传质原理及应用

.,1,第三章传质机理及应用,.,2,主要内容,3.1传质基本概念3.2蒸馏3.3吸收3.5传质设备,.,3,（1）二元物系的气液相平衡关系（包括：拉乌尔定律，温度组成图，气液相平衡图，挥发度及相对挥发度），气体的溶解度和亨利定律，吸收速率方程式；（2）双组分连续精馏的工艺计算（包括：物料衡算与操作线方程，进料状态的影响、理论板数的确定、回流比的讨论及热量衡算）；（3）吸收塔的工艺计算（包括：物料衡算与操作线方程、吸收剂用量的讨论、填料层高度的计算）；（4）塔设备的基本结构，填料塔附件、填料的主要类型及性能、填料塔与板式塔的比较。,1本章重点,.,4,2本章难点,传质机理；非理想体系的气液平衡关系；特殊情况下精馏过程理论板数的确定；板式塔的塔板结构及流体力学性能。,.,5,前言,分离：根据混合物性质的不同采用不同的方法,混合物,分离基本特征：物质由一相转移到另一相或生成新相，过程取决于两相之间的平衡关系，称为相际传质过程,过程工业中，经常需将混合物加以分离。采用适当的分离方法与设备，并消耗一定的物料和能量。,不属于同一相的两种或两种以上的物质混合得到的混合物,.,6,主要介绍气液传质原理，蒸馏操作和吸收操作的主要工艺计算，以及板式塔和填料塔的设备特点及流体力学特性。,在相界面利用平衡关系进行分离操作时，从技术角度来说：（1）尽可能经济地增大两相界面的表面积，以及怎样在界面上充分利用平衡关系；（2）平衡状态为过程的极限，分离不能持续进行，还必须研究如何既偏离平衡状态，又进行所期望的分离。,.,7,3.1传质基本概念,质量传递现象蒸馏、吸收、干燥及萃取等单元操作,单相内物质传递的原理,分子扩散传质,涡流扩散传质,涡流扩散时也伴有分子扩散，对流传质,物质由一相转移到另一相，或者在一个均相中，其基本机理都相同。,.,8,1、分子扩散概述与费克定律,一、分子扩散,.,9,.,10,分子扩散：在静止或滞流流体内部，若某一组分存在浓度差，则因分子无规则的热运动使该组分由浓度较高处传递至浓度较低处，这种现象称为分子扩散。,分子运动论：随机运动,道路曲折,碰撞频繁扩散速率很慢,(1)费克定律a.扩散通量：单位时间内通过垂直于扩散方向的单位截面积扩散的物质量，J表示，kmol/(m2s)。,.,11,JA组分A扩散速率(扩散通量)，kmol/(m2s)；,组分A在扩散方向z上的浓度梯度,kmol/m4,DAB组分A在B组分中的扩散系数，m2/s。,负号：表示扩散方向与浓度梯度方向相反，扩散沿着物质浓度降低的方向进行,温度、总压一定，组分A在扩散方向上任一点处的扩散通量与该处A的浓度梯度成正比。,b.费克定律,.,12,理想气体：,对于气体混合物，费克定律采用组分的分压表示,.,13,费克定律与傅里叶定律形式上相似，区别在于：A、热传导传递的是能量，分子扩散传递的是物质。,B、分子扩散，一个分子转移后，留下相应的空间，必由其他分子补充，即介质中的一个或多个组分是运动的，因此，扩散通量存在一个相对于什么截面的问题；而在热传导中，介质通常是静止的而只有能量以热能的方式进行传递。,费克定律与傅里叶定律比较,.,14,（2）分子对称面,双组分混合物在总浓度C（对气相是总压P）各处相等的情况下,组分A和组分B等量反方向扩散通过的截面叫分子对称面。特征是，仅对分子扩散而言，该截面上净通量等于零，且该截面既可以是固定的截面，也可以是运动的截面。,.,15,（1）单相扩散吸收操作的分析,2、一维稳态分子扩散,一维：只沿一个方向扩散，其他方向无扩散或扩散量可以忽略。稳态：扩散速率的大小与时间无关，只随空间位置而变化。,假设：只有气相溶质A不断由气相主体通过两相界面进入液相中，而惰性组分B不溶解且吸收剂S不气化。,因溶质扩散到界面溶解于溶剂中，造成界面与主体的微小压差，使得混合物向界面处移动，即产生了宏观上的相对运动，叫做总体流动。也叫摩尔扩散，摩尔扩散指分子群。,总体流动的特点：1）由分子扩散引起的宏观流动，不是外力驱动；2）A、B在总体流动中方向相同，流动速度正比于摩尔分率；3）总体流动与溶质的扩散方向一致，有利于传质,取一固定截面F，则该截面不仅有分子扩散，还有总体流动。根据分子对称面的特点，截面F不是分子对称面。若将分子扩散相对应的分子对称面看成一个与总体流动速度相同的运动截面，则一系列运动的分子对称面与固定的截面F重合。F上的净物流通量N为N=N+JA+JB=N,.,17,固定截面上包括运动的分子对称面，则有：JA=-JB,N总体流动通量，由两部分组成,.,18,在截面F与两相界面间做物料衡算,对组分B：,上两式相加得：,NA：组分A通过两相界面的通量，kmol/(m2s),对组分A：,组分B由两相界面向气相主体的分子扩散与由气相主体向两相界面的总体流动所带的组分B数值相等，方向相反，因此宏观上看，组分B是不动的或停滞的。所以由气相主体到两相界面，只有组分A在扩散，称为单向扩散或组分A通过静止组分B的扩散。,由（1）可导出单向扩散速率计算式：,1、2截面上组分B分压的对数平均值,组分A的分压与扩散距离z为对数关系,.,20,对于液体的分子运动规律远不及气体研究得充分，仿照气相中的扩散速率方程，写出液相中的相应关系式：,溶质A在液相中的传质速率，kmol/(m2s),溶质A在溶剂S中的扩散系数，m2/s,1、2两截面上的溶质浓度，kmol/m3,.,21,（2）等分子反向扩散理想精馏操作,等分子反向扩散：任一截面处两个组分的扩散速率大小相等，方向相反。无总体流动现象，分子对称面是一个固定的截面。,JA=NAJB=NB,等分子反向扩散速率计算式,.,22,讨论：,1）,2）组分的分压与扩散距离Z成直线关系。,漂流因子，无因次,漂流因子意义：其大小反映了总体流动对传质速率的影响程度，其值为总体流动使传质速率较单纯分子扩散增大的倍数。,漂流因子的影响因素：浓度高，漂流因数大，总体流动的影响大。低浓度时，漂流因数近似等于1，总体流动的影响小。,等分子反向扩散速率计算式,单向扩散速率计算式,.,24,3、分子扩散系数D,（1）D扩散系数，表征单位浓度梯度下的扩散通量，反映了某一组分在介质中分子扩散的快慢程度，是物质的一种传递属性。,（2）D是温度、压力、物质的种类、浓度等因素的函数。,（3）D的来源：查手册；半经验公式；实验测定,.,25,（1）气相中的D,范围：10-510-4m2/s,半经验公式：Fuller等,（2）液相中的D,范围：10-1010-9m2/s,很稀的电解质溶液：Wilke等,.,26,二、对流传质,1涡流扩散,层流与湍流的本质区别：层流，质点仅沿着主流方向运动；湍流，除沿主流方向运动外，在其他方向上还存在脉动（或出现涡流、漩涡）,涡流扩散：由于涡流产生的质量传递过程。,涡流扩散速率比分子扩散速率大得多，强化了相内的物质传递。对流传热同时存在热传导类似，涡流扩散的同时也伴随分子扩散。没有严格的理论描述,.,27,2对流传质,对流传质模型,涡流扩散与分子扩散同时发生的过程称为对流传质,.,28,（1）膜模型,三个区层流内层：分子扩散，浓度分布是直线或近似直线过渡区：涡流扩散和分子扩散，曲线湍流区：涡流扩散，近似为一条水平线,将流体主体与固体壁面之间的传质阻力折合为与其阻力相当的de厚的层流膜(虚拟膜、当量膜、有效膜)内，对流传质的作用就折合成了相当于物质通过de距离的分子扩散过程，这种简化处理的理论称为膜模型。,.,29,对于气相,对于液相,kL：液相对流传质系数,kG：气相对流传质系数,（2）对流传质速率方程,.,30,影响对流传质系数的因素：物性参数，包括分子扩散系数、黏度、密度；操作参数，包括流速、温度、压力；传质设备特性参数，几何定性尺寸d,由量纲分析得特征数关联式：,.,31,Sc-施密特数，物性的影响,Sh-施伍德数，分子扩散阻力/对流扩散阻力,Re-雷诺数，流动状态的影响，d当量直径,.,32,（3）其他传质理论简介,膜模型适用于有固定相界面的系统或相界面无明显扰动的相间传质过程，如湿壁塔的吸收操作。有自由界面的系统，尤其是剧烈湍动的相间传质过程，如填料塔的吸收操作，膜模型与实际不符。,溶质渗透理论表面更新理论,.,33,溶质渗透理论-希格比（Higbie）1935,在很多过程工业的传质设备中，例如填料塔内的气液接触，由于接触时间短且湍动剧烈，所以在任意一个微元液体与气体的界面上，所溶解的气体中的组分向微元液体内部进行非定态分子扩散，经过一个很短暂的接触时间后，这个微元液体又与液体主体混合。假设所有液体微元在界面上和气体相接触的时间都是相同的，导出液膜传质系数为,渗透模型参数，是气液相每次接触的时间,.,34,溶质渗透理论比膜模型理论更符合实际，指明缩短可提高液膜传质系数。故，增加液相的湍动程度、增加液相的表面积均为强化传质的途径。,.,35,表面更新理论-丹克沃茨（Danckwerts）1951,理论认为溶质渗透理论所假定的每个液体微元在表面和气体相接触的时间都保持相同是不可能的。实际情况是各个液体微元在相界面上的停留时间不同，而是符合随机的寿命分布规律，且不同寿命的表面液体微元被新鲜的液体微元置换的概率是相同的。该理论将液相分为界面和主体两个区域，在界面区里，质量传递是按照渗透模型进行，不同的是这里的微元不是固定的，而是不断地与主体内的微元发生交换进行表面的更新；在主体内，全部液体达到均匀一致的浓度。,.,36,表面更新理论推导出的液膜传质系数为,kL，按整个液面的平均值计的液相传质系数；S，表面更新频率，即单位时间内液体表面被更新的百分率，s-1,.,37,三个传质模型都有可接受的物理概念，但都包含一个难以测定的模型参数。实际上，只有少数情况下可由理论推算传质系数。绝大多数情况下，采用量纲分析结合实验测定的方法，确定用无量纲数群表示的对流传质系数关联式，应用到工程实际中。,.,38,小结,单相内物质传递原理：一、分子扩散1、分子扩散概述与费克定律2、一维稳态分子扩散3、分子扩散系数二、对流传质1、涡流扩散2、对流传质,.,39,.,40,3.2蒸馏,蒸馏目的：分离液体混合物或液化了的气体混合物，提纯或回收有用组分。蒸馏是应用最广的一类液体混合物的分离方法，特点：直接获得所需要的产品；适用范围广：液体、气态或固态混合物的分离；适用于各种浓度混合物的分离；对混合物加热建立气液两相体系，气相要冷凝液化。耗能较大，需节能。,.,41,3.2蒸馏,一、气液相平衡原理二、蒸馏方式三、精馏原理四、物料衡算与操作线方程五、热量衡算六、精馏设计计算七、回流比的选择及影响八、特殊精馏九、间歇精馏,6个学时,.,42,一、气液相平衡原理,蒸馏操作是气液两相间的传质过程，气液两相达到平衡状态是传质过程的极限。气液平衡关系是分析精馏原理、解决精馏计算的基础。,.,43,1、自由度分析,相律表示平衡物系中的自由度F、相数及独立组分数C之间的关系。,双组分气液相平衡系统的自由度数为2。四个变量P、T、y(气相)和x（液相）,恒压操作，平衡关系可用t-x(y)或x-y的函数关系及相图表示,.,44,2、相平衡组成的计算,拉乌尔(Raoult)定律：在某一温度下，稀溶液的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以溶剂的摩尔分数。,理想物系：液相为理想溶液(符合拉乌尔定律)，气相为理想气体(符合理想气体和道尔顿分压定律)的体系。,理想气体，道尔顿分压定律,.,45,纯组分的饱和蒸汽压和温度的关系可用安托因（Antoine）方程表示,泡点方程，即在一定的总压P下，对于某一指定的平衡温度t，可求得饱和蒸汽压pA0=f(t)和pB0=f(t)，由此式可计算气液相平衡时的液相组成xA。,a、b、c组分的安托因系数，可查手册。,.,46,据道尔顿分压定律,露点方程，即在一定的总压P下，对于某一指定的平衡温度t，由此式可计算气液相平衡时的气相组成yA,例3-1苯（A）-甲苯（B）理想物系，二者的安托因方程分别为：,式中，p0的单位是mmHg，t的单位是。求：t=105,p=850mmHg时的平衡气液相组成。,解：由于,t=105,p=850mmHg,作业题P208：2,.,49,3、t-x(y)相图,当压力一定时，在相平衡状态下，分别以泡点方程和露点方程作图，称为温度组成图。,上方曲线代表饱和蒸汽线，也称为露点线，该线上方的区域代表过热蒸汽区；下方曲线代表饱和液体线，也称为泡点线，该线下方的区域代表过冷液体区。两条曲线之间的区域为气液共存区，平衡关系用两曲线间的水平线段表示，显然，只有在气液共存区，才能起到一定的分离作用。,如图所示，在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图中点A）的混合液加热，当温度升高点B时，溶液开始沸腾，该温度即为泡点温度。继续升温点C时，汽液两相共存，两相互成平衡。同样，若将温度为t5、组成为y1的点E过热蒸汽冷却，当温度降到点D时，过热蒸汽开始冷凝，此时该温度即为露点温度。,说明：(1)曲线两端点分别代表纯组份的沸点，右端点代表纯轻组份沸点，左端点代表纯重组份沸点。(2)混合液的沸点随组成不断变化。在同样组成下，泡点与露点并不相等。,.,51,4、x-y相图,x-y相图可由t-x（y）相图中若干平衡数据点而对应得到。如右图所示，图中的曲线代表液相组成和与之平衡的气相组成间的关系，称为平衡曲线。若已知液相组成x1，可由平衡曲线得出与之平衡的气相组成y1，反之亦然。图中的直线为对角线，该线作为参考线供计算时使用。,.,52,（1）图中曲线上任意点D表示组成为x的液相与组成为y的气相互成平衡，且表示点D有一确定的状态，该曲线称为平衡曲线。（2）当易挥发组分的气相组成y液相组成x时，平衡线肯定位于对角线上方，平衡线离对角线越远，表示气相中易挥发组分含量越高，表示该溶液越容易分离。（3）在总压P变化不大时(20%-30%)范围，外压对x-y平衡线的影响可忽略，但t-x-y线随压力变化较大，所以使用x-y平衡线更方便。（4）总压P变化较大时，平衡线易发生变化，若总压P减小时，平衡线离对角线越远，则易于分离，若总压P增大时，平衡线离对角线越近，则难于分离。但工业上减压蒸馏的目的不在于易于分离，而是为了降低操作温度，防止物料分解和聚合,即从分离的角度看，减压蒸馏有利，但工业上远不是从这一角度出发，还要考虑经济性。,现对x-y相图简要说明如下：,.,53,5、挥发度和相对挥发度,（1）挥发度v,溶液中各组分的挥发度可用它在蒸气压中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分数之比,挥发度反映出混合液中各组分挥发的难易程度，随温度而变化，使用不方便，故采用相对挥发度的概念。,对于纯组分：即对于纯液体而言，其挥发度指该液体在一定的温度下的饱和蒸汽压。,.,54,（2）相对挥发度,液体中易挥发组分A的挥发度与难挥发组分B的挥发度之比,双组分理想溶液气液平衡关系式,说明：（1）a=vA/vB，因vA、vB随温度沿同向变化，故a值变化较小，可做常数处理。（2）a的大小可判断分离程度。当a1时，即yx时，可采用蒸馏方法进行分离，而且，a越大，平衡线偏离对角线越远，越容易分离。（3）当a=1时，即y=x时，不能用普通蒸馏方法加以分离，但可采用特殊蒸馏方法处理。,.,55,6、非理想溶液,实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系，溶液的非理想性来源于异分子间的作用力与同分子间的作用力不等，表现在其平衡蒸汽压偏离拉乌尔定律，偏差可正可负，其中尤以正偏差居多。,(1)正偏差系统若异分子间作用力小于同分子间作用力，排斥力占主要地位，分子较易离开液面而进入气相，所以泡点较理想溶液低，混合时，体积变化0，容易出现最低恒沸点。,例如乙醇水系统为正偏差系统，其相图如图1-3及图1-4所示。由图可知，气相和液相在M点重合，组成为0.894(摩尔分率)，称为恒沸组成；t=78.15，称为恒沸点，则该溶液称为恒沸液。因为该溶液的恒沸点温度最低，则称其为最低恒沸点溶液，在M点处无法用普通蒸馏方法继续分离。,.,57,(2)负偏差系统,当异分子间吸引力占主导地位，即液体分子较难离开液相进入气相，所以泡点较理想溶液高，混合时，xFx3。,简单蒸馏的操作和结果,3,.,67,3,由此可知，简单蒸馏，即将液体混合物进行一次部分气化(单级)的过程，只能起到部分分离的作用，只适用于要求粗分或初步加工的场合。如何使混合物中的组分得到高纯度（几乎完全）的分离？,从相图可以看出，用一次部分气化得到的气相产品的组成不会大于yD，而yD是加热原料液xF产生第一个气泡时的平衡气相组成。同时，液相产品的组成不会低于xW，而xW是将原料液全部气化剩下最后一滴液体时的平衡液相组成。组成为xW的液体量及组成为yD的气体量是极少的。将xF的原料液加热到t3时，液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则来确定。,必须进行多次部分气化和部分冷凝的过程,多次部分气化和部分冷凝,将图3-1所示的蒸馏单级分离加以组合,变成如图3-3所示的多级分离流程(以3级为例)。若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝,然后再将冷凝液在第2级中部分气化,此时所得气相组成为y2，y2y1,这种部分气化的次数(级数)愈多,所得到的蒸汽浓度也愈高,最后几乎可得到纯态的易挥发组分。同理,若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离,那么这种级数愈多,得到的液相浓度也愈低,最后可得到几乎纯态的难挥发组分。,图3-3多次部分气化的分离示意图,1.过程分析,上述的气液相浓度变化情况可以从图3-4中清晰地看到。因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离的必要条件。,图3-4多次部分气化的t-x-y图,.,71,虽然上述过程能使产品达到要求的纯度,但是图3-3所示的流程在工业上是不合理的,因其存在以下两个问题：（1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x1、x2等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低；（2）设备庞杂，能量消耗大。,以图3-3中的第3级为例，由图3-4可知，x2y1x3，而x2x3x0，将流量为V0，组成为y0的蒸气再引入全凝器中全部冷凝后作为塔顶产品采出，即xD=y0,即xD=y0由相平衡关系x0由精馏段操作线y1再由相平衡关系x1再由精馏段操作线y2,有：,且,气相,液相,yD与xL满足相平衡关系，故分凝器相当于一块理论板。,.,144,若待分离的物系是某种轻组分A+H2O（B）混合物时，往往可将水蒸汽直接通入塔釜汽化釜液，其装置如右图所示。,(2)塔底采用直接蒸汽加热,.,145,设蒸汽为饱和蒸汽，精馏段操作线、q线与常规塔相同，提馏段塔底多了一股蒸汽流，由物料衡算可得：,因为恒摩尔流假设成立，则V0=V,L=W，且y0=0。在此情况下操作线方程为如下式所示：,.,146,当利用该操作线进行图解法求理论板时，x=xW时，y=0，即该点落在横坐标上，如图3-26所示，其它步骤与前述相同。,说明：（1）直接蒸汽加热，传热效果好，省去了间接加热装置。（2）但在相同的分离要求下（xF,q,xD），所需理论板数较多，这是因为直接蒸汽加热稀释了釜液，所以需要增加理论板数。,.,147,如下图所示，若在塔顶进料，则该塔只有提馏段而无精馏段，此时精馏塔称为汽提塔或回收塔。,泡点进料时，L=F,V=D，且F-D=W所以L-V=W，则操作线如下式：,（3）提馏塔,同理可采用图解法求理论板层数,.,148,上端:由q线与y=xD的交点坐标确定下端：点b(xw,xw),.,149,应用：（1）物系在低浓度下的相对挥发度较大，不要精馏段也可达到所希望的馏出液组成；（2）回收稀溶液中的轻组分而对馏出液组成要求不高的场合。,.,150,为分离组分相同而含量不同的原料液，在不同塔板位置上设置相应的进料口；为了获得不同规格的精馏产品，可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线进料口，这两种情况均称为复杂塔型。,（4）复杂塔型,.,151,.,152,七、回流比的选择及影响,精馏的核心是回流，因此回流比R是个重要可调的操作参数，它的大小可影响精馏塔的设备费用和操作费用。当R增大时，精馏段操作线的截距减小，则操作线远离平衡线，梯级跨度增大，即每块塔板的增浓度（yn-yn+1）变大，对于同样的分离要求时所需理论板数减少；但当R增大时，塔顶和塔底的热负荷增加，能耗高，即操作费用增多，所以要通过经济评价来讨论R的适宜范围，因此R是精馏塔设计和操作的重要指标。,.,153,（一）最小回流比,如右图所示，随着回流比R的减小，精、提馏段操作线上移，传质推动力减小，所需理论板数增多。当两线交点落在相平衡线上时，在该点上，y与x之间既是平衡关系又是操作关系，传质推动力为0，无增浓作用，所以此区称为恒浓区（或称挟紧区），e点叫挟紧点。此时R=Rmin，所需N无限多。,.,154,若RRmin，因此最小回流比是计算的重点。,最小回流比的求取有两种方法：作图法和解析法1作图法（1）对于理想体系对应的正常的平衡曲线，如图3-29所示，可由图中读得挟紧点e点坐标（xq,yq），由斜率可推出最小回流比的计算式：,.,155,如图3-30所示，当操作线与平衡线相切，则切点e为挟紧点，此时=Rmin，此时e点不是q线与平衡线的交点，q点是精、提馏段交点，但没落在平衡线上。则由图读得q点(xq,yq)或点e(xe,ye)坐标值后，最小回流比的计算如下式所示。,(2)对于非理想体系对应的特殊平衡线,.,156,对于理想物系，可根据挟紧点处的气液相平衡关系及Rmin的原始计算式，推出最小回流比的理论计算式。,解析法,即由,得式：,（31）,.,157,（1）饱和液体进料（q1）因此时xq=xF，则（31）所示可化成如（32）式：,（34）,对于某些进料热状态，可直接推导出相应的Rmin计算式，如下所示：,（2）饱和蒸汽进料（q0）,（3）气液混合进料（0qx*)，故液相有释放溶质A的能力。,相对于液相浓度x而言气相浓度为欠饱和(yy*)，溶质A由液相向气相转移。,气、液相浓度(y,x)在平衡线下方(Q点)：,y,x,o,y*=f(x),Q,y,x,y*,结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线下方，则体系将发生从液相到气相的传质，即解吸过程。,x*,释放溶质,吸收溶质,.,201,传质推动力的表示方法可以不同，但效果一样。,(x*-x)：以液相摩尔分数差表示的传质推动力。,对吸收过程：(y-y*)：以气相摩尔分数差表示的传质推动力；,传质过程的推动力,未达平衡的两相接触会发生相际间传质(吸收或解吸)，离平衡浓度越远，过程传质推动力越大，传质过程进行越快。方法：用气相或液相浓度远离平衡的程度来表征气液相际传质过程的推动力。,（y-y*）,（x*-x）,.,202,指明过程的极限,对吸收而言：若保持液相浓度x不变，气相浓度y最低只能降到与之相平衡的浓度y*，即ymin=y*；若保持气相浓度y不变，则液相浓度x最高也只能升高到与气相浓度y相平衡的浓度x*，即xmax=x*。,.,203,对解吸而言：若保持液相浓度x不变，气相浓度y最高只能升到与之相平衡的浓度y*，即ymax=y*；若保持气相浓度y不变，则液相浓度x最高也只能降到与气相浓度y相平衡的浓度x*，即xmin=x*。,.,204,三、吸收速率,1双膜模型,吸收过程分三个步骤连续进行：（1）溶质A由气相主体传递到两相界面；（2）在两相界面上溶质溶解到液相表面；（3）溶质A由两相界面传递到液相主体。,.,205,用膜模型处理界面两侧的传质及界面上无传质阻力的设想，称为双膜模型。,对界面两侧的气、液两相分别应用膜模型，则A由气相主体至界面，推动力为pG-pi，相应阻力折合在有效气膜内；A由界面至液相主体，推动力为Ci-CL,相应阻力折合在有效液膜内；一般认为两相界面上传质阻力很小，小到可以忽略，即界面上气、液两相处于平衡状态，无传质阻力存在。,.,206,双膜模型的三个基本论点：,（1）相互接触的气液两相流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的有效层流膜，溶质以分子扩散的方式穿过此两层膜由气相主体进入液相主体。流体的速度越快，膜越薄。（2）相界面处气液处于平衡状态，没有传质阻力。（3）两相主体中由于质点间充分湍动，浓度均匀，无浓度梯度，即无阻力存在。,.,207,此理论认为：气体吸收过程的全部阻力均集中在两层膜中，阻力的大小决定了传质速率的大小。适用于有固定传质界面的传质设备，如湿壁塔的吸收操作。,.,208,亨利定律,2吸收速率方程的导出,.,209,-以摩尔浓度差为推动力的液相总吸收速率方程,类似地：,适用于描述定态操作的吸收塔内任意截面上的情况，而不能直接用来对全塔作数学描述。,.,210,3气膜控制与液膜控制,气相阻力控制过程,称为气膜控制过程。,例如:水吸收氨或浓硫酸吸收气相中的水蒸气的过程,气膜控制，增加气相流率,提高气流湍动，kG提高,加快吸收过程。只增加液相流速，效果不明显。,.,211,液膜阻力控制过程,例如:水吸收氧、CO2或H2的过程,称为液膜控制过程；,液膜控制，增加吸收剂用量、改变液相的分散程度及增加液膜表面的更新频率，可明显提高吸收速率。,双膜阻力联合控制两者阻力均不可忽略如，中等溶解度气体的吸收。,.,212,四填料塔简介,气液两相流动方式：逆流或并流塔内液体为分散相，靠重力自上而下气体在压强差下流经全塔,填料：拉西环、鲍尔环、波纹板填料表面被下流液体润湿，湿表面与上升气流达到连续微分接触传质，故称连续接触式（微分式）传质设备。,.,213,五吸收剂用量计算,1物料衡算与操作线方程,A、物料衡算,V单位时间内通过吸收塔的惰性气体摩尔流量；kmol(B)/sL单位时间内通过吸收塔的吸收剂摩尔流量；kmol(S)/sY1,Y2分别为进塔及出塔气体中溶质A的摩尔比；kmol(A)/kmol(B)X1,X2分别为进塔及出塔液体中溶质A的摩尔比；kmol(A)/kmol(S),.,214,对全塔来说，气体混合物经过吸收塔后，吸收质的减少量等于液相中吸收质的增加量，即：,V(Y1-Y2)=L(X1-X2),分离要求：（1）除去气体中的有害物质，吸收后气体中有害溶质的残余浓度Y2；（2）回收有用物质时，规定溶质的回收率A。,现取塔内任一截面m-n与塔底（图中的虚线范围）作溶质的物料衡算，即：,V(Y1-Y)=L(X1-X),式中：Y、Y1分别为m-n截面和塔底气相中溶质的比摩尔分率，Kmol(溶质)/Kmol(惰性气体)；X、X1分别为m-n截面和塔底液相中溶质的比摩尔分率，Kmol(溶质)/Kmol(溶剂)。,同理，可得,上两式称为逆流吸收操作线方程,B、操作线方程,.,216,在任一截面上的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线关系，直线的斜率为L/V，过点B（X1，Y1）和T（X2，Y2）两点。端点B代表塔底端面，称为“浓端”，端点T代表塔顶端面，称为“稀端”。,.,217,说明：,(1)在进行实际吸收操作时，在塔内任一截面上，溶质在气相中的实际分压总高于与其接触的液相平衡分压，故吸收操作线总位于平衡线上方；若在下方，则为脱吸。,(2)吸收操作线方程是由物料衡算导出，它取决于气液两相流量、，吸收塔内某截面上的气液浓度有关，而与相平衡关系及设备结构型式无关。此式应用的唯一必要条件是稳定状态下连续逆流操作。,.,218,操作线的斜率L/V称为“液气比”，是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值。它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小。,如左图所示，在V、Y1、Y2及X2已知的情况下，吸收操作线的一个端点T已固定，另一个端点B则在Y=Y1上移动，点B的横坐标由操作线的斜率L/V决定。,2吸收剂的用量-技术可行和经济合理,.,219,当塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气体呈平衡状态时，吸收的推动力为零。此种状况下，吸收操作线的斜率称为最小液气比，以(L/V)min。相应的吸收剂用量为最小吸收剂用量，用Lmin表示。,.,220,a)平衡线为凹形,根据水平线Y=Y1与平衡线的交点B的横坐标求出。,图解法求最小液气比,.,221,若气液浓度都很低，平衡关系符合亨利定律，可用Y*=mX表示，且进塔为纯溶剂，可直接用下式计算出最小液气比，即:,.,222,b)平衡线为凸形,步骤：过点T作平衡线的切线，找出水平线Y=Y1与切线的交点B，读出B的横坐标X1，再按下式计算。,.,223,也可由图中找到操作线与相平衡线的切点的坐标（Xe,Ye）,再按下式计算最小液气比,.,224,增大吸收剂用量可以使吸收推动力增大，达到一定限度后，效果变得不明显，而溶剂的消耗、输送及回收等项操作费用急剧增加。,吸收剂用量的选择：应从设备费与操作费两方面综合考虑，选择适宜的液气比，使两种费用之和最小。,例3-10,根据生产实践经验，一般情况下可按下式选择吸收剂用量,.,225,六、吸收设计计算,吸收塔计算包括设计型计算和操作型计算。设计型计算主要是通过物料衡算及操作线方程，确定吸收剂的用量和塔设备的主要尺寸（塔径和塔高）。操作型计算则要求算出给定的吸收塔的气液相出口浓度等参数。,.,226,填料塔是连续接触式的气液传质设备，因而在塔内不同位置上，气液两相的传质速率可能有所不同，因此，需采用微分法对传质规律进行研究。吸收塔所需填料层高度的计算是设计型问题的关键，它实质上是计算整个吸收塔的有效相际接触面积，涉及物料衡算、传质速率及相平衡三方面的知识。,.,227,填料层高度计算式的推导,如图，取一微元填料层，其高度为dZ，气液接触面积为dS，依据物料衡算，该微元段内气液之间吸收质的传递量dMA为：,dMA-单位时间内由气相转入液相的溶质A的物质的量，dS-微元填料层内的有效传质面积;a-有效比表面积，即单位体积填料层中的有效传质面积;-塔截面积,.,228,并非全部的填料表面都被润湿，或被润湿而不流动处（死角），这些地方传质无效。故填料层内有效传质面积小于填料表面积。,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，称为总体积吸收系数。,.,229,代入上式，得,全塔积分：,-低浓度气体吸收时计算填料层高度的基本方程式,.,230,填料层高度计算式,为气相体积总传质系数，单位为kmol/(m3s),体积总传质系数的物理意义为：在单位推动力下，单位时间，单位体积填料层内吸收的溶质量。,.,231,1传质单元数与传质单元高度,填料层高度,气相总传质单元高度,m,气相总传质单元数,HOG物理意义：塔内取某段高度填料层，若该段填料层的气相浓度变化等于该段填料层以气相浓度表示的总推动力，则该段填料层高度为一个传质单元高度。,.,232,NOG物理意义：全塔气相浓度变化与全塔以气相浓度表示的总推动力之比。,变量的分离与合并，无实质性的变化，但有优点：(A)NOG所含变量仅与相平衡关系、气相进出塔浓度有关，而与塔设备的型式无关，反映了分离任务的难易。(B)HOG与操作状况、物性、填料几何形状等设备效能有关，是完成一个传质单元所需的塔高，反映了设备效能的高低或填料层传质动力学性能的好坏。,.,233,NOL-液相总传质单元高度,HOL-液相总传质单元数,.,234,Y=Y1时，Y1=Y1Y1*,Y=Y2时，Y2=Y2Y2*,故Y一Y直线的斜率为,根据相平衡关系的不同，求取传质单元数的方法有两类(1)相