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1、第五章吸收第一页，本课件共有99页（b）从气体中回收有用的组分例如，用硫酸从煤气中回收氨生成硫胺；用洗油从煤气中回收粗苯等。（c）除去有害组分以净化气体主要包括原料气净化和尾气、废气的净化以保护环境。例如：用水或碱液脱除合成氨原料气中的二氧化碳，燃煤锅炉烟气、冶炼废气等脱SO2等。第二页，本课件共有99页（2）吸收分类）吸收分类第三页，本课件共有99页1.2 吸收剂的选择吸收剂的选择(1)溶解度对溶质组分有较大的溶解度(2)选择性对溶质组分有良好的选择性，即对其它组分基本不吸收或吸收甚微(3)挥发性应不易挥发(4)粘性粘度要低(5)其它无毒、无腐蚀性、不易燃烧、不发泡、价廉易得，并具有化学稳定
2、性等要求。第四页，本课件共有99页1.3 吸收设备与流程吸收设备与流程（1）吸收设备）吸收设备塔设备塔设备板式塔填料塔第五页，本课件共有99页第六页，本课件共有99页（2）吸收流程）吸收流程（a）单一吸收塔流程（b）多塔吸收流程第七页，本课件共有99页（c）吸收剂在吸收塔内再循环流程（d）吸收-解吸流程第八页，本课件共有99页第二节第二节 吸收过程的相平衡关系吸收过程的相平衡关系 2.1 气体在液体中的溶解度气体在液体中的溶解度（1）相平衡相平衡：在一定的温度和压强下，使混合气体与一定量的吸收剂相接触，溶质便向液相转移，直至液相中溶质达到饱和浓度为止，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡。
3、（2）饱和分压饱和分压：平衡状态下气相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压。（3）饱和浓度（溶解度）饱和浓度（溶解度）：液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度，也即气体在液体中的溶解度。溶解度表明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度，习惯上用单位质量（或体积）的液体中所含溶质的质量来表示。第九页，本课件共有99页(4)溶解度曲线溶解度曲线：气液相平衡关系用二维坐标绘成的关系曲线称为溶解度曲线。气体的溶解度通过实验测定。图2-2图2-3及图2-4分别示出常压下氨、二氧化硫和氧在水中的溶解度与其在气相的分压之间的关系（以温度为参数）。第十页，本课件共有99页第十一页，本课件共有99页图中的关系线称为
4、溶解度曲线。由图可看出：(1)在同一溶剂（水）中，不同气体的溶解度有很大差异。例如，当温度为20、气相中溶质分压为20kPa时，每1000kg水中所能溶解的氨、二氧化硫和氧的质量分别为170kg、22kg和0.009kg。这表明氨易溶于水，氧难溶于水，而二氧化硫居中。(2)同一溶质在相同的温度下，随着气体分压的提高，在液相中的溶解度加大。例如在10时，当氨在气相中的分压分别为40kPa和100kPa时，每1000kg水中溶解氧的质量分别为395kg和680kg。第十二页，本课件共有99页(3)同一溶质在相同的气相分压下，溶解度随温度降低而加大。例如，当氨的分压为60kPa时，温度从40降至10
5、，每1000kg水中溶解的氨从220kg增加至515kg。由溶解度曲线所显示的共同规律可知：加压和降温可以提高气体的溶解度，对吸收操作有利；反之，升温和减压对脱吸操作有利。第十三页，本课件共有99页(1)亨利定律亨利定律描述互成平衡的气、液两相间组成的关系。当总压不高时，在恒定温度下，稀溶液上方的气体溶质平衡分压与其在液相中摩尔分率成正比。由于组成有多种表示方法，所以亨利定律有多种表达式。2.2 亨利定律亨利定律第十四页，本课件共有99页(2)亨利定律表达式亨利定律表达式(a)以以p及及x表示的平衡关系表示的平衡关系当液相组成用物质的量的分数（摩尔分数）表示时，则稀溶液上方气体中溶质的分压与其
6、在液相中物质的量的分数（摩尔分数）之间存在如下关系，即：p*Ex式中p*溶质在气相中的平衡分压，kPa；x溶质在液相中物质的量分数；E亨利系数，单位与压强单位一致。其数值随物系特性及温度而变。第十五页，本课件共有99页(b)以以p及及c表示的平衡关系表示的平衡关系若用物质的量浓度c表示溶质在液相中的组成，则亨利定律可写成如下形式，即：式中c单位体积溶液中溶质的物质的量H溶解度系数溶解度系数的数值随物系而变，同时也是温度的函数。对一定的溶质和溶剂，H值随温度升高而减小。易溶气体有很大的H值，难溶气体的H值很小。对于稀溶液，H值可由下式近似估算，即：式中，溶液的密度，kgm3；Ms溶剂的摩尔质量
7、第十六页，本课件共有99页(c)以以y与与x表示平衡关系表示平衡关系若溶质在气相与液相中的组成分别用物质的量的分数y与x表示，亨利定律又可写成如下形式：y*mx式中，y与液相成平衡的气相中溶质物质的量的分数；m相平衡常数，又称为分配系数，无因次上式可由（a）式中两边除以系统的总压P得到，即：令第十七页，本课件共有99页（d）以）以X及及Y表示平衡关系表示平衡关系在吸收计算中，为方便起见，常采用物质的量之比Y与X分别表示气、液两相的组成。物质的量之比定义为：X=液相中溶质的物质的量液相中溶剂的物质的量Y=气相中溶质的物质的量气相中惰性组分物质的量 由上两式可得：当溶液很稀时，（c）式又可近似表示
8、为：Y*mX上式表明，当液相中溶质含量足够低时，平衡关系在X-Y坐标图中也可近似的表示成一条通过原点的直线，其斜率为m。第十八页，本课件共有99页亨利定律的各种表达式既可由液相组成计算平衡的气相组成，也可反过来根据气相组成来计算平衡的液相组成，因此，前述的亨利定律各种表达式可分别改写如下：x*p/Ec*H/px*=y/mX*=Y/m 第十九页，本课件共有99页2.3 相平衡关系在吸收操作中的应用相平衡关系在吸收操作中的应用（1）选择吸收剂和确定适宜的操作条件）选择吸收剂和确定适宜的操作条件性能优良的吸收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值降低
9、，有利于吸收操作。（2）判断过程进行方向）判断过程进行方向根据气、液两相的实际组成与相应条件下平衡组成的比较，可判断过程进行的方向。若气相的实际组成Y大于与液相呈平衡关系的组成Y*（mX），则为吸收过程；反之，若Y*Y，则为脱吸过程：Y=Y*，系统处于相际平衡状态。第二十页，本课件共有99页（3）计算过程推动力）计算过程推动力气相或液相的实际组成与相应条件下的平衡组成的差值表示传质的推动力。对于吸收过程，传质的推动力为Y-Y*或X*-X；脱吸过程的推动力则表示为Y*-Y或X-X*。（4）确定过程进行的极限）确定过程进行的极限平衡状态即到过程进行的极限。对于逆流操作的吸收塔，无论吸收塔有多高，吸
10、收利用量有多大，吸收尾气中溶质组成Y2的最低极限是与入塔吸收剂组成呈平衡，即mX2；吸收液的最大组成X1不可能高于入塔气相组成Y1呈平衡的液相组成，即不高于Y1/m（X*）。总之，相平衡限定了被净化气体离开吸收塔的最低组成和吸收液离开塔时的最高组成。第二十一页，本课件共有99页相平衡关系在吸收操作中的应用在YX坐标图上表达更为清晰，如图2-5。气相组成在平衡线上方（点A1），进行吸收过程；气相组成在平衡线下方（点A2），则为脱吸操作。吸收过程的推动力为Y1Y*或X1*Xc，脱吸的推动力为Y*Y或XcXc*。吸收液的最高组成为X1*；尾气的最低组成为Y2*。第二十二页，本课件共有99页第三节第三
11、节 吸收过程机理吸收过程机理 3.1 单相传质单相传质当不平衡的气液两相接触时，若yy*，则溶质从气相向液相传递，为吸收过程，该过程包括以下三个步骤：（1）溶质（吸附质）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）溶质自气液相界面向液相主体传递，即在单一相（液相）内传递物质。从传质角度考虑，上述三个步骤可以概括为吸附质（溶质）在单相中扩散和相际间扩散。不论溶质在气相或液相，它在单一相里的传递有两种基本形式，一是分子扩散，二是对流传质（涡流扩散）。第二十三页，本课件共有99页（1）分子扩散）分子扩散在静止或
12、滞流流体内部，若某一组分存在浓度差，则因分子无规则的热运动使该组分由浓度较高处传递至浓度较低处，这种现象称为分子扩散。分子扩散现象分子扩散现象：如图所示的容器中，用一块隔板将容器分为左右两室，两室分别盛有温度及压强相同的A、B两种气体。当抽出中间的隔板后，分子A借分子运动由高浓度的左室向低浓度的右室扩散，同理气体B由高浓度的右室向低浓度的左室扩散，扩散过程进行到整个容器里A、B两组分浓度均匀为止。图两种气体相互扩散第二十四页，本课件共有99页菲克（菲克（Fick）定律）定律：由两组分A和B组成的混合物，在恒定温度、总压条件下，若组分A只沿z方向扩散，浓度梯度为：则任一点处组分A的扩散通量与该处
13、A的浓度梯度成正比，此定律称为菲克定律，数学表达式为：，式中JA为组分A在扩散方向z上的扩散通量（扩散速率），kmol/（m2s）；为组分A在扩散方向z上的浓度梯度，kmol/m4；DAB为组分A在组分B中的扩散系数，m2/s。第二十五页，本课件共有99页式中负号表示扩散方向与浓度梯度方向相反，扩散沿着浓度降低的方向进行。扩散系数是物质的物性常数之一，它表明物质在均匀介质中的扩散能力，并且随介质的种类、温度、压力和浓度的不同而异。第二十六页，本课件共有99页（2）涡流扩散涡流扩散流体作湍流运动时，由于质点的无规则运动，相互碰撞和混合，若存在浓度梯度的情况下，组分会从高浓度向低浓度方向传递，这种
14、现象称为涡流扩散。因质点运动无规则，所以涡流扩散速率很难从理论上确定，通常采用描述分子扩散的菲克定律形式表示，即：式中JA涡流扩散速率，kmol/(m2s)；De涡流扩散系数，m2/s。第二十七页，本课件共有99页涡流扩散系数与分子扩散系数不同，De不是物性常数，其值与流体流动状态及所处的位置有关，De的数值很难通过实验准确测定。在湍流流体中，分子扩散与涡流扩散同时发挥着传递作用，但是在湍流主体中质点传递的规模和速度远远大于单个分子，因此涡流扩散的效果占主要地位。其扩散通量表示为：第二十八页，本课件共有99页3.2 双膜理论双膜理论 对于吸收过程中的第二步骤，即两相间传质的内在规律的分析，目前
15、应用最为广泛采用刘易斯（Lewis）和惠特曼（Whitman）于1923年提出的“双膜理论”。双膜理论示意图第二十九页，本课件共有99页（1）双膜理论）双膜理论（a）相互接触的气液两相存在一个稳定的相界面，界面两侧分别存在着稳定的气膜和液膜。膜内流体流动状态为层流，溶质A以分子扩散方式通过气膜和液膜，由气相主体传递到液相主体。（b）相界面处，气液两相达到相平衡，界面处无扩散阻力。（c）在气膜和液膜以外的气液主体中，由于流体的充分湍动，溶质A的浓度均匀，溶质主要以涡流扩散的形式传质。第三十页，本课件共有99页（2）双膜理论的意义及其局限性）双膜理论的意义及其局限性双膜理论的意义在于，它将复杂的相
16、际传质过程简化为溶质通过两个有效膜的分子扩散过程。双膜理论对于具有固定相界面的系统（如湿壁塔）及速度不高的两流体间的传质，与实际情况是相当吻合的。根据这一理论所建立的相际传质速率关系，至今仍是传质设备设计的主要依据。但是对于具有自由相界面的系统（如填料塔中的两相界面），尤其是高度湍动的两流体间的传质，双膜理论表现出它的局限性。针对双膜理论的局限性，后来相继提出了一些新的理论或模型，如溶质渗透理论、表面更新理论、膜渗透理论等，他们的共同特点是放弃定态扩散的观点，建立非定态的“表面更新“模型。这些新的理论目前仍不能作为传质设备设计的依据。后面关于吸收速率的讨论，仍以双膜理论为基础。（3）气膜和液膜
17、中的分子扩散速率）气膜和液膜中的分子扩散速率 （见教材135136页）第三十一页，本课件共有99页第四节第四节 传质速率方程传质速率方程 传质速率传质速率：单位时间、单位传质面积上传递的溶质量，用NA表示。传质速率传质速率传质推动力/传质阻力=传质系数传质推动力4.1 吸收速率方程吸收速率方程（1）气相传质速率方程（气相主体到界面）（2）液相传质速率方程（界面到液相主体）第三十二页，本课件共有99页（3）总传质速率方程（气相主体到液相主体）（a）定态传质：NA=Const；（b）应用亨利定律或平衡关系，分别找出有关的平衡浓度；（c）定态的串联传质过程，符合加合性原理。应用上述（a）、（b）、（
18、c）可导出：以气相组成表示总推动力的吸收速率方程以气相组成表示总推动力的吸收速率方程式中，：气相传质分阻力，相应于推动力：液相传质分阻力，相应于推动力：总传质阻力，相应于总推动力：总传质系数，相应于总推动力 第三十三页，本课件共有99页 以液相以液相组组成表示成表示总总推推动动力的吸收速率方程力的吸收速率方程式中气相传质分阻力，相应于推动力，液相传质分阻力，相应于推动力总传质分阻力，相应于总推动力总传质系数，相应于总推动力第三十四页，本课件共有99页4.2 传质速率方程其它表示形式传质速率方程其它表示形式（1）速率方程（2）总传质阻力（3）相互关系 第三十五页，本课件共有99页4.3 气膜控制
19、和液膜控制气膜控制和液膜控制(1)气膜控制气膜控制根据传质总阻力式，当：则：此时，总传质阻力主要集中于气相，称为气膜控制气膜控制。其条件是：A在S中的溶解度很大，即平衡线斜率m很小。第三十六页，本课件共有99页（2）液膜控制）液膜控制 根据传质总阻力式，当：则：此时，总传质阻力主要集中于液相，称为液膜控制。其条件是：A在S中的溶解度很小，即平衡线斜率m很大。第三十七页，本课件共有99页(a)传质推动力和传质阻力在各传质步骤的分配情况与传热过程类似，但传质过程中，气、液平衡关系对各步骤的推动力和阻力的分配有较大的影响。(b)气膜控制过程，增加气相流率，可提高气相传质分系数，降低气相传质阻力，从而
20、有效地加快吸收过程。而增加液相流率，可提高液相传质分系数，但对传质速率影响不大。这就是说，吸收操作中若发现总传质系数主要受气相流率的影响，过程必为气膜控制，主要传质阻力必在气相。液膜控制过程，情况与上述相反。(c)若气相传质阻力与液相传质阻力的数量级相当，既非气膜控制也非液膜控制，此时提高传质速率，应分别增加两相流率。适当地改变操作条件，可使气膜控制与液膜控制相互转化。（3）说明）说明第三十八页，本课件共有99页第五节第五节 填料吸收塔的计算填料吸收塔的计算 逆流吸收的物料衡算5.1 吸收塔中的物料衡算与操作吸收塔中的物料衡算与操作线线方程方程如右图，V惰性气体的摩尔流量mol/sL溶剂的摩尔
21、流量mol/sY1、X1塔底气液两相中吸收质的物质的量比Y2、X2塔顶气液两相中吸收质的物质的量比Y、X塔内任意截面吸收质的物质的量比从塔内任意截面到塔底对吸收质作物料衡算：LX+VY1=LX1+VYV(Y1-Y)=L(X1-X)第三十九页，本课件共有99页或该式称为吸收操作线方程，表示吸收过程中，塔内任意截面Y与X间的关系。若对整个塔作物料衡算，则有：第四十页，本课件共有99页如右图，吸收过程的操作线是经过点（X1,Y1）和点（X2,Y2）的一条直线，其斜率为L/V，操作线上的任一点表示在塔内任一截面上气液相组成的关系。生产中常以气相被吸收的吸收质的量与气相中原有吸收质的量之比，衡量吸收效果
22、和确定吸收任务，称为吸收率。第四十一页，本课件共有99页 吸收操作处理气量V，进出塔气体组成Y1、Y2，以及吸收剂进塔组成X2通常是由生产工艺确定的，而吸收剂用量和塔底溶液浓度是可以变动的，为了完成工艺要求的任务，需计算吸收剂的用量。5.2 吸收吸收剂剂用量的用量的计计算算（1）液气比）液气比 由全塔物料衡算式 可知吸收剂出塔浓度X1与吸收剂用量L是相互制约的。第四十二页，本课件共有99页 选取的L/V，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/V，吸收剂用量，吸收剂出塔浓度X1，循环和再生费用；若L/V，吸收剂出塔浓度X1，塔内传质推动力，完成相同任务所
23、需塔高，设备费用。要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷量L/V的减小是有限的。第四十三页，本课件共有99页当L/V下降到某一值时，操作线将与平衡线相交或者相切，此时对应的L/V称为最小液气比，用表示。第四十四页，本课件共有99页在最小液气比下操作时，在塔的某截面上（塔底或塔内）气、液两相达平衡，传质推动力为零，完成规定传质任务所需的塔高为无穷大。对一定高度的塔而言，在最小液气比下操作则不能达到分离要求。实际液气比应在大于最小液气比的基础上，兼顾设备费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。根据生产实践经验，一般取 第四十五页，本课件共有99页（2）最小液气比）最小液气比 由图4
24、-10可知，若体系服从亨利定律，故有 吸收剂最小用量 或第四十六页，本课件共有99页（3）填料塔塔径的计算）填料塔塔径的计算（4）填料层高度的计算）填料层高度的计算 设填料层高度为H米，空塔截面积为Sm2，填料的有效比表面积为m2/m3，则填料层高度计算式：或 第四十七页，本课件共有99页（5）传质单元高度和传质单元数）传质单元高度和传质单元数 和分别称气相传质单元数和液相传质单元数，用NOG和NOL表示。和分别称气相传质单元高度和液相传质单元高度，用HOG和HOL表示。H=HOGNOGH=HOLNOL第四十八页，本课件共有99页传质单元 传质单元是传质过程中的一个重要概念，其意义可从表达式理
25、解：当吸收塔两截面间吸收质的浓度变化等于这范围内吸收的推动力，这样一个区域称为传质单元，整个填料层有这些单元所组成。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，反映了物系的分离任务难易程度，NOG越大表明吸收剂性能差，或分离要求高。第四十九页，本课件共有99页例题，用水吸收含二氧化硫的气体：塔底进口的气体含二氧化硫为Y=0.111，塔顶出口残气含二氧化硫0.0101。解：全塔中二氧化硫的浓度变化Y=0.1009。若塔中吸收过程的平均推动力（Y-Y*）=0.025，则一个能使气体吸收质浓度变化0.025的区域称为一个传质单元。全塔需要的传质单元数为0.1009/0.0254.0，全
26、塔需要4个这样的区域叠加。第五十页，本课件共有99页传质单元高度 在填料比表面和塔径一定的条件下，与一个传质单元所需的传质面积相当的填料层高度。完成一个传质单元所需填料层高度，反映设备效能的高低。由 可以看出，H与KY成反比，即KY越大，传质过程越容易进行，传质单元高度越小。第五十一页，本课件共有99页(6)传质单元数的计算 一般方法：数值法图解积分、数值积分、曲线拟合积分特殊情况：对数平均推动力法、吸收因子（数）法1、图解积分法：基本原理：求定积分 的值。（对于没有解析解或离散数据），通常采用作图或离散方程数值积分法。y=S阴影部分数值积分应用较多的有：矩形法、梯形法和辛普生法第五十二页，本
27、课件共有99页下面以nG为例介绍图解积分法：以Y对作图，在Y1至Y2范围内，nG等于曲线下面积。具体步骤a、以YX坐标作出平衡线b、在相图上作出操作线，可用两点法，即（X1，Y1）和（X2，Y2），也可用液气比为斜率和点（X1，Y1）确定直线第五十三页，本课件共有99页c、在Y1Y2的范围内，设不同的Y值，从平衡线上找出对应的Y*，并求出相应（Y*）的值；d、以Y为横坐标，以为纵坐标作图，在Y1Y2的范围内曲线下的面积值等于传质单元数nG。也可用数值积分法求得结果。同理可求得第五十四页，本课件共有99页例题5-5 已知20和常压下二氧化硫在水中的溶解度为：试作出YX相图。解：本题的实质是作气液
28、相平衡曲线。本题条件给出的是液相中溶解度和气相中分压，需要转化为摩尔比。液相中溶解度转化为摩尔比的公式为：第五十五页，本课件共有99页气相中分压，转化为摩尔比的公式为：以第一组数据为例：对气相：对液相：第五十六页，本课件共有99页根据两个转换公式可求得其它结果如下：作图如下：拟合曲线为：Y*=2285X2+23.6X-0.00173第五十七页，本课件共有99页例题5-6 硫铁矿焙烧炉所得气体的组成为y(SO2)=0.09，y(O2)=0.09，y(N2)=0.82。用清水在20和常压下吸收，处理的气量为1m3s-1，要求二氧化硫的回收率为95%，吸收用液气比为最小液气比的120%。试在YX图中
29、作出操作线，并求出吸收所得溶液浓度和吸收用水量。解：求出塔底和塔顶两相组成（摩尔比）：第五十八页，本课件共有99页求最小液气比由上图查得：X1*=0.00318第五十九页，本课件共有99页求X1 通过两点在相图中作出操作线操作线方程为：Y=0.099+35.52(X-0.00265)=0.00487+35.52X第六十页，本课件共有99页吸收用水量惰性气体摩尔流量：二氧化硫被吸收的量：实际用水量：第六十一页，本课件共有99页例题5-7 按上题所给条件，试求以气相推动力表示的传质单元数。解：根据计算式 ，要求的结果先须得到 计算先查图得到Y*，在计算 值结果列于下表第六十二页，本课件共有99页以
30、Y为横坐标，以为纵坐标作图，在Y1Y2的范围内曲线下的面积值等于传质单元数nG。也可用数值积分法求得结果。作图以Y为横坐标，为纵坐标作图如下第六十三页，本课件共有99页数值积分法：i矩形积分法NOG=6.70ii梯形积分法NOG=6.21曲线拟合积分用3次多项式拟合方程为用7次多项式拟合方程积分得到NOG=6.13第六十四页，本课件共有99页2、平均推动力法适用范围：当平衡线为直线时，即相平衡关系可表示为传质推动力采用对数平均值，表达式为：a、以气相推动力表示：第六十五页，本课件共有99页b、以液相推动力表示吸收过程传质推动力的求取类似传热过程推动力温差的求取第六十六页，本课件共有99页例题5
31、-8 发酵生产酒精时所排出的气体中含乙醇为y=0.01，其余为二氧化碳、氮气、氧气等惰性气体。在常压和40下，用回收水吸收气体中的乙醇，回收水中含乙醇x=0.0001。要求乙醇回收率达90%。水的用量为最小液气比的1.4倍。企业平衡关系可近似的用Y=1.068X表示。试求吸收所需的传质单元数。解：已知条件：y1=0.01，x2=0.0001,收率=90%L/V=1.4(L/V)min，平衡曲线为Y=1.068X求取进出口气液组成及平衡浓度第六十七页，本课件共有99页求Y1*最小液气比第六十八页，本课件共有99页实际液气比求传质单元数第六十九页，本课件共有99页3、吸收因子法、吸收因子法 气液平
32、衡关系服从亨利定律，即相平衡关系可表示为，将其代入传质单元数定义式得到由逆流吸收过程的操作线方程有：第七十页，本课件共有99页代入上式得：第七十一页，本课件共有99页A 称为吸收因子（数）S 称为解吸因子（数）第七十二页，本课件共有99页第六节第六节 填料塔填料塔 6.1 填料塔的结构及填料特性填料塔的结构及填料特性填料塔结构简图见右图。（1）填料塔结构及作用）填料塔结构及作用（a）填料层：提供气液接触的场所（b）液体分布器：均匀分布液体，以避免发生沟流现象（c）液体再分布器：避免壁流现象发生（d）支撑板：支撑填料层，使气体均匀分布（e）除沫器：防止塔顶气体出口处夹带液体第七十三页，本课件共有
33、99页（2）填料作用及特性）填料作用及特性（a)填料作用提供气液接触面；强化气体湍动，降低气相传质阻力；更新液膜表面，降低液相传质阻力（b）填料特性比表面积a：单位堆积体积所具有的表面积，m2/m3、1/m第七十四页，本课件共有99页空隙率：单位体积填料中所具有的空隙体积m3/m3堆积密度P：单位体积填料所具有的质量，kg/m3第七十五页，本课件共有99页（c）常用填料）常用填料 环形（拉西环、鲍尔环、阶梯环）鞍形（矩鞍形、弧鞍形）波纹形（板波纹、网状波纹）形状 材料：陶瓷、金属、塑料堆放：整砌、乱堆 第七十六页，本课件共有99页拉西环拉西环鲍尔环鲍尔环第七十七页，本课件共有99页阶梯环阶梯环
34、 环环第七十八页，本课件共有99页 板波纹板波纹丝网波纹丝网波纹第七十九页，本课件共有99页鞍形环鞍形环第八十页，本课件共有99页6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能 填料塔的流体力学性能主要包括填料层的持液量、填料层的压降、液泛、填料表面的润湿及返混等。1.1.填料层的持液量填料层的持液量 填料层的持液量是指在一定操作条件下，在单位体积填料层内所积存的液体体积，以(m3液体)/(m3填料)表示。持液量可分为静持液量Hs、动持液量Ho和总持液量Ht。静持液量是指当填料被充分润湿后，停止气液两相进料，并经排液至无滴液流出时存留于填料层中的液体量，其取决于填料和流体的特性，与气液负荷无
35、关。第八十一页，本课件共有99页 动持液量是指填料塔停止气液两相进料时流出的液体量，它与填料、液体特性及气液负荷有关。总持液量是指在一定操作条件下存留于填料层中的液体总量。显然，总持液量为静持液量和动持液量之和，即 填料层的持液量可由实验测出，也可由经验公式计算。一般来说，适当的持液量对填料塔操作的稳定性和传质是有益的，但持液量过大，将减少填料层的空隙和气相流通截面，使压降增大，处理能力下降。6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能第八十二页，本课件共有99页 2.填料层的压降 在逆流操作的填料塔中，从塔顶喷淋下来的液体，依靠重力在填料表面成膜状向下流动，上升气体与下降液膜的摩擦阻力形
36、成了填料层的压降。填料层压降与液体喷淋量及气速有关，在一定的气速下，液体喷淋量越大，压降越大；在一定的液体喷淋量下，气速越大，压降也越大。将不同液体喷淋量下的单位填料层的压降DP/Z与空塔气速u的关系标绘在对数坐标纸上，可得到如图所示的曲线簇。6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能第八十三页，本课件共有99页6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能 在图中，直线0表示无液体喷淋（L=0）时，干填料P/Zu关系，称为干填料压降线。曲线1、2、3表示不同液体喷淋量下，填料层的P/Zu关系，称为填料操作压降线。从图中可看出，在一定的喷淋量下，压降随空塔气速的变化曲线大致可分为三段：
37、当气速低于A点时，气体流动对液膜的曳力很小，液体流动不受气流的影响，填料表面上覆盖的液膜厚度基本不变，因而填料层的持液量不变，该区域称为恒持液量区。此时P/Zu为一直线，位于干填料压降线的左侧，且基本上与干填料压降线平行。当气速超过A点时，气体对液膜的曳力较大，对液膜流动产生阻滞作用，使液膜增厚，填料层的持液量随气速的增加而增大，此现象称为拦液。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速，曲线上的转折点A，称为载点。第八十四页，本课件共有99页6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能 若气速继续增大，到达图中B点时，由于液体不能顺利向下流动，使填料层的持液量不断增大，填料层内几乎充满液体
38、。气速增加很小便会引起压降的剧增，此现象称为液泛，开始发生液泛现象时的气速称为泛点气速，以uF表示，曲线上的点B，称为泛点。从载点到泛点的区域称为载液区，泛点以上的区域称为液泛区。应予指出，在同样的气液负荷下，不同填料的P/Zu关系曲线有所差异，但其基本形状相近。对于某些填料，载点与泛点并不明显，故上述三个区域间无截然的界限。第八十五页，本课件共有99页6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能 3.液泛 在泛点气速下，持液量的增多使液相由分散相变为连续相，而气相则由连续相变为分散相，此时气体呈气泡形式通过液层，气流出现脉动，液体被大量带出塔顶，塔的操作极不稳定，甚至会被破坏，此种情况称
39、为淹塔或液泛。影响液泛的因素很多，如填料的特性、流体的物性及操作的液气比等。填料特性的影响集中体现在填料因子上。填料因子F值越小，越不易发生液泛现象。流体物性的影响体现在气体密度rV、液体的密度rL和粘度mL上。气体密度越小，液体的密度越大、粘度越小，则泛点气速越大。操作的液气比愈大，则在一定气速下液体喷淋量愈大，填料层的持液量增加而空隙率减小，故泛点气速愈小。第八十六页，本课件共有99页6.2 填料塔的流体力学性能填料塔的流体力学性能 4.液体喷淋密度和填料表面的润湿 填料塔中气液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决
40、于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。液体喷淋密度是指单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积，以U表示，单位为m3/（m2h）。为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示。第八十七页，本课件共有99页恒定喷淋量下：气速较低，填料表面液膜厚(液固间摩擦力和LS)，与u几乎无关；但比无喷淋量时阻力要大。气速增至一定值后，气液间阻力不容忽视，液膜加厚出现拦液现象，载液线斜率2；但载点难测。再增大气速至液体不能顺利下流，此时填料层中的持液量增加迅速，往往可以看到填料层的某个高度上出现“积液层”。若此时不增加气速，积液层仍在扩大，则会达
41、到“液泛”。此段斜率可以10。实验时注意：寻找u液泛,min；达液泛时速记录，速降气速。第八十八页，本课件共有99页6.3 填料塔附件填料塔附件填料塔的附件主要有填料支承装置、气液体分布装置、液体再分布装置和除沫装置等。合理选择和设计填料塔的附件，对于保证塔的正常操作及良好性能十分重要。（1）填料支承装置支承装置是用来支承塔内填料及其所持有的液体重量，并使气液顺利通过的附件，故要有足够的机械强度和自由截面积。第八十九页，本课件共有99页常见的支承装置有以下两种。（a）栅板式支承装置它由竖立的扁钢条组成，为防止填料从栅板条间空隙漏下，在装填料时，先在栅板上铺上一层孔眼小于填料直径的粗金属丝网，或
42、整砌一层大直径的带隔板的环形填料。第九十页，本课件共有99页（b）升气管式支承装置如图所示，在开孔板上装有一定数量的升气管，气体由升气管上升，而液体则通过板上的小孔流下，即气、液分道而行，特别适合于高空隙率填料的支撑。第九十一页，本课件共有99页（2）液体分布装置液体在填料塔内分布均匀，可以增大填料的润湿表面积，以提高分离效果。因此，液体的初始分布十分重要。常用的液体分布装置有莲蓬式、盘式、齿槽式及多孔环管式分布器等。（a）莲蓬式喷淋器液体经半球形喷头的小孔喷出，这种喷淋器结构简单，但只适用于直径小于600mm的塔中，且小孔容易堵塞。（b）盘式分布器指液体加至分布盘上，经筛孔或溢流短管流下。盘
43、式分布器常用于直径较大的塔中，基本可保证液体分布均匀，但其制造比较麻烦。第九十二页，本课件共有99页第九十三页，本课件共有99页（c）齿槽式分布器液体先经过主干齿槽向其下层各条形齿槽作第一级分布，然后再向填料层上面分布。这种分布器自由截面积大，不易堵塞，多用于直径较大的填料塔。第九十四页，本课件共有99页（d）多孔环管式分布器如图所示，由多孔圆形盘管、联接管及中央进料管组成，这种分布器气体阻力小，特别适用于液量小而气量大的填料吸收塔。第九十五页，本课件共有99页（e）弹溅式液体分布器 第九十六页，本课件共有99页（3）液体再分布装置液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向壁流的倾向。为将流到塔壁处
44、的液体重新汇集后均匀喷洒，可在填料层内每隔一定高度设置液体再分布装置。再分布器的型式很多，常用的为截锥形再分布器，它适用于直径0.8m以下的塔，还有盘式再分布器，如图所示。第九十七页，本课件共有99页（4）除沫器除沫装置安装在液体分布器的上方，用以除去出口气流中的液滴。常用的除沫装置有折流板除沫器、旋流板除沫器及丝网除沫器等。除此之外，填料层顶部常需设置填料压板(如下图所示)或挡网，以避免操作中因气速波动而使填料被冲动及损坏。第九十八页，本课件共有99页（5）气体分布装置填料塔气体进口的构形，应考虑防止液体倒灌外，更重要的是有利于气体均匀地进人填料层。对于小塔最常见的方式是将进气管伸入塔截面中心位置，管端作成向下倾斜的切口或向下弯的喇叭口；对于大塔，应采取其它更有效的措施,如下图所示的管式分布装置。第九十九页，本课件共有99页