《化工原理》第八章-吸收教材课件.ppt

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1、化工原理第八章 吸收 第一节 概述 一、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 吸收剂对于溶质组分应具有较大的溶解度，这样可以加快吸收过程并减少吸收剂本身的消耗量。2选择性 吸收剂要在对溶质组分有良好吸收能力的同时，对混合气体中的其他组分却能基本上不吸收或吸收甚微，否则不能实现有效的分离。第一节 概述 3挥发度 操作温度下吸收剂的蒸汽压要低，即挥发度要小，以减少吸收过程中吸收剂的损失。4腐蚀性 吸收剂若无腐蚀性，则对设备材质无过高要求，可以减少设备费用。5黏性

2、 操作条件下吸收剂的黏度要低，这样可以改善吸收塔内的流动状况从而提高吸收速率，且有助于降低输送能耗，还能减小传热阻力。第一节 概述 6其他 吸收剂还应具有较好的化学稳定性，不易产生泡沫，无毒性，不易燃，凝固点低，价廉易得等经济和安全条件。实际生产中，满足上述全部条件的吸收剂是很难找到的，往往要对可供选择的吸收剂进行全面的评价以做出经济合理的选择。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 在吸收操作中气体的总量和液体的总量都随操作的进行而改变，但惰性气体和吸收剂的量始终保持不变。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比质量分数与比摩尔分数 （1）比质

3、量分数 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。即：（8-1）第二节 吸收过程的相平衡关系 （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：kmolA/kmolB (8-2a)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 （8-2b）（3）比质量分数与比摩尔分数的换算关系 （8-3）第二节 吸收过程的相平衡关系 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

4、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 （8-4）式中 混合物中组分的质量浓度，/m3；混合物的总体积，m3。第二节 吸收过程的相平衡关系 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 （8-5）式中 混合物中组分的物质的量浓度，kmol/m3。第二节 吸收过程的相平衡关系 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 在恒定的压力和温度下，用一定量的溶

5、剂与混合气体在一密闭容器中相接触，混合气中的溶质便向液相内转移，而溶于液相内的溶质又会从溶剂中逸出返回气相。随着溶质在液相中的溶解量增多，溶质返回气相的量也在逐渐增大，直到吸收速率与解吸速率相等时，溶质在气液两相中的浓度不再发生变化，此时气液两相达到了动平衡。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。第二节 吸收过程的相平衡关系 相平衡关系随物系的性质、温度和压力而异，通常由实验确定。图8-1是由实验得到的SO2和NH3在水中的溶解度曲线，也称为相平衡曲线。图中横坐标为溶质组分(SO2、NH3)在液相中的摩尔

6、分数 ，纵坐标为溶质组分在气相中的分压 。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，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。在实际吸收操作过程中，溶质在气相中的组成是一定的，可以借助于提高操作压力 来提高其分压 ；当吸收温度较高时，则需要第二节 吸收过程的相平衡关系 采取降温措施，以增大其溶解度。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，易溶气体在溶液上方的气相平衡分压小，

7、难溶气体在溶液上方的平衡分压大。图8-1气体溶解度曲线第二节 吸收过程的相平衡关系 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：（8-6）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。式（8-6）即为亨利定律的数学表达式，它表明稀溶液上方的溶质平衡分压 与该溶质在液相中的摩尔分数 成正比，比例系数称为亨利系数。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。第二节 吸收过程的相平衡关系表8-1某些气体水溶液的亨利系数值（E10

8、-6/kPa）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；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。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。（2）亨利定律的其他表达形式 由于互成平衡的气、液两相组成各可采用不同的表示法，因而亨利定律有不同的表达形式。第二节 吸收过程的相平衡关系 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pA*间的关系，则可写成如下形式，即：（8-7）式中 H溶解度系数，kmol/(m3Pa)。由实验测定，其值随温度的升高而减小。H值的大小反映气体溶解的难易程度，对

9、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系如下：（8-8）第二节 吸收过程的相平衡关系 式中 溶剂的密度，kg/m3；溶剂的千摩尔质量，kg/kmol。用摩尔分数表示 如果气相中吸收质浓度用摩尔分数表示,则，式（8-6）可写为：（8-9）式中m称为相平衡常数，它与亨利系数之间的关系 为。由式（8-9）可以看出，值越大，表明该气体的溶解度越小。第二节 吸收过程的相平衡关系 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，式（8-9）又可写为：整理，得 （8-10）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 （8-11）第二节 吸收过程的

10、相平衡关系 （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吸收平衡线第二节 吸收过程的相平衡关系 式（8-10）是用比摩尔分数表示的气液相平衡关系。它在坐标系中是一条经原点的曲线，称为吸收平衡线，如图8-2（a）所示；式（8-11）在图坐标系中表示为一条经原点、斜率为m的直线。如图8-2（b）所示。（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，则气相中溶质的实际组成 必须大于与液相中溶质含量成平衡时的组成 ，即 。若出现 时，则过程反向进行，为解吸操作。图8-2中的A

11、点，为操作（实际状态）点，若A点位于平衡线的上方，为吸收过程；点在平衡线上，第二节 吸收过程的相平衡关系 YA-YA*，体系达平衡，吸收过程停止；当 点位于平衡线的下方时，则YAYA*是吸收进行的必要条件，而差值 YA=YA-YA*则是吸收过程的推动力，差值越大，吸收速率越大。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。第二节 吸收过程的相平衡关系 （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

12、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。分子扩散现象在我们日常生活中经常遇到。将一勺砂糖放入杯水之中，片刻后整杯的水就会变甜；如在密闭的室内，酒瓶盖被打开后，在其附近很快就可闻到酒味。这就是分子扩散的表现。（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

13、决定于流体的流动形态。第二节 吸收过程的相平衡关系 （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 由于吸收过程是物质在两相之间的传递，其过程极为复杂。为了从理论上说明这个机理，曾提过多种不同的理论，其中应用最广泛的是1926年由刘易斯和惠特曼提出的“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：（1）相互接触的气、液两流体间存在着稳定的相界面，界面两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。（2）在相界面处，气、液两相达于平衡。第二节 吸收过程的相平衡关系 （3）在膜层以外的气、液两相中心区，由于

14、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。通过以上假设，就把整个相际传质过程简化为经由气、液两膜的分子扩散过程。双膜理论认为相界面上处于平衡状态，即图8-3中的与符合平衡关系。这样，整个相际传质过程的阻力便全部体现在两个有效膜层里。在两相主体浓度一定的情况下，两膜的阻力便决定了吸收速率的大小。因此，双膜理论也可称为双阻力理论。第二节 吸收过程的相平衡关系 图8-3双膜理论的假想模型示意图第二节 吸收过程的相平衡关系 图8-3所示为气体中的溶质气体在气相中的分压分布及液相中的浓度分布，根据双膜理论描绘出的示意图。由于气膜内的分压差 的作用，

15、气相中的溶质气体从气相主体转移到相界面，并在相界面处溶质气体溶解于液相中，又由于液膜浓度差的 作用，从相界面转移到液相主体中。这非常类似于冷热两流体通过简壁进行的换热过程，即对流扩散、溶解和对流扩散。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。第二节 吸收过程的相平衡关系 四、吸收速率方程 所谓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式即为吸收速率方程

16、式。吸收速率用符号NA表示，其单位为kmol/(s)。按照双膜理论，吸收过程无论是物质传递的过程，还是传递方向上的浓度分布情况，都类似于间壁式换热器中冷热流体之间的传热步骤和温度分布情况。所以可用类似于传热速率方程的形式来表达吸收速率方程。吸收速率=过程推动力/过程阻力=吸收系数过程推动力 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。第二节 吸收过程的相平衡关系 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：（8-12a）或 （8-12b）式中YA、Yi气相主体和相界面处吸收质的比摩尔分数；K气气膜吸收系数，kmol

17、/(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（YA-Yi）相对应的。第二节 吸收过程的相平衡关系 2.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：（8-13a）或 （8-13b）式中 、液相主体和相界面处液相中吸收质的 比摩尔分数；液膜吸收系数，kmol/(m2s)。第二节 吸收过程的相平衡关系 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

18、，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。第二节 吸收过程的相平衡关系 （1）以（）表示总推动力的吸收速率方程式 （8-14a）或 （8-14b）式中 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 为两膜的总阻力，此阻力由气膜阻力 与液膜阻力 组成。即：第二节 吸收过程的相平衡关系 （8-15）对溶解度大的

19、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 （8-16）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”。第二节 吸收过程的相平衡关系 （2）以（）表示总推动力的吸收速率方程式 (8-17a)或 （8-17b）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 与液膜阻力 组成。即：(8-18)第二节 吸收过程的相平衡关系 对溶解度小的难溶气体，值很大，在 和

20、值数 量级相近的情况下，必然有 ，很小，也可以忽略，则式 （8-18）可简化为：或 (8-19)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”。，第二节 吸收过程的相平衡关系 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。如气膜控制系统，选用式（8-14a）和式（8-16）计算十分方便。在操作中增大气速，可减薄气膜厚度，降低气膜阻力，有利于提高吸收速率。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

21、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，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A的比摩尔分数 出塔、进塔溶液中溶质A的比摩尔分数。

22、第三节 吸收过程的计算 （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，得 （8-20）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：第三节 吸收过程的计算 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 ：（8-21）式

23、 中，表示气相中溶质被吸收的百分率，称为吸收率。如此，通过全塔物料衡算式（8-20）可以求得塔底排除的吸收液组成。在已知 、和 的情况下，也可由式（8-20）计算 ，从而进一步求算吸收率，判断是否已达分离要求。第三节 吸收过程的计算 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m-n截面与塔底（图示虚线范围）作溶质的物料衡算，得：整理，得 （8-22）第三节 吸收过程的计算 式中 m-n截面

24、上气相中溶质的比摩尔分数；m-n截面上液相中溶质的比摩尔分数。式（8-22）称为吸收塔的操作线方程，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 AB，即为操作线。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A代表塔顶稀端，端点B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。第三节 吸收过程的计算 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

25、，则应进行解吸过程。第三节 吸收过程的计算 由图8-5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、液两相的组成状态，该点与平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总推动力（）；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表示的吸收总推动力（）。在操作线上至点范围内，由操作线与平衡线之间垂直距离（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。显然，操作线与平衡线之间的距离越远，则传质推动力越大。第三节 吸收过程的计算 二、吸收剂消耗量 1吸收剂的单位耗用量 由逆流吸收塔的物料衡算

26、可知 （8-23）在 、已知的情况下，吸收塔操作线的一个端点 A（、）已经固定，另一个端点B则在的水平线 上移动，点B的横坐标取决于操作线的斜率 ，如图8-6所示。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费用有直接的影响。第三节 吸收过程的计算 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费用有直接的影响。图8-6吸收塔的最小液气比第三节 吸收过程的计算 当吸收剂用量增大，即操作线的斜率 增大，则操

27、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。第三节 吸收过程的计算 若减少吸收剂用量，减小，操作线向平衡线靠近，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

28、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。第三节 吸收过程的计算 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；(8-24)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。如果按式(8-24)算出的吸收剂用

29、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。第三节 吸收过程的计算 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：（8-25）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，由图读出点的横坐标 的数值，代入式（8-25）计算最小液气比。（2）计算法 若平衡线为直线并可表示为 时，则上式可表示为 （8-26）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 （8-27）第三节 吸收过程的计算第三节 吸收过程的计算式中 吸收塔的

30、内径，m；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。第三节 吸收过程的计算 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。就基本关系而论，填料层高度Z等于所需的填料层体积V除以塔截面积S。塔截面积已由塔径确定，填料层体积V则取决于完成规定任务所需

31、的总传质面积A和每m3填料层所能提供的气液有效接触面积 。即：(8-28)第三节 吸收过程的计算 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

32、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。式（8-14a）和(8-17a)可表示为：第三节 吸收过程的计算 （8-29a）(8-29b)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 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：（8-30a）第三节 吸收过程的计算 或 （8-30b）将以上二式分别代入（8-28）并整理，得 总推动力以气相组成表示时的公式为：（8-31a）总推动力以液相组成表示时的公式为：(8-31b)第三节 吸收过程的计算 上二式中单位体

33、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)。第三节 吸收过程的计算 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 （8-32a）(8-32b)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，填料支

34、承装置、液体再分布装置等构成，如图8-7所示。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。第四节 填料塔 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

35、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。填料塔操作性能的优劣，与所选择的填料密切相关，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。第四节 填料塔 图8-7填料塔的典型结构第四节 填料塔 （1）比表面积a 填料的比表面积是指单位体积填料的表面积，其单位为/m3。填料的比表面积越大，提供的气液接触面积越大。但是由于填料堆积过程中的互相屏蔽，以及填料润湿并不完全，因此实际的气液接触面积必小于填料的比表面积。（2）空隙率 填料的空隙率是指单位体积填料层所具有的空隙体积，是一个无单位的量。空隙率越大，所通过的

36、气体阻力越小，通过能力也越大。第四节 填料塔（3）单位体积内堆积填料的数目 单位体积内堆积填料的数目与填料尺寸大小有关。对同一种填料，减小填料尺寸则填料数目增加，单位体积填料的造价增加，填料层的比表面积增大而空隙率下降，气体阻力也相应增加。反之，填料尺寸若过大，在靠近壁面处，由于填料与塔壁之间的空隙大，塔截面上这种实际空隙率分布的不均匀性，引起气液流动沿塔截面分布不均。因此，填料的尺寸不应大于塔径D的（1/10）（1/8）。（4）填料因子 在填料被润湿前后，其比表面积与空隙率均有所不同，可用干填料因子和湿填料因子来表征这种差别。干填料因子定义为 ，单位为1/m，其值由试验测定；湿填料因子又简称

37、填料因子，用符号表示，其单位为 1/m，其值亦由实验测定。第四节 填料塔 （5）堆积密度 填料的堆积密度是指单位体积填料的质量，单位为/m3。它的数值大小影响到填料支承板的强度设计，此外，填料的壁厚越薄，单位体积填料的质量就越小，即 就小，材料消耗量也低，但应保证填料个体有足够的机械强度，不致压碎或变形。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。第四节 填料塔 2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，

38、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，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。第四节 填料塔 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

39、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，下面分别介绍。第四节 填料塔 （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）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

40、，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。第四节 填料塔 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）金属矩鞍第四节 填料塔 鲍尔环的性能优于拉西环。鲍尔环因其具有生产能力大、气体流动阻力小、操作弹性较大、传质效率较高等优点，而被广泛应用于工业生产中。鲍尔环可用陶瓷、金属或塑料等

41、材料 （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的一种。第四节 填料塔 （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。弧鞍形填料又称贝尔鞍填料，如图 8-8（d）所示。它的外形似马鞍，两面是对称

42、的，使液体在两侧分布同样均匀。但由于其结构的特点，弧鞍形填料容易产生重叠，使有效比表面积减小。另外，因其壁较薄，机械强度低而容易破碎。矩鞍形填料 矩鞍形填料是在弧鞍形填料的基础上发展起来的，如图 8-8（e）所示。它的内外表面形状不同，填料堆积时不易重叠，填料层的均匀性大为提高，同时机械强度也有所增强。矩鞍形填料处理能力大，气体流动阻力小，是一种性能优良的填料。它的构形比较简单，加工比弧鞍方便，一般用陶瓷制造。第四节 填料塔 （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。是由薄金属板冲程的整体鞍环，其特点为

43、：保留了鞍形填料的弧形结构及鲍尔环的环形结构，并且有内弯叶片的小窗，全部表面能被有效地利用。（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网组成，有高度相同但长度不等的若干块波纹薄板搭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。每一块波纹填料盘的直径略小于塔体内径，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。第四节 填料塔 波纹填料具有气液分布均匀，气液接触面积大，通量大，传质效率高、流体阻力小等优点，是一种高效节能的新型填料。这种填料的缺点是造价较高，不

44、适于有沉淀物、容易结疤、聚合或粘度较大的物料。此外，填料的装卸、清理也较困难。波纹填料可用金属、陶瓷、塑料、玻璃钢等材料制造，可根据不同的操作温度及物料腐蚀性，选用适当的材质。图8-9波纹填料的结构第四节 填料塔 三、填料塔的附属设备 设计填料塔时，有些附属结构如果设计不当，将会造成填料层气液分布不均，严重影响传质效果；或者阻力过大降低塔的生产能力。现对一些主要附属结构的功能及工艺设计要求简介如下，其具体结构可查阅有关设计参考资料。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

45、的填料支承板有栅板式式及升气管式。第四节 填料塔 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，液体沿填料层向下流动的过程中有逐渐离开中心向塔壁集中的趋势。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

46、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。第四节 填料塔 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。第四节 填料塔 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，从塔顶排出的气体应尽量少夹带吸收剂雾沫，需在塔顶安装

47、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 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。第四节 填料塔 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。图8-10压降与空塔气速关系图第四节 填料塔 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

48、小，同一气速下，喷淋密度越大，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Ai、Bi 各点，Ai（A1、A2、A3）点称为“截点”，Bi(B1、B2、B3)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。第四节 填料塔 (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

49、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。第四节 填料塔 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

50、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。第四节 填料塔 五、吸收过程的强化途径 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NA。从吸收速率方程式NA=K液X均或NA=K气Y均可知，提高K气或K液、X均或Y均、