化工原理-PPT-气体吸收ppt课件

1、第五章 气体吸收Gas Absorption,化工生产中所处理的原料、中间产品、粗产品等几乎都是混合物，而大部分是均匀物系。 为进一步加工和使用，常需要将这些混合物分离为纯净或几乎纯态的物质。 对于均相物系必须要造成一个两相物系，利用原物系中各组分间某种物性的差异，而使其中某个组分（或某些组分）从一相转移到另一相，以达到分离的目的。 物质在相间转移的过程称为物质传递过程（简称为传质过程）。 化学工业中常见的传质过程有蒸馏、吸收、干燥、萃取和吸附等单元操作,5.1 概述（Introduction,利用混合气体中各组分(component)在某液体溶剂中的溶解度(solubility)的差异而分离

2、气体混合物的单元操作称为吸收。吸收操作时某些易溶组分进入液相形成溶液(solution)，不溶或难溶组分仍留在气相(gas phase)，从而实现混合气体的分离,气体吸收是混合气体中某些组分在气液相界面上溶解、在气相和液相内由浓度差推动的传质过程,吸收剂,气体,y,x,界面,气相主体,液相主体,相界面,气相扩散,液相扩散,yi,xi,概述（Introduction,吸收质或溶质(solute)：混合气体中的溶解组分，以A表示。 惰性气体(inert gas)或载体：不溶或难溶组分，以B表示。 吸收剂(absorbent)：吸收操作中所用的溶剂，以S表示。 吸收液(strong liquor)：

3、吸收操作后得到的溶液，主要成分为溶剂S和溶质A。 吸收尾气(dilute gas)：吸收后排出的气体，主要成分为惰性气体B和少量的溶质A。 吸收过程在吸收塔中进行，逆流操作吸收塔示意图如右所示,一、吸收操作的用途： (1) 制取产品 用吸收剂吸收气体中某些组分而获得产品。如硫酸吸收SO3制浓硫酸，水吸收甲醛制福尔马林溶液，用水吸收氯化氢制盐酸等 。 (2) 分离混合气体 吸收剂选择性地吸收气体中某些组分以达到分离目的。例如石油馏分裂解生产出来的乙烯、丙烯还与氢、甲烷等混在一起，可用分子量较大的液态烃把乙烯、丙烯吸收，使与甲烷、氢分离开来 。 (3) 气体净化 一类是原料气的净化，即除去混合气体

4、中的杂质，如合成氨原料气脱H2S、脱CO2等；另一类是尾气处理和废气净化以保护环境，如燃煤锅炉烟气，冶炼废气等脱除SO2，硝酸尾气脱除NO2等,1. 根据溶质与溶剂是否反应：物理吸收和化学吸收 2. 根据热效应：非等温吸收和等温吸收 3. 根据被吸收溶质的数目：单组分吸收和多组分吸收 4. 根据操作压力：常压吸收和加压吸收 5. 根据溶质的浓度不同：低浓度吸收和高浓度吸收,二、吸收操作分类,物理吸收(physical absorption)：吸收过程溶质与溶剂不发生显著的化学反应，可视为单纯的气体溶解于液相的过程。如用水吸收二氧化碳、用水吸收乙醇或丙醇蒸汽、用洗油吸收芳烃等。 化学吸收(che

5、mical absorption)：溶质与溶剂有显著的化学反应发生。如用氢氧化钠或碳酸钠溶液吸收二氧化碳、用稀硫酸吸收氨等过程。化学反应能大大提高单位体积液体所能吸收的气体量并加快吸收速率。但溶液解吸再生较难。 单组分吸收：混合气体中只有单一组分被液相吸收，其余组分因溶解度甚小其吸收量可忽略不计。 多组分吸收：有两个或两个以上组分被吸收。 非等温吸收：体系温度发生明显变化的吸收过程。 等温吸收：体系温度变化不显著的吸收过程。 低浓度吸收：溶质在气液两相中的摩尔分数不超过0.1,本章主要研究：常压、等温、单组分、低浓度物理吸收,三、吸收的流程,从合成氨原料气中回收CO2的流程,必须解决问题： 1

6、、选择合适的吸收剂（溶剂）； 2、提供合适的气液传质设备； 3、吸收剂的再生循环使用,工业吸收过程,吸收剂应具有的特点： 溶解度：大 敏感性：好 选择性：高 蒸汽压：低（不易挥发，减少溶剂损失，避免在气体中引入新的杂质） 粘 度：低（利于传质及输送） 比 热：小（再生时耗热量小） 发泡性：低（以免过分限制气速而增大塔的体积） 腐蚀性：低（减少设备费和维修费） 安全性：好（避免易燃易爆） 经济性：易得到、易再生,T 、p， 有利于吸收； T 、 p ，有利于解吸,四、溶剂选择,5.2 吸收过程的相平衡关系,气体吸收是一种典型的相际间的传质过程，气液相平衡关系是研究气体吸收过程的基础，该关系通常用

7、气体在液体中的溶解度及亨利定律表示,5.2.1 气体在液体中的溶解度,气体溶解示意图,如果把氨气和水共同封存在容器中，令体系的压力和温度维持一定，由于氨易溶于水，氨的分子便穿越两相界面进入水中，但进到水中的氨分子也会有一部分返回气相，只不过刚开始的时候进多出少。水中溶解的氨量越多，浓度越大，氨分子从溶液逸出的速率也就越大，直到最后，氨分子从气相进入液相的速率便等于它从液相返回气相的速率，氨实际上便不再溶解进水里，溶液的浓度也就不再变化，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡,气体的溶解度,在温度和压力一定的条件下，平衡时的气、液相组成具有一一对应关系。 平衡状态下气相中溶质的分压称为平衡分压

8、或饱和分压，与之对应的液相浓度称为平衡浓度或气体在液体中的溶解度。这时溶液已经饱和，即达到了它在一定条件下的溶解度，也就是指气体在液相中的饱和浓度，习惯上以单位质量（或体积）的液体中所含溶质的质量来表示，也表明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度。 在一定温度下达到平衡时，溶液的浓度随气体压力的增加而增加。如果要使一种气体在溶液中里达到某一特定的浓度，必须在溶液上方维持较高的平衡压力。 气体的溶解度与温度有关，一般来说，温度下降则气体的溶解度增高,气体的溶解度,1. 对同一溶质，在相同的气相分压下，溶解度随温度升高而减小； 2.对同一溶质，在相同的温度下，溶解度随气相分压的升高而增大。 加压和

9、降温有利于吸收操作，反之，减压和升温有利于解吸操作,溶解度曲线：在一定温度、压力下，平衡时溶质在气相和液相中的浓度的关系曲线,溶解度/g(NH3)/1000g(H2O,1000,500,0,20,40,60,80,100,120,pNH3/kPa,50 oC,40 oC,30 oC,20 oC,10 oC,0 oC,50 oC,40 oC,30 oC,20 oC,10 oC,0 oC,在相同条件下，NH3 在水中的溶解度较 SO2 大得多。 用水作吸收剂时，称 NH3 为易溶气体，SO2为中等溶解气体，溶解度更小的气体则为难溶气体(如O2 在 30 和溶质的分压为 40kPa 的条件下，1kg

10、 水中溶解的质量仅为 0.014g,5.2.2 亨利定律（Henrys law,当总压不太高时，一定温度下的稀溶液的溶解度曲线近似为直线，即溶质在液相中的溶解度与其在气相中的分压成正比,式中： p* 溶质在气相中的平衡分压，kPa； x 溶质在液相中的摩尔分数； E 亨利系数，kPa,亨利定律,亨利系数的值随物系的特性及温度而异； 物系一定，E 值一般随温度的上升而增大； E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度； 在同一溶剂中，难溶气体 E 值很大，易溶气体 E 值很小； E 的单位与气相分压的压强单位一致,亨利定律其它表示方法,当气、液相溶质浓度用其它组成表示法表示时，通过浓度换算可

11、得其它形式的亨利定律。常用的形式有,cA 溶质在液相中的摩尔浓度，kmol/m3； H 溶解度系数；kmol/(m3kPa)，随温度升高而减小，易溶气体的H 值很大，而难溶气体的H值很小,1）气相组成用溶质A的分压PA*,液相组成用物质的浓度cA表示,溶解度系数可视为在一定温度下溶质气体分压为1kPa的平衡浓度,y* 与组成为 x 的液相呈平衡的气相中溶质的摩尔分数； m 相平衡常数，m值越大，表明该气体的溶解度越小,2）气、液相组成分别用溶质A的摩尔分数y、x表示,三个比例系数之间的关系,1）H与E的关系,溶液的总浓度 cm,kmol（溶质）+kmol（溶剂,m3,溶质的浓度 cA = cm

12、 x,溶液密度，kg/m3,溶液的平均分子量，kg/kmol,由于溶液很稀，即溶质很少，故溶液的密度可近似用溶剂的密度代替，即,溶液的平均摩尔质量可用溶剂的摩尔质量代替，即,3）E与m的关系,由理想气体的分压定律,亨利定律,在低浓度气体吸收计算中，通常采用基准不变的摩尔比 Y（ 或 X ）表示组成,以摩尔比表示组成的相平衡关系,X 溶质在液相中的摩尔比浓度； Y* 与X 呈平衡的气相中溶质的摩尔比浓度。 当溶液的浓度很低时， m 趋近 1 或当 X 很小时,5.2.3 吸收过程相平衡关系应用 （1）判断传质方向: y*=mx x*= y/m 若 y y*，吸收过程 若 x x*，解吸过程 y

13、= y*，平衡过程 x = x*，平衡过程 y y*，解吸过程 x x*，吸收过程,2）传质推动力 吸收： y - y* 0 y x（不是传质推动力，因为不同相) x* - x 0 , pA- pA* 0， cA* - cA 0 解吸： y* - y 0 ， x - x* 0 ， pA* - pA 0， cA - cA* 0,3）确定传质过程极限 y - y* 0为吸收过程， x ，当x x* 时，达到最大,例：在总压101.3kPa、温度303K下，含SO2为0.105（摩尔分数）的气体与含SO2为0.002的水溶液相遇，已知平衡关系为y*=46.5x。问：会发生吸收还是脱吸,解：从气相分析

14、 y*=46.5x=46.50.002=0.093x=0.002 结论同上,5.3 吸收传质机理与吸收速率,平衡关系只能回答混合气体中溶质气体能否进入液相这个问题，至于进入液相速率大小，却无法解决，后者属于传质的机理问题。本节的内容是结合吸收操作来说明传质的基本原理，并导出传质的速率关系，作为分析吸收操作与计算吸收设备的依据。 气体吸收是溶质先从气相主体扩散到气液界面，再从气液界面扩散到液相主体的传质过程,5.3.1 气液相际传质理论,相对于气相浓度 y 而言，液相浓度欠饱和(xx*)，故液相有吸收溶质 A 的能力,相对于液相浓度 x 而言，气相浓度为过饱和(yy*)，溶质 A 由气相向液相转

15、移,一、传质过程的方向,气、液相浓度(y,x)在平衡线上方(P点,y,x,o,y*=f(x,P,y,x,y,结论：若系统气、液相浓度(y,x)在平衡线上方，则体系将发生从气相到液相的传质，即吸收过程,x,释放溶质,吸收溶质,相对于气相浓度而言实际液相浓度过饱和(xx*)，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,传质过程的方向,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,相

16、对于气相浓度而言液相浓度为平衡浓度(x=x*)，故液相不释放或吸收溶质 A,相对于液相浓度 x 而言气相浓度为平衡浓度(y=y*)，溶质 A 不发生转移,传质过程的方向,气、液相浓度(y,x)处于平衡线上(R点,y,x,o,y*=f(x,R,y,x,y,结论：若系统气、液相浓度(y,x)处于平衡线上，则体系从宏观上讲将不会发生相际间的传质，即系统处于平衡状态,x,二、传质过程的限度,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 xm

17、ax=x,传质过程的限度,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 最低也只能降到与气相浓度 y 相平衡的浓度 x*，即 xmin=x,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,三、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

18、*,x*-x,四、吸收传质理论,吸收过程是溶质由气相向液相转移的相际传质过程，可分为三个步骤,气相主体,液相主体,相界面,溶解,气相扩散,液相扩散,1) 溶质由气相主体扩散至两相界面气相侧(气相内传质)； (2) 溶质在界面上溶解(通过界面的传质)； (3) 溶质由相界面液相侧扩散至液相主体(液相内传质,双膜理论,由W.K.Lewis 和 W.G.Whitman 在上世纪二十年代提出，是最早出现的传质理论。双膜理论的基本论点是,1) 相互接触的两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄（等效厚度分别为 1 和 2 ）的流体膜层。溶质以分子扩散方式通过此两膜层,2) 相界面没有传质阻力

19、，即溶质在相界面处的浓度处于相平衡状态,3) 在膜层以外的两相主流区由于流体湍动剧烈，传质速率高，传质阻力可以忽略不计，相际的传质阻力集中在两个膜层内,气相主体,液相主体,相界面,pi = ci / H,p,1,2,pi,ci,c,气 膜,液 膜,无论是气相还是液相，物质传递的机理包括以下两种 分子扩散。类似于传热中的热传导，是分子微观运动的宏观统计结果。混合物中存在温度梯度、压强梯度及浓度梯度都会产生分子扩散，本章仅讨论因浓度梯度而造成的分子扩散速率。发生在静止或层流流体里的扩散就是分子扩散。 对流传质。是凭藉流体质点的湍流和漩涡而引起的扩散称为对流传质。发生在湍流流体里的传质除分子扩散外更

20、主要的是对流传质。 将一勺砂糖投于杯水中，片刻后整杯的水都会变甜，这就是分子扩散的结果。若用勺搅动杯中水，则将甜得更快更均匀，那便是对流传质的结果。 以下仅讨论定态条件下双组分物系的分子扩散和对流传质,费克定律 只要流体内部有浓度梯度，就会产生分子扩散。在恒温恒压下，一维分子扩散速率可用费克定律表达如下 ： 浓度梯度 指向浓度增加的方向，而扩散向浓度 降低的方向进行，故式中加负号。DAB为组分A在双组分混合物A、B中的扩散系数,对双组分混合物，在总浓度（对气相也可说总压）各处相等及 常数的前提下，也有,前提为CM常数，对气压为总压P 不变,上式表明： A、B两组分的分子扩散速率大小相等，方向相

21、反，否则就不能保证总浓度CM（或总压P ）不变,两相相内传质速率可用下面的形式表达为,DG、DL 溶质组分在气膜与液膜中的分子扩散系数； P/pBm 气相扩散漂流因子； cm/cBm 液相扩散漂流因子； 1、2 界面两侧气液相等效膜层厚度，待定参数,双膜理论将两流体相际传质过程简化为经两膜层的稳定分子扩散的串联过程。对吸收过程则为溶质通过气膜和液膜的分子扩散过程,气膜传质系数,气膜传质系数,液膜传质系数,溶质渗透理论,研究者：Higbie 液体在向下流动过程中每隔一定时间发生一次混合，使液体的浓度均匀化。 主要贡献：放弃了定态扩散的观点，采用非定态的解析方法，并指出流体定期混合对传质的作用,表

22、面更新理论,研究者：Danckwerts 流体在流动过程中表面不断更新，即不断地有流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传质过程大大强化,二者区别：前者假定表面更新是每隔一定时间周期性发生一次，而后者认为更新是随机进行的过程,稳态下,5.3.2 气体吸收传质速率方程,5.3.2 气体吸收传质速率方程,1、以pG- pL* 为推动力表示的总传质速率方程,2、以cG* - cL 为推动力表示的总传质速率方程,掌握：上式适用条件（稀溶液、双膜理论的3个要点,3、以摩尔分率表示气、液组成的传质速率方程,y、yi 气相主体中及相界面上的溶质摩尔分率； ky 以摩尔分率差为推动力的气相分传

23、质系数，kmol/(m2.s,x、xi液相主体及相界面上的溶质摩尔分率； kx 以摩尔分率差为推动力的液相分传质系数，kmol /(m2.s,y* 与液相组成x呈平衡的气相组成，摩尔分率； x* 与气相组成y呈平衡的液相组成，摩尔分率； Ky、Kx以气相、液相摩尔分率差为推动力的总传质系数， kmol/(m2.s,总传质阻力为气膜传质阻力与液膜传质阻力之和,4、以摩尔比表示气、液组成的传质速率方程,在吸收计算中，当溶质含量较低时，通常采用摩尔比表示组成较为方便,5、总传质速率方程的分析,掌握：1.线段PL、PG意义 2. P、P点位置意义,吸收,解吸,1）易溶气体（气膜控制,H ，1/（ H

24、kL）， 1/kG 1/（ H kL）， KGkG,溶解度H很大，m很小,1/kym/kx,举例：氯化氢溶于水或稀盐酸中；氨溶解于水或稀氨水中；浓硫酸吸收水蒸汽,传质阻力集中于气膜中，称为气膜阻力控制或气膜控制,传质速率方程,三点说明： 气膜控制时，液相界面浓度cicAL（液相主体溶质A的浓度），气膜推动力（PAG-Pi）（PAG-P*）(气相总推动力)； 溶解度系数H很大时，平衡线斜率很小。此时，较小的气相分压（或浓度）能与较大的液相浓度cA*相平衡； 气膜控制时，要提高总传质系数，应加大气相湍流程度,2）难溶气体（液膜控制,H ， H /kG ， H /kG 1/kL， KLkL,溶解度H

25、很小，m很大,举例：水吸收CO2，O2，H2，Cl2,传质阻力集中于液膜中，称为液膜阻力控制或液膜控制,三点说明： 液膜控制时，气相界面分压PiPAG（气相主体溶质A的分压），液膜推动力（ci-cAL）（c*-cAL）(液相总推动力)； 溶解度系数H很小时，平衡线斜率很大。此时，较小的液相浓度能与较大的气相分压（或浓度） PAG*相平衡； 液膜控制时，如果要提高总传质系数，应加大液相湍流程度,3）中等溶解度气体（双膜控制,4）解吸的传质速率方程,举例：SO2吸收丙酮蒸汽,传质总阻力中气膜阻力与液膜阻力均不可忽视，要提高总传质系数，必须同时增大气相与液相的湍流程度,传质速率方程的表达形式很多，要

26、注意传质阻力与传质推动力的对应关系： （1）传质系数与传质推动力表示方式之间必须对应； （2）各传质系数的单位和对应的基准； （3）传质阻力的表达形式必须与传质推动力的对应,6 传质速率方程小结,传质速率方程及其相互关系,传质速率方程,气膜,液膜,总,总传质系数,特殊情况,对易溶气体,对难溶气体,气膜控制,液膜控制,分压形式,摩尔分数形式,摩尔比形式,传质系数关系,低浓度时,传质速率与传质系数单位一览表,气膜传质系数 kG kmol/(m2skPa) ky kmol/(m2s) kY kmol/(m2s,液膜传质系数 kL kmol/(m2skmol/m3) ky kmol/(m2s) kY

27、kmol/(m2s,气相传质系数 KL kmol/(m2skPa) Ky kmol/(m2s) KY kmol/(m2s,液相传质系数 kL kmol/(m2skmol/m3) ky kmol/(m2s) kY kmol/(m2s,溶解度系数 H kmol/(m3kPa) 气相平衡常数 m 1 气相总压力 p kPa 液相总浓度 c kmol（溶质+溶剂）/m3,项目 符号 单位,1 在传质理论中有代表性的三个模型分别为 双膜理论 、 溶质渗透理论 、表面更新理论。 2在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数ky=2kmol/m2h，气相传质总Ky=1

28、.5kmol/m2h，则该处气液界面上气相浓度yi应为0.01。平衡关系y=0.5x 3单向扩散中飘流因子 A1 。漂流因数可表示为,P/PBm ，它反映 由于总体流动使传质速率比单纯分子扩散增加的比率。 4一般来说，两组份的等分子反相扩散体现在 精流 单元操作中，而A组份通过B组份的单相扩散体现在 吸收 操作中。 10分子扩散中菲克定律的表达式为,气相中的分子扩散系数D随温度升高而增大（增大、减小），随压力增加而减小（增大、减小,5.易溶气体溶液上方的分压 小 ，难溶气体溶液上方的分压 大 ，只要组份在气相中的分压 大于 液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行。 6.某低浓度气体吸收过程，

29、 已知相平衡常数m=1 ，气膜和液膜体积吸收系数分别为kya=210-4kmol/m3.s, kxa =0.4 kmol/m3.s, 则该吸收过程及气膜阻力占总阻力的百分数分别为 气膜控制，约100% ；该气体为 易 溶气体。 二、选择 1 根据双膜理论，当被吸收组分在液相中溶解度很小时，以液相浓度表示的总传质系数 B 。 A大于液相传质分系数 B 近似等于液相传质分系数 C小于气相传质分系数 D 近似等于气相传质分系数 2 单向扩散中飘流因子 A 。 A 1 B t2 C t1t2 D t3t1 A 增大 B 减小 C 不变 D 不能判断,计算题：含氨极少的空气于101.33kPa，20被水

30、吸收。 已知：气膜传质系数 kG=3.1510-6kmol（m2skPa）； 液膜传质系数 kL=1.8110-4 kmol（m2skmol/m3）； 溶解度系数 H=1.5kmol（m3kPa）。 气液平衡关系服从亨利定律。 求：气液相总传质系数KG、KY；液相总传质系数KL、KX,解：物系的气液相平衡关系服从亨利定律,此物系中氨极易溶于水，溶解度非常大，属气膜控制,此系统属低浓度气体吸收,5.4 低浓度气体吸收塔的计算,化工单元设备的计算，按给定条件、任务和要求的不同，一般可分为设计型计算和操作型（校核型）计算两大类,设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单元设备。 操

31、作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务,两种计算所遵循的基本原理及所用关系式都相同，只是具体的计算方法和步骤有些不同而已。本章着重讨论吸收塔的设计型计算，而操作型计算则通过习题加以训练。 吸收塔的设计型计算是按给定的生产任务及条件（已知待分离气体的处理量与组成，以及要达到的分离要求），设计出能完成此分离任务所需的吸收塔,已知：处理气量及初、终浓度、相平衡 关系 求：（1）溶剂的用量及吸收液浓度 （2）填料塔的填料层高度 （3）吸收塔塔径,吸收（或解吸）塔的计算,吸收过程既可采用板式塔又可采用填料塔。本章重点讨论连续接触的填料吸收塔。 填料塔内气液两相流动：逆流和并流。 逆流

32、的优点： （1）在两相进出口浓度相同的条件下，逆流的平均推动力大于并流。 （2）逆流时，下降至塔底的液体刚好与进入塔内的混合气接触，有利于提高液体浓度，可减少吸收剂用量。 （3）上升至塔顶的气体与刚刚进塔的新鲜吸收剂接触，有利于降低出塔气体的浓度，可提高溶质的吸收率。 逆流的缺点： 向下流的液体受到上升气体的作用力（曳力），会阻碍液体下流，因而限制了允许的液体和气体的流量。 设计恰当，可以克服这一缺陷，一般吸收操作多采用逆流,在许多工业生产过程中，当进塔的混合气体中的溶质浓度不高（510%），通常称为低浓度气体吸收。 低浓度气体吸收的特点： （1）G、L可视为常量； （2）吸收过程是在等温下进

33、行； （3）传质系数为常数。 使计算过程简化,G2、G1组分(A+B)出塔、入塔气体流率， kmol (A+B) /(m2.s,L2 、L1组分(A+S)入塔、出塔液体流率， kmol (A+S) /(m2.s,G、L通过塔任一截面的气、液流率， kmol/(m2.s,y2、y1出塔、入塔气体组成的摩尔分率, kmol A/ kmol (A+B),x2、x1入塔、出塔液体组成的摩尔分率, kmol A/ kmol (A+S),x、y通过塔任一截面的气、液组成,5.4.1 吸收塔的物料衡算与操作线方程,以逆流操作为例,或用字母表示塔顶和塔底：a=2 ; b=1,全塔物料衡算式,一、吸收塔的物料衡

34、算与操作线方程,惰性气体GB和溶剂LS量不变化,塔顶与任一截面间的物料衡算,塔底与任一截面间的物料衡算,实际上是等效的，逆流吸收塔操作线只有一条，在图中为一条直线，如图中AB线所示,由全塔物料衡算可得,故以上两式,吸收塔的物料衡算与操作线方程,稳定吸收条件下，Ls、GB、X1、Y2均为定值,吸收操作线为一条直线，斜率为LS/GB， 截距为,吸收操作线方程描述了塔任意截面上气液两相浓度之间的关系,操作线通过A（X2，Y2）和点(X1,Y1); 点A代表塔顶的状态； 点B代表塔底的状态； AB为操作线,由于吸收过程气相中的溶质分压总大于液相溶质的平衡分压,吸收操作线AB总在平衡线的上方,用摩尔比表

35、示的传质速率方程,当为低浓度吸收时，GBG，LSL，Yy，Xx,吸收塔的物料衡算与操作线方程,取决于气液两相的流量L、G、吸收塔内某截面上的气、液组成，与相平衡关系、塔型（板式或填料）、相际接触情况以及操作条件无关,上式的应用的唯一条件：稳定连续逆流操作,溶质的物料平衡关系,注意,回收率（吸收率,吸收塔设计计算中,气体的处理量 进塔气体的组成Y1 吸收剂的入塔组成X2 分离要求,一定,确定吸收剂用量,分离要求： （1）回收有用物质时，通常规定回收率（吸收率,2）除去气体中的有害物质，一般直接规定气体中残余有害溶质的组成Y1,并流操作的吸收塔,吸收塔的物料衡算与操作线方程,5.4.2 吸收剂用量

36、的确定,由全塔物料衡算式,G=G2=G1=GB L=L2=L1=LS,低浓度气体吸收,吸收剂用量 Ls 或液气比 Ls/GB 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是一个很重要的参数。 吸收塔的设计计算中，气体处理量G，以及进、出塔组成 Y1、Y2 由设计任务给定，吸收剂入塔组成 X2 则是由工艺条件决定或设计人员选定,选取的 L/G ，操作线斜率 ，操作线与平衡线的距离 ，塔内传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高 ； L/G ，吸收剂用量 ，吸收剂出塔浓度 X1 ，循环和再生费用 ； 若L/G ，吸收剂出塔浓度 X1 ，塔内传质推动力 ，完成相同任务所需塔高 ，设备费用,分析,若减少吸收剂用量

37、，操作线斜率减小，向平衡线靠近（AB），溶液变浓，推动力减小，吸收困难，气液接触面积必须增大，塔高增大。 若吸收剂用量减少到使操作线与平衡线相交（C点），此处气液相浓度（Y、X*）相平衡。推动力为零,所需相际面积为无限大,是一种达不到的极限,摩尔比坐标系中的操作线和平衡线,此时所需的吸收剂用量称为最小吸收剂用量，以Lmin表示,最小液气比（Limiting gas-liquid ratio,摩尔比坐标系中的操作线和平衡线,5.4.2 吸收剂用量的确定,塔底流出液组成与进塔混合气组成达到平衡，这是理论上吸收液所能达到的最高组成,适宜的液气比,Y*=f(X,确定合适的吸收剂用量是吸收塔设计计算的首

38、要任务,在气量G一定的情况下，确定吸收剂用量也就是确定液气比,具体步骤：（1）确定最小液气比 （2）根据工程经验，确定适宜的液气比,总费用=设备费+操作费,L/ G），操作线斜率，传质推动力 ，塔高（填料层高度），操作费用，设备费用,L/ G） ，操作线斜率，传质推动力 ，塔高（填料层高度） ，操作费用 ，设备费用,吸收剂用量的确定,Y*=f(X,讨论,1、相平衡关系符合亨利定律时，X1*= Y1/m,当X2=0时， （清溶剂,2、若为低浓度气体吸收（如无特别说明以后均为低浓度气体吸收,吸收剂用量的确定,用摩尔分数代替摩尔比，公式形式不变,塔径的计算,D-吸收塔直径；m； G-操作条件下混合气

39、体的体积流量，m 3/s; u-空塔气速（按空塔界面计算的混合气体线速度，m/s,注意： （1）计算塔径时，一般以塔底的气量为依据； （2）计算出塔径后，需要按塔径的系列标准进行圆整,工业上标准塔径： 400mm、500mm、600mm、700mm、800mm、1000mm、1200mm、1600mm、2000mm,计算塔径的关键在于确定适宜的空塔气速,塔高的计算,填料吸收塔的有效高度，指填料的高度。 填料高度的计算通常采用： （1）传质单元数法 （2）等板高度法,定义： 吸收因子（因数）：A=L/（mG）或 A=LS/（mGB） 几何意义：操作线斜率与平衡线斜率之比 解吸因子（因数）：S=

40、mG / L 或 S= mGB/ LS,1）A1，则L/G m 若要求y2 ，则吸收率 =（y1- y2）/y1 ，在塔底达到平衡x1*， =max,若x2=0， x1*= y1/m，max=A,5.4.3 填料层无穷高的吸收塔,2）A1，则L/G m y2 ， 。在塔顶达到平衡x2*，若x2=0 , max =1,3）A=1，则L/G = m 塔高无穷大时，全塔处处平衡， max =1,填料层无穷高的吸收塔,a 单位体积填料的有效传质面积，m2/m3； h 填料层高度，m； 塔截面积（即填料层截面），m2； D 塔直径，m,5.4.4 有限高吸收塔填料层高度计算,气相总体积传质系数,气液两相

41、的接触面积,A的影响因素： （1）设备的大小 （2）填料的特性 （3）流体流动状况,微元体积,相界面面积,单位时间内由气相传入液相A的物质的量为,kmol(A)/s,气相传入液相的溶质=气相所失溶质=液相所得溶质,对单位塔截面,有限高吸收塔填料层高度计算,H,1,2,填料层高度传质单元高度传质单元数,3,4,液相分体积传质系数，kmol/（m3s,液相分传质单元高度、分传质单元数,3,4,2,1,有限高吸收塔填料层高度计算,1） 平均推动力法,1、平衡线为直线,令 y = y - y,塔底气相总推动力,塔顶气相总推动力,传质单元数的确定,令,塔顶塔底推动力的对数平均值,塔底气相总推动力,塔顶气

42、相总推动力,同理,塔底液相总推动力,塔顶液相总推动力,式中,2）吸收因数法,平衡线为通过原点的直线 ，服从亨利定律,传质单元数的确定,同理可得,S1,若平衡线为,讨论： 相平衡关系不符合亨利定律,Ky,相平衡关系符合y*=mx，且为纯溶剂吸收xa=0,S1,又已知,当S=1或A=1时，操作线与相平衡线平行，对数平均推动力法和吸收因数法均不成立，此时NOG、NOL如何求,讨论：A、S大小对吸收影响,3） NOG,的意义：反映了吸收率的高低,S 增大,2、平衡线为曲线 图解积分法或数值积分法,1）气膜控制时（易溶气体,2）液膜控制时（难溶气体,3）双膜控制时,4）图解积分,传质单元数（NOG、NOL）的大小反映吸收过程进行的难易程度，它