2025年吸收操作及工业应用

第二章吸取

第一节概述

一、吸取操作及工业应用

1、吸取操作

在化学工业生产中，经常需要从气体混合物中分离出其中一种或多个组分。

例如，在合成氨工业中，为了净制原料气，用水解决原料气以除去其中的二氧化

碳等。吸取操作就是分离气体混合物的一种办法。

使气体溶解于液体中的操作称为吸取操作。

当气体混合物与适宜的液体接触，气体中的一种或几个组分溶解于液体

中，而不能溶解的组分仍留在气体中，使气体混合物得到了分离，吸取就是运用

气体混合物中各组分在同一液体中的溶解度不同来分离气体混合物的操作。

吸取操作在化工生产中应用很广，有下列几个方面：

(1)取溶液作为产品如用水吸取氯化氢气体制成盐酸、用水吸取甲醛蒸

气制成40%甲醛溶液(福尔马林)。

(2)分离气体混合物如在合成橡胶工业中用酒精吸取反映气以分离丁二

烯和燃类气体、石油化工中用油分离裂解原料气等。

(3)除去气体中的有害物质以净制气体如基本有机合成工业中用吸取操

作除去原料气中的氯化氢和二氧化碳等有害物质、合成氨工业中用铜氨液除去原

料气中的一氧化碳等。

(4)回收气体混合物中有用的成分如用轻油回收焦炉气中的苯、从烟道

气中回收二氧化硫或二氧化碳以制取其它产品等。这样能够达成综合运用的目

的，减少三废，保护环境。

2、工业吸取过程

工业吸取多为逆流流程，且多在填料塔内进行。混合气体从塔底引入吸取塔,

在压差作用下向上流动；吸取剂从塔顶引入，在直力作用下向下流动。吸取剂吸

取了吸取质后形成的液体为吸取液或溶液从塔底引出，吸取后剩余的气体为尾气

从塔顶引出。

以合成氨气脱二氧化碳为例：

低浓吸乙醉胺

的合成暮气If平

~~乙呼胺

锅

炉

t水蒸气

含30%C6I

的合成班气

含的乙静胺

溶质：混合气体中，能够明显溶解的组分称为溶或吸取质；

惰性组分：不被溶解的组分称为惰性组分（惰气）或载体；

吸取剂：吸取操作中所用的溶剂称为吸取剂或溶剂；

吸取液：吸取操作中所得到的溶液称为吸取液或溶液，其成分为溶质A和溶

剂S；

吸取尾气：吸取操作中排出的气体称为吸取尾气，其重要成分是惰性气体B

及残存的溶质Ao

由此可见，吸取操作来进行气体混合物的分离时必须解决下列几方面的问题:

（1）选择适宜的溶剂。

（2）提供气液接触的场合（传质设备）。

（3）溶剂的再生。

故一种完整的吸取分离过程，普通涉及吸取和解吸两个构成部分（直接将吸

取液作为产品的例外），吸取只是把溶质从混合气体中分出来，在塔底得到的仍

是由溶剂和溶质构成的混合液，还需进行解吸才干得到纯溶质并回收溶剂。

二、吸取剂的选择

吸取过程是气体中的溶质溶解于吸取剂中，即通过两相之间的接触传质来实

现的。吸取操作的成功与否很大程度取决于吸取剂性能的优劣。评价吸取剂优劣

重要根据下列几点。

（1）溶解度吸取剂应对吸取质有很大的溶解度，即在一定的温度与浓度

下，吸取质的平衡分压要低。这样解决•定量混合气体所需的溶剂量较少，气体

中吸取质的极限残存亦可减少。

（2）选择性混合气体中其它组分在吸取剂中的溶解度要小，即吸取剂具

有较高的选择性。

（3）挥发性在操作温度下吸取剂的蒸气压要低，吸取剂挥发度越高，其

损失量越大。

（4）粘度吸取剂在操作温度下粘度越低，其在塔内的流动性越好，有利

于传质和传热。

（5）再生性溶质在吸取剂中的溶解度对操作条件（温度、压力）要敏感，

即随操作条件的变化溶解度要明显的变化，这样被吸取的气体组分容易解吸，吸

取剂再生方便。

（6）稳定性化学稳定性好，以免在使用过程中发生变质。

（7）经济性价廉、易得、无毒、不易燃烧、冰点低。

事实上，很难找到一种溶剂能满足全部这些规定。因此，应对可供选用的吸

收剂作出技术与经济评价后，合理选用。

三、吸取操作分类

根据吸取过程的特点，吸取操作可分为

（1）物理吸取与化学吸取

若溶质与吸取剂之间没有化学反映，而只靠溶质在吸取剂中的物理溶解度,

则被称为物理吸取。

若溶质靠化学反映与吸取剂相结合，则被称为化学吸取。

（2）单组分吸取与多组分吸取

若混合气中只有一种组分被吸取，则被称为单组分吸取。

若有两个以上的组分被吸取，则称为多组分吸取。

（3）非等温吸取与等温吸取

气体溶于液体中时常随着热效应（溶解热或反映热），若热效应很小，或被

吸取的组分在气相中的浓度很低，而吸取剂用量很大，液相的温度变化不明显，

则可认为是等温吸取。

若吸取过程中其热效应很大，液相的温度明显变化，则该吸取过程为非等

温吸取过程。

（4）低浓度吸取与高浓度吸取

普通根据生产经验，规定当混合气中溶质组分A的摩尔分数不不大于（）.1,

且被吸取的数量多时，称为高浓度吸取；

如果溶质在气液两相中摩尔分数均不大于0.1时，吸取称为低浓度吸取。

四、吸取操作经济性

吸取操作的费用重要为：

（1）气、液两相流经吸取设备的能量消耗

（2）溶剂的挥发损失和变质损失

（3）溶剂的再生费用

吸取的操作费用重要是吸取剂的再生，惯用吸取剂再生办法7T升温、减压、

吹气。升温与吹气同时使用最为常见。

五、吸取与蒸储操作的区别

吸取与蒸镭同为传质过程，但

（1）过程的根据不同

蒸储：混合物中各组分间挥发性的不同

吸取：混合物中各组分在同一溶剂中溶解度的不同

（2）产生第二相的因素不同

蒸饵：通过变化状态参数（加热、冷却）由内部产生一一可直接获得较纯

的轻、重组分

吸取：由外界引入一一不能直接获得较纯的溶质组分，需借助后继分离过

程（解吸）

（3）传质方向不同

精储：双向传质一一板上温度靠近两相的饱和温度，故现有轻组分由液相

向汽相的转移，有重组分由汽相向液相的转移

吸取：单向传质一一液相温度远低于沸点，故只有溶质从气相向液相传递，

而无明显的溶剂汽化

六、吸取设备类型

生产中为了提高传质的效果，总是力求让两相接触充足，即尽量增大两相的

接触面积与湍动程度。根据这个原则，吸取设备大致可分成两大类，即板式塔和

填料塔。有湿壁塔、降膜塔等，但多为填料塔。

填料塔塔内充以诸如瓷环之类的填料层。溶剂从塔顶进入，沿着填料的表面

广为散布并逐步向下流动。气体则通过各个填料的间隙上升，与液体作持续地逆

流接触。气相中的溶质不停地被吸取，浓度从下而上持续减少，液体则相反，其

浓度从上而下持续地增高。

气体吸取是物质自气相到液相的转移，是一种传质过程。混合气体中某一组

分能否进入溶剂里，是由气体中该组分的分压P和溶剂里该组分的平衡分压P*

来决定。如果p>p*,这个组分便可自气相转移到液相，被吸取。由于转移的

成果，溶液里溶质的浓度增高，其平衡分压P*也随着增高，当「=「*时。传质

过程就停止，这时气液两相达成相平衡。反之，若p*>p时，则溶质便要从溶

液中释放出来，即从液相转移到气相，这种过程称为解吸。因此，要根据两相的

平衡关系来判断传质过程的方向与极限。

本章以介绍单组分、等温、物理吸取为重点，方便掌握吸取操作的办法。非

等温、多组分、化学吸取在此不作介绍。

第二节吸取平衡及吸取推动力

一、吸取平衡

前已述及，吸取是一传质过程，其进行的方向与极限必与相平衡有关，即与

平衡关系一一气液相平衡时溶质在两相中的浓度关系有关。

（-）吸取中惯用的相构成表达法

1、比质量分率

混合物中两组分的质量之比，称为比质量分率，斤或歹表达。如果混合物中

A组分的质量是GA,单位依，B组分的质量是Gs,单位依，则A组分对B组分

的比质量分率

—

XA=—kgA/kgB

Gn

由于GA=GXwAfG片GXWJ代入上式，得

XWB1-必以

式中G——混合物的总质量，依；

XWA——组分4的质量分率；

XWB----组分B的质量分率。

普通在吸取操作中，组分4是吸取质，组分8是吸取剂（或惰性气体）。

2、比摩尔分率

混合物中两组分的摩尔数之比，称为比摩尔分率，用符号X（或丫）表达。

如果混合物中A组分的千摩尔数是〃八，Kmol,B组分的千摩尔数是〃8,Kinol,

则A组分对B组分的比摩尔分率

XA=—KinolA/KmolB

nn

由于〃A二〃x”nf{=nx^,代入上式，得

XA=—KmolA/KmolB

XB1-XA

式中〃----混合物的总摩尔数，Kmol；

组分A的摩尔分率;

H组分B的摩尔分率。

如果混合物是双组分气体混合物，则上=二，而比摩尔分率

yspt

YA=—=—2一KmolA/KmolB

yn1-）＞A

或YA==———KmolA/KmolB

paP-PA

式中力和打——组分A和8的摩尔分率；

PA和PH----组分A和8的分压，Pa；

P---混合气的总压，Pao

3、比质量分率和比摩尔分率的换算

设混合物的总质量是G,依，组分A和8的质量分率各是XM和Ma,分子

量各是MA和MB,千摩尔数各是〃八和ns,Kmol。由于

GA=GXWA和GB=GXWB

HGX\VA-EnW

而nA=----和nn=-G--X--B

MAMU

因此，A对B的比摩尔分率

Xw/\

XWAMB—MB

心=上=陛---x——=XAX——

HBX\VB

XWBMAMI

MH

A对8的比质量分率

—MA

XA=XA------=----------

MBIIHMH

例2-1设原料气中含CO2为29%（体积），其它是N2,02和CO（都可当作

是惰性气体），经吸取后气体中含C02不超出1%（体积）。试分别计算原料气和

出塔气中C02的比摩尔分率。

解（1）原料气的比摩尔分率由于），小0.29,

YA~而一匚京一匚旃一。刈®/Kw/惰性气

（2）出塔气的比摩尔分率由于y,10.（）l,因此

（U）1Kmolc

YA=之二」_==0.0101°i/

yK\-yA1-0.01/K〃心/惰性气

例2-2设氨水的浓度是25%（质量），求氨对水的比质量分率和比摩尔分率。

解已知：XM=0.25,XM=1一0.25=0.75,MA=17,MS=18,

比质量分率

江黑=03333/%也。

比摩尔分率

KmolNH/

XA=XA—=0.333X—=0.353

MA17/KmolH2O

在吸取过程中，气相与液相的总量均随吸取进行而变化，但常可认为惰性气

体不溶于液相，因而在吸取塔的任一截面上惰性气体和溶剂的摩尔流量均不发生

变化，以惰性气体和溶剂的量为基准，采用上述相构成表达法，分别表达溶质在

气液两相的浓度，则可简化吸取计算。

此时，在上式中：

A——吸取质B------惰性气体或溶剂

（二）平衡关系

1、气体在液体中的溶解度

在一定的温度与压力下，使一定量的吸取剂与混合气体接触，溶质便向液相

转移，直至液相中溶质达成饱和，浓度不再增加为止。这种状态称为相平衡。平

衡时，吸取质在液相中的浓度称为平衡浓度或饱和浓度。所谓气体在液体中的溶

解度，就是气体在液相中的饱和浓度，亦称平衡溶解度。它表达在一定的温度和

压力下，气液相达平衡时，一定量吸取剂所能溶解的吸取质的最大数量。它是吸

取过程的极限。

溶解度惯用在一定温度和气体平衡分压下，单位质量溶剂中吸取质的质量表

示，由实验测定，能够从有关手册中查到。下图给出了某些气体在水中溶解度。

由图可知，不同种类气体在相似的温度和分压条件下同一溶剂中的溶解

度是不同的。而溶解度的差别正是吸取分离气体混合物的基本根据。另外，气体

的溶解度与温度和压力有关。普通气体的溶解度随温度的升高而减小，随压力的

升高而增大。但当吸取系统的压力不超出506.5kPa的状况下，气体的溶解度可

看作与气相的总压力无关，而仅随温度的升高而减小。

根据气体溶解度的大小，可将气体分为三类：易溶气体，如氨气；中档溶解

度气体，如二氧化硫；难溶气体，如氧气等。（均指在水中的溶解）

由此可见，减少温度，提高压力对吸取有利。为此在吸取流程中，进塔液体

管路上经常设立冷却器，以维持入塔吸取剂有较低的温度。

O

00

t

溶

解

度

O0

020406080100

图3-3二氧化硫在水中的溶解度

图3-4氧在水中的溶解度

平衡分压

平衡状态下气相中溶质的分压称为平衡分压。

气体溶解度的大小，能够根据平衡分压来判断。如温度为10C时，NH3与S02

平衡分压数据为：

溶液浓度200克NH3/1000克水200克S02/1000克水

平衡分压^lOOmmHg=980mmHg

上述数据表明，当温度及液相浓度相似时，氨的平衡分压比二氧化硫的平衡

分压低，故氨比二氧化硫溶解度大。

即，不同气体用同一吸取剂吸取，所得溶液浓度相似时，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分压大；欲得到一定浓度的溶液，

易溶气体所需的分压低，而难溶气体所需的分压高。

2、亨利定律

气液相平衡关系符合亨利定律时，可用简朴的数学式表明。亨利定律普通

合用于稀溶液。即对于易溶气体，只在温度高、浓度低时合用，而对于难溶气

体，则总压在5MPa下列，分压在O.IMPa下列，方才合用。

按照亨利定律，在一定温度下气液相达于平衡状态时，可溶气体在气相中

的平衡分压P；与该气体在液相中的摩尔分率打成正比，即稀溶液中气液相平衡

关系是：

式中PA——溶质A在气相中的平衡分压，Kpa；

x一一液相中溶质的摩尔分率；

E——比例系数，称为亨利系数，Kpa.

由上可知，在一定的气相平衡分压下，E值小，液相中溶质的摩尔分数大，

即溶质的溶解度大。故易溶气体的E值小，难溶气体的E值大。

亨利系数E的值随物系而变化。对一定的物系，温度升高，E值增大。表2-1

列出了15种气体水溶液的£值。？

由于气相、液相构成有不同的表达办法，亨利定律尚有下列不同体现式。

(1)p•二幺

H

式中5——液相中溶质的摩尔浓度，kmol溶质/nr3溶液；

H——溶解度系数，kmol溶质/(kPa,n?溶液)。

溶解度系数〃可视为在一定温度下溶质气体分压为IkPa时液相的平衡浓

度。故〃值越大，则液相的平衡浓度就越大，即溶解度大。且”值随温度升高

而减小。

（2）y*=nix

式中，），'一一溶质在气相中的平衡摩尔分率；

机一一相平衡常数，无因次；

由式可知，在一定的气相平衡摩尔分率下，加值小，液相中溶质的摩尔分率

大，即溶质的溶解度大。故易溶气体的加值小，难溶气体的〃?值大。且加值随

温度升高而增大。

（3）吸取中:

v气相中溶质的物质的量（摩尔数）y

­气相中惰性气体的物质的量（摩尔数）一I-y

V液相中溶质的物质的量（摩尔数）X

'液相中溶剂的物质的量（摩尔数）一I-X

式中「一一与X相平衡时气相中溶质的比摩尔分率。

当液相构成X很小时，上式右端分母趋近于I,则得气液平衡关系体现式为

y=mX

将上述关系标绘在y-x坐标系中，即为表明吸取中气液平衡关系的图线一一

吸取平衡线，它可能是通过原点的一条曲线或直线。

亨利定律各系数间的关系

H、E及m三者的关系

式中M一一气液相平衡常数；

E一一亨利系数，Kpa

P---总压,Kpa；

//一一溶解度系数，尻川溶弘

/即溶液

P、一一溶剂的密度，K%；

——溶剂的摩尔质量，”黑/。

例2-3总压为101.32即〃、温度为20°。，1000版水中溶解15KgM/厂

此时溶液上方气相中N4的平衡分压为1.2Kpa0试求此时的亨利系数E、溶解

度系数〃、相平衡常数机。

解NH：,的摩尔质量为17〃加，溶液的量为15KgN也与100。Kg水之和。

故液相构成

15/17

=0.01563

15/17+KXX)/18

・•・亨利系数

a

1.2

E=J=76MPa

x0.01563

溶剂水的密度0=1000%3,摩尔质量=18%出1

•••洛解度系数

Hp=项=0.123kmol/(m\kPa)

EM,76.8x18

.••相平衡常数

E=76.8

tn==0.758

P-101.325

例2-4在操作温度为30C,总压为101.3kPa的条件下，含S02的混合气

与水接触，试求与yso2=0.1的混合气呈平衡的液相中S0,的平衡浓度CS02为多少

芦叱门。该浓度范畴气液平衡关系符合亨利定律。

解根据亨利定律

c

so2=Epsoq

式中〃S02为气相中SO?的实际分压。由道尔顿分压定律

Pso、=pySo.=101.3x0.1=]0A(kPa)

查表知30C下SO?的亨利系数H=4.85X10'即。，换算为溶解度系数

nu)l

E=-x-^=---------------=0.0115/3D

3

IIMs4.85xIOx18.0/m.Pa

因此

乩、=10.1x0.0115=0.116咪3

（三）相平衡与吸取过程的关系

1、选择吸取剂和拟定适宜的操作条件

性能优良的吸取剂和适宜的操作条件综合体现在相平衡常数m值上。溶剂

对溶质的溶解度大，加压和降温均可使m值减少，有助于吸取操作。

2、判断过程进行方向

根据气、液两相的实际构成与对应条件下平衡构成的比较，可判断过程进行

的方向c

若气相的实际构成Y不不大于与液相呈平衡关系的构成Y*(=mX),则为吸取

过程；反之，若Y*>Y,则为脱吸过程：Y=Y*,系统处在相际平衡状态。

3、拟定过程进行的极限

平衡状态即到过程进行的极限。对于逆流操作的吸取塔，无论吸取塔有多高,

吸取运用量有多大，吸取尾气中溶质构成丫2的最低极限是与入塔吸取剂构成呈

平衡，即mX2；吸取液的最大构成Xi不可能高与入塔气相构成Yi呈平衡的液相

构成，即不高于总之，相平衡限定了被净化气体离开吸取塔的最低构成

和吸取液离开塔时的最高构成。

4、计算过程推动力

气相或液相的实际构成与对应条件下的平衡构成的差值表达传质的推动力。

对于吸取过程，传质的推动力为丫-丫*或X*-X。

吸收推动力示意图

第三节吸取传质机理

一、吸取传质机理及过程

用液体吸取气体中某一组分，是该组分从气相转移到液相的传质过程。它涉

及下列三个环节：

（1）溶质由气相主体向相界面传递，即在单一相（气相）内传递物质；

（2）溶质在气液相界面上的溶解，由气相转入液相，即在相界面上发生溶解过

程；

（3）溶质自气液相界面对液相主体传递，即在单一相（液相）内传递物质。

二、物质的传递方式

物质在单一相内的传递靠的是扩散作用；而不管溶质在气相或液相，它

在单一相里的传递有两种基本方式，一是分子扩散，二是泯流扩散。

1、分子扩散：当流体内部某一组分存在浓度差时，因微观的分子热运动使组分

从浓度高处传递到较低处，这种现象称为分子扩散。

分子扩散现象只存在于静止流体或层流流体中。影响分子扩散速率的因素有

物性、浓度差、温度、总压。

2、涡流扩散：当流体流动或搅拌时，由于流体质点的湍动和旋涡在传质方向上

的产生宏观位移，使组分从浓度高处向低处移动，这种现象称为涡流扩散。

涡流扩散重要出现在湍流流体中，其速率远比单纯的分子扩散要大得多，但

状况要复杂得多，尚难对其计算拟定。

3、对流传质：即湍流主体的涡流扩散与相界面处的分子扩散两种传质作用结合

的总称。

与对流传热类似，对流传质普通指流体与某一界面（例如气体吸取过程中的

气液两相界面）之间的传质。

有效膜：对流传质的传质阻力全部集中在一层虚拟的膜层内，膜层内的传质

形式仅为分子扩散。其中：有效膜厚度ZG

为：如图所示，层流内层分压梯度线延长

线与气相主体分压线PA相交于一点G,G

到相界面的垂直距离。

有效膜的意义：有效膜厚ZG是个虚拟

的厚度，但它与层流内层厚度ZG存在一对对流传质浓度分布图

应关系。流体湍流程度愈激烈，层流内层

厚度ZG愈薄，对应的有效膜厚ZG也愈薄，对流传质阻力愈小。

三、、对流传质理论一一双膜理论

基本论点：

（1）气、液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧分别有存在有稳定的液膜

和气膜；溶质以分子扩散的方式通过此两膜。

（2）在相界面处，气、液两相达成平衡（界面无阻力）。

（3）在膜层以外的气、液两相中心区，由于流体充足湍动，溶质的浓度是均

匀的，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。

讨论：

(1)双膜理论使整个相际传质过程得到简化一一通过以上假设，就把整个吸

取过程简化为经由气、液两膜的分子扩散过程。

(2)双膜理论有它的局限性。

若要想提高吸取速率，就应增加流体的湍动程度，而增加流体的湍动程度就

会使界面变得不稳定，表面不停更新，则双膜理论也就不成立

(3)在双膜理论之后又提出了某些新的理论：如溶质渗入理论，表面更新理

论，界面动力埋论等。但这些埋论尚未应用于生产实际。

第四节传质速率方程

平衡关系只解决了过程能否进行及其进行的方向及程度，而过程进行的快慢

程度由过程的速率来反映。

吸取速率即指单位气液接触表面积上单位时间内吸取的溶质量。普通以此来

表达，单位为kmol/nr'h

对任何一种过程，其速率都可用下面这样一种关系式来归纳表达，即

过程推动力

过程速率二

过程阻力

对于吸取这一传质过程的速率关系，其推动力是指浓度差，而吸取阻力的倒数称

为吸取系数。因此，吸取速率关系又可写成：

吸取速率;吸取系数义推动力

由于混合物的构成能够采用不同的单位，因此传质推动力有不同的表达办

法，吸取速率也就有不同的表达形式。

表明吸取速率与推动力之间关系的数学式即为吸取速率方程。

一、对流传质速率方程

由双膜理论得：

或

Pi=HYi=mXj

由稳定传质过程得:

吊气=NA液

①气膜吸取速率方程式

NA=kG-(P-P,)或5=P-P

Y-丫

NA=kY.(Y-Yi)或

l/kY

②液膜吸取速率方程式

q-c

N=k.(C-C)或N=

ALiAl/k,

NA=kx-(Xf-X)或

③讨论吸取系数及单位

Kmol吸收质

通式:1

［浓度］nf・h

④界面浓度

联立解方程组Y=m-X,Y-mX,

kY-(Y-Yl)=kx.(Xl-X)

吸取系数

在定态操作的吸取塔内，任一气、液接触的地方，吸取质通过气膜、液摸的

传质速率应相等，即

（NA）G=（N）=%

PA-PA.，

Km（）=勺（J,一4）=HkL（pAJ-p\）

则N、』_Pa—PA「PA

R西

合并经整顿后，比较前式得

NA=f-令-七5一"）

则

即总阻力:气膜阻力+液膜阻力

对于易溶气体，H很大，-4-->0,故

%

KG*

这表明液膜阻力很小，传质阻力几乎全部集中于气膜中，这种状况称为气膜

控制。由于对易溶气体来说，溶解度较大，这时气体在交界面处溶解并穿过液膜

的速度较快，吸取速率重要由溶质穿过气膜快慢所决定，换句话说，气膜阻力与

液膜阻力相比较，吸取阻力重要集中在气膜。因而此种状况属于气膜控制。如氯

化氢溶解于水或稀盐酸中，氨溶解于水或稀氨水中是属于气膜控制的状况。显然,

当气膜控制时，要提高吸取系数（即减小阻力），应加大气体流速。

同理，若系统服从亨利定律，则

k

PA-

%=4（Pa）=怎（%•一5）=尚（c；-cAi）

河CA,i-CACA-CA.i

则n,2—j-=H

合并经整顿后，比较前式得

♦

2浮，=勺化…A）

n1

——十——

1H1

贝U—=—+—

K.hh

对于难溶气体，H很小，---->0,故

kG

K,LxLk]

这阐明传质阻力重要为液相一侧的阻力所控制，故称为液膜控制。由于对难

溶气体来说，溶解度很小，这时溶质穿过气膜速度要比气体溶解快得多，故液膜

阻力成为过程的重要矛盾，因而这种状况属于液膜控制。如用水吸取氧或氢是典

型的液膜控制。在这种状况下，要提高吸取系数，应增大液体流速。

根据亨利定律的其它表达形式，同样也能够导出：

11m

---=-----1----

K),kykx

同样，对于易溶气体

K小卜

对于难溶气体

Kx«kx

对于中档溶解度的气体，在吸取总阻力中气膜阻力和液膜阻力均不可无视，

普通将这种状况称为双膜控制；若要提高吸取系数，必须同时增大气体和液体流

速。

由上讨论可知，如果能够判断吸取过程是受哪一侧阻力所控制，则能够给强化吸

取过程及选择适宜操作条件带来很大的方便。实际生产中大多数吸取过程现有气

膜控制又有液膜控制。

例：已知某低浓度气体溶质被吸取时，平衡关系服从亨利定律，气膜吸取系数

斤=274xlO“bnol^.s・kP外,液膜吸取系数^=694x1产咏，溶解度系

数H.kPa\o试求气相吸取总系数K0kmol^.s.kPa\并分析

该吸取过程的控制因素。：

-----+­>=p-p

解：因系统符合亨利系数，故可按印％X计算总系数勺

5

K@kQHkL274x10"1.5x6MxltT

=365X106+96X103

=366xlO6那•s^kPa\/kmol

由计算过程可知：

—=365xlOe(m2.s.kP^lkmol

气膜阻力A,

——=96xl03(w2•s»kPa\lkmol

而液膜阻力外,

液膜阻力远不大于气膜阻力，该吸取过程为气膜控制。

例：用清水吸取含低浓度溶质A的混合气体，平衡关系服从亨利定律。现已测

得吸取塔某横截面上气相主体溶质A的分压为5.1kPa,液相溶质A的物质的量的

分数为0.01,相平衡常数m为0.84,气膜吸取系数kY=2.776XIO-5kmoV(m2s),

液膜吸取系数kx=3.86X103kmol/(m2・s)。塔的操作总压为101.33kPa。试求:

(1)气相总吸取系数KY,并分析该吸取过程的控制因素；

(2)该塔横截面上的吸取速率NA

解：(1)气相总吸取系数K，

将有关数据代入前式，便可求得气相总吸取系数，即：

11711

---=+~—

Kykxky=]/2.776X10-5+084/3.86X10、

=3.624X104(m2•s)/kmol

KY=1/3.624X104=2.759X10-5kmol/(nr•s)

由计算数据可知，气膜阻力1/公=3.602X1()4(n?・s)/kmol,而液膜阻力，〃*x

=2.176X102（m2,s）/kmol,液膜阻力约占总阻力的0.6%,故该吸取过程为

气膜阻力控制。

（2）吸取速率

用前式计算该塔截面上的吸取速率，式中有关参数为:

p_5.1

=0.053

Y_P—p101.33—5.1

.r_0.01

=0.0101

X=1-x1—0.01

Y*=mX=0.84X0.0101=0.00848

M=KWY—y*)=2.759X10—5(0.53-0.00848)=1.228X10-6kmol/(nr•s)

第五节吸取计算

吸取过程既能够采用板式塔又可采用填料塔。这里，将对持续接触的填料吸

取塔进行分析。

在填料塔内气液两相既可作逆流也可作并流流动。在两相进出口浓度相似的

状况下，逆流的平衡推动力不不大于并流。同时，逆流时下降至塔低的液体与进

塔的气体相接触，有助于提高出塔的液体浓度，且减小吸取剂的用量；上升至塔

顶的气体与进塔的新鲜吸取剂接触，有助于减少出塔气体的浓度，可提高溶质的

吸取率。故普通吸取操作多采用逆流。

吸取塔计算的内容重要是通过物料衡算及操作线方程，拟定吸取剂的用量和

塔设备的重要尺寸（塔径和塔高）。

一、物料衡算与操作线方程

（一）物料衡算

假设单位时间内通过吸取塔惰性气体量和吸取剂量分别以2和L（叫）

表达，而以匕，与，y分别为塔底、塔顶、塔内任一截面气相中吸取质的比摩尔分

率；%.,x2,X分别为塔底、塔顶、塔内任一截面液相中吸取质的比摩尔分率。

在逆流吸取塔中，显然

L,X2

vr,nL,x

}

-物料衡算示意图

进入吸取塔的溶质量为VY}+LX2

出吸取塔的溶质量为VY.+LX,

在无物料损失的状况下，进出吸取塔的溶质量应相等，因而可列出物料衡算

式为：

VYI+LX2=VY2+LX.

或

v（rl-r2）=L（xl-x2）

另外，在生产中为拟定吸取任务或评价吸取效果的好坏，常引入吸取率的概

念，即气相中被吸取的吸取质与气相中原有的吸取质的量之比，以n表达，即

i/（yl-r2）=yl-r2

5匕

由原料气的匕和规定的吸取率n,即可求出气体出塔时的构成右，即

丫2=丫《一〃）

（-）吸取塔操作线方程

若对图示的虚线框即塔底到塔中任一截面片屋作物料衡算，则单位时间内

进、出该

系统吸取质的量应为:

VT,+LX=VY+LX,

v（y,-r）=L（x1-x）

则y=-x+y,--x,

V1V1

上式称为吸取操作线方程。在

定态吸取条件下，L,V,X1,匕均

为定值，故该操作线为始终线。其

斜率为器（液气比），截距为

（X-^xj）,并通过D（X2,r2）

吸取过程操作线

及E（x-r.）两点。

操作线与平衡线表达在同一图

上，能够从操作与平衡二个角度对吸取进行分析。

操作线上任一点表达吸取塔内对应截面上液、气浓度。如E点表达塔底的液、

气浓度；D点表达塔顶的液、气浓度。操作线与平衡线之间的距离，表达推动力。

如B点至平衡线的垂直距离C,即（丫一片），它代表塔底气相推动力AX，

而B点至平衡线的水平距离BG,即（X*-X,）,它代表塔底液相推动力AX10

同样，D点至平衡线的垂直距为塔顶气相推动力AY2,D点至平衡线的水平苑离

为塔顶的液相推动力AX?。

由此可见，操作线离平衡线愈远，吸取推动力愈大。为加大推动力可从二方

面着手：一是减少平衡线斜率，如减少操作温度；另一是增大操作线斜率，如增

大液气比等。

若气液两相为并流，吸取塔的操作线方程及操作线，可用同样措施拟定。且

应指出，无论逆流或并流操作的吸取塔，其操作线方程及操作线都是由物料衡算

得来的，与系统的平衡关系、操作温度和压力、以及塔的构造形式均无关。

进行吸取操作时，在塔内任一横截面上，溶质在气相中的实际浓度总是高于

平衡浓度，因此吸取操作线总是位于平衡线的上方。反之，如果操作线位于平衡

线下方，则应进行吸取的逆过程解吸过程。

二、吸取剂用量的拟定

普通，吸取操作中需要解决的气体量V,进、出吸取塔的气体构成匕、Y2（或

吸取率〃）以及吸取剂进塔构成X-均为过程本身和生产分离规定所规定，而

吸取剂的用量则需要拟定。

将全塔物料衡算式写为

L=匕一丫2

Vx.-x2

%是操作线的斜率，亦称液气比。它是重要的操作参数，其值不仅决定塔

设备的尺寸大小，并且还关系着操作费用的高低。

吸收塔的最小液气比

如果在Y-X直角坐标图上绘制操作线，如图所示。由于X2、匕已拟定，故

操作线的一端（塔顶）7’点就己拟定，而另一端（塔底）B点则随着斜率%的

变化，而在y=X的水平线上移动。由于夕值已定，故随着吸取剂用量£的减少,

操作线斜率变小，则6点向右移动，操作线便向立衡线靠近，直至操作线与平衡

线相交［图（a）］或相切［图（b）K此时塔底排出液浓度先逐步变大，而推动力

△Y对应变小。若吸取剂用量正好减少到使表达塔底横截面的操作点移至平衡线

ON上的夕点［图（a）］时，对应的操作线为丁夕，则X|=Xmax，即塔底截面上气

液两相成平衡，这也是理论上吸取液所能在JA成的最高浓度，但△丫=0，是

一种极限状况。欲在此条件下完毕给定的分离任务就需要“无穷大”的传质面积,

亦即塔要无限高，生产中无实际意义。此时操作线（TB，）的斜率称为最小液气

比（%）一对应的吸取剂用量为最少吸取剂用量L,。

反之，若增大吸取剂用量，使L值达“无穷大”，即L/Vfoo,操作线如图

中78线所示。可见出塔吸取液浓度为最小，X1=X2O故增加吸取剂用量，可

增加吸取推动力，从而提高吸取速率。但吸取剂月量并非越大越好。当吸取剂用

量增大，吸取塔出塔溶液浓度变稀，这对吸取液的使用以及吸取剂回收都十分不

利，并且吸取剂用量大，输送吸取剂的动力消耗也大，从而造成操作费用增加。

由此可见吸取剂用量不适宜过大。

因此，吸取剂用量的大小，应当选择适宜的液气比，使操作费和设备费（吸

取剂用量和塔高）之和为最小。在实际操作中，为确保合理的吸取塔的生产能力，

普通取

或L=（1.1^2.0l£min

最小液气比能够通过下式计算，但此时式中的采用图解法求出。若平衡

线如图（a）所示的下凹曲线时，先求得y=x水平线与卸线的交点），即可在

横坐标上读得Xmax，也即X；；当平衡线如图（b）所示的上凸曲线时，则过T

点作创『的切线布，对应的X|=X；nax。则

止）.=f

…Xlmax-X2

若相平衡关系符合亨利定律，可改写成为

止）.二I

m,n

VYJm-X2

以上只是从吸取过程本身考虑来拟定吸取剂的用量的，但是，有时拟定的L

值不一定能确保填料表面都能被液体充足润湿，因此，还应当考虑喷淋密度（即

每小时每平方米塔截面上喷淋的液体量），若低于最低允许值（5〜12〃?7~）,

即需增加L值，或将部分吸取液再循环。

例：填料吸取塔从空气-丙酮的混合气中回收丙酮，用水作吸取剂。已知混

合气入塔时丙酮蒸气体积分率为6船所解决的混合气中的空气量为1400〃%,

操作在293K和101.3kPa下进行，规定丙酮的回收率98%。若吸取剂用量为

154K〃，啖，试问吸取塔溶液出口构成为若干？

解按题意，先将构成换算成比摩尔分率

塔底r,=6/（100-6）=0.0638

塔顶y2=X（1-98%）=0.0638X0.02=0.00128

X2=0

Kmo]

入塔空气流量为：V=1400/22.4X273/293=58.2/h

溶液出口构成可由全塔物料衡算求出：

v(y2-y1)=L(x,-x2)

(丁富

将已知数据代入上式得：X|=58.2X(0.0638-0.00128)±O=()O236

154

故出口溶液中溶质组分的比摩尔构成为0.0236。

四、塔径的计算

&=匹式中：DT.一塔径，m

Vs--在操作条件下混合气体的体积流量，m3/s

u-------混合气体的空塔速度，m/s

塔径的大小重要取决于空塔气速，选择较小的空塔气速，则气体通过塔时

的阻力小，动力消耗小，但塔径增大，设备投资大而生产能力低，且低气速不利

于气液充足接触，传质效率低。

若选择较高的空塔气速，则通过填料层的压降大，动力消耗大，且操作不平

稳，难以控制，但塔径小，设备投资小。故塔径的拟定应作多方案比较以求经济

上优化。普通u=(0.5—O.85)u泛。

五、吸取塔高的计算

1、填料层高度的基本计算式

在填料塔内任一截面上的气液两相构成和吸取的推动力均沿塔高持续变化,

因此不同截面上的传质速率各不相似。

在图示的填料层内，厚度为dZ微元的传质面积

cL4=〃OdZ,其中a为单位体积填料所含有的相际传质

而积，m2/m3：。为填料塔的塔截面积，m2c定态吸取

时，由物料衡算可知，气相中溶质减少的量等于液相

中溶质增加的量，即单位时间由气相转移到液相溶质

A的量可用下式体现：

dGA=VdY=LdX

根据吸取速率定义，dZ填料段内吸取溶质的量为:

dGA=A\dA=^A(^dZ)

式中GA---单位时间吸取溶质的量，kmol/s；

NA----为微元填料层内溶质的传质速率，kmol/m2•s；

将吸取速率方程心=长丫(丫--)代入上式得

dGA=Ky(y-y")〃QdZ

将两式联立得：

当吸取塔定态操作时，V、心a皆不随时间而变化，也不随截面位置变

化。对于低浓度吸取，在全塔范畴内气液相的物性变化都较小，普通K),、灯可

视为常数，将上式积分得

zVdY_Vrr,dY

Y

KYUQ(Y-Y^~KYa^2Y-Y^

此为填料层高度计算基本式。

由于式中的。值与填料的类型、形状、尺寸、填充状况有关，还随流体物性、

流动状况而变化。其数值不易直接测定，普通将它与传质系数的乘积作为一种

物理量，称为体积传质系数。则为气相总体积传质系数，单位为kmol/

（m3.s）o低浓度吸取时在全塔范畴内可取平均值。

2、传质单元数与传质单元高度

分析填料层高度计算基本式中三J的单位为m,故将丁f称为气相总传

KYaQKYaQ

质单元高度，以“OG表达，即

而积分项是一无因次的数值，以NOG表达，称为气相总传质单元数。

jy2y-Y

即

.△dy

OG-］与y_y*

因此，填料层高度即为Z=N°G,H℃

同理有Z=N。L・H°L

HOG的物理意义

z卜dY,

令：NOG=Jy,y_y*=1，则Z=h

，入/_4"_x-x即Y-Y=(Y-r)m

而(Y-r)fn12

意为：若在某一填料层中，进入与离开的气相浓度变化（Y.Y2）正好等

于该层填料的平均推动力（Y-Y*）m,则此填料层高度就为一种传质单元高度。

HOG为完毕一种传质单元分离效果所需的填料层高度，反映的是设备传质性

能的好坏。HOG越小，传质性能越好。传质单元高度的物理意义为完毕一种传

质单元分离效果所需的填料层高度。

而NOG反映的是传质的难易程度。NOG越小，则过程推动力大、分离规定低,

分离就越容易。

计算填料层高度的核心是如何求算传质单元数。

3、传质单元数求法

根据物系平衡关系的不同，传质单元数的求解有下列几个办法:

(1)对数平均推动力法

当气液平衡线为直线时，以二J：及二嫌1(5

AYAK

式中,-2

△%3

^y2=y2-y2

Y；一—与X相平衡的气相构成;

与X2相平衡的气相构成。

AKm一一塔顶与塔底两截面上吸取推动力的对数平均值，称为对数平均推

动力。

同理液相总传质单元数的计算式

x.-x2_X,-X2

0L

~/「囚2AXm

AX2

式中AX4二^

mN

AX,

AX}=X；-X,

AX2=X；-X2

X；与Y\相平衡的液相构成;

X；——与丫2相平衡的液相构成。

注意：当处＜2、必＜2时，对数平均推动力可用算术平均推动力替代，产

△匕AX2

生的误差不大于4%,这是工程允许的。

例：在常压填料吸取塔中，用清水吸取废气中氨气，废气流量为2500ni7h（原

则状态下），其中氨气浓度为0.02（摩尔分率），规定回收率不低于98%,若水

用量为3.6n?/h,操作条件下平衡关系为Y*=1.2X（式中X,Y为摩尔比），

气相总传质单元高度为0.7m,试求：（1）塔低、塔顶推动力；全塔对数平均

推动力（2）气相总传质单元数（3）填料层高度。

解：r,=^—=0,02=0.0204y,=K,(1-7]]=0.0204(1-0.98)=0.00041

1-y,1-0.02

V=x(1-y)=^522x(1-0.02)=109.38kmol/h

22.4122.4

6^

L=1=20(M/?v(r-r)=L(x-x)

181212

x,=y(r,-r,)=(0.0204-o.o()()41)=o.o109

△X=y,-mXx=0.0204-1.2x0.0109=0.00732\Y2=Y2-mX2=Y2=0.00041

0.00732-0.00041_

0.00732-=0°°

〃'Ln^z

Ln

然0.00041

、y,-r,O.O2(M-0.00041°”“、rf…

Nnr=------=---------------=8.33H—N5、xH()(.=8.33x0.7=5.83/〃

°。△匕0.00240。OG

（2）解析法

若气液平衡关系在吸取过程所涉及的构成范畴内服从亨利定律，即平衡线为

通过原点的直线，根据传质单元数的定义式可导出其解析式。

YmX

211Dic\\~2.C

；

NO”G=-----In(1-S)---------+S

「7r

l-S2-mX2

式中5=叱为解吸因数(脱吸因数)。

L

由上式能够看出，N°G的数值与解吸因数S、匕一〃田2有关。为方便计算，

Y2-inX2

以S为参数，X一〃为横坐标,N°G为纵坐标，在半对数坐标上标绘上式的

Y-,-H1X2

函数关系，得到图所示的曲线。

当操作条件、物系一定时，S减少，普通是靠增大吸取剂流量实现的，而吸取剂

流量增大会使吸取操作费用及再生负荷加大，因此普通状况，S取0.7〜0.8m是

经济适宜的。

第六节填料塔

填料塔构造简朴，压减少，易用耐腐蚀材料制造，是一种重要的气液传质设

备。近年来，随着性能优良的新型填料不停涌现，大型填料塔现在在工业上已非

罕见。

一、填料塔的构造

1.填料塔的构造

填料塔的塔体为一圆形筒体，筒内分层装有一定高度的填料。自塔上部进入

的液体通过分布器均匀喷洒于塔截面上。在填料层内液体沿填料表面呈膜状流

下。各层填料之间设有液体再分布器，将液体重新均匀分布，以避免发生“壁流

现象”。气体自塔下部进入，通过填料缝隙中自由空间，从塔上部排除。离开填

料层的气体可能挟带少量雾状液滴，因此有时需要在塔顶安装除沫器。气液两相

在填料塔内进行逆流接触传质。填料塔生产状况的好坏与与否对的选用填料有很

大关系。（壁流现象：液体沿填料层向下流动时.，有偏向塔壁流动的现象，这种

现象称为壁流。）

2.塔内件

填料塔的内件有填料、填料支承装置、填料压紧装置、液体