《化工原理》概况

1、第五章 气体吸收第一节 概述第二节 气液相平衡第三节 分子扩散第四节 对流传质第五节 在填料塔低浓度气体吸收过程的计算第六节 气体解吸第七节 高浓度气体吸收5.1 概述一. 传质分离过程简介二. 吸收与传质三. 物理吸收和化学吸收四. 吸收与解吸五. 溶剂的选择一. 传质分离过程简介1、传质分离过程的研究对象混合物的分离是化工类生产中的重要过程。混合物的分类：a）非均相混合物，其分离主要依靠力学的，即质点运动与流体力学原理进行分离，已在第三章中进行了讨论；b）均相混合物，其分离特点主要依靠物质的传递（分子传递和涡流传递）特性来实现混合物中各组分的分离。对b）均相混合物的分离称为传质分离过程另外

2、，对干燥和浸取等一类过程也列入传质分离过程。如：湿物料的干燥，也是依靠水分传递到气相来达到分离目的。5.1 概述2、传质分离过程的分类平衡分离过程：根据混合物中诸组分在两相间的平衡分配不同来实现混合物的分离，这类方法称为。例如：蒸馏、吸收、萃取、吸附、干燥 etc。速率分离过程：根据混合物中各组分在某种力场的作用下扩散速度不同的性质来实现混合物的分离，这类方法称为。例如：气体扩散、电泳、喷嘴扩散 etc。在一般化工生产中主要应用平衡分离过程。3、根据生产目的来分类化工生产中遇到的混合物多种多样的，它们可以是g、l、s，可以均相，可以非均相，其中各组分的性质可以相差很大，也可以是十分相似，各组分

3、的含量可以相差很大，也可以相差不大（处一个量级）分离目的也不尽相同。一般分为四类：分离：将混合物中各组分完全分开，得到各个纯组分或若干种产品。 eg：air-N2 、 O2 、各种稀有气体；原油-汽油、煤油、柴油etc。5.1 概述提取和回收：从混合物中提取某种或某几种有用的组分。eg：从矿石中提取有用金属；从工厂排放的废料中，回收有价值的物质，除去污染环境的物质；另外在医药上中成药的提取etc。纯化：除去混合物中少量杂质。eg：合成氨原料气中含有CO、 CO2 等有害气体，易使cat.中毒，现一般采用铜氨液洗涤法、深冷分离法和甲烷化法，这些方法在经济性、选择性等方面都在不同程度上存在着缺点，

4、吸附分离，特别是PSA方法是新的发展方向。浓缩：将含有组分少的稀溶液增浓，称为。eg：在医药上中成药的提取，可以通过膜过程对此进行浓缩。4、根据组分在两相间的分配差大小来分：相配很大：吸收、萃取、浸取、干燥蒸馏、吸附etc。 其特点为：只须引一股流，两相接触即可。相配不大：精馏、回流萃取分馏吸附etc。 其特点为：须引两股流，分段形成两相接触。5.1 概述二. 吸收与传质1、引子均相混合物分离特点： 主要依靠物质的分子、涡流传递特性来实现混合物中各组分的分离。气体混合物分离特点：总是根据混合物中各组分间某种物理化学性质差异而进行的。气体混合物的分离方法：膜分离-主要依靠筛分作用，尺寸差异 ；精

5、馏-主要依据沸点差异，eg：空分得到N2和 O2 ； 吸附分离-主要依靠筛分作用，尺寸差异 ；也有络合作用，eg：CuCO；吸收-主要依靠混合物中各组分在某种溶剂中的溶解度的不同得到分离目的。 eg：用水吸收混合气体中的NH3能使NH3、air加以分离，并回收NH3 ，其原因为：它们在水中的溶解度差异很大，将它们通入水中， NH3很容易溶解于水中，形成氨水溶液，而air几乎不溶于水中。5.1 概述2、吸收定义：气体溶解于液体的过程，称之为。气体吸收在工业及环保中的应用回收产品：用洗油（焦化厂副产品，数十种C、H化合物的混合物）吸收焦炉煤气中的苯、甲苯、二甲苯。有机合成八大基础原料：三苯、三稀（

6、 1,3-丁二稀、乙稀、丙稀）、一萘一炔。气体净化：合成氨原料气中含有CO、CO2 、CO2 S、H2 S等有害气体，易使cat.中毒。 对微量CO、CO2现一般采用铜氨液洗涤法、深冷分离法和甲烷化法，但净化度和能耗高，目前正开发络合变压吸附（PSA）的技术是无热源技术，是非常节能的发展方向。制备某种气体的溶液： HCl（g) H2 O-HCl(L) 3 NO2 H2O=2HNO3 NO SO2- SO3 H2O- H2 SO4 一般采用92.5% H2 SO4吸收成为98% -105% H2 SO4 。实际过程往往同时兼有净化和回收双重目的。5.1 概述3、传质气体吸收是传质分离过程。前面提

7、到的传质分离过程中，重点是要讲述平衡分离过程，是组分在两相间的分配不同（平衡）来实现分离。气体吸收过程包含有组分从一相到另一相的转移。过程的推动力为：浓度差C过程简介 以NH3和air用水吸收为例：示意图如右侧图一所示过程 1) NH3易溶解于水中，其浓度为C0，而air难溶于水，液，而air几乎不溶于水中；液面处浓度C液相主体浓度CL0 ，故在液相中从界面向深处移动； 3)随着吸收的进行，气相中NH3浓度减少，液相中NH3浓度增加，推动力C减少；4)当气液相达到平衡时， C0， NH3的转移速率0。5.1 概述气体吸收过程的特点需加入另一物质，使该物质与原均相混合物接触构成并存的两相；判断是

8、否发生组分的相际转移？可以假想：每一相中各组分的浓度都均匀一致，若转移的组分在两相中的浓度偏离平衡态越远，则该组分的转移速率越大；当转移的组分在两相中呈平衡态，则该组分的转移速率为零。相关术语介绍溶质气体或吸收质：混合气体中容易溶解的组份称为，用A表示，eg：NH3 ；惰性成分或载体：混合气体中很难溶解的组份称为，用B表示， eg：空气（air);吸收剂或溶剂：吸收中所用的能够溶解某一组分的物质称为，用S表示， eg：水；吸收液：吸收操作中溶剂吸收了溶质气体后所得的溶液称为，用S+A表示;吸收尾气：吸收操作中排除的气体称为，用（A）+B表示单组分吸收：溶质气体为单组分的吸收过程，称为单组分吸收

9、：溶质气体为多组分的吸收过程，称为。5.1 概述三. 物理吸收和化学吸收物理吸收定义： 溶质气体溶于液相中不发生显著化学反应的吸收过程，称之为例如： CO2 H2O H2 CO3 HCl（g）H2O HCl（L） 丙酮（g）H2O丙酮（L）化学吸收定义： 液相中有某种组分，能够与溶质气体（溶解于L）进行化学反应的吸收过程，促进了吸收过程的进行速率；例如：Na2 CO3 （K2CO3) CO2 H2O = Na2HCO3 （ KHCO3 )四. 吸收与解吸一个完整的吸收分离过程一般包括吸收和解吸两部分。解吸：从溶液中释放出溶解吸收的溶质气体的操作，称为解吸的方法：加热，因温度升高，溶解度降低；减

10、压，因压力降低，溶解度降低；惰性气体与溶液逆流接触，一般采用过热蒸汽，一方面由于较高温度，另一方面由于惰性气体可以降低溶质气体的分压，从而带出溶质气体。5.1 概述吸收与解吸联合操作 图5-1 吸收与解吸联合操作5.1 概述从焦炉煤气中回收粗苯（苯、甲苯、二甲苯等）的生产流程图如图 5-1所示。在吸收塔内：焦炉煤气与洗油（焦化厂副产品，数十种C、H化合物的混合物）逆流接触，气相中粗苯蒸汽被洗油吸收，脱苯煤气从吸收塔顶排出；吸收粗苯后的洗油，称为富油；在解吸塔内：利用过热蒸汽对其解吸，在解吸塔顶排出的气相为过热水蒸汽和粗苯蒸汽混合物；相分离器的原理是两种液体不互溶，且密度有差异。在相分离器内：过

11、热水蒸汽和粗苯蒸汽混合物冷凝后因两种凝液不互溶，并依据密度不同而分层，粗苯在上，水在下。分别引出则可以得到粗苯产品，从而实现混合物的分离；解吸后的液相成为贫油，经过冷却器降温后，再进入吸收塔循环使用；如此循环往复，从而实现吸收和解吸的联合操作过程。5.1 概述五. 溶剂的选择溶剂又称吸收剂，选择良好的吸收剂是设计吸收过程的重要一环；选择原则吸收剂对溶质应有较大的溶解度，以提高吸收速率，减少吸收剂的用量；同时为了便于吸收剂的再生回用，其溶解度应随操作条件的改变有显著的差异；吸收剂对溶质应有良好的选择性，即对于混合气中待吸收组分的溶解度要大，对其余组分的溶解度要小；溶剂的挥发性要小，即蒸气压低，以

12、减少溶剂的损失量；溶剂的粘度要低，这样有利于气、液接触，提高吸收速率，也便于输送；无毒；难燃；腐蚀性小；易得价廉；易于再生利用；不污染环境。5.2 气液相平衡一. 气液平衡关系二.亨利定律三. 过程方向判断与过程推动力引子： 溶质在气、液相间的平衡关系是分析判断溶质在相间传递过程中的方向、极限以及确定传递过程推动力大小的依据。一. 气液平衡关系 本节只讨论单组分物理吸收的气液平衡关系，即： 气相中只有溶质 A 和惰性气体B两个组分，液相中只有溶质A和吸收剂（溶剂）S 两个组分。 单组分物理吸收的气液平衡关系如图5-2所示。图5-2 单组分物理吸收气液平衡5.2 气液相平衡1、气液平衡关系的确定

13、（1）根据相律，单组分物理吸收体系的自由度F应为： FC23223式中：相数 2 （为G、L） 组分数C3（分别为 A、B、S） （2）由F3知：三组分气液两相平衡时，在温度t和总压P和气、液组成四个变量中，有三个是独立变量，另一个是它们的函数。（3）约束条件说明：G : yA yB 1 L : XA XS 1所以:P、t、 yA 、 XA中知道三个,气、液平衡就确定了。（4）小结：在温度t和总压P一定的条件下，气液相平衡时，气相组成是液相组成的单值函数。（5）平衡时气液相组成的表示气相中溶质的分压，称为平衡分压 或饱和分压；液相中溶质的组成，称为平衡组成 ，或者称为气体在液体中的溶解度；（6

14、）实际上，对于多数体系，在总压P不很高的情况下，可以认为气体在液相中的溶解度只取决于该气体在气相中的分压，与P无关。5.2 气液相平衡2、气液平衡关系的测定 气液平衡关系一般通过实验测出。前人做了很多的工作，故我们可以查阅文献和有关手册得到部分需要的气液平衡数据。3、气液平衡关系的表示方法列表关系式-如：Hery定律 图线。用二维坐标绘成的气液相平衡关系曲线，又称为溶解度曲线。参见化工原理P204图5-3、5-4 、 5-5所示。分别从这三图中查得在P 60kPa、 t20 时NH3 、 SO2 、 O2在水中的溶解度为：390g / 1 000g 、68g / 1 000g 、0.025g

15、/ 1 000g 。3、溶质浓度的表示方法1）对气相(Gas Phase)采用两种:分压 P 摩尔分率 y 2）对液相(Liquid Phase)采用三种:溶质A与溶剂S质量比 x，其单位为：g A/1000g s体积摩尔浓度 Ckmol/m3摩尔分率 xmol/mol5.2 气液相平衡二.亨利定律1.内容1）定义：对于稀溶液或难溶气体，在一定温度t和总压不大的情况下，溶质在液相中的溶解度与它在气相中的分压呈正比，这一关系称为亨利定律（Hery）。2）数学表达式： P*A=ExA式中p*A-溶质A在气相中的平衡分压，单位：mmHg，atm，Pa etc； E-Hery 系数,与P*A单位一致;

16、 xA -溶质A在液相中的摩尔分数。4、不同溶质浓度间的关系：x=( x/MA)/(x/MA +1000/ MS )C=( x/MA)/(x +1000)/ C= x/x MA + (1x) MS / 说明：（1）在公式的转换过程中主 要利用的基本原理是化学中的相关内容，即： 质量物质的量摩尔质量 物质的量质量摩尔质量 溶液体积质量/溶液密度（2）x g1000 g x-mol ，（1x）溶剂5.2 气液相平衡3）亨利系数特性亨利系数的值决定于物系的特性及 体系的温度。溶质或溶液不同，体系不同，E也就不同。E的大小反映了气相组分在该溶剂中溶解度的大小。E越大，溶解度越小。因为：气体在液体中的溶

17、解度随温度的升高而降低，故：E随着温度T升高而E升高。 2.亨利定律的不同表示方法1)原因：由于气液相中溶质A的组成有各种不同的表示方法，因此：Hery定律有不同的表示方法。2)采用摩尔浓度时的Hery形式 P*A=CA/H CA溶质A在溶液中的摩尔浓度 kmol/m3H溶解度系数其单位为：(kmol/m3 )/(mmHg或atm或kPa)5.2 气液相平衡3)浓度采用摩尔分数时Hery形式 y*A=mxAy*与组成为XA的溶解呈平衡的 气相中溶质A的摩尔分数 m相平衡常数4)常数H、m的特性H与E相反，H愈大，溶解度愈大，且随温度T的升高H而降低；m与E类似，m愈大，溶解度愈小，且随温度T升

18、高而m升高。3. Hery定律中E、H、m间关系1）确定依据 根据组成之间关系及道尔顿分压定律，即可确定E、H、m之间的关系。2)确定过程因为：P*A=ExA代入y*A=P*A /P得: y*A= (E/P)XA与y*A=mxA对照得:m=E/P因为:XA=CA /C代入P*A=CA/H得:P*A=CXA/H 与P*A=ExA对照得:E=C/Hm=C/H*P式中：C溶液的总摩尔浓度5.2 气液相平衡3)注意事项对于稀溶液，CA很小，C=/MS一般认为总压在5atm以下，E、H值与总压无关。4)参考文献R H Perry. C H Chilton.Chemical Engineers Handb

19、ook 5th ed. New York, McGrawHill. Inc. 1973R C Weast. Handbook of Chemical and Physics59th ed. CRC. Press, Inc. 19971978三.过程方向判断与过程的推动力1、过程方向的判断 01x1 xy1y1*b(y1,x1)aca) y1 =mx1 , g-L平衡，推动力=0b) y1 mx1 ,y1 y1*,吸收,=y1 - y1*c) y1 mx1 ,y1 CACB JA NMJB CB0CBLI I z NGLCBGCBLA吸收形成局部真空已知此截面上组分A、B的浓度梯度分别为：(dC

20、A/dz)和(dCB/dz)。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学） 则通过I-I的组分A的传质通量为分A的分子扩散通量JA和流体主体流动引起的组分A的通量NMA之和。即： NA = JA +NM(CA / CM ) 式中： NA组分A的传质通量， 单位为：kmol/(s.m2)； NM 通过主体流动经过 I-I面的通量 。 同理：NB = JB +NM(CB / CM )通过主体流动经过I-I面组分A 和B的总通量： N=NM+JA+JB四.组分在气相中的分子扩散系数1.扩散系数（1）定义：扩散系数是物质很重要的传递特性，它表示物质分子扩散速度的大小，扩散系数大，表示分子扩散快。（2）单位

21、：m2 / s 或 cm2 / s ； 扩散系数的单位可由式 JA =DAB(dCA/dz)导出。 NB：这与热传导中的导温系数和流体的运动粘度/的单位相同。其中又称为热扩散系数 /(CP )5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）（3）影响因素：不仅取决于组分本身；而且还与介质(与它共存的其他物质)；组分的浓度以及温度、压力等因素有关。（4）获取方法：物质在不同条件下的扩散系数一般需要通过实验测定；P210例5-2说明了如何用实验法求取物质在气体中扩散系数。常见物系的D可在手册中查取;当查不到数据时，可用实验测，或用适当的(半)经验公式估算。2.组分在气相中的分子扩散系数经验公式介绍(1)物

22、质在气体中的扩散系数主要取决于温度T、压力P和气体组分的性质，当压力P不高时，扩散系数基本上与物质在气体中的浓度无关。大致范围为： 10-11 cm2/s or 10-5-10- 4 m2/s.(2)当没有扩散系数的实验数据时，可应用文献上介绍的半经验公式。这些公式都是根据气体分子动力理论，先经理论推导，然后加以适当修正而得，式中的特性常数由实验确定。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）(3)经验公式：椐分子动力论而得： DbT3/2 (1/MA+ 1/MB)1/2 / P/ (VA 1/3 + VB 1/3 ) 2 Gilliland（1934年）用实验确定了常数b，得b4.3610-5

23、 式中: D 分子扩散系数， m2/s ； P 总压，kPa ； MA 、MB A、B的分子量； T 温度， K ； VA 、VB A、B正常沸点(bp.)下的分子体积， cm2/mol 组分的分子体积可根据正常bp.下液态纯组分的密度求得，P212表5-2和表5-3列出的是分子体积和原子体积。 分子体积可据原子体积按柯普（koop）加和法则近似估算。误差达20%。Hirschbelder etc(1948,1949)提出，适用中等P和T(接近常压室温): D4.3610-5T3/2 (1/MA+ 1/MB)1/2 / P/（AB 2 QD) 式中: AB 碰撞直径, QD 碰撞积分,是kT/

24、AB函数, AB (A B)1/ 2NB：当变化T、P时，可据上式得到：D D0 (P0/P)(T/ T0) 1.55.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）五. 组分在液相中的分子扩散系数1.研究现状 物质在液体中的扩散系数与组分的性质、温度以及浓度有关。对其研究不如气体那么广泛，这主要是由于液体中分子之间的作用比较复杂，理论分析不够成熟，所以现有估算液相DL的关系式可靠性不如气体。2.液相中分子扩散系数的量级 液体中的分子比气体中密集,分 子运动不如在气体中自由， 所以：可以通过预计物质在液体中的扩散系数DL要比在气体中小的多，一般两者相差约104-105倍，但由于气体中组分的摩尔浓度比li

25、quid中小，所以气体中的扩散通量只比liquid 大10-102倍。3.经验公式对于很稀的非电解质溶液，DAB可由下式估算(Wilke-Chang)：DAB7.410-8T ( MB)1/2 / (VA 0.6 ) 式中： DAB 分子扩散系数, m2/s ; MB 溶剂B的分子量； 5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学） T 温度，K； 溶液粘度，cP； VAA在正常沸点(bp.)下的分 子体积， cm2/mol 溶剂的缔合因子；值：H2O为2.6，甲醇为1.9，乙醇为1.5，苯、乙醚非缔合溶剂为1.0 。 对电解质溶液的扩散系数，扩散是离子而不是分子。然而，在无电势的情况下，纯（单一）

26、盐的扩散可按分子扩散来处理。它可以使用Nernst - Haskell 方程：DABRT(1/n+1/n) /F2/(1/0+ 1/ 0)式中： DAB 分子扩散系数, cm2/s ; T 温度，K； R 8.314 J / mol . K； 0、 0 极限(零浓度)离 子电导，单位为： Acm- 2 (V cm- 1 )(g-equivcm- 3 ) n、n 阴阳离子的价数； F 法拉第常数，其值为： 96500 C(g-equivcm- 3 )-15.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）六.单相中的稳态分子扩散1.引言当两相互相接触,物质在相间进行物质传递时,从一相的主体到界面将建立起一定

27、的浓度分布,在组分扩散的方向上,组分的浓度逐渐降低,经过较长时间,过程达到稳态,此时各处的浓度保持定值,不再随时间变化而变化,组分的扩散速率也变为定值。相间的传质有两种典型情况: 1)等摩尔反向扩散2)单向扩散。单相中的传质也有这两种情况。2.等摩尔反向扩散举例eg：两组分混合物的精馏过程是等摩尔反向扩散的典型例子。 在该过程中(如甲苯-苯体系),易挥发的组分从Liquidgas相传递,难挥发组分则从gas Liquid相传递。若两种组分的汽化潜热r相同，那么1mol难挥发组分从气相冷凝传入液相时所放出的热量恰好使1mol易发挥组分从Liquidgas 。 这样，在气、液两相中这两种组分就形成

28、了等摩尔反向扩散。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）特征 1）扩散过程:在汽相中难挥发的组分从气相主相向气、液界面扩散易挥发组分从界面向气相主体扩散；在液相中难挥发组分从气界面向液相主体扩散，易挥发组分从液相主体向界面扩散。2）两者扩散通量大小相同，方向相反。传质速率的计算 现讨论在稳态条件下，两组分（A、B）混合物在气相内的传质速率。如图取界面的气相侧和离界面z的两个截面和，在截面上的浓度分别为： A: CA1 (PA1) ，CA2 ( PA2)； B: CB1 ( PB1)， CB2 (PB2)；CA1 (PA1 )CB1 (PB1 ) JANA JBNB 0 z 界面 液相气相侧C

29、A2 (PA2 )CB2 (PB2 ) JANA JBNB5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学） 计算：A、B的传质通量。解：取截面与之间的空间为系统作物衡，i）一方面稳态等摩尔反向扩散 通过1、2面通量有如下关系： NA1NA2 NB1NB2 沿z方向上的NA和NB均为常数。ii）另一方面： 截面与之间无物质的增减无主体流动，即NM 0据：NA = JA +NM(CA / CM ) NB = JB +NM(CB / CM ) 得：NA = JA =DAB(dCA/dz) NA =(DAB / RT) (dPA/dz) =DAB(dCA/dz) =Constant 由此可知： CA (PA)

30、随z的变化为线性关系（即直线关系）。iii)积分(NB:CA1CB1CA2CB2） 截面 积分上式可得： NA = (DAB /z)(CA1_CA2) =(DAB / zRT) (PA1PA2)iv)同理NB = (DAB /z)(CB1_CB2) =(DAB / zRT) (PB1PB2)v）结论： NA = NBvi）对于液相内传质,如总浓度CM视为常数, 也可应用NA=NB。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）2）单向扩散举例eg：吸收过程是单向扩散的例子。 在吸收过程中(eg:用水吸收氨-空气混合中的NH3)，只有被液体吸收的组分从气相相向液相传递，没有物质从液相向气相传递(假设少

31、量液体溶剂的汽化可忽略不计)。特征 溶质A的单向扩散传质速率的计算 现讨论在稳态条件下被吸收组分A在气相内的传质通量。如图取界面的气相侧和离界面z的两个截面和，在截面上的浓度分别为： A: CA1 (PA1) ，CA2 ( PA2)； B: CB1 ( PB1)， CB2 (PB2)；CA2 (PA2 )CB2 (PB2 ) NA NB0气相侧CA1 (PA1 )CB1 (PB1 ) NM主体流动 JB NB 0 界面 液相 JA NMANMB0z5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学） 计算：组分A的传质速率。 解：取截面与之间的空间为系统作物衡，i）稳态单向扩散组分A： NA1NA2 组分

32、B： NB1NB2 0 NA =JA+NM (CA / CM ) NB=JB+NM (CB / CM ) 0 （*1）式中：NM 主体流动形成的混合气体的传质通量，它的产生是由于组分B的分子扩散。ii）分析:截面上因为分子扩散，组分B从界面向主体进行的。分子扩散 JB =DBA (dCB/dz) 但界面上无B的传入如果没有其它物质有引入，将引起之间组总浓度（即总压）的降低，这必然引起气相整体向界面方向的移动以弥补其不足（组分B的分子扩散使其减少），而使其总压不变。iii）关系：气体主体流动与B的扩散之间必须保持： NB = JB +NM(CB / CM ) = 0 即NB = 0 ，可见： B

33、在设备空间没有流动，又称为停滞介质中的扩散。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）iv） JA = JB再结合（*1）式得：NM = JB (CM / CB) = JA (CM / CA) CA CB = CM代入 NA =JA + NM (CA / CM )中得：NA =JA + (1+CA/CB)JA(CM /CB) JACM /(CM CA) =DABCM/(CMCA)(dCA/dz) =constant（常数）或:NA =(DAB/RT)P/(PPA)(dPA/dz) constant（常数）v）积分截面 积分上式可得： NA =(DAB P /zRT) ln (PPA2)/ (PP

34、A1 )在式中的ln (PPA2)/ (PPA1 )项同和(PPA2)(PPA1 )可得到： ln (PPA2)/ (PPA1 )(PA1PA2)/(PB2PB1) ln(PB2/ PB1) = (PA1PA2)/PBm式中：PBM为组分B两界面上分压的对数平均值。5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）vi）结论： NA =(DAB / z R T) (P / PB m ) (PA1 PA2) 若以浓度代替分压和总压，则得： NA =(DAB / z) (CM / CB m ) (CA1 CA2) （ ）vii）注意事项 与等摩尔反向扩散的传质通量相比，多一项(P/PB m)或(CM/CB

35、m)； 主要是由于：组分B在相内的分子扩散而引起的主体流动使组分A的通量随之增大，故(P/PB m) 称之为漂流因子，当A的CA较低时，PB m =1.0 。 对于Liquid的传质，CM若视为常数，也可应用（ ）式；对于非等摩尔反向扩散和单向扩散，也可根据以下三式： NA =JA+NM (CA / CM ) 、NB=JB+NM (CB / CM )及 N NM + JA+ JB 求出： NA和NB5.3 分子扩散（传质分离过程的动力学）七.涡流扩散1. 它与分子扩散的区别一般分子扩散的速度很小，eg: 红色的扩散很慢，这是因为静止的水中物质只依靠分子扩散。为了加快红色的扩散，可以加搅拌，此时

36、由于水的质点运动使红色扩散很快扩散。 因此：涡流扩散的速度相对较大。2. 定义： 这种依靠流体质点的运动而引起的物质扩散称为。3.三传类似流体湍流运动（传动） = (d/dy)(d/dy) =分子传递涡流传递(脉动)热量传递 Q =(+ H) (dT/dz) 传质 NA =(D+D) (dCA/dz)式中：D 分子扩散系数； D 涡流扩散，非物性，与流动状态有关，与流动系统的几何形状，尺寸，所处位置、流速、以及流体的物性有关。 5.4 对流传质一.引子二. 吸收过程中溶质气体由气相转移至液相的过程三. 吸收机理模型四. 对流传质速率五. 总传质系数一.引子1.对流传质的定义 流动的流体与两相界

37、面之间的传质，称为。2.本节属性 本节仍是传质分离过程的动力学内容的一部分。3.本节重点讨论内容 本节重点讨论吸收过程(process of absorption)，内容主要包括：吸收过程机理模型吸收速率方程 5.4 对流传质二.吸收过程溶质气体由气相转移至液相的过程1.吸收过程包括三个步骤：单相对流传质 溶质气体自气相主体转移至气液界面的气相一侧；溶质气体在气液界面处溶解 一般认为：溶解阻力可略，界面气液处于相平衡状态（并由气相转入液相）单相对流传质 溶质自气液界面转移(扩散)至液相主体。（液相一侧）2.对步骤的分析结果 由以上分析可知： 吸收速率取决于单相对流传质，且受其中传质能力弱的方控

38、制。 因此，有必要对对流传质的机理进行介绍。3.研究进展 目前，对其特点、规律及气液界面处气液相浓度关系已开展了大量的研究工作。至今已有三种著名的吸收机理模型提出。5.4 对流传质4.处理方法 处理方法的两种类型 a)工程处理方法 依靠实验解决传质速率问题，不作理论探讨。 b)理论方法工程处理方法 a）在传热的工程处理中得到三个准数，即： Nu=d/ Re=ud/ Pr=Cp / b) 采用类似的方法对传质过程进行无因次化： , u， ， d， D，k (传质系数)，得到三个准数： 舍伍德数(Sherwood) Sh=kd/D 雷诺数(Reynolds) Re=ud/ 施米特数(Schmit)

39、 Sc= /D 式中：d为传质设备特性尺寸。 c)在湿壁塔中液体沿壁管呈膜状流动流下时，气体自下而上通过管子，根据挥发性液体(水/甲苯)汽化向气相传递的实验结果得到： Sh=0.023Re0.38 Sc0.44d) G. L 在降膜式吸收器内作瑞流流动：Re2100,Sc=0.6300时： Sh=0.023Re0.83 Sc0.335.4 对流传质e）我们可以注意到d)的情况与园直管湍流传热的公式类似。Nu=0.23Re0.8Pr0.30.4 由于塔型的复杂多样，流动的复杂性，工程处理的方法有一定的作用，但不完善，理论方法 a)传质模型的方法 为了揭示传质系数的物理本质，从理论上说明各因素对它

40、影响，不少研究者提出假想的传质模型，采用数学模型的方法加以研究。b)求解中存在的问题由于对流传质设备复杂性，难以作严格的数学描述，自然也无从解析求解。c)模型的简化不同研究者试图根据各自对过程的理解,抓住主要的因素,由此构成对流传质的简化图象,称之为物理模型,对其进行适当的数学描述,即得到数学模型(Mathematics Model) M.D.，然后对简化的M.D.解析求解，得到传质分系数的理论式，最后将理论式与实验结果比较，便可以检验其准确性和合理性。5.4 对流传质三.吸收机理模型1)引子对吸收机理的认识异同 由于相界面附近流体流动状况和传质过程很复杂，人们对上述三步的认识不同，提出了各种

41、不同的传质模型来描述整个传质机理。 但至今仍没有一个完整的理论能说明两流体相间在各种不同情况下的传质机理。吸收机理模型的种类 本书介绍吸收机理模型的种类 主要有三种，即：双膜论、溶质渗透模型和表面更新模型。主要内容 重点介绍：1923年whitman惠特曼提出的双膜论较为普遍，并以此建立相间传质速率方程。 了解内容：介绍溶质渗透模型和表面更新模型，作为了解的内容。 5.4 对流传质2）双膜理论内容 双膜理论对传质过程进行可简化，有一定的适用范围。 目前对该理论有各种不同的叙述方法，可以归纳成以下两部分：流体流动模型 i）互相接触的气液两相间有一固定的界面； ii）界面两侧分别存在两层膜：气膜和

42、液膜， 膜内的流体是层流，膜外流体为湍流流动。传质模型 i)传质过程为定态的传质过程，因此沿传质方向组分 的传质速率为常数； ii)界面无传质阻力，在界面上气、液两侧的溶质在瞬间即可达到平衡了，即溶质A在界面的两相组成是平衡关系； iii)在界面两侧的两层膜内，物质以分子扩散的形式进行传质型； iv)膜外湍流区由于流体湍动大，传质速率很高，传质阻力可以忽略不计。小结：因此，相间的传质阻力决定于界面两侧膜的阻力，故该模型由称为双阻力模型。5.4 对流传质双膜模型的浓度分布（界面附近） 相界附近的浓度分布如图示解释：（与书中相异） 虚线为真实浓度分布曲线 实线为修正浓度分布曲线ii)由图可见，在同

43、一传质速率条件下，湍流区浓度曲线较平缓，而层流区则较陡。iii)原因分析： 流体湍流部分主要是：涡流扩散，传质能力强；层流区靠分子扩散，传质能力弱。 因此：湍流部分修正曲线为水平线平均浓度，层流部分是实际浓度的延伸。气相主体液相主体PAPA iCA iCA 气膜液膜GL相界面传质方向距离zi）根据双膜理论，吸收过程中气液5.4 对流传质意义i)层流层溶质气体传质机理是分子扩散，有了可靠的传质 速率计算方法；又由于层流的阻力占总阻力的绝大部分，使对流传质的速率有了具有理论计算基础的计算式。ii)论点简明，在气液湍流程度不高时有一定准确性，至今仍广泛采用。但对于任意情况下均存在稳定的气、液层流膜的

44、假设一般认为缺乏实验依据。以双膜理论为基础的kG，kL表达式i) 图中PA i为气相侧的A组分的分压，CA i为界面上液相侧的A组分的摩尔浓度。据双膜论两者平衡。若符合Hery定律： PA i = CA i / Hii) 气体吸收是溶质A的单项扩散过程，溶质通过气膜的吸收速率为： (NA)G =(DG / G R T) (P / PB m ) (PA PAi ) (NA) L =(DL / L ) (CM / CB m ) (CA iCA)5.4 对流传质iii)仿照对流传热速率的牛顿冷却定律，把上述关式用下列传质通量形式： (NA)G = kG (PA PA i ) (NA) L= kL (

45、CA iCA)iv)将ii)和iii)对照可得：气相传质分系数： kG = (DG / G R T) (P / PB m ) 单位： kmol/(s.Pa.m2)液相传质分系数： kL =(DL / L ) (CM / CB m ) 单位：kmol/s.m2.(kmol/m3) ， 即为：m/s缺点 由上看出：kD 又G 、L与DG 、 DL 无关，仅与流动状况有关； 但：实验得出kD2 / 3 G 、L与D也有关系 失去理论模型的意义。5.4 对流传质3）溶质渗透理论内容： Higbie(黑格比)将液相中的对流传质简化为： i)液体在下流过程中每隔一定时0发生一次完全混合，使液体浓度均匀比；

46、 ii)在0时间，液相中发生的不再是定态的扩散过程，而是非定态过程示意图 界面浓度CA i离相界面的距离zCA 接触时间增长界面气相CA i液相表面浓度 液相BBBCA 0z溶质渗透模型的示意图5.4 对流传质图例说明：假设在液面上有许多微元体，任一微元液体与气相接触时，气体将溶解在液体中，并从界面向微元液体内部进行非稳定态分子扩散。经过一个很短的时间0以后。这个微元又与液相主体相混合。传质微分方程为： 边界条件： 0，z=0时 , CA=CA i =constant 0，z=时 , CA=CA =constant解得：NA|z=0 = (DAB/ 0 ) 1/2 (CA iCA )（NB:

47、0增大， NA减小）最终得到：kL =2 (DAB/ 0 ) 1/2 模型形式如上，它引入一个参量0 ，称为溶质渗透时间。设想依据：填料塔中液体的实际流动，液体自某一个填料转移至下一个填料时必发生混合，不可能保持原有的浓度。 CA DAB2 CA2 z 初始条件： 0，0z时 ,CA=CA 5.4 对流传质意义： a) 该式kL =2 (DAB/ 0 ) 1/2表明kL与D的0.5次方成正比，与实验值较为接近，说明了溶质渗透模型比双膜论更接近实际； b)溶质渗透模型的贡献在于：放弃了定态扩散的观点，揭示了过程的非定态性，并指出了液体定期混合对传质的作用。4）表面更新模型（理论）内容： Danc

48、kwerts (邓克乌兹)于1951年提出，将液相对流传质简化如下： 液体在下流过程中表面不断更新，即不断有液体从主体转为界面而暴露于气相中，这种界面的不断更新使过程大大强化。 原来需要通过缓慢的扩散过程才能将溶质传至液体深处，现在通过表面更新，深处的液体就有机会直接与气体接触以接受溶质。模型： 模型中引入一个参数S -表面更新频率。5.4 对流传质其定义为：单位时间内表面被更新的百分率。按此模型作出的数学描述，解析求解得到： kL = (D S ) 1/2其结论与溶质渗透Model相同，即：kL D1/2两者区别 溶质渗透模型：表面更新过程是每隔0时间周期性进行一次。 表面更性模型：不固定，

49、更新是随时进行的过程。局限性与意义i）局限性用于设计过程还有一定的距离。ii）意义有助于深刻理解过程的物理实质，即：非定态过程和表面更新，指明了强化传质的途径。 液相可以分成“界面”和主体两个区域。在界面地区内，质量传递按渗透模型进行的，但是这里的微元不是固定的，而是不断地与主体区发生交换进行表面更新，在主体区内，全部流体达到均匀一致的浓度。5.4 对流传质四.对流体传质速率（吸收速率方程）1.膜吸收速率：i)气膜：NA = kG (PA PA i ) NA = k y (y A y A i ) ii)液膜：NA= kL (CA iCA) NA= k x (xA ixA)iii)相界面的组成：

50、 (NA)G = (NA) L kG (PA PA i ) = kL (CA iCA)故: (PAPA i)/(CA iCA)=kL/kG 当此kL/kG已知时，可求出界面的浓度PA i 、CA i 。yyiy *xxix*y * =mxk x / k y 图：吸收的总推动力与单相推动力abcdfeac总，ad气相，dc液相5.4 对流传质iv)实际上，两相界面的浓度难以确定，通常测得的是流体两相的主体浓度PA和CA，因此一般用总吸收速率方程来描述吸收的传质速率更为方便。2.总吸收速率方程i）气相 NA =KG (PA PA*) NA =K y (y A yA*) KG - kmol/(s.k

51、Pa.m2) K y - kmol/(s.m2)ii）液相 NA =KL(CA* CA) NA =Kx (xA* xA) KL - m/s , K x -kmol/(s.m2)iii）气相总传质系数与液相总传质系数的关系当P* =C/H 时， KG =H KL当y* =mx 时， m K y = Kx 即 K y =Kx / m 3.总传质系数与膜传质系数的关系 一般多采用摩尔分数表示： NA =K y (y A yA*) = k y (y A y A i ) = k x (xA i xA)5.4 对流传质1)以y 为推动力，i）已知：平衡关系 y* =m x，界面处 y A i =m xA

52、iNA = (y A y A i ) /(1/ k y ) = (xA i xA) /(1/ k x ) =m (xA i xA) /(m 1/ k x ) =( yA iyA*) /(m / k x ) 得: NA = (y AyA* )/(1/ k y 1/ k x ) ii) 1/ K y = 1/ k y m/ k x iii)适用于 溶解度大，m小的体系，即气膜控制的体系，如：HCl、NH3等。2)以x为推动力，i）已知条件同1) y* =m x， y A i =m xA iNA = (y A y A i )/m /1/( mky) = (xA i xA) /(1/ k x ) =

53、(xA* xA i ) /1/( mky) 得到： NA = (xA* xA )/1/( mky) 1/ k x ii) 1/ Kx = 1/ k x 1/ （mk y）iii)适用于 难溶，m大的体系，即液膜控制的体系，如：CO、air等。5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算一. 概述二. 低浓度气体吸收的特点三. 物料衡算与操作线方程四. 填料层高度的计算五. 传质单元高度的计算六. 传质单元数的计算七. 填料吸收塔的设计型计算八. 填料吸收塔的操作型计算九. 其它吸收流程一. 概述1.吸收塔的类型 工业生产中，吸收操作多采用塔式设 备，设备主要有两类：（1）板式塔：在板式塔内气、液

54、接触 逐级进行的。（2）填料塔：在填料塔内气、液接触 是连续进行的。2.塔内气、液两相的流动方式 塔内气、液两相的流动方式主要有两种： （1）并流； （2）逆流，通常采用此种方式。5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算3.逆流过程的简单描述1）吸收剂从塔顶加入，自上而下流动，与从下向上流动的混合气接触，吸收了溶质的吸收液从塔低排出；2）混合气自塔底送入，自下而上流动，其中的溶质被吸收，尾气从塔顶排出。 4.吸收计算的类型 据给定条件、要求和任务的不同，吸收计算类型主要分两类：（1）设计型计算给定条件下，设计出达到一定分离要求所需要的吸收塔；（2）操作型计算 i）给定操 作条件求算吸收效果，

55、即气液相出口浓度；ii)给定吸收效果确定操作条件。5.吸收类型(据进气浓度分)（1）低浓度气体吸收进塔气相浓度在510%(mol）， 考虑因素简单，生产中常见；（2）高浓度气体吸收进塔气相高，塔内液相可能是低浓度。6.填料塔 外壳是竖立的园筒，主要有塔体，液体（再）分布器，填料(如：拉西环)。 目前有许多新型填料，这在后面塔设备中还将介绍。5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算二.低浓度气体吸收的特点1.贯穿填料层（以后简称全塔）的气液相摩尔流率G、L均可视为常量，其单位为：kmol/(m2.s) ；2.全塔可视为等温吸收（略去了溶解热效应）；3.传质分系数k y 、 k x在全塔不同截面

56、处均可视为常量。 （其原因分析如下；G、L为常量constant，全塔恒温，塔内压强P变化不大，流体的物性基本不变，不同塔截面处的流动状况不变）。三.物料衡算与操作线方程1.物料衡算G y1L x1G y2IIL x2yx（1）如图示，塔内逆流接触， G、L 气、液相摩尔流率， 其单位为kmol/(m2.s)； 气相进口1，出口25.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算（2）物料衡算式 在定态下，单位时间进出吸收塔的溶质量，可通过全塔物料衡算确定： 进料总量出料总量 Gy1 Lx2 = G y2 Lx1 G(y1 y2 ) =L(x1 x2 )（3）物料衡算式的含义 物衡式表达了逆流中气液相

57、流率G、L与塔顶、塔底两端的气液组成y2 、 x2和y1 、x1之间的关系式。 y1 、 x1最高塔底高浓端； y2 、 x2最低塔顶低浓端。（4）一般计算内容已知： G、 y1 、L、 x2 ；求： x1 。G、 y1 一般由吸收任务确定；x2吸收剂的初始浓度，根据工艺上考虑确定，或由再生效果决定； 吸收率（回收率），一般是给定的，可求出塔顶尾气浓度y2=y1(1- )； L吸收剂的用量。据 G(y1 y2 ) =L(x1 x2 )便可求出吸收组成x1。5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算2.操作线方程（1）操作线方程的求出 在塔内任意选截面I-I，其上液相浓度为x，气相浓度为y 。

58、对I-I截面至塔顶作物料衡算： G（y-y2）=L（x-x2） 同理对该截面I-I至塔底作物衡（溶质气体）： G（y1-y）=L（x1-x） 以上两式都称为操作线方程。（2）操作线方程的含义 它表明了塔内任意截面上的气液相组成y与x之间呈直线关系。yy1yy2x2x1xxy* f（x）（3）液气比（ L/G）如图示，操作线直线的斜率L/G称为液气比。平衡线操作线5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算四.填料层高度的计算方式1.确定填料层高度有两种方法（1）理论级模型法： 由已知条件求出达到分离要求所需的理论板数NT ，然后乘以等板高度HETP，求出填料层高度： HHETPNT 式中：HET

59、P为分离效果等于一块理论板的填料层高度，又称当量高度，单位为m。等板高度与物系的物性、操作条件及填料的结构参数三方面有关，影响因素较多，可由实际吸收装置的实测数据求取，一般取0.51.0 m。（2）传质速率模型法 根据吸收速率方程，求填料层高度H，此法按最终导出的关系式，常称为：传质单元数和传质单元高度法。着重讨论该法，如何应用吸收速率方程求解连续逆流操作的填料层高度H。5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算2.传质速率模型法（1）基本关系式(微分式)的导出 i)如右图所示，设已知： A 空塔的横截面积， m2 ； H 塔内填料层高度，m ； a 单位体积塔内空间具有的 气液传质面积， m

60、2/ m3 ; NA 传质速率，koml/m2.s； G 气相流量，koml/m2.s ； L 液相流量，koml/m2.s ； ii)对任意一微元高度dh的塔段， 气相减少的量： GAy(y+dy)= G A dyG y1L x1yxdhG y2L x2y+dyx+dxHA液相增加的量：LAx(x+dx)= L A dx低浓端高浓端5.5 在填料塔中低浓度气体吸收过程的计算 iii)据吸收速率方程，溶质变化量为： NA a dV NA a A dh iv）综合ii)和iii)得到吸收速率模型基本关系式为： G A dy NA a A dh 适用于气相控制体系；*-1 L A dx NA a