速的增大，两相流体间的摩擦力增大。当气速增大至某一数值时，液体的流动开始受到两相流体

14、间的摩擦力的阻碍，使填料层的持液量开始随气速的增加而增加，这种现象称为拦液现象。通常将开始拦液的转折点称为载点，如图53中的、。载点对应的空塔气速称为载点气速。超过载点气速后，pHu关系线的斜率加大，这有利于传质速率的提高。如果继续增大气速至下一转折点（、），填料层内持液量的不断增多，将使液体充满整个填料层的自由空间，致使压降急剧升高。此时，液体开始由分散相转变为连续相，气体开始由连续相转变为分散相，以鼓泡状通过液层和把液体大量带出塔顶，塔的操作极不稳定，甚至被完全破坏，这种现象称为液泛。开始发生液泛的转折点（、）为泛点，相应的空塔气速称为液泛气速或泛点气速。影响泛点气速的因素主要有填料的特性

15、（比表面、空隙率、几何形状等）、流体的物理性质（密度、粘度等）、气液两相的流量等。泛点气速是填料塔正常操作气速的上限，实际操作气速通常取泛点气速的 5085。 （2）板式塔 塔板的结构型式 板式塔的壳体通常为圆筒形，里面沿塔高装有若干块水平的塔板。液体靠重力作用自上而下逐板流向塔底，并在各块塔板的板面上形成流动的液层；气体则在压差推动下经塔板上的开孔由下而上穿过塔板上液层最后由塔顶排出。塔板是板式塔的核心构件，其功能是使气、液两相保持充分的接触，使之能在良好的条件下进行传质和传热传递过程。塔板上的气液两相流动方式有错、逆流两种，如图54所示。错流塔板在板间设有专供液体流通的降液管（又称溢流管）

16、。从降液管出来的液体横过塔板，然后再溢流进入另一降液管而到达下一层塔板；气体则经过板上的孔道上升，在每一层塔板上气、液两相呈错流方式接触。 逆流塔板在板间无降液管，气、液同时由板上孔道逆向穿流而过。这种塔板结构简单、板面利用充分、气体分布均匀，但需要较高的气速才能维持板上液层，操作弹性小，它的应用不及错流塔板广泛。塔板的结构型式有以下几种： a泡罩塔板 泡罩塔板的操作状态和泡罩的基本构造如图55所示。塔板上装有作为升气管的短管，升气管上复以泡罩，泡罩下缘为锯齿形开口。但它结构复杂、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，在新建的装置中已很少采用。 b浮阀塔板 浮阀塔板可

17、以说是泡罩塔板的一种改进，其取消了升气管，在塔板开孔的上方安装可随气速变化而升降的阀片。如图56所示。运行时，气体通过阀孔将阀片托起并沿水平方向喷出，阀片的开度随气量的改变而自动变化。气量小时它能维持足够气速，避免漏液；气量大时因阀片开度大而使气速不致过高从而降低压降，并能提高液泛气速。浮阀塔板有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能要求较高，一般采用不锈钢制造。 c.舌形塔板 舌形塔板是一种喷射型塔板，塔板上冲压成许多半开的舌形孔，舌叶与板面成一角度，向塔板的溢流出口侧张开，如图57所示。舌形孔的典型尺寸为：°，R=25mm，A

18、25mm。 当气体通过舌形塔板时，气流穿过舌孔，沿舌叶的张角向斜上方以较高速度喷出，强烈扰动通过的液体，促进了两相传质。 舌形塔板的结构简单、不易堵塞。由于塔板上气液并流流动，液体流动阻力小，使板上液面落差和逆向混合较小。但对负荷波动的适应能力较差，气相夹带较严重。为此，已研究出了浮舌塔板和浮动喷射塔板，提高了操作弹性。 d筛孔塔板 筛孔塔板简称筛板，该板上是许多均匀分布的筛孔。操作时，上升气流通过筛孔对液体产生阻滞作用，在板上形成一定厚度的液层，而气流本身被分散成细小的流股在板上与液层鼓泡接触，进行传质。筛孔塔板的突出优点是结构简单、造价低廉。另外，气体压降小、生产能力较大；缺点是操作弹性范

19、围较窄，小孔筛板易堵塞。e导向筛板 导向筛板对普通筛板上作了如下改进：一是在塔板上开设一定数量的导向孔，开口方向与液流方向相同；二是增加鼓泡促进装置，即把液流入口处的塔板翘起一定角度，使液体一进入塔板就有较好的两相接触，如图所示。改进后得到的导向筛板液层鼓泡均匀，液面落差与塔板压降减少，处理能力增大，传质效率提高。板式塔上流体力学状况 尽管塔板形式多样，但它们所提供的气液接触方式却具有共性。以错流筛板塔为例，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。 a气液接触状态 塔板上的气液接触状态与气体经过筛孔的速度（孔速）密切相关。孔速较低时，气体穿过孔口后以鼓泡形式通过液层，板上气

20、液两相呈鼓泡接触，如图59(a)所示。鼓泡接触时，气泡的数量不多，两相接触面的湍动程度也不强，故两相传质的传质面积小，阻力大。操作状态称为泡沫接触状态，如图59(b)所示。如继续增大孔速，气体将从孔口喷射而出，穿过板上液层时将液体破碎成液滴抛向上方空间，液滴落到板上时又汇集成很薄的液层并再次被破碎成液滴抛出。液体由连续相变为分散相，气体则由分散相变为连续相。这时的接触状态称为喷射接触状态，如图59（c）所示，工业上多采用这两种接触状态。 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

21、的10。 c雾沫夹带 板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫夹带量主要与气速和板间距有关，其随气速的增大和板间距的减小而增加。雾沫夹带使不同浓度的液体发生了混合，降低了塔板的提浓作用。为保证传质的正常效果，应控制夹带量不超过0.1kg（液体）kg（干气体）。 d液泛 为使液体能稳定地流入下一层塔板，降液管内须维持一定高度的液柱。气速增大，气体通过塔板的压降也增大，降液管内的液面相应地升高；液体流量增加，液体流经降液管的阻力增加，相应地，降液管液面也升高。降液管中泡沫液体高度超过上层塔板的出口堰，板上液体将无法顺利流下，从而导致液流阻塞，造成淹塔，即液泛。液泛是气液两相作逆向流

22、动时的操作极限。发生液泛时，分散相由原来的气体变为液体，连续相由原来的液体变为气体，塔的正常操作将被破坏，在实际操作中要避免之。 （3）填料塔与板式塔的比较工业上对塔设备的主要要求有：气液负荷大，传质效率高操作稳定气体通过塔时阻力小，以适应减压操作或节省动力的要求；结构简单，易加工制造，维修方便，耐腐蚀，不堵塞。 某种填料塔或板式塔很难全面具备这些要求，而是各具特点，应根据具体情况合理选择。 填料塔结构比较简单，气体通过阻力小，便于用耐腐材料制造。板式塔的生产能力大，操作弹性大，塔效率较稳定而利于放大。通常，填料塔在直径较小的塔，处理有腐蚀性的物料，要求压降小的真空蒸馏系统和液气比甚大的操作方

23、面有优越性；而板式塔则较适合处理量大的系统。 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，它根据气体混合物中各组

24、分在某种溶剂中溶解度的不同而使它们得到分离。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。例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。 吸收操作中吸收剂的性能至关重要，选择吸收剂应当从以下几方面考虑： 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，即吸收质在吸收剂中的溶解度大，而其它组分几乎不溶解； 吸收质在吸收剂中的溶解度，应随温度的变化有较大的差异，以便使吸收剂再生； 蒸气压力要低，以减少吸收

25、和再生过程中的挥发损失； 化学稳定性好，粘度小，价廉、易得、无毒、不易燃烧。 实际上，能满足这些条件的吸收剂很难找到。因此，对可供选用的吸收剂应作技术经济评价后合理选择。 吸收过程中，吸收质与吸收剂发生化学反应的吸收称为化学吸收；不发生明显化学反应的吸收称为物理吸收。物理吸收中，当操作条件改变，解吸便可发生，而化学吸收能否可逆进行由化学反应是否可逆决定。 吸收操作中的溶解过程会放出溶解热，若是化学吸收还伴随有反应热。如果吸收质在混合气中浓度相当低，吸收剂用量又很大，吸收过程温度变化不大，可视为等温过程。2.吸收的相平衡 （1）气体在液体中的溶解度 在一定的温度、总压下，混合气体与一定量吸收剂共

26、存并充分接触，吸收质在气液两相中的分配将趋于稳定，当吸收剂中吸收质浓度达到饱和时，即达到相平衡。 影响吸收过程的因素有温度、总压。气相和液相组成。根据相律分析，吸收物系仅有3个独立变量，实际上，当总压不大（<0.5 MPa）时，其变化几乎不影响平衡溶解度，因而气体在液相中的溶解度在一定条件下，仅随温度和吸收质在气相的组成而变化。这种关系通过实验测定，可以用图、表或关系式表达。图5一11为二氧化硫、氨气、氯化氢气的气液相平衡关系，又称溶解度曲线。由图可见，相同温度下，二氧化硫的溶解度较小，氨气和氯化氢的溶解度较大；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

27、分压大，即要得到一定浓度溶液，易溶气体所需分压较低，难溶气体所需分压则很高。 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。 （2）亨利定律 许多情况下，吸收操作处理的气体为低浓度气体(10%),所形成的是稀溶液。当总压不太高时(0.5Mpa)在一定的温度下，稀溶液的相平衡关系服从亨利定律：=Ex 亨利定律指出，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。不同的吸收质，亨利系数越大，越难溶解；同一吸收质，温度升高，亨利系数增大，溶解度下降，故亨利系数的大小能够反映气体溶解的难易程度。 由于相组成的表示方法有多种，因此亨利定律也有多种不同的数学

28、表达形式：=c/H (52)=mx (53) 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，使吸收计算变得复杂。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含量，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含量，用X表示。摩尔比与摩尔分数的关系是： (54)将上式代入式（53），整理得 (55)对稀溶液, X值很小，上式化简为 mX （56）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，单位为 ，则 （57）

29、 对稀溶液，MrMs，则 （58） 代入式（52）并与式（51）相比较可得EH关系： （59）根据道尔顿分压定律 （510）代入式（5l）并与式（53）比较得E - m关系： （5-11） 例51 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=101.3×0.1=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

30、所以 =10.1 ×0.01150.1165 3. 吸收速率 传质推动力的表示方式不同，传质系数的意义和单位有别，传质速率方程呈现各种形式；获取传质速率方程的关键是传质系数的确定，这与传质机理的研究有关。 （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。滞流流体中，吸收质在垂直于流体流动方向的扩散依靠分子运动完成；在湍流流体主体，吸收质主要凭借流体质点不规则运动的涡流实现扩散，而在滞流底层内则仍是分子扩散。 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，可用费克（Fick）定律来表示：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，随扩散

31、物质、介质种类、体系温度和压力的变化而不同，其值由实验测定。常见物质的扩散系数可从有关手册中查到。在无实验数据时，可借助某些经验的和半经验的公式进行估算。定态条件下，若扩散在液相中进行，组分A在z方向上扩散距离，浓度由变为，则 （513） 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方向上扩散距离，分压由变化到，则 （514）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： 式中和均为大于1的值，即用斯蒂芬定律的计算结果比费克定律的度量值要大。 对流扩散速率涡流扩散速率远大于分子扩散速率，但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

32、扩散速率表为： (517)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： (518) 式中DAB与DE的相对大小随位置而变。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，都不能忽略。（2）两相间传质前面已讲过传质过程都在两相间进行，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。 吸收塔内某处，吸收质在气液界面两侧的分压和浓度变化如图512中的实线所示。一般情况下汽、液流主体呈湍流，在气、液两相界面两侧形成两个滞流底层

33、，层内为分子扩散，浓度梯度在稳定条件下为常数，或，在图上为一向下倾斜直线；在过渡层，涡流扩散开始起作用，分压或浓度变化减慢，与z呈曲线关系，其斜率逐渐变小；到达湍流主体，涡流扩散起主导作用，分压或浓度几为均一，在图上接近于水平直线。 对于吸收这一典型的传质过程，研究者先后提出了许多描述它的物理模型，其中刘易斯（Lewis W K）和惠特曼（Whitman W G）在1923年提出的双膜理论，双膜理论的要点为： 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

34、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。按照双膜理论，吸收速率可仿照式（516）和式（515）写成：由上两式可知，双膜理论将两相间的传质与扩散理论联系起来，它指出了影响传质速率的因素，对强化传质过程具有指导作用。 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，但是对于具有自由相界面的系统，尤其当流速较高时，相接触面不能稳定存在，双膜理论表现出了局限性。后来相继提出的一些新模型，如表面更新模型、界面动力状态模型等。 （3）吸收速率方程在稳定操作下，气、液相传质速率相等，也就是整个吸收过程的速率，将吸收速率方程分为

35、两类。 对一定物系DAB为定值，在定态操作条件下p、T、C、。均为定值，但由于虚拟膜层的厚度无法直接计算或测出，此两式并不能实际应用，需通过实验确定kG和kL。类似于摩擦阻力系数和对流传热系数的实验关联方法，可得到kG和kL的特征数关联式： (525)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，依不同关联式而定；Re雷诺数，;de为填料当量直径，m;u为流体通过填料实际速度， Sc施米特（Schmit）数，Sc；为流体粘度，；为流体的密度， 例如，对于采用拉西环的填料塔，计算气膜传质系数的特征数关联式为 （526） 式（52

36、6）的适用范围为Re=23.5，Sc=0.62.5，P=101303kPa（绝压）。式中特性尺寸为拉西环填料的外径。 总吸收速率方程 由于气液相界面浓度无法测到，故吸收速率采用跨越相界面浓度的总推动力进行计算。 当用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 （527） （528） 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 （529） （530） 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（522）中，并经整理，有 （531） 同理，气相吸收速率方程可写成： (532）式（531）与式（532）相加，整理得 (533)与式（5

37、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（527），有 (536)与式（528）比较，有 (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 （5一38）同理可推得， （5一39） 当吸收质在气、液相中浓度很低时,X*和X都很小，则 （5一40） 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，可忽略，由式（534）可得 （541） 即易溶气体的吸收阻力主要集中在气膜内，称为气膜控制。例如，氨气溶于水，氯化氢溶于水等吸收过程。此时可以采用提高气相湍动程度的办法使吸收的总阻力有效

38、地降低。当气体难于溶解时，溶解度系数小，气膜阻力非常小，由式（535）可得 （542） 即难溶气体的吸收阻力主要集中在液膜内，称为液膜控制。例如，水吸收氧或氢等吸收操作。此时气体的吸收速率需要增大液相湍动程度才能收到良好的效果。 例52 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

39、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 填料吸收塔的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。虽然这两种计算的目的不同，但都要运用物料衡算式、相平衡关系式和基于传质速率关系的填料层高度计算式。 为计算方便，可对塔内的吸收过程作如下假设： 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。 如此简化处理方法适用于低浓度气体吸收，以及混合气体吸收

40、质的浓度虽然高，但被吸收的量不大的场合。 (1)物料衡算与吸收操作线方程通过吸收塔的物料衡算可获得塔内气液两相的操作关系。如图513，取塔底至塔截面MM间的塔段作为衡算范围，对吸收质作物料衡算：输入=输出式（543）称为吸收操作线方程，它反映了塔内任一截面上气液两相浓度的关系。 在定态操作的条件下，、；均不随时间发生变化，故吸收操作线方程在xy坐标上为一直线，斜率，并通过代表塔底组成的A（）点。和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。若已知塔顶浓度，连接A（）和B（）两点可得吸收操作线，如图514所示。图中也标绘了平衡关系线位于操作线的下方。吸收塔任一截面M一M上的气液相浓度为

41、Y, X，此处的气相总推动力为M点与平衡线的垂直距离MF=Y-Y*，液相总推动力为M点与平衡线的水平距离ME=X*-X。显然，操作线离平衡线越远，吸收推动力越大。（2）吸收剂用量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。以整个吸收塔作为衡算范围，对吸收质进行物料衡算： （544）式中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，由它可求出吸收剂用量。 通常，、作为吸收工艺条件都已确定。有时通过吸收率间接给出。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，即则 X1的大小则与有关。如图515，吸收操作线的B点固定，A点随液气比的变

42、化在Y=Y1上水平移动。著增大吸收剂用量，操作线斜率增大, 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，并且由于液相出口浓度X1下降，再生费用也增加，故操作费用上升。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，塔高增加，设备费用上升；但吸收剂消耗减少，输送吸收剂所需的功率及溶液再生费用等操作费用下降。如图5一16（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。

43、此时气液两相达到平衡，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。因此，此时吸收剂的用量为所允许用量的最低值，称为最小吸收剂用量，以表示。相应的液气比称为最小液气比，以表示。 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。通常取总费用（设备费与操作费之和）最低时的吸收剂用量为适宜吸收剂用量，此时的液气比称为适宜液气比。根据生产经验，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。 最小吸收剂用量可用式（544）式计算，式中X1由图516（a）A点的横坐标读出，此时X1X1，则最小液气比为 （545）若平衡线如图516（b），

44、则过B点作与之相切的直线，读出切线与YY1水平线相交交点的横坐标X1，代替X1代入上式计算即可。 若气液平衡关系服从亨利定律，X1可通过计算得出，则。例53化工厂某车间排出气体在填料吸收塔中用清水处理其中的SO2。炉气流量（标准状况），炉气中，要求SO2的吸收率为95。逆流操作，水的用量是最小用量的1.5倍，操作条件下气、液平衡关系为Y26.7X。试计算吸收用水量。 （3）塔径的计算 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（即生产能力）和塔内所采用的气流速度来决定。圆筒形填料塔的直径为 （546）式中qv，s操作条件下混合气体体积流量，； u0 空塔气体流速，。 计算时，首先要依据填料塔流体力学特性，由液泛气速uf确定空塔气速u0。选择较小的u0，塔压降小，动力消耗少，操作弹性大，但完成一定的生产任务需要的塔径D大，设备投资高且生产能力低。另外，低气速也不利于气液充分接触，使传质效率低。如选用较大u0，则压降大，动力消耗大，且操作不平稳，难于控制，然而塔径较小，设备投资小。一般适宜操作气速u0取液泛气速的50%85%。 （4）填料层高度的计算 基本计算式 由于填料层的气液相浓度沿塔高连续变化，故不同塔截面上吸收推动力和传质速率并不相同。因此，必须