华南理工大学化工原理课件第六章吸收.pdf

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1、化工原理第六章吸收第一节 概述一、吸收综述吸收就是分离气体混合物的单元操作,即是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 混合物的操作，其实质是一种典型的气、液相扩散传质过程。吸收系统包括气、液两个相,气相由可溶于吸收剂的气体组分（称为吸 收质或溶质）和不溶或难溶于吸收剂的惰性组分（称为惰性气或载体）组成，液相则是液体吸收剂（或称为溶剂）；吸收操作所得到的溶液称为吸收液，其成分为吸收剂和溶解于其中的吸收质；排除的气体称为吸收尾气,其主 要成分应为惰性组分和残余的溶质。吸收的原理：就是利用混气中，各组分在吸收剂中有不同的溶解度的 特点,选择适宜的吸

2、收剂对混合气中组分进行选择性吸收，以达到从混合 气中分离或提纯组分之目的。与吸收操作相反，使吸收质从吸收剂中分离出来的操作称为解吸或脱 吸。其目的是循环使用吸收剂或回收溶质,实际生产中吸收过程和解吸过 程往往联合使用。吸收和蒸谭一样也牵涉到气、液两相诃的质量传递，但蒸储是依据混 液中各组分挥发度的不同而得以分离；吸收则基于混气中各组分在吸收剂 中的溶解度不同而得以分离；蒸屈属双向传质，吸收为单相传质。第一节 概述二、吸收在化工生产中的应用吸收操作是分离气体混合物的一种重要方法,是传质过程中的一 种重要形式,在化工生产中已被广泛应用：1.制取液体产品。如用水吸收HC1制取盐酸,用水吸收NO2制取

3、硝酸,用硫酸（98.3%）吸收SO3制取发烟酸等。2.回收混合气体中有用组分和分离气体混合物。如焦化厂用洗油 从炼焦炉气中回收苯，如图6-1所示；由乙烯直接氧化制环氧乙烷时用 水吸收反应后的气体中的环氧乙烷；用液态燃吸收石油裂解气中的乙 烯和丙烯等。3.吸收气体中有害物质以净化气体。如合成氨工业中用水或乙醇 吸收除去原料气中的CO2;用铜氨液吸收除去原料气体中的CO。4 作为环境保护和职业保健重要手段。如硫酸厂用吸收除去废气 中SO2,过磷酸钙厂用吸收除去废气中含氟气体,硝酸厂中用吸收除去尾 气中NO*。第一节概述脱茶堪气11解吸塔过热蒸汽图61吸收与解吸流程图图62两类气液传质设备第一节 概

4、述三、吸收过程的分类1.物理吸收与化学吸收对于C0?气体的吸收，用水做吸收剂而主要发生物理溶解过程，用 碱液做吸收剂而主要发生化学反应过程。前者的本质是吸收质与吸收剂 间无化学反应,或者只有微弱的化学反应，吸收主要依靠吸收质在吸收 剂中的物理溶解度。后者是吸收质与吸收剂之间发生了明显的化学反应,由此将吸收分为物理吸收与化学吸收。二者的特点如下：(1)物理吸收:是可逆的,其逆过程就是解吸过程；吸收的极限是吸收 质的溶解度；吸收速率为吸收质的扩散速率；热效应小；外加条件的影 响是加压有利于吸收,减压有利于解吸；降温可增大吸收质溶解度，有利于吸收，但扩散速率减慢,有可能降低速率,故温度要适中。(2)

5、化学吸收：其吸收平衡取决于化学平衡；吸收速率取决于扩散速 率或反应速率中最慢的一步；热效应大；既有可逆的乂有不可逆的。2.单组分吸收与多组分吸收:若混气中只有一个组分进入液相而被 吸收,则称为单组分吸收,否则为多组分吸收。3,等温吸收与非等温吸收:吸收操作的温度不发生变化的称为等温吸 收，否则称为非等温吸收。本章重点学习单组分等温的物理吸收过程。第一节 概述四、吸收剂的选择吸收的分离程度用吸收率来表征，其好坏与吸收剂用量关系很大，而吸收剂用量乂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，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

6、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，对混气 中其他组分却能吸收甚微，否则不能实现有效的分离。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 少吸收过程值吸收剂的损失。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：吸收剂的黏度要尽量低，这样可以改善吸收塔内的流动状 况从而提嵩吸收速率，且有助于降低输送能耗，还能减小传热阻力。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

7、择的吸收剂进行全面的评标以做出经济吝理的选择。第一节 概述五、吸收操作条件吸收就是气液两相间传递过程,为了提高吸收效率，应选择如下条件：1.采用连续操作，有利于稳定性生产及调节操作 的条件。2.气液间逆流吸收，象传热一样，有利于吸收完 全并获得较大推动力。3.尽可能增大气、液接触面积，因为传递速率与 传质接触面成正比。4.增大相际间湍流程度，以降低传质阻力。第二节吸收中的气液相平衡一、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

8、.1 比质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Wa表示。即：w A w A匕=-JKgA/KgB%1 一%(6-1)第二节 吸收中的气液相平衡1.2 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，用符号为（或）以表示。即：x X=kmolA/kmolB（液相混合物）（6-2a）XB 1-乙y=也=-kmolA/kinolB（气相混合物）（6-2b）4力1 力1.3比质量分数与比摩尔分数的换算关系m.7?.Af.M A,tn.n AM A M A K,、w=x 4（液相）w=-=r4（气相）（63）叫 nBMB M B mB nBMB M B W）在计算比质量

9、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B组分。在吸收中，B组 分是指吸收剂或惰性气，A组分是指吸收质。第二节吸收中的气液相平衡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。对于混合液体中的A组分有：“安（6-4）物质的量浓度是指单位体积混合物内所含物质 的量（用千摩尔数表示）。如对于气体混合物，在 压强不太高、温度不太低的情况下，可视为理想气 体，则混气中的A组分有：第二节吸收中的气液相平衡二、气液相平衡关系气液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

10、溶解度在恒定的压力和温度下，用一定量的溶剂与混合气体 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乂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态平衡。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 吸收中的气液相平衡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6-3是由实验得到的SO,和NH3在水中的溶解度 曲线，也称为相平衡曲

11、线。图中横坐标为溶质组分（SO,、NH3）在液相中的摩尔分数%,纵坐标为溶质组分在气箱中 的分压乙。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 珠提高其分压色；当吸收温度较高时,则需要采取降温措 施，以增大其溶解度。第二节吸收中的气液相平衡所以，加压和降温均 可以提高气体吸收质 的溶解度，对吸收

12、操 作令.利。反之，升温出 和减压则有利于解吸。专 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，难溶气体在溶液上方图63气体溶解度曲线的平衡分压大。第二节吸收中的气液相平衡2.气液平衡规律一亨利(Hen”)定律2.1 亨利定律:在一定的温度和压强不太高的条件下，多数气体的 溶解度和它的平衡分压成正比,其数学式表示为：c a=h p A*(6-6)式中:H称为溶解度系数,kmol.m-3.Pf 或kmol.m-3.atm-1,，值的 大小反映气体溶解的难易程度，对于易溶气体该值较大；对于难溶气 体，该值很小。2.2 注意事项亨利定律只适用于稀溶液，如常压下难溶或少溶气体的吸收，否则

13、就有偏差；只适用于与溶剂不发生化学反应的气体的吸收；溶解度系数随温度升高而降低,即T t,Hl；应用于较高压强时，如5atm以上，分压应以逸度代替；为了使用方便,亨利定律可以改写成以下形式：Pa=Exa 二加匕，Ya=-，Ya,nX a(6-7)1+(l-/n)X A第二节吸收中的气液相平衡2.3亨利定律各系数间关系是：(6-8)r r H式中P为系统总压,C为溶液的总摩尔浓度，当为稀溶液 时有c=念，念表6-1列出了某些气体水溶液的亨利系数值。“液用剂表6-1某些气体水溶液的亨利系数值(EX 10/kPa)气体温度/K273283293303313COe0.07370.1060.1440.1

14、880.236SOe0.001670.002450.003550.004850.00860Nit0.0002080.0002400.000277O.OOO321一的亨利系数E值不同；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。第二节吸收中的气液相平衡三、相平衡在吸收中的应用1.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Y-X图来表示，如 图6-4所示，曲线的函数关系就是亨利定律式(6-7)。图64吸收平衡线第二节 吸收中的气液相平衡2.相平衡线在吸收

15、过程中的应用2.1 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匕必须大 于与液相中溶质含量成平衡时的组成乙；即匕若出现乙Ya*是吸收进行的必要条件，而差 值ZYa=Ya-Ya*则是吸收过程的推动力，差值2越大，则吸收速率必 然越大。23同理,若以液相为研究对象,在一定条件下,要让吸收过程能进 行,则液相中溶质的实际组成Xa必须小于与实际气相中溶质含量丫从成平 衡时的液相组成Xa*,BPXai）j or%c 时,吸鱼过程方能痔续进行。否则，即为解吸。第三节 吸收速率通过以上假设，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。

16、双膜理论认为相界面上处于平衡 状态，即图6-5中的Pi与Cj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。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。第三节 吸收速率三、吸收速率方程所谓吸收速率即指单位传质面积上在单位时间内吸收 的溶质量。表明吸收速率与吸收推动力之间

17、关系的数学式 即为吸收速率方程式。吸收速率用符号Na表示，其单位为 kmol m-2 s-1o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X过程推动力由于吸收的推动力可以用各种不同形式的差值来表示,所以，吸收速率方程也有多种形式。第三节吸收速率1.气膜吸收速率方程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:N攵气区-乙）Ya-Y A i(6-9)3=一 1式中丫4、X分别为气相主体和相界面处

18、吸收质的比摩尔分数；k气 为气膜吸收分系数,kmol-m-2-sZ其倒数称为气膜阻力，与气膜推动 力相对应。2.液膜吸收速率方程吸收质从相界而处通过液膜传递进入液相主体的吸收速率方程可表示为：M=k液（X,-XQ N”上4k液（6-10）式中Xa、X1分别为液相主体和相界面处吸收质的比摩尔分数；k液 为液膜吸收分系数,kmol 1丁2 s-1,其倒数称为液膜阻力，与液膜推动 力相对应。第三节 吸收速率3.总吸收速率方程式总观式(6-9)及(6-10),为了避开难于甚至是无法测定 的界面浓度,可以仿效传热中避开壁面温度类似的处理方法,同样可以采用两相主体浓度的某种差值来表示总推动力从 而写出总吸

19、收速率方程式。其中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。3.1 以(匕一不)表示总推动力的吸收速率方程式N、二 K(yyj 或 n、A 工 A A，只 匕-匕(6-11)1m+一其中:3=1+匚,1(气称为气相吸收总系数,其倒数称为 两膜的总阻力,此阻力由气膜阻力1/%与液膜阻力液组成。(6-11)式即为以(-不)为推动力的总吸收速率方工口 T第三节吸收速率3.2 以表示总推动力的吸收速率方程式%*一 x.)(6-12)长液1 1 1其中K液二丁+厂，心称为液相吸收总系数，其倒数 同样为两膜的总阻力：此阻力由气膜阻力/心气与液膜阻力 1/攵液组成。(6-12)式即

20、为以为总推动力的吸收速率方工口 牙王工I。由于推动力所涉及的范围不同及浓度的表示方法不同,吸收速率还呈现出了其它形态，应特别注意各式中吸收系 数与推动力的正确搭配及单位的一致性。第三节吸收速率四、气膜控制与液膜控制1.气体在水中溶解的难易程度,通常粗略的用相平衡系数m来区分，当水1时可认为是易溶气体,当m 100时可认为是难溶气体,当时，可认为是中等溶解气体。2对于易溶气体的吸收过程来说，由于吸收质的溶解度很大，即相平 衡系数m很小，由（6-11）的附式可知，在k气和k液值数量级相近的情况下,必然有气膜阻力大于液膜阻力，即传质总阻力主要集中在气膜层也把此 种吸收传质过程称为“气膜控制”，此时有

21、K气。k气。气膜控制传质过 程有以下三个特点：气膜控制时,液相界面组成X Xa，气膜推动力（Ya-YJYaTa*）;由于相平衡系数m很小,而丫人二hiXa*,所以较小的气相组成丫人就能与 较大的液相组成Xa*相平衡,即吸收越容易完全；对于气膜控制过程，要提高总传质系数1（气，应加大气相的湍流程 度以降低气膜厚度。第三节吸收速率3.对于难溶气体的吸收过程来说，由于吸收质的溶解度很小,即相平 衡系数m很大，由（6-12）附式可知,在k气和k液值数量级相近的情况下,必然 有液膜阻力大于气膜阻力，即传质总阻力主要集中在液膜层中,把此种吸 收传质过程称为“液膜控制”，此时他液。液膜控制传质过程有 以下三

22、个特点：液膜控制时,气相界面组成丫产丫外液膜推动力（XXah（Xa*-Xa）;由于相平衡系数m很大，而Ya=irXa*，所以较大的气相组成Ya就能与 较小的液相组成Xa*相平衡,即吸收越不容易完全；对于液膜控制过程，要提高总传质系数K液，应加大液相的湍流程 度以降低液膜厚度。4.对介于上述之间的中等溶解度的吸收传质来说,气、液膜阻力均不 可忽略,若要提高过程速率,即要提高总传质系数K,应同时加大气、液两 相的湍流程度，以同时兼顾气、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,将给吸收过程计算、设 备选型及操作设计带来方便。,第四节吸收（或解吸）过程的计算吸收与解吸是传质方向相反的

23、两个过程，两者所用的设备基本相同，其计算的方法原则 上相同。故本节将以吸收塔为例讨论有关吸收 的计算。一、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。但是其中通 过吸收塔的惰性气流量V和吸收剂流量可认 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X y表示就十分方便。图6-6为稳定操作状态下、单组分吸收逆 流接触的填料吸收塔,各相关参数如图示。图6-6吸收塔的物料衡算,第四节 吸收(或解吸)过程的计算现以单位时间全塔进、出的溶质量为对象有:V(YrY2)=L(XXJ=Ga(6-

24、13)式中Ga为单位时间全塔被吸收的吸收质的量,kmol.so一般情况下，进塔混合气的组成匕与流量V是吸收任务规 定了的，再根据吸收操作的分离指标吸收率/二(丫丫2)/匕,也能方便确定出气体出塔时的浓度丫2,如果乂知道吸收剂的 入塔组成X2与流量L,那么就可以利用式(6-13)求得塔底排出 的吸收液组成Xi。当然在已知L、V、X、和X2的情况下，也 可由式(6-13)计算气体出塔浓度丫2,从而进一步求算吸收率,判断吸收过程是否已达分离要求。,第四节吸收（或解吸）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，其组成由匕 逐渐降至匕，液体自上而下，其组成由X逐渐升至Xq那么,

25、填料层中个截面上的气、液浓度 与y之河的变化关系,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6-6所示的塔内任取iu-n截面与塔底（图示虚线范 围）作溶质的物料衡算，得：整理，得VY+LX=VY+LX(6-14)(L _ 匕-I V,第四节吸收(或解吸)过程的计算式(6-14)表示吸收塔任一截面上，气、液两相中吸收质的浓度Y与X间关系式，称为吸收塔的操作线方程式。该式在 X-Y标坐图上为一条直线，称为吸收操 作线，见图6-7中的直线AB。该线的斜 率为L/V,称为液气比，端点B(A，率及 A(X9,Y9)分别表示塔底浓端及塔顶稀端 浓度，线上任一点(X,Y)则表示塔中相 应截面上

26、液气浓度。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。图6-7逆流吸收的操作线,第四节吸收(或解吸)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全塔物料衡算可知 I,上(6-15)y X-X在V、丫1、丫2和X2已知的情况下，吸收塔操作线的一个端点A(X2,Y9)已经固定，另一个端点B则在Y二X的水 平线上移动，点B的横坐标取决于操作线的斜率L/V,如图 6-8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

27、所需用的 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。现讨论如下:,第四节 吸收(或解吸)过程的计算(1)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6-8(a)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(y-r*)增大。此时，假若在单位时 间内吸收同样数量的溶质时，设备 尺寸就可以减小，设备费用就能降 低；但是，吸收剂消耗量的增加，不仅会导致出塔液体中溶质含量降 低，而且使吸收剂再生所需的设备 费和操作费均增大。图6-8吸收塔的最小液气比I 第四节吸收（或解吸）过程的计算（2）相反，若减少吸收剂用量，即操作线的

28、斜率减小，操作线向平衡线靠近，传质推动力（y-y*）必然减小，所需 吸收设备尺寸增大，设备费用将会增大。但是，由于吸收剂 消耗量的减小，出塔液体中溶质含量X1必将增大,从而使吸收 剂再生所需的设备费和操作费都将降低。（3）当吸收剂用量减小到使操作线与平衡线相交或相切,如图6-8中AD线所示,此时吸收剂用量称为最小用量,用Lmin表 示；所对应的L/V称为最小液气比，用（L/V）min表示；所对 应的吸收液出吸收塔浓度称为最大出塔浓度，用Ximax表示，且Xg二XJ=丫1/山。但与此同时，由于在交点处相遇的气液两 相组成已相互平衡,那么传质过程的推动力将为零（Y二YJ）,因而达到此状态所需的传质

29、面积将为无限大（塔为无限高）o,第四节吸收(或解吸)过程的计算可见,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。在实际工业生产中，吸收剂用量的大小总是从设备费 与操作费两方面影响到生产过程的经济效益为前提，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：(八(L(L1 2.0)/、JiStt Jmin(6-16)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

30、按式(6-16)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。,第四节 吸收(或解吸)过程的计算2.最小液气比的求法最小液气比可用图解法或计算法求出：2.1 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X相平衡的x的数值后，用下式计算 最小液气比：的):匕-匕lvjmi-x；-x2(6-17)如果平衡线为图8-6(b)所示的曲线，则应过D点作平 衡曲线的切线，由图读出D点的横坐标x-的数值,代入式(6-17)计算最小液气比。2.2 计算法：若平衡线为直线并可表示为y*=，x时，则 式(6-17)可表示为：匕_匕IvL/ZTT(6-18)m第四

31、节吸收（或解吸）过程的计算例题在一填料塔中，用洗油逆流吸收混合气体中的苯。已知混合气体的流量 为1600雇/h,进塔气体中含苯0.05（摩尔分数,为同），要求吸收率为90%,操作温 度为25吧操作压强为10L3 kPa,相平衡关系为Y=26X,操作液气比为最小液气比 的1.3倍。试求下列两种情况下的吸收剂用量及出塔洗油中苯的含量：洗汕进 塔浓度X 2=0.00015；洗油进塔浓度X 2=0。解先确定混合气中惰性气体量和吸收质的比摩尔分数V=创一(1-0.05)=62.2。/格气j 4=-=0.0526,22 4 273+25 I-Y产 Y；(l-)=0.0526X(1-0.90)=0.0052

32、6,x,=000015=0.0 00 1 5z 1 1-x,I-0.00015洗油进塔浓度X 2=0.00015,由于气液平衡关系为直线，由(6-18)式有匕 0.0526-0.00526”、-1二-=25.3L工X,m0.0526-0.0001526，实际液气比(L/V)实=1.3 X 25.3=3 2.9L实=3 2.9V=3 2.9X 62.2=2046 kmol/h出塔洗油中苯的含量先由式(6-15)有：X产匕)十59x10当洗油进塔浓度X 2=0,则X 2=0,则由(6-18)式匍理有：()nun=y=y =inj=26 0.90=23.4,实际液气比(L/V)实=1,3 X 23.

33、4=30.4V 工 X、L m mU=3 0.4V=1890 kmol/h,出塔时 x”“一，十 x、=1.56 io A、LI 第四节吸收（或解吸）过程的计算三、吸收推动力的求算吸收塔内的液气比和操作线确定后，就可以利用操作线和平衡线求 吸收推动力。由前述讨论可知（见图6-7）,吸收塔内任一截面处气液两 相间传质推动力是由操作线和平衡线相对位置（即二者垂直或水平距 离）决定的。设吸收塔内任一截面上,吸收质在气相中浓度为Y、液相中浓度为X,那么与浓度为X的液相相平衡的气相浓度为F便可以从平衡上求得，此 时该截面上吸收气相的推动力为Y-F=同样可以看到，吸收塔底 部的气相推动力为：YYJ=塔顶部

34、为：丫2-丫2宗二aY2o由此可见,吸收塔内任一截面用气相浓度差所表示的推动力虽然 为操作线与平衡曲线之间的垂直距离,但不同截面上吸收推动力并不一定相等；同理，若吸收塔内任一截面用液相浓度差所表示的推动力虽然为操作线与平衡曲线之间的水平距离,但不同截面上吸收推动力也不一定相等。故若利用吸收传质方程式进行计算时，就需求出塔内的平均推动力。,第四节吸收（或解吸）过程的计算当平衡线为直线。r接近于直线时,可用塔顶和塔底推动力的对数 平均值作为平均推动力，即当以气相浓度差表示吸收传质推动力时有:J Y-Y D Km亡有 也瓦（6-19）同样,若用液相浓度葵表示吸收传质推动力时有：DX均二(X；X,)-

35、(X；X,)X；X,ln-X2-X1DX,-DX2DX,In5-dx2(6-20)这样,在前面导出的以总推动力所表征的吸收传质速率方程式(6T1)N4=仆(4匚)就变为NK.d%(6-21)（6T2）N k 液（x；XQ 就变为 N、=K.DX-（6-22）A 次 刊即其推动力就必须用塔顶和塔低推动力的对数平均值。为了便于计算，当YAY2或X1AX2小于2时,均可取算术平均值 代替对数平均值。,第四节 吸收(或解吸)过程的计算四、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。=严(6-23)式中D吸收塔的内径，山；q-操作条件下混合气体的体积流量，1113/s；U空塔气速，即

36、按空塔截面积计算的混合气 速度，lu/s O 其值约为0.2 0.3 Ui/sjljl-l.5 ui/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。,第四节 吸收(或解吸)过程的计算五、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。在吸收塔的直径和平均 推动力确定后，就可以根据吸收传质速率方程求算填料层高度。设A为填料吸收塔所能提供的总传质面积,心S为填料塔

37、的截面积，m2；Z为塔内填料层的高度,m；a为填料的有效比表面积,即每nP填料层 所能提供的气液有效接触面积,m2/m3,那么必有A=SZa(6-24)又因为有V(Y丫2)=L(XrX2)=Ga(前6-13式)，3=k气d 丫均(前6-21 式)及叫=k液dx均(前6-22式)。且其中Q为单位时间内全塔传质量，Na为电 位时间内单位传质面积上的传质量，那么必然有：Na=Ga/A(6-25)联立(6-13)、(6-21)(6-22)、(6-24)及(6-25),并整理得:7(2)7 l(x-x?)(6-26)K 气 aS Y K 液 aS AX 均式(6-26)即表示分别以气相为研究对象和以液相

38、为研究对象时的填 料层高度的计算式。第四节吸收(或解吸)过程的计算若令九二分别称为以气相和液相表示的传 K aS K,aS质单元高度,令v 二仁山；”上也分别称为以气相和液相表 示的传质单元数，那么式(6-26)即变为：Z二/和 Z=Hol X Nol(6-27)在式(6-26)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也常将 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”。譬如被。及一分别称为气相体积吸收总系数及

39、液相体积吸收总系数，其 单位均为kinol/(m3s)。第四节吸收(或解吸)过程的计算例题 已测得一逆流吸收操作塔内径为1m,入塔混合气在10L 3 kPa,298K下的流量为1500而/h,其中吸收质摩尔分数为0.015,其余为惰性气，出塔气中含吸收质摩尔分数为7.5X 10-5；入塔吸收剂为纯溶剂，出塔溶液中 含吸收质摩尔分数为0.0141；相平衡关系为Y*=0.75X,气相体积吸收总系数 K气a=150kmol/(m3 h)。试求气相平均推动力均及达到指定的分离要求 所需要的填料层高度。解1先将已知的摩尔分数换算为比摩尔分数V.0.015 v1=-=0.01521-K 1-0.0157.

40、5 I。-1-1-7.5 10 57.5 10Y、nni4lX=L-=0.0143 y；=0.75?0.0143 0.01 1 丫；=mX、=01-占 1-0.0141由（6-19）式有：ZX Y均=1.025X 10-3I500 273V=-仓ij-（1-0.015）=MAkmo l/h22.4 298S=D=0.785?I2 0.785;?24V?（Z-匕）K aS DY均Z=60.4 0.0152-7.5 10_9 _150创0.785 1.025 10 37.57/h第四节吸收（或解吸）过程的计算六、解吸第五节填料塔一、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 料支承

41、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。第五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

42、积。二、填料及其特性1.填料特性填料是具有一定儿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 择嬖料显得犹为重要。填料的主要性能可由以下特征参数 表示。第五节填料塔气体出nUQSUSB DHEfiUiaAA图8-7填料塔的典型结构填料支承板第五节填料塔(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，其单位为疔/。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

43、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 过的气体阻力越小，通过能力也越大。第五节 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)o(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

44、来表征 这种差别。干填料因子定义为 单位为1/皿，其值由试验测定；湿填料因子又简称填料因子，用符号中表示，其单位为1/m,其值亦由实验测定。第五节 填料塔(5)堆积密度外填料的堆积密度是指单位体 积填料的质量，单位为kg/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，即用就小，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。第五节 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

45、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、e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，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。第五节 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

46、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。第五节 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)所不，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)

47、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 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。第五节 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）金属矩鞍第五节 填料塔鲍尔环

48、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。第五节 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

49、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(cl)所示。它的外形似马鞍，两面是对称的，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。第五节 填料塔

50、(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：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