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1、 第八章 吸收技术第一节 吸收的主要任务 一、吸收操作及其在制药生产中的应用分离的对象：气体混合物。吸收是分离气体混合物的单元操作。吸收操作：用适当的液体吸收剂处理气体混合物，利用混合气中各组分在液体溶剂中溶解度的不同而分离气体混合物 分离的依据：混合气中各组分在液体溶剂中溶解度的不同。操作性质：气液相间的传质过程。（单向）吸收尾气 溶剂吸收液混合气吸收质（溶质）可溶组分（A）；吸收剂（溶剂）吸收操作中所用的液体（S）；惰性气（载体）不被吸收的组分（B）1吸收液吸收操作中所得到的溶液（A+S）；尾气吸收操作中所排出的气体（B+S）吸收操作在制药生产中主要用于：1原料气的净化。2回收混合气体中的
2、有用组分。3制备气体的溶液作为产品。4环境保护，综合利用。吸收过程的分类：按有无化学反应：物理吸收和化学吸收 按被吸收组分的多少：单组分吸收和多组分吸收按吸收过程温度变化：等温吸收和非等温吸收按操作压力：常压吸收和加压吸收解吸（脱吸）：从溶液中分离以被吸收的气体溶质的操作。2二、吸收剂的选择实践证明，吸收的好坏与吸收剂用量关系很大，而吸收剂用量又随吸收剂的种类而变。可见，选择吸收剂是吸收操作的重要环节。选择吸收剂时，通常从以下几个方面考虑：1溶解度 2选择性 3挥发度 4腐蚀性5黏性 6化学稳定性，无毒性等第二节 吸收过程的相平衡关系一、吸收中常用的相组成表示法吸收过程特点：吸收前后气相及液相
3、总量发生改变，但惰性气体及吸收剂的总量在吸收前后不变。因此，在吸收计算中，相组成以比质量分数或比摩尔分数表示较为方便。（1）比质量分数1比质量分数与比摩尔分数混合物中某两个组分的质量之比称为比质量分数，用符号表示。3即：kgA/kgB（2）比摩尔分数 混合物中某两个组分的摩尔数之比称为比摩尔分数，用符号（或）表示。即：如果混合物是双组分气体混合物时，上式则用与的关系表示为：kmolA/kmolB kmolA/kmolB（3）比质量分数与比摩尔分数的换算关系式中 、分别为混合物中、组分的千摩尔质量，kg/kmol。在计算比质量分数或比摩尔分数的数值时，通常以在操作中不转移到另一相的组分作为 4
4、组分。在吸收中，组分是指吸收剂或惰性气，组分是指吸收质。2质量浓度与物质的量浓度 质量浓度是指单位体积混合物内所含物质的质量。对于组分,有式中 混合物中组分的质量浓度，/m3；混合物的总体积，m3。物质的量浓度是单位体积混合物内所含物质的量（用千摩尔数表示）。对于气体混合物，在压强不太高、温度不太低的情况下，可视为理想气体，则组分，有=式中 混合物中组分的物质的量浓度，kmol/m3。5二、气液相平衡关系吸收的相平衡关系，是指气液两相达到平衡时，被吸收的组分（吸收质）在两相中的浓 度关系，即吸收质在吸收剂中的平衡溶解度。1气体在液体中的溶解度图8-1气体溶解度曲线平衡状态：在一定压力和温度下，
5、当吸收和解吸速率相等时，气液两相达到平衡。相平衡关系：吸收过程中气液两相达到平衡时，吸收质在气相和液相中的浓度关系平衡时溶质在气相中的分压称为平衡分压，用符号表示；溶质在液相中的浓度称为平衡溶解度，简称溶解度；它们之间的关系称为相平衡关系。从图中可见：在相同的温度和分压条件下，不同的溶质在同一个溶剂中的溶解度不同，6 溶解度很大的气体称为易溶气体，溶解度很小的气体称为难溶气体；同一个物系，在相同温度下，分压越高，则溶解度越大；而分压一定，温度越低，则溶解度越大。这表明较高的分压和较低的温度有利于吸收操作。所以，加压和降温对吸收操作有利。反之，升温和减压则有利于解吸。对于同样浓度的溶液，易溶气体
6、在溶液上方的气相平衡分压小，难溶气体在溶液上方的平衡分压大。2亨利定律（1）亨利定律 在一定温度下，对于稀溶液，在气体总压不高（500kpa）的情况下，吸收质在液相中的浓度与其在气相中的平衡分压成正比：式中 溶质在气相中的平衡分压，kPa；溶质在溶液中的摩尔分数；亨利系数，其单位与压力单位一致。7亨利系数的数值可由实验测得，表8-1列出了某些气体水溶液的亨利系数值。表8-1某些气体水溶液的亨利系数值（E10-6/kPa）气体温度/K273283293303313CO2SO2NH30.07370.001670.0002080.1060.002450.0002400.1440.003550.000
7、2770.1880.004850.0003210.2360.00660-由表8-1中的数值可知：不同的物系在同一个温度下的亨利系数不同；所以亨利系数值愈大，气体愈难溶。在同一溶剂中，难溶气体的值很大，而易溶气体的值很小。当物系一定时，亨利系数随温度升高而增大，温度愈高，溶解度愈小。8（2）亨利定律的其他表达形式 用量浓度表示 若将亨利定律表示成溶质在液相中的量浓度与其在气相中的分压 之间的关系，则可写成如下形式，即：式中 溶解度系数，kmol/(m3Pa)。由实验测定，其值随温度的升高而减小。值的大小反映气体溶解的难易程度，对于易溶气体，值很大；对于难溶气体，值 很小。溶解度系数与亨利系数的关
8、系如下：式中 溶剂的密度，kg/m3；溶剂的千摩尔质量，kg/kmol。9用摩尔分数表示 如果气相中吸收质浓度用摩尔分数 表示,式中称为相平衡常数，它与亨利系数之间的关系为。由上式可以看出，值越大，表明该气体的溶解度越小。用比摩尔分数表示 如果气液两相组成均以比摩尔分数表示时，整理，得 当溶液很稀时，必然很小，上式分母中一项可忽略不计，因此上式可简化为10（3）吸收平衡线 表明吸收过程中气、液相平衡关系的图线称吸收平衡线。在吸收操作中，通常用图来表示。图8-2吸收平衡线（4）相平衡在吸收过程中的应用判断吸收能否进行。由于溶解平衡是吸收进行的极限，所以，在一定温度下，吸收若 能进行，则气相中溶质
9、的实际组成，即 必须大于与液相中溶质含量成平衡时的组成。若出现时，则过程反向进行，为解吸操作。确定吸收推动力。显然，是吸收进行的必要条件，而差值则是吸收过程的推动力，差值越大，吸收速率越大。11 三、吸收机理 1传质的基本方式吸收过程是溶质从气相转移到液相的质量传递过程。由于溶质从气相转移到液相是通过 扩散进行的，因此传质过程也称为扩散过程。扩散的基本方式有两种：分子扩散及涡流扩散，而实际传质操作中多为对流扩散。（1）分子扩散 物质以分子运动的方式通过静止流体的转移，或物质通过层流流体，且 传质方向与流体的流动方向相垂直的转移，导致物质从高浓度处向低浓度处传递，这种传质 方式称为分子扩散。分子
10、扩散只是由于分子热运动的结果，扩散的推动力是浓度差，扩散速 率主要决定于扩散物质和静止流体的温度及某些物理性质。（2）涡流扩散 在湍流主体中，凭借流体质点的湍动和漩涡进行物质传递的现象，称为 涡流扩散。若将一勺砂糖放入杯水之中，用勺搅动，则将甜的更快更均，那便是涡流扩散的 效果了。涡流扩散速率比分子扩散速率大得多，涡流扩散速率主要决定于流体的流动形态。12（3）对流扩散 对流扩散亦称对流传质，对流传质包括湍流主体的涡流扩散和层流内层的分子扩散。2双膜理论双膜理论的模型如图8-3所示，双膜理论的基本要点如下：图8-3双膜理论的假想模型示意图（1）相互接触的气、液两流体间存在着稳定的相界面，界面两
11、侧各有一个很薄的有效层 流膜层。吸收质以分子扩散方式通过此二膜层。13（2）在相界面处，气、液两相达于平衡。（3）在膜层以外的气、液两相中心区，由于流体充分湍动，吸收质的浓度是均匀的，即 两相中心区内浓度梯度为零，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。双膜理论把复杂的相际传质过程大为简化。对于具有固定相界面的系统及速度不高的 两流体间的传质，双膜理论与实际情况是相当符合的。根据这一理论的基本概念所确定的相 际传质速率关系，至今仍是传质设备设计的主要依据，这一理论对于生产实际具有重要的指 导意义。四、吸收速率方程吸收速率即指单位传质面积上单位时间内吸收的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学
12、式即为吸收速率方程式。吸收速率=过程推动力/过程阻力=吸收系数过程推动力 吸收速率用符号表示，其单位为kmol/(s)。14由于吸收的推动力可以用各种不同形式的浓度差来表示，所以，吸收速率方程也有多种形式。1.气膜吸收速率方程式 吸收质从气相主体通过气膜传递到相界面时的吸收速率方程可表示为：或 式中、气相主体和相界面处吸收质的比摩尔分数；气膜吸收系数，kmol/(m2s)。气膜吸收系数的倒数即表示吸收质通过气膜的传递阻力，这个阻力的表达形式是与气膜推动力（）相对应的。152.液膜吸收速率方程式 吸收质从相界面处通过液膜传递进入液相主体的吸收速率方程可表示为：或 式中 、液相主体和相界面处液相中
13、吸收质的比摩尔分数；液膜吸收系数，kmol/(m2s)。液膜吸收系数的倒数 即表示吸收质通过液膜的传递阻力，这个阻力的表达形式是与液膜推动力（）相对应的。3吸收总系数及其相应的吸收速率方程式 为了避开难于测定的界面浓度，可以仿效传热中类似问题的处理方法。研究传热速率时，16可以避开壁面温度而以冷、热两流体温度之差来表示传热的总推动力。对于吸收过程，同样可以采用两相主体浓度的某种差值来表示总推动力而写出吸收速率方程式。吸收速率=总推动力/总阻力=两相主体浓度差/两膜阻力之和 因此，吸收过程的总推动力应该用任何一相主体浓度与其平衡浓度的差值来表示。（1）以（）表示总推动力的吸收速率方程式 或 式中
14、 气相吸收总系数，kmol/(m2s)。上式即为以（）为总推动力的吸收速率方程式。气相吸收总系数的倒数17为两膜的总阻力，此阻力由气膜阻力 与液膜阻力 组成。即：对溶解度大的易溶气体，相平衡常数很小。在和值数量级相近的情况下,必然有，相应很小，可以忽略，则式（8-15）可简化为：或 此时表明易溶气体的液膜阻力很小，吸收的总阻力集中在气膜内。这种情况下气膜阻力 控制着整个吸收过程速率，故称为“气膜控制”。（2）以（）表示总推动力的吸收速率方程式 18 或 式中 液相吸收总系数，kmol/(m2s)。上式即为以（）为总推动力的吸收速率方程式。液相吸收总系数的 倒数为两膜的总阻力，此阻力由气膜阻力与
15、液膜阻力组成。即：对溶解度小的难溶气体，值很大，在和值数量级相近的情况下，必然有，很小，也可以忽略，则上式可简化为：或 19此时表明难溶气体的总阻力集中在液膜内，这种情况下液膜阻力控制整个吸收过程速率，故称为“液膜控制”。对于溶解度适中的气体吸收过程，气膜阻力与液膜阻力均不可忽略。要提高过程速率，必须兼顾气、液两膜阻力的降低。正确判别吸收过程属于气膜控制或液膜控制，将给吸收过程的计算和设备的选型带来方便。由于推动力所涉及的范围不同及浓度的表示方法不同，吸收速率呈现了上述多种形态。所以，各式中吸收系数与推动力的正确搭配及单位的一致性应特别予以注意。第三节 吸收过程的计算 一、吸收塔的物料衡算和操
16、作线方程 1.全塔物料衡算在单组分气体吸收过程中，吸收质在气液两相中的浓度沿着吸收塔高不断的变化，导致气液两相的总量也随塔高而变化。由于通过吸收塔的惰性气量和吸收剂量可认为不变，20因而在进行吸收物料衡算时气、液两相组成用比摩尔分数表示就十分方便。图8-4为稳定操作状态下、单组分吸收逆流接触的填料吸收塔。图中符号如下：通过吸收塔的惰性气体量，kmol/s；通过吸收塔的吸收剂量，kmol/s；、进塔、出塔气体中溶质的比摩尔分数、出塔、进塔溶液中溶质的比摩尔分数。（注意：本章中塔底截面一律以下标“1”代表，塔顶截面 一律以下标“2”代表）对单位时间内进、出吸收塔的溶质量作物料衡算，可得下式：整理，
17、得 21式中 为单位时间内全塔吸收的吸收质的量，单位与 、一致。一般情况下，进塔混合气的组成与流量是吸收任务规定了的，如果吸收剂的组成与流量 已经确定，则、及皆为已知数。又根据吸收操作的分离指标吸收率，可以得知气体出塔时的浓度：式中，表示气相中溶质被吸收的百分率，称为吸收率。2操作线方程与操作线在逆流操作的填料塔内，气体自下而上，其组成由逐渐变至，液体自上而下，其组成由逐渐变至。那么，填料层中各个截面上的气、液浓度与之间的变化关系，需在填料层中的任一截面与塔的任一端面之间作物料衡算。在图8-4所示的塔内任取-截面与塔底（图示虚线范围）作溶质的物料衡算，得：22整理，得 上式称为吸收塔的操作线方
18、程，式中 -截面上气相中溶质的比摩尔分数；-截面上液相中溶质的比摩尔分数。它表明塔内任一截面上的气相组成与液相 组成之间成直线关系，直线的斜率为，且此直线通过（，）及（，）两点。标绘在图8-5中的直线，即为操作线。图8-5逆流吸收的操作线操作线上任何一点，代表着塔内相应截面上的液、气组成，端点代表塔顶稀端，端点 代表塔底浓端。应指出，操作线方程式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、塔的结构型式等无关。23在进行吸收操作时，塔内任一截面上溶质在气相中的实际组成总是高于其平衡组成，所以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的下方，则应进行解吸过程。由图8
19、-5可知吸收塔内任一截面处气液两相间的传质推动力是由操作线和平衡线的相对位置决定的。操作线上任一点的坐标代表塔内某一截面处气、液两相的组成 衡线之间的垂直距离即为该截面上以气相比摩尔分数表示的吸收）；与平衡线之间的水平距离则表示该截面上以液相比摩尔分数（）。状态，该点与平动力（总推表示的吸收总推动力 在操作线上至点范围内，之间垂直距离（或水平距离）的变化情况，可以看出整个吸收过程中推动力的变化。由操作线与平衡线显然，操作线与平衡线之间的距离越远，则传质推动力越大。二、吸收剂消耗量1吸收剂的单位耗用量 24由逆流吸收塔的物料衡算可知 率 ，如图8-6所示。在、已知的情况下，吸收塔操作线的一个端点
20、（、）已经 固定，另一个端点则在的水平线上移动，点的横坐标取决于操作线的斜图8-6吸收塔的最小液气比操作线的斜率称为液气比，是吸收剂与惰性气体摩尔流量的比，即处理含单位千摩尔惰性气的原料气所用的纯吸收剂耗用量大小。液气比对吸收设备尺寸和操作 25费用有直接的影响。当吸收剂用量增大，即操作线的斜率增大，则操作线向远离平衡线方向偏移，如图8-6中AC线所示，此时操作线与平衡线间的距离增大，即各截面上吸收推动力（）增大。若在单位时间内吸收同样数量的溶质时，设备尺寸可以减小，设备费用降低；但是，吸收剂消耗量增加，出塔液体中溶质含量降低，吸收剂再生所需的设备费和操作费均增大。若减少吸收剂用量，减小，操作
21、线向平衡线靠近，传质推动力（）必然减小，所需吸收设备尺寸增大，设备费用增大。当吸收剂用量减小到使操作线的一个端点与平衡线相交，如图8-6中AD线所示，在交点处相遇的气液两相组成已相互平衡，此时传质过程的推动力为零，因而达到此平衡所需的传质面积为无限大（塔为无限高）。这种极限情况下的吸收剂用量称为最小吸收剂用量，用表示，相应的液气比称为最小液气比，用表示。显然，对于一定的吸收任务，吸收剂的用量存在着一个 最低极限，若实际液气比小于最小液气比时，便不能达到设计规定的分离要求。26由以上分析可见，吸收剂用量的大小，从设备费与操作费两方面影响到生产过程的经济效益，应选择一个适宜的液气比，使两项费用之和
22、最小。根据实践经验，一般情况下取操作液气比为最小液气比的1.12.0倍较为适宜。即；必须指出，为了保证填料表面能被液体充分润湿，还应考虑到单位时间每平方米塔截面 上流下的液体量（称为喷淋密度）不得小于某一最低允许值。如果按上式算出的吸收剂 用量不能满足充分润湿填料的起码要求，则应采用更大的液气比。2最小液气比的求法 最小液气比可用图解或计算法求出（1）图解法 一般情况下，平衡线如图8-6（a）所示的曲线，则由图读出与相平衡的 的数值后，用下式计算最小液气比：27最小液气比：（2）计算法 若平衡线为直线并可表示为时，则上式可表示为如果平衡线为图8-6（b）所示的曲线，则应过点作平衡曲线的切线，由
23、图读出点的横坐标的数值，代入式（8-25）计算最小液气比。三、填料塔直径的计算吸收塔的塔径可根据圆形管道直径计算公式确定，即式中 吸收塔的内径，m；28 操作条件下混合气体的体积流量，m3/s；空塔气速，即按空塔截面积计算的混合气速度，m/s。其值约为到 m/s不等，适宜的数值由实验或经验式求得。在吸收过程中，由于吸收质不断进入液相，故混合气量由塔底至塔顶逐渐减小。在计算塔径时，一般应以入塔时气量为依据。四、填料层高度的计算为了达到指定的分离要求，吸收塔必须提供足够的气液两相接触面积。填料塔提供接触面积的元件为填料，因此，塔内的填料装填量或一定直径的塔内填料层高度将直接 影响吸收结果。就基本关
24、系而论，填料层高度等于所需的填料层体积除以塔截。面积塔截面积已由塔径确定，填料层体积则取决于完成规定任务所需的总传质 面积和每m3填料层所能提供的气液有效接触面积。即：29上式总传质面积 应等于塔的吸收负荷 （单位时间内的传质量）与塔内传质速率（单位时间内单位气液接触面积上的传质量）的比值。计算塔的吸收 负荷 要依据物料衡算关系，计算传质速率要依据吸收速率方程式，而吸收速率方程中 的推动力总是实际浓度与某种平衡浓度的差额，因此又要知道相平衡关系。所以，填 料层高度的计算将涉及物料衡算、传质速率与相平衡这三种关系式的应用。填料层高度的确定，可由前述的吸收速率方程式引出，但上述吸收速率方程式中的推
25、动力均表示吸收塔某个截面上的数值。而对整个吸收过程，气液两相的吸收质浓度在 吸收塔内各个截面上都不同，显然各个截面上的吸收推动力也不相同。全塔范围内的吸 收推动力可仿照传热一样用平均推动力表示。前面所述此时为全塔范围内的吸收速率,它的意义为：单位时间内全塔吸收的吸收质的量 与吸收塔提供的传质面积的比值,即30即=填料层高度为的填料塔所提供的传质面积（气液接触面积）为：或 将以上二式分别代入上式并整理，得 总推动力以气相组成表示时的公式为：总推动力以液相组成表示时的公式为：31上二式中单位体积填料层内的有效接触面积a（称为有效比表面积）值不仅与填料的形 状、尺寸及充填状况有关，而且受流体物性及流
26、体状况的影响。a的数值很难直接测定。为了避开难以测得的有效比表面积a，常将它与吸收系数的乘积视为一体，作为一个完 整的物理量来看待，这个乘积称为“体积吸收总系数”。譬如及分别称为气相体积吸收总系数及液相体积吸收总系数，其单位均为kmol/(m3s)。当吸收过程的平衡线为直线或操作范围内平衡线段为直线时，平均推动力取吸收塔顶与吸收塔底推动力的对数平均值。即=32 第四节 填料塔一、填料塔的构造填料塔由塔体、填料、液体分布装置、填料压板，等构成，如图8-7所示。图8-7填料塔的典型结构填料支承装置、液体再分布装置填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布器均匀 喷洒在塔截面上并沿填料表面成膜状流
27、下。当塔较高时，由于液体有向塔壁面偏流的倾向，使液体分布逐渐变得不均匀，因而经过一定高度的填料层需要设置液体再分布器，将液体重新均匀分布到下段填料层的截面上，最后液体经填料支承装置由塔下部排出。气体自塔下部经气体分布装置送入，通过填料支承装置在填料缝隙中的自由空间上升并与下降的液体相接触，最后从塔33上部排出。为了除去排出气体中夹带的少量雾状液滴，在气体出口处常装有除沫器。填料层内气液两相呈逆流接触，填料的润湿表面即为气液两相接触的有效传质面积。二、填料及其特性 1填料特性 填料是具有一定几何形体结构的固体元件。填料的作用是使气液两相的接触面积增大。料塔操作性能的优劣，与所选择的填料密切相关，
28、因此，根据填料特性，合理选择填料显得犹为重要。填料的主要性能可由以下特征参数表示。（1）比表面积 （2）空隙率（3）单位体积内堆积填料的数目（4）填料因子（5）堆积密度 除以上特性外，还要从经济性、适应性等方面去考察各种填料的优劣。尽量选用造价低、坚固耐用、机械强度高、化学稳定性好及耐腐蚀的填料。342常用填料 常用填料分为实体填料和网体填料两大类。实体填料包括环形填料、鞍形填料和波纹填料等；网体填料有鞍形网、网环等。用于制造填料的材料可以用金属，也可以用陶瓷、塑料等非金属材料。金属填料强度高，壁薄，空隙率和比表面积均较大，多用于无腐蚀性物料的分离。陶瓷填料应用的最早，其润湿性能好，但因壁厚，
29、空隙小，阻力大，气液分布不均匀，传质效率低，且易破碎，仅用于高温、强腐蚀场合。塑料填料近年来发展很快，因其价格低廉，质轻耐腐，加工 方便，在工业上应用日趋广泛，但润湿性能差。填料的填充方法可采用散装或整砌两种方式。前者分散随机堆放，后者在塔中成整齐的有规则排列。装散装填料前先在塔内灌满水，然后从人孔或塔顶将填料倒入，边倒边将填料表面扒平，填料装至规定高度后，放净 35塔内的水。装整砌填料，人进入塔内进行排列，直装到规定的高度。早期使用的填料为碎石、焦炭等天然块状物，后来广泛使用瓷环和木栅等人造填料。据文献报道，目 前散装填料中金属环矩鞍形填料综合性能最好，而整砌填料以波纹填料为最优，下 面分别
30、介绍。（1）拉西环 拉西环是最早的一种填料，为外径与高度相等的空心圆柱体，如图8-8（a）图8-8几种填料的外形（a）拉西环；（b）鲍尔环；（c）阶梯环；（d）弧鞍；（e）矩鞍；（f）金属矩鞍36所示，它是具有内外表面的环状实壁填料。拉西环形状简单，制造容易，但当拉西环横卧放置时，内表层不易被液体润湿且气体不能通过，而且彼此容易重叠，使部分 表面互相屏蔽，因而气液有效接触面积降低，流体阻力增大。（2）鲍尔环 鲍尔环填料是在拉西环填料的基础上加以改进而研制的填料，如图8-8（b）所示。其结构是在拉西环的侧壁上开出一排或两排位置交错的窗口，窗口的一边仍与圆环本体相连，其余边向内弯向环的中心以形成舌
31、片，而在环上形成开孔。无论鲍尔环 如何堆积，其气液流通顺畅，气体阻力大大降低，液体有多次聚集、滴落和分散的机会，并且内外表层均可有效利用。此外，使用鲍尔环填料不会产生严重的偏流和沟流现象，因此，即使填料层较高，一般也不需要分段，并无须设置液体再分布装置。（3）阶梯环 阶梯环填料是在鲍尔环填料的基础上加以改进而发展起来的一种新型填 料，如图 8-8（c）所示。其结构与鲍尔环相似，只是长径比略小，其高度通常只有直径的一半，环上也有开孔和内弯的舌片。因阶梯环的一端有向外翻的喇叭口，故散装堆37积过程中环与环之间呈点接触，互相屏蔽的可能性大为减少，使床层均匀且空隙率增大，是目前使用的环形填料中性能最佳
32、的一种。（4）鞍形填料 鞍形填料有弧鞍与矩鞍两种。鞍形填料是敞开型填料，其特点为表面 全部敞开，不分内外，液体在表面两侧均匀流动，流体通道为圆弧形，使流体阻力减小。（5）金属鞍环填料 金属鞍环填料是综合了鲍尔环填料通量大及鞍形填料的液体再分布 性能好的优点而开发出的新型填料，如图 8-8（f）所示。（6）波纹填料 波纹填料是一种整砌结构的新型高效填料，。由许多层波纹薄板或金属图8-9波纹填料的结构网组成，有高度相同但长度不等的若干块波纹薄板 配排列成波纹填料盘（其结构如图8-9所示）。波纹与水平方向成45倾角，相邻盘旋转90后重叠放置，使其波纹倾斜方向互相垂直。每一块波纹填料38盘的直径略小于
33、塔体内径，若干块波纹填料盘叠放于塔内。气液两相在各波纹盘内呈曲折流动以增加湍动速度。三、填料塔的附属设备 1.填料支承板 支承填料的构件称为填料支承板。气体流经支承板的通道截面积不能低于填料层的空隙 率，否则将增大压力降，降低生产能力，其机械强度应足以支承填料的重量。常用的填 料支承板有栅板式式及升气管式。2.液体喷淋器 一般填料塔塔顶都应装设液体喷淋器，以保证从塔顶引入的液体能沿整个塔截面均匀的 分布进入填料层，否则部分填料得不到润湿，将会降低填料层的有效利用率，影响传质 效果。常见的喷淋器有管式喷淋器、莲蓬式喷洒器及盘式分布器。3.液体再分布器 填料塔操作时，因为塔壁面阻力小，液体沿填料层
34、向下流动的过程中有逐渐离开中心向 39塔壁集中的趋势。这样，沿填料层向下距离愈远，填料层中心的润湿程度就愈差，形成了所谓“干锥体”的不正常现象，减小了气、液相有效接触面积。当填料层很高时，克服“干锥体”现象的措施是沿填料层高度每隔一定距离，装设液体再分布器，使 沿塔壁流下的液体再流向填料层中心。常用的液体再分布器有锥形及槽形两种形式。4.气体分布器填料塔的气体进口装置应能防止淋下的液体进入进气管，同时能使气体分布均匀。对于直径500mm以下的小塔，可使进气管伸到塔的中心，管端切成45向下的斜口即可。对于大塔可采用喇叭形扩大口或多孔盘管式分布器。5.排液装置 塔内液体从塔底排出时，应采取措施既能
35、使液体顺利流出，又能保证塔内气体不会从排液管排出。为此可在排液管口安装调节阀门或采用不同的排液阻气液封装置。6.除雾器 若经吸收处理后的气体为下一工序的原料，或吸收剂价昂、毒性较大时，从塔顶排出40的气体应尽量少夹带吸收剂雾沫，需在塔顶安装除雾器，常用的除雾器有折板除雾器、填料除雾器及丝网除雾器。四、填料塔内的流体力学特征图8-10压降与空塔气速关系图填料塔内的流体力学特性包括气体通过填料层的压 降、液泛速度、持液量（操作时单位体积填料层内持有的液体体积）及气液两相流体的分布等。1.气体通过填料层的压降图8-10在双对数坐标系下给出了在不同液体喷淋量 下单位填料层高度的压降与空塔气速的定性关系
36、。图中 最右边的直线为无液体喷淋时的干填料，即喷淋密度L=0时的情形；其余三条线为有液体喷淋到填料表面时的情形，并且从左至右喷淋密度递减，即L3L2L1。由于填料层内的部分空隙被液体占据，使气体流动的通道截面减小，同一气速下，喷淋密度越大，41压降也越大。对于不同的液体喷淋密度，其各线所在位置虽不相同，但其走向是一致的，线上各有两个转折点，即图中、各点，（、）点称为“截点”，(、)点称为“泛点”。这两个转折点将曲线分成三个区域：（1）恒持液量区 这个区域位于点以下，当气速较低时，气液两相几乎没有互相干扰，填料表面的持液量不随气速而变。(2)载液区 此区域位于与点之间，当气速增加到某一数值时，由
37、于上升气流与 下降液体间的摩擦力开始阻碍液体顺畅下流，致使填料层中的持液量开始随气速的的增大而增加，此种现象称为拦液现象。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速。(3)液泛区 此区域位于点以上，当气速继续增大到这一点后，随着填料层内持液量的增加直至充满整个填料层的空隙，使液体由分散相变为连续相，气相则由连续相变为分散相，气体以鼓泡的形式通过液体，气体的压强降骤然增大，液体将被拖住而很难下流，塔内液体迅速积累而达到泛滥，即发生了液泛。此时对应的空塔气速称为泛点气速或液泛气速。42一般认为，泛点为普通填料塔的操作极限，过此点则无法正常操作。要使塔的操作正常及压强降不致过大，气流速度必须低于液泛气
38、速，故经验认为实际气速通常应取在泛点气速的5080%范围内。2持液量持液量小则阻力亦小，但要使操作平稳，则一定的持液量还是必要的。持液量是由静 持液量与动持液量两部分组成的。静持液量指填料层停止接受喷淋液体并经过规定的液滴时间后，仍然滞留在填料层中的液体量。其大小取决于填料的类型、尺寸及液体的性质。动持液量指一定喷淋条件下持于填料层中的液体总量与静持液量之差，表示 可以从填料上滴下的那部分，亦即操作时流动于填料表面之量。其大小不但与前述因素 有关，而且还与喷淋密度有关。总持液量由填料类型、尺寸、液体性质及喷淋密度等所决定，可用经验公式或曲线图估算。第五节 吸收过程运行操作 一、吸收过程的强化途
39、径吸收操作的强化体现为吸收设备单位体积生产能力的提高，即提高吸收速率。43从吸收速率方程式 或 可知，提高 或、或、中任何一个均可强化传质。1.增大吸收系数或 要增大吸收系数，必须设法降低吸收总阻力，而总阻力是气膜阻力和液膜阻力之和。对不同的吸收过程，此二膜阻力对总阻力有不同程度的影响。所以，要降低总阻力，必须有针对性地降低气膜阻力或液膜阻力。易溶气体属于气膜控制，难溶气体属于膜控制。在一定的操作条件下，一般降低吸收阻力的措施是增大流体速度及改进设备应着重考虑增强气相湍动程度，而对液膜控制过程则应着重考虑增强液相湍动是在采用提高流速以增强流体湍动的同时，应注意不要使流体通过吸收设分增大。液程度
40、。但备的压力降过 2.增大吸收推动力或 提高操作压力，降低操作温度对增大推动力有力；选择吸收能力大的吸收剂及增大液气 44比、降低进塔吸收剂中吸收质的浓度等也都能增大吸收推动力。3.增大传质面积 传质面积即为气液相间的接触面积。传质面积的形式有两种方式：一种是使气体以小气泡状分散在液层中，另一种是使液体以液膜或液滴状分散在气流中，实际设备操作中这两种情况不是截然分开的。显然，要增大传质面积，必须设法增大气体或液体的分散度。总之，强化吸收操作过程要权衡得失，综合考虑，得到经济而合理的方案。二、吸收操作要点1.保证吸收剂的质量和用量2.控制好吸收温度 3.控制好吸收塔液位4.吸收塔压强差的控制 5.控制好气体流速45