化工原理第六章吸收

第二章吸收§1气体吸收的相平衡关系§2传质机理与吸收速率§3吸收塔的计算§4吸收系数§5脱吸及其他条件下的吸收概述1、定义吸收：利用混合气体各组分在液体中溶解度差异，使某些易溶组分进入液相形成溶液，不溶或难溶组分仍留在气相，实现混合气体分离。解吸：也称为脱吸，与吸收相反的过程，即溶质从液相中分离而转移到气相的过程。混合气中某些组分在气液相界面溶解、在气相和液相内由浓度差推动的传质过程。1.定义：气相液相2.依据：溶解度不同NH3:气相液相吸收质(溶质)：A尾气：B+(A)惰性组分(载体)：B吸收剂：S吸收液：S+A2、吸收分离操作的目的与任务制取液体产品：如盐酸、硝酸，碳化氨水吸收CO2制碳酸氢氨等。分离混合气体吸收获得某些组分：如用液态烃吸收裂解气中的乙烯、丙烯等。气体净化除去混合气体中杂质：如合成氨原料气脱CO2等；尾气处理和废气净化：脱SO2、NOx等分离基础：各组分溶解度的差异3、吸收分离操作的分类物理吸收与化学吸收：H2O吸收CO2NaOH溶液吸收CO2单组分吸收与多组分吸收：H2O吸收乙醇液态烃吸收气态烃等温吸收与非等温吸收：H2O吸收丙酮H2O吸收SO3低浓度吸收与高浓度吸收：溶质在气液两相摩尔分数均<10%4、吸收与蒸馏的差别分离基础不同：挥发度与溶解度；引入新相的方式不同：改变状态参数（加热、冷却）与外界引入；产品获得的直接程度不同：精馏可直接获得较纯的组分，而吸收不能直接获得较纯的组分。传质不同：精馏中进行双向传质，而吸收中进行单向传质§2

气体吸收的相平衡关系吸收过程与蒸馏一样，涉及相际传质过程。平衡问题：物质传递的方向和限度；传质速率问题：传质推动力和阻力。相平衡：相间传质已达到动态平衡，从宏观上观察传质已不再进行。吸收中的相平衡关系描述的是溶解度的影响因素，是处理吸收问题的关键。2.1.1气体的溶解度一定操作温度和压力下，平衡状态下溶质在气相中的分压称为平衡分压或饱和分压，相应的液相浓度称为平衡浓度或气体在液体中的溶解度。定义：气体在指定液体（溶剂）中的饱和浓度常用单位：kg(A)/kg(S)或kg(A)/m3(S)。它决定了吸收的极限（终点）；推动力：偏离平衡状态的程度→过程速率。2.影响因素：温度、压力、溶质在气相中的浓度。对于单组分物理吸收：自由度=3-2+2=3总压不高（<5atm）→理想气体→溶解度∝气相分压，可以认为与总压无关。恒温：3、溶解度曲线与溶解性：加压和降温对吸收操作有利。吸收剂、温度T、P一定时，不同物质的溶解度不同。

温度、溶液的浓度一定时，溶液上方分压越大的物质越难溶。易溶（NH3）；中等（SO2）；难溶（O2）对于同一种气体，分压一定，温度T越高，溶解度越小对于同一种气体，温度T一定，分压P越大，溶解度越大2.1.2亨利定律体系：单组分、低浓、恒温、物理吸收。总压P<5×105Pa，一定温度下溶质在液相中的溶解度（平衡）与其在气相中的分压成正比。亨利系数（E）：（单位与分压单位一致）①理想溶液：P不高，T恒定，亨利定律与拉乌尔定律一致，即：E=p0②非理想溶液：E≠p0，但在一定浓度范围内（低浓），E=const.E=f(T)。

③一定体系，E=f(T），T↑，E↑；易溶体系E小，难溶体系E大。④数值取得：实验测定，外推x→0（低浓）；查有关手册。亨利定律的其他形式

1）p*~C：H——溶解度系数，单位：kmol/m3·Pa或kmol/m3·atm。

H是温度的函数，H值随温度升高而减小。易溶气体H值大，难溶气体H值小。2)x~y(溶质在气液两相中的组成)：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（或分配系数），无因次总压P，pA*=PyA*=ExA3)X~Y（摩尔比）吸收过程中，B、S不参与传质，摩尔流量不变，可分别作为基准来表示A的浓度。当溶液浓度很低时，X≈0，上式简化为：【例1】已知10℃时，1atm下氨水的浓度为10gNH3/100gH2O,其平衡气相分压,pNH3=5.57kPa氨水密度：ρ≈1000kg/m3求：E、H、m。例2:已知20℃时，1atm下氨在水中的溶解度数据（p85）。绘制p*～x及Y*～X曲线，计算E、m，并指出服从亨利定律的范围。2.1.3吸收剂的选择选择的原则：①溶解度大：溶解度↑，溶剂用量↓，传质速率↑；随工艺条件变化大；若有反应应可逆。②选择性好：对溶质的溶解度大；③不易挥发，以减少溶剂损失；④粘度低，改善流动状态，阻力小，降低能耗。⑤无毒、腐蚀性小、不易燃、价廉、不发泡、冰点低、化学稳定等。2.1.4相平衡关系在吸收过程中的应用（1）判断传质进行的方向

例：在101.3kPa，20℃下,稀氨水的气液相平衡关系为：，若含氨0.094摩尔分数的混合气和组成的氨水接触,确定过程的方向。此外，用气液相平衡曲线图也可判断两相接触时的传质方向具体方法：已知相互接触的气液相的实际组成y和x，在x-y坐标图中确定状态点，若点在平衡曲线上方，则发生吸收过程；若点在平衡曲线下方，则发生解吸过程。

（2）确定传质的推动力以气相组成差表示的吸收推动力；以液相组成差表示的吸收推动力。

（3）指明传质过程进行的极限所谓过程的极限是指两相充分接触后，各相组成变化的最大可能性。

§2传质机理与吸收速率质量传递：在具有浓度差的体系中，组分从一处转移到另一处的过程，简称为传质过程。吸收过程：3个①溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递（单相传递）；②溶质在相界面上的溶解，由气相转入液相，即界面上发生的溶解过程（相间传递）；③溶质自界面被传递至液相主体，即液相内的物质传递（单相传递）。通常，第②步即界面上发生的溶解过程很容易进行，其阻力很小，故认为相界面上的溶解推动力亦很小，这样总过程的速率将由两个单相即①步气相和③步液相内的传质速率所决定。单相内物质传递的机理分子扩散

涡流扩散

1、分子扩散

原因：混合物中存在浓度梯度。

方式：分子无规则热运动。

方向：沿组成降低的方向。

过程：不稳定过程（浓度差↓→推动力↓→速率↓）

范围：发生在静止或层流流体里。

终点：浓度均匀，动态平衡。2.2.1分子扩散与菲克定律2.菲克定律：扩散通量：单位面积上单位时间内扩散传递的物质的量，以J表示，单位：kmol/(m2·s)因此，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，一维分子扩散通量用菲克定律表达：对于双组分混合物，在总压不高，各处温度均匀的前提下，也有2.2.2气相中的稳态分子扩散1、等分子反方向扩散(扩散通量相等，方向相反)如前图所设，且设如图实验装置中的两个容器为无限大，则抽掉隔板并经过一个不稳定扩散后，(1)由于1、2截面上的A、B组分的分压维持不变，所以在联通管中的分子扩散是稳定的。

(2)由于联通管中任一截面上A、B两组分传递的分子数都相等，所以联通管中的分子扩散是等分子反向扩散。传质速率（传质通量

N

）：任一固定的空间位置上，单位时间、单位面积上通过的物质量，单位：kmol/(m2·s)。此时(等分子反方向扩散)：

NA=JA=-JB=const.分离变量并进行积分，积分限为：

【例3】两容器装有不同浓度的NH3和N2。连通管长0.61m，内径24.4mm，系统温度25℃,压强101.3kPa，左侧容器NH3分压20kPa，右侧容器NH3分压6.67kPa，已知25℃、101.3kPa时，NH3-N2的扩散系数2.30×10-5

m2/s。求：⑴单位时间内自容器1向容器2传递的

NH3量，kmol/s；⑵连通管中与截面1相距0.305m处NH3

分压，kPa。2.一组分通过另一停滞组分的扩散

若截面2（气液界面）只允许A通过（B、S不能），A扩散后会留下空位，必须由左侧联通管中的气体（A+B）来补充，以保证P=const.,此时，产生一个趋向于界面的递补流动——总体流动，其方向与A的扩散方向一致。总体流动通量为N，混合气总浓度为C，则综合传质效果（扩散+总体流动）：B的扩散方向与总体流动相反，而界面上无B通过，稳定状态下联通管内各界面上NB=0，即扩散与总体流动相抵——停滞。总体流动量等于组分A的传质通量等分子反方向扩散类似于精馏过程传质：两组分潜热近乎相等，一个A进入汽相，必有一个B进入液相，不会造成空位而产生总体流动；吸收则属于一组分通过另一停滞组分的扩散：A不断进入液相，而B不能进入，溶剂S也不汽化。【例4】上题中，若截面2只允许NH3通过，且维持两截面上的其他条件NH3分压及系统温度、压力不变，再求：⑴单位时间内那自容器1向容器2传递的NH3

量，kmol/s

⑵连通管中与截面1相距0.305m处

NH3分压，kPa。2.2.3液相中的稳定分子扩散

一般，液相扩散系数比气相低105倍，但液相ρ大，浓度高，浓度梯度大，故扩散通量差不多。由于对液体的分子运动规律远不及对气体研究得充分，因此，只能仿效气相中的分子扩散速率方程写出液相中的相应方程。（一组分通过另一停滞组分）2.2.4.扩散系数

D（D´)是物质传递性质的度量参数，表达组分扩散难易程度。物理意义：单位浓度梯度下的扩散通量。D=f(介质、T、P、C)≈f(介质、T、P)D´≈f(介质、T、C)物质在不同条件下的扩散系数一般需要通过实验测定。经验式

1、物质在气体中的扩散系数气体A在气体B中（或B在A中）的扩散系数，可按马克斯韦尔—吉利兰（Maxwell-Gilliland）公式进行估算2、物质在液体中的扩散系数物质在液体中的扩散系数与组分的性质、温度、粘度以及浓度有关。对于很稀的非电解溶液，物质在液体中的扩散系数用下式估算：2.2.5.对流传质1.涡流扩散：凭借流体质点的湍动和旋涡来传递物质。湍流主体扩散通量：DE——涡流扩散系数，m2/s：不是物性参数，与湍动程度有关，且随位置变化。

2、对流传质对流传质：流动的流体与相界面之间的传质过程（类似对流传热）1）固定界面气固两相或液固两相间的界面2）流动界面气液两相和液液两相间的界面有效层流膜示意图有效膜：层流底层浓度分布线延线一湍流主体区浓度分布线延线交点与相界面的距离，zG，zL，m。3)对流传质速率方程设有效膜的流体按层流流动，则有效膜内的传质方式为一组分通过另一停滞组份的扩散，所以2.2.6吸收过程的机理1、双膜理论1)气液两相间存在稳定的相界面，界面两侧各有一层有效膜，溶质以分子扩散的传质方式由气相主体进入液相主体。2)在相界面处，气液两相达到平衡。3)在气液两相主体中，溶质浓度均匀。2.溶质渗透理论：

工业设备，气、液高度湍动，相界面不稳定。1935年Higbie认为：流体在相界面暴露时间很短，溶质不可能在膜内建立起如双膜理论假设的那种稳定的浓度分布。流体微元暴露→被新单元取代，旧单元返回主体→溶质逐渐向主体渗透。θ=0:z≥0，cA=c0θ>0:z=0，cA=cAi；z>0，形成浓度分布；θ↑，界面附近浓度梯度逐渐减小；θ=∝时，cA=cAi溶质渗透速度正比于界面处的浓度梯度，θ↑，梯度↓，速度↓；接触伊始速度最大。3.表面更新理论：液面由无数微元流体组成，但液面上每个微元与气相接触的时间不同，其服从某个分布函数，各种年龄（接触时间）的微元被置换下去的机率与年龄无关，而与该年龄的微元数成正比。s——表面更新率，常数，实验测定。虽然溶质渗透理论和表面更新理论比双膜理论更接近实验结果，但还不能用于设计计算，所以吸收设备的设计仍以双膜理论为基础。2.2.7吸收速率方程确定设备尺寸及核算吸收程度。吸收速率=推动力/阻力=吸收系数×推动力稳定操作：两膜中的传质速率相同，可用任一有效膜中的传质速率代表——气膜或液膜吸收速率方程式，相应的吸收系数即为膜系数或分系数，以k表示。与传热中的α相当。1.气膜吸收速率方程：溶质由气相主体到相界面的对流传质速率①气相有效滞流膜内：以气相分压差为推动力zG

与流体流动状态有关，不易确定，但传质条件（物系、P、T）一定时可认为kG不变。令——气膜吸收速率方程式——气膜吸收系数，kmol/(m2.s.kPa)。

也可写成：

②以气相摩尔分率为推动力：y——主体中A的摩尔分率yi——界面处A的摩尔分率2.液膜吸收速率方程：

界面→液相主体

①液相有效滞流膜内：以液相浓度差为推动力

令

或

——液膜吸收速率方程②以液相摩尔分率表示：四个分传质系数，各有相应的阻力和推动力。3.界面组成的确定：

气液平衡+稳定传质

当已知两相组成的平衡关系，如

和上式联立便可

求出

4.总吸收系数及相应的吸收速率方程：界面浓度难求，与传热处理壁温一样，可采用总推动力避开。即采用两相主体浓度的某种差值为推动力，相应引入总吸收系数(K)及总阻力(1/K)。吸收推动力形式与传热的差别：表示方法不同，不能直接相减，即使转换成同一形式，其差值也并不能代表推动力。是否有推动力要与平衡浓度比较。相等不一定平衡。推动力形式：主体浓度与另一相对应的平衡浓度的差值。①以(p-p*)为总推动力——p*与液相主体浓度平衡—以为推动力的气相总吸收系数，kmol/(m2.s.Pa)—与液相主体浓度c成平衡的气相分压，Pa。易溶气体：H很大，若kG、kL数量级接近，则对于气膜阻力控制的吸收过程：平衡线斜率小，欲提高传质速率，在选择设备形式及确定操作条件时需设法提，即减小气膜阻力，这类似于对流传热时为提高传热传热速率需设法提高小的

易溶气体溶解度大，其吸收过程往往是气膜阻力控制，如用水吸收氨或氯化氢，用浓硫酸吸收水蒸汽等均为气膜控制。②以(c*-c)为总推动力——c*与气相分压p平衡KL

——液相总吸收系数，m/s难溶气体：H很小，若kG、kL数量级接近，————液膜控制对于液膜阻力控制的吸收过程：平衡线斜率大，欲提高传质速率，在选择设备形式及确定操作条件时需设法提高

。

难溶气体溶解度小，其吸收过程往往是液膜阻力控制，如用水吸收氧气，氢气或二氧化碳等均为液膜控制。用水吸收二氧化硫及丙酮蒸汽，气膜阻力和液膜阻力各占一定比例，此时应同时设法减小气膜阻力和液膜阻力，传质速率才会有明显提高，我们称这种情况为“双膜控制”。

③以(Y-Y*)为总推动力——Y*与液相组成X平衡据分压定律代入

令

—以

为推动力的气相总吸收系数，kmol/(m2.s)

④以(X*-X)为总推动力——X*与气相组成Y平衡小结：吸收速率方程

与膜系数相对应的吸收速率式与总系数对应的速率式

用一相主体与界面的浓度差表示推动力用一相主体的浓度与其平衡浓度之差表示推动力【例7】低浓吸收，平衡关系符合亨利定律，kG=2.74×10-7

kmol/(m2·s·kPa)，kL=6.94×10-5m/s，H=1.5。求KG，并分析吸收过程的控制因素。2.3吸收塔计算——填料塔板式塔：逐级接触；填料塔：连续(微分)接触填料中很大的空隙，提供曲径→湍动↑，表面形成液膜→表面积↑；可逆流或并流操作，但一般采用逆流：提高出塔吸收液浓度和降低尾气浓度。计算内容：吸收剂用量、塔的工艺尺寸等。吸收塔的设计计算，一般的已知条件是：

1）气体混合物中溶质A的组成（mol分率）以及流量kmol/(m2.s)

2）吸收剂的种类及T、P下的相平衡关系；

3）出塔的气体组成

需要计算：1）吸收剂的用量kmol/(m2.s)；2）塔的工艺尺寸，塔径和填料层高度2.3.1吸收塔的物料衡算及操作线方程1.物料衡算稳定、逆流下标“1”——塔底（浓端）；下标“2”——塔顶（稀端）；V——B的摩尔流率，kmol/s；L——S的摩尔流率，kmol/s；Y——气相中A的摩尔比；X——液相中A的摩尔比。V和Y1由吸收任务规定，吸收剂流量L和组成X2由工艺条件确定，出塔气体组成Y2由任务规定的吸收率φA

求出：可算出吸收液的浓度X12.操作线方程：塔内任意截面上的物料衡算关系在m—n截面与塔底截面之间作组分A的衡算——逆流吸收塔操作线方程L/V：塔操作的液气比表明：塔内任一截面的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线关系，直线的斜率为L/V。

操作线：在Y-X图上为以L/V为斜率，过塔进、出口气、液两相组成点B(X1，Y1)和T(X2，Y2)的直线逆流：浓、稀端；操作线与平衡关系、操作条件及设备结构无关；吸收：Y>Y*，操作线在平衡线上方。并流操作线方程：吸收操作线总是位于平衡线的上方，操作线位于平衡线下方，则应进行脱吸过程。

吸收塔内流向的选择1、逆流沿塔高能保持较大推动力；并流从顶到底沿塔高推动力渐小，塔顶、底推动力相差大。2、若两相进、出塔浓度相同，逆流平均推动力大于并流，对传质速率有利。与传热时一样。3、工业吸收一般多用逆流，后面讨论中若无说明，均为逆流吸收。4、逆流时上升的气体将阻碍借重力往下流动的液体，限制了吸收塔所允许的液体流率和气体流率，这是逆流操作不利的一面。2.3.2吸收剂用量的决定吸收剂用量L或液气比L/V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，V、Y1、Y2由设计任务给定，X2则是由工艺条件决定或设计人员选定。可见，X1与吸收剂用量L相互制约！操作线的一个端点(X2,Y2)已定，另一端点随L不同→液气比L/V不同，而在Y=Y1水平线上移动。L↑→L/V↑→推动力↑→X1↓；设备费↓，操作费用↑；L↓→L/V↓→X1↑→推动力↓→设备费用↑，操作费用↓。到C点X1=X*，X1与Y1平衡，推动力=0，X1=X1,max，传质面积无限大，设备费用无穷→Lmin,→(L/V)min。一般：L=(1.1～2.0)Lmin(L/V)min的确定：确定操作线与平衡线的交点或切点。例：空气与氨的混合气体，总压101.33kPa，其中氨的分压为1333Pa，用20℃的水吸收混合气中的氨，要求氨的回收率为99%，每小时的处理量为1000kg空气。物系的平衡关系列于本例附表中，若吸收剂用量取最小用量的2倍，试求每小时送入塔内的水量。溶液浓度(gNH3/100gH2O)22.53分压Pa160020002427解：1）平衡关系

2）最小吸收剂用量：其中：其中：3）每小时用水量

【例】用洗油吸收焦炉气中的芳烃。塔温度27℃、压强为106.7kPa，焦炉气流量850m3/h，芳烃的摩尔分率为0.02，回收率不低于95%。洗油中芳烃的摩尔分率0.005。溶剂用量为最小用量的1.5倍，求洗油流量及X1。2.3.3塔径的计算Vs——混合气体积流量，m3/s；按塔底为准；u——混合气空塔气速，m/s；流体力学问题。2.3.4填料层高度的计算1.基本方法与计算式②计算式—各截面浓度变→传质速率变对组分A作物料衡算单位时间内由气相转入液相的A的物质量为：微元填料层内的吸收速率方程式为：

a:有效比表面，受填料形状、尺寸、装填方式、流体物性及流动状态影响，难以确定，将之与传质系数合二为一：KYa、KXa

——总体积吸收系数或总体积传质系数，kmol/(s.m3)。低浓度气体吸收时填料层的基本关系式为

2、传质单元高度与传质单元数称为“气相总传质单元高度”，用

表示

——气相总传质单元数

HOG的物理意义：

HOG

或HOL

表示完成一个传质单元分离任务所需的填料层高度，代表了吸收塔传质性能的高低，是由过程条件决定的：吸收过程的传质阻力越大，填料层的有效比面积越小，每个传质单元所相当的填料层高度越大。虽然(Y-Y*)为一变量，但积分值一定，总可找到一个(Y-Y*)m

（常量）使积分值不变。此时填料层高度就是一个总传质单元高度。传质单元数反映吸收过程的难度，任务所要求的气体浓度变化越大，过程的平均推动力越小，则意味着过程难度越大，此时所需的传质单元数越大。3、传质单元数的求法1）平衡线为直线时a）脱吸因数法

平衡关系用直线

表示时，将代入——脱吸因数。平衡线斜率和操作线斜率的比值无因次。S愈大，脱吸愈易进行。——吸收因数

分析：横坐标

值的大小，反映了溶质吸收率的高低。

在气液进口浓度一定的情况下，吸收率愈高，Y2愈小，横坐标的数值愈大，对应于同一S值的NOG愈大。S反映吸收推动力的大小

在气液进出口浓度及溶质吸收率已知的条件下，若增大S值，也就是减小液气比L/V，则溶液出口浓度提高，塔内吸收推动力变小，NOG值增大。

对于一固定的吸收塔来说，当NOG已确定时，S值越小，愈大，愈能提高吸收的程度。

减小S增大液气比

吸收剂用量增大，能耗加大，吸收液浓度降低。适宜的S值：

ii)对数平均推动力法：——平衡关系：Y*=mX+b

例：某生产车间使用一填料塔，用清水逆流吸收混合气中有害组分A，已知操作条件下，气相总传质单元高度为1.5m，进料混合气组成为0.04（组分的Amol分率，下同），出塔尾气组成为0.0053，出塔水溶液浓度为0.0128，操作条件下的平衡关系为Y=2.5X（X、Y均为摩尔比），试求：1）L/V为(L/V)min的多少倍？2）所需填料层高度。3）若气液流量和初始组成均不变，要求最终的尾气排放浓度降至0.0033，求此时所需填料层高度为若干米？解：

1）L/V为(L/V)min的倍数2）所需填料层高度脱吸因数法

对数平均推动力法

3）尾气浓度下降后所需的填料层高度

尾气浓度

例：某吸收塔在101.3kPa，293K下用清水逆流吸收丙酮空气混合物中的丙酮，操作液气比为2.1时，丙酮回收率可达95%。已知物系的浓度较低，丙酮在两相间的平衡关系为y=1.18x，吸收过程为气膜控制，总传质系数Kya与气体流率的0.8次方成正比，1）今气体流率增加20%，而流体及气液进出口组成不变，试求：a）丙酮的回收率有何变化？b）单位时间内