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1、第十章吸收本讲稿第一页，共四十页 按气体中被吸收组分浓度按气体中被吸收组分浓度均是传质过程精馏（热分离）时，传质是靠液相升温、部分汽化来形成汽液相传质的。吸收（冷分离）时，传质是靠外部引入液相来来形成气液相传质的。精馏操作，可以从设备中一次性得到高纯度的产品吸收操作：所得产品为溶液，常需要二次分离才能获得纯产（常用的二次分离手段为解吸与汽提）精馏过程：等分子反向扩散吸收过程：单分子单向扩散按吸收过程温度变化本章重点讨论：单组分低浓度等温物理吸收。4吸收与解吸相反过程5吸收与精馏的主要区别与联系：本讲稿第二页，共四十页第一节 气-液相平衡1-1.气体溶解度与亨利定律1.气体溶液度：一定温度和压力
2、下，气体在液相（溶剂）中的饱和浓度单位：kg气/kg液S、kg气/l液体S、l气/l液体S、kmol/m3S等2.亨利定律：当总压不高（5105Pa）时，一定温度下，稀溶液上方的气体溶质平衡分压与该溶质在液相中的浓度之间成线性关系p*=Ex或p*=C/H或y*=mx式中：E、H、m亨利常数p*、y*气相中溶质平衡分压及平衡浓度特别地：对于理想溶液，在低压定温时由与比较可知本讲稿第三页，共四十页对非理想气-液体系：低压时高压时结论：对理想溶液，拉乌尔定律与亨利定律没有区别；对非理想稀溶液，有区别，一个适用于溶剂，另一个适用于溶质。根据杜亥姆-马居里定律，可以证明：若组分A在某一浓度区域服从拉乌尔
3、定律，另一组分在上述浓度范围内服从亨利定律。对于大多数气体：tE、H、mPE、H、m即：气体溶解度随温度的升高而减小,随压力的增加而增大。4亨利常数E、H、m之间的关系对于稀溶液：故：3温度压力对气体溶解度（亨利系数）的影响本讲稿第四页，共四十页当C较小时：于是：即：又：故：则：E、H之间的关系E、m之间的关系本讲稿第五页，共四十页气相：除用P*、y*外，还有Y液相：除用C、x外，还有X比摩尔浓度对于气相：由于惰性组分不被吸收（B），故可以B作为气相中的基准比较同理，对于液相：5气液浓度的表示法本讲稿第六页，共四十页6用Y、X表示的亨利定律根据及得：特别地，当X较小时于是亨利定律可写成以下几种
4、形式本讲稿第七页，共四十页第二节 传质机理及传质速率2-1.吸收过程的气-液二相间的传质过程1.传质步骤气相溶质由气相主体传递至气-液界面气相内传质溶质在界面上溶解界面溶解过程溶质从界面被传递至液相主体液相中的传质2.传质阻力：一般认为界面溶解过程阻力很小，吸收过程的阻力主要来自气相和液相中的传质阻力。3.传质的机理：（在同一相中气相或液相）分子扩散：流体内部溶质组分存在浓差，分子因微观布朗运动而引起组分浓度（趋于均匀）传递现象。对流传质：因流体微团（远大于分子尺度）的宏观运动引起的传质。一般说来：由于涡流扩散效应要比分子扩散效应显著得多，因此传质的控制步骤（阻力）基本上集中在分子扩散方面。（
5、本章后部分将详细讨论）本讲稿第八页，共四十页2-2.分子扩散与Fick定律1.Fick定律：物质A在介质B中扩散时，空间任一点处物质A的扩散通量JA与该位置上A物质的浓度梯度成正比。即（一维）式中：DABA在B中的分子扩散系数m2/s；“-”沿A物质浓度降低方向（自发过程）；JAA物质扩散通量kmol/m2s；dCA/dz浓度梯度（kmol/m3）/m。注：三传类比质量传递：Fick定律热量传递：付里叶定律动量传递：牛顿粘性定律本讲稿第九页，共四十页3对流传质理论吸收过程机理基本思想：由于因次分析及经验法的出发点均是用实验方法解决传质速率问题，而未对对流传质过程进行理论讨论,因此有必要提出某些
6、假设模型，采用数学模型方法加以描述。模型的检验：实验方法 基本理论过程机理 特点：适用于具有稳定相界面和低气速的气液传质过程i)W.G.Whiteman双膜理论本讲稿第十页，共四十页）Higbie溶质渗透理论在气液高度湍动时，相界面具有不稳定性，因此用双膜理论来描述不切合实际。主要假定：流体流动过程中，每隔一段时间0发生一次完全混合，使浓度均匀化。液相中的扩散是非定态过程。气相中溶质向液相的渗透速率与界面处的溶质浓度梯 度成正比。接触时间越短，接触效率越高，则按时间平均计算的 传质速率越大）Danekwerts表面更新理论（对Higbie溶质渗透理论的改进）流体微元表面暴露时间（年龄）不是常数
7、0，而与具有和其年龄相同的流体微元个数成正比。）新的膜分离理论：液膜分离技术渐进前沿模型。本讲稿第十一页，共四十页2-62-6吸收吸收速率方程式速率方程式对于传热：q=(t2-t1)传热膜系数1/传热膜阻力（热阻）对于传质：kG,ky气相传质系数，1/kG，1/ky气相传质阻力kx.kL液膜传质系数1/kx1/kL液膜传质阻力3.界面浓度：根据双膜理论假定：气液界面无吸收阻力。故Pici成平衡关系即pi*=f(ci)=1/H.ci又在稳定传质时NA=kG（ppi）=kL(cic)本讲稿第十二页，共四十页故界面浓度的求取：方法一：过点（p，c）作一条斜率为kL/kG的直线，该直线与平衡线p*=1
8、/Hc的交点A即为界面状态（pi，ci）。方法二：已知平衡线方程pi*=f(ci),已知传递速率方程，联立求解。4.总吸收传质系数及总传质速率方程同传热类似：总传热系数，总传热速率方程若以气相总推动力（以气相总推动力（pp*）表示表示，则为：NA=KG（pp*）气相总传质速率方程气相总吸收系数（总吸收阻力），kmol/m2.s.kPa因为：pp*=(ppi)+pip*=(ppi)+1/H(cic)所以：即：本讲稿第十三页，共四十页若以液相总传质推动力(c*c)表示，则为NA=KG(c*c)以液相表示的总传质速率以气相总传质推动力（YY*）表示：以液相总传质推动力（XX*）表示液相总传质系数（总
9、阻力）（m/s）式中：本讲稿第十四页，共四十页吸收系数之间的关系：5.吸收阻力讨论：对于易溶解气体，H很大，吸收过程速率主要受气相侧扩散速率控制，故称气膜控制过程。吸收阻力集中在气膜内。对于难溶气体，H很小：本讲稿第十五页，共四十页第三节第三节 吸收塔的设计计算（吸收塔的设计计算（4545h h）精馏操作：板式塔，逐级接触方式传质。吸收操作：填料塔为主，逐级连续接触传质。填料塔特点：传质表面大流通曲折，气液接触充分，可微分性逆流操作过程推动力较大吸收塔计算内容：选定吸收剂，并确定吸收剂用量塔的主要尺寸、高度、直径（填料层高度或板式塔平衡线及板间距离）吸收过程速率受液相侧扩散速率控制，故称液膜控
10、制过程。吸收阻力集中在液膜内。对于一般气体：气膜液膜均有影响不可忽略。注意：界面溶解过程是无阻力而呈平衡（假设条件）本讲稿第十六页，共四十页3-13-1吸收塔的物料衡算及操作线方程吸收塔的物料衡算及操作线方程 1.物料衡算：V惰性气体流量kmol(B)/sL吸收剂用量kmol(S)/sY1，Y2，Y进出塔及塔任一截面气体中溶质比摩尔浓度kmol(A)/kmol(B)X1，X2，X进出塔及塔任一截面吸收剂S中溶质比摩尔浓度kmol(A)/kmol(S)溶质A的吸收率（回收率），2.任一塔截面与底、顶段之间的物料衡算操作线方程对于下段：V（Y1Y）=L（X1X）对于上段：V（YY2）=L（XX2）
11、L/V液气比，V/L气液比全塔物料衡算：V（Y1Y2）=L（X1X2）本讲稿第十七页，共四十页3-23-2吸收剂用量吸收剂用量L L的决定：（已知的决定：（已知Y Y1 1，Y Y2 2，X X2 2）1.最小液气比（L/V）min此处X1*实际上不是平衡浓度由于一般情况下：Y1，Y2，X2均为已知：根据上述图中可得最小液气比当平衡关系X1*=f（Y1）已知时，按上式即可求得最小液气比。特殊地.，若Y*=mx时，则：本讲稿第十八页，共四十页此外，考虑到填料表面的润湿要求，应使（L/V）min能够保证填料表面充分湿润。若不能，则以湿润要求的（L/V）润为（L/V）min2.实际液气比选择（经济性
12、、技术性）例2-8P111略3.吸收过程：并、逆流操作时，操作线特征及过程特点：1）.斜率为L/V；2）.传质推动力（浓差）比逆流小。作业9，10.P1513-33-3塔径计算塔径计算式中：p，t塔中操作压力及温度，=1+（Y1+Y2）/2本讲稿第十九页，共四十页3-43-4填料塔或吸收塔高度（有效塔高）计算法之一填料塔或吸收塔高度（有效塔高）计算法之一传质单元法传质单元法HTUHTU、NTUNTU1.填料层高度计算公式：在微元体中，单位时间气相溶质进入液相的质量dG=-VdY=Ldx(1)又dG=NAdS(2)dS微元高度dZ填料提供的传热面积dS=ad(Z)=adV=a.dZ(3)结合：N
13、A=KY（YY*）=KX（X*X）（4）得：-VdY=KYa(YY*)dZLdX=KXa(X*X)Dz注：对低浓度吸收，在高浓度吸收时，应置于积分内。本讲稿第二十页，共四十页2.传质单元高度HOG及传质单元数NOGHOG、HOL以气相（液相）表示的总传质单元高度NOG、NOL以气相（液相）表示的总传质单元数于是：填料层高度Z=传质单元高度传质单元数=HOG*NOG=HOL*NOL意义：HOG、HOL是表示在填料塔中完成一个传质单元所需的塔高。（一般常为0.151.5）故HOG、HOL反映了吸收（解吸）设备效能的高低。NOG、NOL：完成规定分离程度所需的传质单元个数，由于其与平衡条件有关，故N
14、OG（NOL）反映了物系的分离任务难易程度。本讲稿第二十一页，共四十页故以1/（YY*）为纵标，Y为横标，Y1，Y2为边界作图如右：阴影面积即为具体计算采用Simpson公式：解析法3.传质单元数NOG（NOL）的求法：图解积分法：以NOG为例（NOL同理可求）适用性质：平衡线方程复杂，或只有数据及图表而无方程表达式时，常用此法，具有普遍性）本讲稿第二十二页，共四十页21).解析法（解析因子法）另：书中已根据不同的S和作图待查。P120，图-19本讲稿第二十三页，共四十页22).对数平均推动力法：当平衡线在操作范围（Y1Y2）内为直线或弯曲不严重时，可以近似为直线本讲稿第二十四页，共四十页误差
15、讨论：当时，Ym用此法计算与算术平均法结果偏差小于4%。即在平衡线与操作线之间做梯级条件：平衡线近似为直线或弯曲不严重时。作法（证明略，见P124，例2-11P125略）作平衡线及操作线a.b,标出Y1，X1，Y2，X2直接图解梯级法Baker法求NOG于a.b线间做中线c，使Yc=（Y+Y*）/2xc=x于A点引水平线交c线于M点并延长于N使AM=MN于N点引垂线交b线于p于P点重复步骤直至垂线超出端点B为止。计算梯级个数即为所求NOG。本讲稿第二十五页，共四十页3-53-5板式或填料式吸收塔有效高度计算方法之二板式或填料式吸收塔有效高度计算方法之二理论板法理论板法 若吸收在板式塔中完成，则
16、可直接采用求解理论板数的方法计算塔高：N（Z=T/ET）HTNT理论板数ET全塔效率HT板间距（在塔设备中讨论）若吸收在填料塔中进行，则除了用传质单元法（HOGN，OG）计算外，亦可采用理论板数及等板高度HETP法计算此时：Z=NT HETP=NOG HOG=HOLNOLNT理论板数（平衡级数）HETP达到一次平衡接触所需填料层高度（等板高度）理论板的求取方法：）图解梯级法：作法与精馏中完全相同，但在吸收操作中，由于气体入塔一端进入、另一端排出，故操作线只有一根；而在精馏操作中，料液从塔中部进入，故有上下二段操作线方程。本讲稿第二十六页，共四十页图解法优点：1）座标不受气液浓度表示方法的限制：
17、y,Y,P/x,X,c均可2）可用于高浓度吸收操作计算及解吸计算。3）适用于任何平衡曲线形状引伸：一个传质单元数并非一定等于一个理论级，即一般情况下NOGNT，特殊地：只有当当S=A=1 即即 m=L/V 时，时，NOG=NT。问题：采用Backer中线图解法与此法图解有什么不同？答案：Backer法是由传质单元数的物理意义引伸而来的，所得结果为NOG、NOL，直接梯级板是根据板式塔中的理论板概念而来的，所得结果为NT）解析法Kremser.A法适用条件：平衡线为直线：Y*=mX+b推导：对第i块平衡板作组分衡算有：V（Yi+1Yi）=L(XiXi1)(1)又：Yi与Xi达到平衡，故：Xi=(
18、Yi-b)/m和Xi1=(Yi1-b)/m（2）本讲稿第二十七页，共四十页式中：YNT+1进口气体浓度（Y1），Y出口气体浓度（Y2）Y0与吸收剂进口浓度X0成平衡的气体浓度（Y2*）另亦可导出：亦可将A，作图查曲线，P128（类似于NOG图）。于是：对i=1时：Y=Y（A+1）AY0式中：X0吸收剂进口浓度，Y0与X0成平衡关系Y0=mX0+b则：对i=NT时：YNT+1=（A+1）YNTAYNT1本讲稿第二十八页，共四十页第四节第四节吸收系数吸收系数（学时数（学时数11h h）a.影响吸收传质过程的因素：物种、设备型式、填料种类及尺寸、流体流动状况、操作温度、压强等。b.吸收系数与传热系数
19、的类比性：吸收：NA=kG(ppi)=kL(cic)传热:q=1(TTW)=2(twt)NA=kG(pp*)=kL(c*c)q=K(Tt)kG,kL1,2KG,KLK内，K外c.吸收系数的求取：1）实验测定2）经验公式3）因次分析准数关联本讲稿第二十九页，共四十页4-14-1吸收系数的测定：吸收系数的测定：清水吸收氨（气膜控制）kGa=6.0710-4G0.9W0.39（kmol/m3.h.kPa）G气相空塔质量流速(kg/m2.h)W液相空塔质量流速(kg/m2.h)适用条件：常压下清水吸收CO2（液膜控制）kLa=2.57U0.96（1/h）U液相喷淋密度(m3/m2.h)适用条件：清水吸
20、收SO2（气液膜同时控制）kGa=9.8110-4G0.7W0.25(kmol/m3.h.kPa)kLa=aW0.82(1/h)本讲稿第三十页，共四十页t=10()15202530a=0.00930.01020.01160.01280.0143适用条件：式中a与温度t的关系：本讲稿第三十一页，共四十页4-34-3吸收系数的准数关联式吸收系数的准数关联式传热：Nu=0.023Re0.8Pr0.30.4传质：ShG=0.023ReG0.8Sc0.33或：ShL=0.00595ReL0.67ScL0.33Ga0.33本讲稿第三十二页，共四十页第五节解吸及其他条件下的吸收5-1解吸吸收逆过程对于吸收：
21、其推动力为（pp*）或（c*c），其操作线总是位于气液平衡的上方（如图）。即：对气相溶质的分压p高于其平衡状态时分压p*；对液相溶质在平衡时的浓度高于其操作状态下的浓度。这样，气体中的溶质才能进入液相或液相才能不断溶解气相溶质。对于解吸：其推动力为（p*p）或为（cc*）过程刚好与吸收相反，故其操作线与平衡线的相对位置亦相反。本讲稿第三十三页，共四十页解吸方法：1）溶液与惰性气体加温情况下接触回收溶剂为目的2)溶液与水蒸气接触回收溶质为目的。解吸操作条件：对于吸收：加压、降温有利于平衡线斜率下降，过程推动力增大对于解吸：减压、升温有利于平衡线斜率上升，过程推动力增大解吸计算1）同吸收相似：Z=
22、HOG.NOG=HOL.NOL2）直接做理论梯级法。例：2-15P139注：式中对于吸收：Y1Y2，X1X2；对于解吸：Y1Y2，X1X2。同理，当平衡线为直线Y*=mX+b时：本讲稿第三十四页，共四十页5-25-2高浓度气体吸收高浓度气体吸收对操作线的影响对操作线的影响 设气体总摩尔流量为V（随不同塔位置发生变化）液体总摩尔流量为L（随不同塔位置发生变化）计算原则：图解积分法：例2-16P141略。注：在Y10.1（X10.1）时，高浓度吸收亦常常近似为低浓度吸收处理，计算误差不会超过10%.本讲稿第三十五页，共四十页5-3非等温吸收对平衡线的影响1.根源：由于吸收过程溶解热效应及填料塔不同
23、截面的操作温度不同，而平衡关系受温度影响较大，导致影响吸收操作效率。2.解决办法：1）在塔中或塔外设冷却装置，对流体进行冷却；2）加大吸收剂的喷淋密度，将热量带出但使出口液相浓度下降，吸收剂耗量增加。3）溶解热效应和非等温吸收对于平衡线的影响使之弯曲。利弊分析：当为放热时，平衡线上弯减少推动力，不利。当为吸热时，平衡线下弯增大推动力，有利。本讲稿第三十六页，共四十页5-4多组分吸收1.计算总原则计算总原则：各组分的溶解度关系服从亨利定律对关键组分（一个组分）进行计算所得的理论板数用于其他组分时不变各组分吸收时，操作线斜率L/V相同作其他组分理论板时，从进口气体组分浓度开始往下做以确定其出口浓度
24、。2.解析法本讲稿第三十七页，共四十页5-5吸收剂的再循环（循环吸收）轴向返混 1.循环率=循环量/初始进入量=L0/L02.循环操作目的：吸收过程有显著的放热效应，使塔中温度升高，为了增大喷淋密度以带走热量而采用该法；吸收剂用量有限，不能保证塔中填料全塔湿润。3.循环操作对吸收过程影响主要表现在三个方面：对进口浓度（操作线或推动力）的影响不利。2）这种情况称为轴向返混，如图（B）因：X1X2，故：1）X2X2，表现在操作线上即液相进口端操作点发生移动，推动力减小，操作线下弯，如图（C）本讲稿第三十八页，共四十页对传质系数kXa、kLa的影响有利由于：kLaWn（U）mW,U喷淋密度，kg/m
25、2.h或m3/m2.h故对于液膜或气液膜同时控制的吸收系统，再循环或返混将会使液膜及总传质系数有所提高，从而部分抵消因返混引起的推动力下降的负面影响。对平衡常数m的影响（同）有利对于放热吸收过程：实行循环（返混）将带走热量使塔中温度下降，平衡常数m值减小（或KY增大），平衡线斜率减小，推动力增大。本讲稿第三十九页，共四十页5-6化学吸收非等温，高选择性 增强因子于是根据化学反应速度可分为：快反应过程气膜控制过程，如NH3H2SO4体系；慢反应过程液膜控制过程，如CO2Na2CO3体系；中速反应过程气液膜控制过程，如Cl2H2O体系。关于关于的计算：的计算：参考化学反应工程教材及专门手册（化学工程手册）。参考化学反应工程教材及专门手册（化学工程手册）。本讲稿第四十页，共四十页