化工原理 电子教案 第六章 气体吸收deai.docx

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1、9.吸收收9.1概概述利用不同同组分在在溶剂中中溶解度度的差异异，分离离气体混混合物的的过程，称称为吸收收；能被溶解解的组分分溶质质；不能被被溶解的的组分惰性性组分（载载体）；所用溶剂剂吸收收剂。吸吸收液。一工业业生产中中的吸收收过程1工业业上的应应用（1）原原料气的的净化：如煤气气中的HH2S除去。（2）有有用组分分的回收收：如合合成氨厂厂的放空空气中用用水回收收氨。（3）某某些产品品的制取取：将气气体中需需要的成成份以指指定的溶溶剂吸收收出来，成成为液态态的产品品或半成成品，如如：从含含HC气气体中盐盐酸(4) 废废气的治治理：如如含SOO2，NO，NO2等废气气中，要要除去这这些有害害成

2、份。2吸收收的分类类(1) 按性质质划分物理吸收收：溶质质不发生生明显的的化学反反应，如如水吸收收CO2，SO2等。化学吸收收：溶质质与溶剂剂或溶液液中其它它物质进进行化学学反应。（如如用NaaOH吸吸收 CCO2）(2) 温度是是否变化化等温吸收收：当溶溶剂用量量很大，温温升不明明显时非等温吸吸收：(3) 被吸收收组分数数目分单组分吸吸收：只只吸收一一种组分分多组分吸吸收二吸收收过程的的极限及及方向极限：气气液两相相呈平衡衡状态；方向或推推动力：一相浓浓度与同同另一相相浓度呈呈平衡的的该相浓浓度之差差；比如：溶溶质在气气相中的的分压为为，液相相中溶质质浓度为为，与呈平平衡的气气相分压压为，则

3、则推动力力为（）。三吸收收的流程程流程说明明：1 气液流向向：逆流（推推动力大大）2 多塔吸收收：单塔塔所需太太高时，可可分解成成几个塔塔串联使使用。3 加压吸收收：提高高总压，可可以提高高传质推推动力，同同时提高高溶解度度，有利利于吸收收。4 脱吸（解解吸）过过程：吸吸收的逆逆过程。原料气（）尾气（少量）溶剂吸收塔解吸塔油水分离器油（）水富液蒸气（空气）四吸收收剂选择择及要求求具有有选择性性：对溶溶质的的溶解度度应尽可可能大不易易挥发性性：减少少溶剂的的损失及及避免在在气体中中引入新新的杂质质腐蚀蚀性小：减少设设备费和和维修费费粘度度低：以以利于传传质及输输送毒性性小，不不易燃，以以利于保保

4、证安全全生产6来源源丰富，价价格低廉廉，易于于再生五本章章重点及及学习方方法本章主要要讨论单单组分、等等温、常常压、物物理吸收收，以掌掌握基本本原理和和方法。本章主要要涉及设设计型问问题的计计算以及及操作型型问题的的分析，要要注意掌掌握学习习方法，活活学活用用。9.2有有关吸收收的基本本理论一平衡衡溶解度度在一定温温度下气气液两相相长期或或充分接接触后，两两相趋于于平衡。此此时溶质质组分在在两相中中的浓度度服从某某种确定定的关系系，即相相平衡关关系。气相溶质质分压称称平衡分分压（饱饱和分压压）；液液相溶质质浓度称称平衡浓浓度（饱饱和浓度度），又又称溶解解度或极极限浓度度。对单单组分吸吸收（），

5、组组分数，包包括、和，相数数，气液液两相，故故自由度度=3，即即平衡时时，不太高高时影响响小，可可以忽略略。因此此，一定，或或者。通常用溶溶解度曲曲线表示示相平衡衡关系。NH3SO2CO2O210400从以上溶溶解度曲曲线可以以看出：在相同同压力下下；随着温度度的升高高，氧气气的溶解解度下降降，由此此可见，加加压、降降温有利利于吸收收；升温温、减压压有利于于解析。二亨利利定律1当总总压不高高，在一一定温度度下，稀稀溶液上上方溶质质的平衡衡分压与与其在液液相中的的浓度之之间存在在如下关关系：（1）式中：溶质质气体在在溶液面面上方的的平衡分分压；单单位；溶质质在液相相中的摩摩尔分率率亨利利系数；单

6、位越大，说说明在相相同的液液相摩尔尔分率下下，气相相的饱和和分压越越大，即即气体的的溶解度度越小，所所以有：易溶气气体的能溶气气体的难溶气气体的。另另外，因因为气体体的溶解解度随温温度的升升高而降降低，所所以随温温度的升升高而升升高。2亨利利定律还还有另一一种表达达形式：或者（22）其中：溶溶解度系系数，/，。越大，说说明在相相同的气气相分压压下，液液相的饱饱和浓度度越大，即即气体的的溶解度度越大，所所以有：难溶气气体的能溶气气体的易溶气气体的。另另外，因因为气体体的溶解解度随温温度的升升高而降降低，所所以随温温度的升升高而降降低。和：气相相溶质的的分压和和与之平平衡的液液相饱和和浓度；和：液

7、相相溶质的的摩尔浓浓度和与与之平衡衡的气相相饱和分分压。因为（11）式中中，将其其代入（2）可以得到：所以式中中对于稀溶溶液：可可以取溶溶剂的分分子量，如如对稀NNH3溶液，3气液液浓度均均用摩尔尔分率表表示或者相相平衡常常数由等式两两边同时时除以总总压，可可以得到到：即令，则则有和：气相相溶质的的摩尔分分率和与与之平衡衡的液相相饱和摩摩尔分率率；和：溶质质的液相相摩尔分分率和与与之平衡衡的气相相饱和摩摩尔分率率。越大，说说明在相相同的液液相摩尔尔分率下下，气相相的饱和和摩尔分分率越大大，即气气体的溶溶解度越越小，所所以有：易溶气气体的能溶气气体的难溶气气体的。另另外，因因为气体体的溶解解度随

8、温温度的升升高而降降低，所所以随温温度的升升高而升升高。三. 相相平衡关关系的应应用：1判别别过程的的方向将气相的的浓度与与液相的的浓度换换算成同同一种浓浓度的表表示方法法（利用用相平衡衡关系换换算），再再比较一一下大小小。若气气相浓度度液相相的平衡衡浓度，则则发生解解吸；反反之，则则发生吸吸收。如比较和和、和、和、和的大小小。2指明明过程的的极限当某一相相的浓度度 = 另一相相的平衡衡浓度时时，两相相达到平平衡，即即为传质质过程达达到了极极限。在实际操操作中，相相平衡限限制了溶溶剂离塔塔时的最最高浓度度和气体体离塔时时的最低低浓度。3计算算过程的的推动力力只有不平平衡的两两相接触触后才会会发

9、生传传质，过过程的推推动力可可用实际际浓度与与平衡浓浓度的偏偏离程度度来表示示（但不不是两相相的浓度度直接相相加减，而而要先换换算成同同一种浓浓度而后后计算），如如吸收的的推动力力可用、来表示示，而解解吸的推推动力则则用其相相反数来来表示。值得注意意的是：浓度在在相内或或相间是是连续变变化的，所所以不同同的起始始点，浓浓度差值值也不同同，所以以推动力力的大小小要与传传质的距距离或范范围（起起始点）一一一对应应，是某某相内的的推动力力，还是是相内某某一段的的推动力力，还是是相间的的总推动动力，要要标明范范围。四传质质速率方方程在设计设设备时，计计算执行行指定的的吸收任任务所需需的设备备尺寸，要要

10、计算传传质速率率；在核核算混合合气体通通过指定定设备所所达到的的吸收程程度时，也也要计算算传质速速率；所所以传质质速率的的计算对对吸收过过程是十十分重要要的。吸收速率率：单位位时间、单单位相际际传质面面积上吸吸收的溶溶质的量量。它反反映出吸吸收（传传质）过过程进行行的快慢慢或强度度。吸收收（传质质）速率率 = 推动力力/阻力 = 传质质系数推动力力，其中中传质系系数= 1/阻阻力，推推动力= 浓度度差。要要注意的的是：由于浓浓度的表表示方法法很多，所所以推动动力的形形式也很很多，对对应的传传质系数数（1/阻力）的的形式也也很多；推动力力的大小小与起始始范围有有关，一一般指相相内，也也有指相相际

11、间的的；则对对应的传传质系数数（1/阻力）也也是在对对应范围围内的值值，两者者从形式式上、范范围上是是一一对对应的。zcL 传质方向ci pi pG p或c 气相主体液相主体距离1. 吸吸收过程程的简化化描述双膜膜理论（膜膜模型或或停滞膜膜理论）这个理论论是惠特特曼（WWhittemaan）于于19223年提提出的，是是最早的的传质模模型。它它作了以以下的简简化：两相相相接触时时，存在在有稳定定的相界界面，界界面两侧侧各有一一很薄的的停滞膜膜（有效效膜），溶溶质在两两膜层内内的传质质只能以以分子扩扩散的形形式进行行。每相的的传质阻阻力集中中在这两两侧假设设的膜层层内，推推动力也也集中在在其中，

12、湍湍流主体体的阻力力相对而而言可忽忽略不计计，流体体的强烈烈湍动使使各处的的浓度趋趋于一致致，也无无推动力力，这样样，复杂杂的相际际间的传传质可简简化为两两停滞膜膜内的分分子扩散散。气液界界面的阻阻力可以以忽略，所所以界面面上的两两相浓度度成平衡衡。根据以上上假设，等等摩尔相相互扩散散时，液液相分传传质系数数，气相相分传质质系数；单向扩扩散时，液液相分传传质系数数，气相相分传质质系数。其其计算很很简便，但但从式中中可得出出，与与实际中中不符。此模型为为传质模模型奠定定了初步步的基础础，描述述与有固固定相界界面的系系统及低低速的两两流体间间的传质质大致符符合。用用此理论论确定的的传质速速率方程程

13、，仍是是设计的的主要依依据，缺缺点是过过于简单单，与高高效高速速设备不不符。2. 单单相传质质速率方方程稳态操作作时，吸吸收设备备内任一一部位上上，界面面两侧膜膜内的吸吸收（传传质）速速率相等等。单独独根据气气膜或液液膜内的的阻力及及推动力力写出的的速率方方程式叫叫气膜或或液膜的的吸收（传传质）速速率方程程，也叫叫分吸收收（传质质）速率率方程，相相应的传传质系数数叫膜系系数或分分传质系系数，用用表示。以单向扩扩散为例例：气膜分分吸收速速率方程程推动力= 气相相主体浓浓度界面浓浓度。当浓度用用气相分分压表示示时：令，则有有：式中：推动动力为分分压差时时对应的的气相分分传质系系数，。当浓度用用气相

14、摩摩尔分率率表示时时：式中：推推动力为为气相摩摩尔分率率差时对对应的气气相分传传质系数数，。液膜分分吸收速速率方程程：推动力=界面浓浓度液相主主体浓度度。当浓度用用液相摩摩尔浓度度表示时时：令，则有有：式中：推动力力为液相相摩尔浓浓度差时时对应的的液相分分传质系系数，。当浓度用用液相摩摩尔分率率表示时时：式中：推推动力为为液相摩摩尔分率率差时对对应的液液相分传传质系数数，。3界面面浓度的的求取在使用分分吸收（传传质）速速率方程程时，界界面浓度度，难于测测定，常常可用以以下两种种方法求求取：图解法法从实际浓浓度点出出发，以以为斜率率作直线线，直线线与平衡衡线的交交点为，点的坐坐标即为为，这是是由

15、于：计算法法当平衡关关系可用用某种函函数关系系表示时时，根据据和，可联联立解出出界面浓浓度，因因为界面面浓度与与成平衡衡。4. 总总吸收（传传质）速速率方程程的建立立为了避免免界面浓浓度的不不确定性性或求解解的麻烦烦，用两两相主体体的浓度度差来表表示总推推动力，写写出的速速率方程程式叫总总吸收（传传质）速速率方程程，相应应的传质质系数叫叫总传质质系数，用用表示。但但由于气气液组成成的表示示方法不不一样，所所以推动动力不能能直接相相加减，要要通过平平衡关系系将它们们转化为为同一种种形式的的浓度后后再相加加减，此此时有：总推动力力= 任一一相的主主体浓度度另一相相的平衡衡浓度总阻力= 气膜膜阻力

16、+ 液液膜阻力力 = 1/总总传质系系数以单向扩扩散为例例，当系系统的平平衡关系系可用亨亨利定律律表示时时：以气相相分压差差表示总总推动力力时其中：以以气相分分压差为为推动力力时对应应的总传传质系数数，；：与液相相浓度相相平衡的的气相分分压。以液相相摩尔浓浓度差表表示总推推动力时时其中：以以液相摩摩尔浓度度差为推推动力时时对应的的总传质质系数，；：与气相相分压相相平衡的的液相摩摩尔浓度度。以气相相摩尔分分率差(yy*)表示总总推动力力其中：以以气相摩摩尔分率率差为推推动力时时对应的的总传质质系数，；：与液相相摩尔分分率相平平衡的气气相摩尔尔分率。以液相相摩尔分分率差表表示总推推动力其中：以以液

17、相摩摩尔分率率差为推推动力时时对应的的总传质质系数，：与气相相摩尔分分率相平平衡的液液相摩尔尔分率。此外还有有，若系统的的平衡关关系不能能用亨利利定律表表示时，则则只能通通过求取取界面浓浓度来确确定的大大小。5. 传传质的阻阻力分析析从总传质质速率方方程可看看出，传传质的总总阻力=气相阻阻力 + 液相相阻力，若若气相阻阻力远远远大于液液相阻力力，则总总阻力约约等于气气相阻力力，吸收收过程称称为气膜膜控制过过程；反反之，则则总阻力力约等于于液相阻阻力，吸吸收过程程称为液液膜控制制过程。下面，以以为例来来讨论：传质系系数对阻阻力分布布的影响响：当值值不太大大也不太太小时：如，则有有气相阻阻力液相阻

18、阻力，此此时总阻阻力约等等于液相相阻力，吸吸收过程程称为液液膜控制制过程。如，则有有气相阻阻力液相阻阻力，此此时总阻阻力约等等于气相相阻力，吸吸收过程程称为气气膜控制制过程，即即过程速速率主要要由气相相一侧速速率决定定。溶解度度对阻力力分布的的影响：当数量量级相差差不大时时：如很大，即即气体溶溶解度很很小时，有有气相阻阻力液相阻阻力，此此时总阻阻力约等等于液相相阻力，吸吸收过程程称为液液膜控制制过程。如很小，即即气体溶溶解度很很大，气气体为易易溶气体体时，有有气相阻阻力液相阻阻力，此此时总阻阻力约等等于气相相阻力，吸吸收过程程称为气气膜控制制过程。阻力分分布对实实际操作作的影响响：求解界面面浓

19、度：某膜控控制时，该该膜内包包括了几几乎所有有的阻力力和推动动力，而而另一侧侧的推动动力和阻阻力均可可忽略不不计，所所以界面面浓度另一侧侧的主体体浓度。如如气膜控控制时，；液膜控制时，。强化传质质过程：设计时时，如为为气膜控控制，则则降低气气相的传传质阻力力可有效效地强化化吸收操操作，而而继续降降低液相相的传质质阻力不不能有效效地影响响吸收操操作；同同理，如如为液膜膜控制，则则降低液液相的传传质阻力力可有效效地强化化吸收操操作，而而继续降降低气相相的传质质阻力不不能有效效地影响响吸收操操作。阻阻力分布布的分析析可有利利于我们们抓住主主要矛盾盾来解决决问题。6.小结结传质速率率方程按按推动力力和

20、阻力力的范围围可分为为分的和和总的传传质速率率方程，对对应的传传质系数数分别用用表示。推动力表表示形式式有四种种形式，对对应的传传质系数数的下标标分别是是。吸收操作作时，在在分传质质速率方方程中，推推动力=气相浓浓度界面浓浓度，或或=界面浓浓度液相浓浓度；在在总传质质速率方方程中，推推动力=气相浓浓度液相浓浓度的平平衡浓度度，或=气相浓浓度的平平衡浓度度液相浓浓度。9.3 吸收（或或脱吸）塔塔的计算算从传质角角度来看看，吸收收和脱吸吸原理相相同，只只是推动动力和传传质方向向相反，所所以其计计算原理理基本相相同，只只是推动动力互为为相反数数，如吸吸收时推推动力，而而脱吸时时推动力力则表示示为。下

21、下面以填填料塔吸吸收为主主来讨论论其计算算。原则上气气液两相相并流、逆逆流皆可可，但一一般工业业实践中中采用逆逆流较多多，这是是因为：逆流时时，全塔塔的平均均推动力力最大，可可强化传传质；逆流时时，出塔塔的液体体是与进进塔的气气体相接接触，即即与浓度度最高的的气体相相接触，可可使出塔塔液体的的浓度增增大，使使液相浓浓度变化化增大，从从而降低低液体溶溶剂的用用量；逆流时时，出塔塔的气体体是与进进塔的浓浓度最低低的液体体相接触触，可使使出塔气气体的浓浓度下降降，从而而增强溶溶质的吸吸收率。吸收的计计算有两两种类型型：设计型型问题给出吸收收任务，根根据任务务选定溶溶剂，再再求：溶溶剂S的用量量L；塔

22、的的工艺尺尺寸：如如塔径DD、塔高高h0等（如如设备采采用板式式塔，则则求理论论塔板数数NT、板间间距HT）。操作型型问题给出混合合气体初初始条件件G、yb，给出出一定的的溶剂条条件L、xa，给出出塔设备备有关的的尺寸，求求塔能否否满足传传质要求求。一、物料料衡算和和操作线线方程1.物料料衡算用填料塔塔吸收时时，若为为逆流的的稳定操操作，则任一截截面上气气、液浓浓度不随随时间变变化而变化，只只沿塔高高（即截截面位置置）变化化而变化。设塔顶的的参数由由下标表表示，塔塔底的参参数由下标标表示。在在塔内进进行吸收收时，溶质不断断地从气气相传到到液相，使使气体流流量不断下下降，而而液体流流量不断断增加

23、，由由于不断变变化，若若以之为为计算基基准，会给计算算带来很很大麻烦烦。但若若惰性气气体在液相中中溶解度度很小，溶溶解量可可忽略不不计，可认为惰惰性气体体流量在在全塔范范围内是是一常数；若若溶剂挥挥发量很很小，挥挥发量也也可忽略略不计，可可认为纯纯溶剂流流量在全全塔范围围内是一一常数；所以可可以惰性性气体流流量GB和纯溶溶剂流量量LS为计算算基准。则在全塔塔范围内内作物料料衡算，有有：单位塔截截面积，单单位时间间内输入入的溶质质的量；单位塔截截面积，单单位时间间内输出出的溶质质A的量；塔稳定操操作时，输输入= 输出，则则有：吸收任务务中一般般给出及及有关的的数据（或或直接给给出，或或给出吸吸收

24、率，要求求及L的值。2. 操操作线方方程和操操作线在塔内任任一截面面与塔顶顶之间作作物料衡衡算，可可得：即或者从上式可可看出，在在逆流稳稳定吸收收操作中中，任一一截面上上的气液液组成之之间成一一一对应应的直线线关系，直直线的斜斜率，截截距。塔顶的组组成为，塔塔底的组组成为，所所以此直直线通过过点和点点。所以以分别以以为横、纵纵坐标时时，操作作线为一一条直线线，其端端点为两两点，线线段中任任一点表表示的是是塔内任任一截面面上气、液液相的组组成和。点的气气、液组组成都较较高，称称为“浓端”，点的气气、液组组成都较较低，称称为“稀端”。并流时，也也可得到到相应的的一条直直线操作作线，其其方程式式为：

25、从操作线线方程的的推导可可看出，操操作线方方程仅为为物料衡衡算的结结果，与与系统平平衡关系系、系统统参数（温温度、压压力等）、设设备尺寸寸结构均均无关。另外，在在吸收时时，塔内内任一截截面上，气气相的浓浓度总是是高于液液相的平平衡浓度度的，所所以操作作线永远远位于平平衡线的的上方，极极限情况况是操作作线与平平衡线交交于一点点后停止止，而脱脱吸时正正好相反反，操作作线位于于平衡线线的下方方。特别在低低浓度吸吸收时，由由于气、液液两相中中所占的的分率较较小，可可认为在在全塔范范围内近近似为常常数，所所以逆流流时操作作线方程程可写成成：并流时由于很多多情况下下，吸收收可近似似为低浓浓度吸收收，所以以

26、上面两两式更常常用一些些。3 吸收收剂（溶溶剂）的的用量或或以低浓度度的逆流流吸收操操作为例例介绍：操作线方方程为。操操作线的的斜率为为，称为为液气比比，根据据一般的的设计任任务，给给出，所所以可知知操作线线过点，另另一端点点在的轨轨道上运运动。为了降低低操作费费用，我我们希望望在以上上参数确确定后，溶溶剂用量量越小越越好，即即希望操操作线的的斜率尽尽可能小小，即希希望操作作线尽可可能绕点点顺时针针转动。但但为进行行吸收的的操作，操操作线必必须位于于平衡线线的上方方，所以以操作线线极限位位置是与与平衡线线交于一一点。当平衡线线为规则则曲线或或直线时时，交点点一定位位于线上上，所以以此点的的坐标

27、为为，此时时溶剂的的用量最最小，对对应的称称为最小小溶剂用用量，对对应的操操作费用用最少；但同时时，此点点的传质质推动力力趋近于于，所以以传质速速率也趋趋近于，要要完成相相应的传传质任务务则需无无穷大的的传质面面积，即即所需的的填料层层高度趋趋近于无无穷，设设备费用用趋近于于无穷大大。所以以，当增增大时，操操作费用用增大，但但传质推推动力增增大，设设备费用用降低；而减少少时，操操作费用用减少，但但传质推推动力减减少，设设备费用用增加。选选择一个个经济合合理的溶溶剂用量量，尽可可能使总总费用最最小化，设设计时，一一般选择择，或。其其中或在亨利体体系中，而在非亨利体系中，则需用图解法求。当平衡线线

28、不为规规则曲线线，有一一个或多多个突起起的拐点点时，交交点若仍仍在点，可可逆使操操作线的的一部分分位于平平衡线的的下方，这这是操作作中不可可能实现现的，此此时的或或的求取取方法是是过点作作平衡线线的切线线，切线线对应的的斜率为为。另外在使使用填料料塔作传传质设备备时，的的值还应应保证填填料表面面能被充充分地润润湿，所所以还需需对（或或喷淋密密度）进进行校核核，而板板式塔设设计时则则不用。二.低浓浓度气体体吸收时时填料层层高度的的计算1. 过过程的简简化当气体混混合物中中溶质的的浓度小小于时，可可认为吸吸收是低低浓度吸吸收。此此时可假假定：在全塔塔范围内内，气、液液流量是是常数，变变化不大大。溶

29、解热热效应可可忽略不不计，所所以可认认为是等等温吸收收，物体体的物性性常数可可视为不不变。因为和和温度可可视为不不变，所所以全塔塔内传质质系数可可视为不不变。平衡关关系可用用或近似似用亨利利定律来来表示。过程简化化后，计计算方法法如下：对过程程作物料料和热量量的衡算算列出出传质速速率方程程求算算设备相相关尺寸寸。其中中等温操操作时，热热量的衡衡算可不不作。2. 物物料衡算算微分方方程设塔截面面为，单单位体积积填料层层所提供供的有效效传质表表面积为为，气、液液流量分分别为。在在填料塔塔内任取取一段微微元高度度，则此此段中两两相的传传质有效效表面积积为。设设传质速速率为，稳稳定传质质时，为为常数，

30、所所以有：单位时间间内，微微元段中中溶质的的传递量量；单位时间间内，气气体中溶溶质迁出出的量；单位时间间内，液液体中溶溶质迁入入的量；三者在数数值上是是相等的的，所以以有：即：其中，代代入上式式，可得得：及而后，在在全塔范范围内积积分，可可得出填填料层高高度，的上下下限分别别为；的上下下限分别别为；的上下下限分别别为。填料层高高度=所需填填料体积积/塔截面面积，其其中，所所需填料料体积取取决于完完成规定定任务所所需的总总传质面面积和单单位体积积填料能能提供的的有效传传质面积积，这涉涉及到物物料衡算算、相平平衡和传传质速率率三方面面的应用用。3. 物物料衡算算积分式式将以上四四式变量量分离后后，

31、代入入积分，根根据假设设，G、L、K、k为常数数，所以以有：其中，可可看作一一个整体体，称为为体积传传质系数数，测测定时作作为一个个物理量量来对待待。4.传质质单元数数和传质质单元高高度，气相的的总传质质单元高高度；，气气相的分分传质单单元高度度；，称为液液相的总总传质单单元高度度；，称称为液相相分传质质单元高高度。表表示过程程条件所所决定的的某种单单元高度度，它它与设备备形式、操操作条件件等有关关，数值值上等于于完成一一个传质质单元所所需的填填料层高高度，反反映出设设备性能能的高低低，传质质阻力的的大小，填填料性能能优劣及及润湿情情况等，可可作为设设备是否否需改善善的依据据。若传传质阻力力大

32、或填填料性能能差（小小），会会使增大大，常用用的吸收收设备约约为0.151.55m，具具体值由由实验测测定。通通常随着着流量或或的增大大而增大大，所以以气、液液流量增增大会使使降低。，传质单单元数，无无因次，代代表的倍倍数。传传质单元元数仅与与物质相相平衡关关系及气气液进、出出口浓度度有关，而而与设备备形式和和操作条条件无关关，所以以在选择择设备之之前即可可计算出出的值来来，它反反映出分分离任务务的难易易程度，过高，说明溶剂性能差，需另选溶剂种类，或说明分离要求过高，所以可起到预警的作用，可溶剂种类和的选择是否合理。，则表示这段填料层中，浓度的变化=此段内的平均推动力。5. 传传质单元元数的求

33、求解从上式可可看出，传传质单元元高度的的求取是是比较容容易的，填填料层高高度计算算的难点点在于传传质单元元数的求求解，下下面以的的计算为为例介绍绍传质单单元数的的计算。解析法法（数学学计算法法） 对数平均均推动力力法当平衡线线为直线线，或在在计算范范围内成成直线时时，可用用此法。此时，推推动力用用表示，必必须找出出随变化的的规律来来。，当平衡衡线为直直线时，随也成线性地变化（因为，根据平衡关系，与成直线关系；根据操作关系，与也成直线关系；所以与成直线关系；所以随也成线性地变化，所以常数。在吸收塔塔浓端，在在吸收塔塔稀端令（对数数平均推推动力）同理，可可推导出出其它三三种形式式：当已知时时，就用

34、用此法计计算。 吸收因数数法又（平衡衡线是过过原点的的直线）操作线与与平衡线线斜率之之比，吸吸收因数数脱吸因数数可见：与对数平平均推动动力法相相比，吸吸收因数数法减少少了变量量数，在在不知道道大小的的情况下下也可求求出的值值，适于于解决操操作型问问题。从上式还还可看出出，越大大，说明明平衡线线与操作作线间的的距离越越大，传传质推动动力越大大，在相相等的情情况下，增大会使下降，有利于吸收操作，故而得名。反映出溶溶质吸收收率的高高低，降降低，其其值升高高，要求求吸收率率增大，升高。将三者的的关系绘绘成图，如如书：pp39：图913，工工程计算算时，常常用查图图的方法法代替计计算，虽虽然精确确度有所

35、所降低，但但快捷方方便。注意：.当平平衡线不不过原点点时，设设y*=mx+b，则则代入直直接计算算，可得得.若mm= LL/G，即即操作线线平衡线线时，SS=A=1，此此时NOG只能能用求极极限的方方法来求求取，此此时全塔塔各截面面上y相同，所所以NOG= (ybbya)/(y)a。.S1或A1时，操操作线斜斜率平平衡线斜斜率，塔塔顶处推推动力较较小，yya较小，吸吸收较完完全，有有利于吸吸收；SS1或A1时，操操作线斜斜率平平衡线斜斜率，塔塔底处推推动力较较小，xxb较大，可可获得较较高浓度度的吸收收液，相相应要求求用较少少的L。.S1 时，若若两线有有交点，应应在塔的的顶部；S1或A1时，

36、若若两线有有交点，应应在塔的的底部。.降低低S，一般般需增大大液气比比L/GG，吸收收率增大大，ya减小，但但操作费费用增加加；增大大S，则可可降低溶溶剂用量量L，xb增大，但但ya也增大大，设备备费用增增大。所所以S的选取取也是个个经济衡衡算的结结果，一一般取SS=0.700.8。图解积积分法此法是直直接利用用定积分分的几何何意义来来求传质质单元数数的方法法，可适适用于各各种形状状的平衡衡线和操操作线的的情况，但但计算过过程需做做图，很很复杂。令f(yy)=11/(yyy*)，作图图可得ff(y)y的的曲线， y=ya、f(y)=0、y=yb、f(y)四条线围成的阴影部分的面积即是NOG的值

37、。计算机应应用后，可可用数值值积分的的方法，不不必再用用繁琐的的画图来来计算NNOG的值值，可借借助于电电算法，其其中最常常用的是是定步长长的辛普普森(SSimppsonn)法，即即：NOG= (y/33) f(y0)+ff(ynn) + 44f(y1)+ff(y33) + ff(ynn1) +2f(yy2)+ff(y44) + ff(ynn2)，其中，y=f(yyn)f(yy0)/n，称称为步长长。梯级图图解法此法是直直接按总总传质单单元数的的物理意意义推出出的一种种近似计计算法，适适用于平平衡线为为直线或或曲率不不大的情情况，此此时每一一小段平平衡线均均可视为为一段直直线，此此法也叫叫贝克

38、法法（Baakerr）。原理：气气体流经经一段填填料层前前后其浓浓度的变变化(yyy)恰好等等于此段段内地两两相总推推动力的的平均值值(yy*) m，则则此段NNOG=11，塔内内共有多多少段这这样的填填料层，其其传质单单元数NNOG就等等于多少少。作图方法法：在操操作线与与平衡线线之间取取若干垂垂直距离离的中点点，将其其连成曲曲线MMM，从端端点（塔塔顶）AA作水平平线交MMM于M1，并延延长至DD，使M1D=AAM1，过点点D作垂线线交操作作线于点点F，完成成一个梯梯级ADDF。依依此，继继续作出出第二个个梯级，一一直到越越过点BB（塔底底）的横横坐标为为止。证明：为为什么说说一个梯梯级其

39、NNOG=11？（4）各各种求传传质单元元数方法法的比较较 A法法 适用范范围：平平衡线过过原点直直线，查查图准确确性比较较差，AA=1时时无法正正常计算算； 应用： 当出出口气体体组成未未知时，可可以用于于计算。法 适适用范围围：平衡衡线为直直线（不不一定过过原点），形形式简明明，但是是需要确确定四组组成。 应用：适用于于已知四四个组成成求，但但若已知知，求四四组成之之一，就就需要试试差，不不便。 图解解积分法法 均适适用，但但麻烦 近似似梯级法法 当平衡衡线近于于直线，估估算。三、等板板高度法法计算填填料层高高度按理论论级概念念计算1. 理理论级设填料层层由N级组成成，逆流流操作时时，以塔

40、塔顶为第第一级，塔塔底为第第N级，设设每一段段内，两两相密切切接触，所所以离开开时，气气、液两两相组成成成平衡衡，则称称这样一一段填料料为一个个理论级级，或称称为一快快理论板板（其传传质作用用相当于于板式塔塔内的一一块理论论板的作作用）。2. 等等板高度度HETTP分离效果果相等于于一块理理论板作作用的填填料层高高度，又又称为当当量高度度，它与与物系的的物性、设设备的操操作条件件及填料料的结构构参数有有关，一一般由实实验测定定或经验验公式计计算而得得。3.的计计算设完成指指定分离离任务需需N块理论论级，或或称N块理论论板，则则=NHHETPP。4.理论论级数或或理论板板数N的求取取填料塔中中，

41、采用用的是理理论级数数的概念念，而当当流量较较大时，常常采用板板式塔作作为传质质设备，此此时采用用的是理理论板数数的概念念，其计计算方法法如下：梯级法法是根据理理论板（级级）数的的物理意意义来求求的。从从理论板板（级）上上离开的的两相组组成成平平衡关系系，而在在两块理理论板（级级）间，两两相的组组成成操操作关系系，所以以可在平平衡线与与操作线线间绘制制梯级，用用图解法法来求NN的大小小。注意：梯级法法与近似似梯级法法不同，前前者是根根据离开开时气液液两相成成平衡来来求N的大小小，对平平衡线形形状无要要求；而而后者是是利用某某一段内内y1y2=(yyy*)m来求NOG的大大小的，要要求所涉涉及的

42、平平衡线弯弯度不太太大。 在板式塔塔内，由由于两相相接触时时间有限限，板结结构等原原因，实实际板不不可能是是理论板板，不可可能使两两相能传传质完全全，所以以实际塔塔板数NNeN，两者者间的差差别可用用塔板效效率E（或板板效率）来来衡量，使使塔板数数的求取取不涉及及到“速率”的问题题，将所所有非理理论的动动力学因因素都归归于板效效率中去去考虑，从从而简化化问题，E= N / Ne。解析法法适用范围围：当平平衡关系系可用较较简便的的方程表表示并计计算时，此此法才有有实用性性。计算方法法：交替替地使用用平衡关关系和操操作关系系进行计计算。原理：利利用级内内任一截截面上两两相组成成成操作作关系，而而离

43、开时时两相组组成成平平衡关系系来求取取即yi与xi成平衡衡，而yyi+11与xi成操作作关系。具体计算算过程： a. 逐板计计算平衡关系平衡关系。直到塔底底为止，用用了次平平衡关系系，故有有块板。b.解析析式（平平衡关系系）同理代入满足如下下关系当时，；当时，当时，；：只涉及及平衡关关系，没没有涉及及传质动动力学。在在效率（总总板效率率，单板板效率）中中包括了了所有影影响传质质的因素素。：依据为为传质速速率方程程。如果温度度变化（导导致m变化）或或L/GG不为常常数，则则求出全全塔平均均的A，再求求NT的值。四. 脱脱吸（基基本概念念及特点点）1 概念及操操作吸收的逆逆过程，又又称解吸吸；操作线平衡线，浓端在在顶；，稀稀端在底底。溶质由液液相进入入气相，使使溶剂再再生或回回收溶质质。操作条件件：与吸吸收相反反，高温温、低压压（减）三种方式式：（1） 气提：惰惰性气体体（），溶溶质由液液相进入入气相，用用于溶剂剂回收。（2） 汽提：通通入蒸汽汽（水蒸