第五章氣體吸收

5—1概述一、吸收操作1、吸收操作

混合氣體（溶質氣體+惰性氣體）惰性氣體

++

吸收劑吸收劑+溶質

*利用溶解度差異，物質從一相向另一相轉移的過程，屬物質傳遞過程（簡稱傳質過程）*吸收操作在生產中的應用：①混合氣體分離，以獲得一定的組分②除去有害組分，以凈化氣體③制備某種氣體的溶液

2、完成分離任務應解決的主要問題

①吸收劑的選擇

溶解度、選擇性、再生性、穩定性、低粘度、經濟與安全性等②傳質設備的選擇

[板式塔（級式接觸）、填料塔（微分式接觸）]

③吸收劑的再生（常用升溫、吹氣、減壓的方法）

填料

煤氣中的芳烴,可采用洗油吸收方法回收芳烴獲得粗苯.3、工業吸收過程（吸收與解吸）

二、吸收操作分類

*物理吸收與化學吸收*等溫吸收與非等溫吸收*單組分吸收與多組分吸收*定態吸收與非定態吸收（過程參數是否隨時間而變）本章討論所作的基本假定：

單組分、低濃度、連續定態逆流、等溫物理吸收三、吸收操作的經濟性

吸收操作費用主要包括：①氣、液兩相流經吸收設備的能量消耗；②溶劑的揮發損失和變質損失；③溶劑再生費用，即解吸操作費用。

*以上三項費用中第③項所占比例最大。

本章基本內容：

①吸收過程中氣液相平衡關系表示方法

②吸收過程的傳質機理

③吸收過程傳質模型及傳質速率表達式

④吸收操作的物料衡算

⑤填料層高度的計算方法

主要介紹物理吸收過程機理，以及吸收過程簡單的設計計算和操作分析。

本章難點：

a.吸收過程的傳質機理

b.相平衡關系的不同方法、表達式間的換算

物質的量濃度（摩爾濃度）Ci=ni/V物質的量分數（摩爾分數）xi=ni/n摩爾比X=nA/nB

換算關系：

Ci=xi(n/V)xi=Ci(V/n)

X=x/(1-x)5—2氣、液相平衡

一、氣體在液體中的溶解度氣液相平衡：單組分物理吸收過程，當T、P確定后，溶質在液相中的濃度僅與氣相分壓Pe的有關

平衡濃度x（飽和濃度）、平衡分壓P*

氣液相平衡關系的可用不同方式表示：

*1溶解度曲線*2亨利定律溶解度：定義:

影響因素:溶液、溶質的性質，T，PT↑溶解度↓；P↑溶解度↑。

*1

溶解度表示吸收過程氣液兩相的平衡關系

*2

降溫、加壓有利于吸收，升溫、減壓有利于解吸

*3

不同氣體在不同溶劑中的溶解度可由實驗測定溶解度曲線：

Pe—x關系曲線：直接反映了相平衡的本質，用于思考與分析問題

y—x關系曲線：

可方便地與物料衡算式等其它關系式一起對整個吸收過程進行數學描述

P*Y*80℃70℃

XX

二、亨利定律

PA*=Ex

（亨利定律）

條件：總壓小于5×105N/m2，恒定溫度，稀溶液式中：PA*

—溶質在氣相中的平衡分壓，kN/m2。

E—亨利系數，kN/m2。

x—溶質在液相中的摩爾分率。*1亨利定律表示：稀溶液上方的溶質分壓與該溶質在液相中的摩爾分率成正比。*2

亨利系數E可由實驗測定。

通常易溶氣體E值小，難溶氣體E值大；且T↑，E↑。*3

對于理想溶液：E等于該溫度下純溶質的飽和蒸汽壓。（此時亨利定律與拉烏爾定律一致）*4

亨利定律的其他表達形式：

*4

亨利定律的其他表達形式：

①PA*=C/HPA*——氣相平衡分壓

C——液相摩爾濃度②y*=mxy*——氣相摩爾分率

x——液相摩爾分率

mXY*——氣相摩爾比③Y*=——————1+（1-m）XX——液相摩爾比或Y*=mXH—溶解度系數，kmol/（mN）；

m—相平衡常數，無量綱量；

E—亨利系數，N/m2。*5

E、H、m之間關系

H=C/（Ex）≈ρS/（EMS）

m=E/P總壓三、相平衡與吸收過程的關系

1、判別傳質過程的方向

PP

PAAPB*

PA*PB

B

xAxA*xxB*xBx

2．確定傳質過程的推動力

平衡是過程的極限，PA>PA*為吸收過程，PB<PB*為解吸過程過程推動力：(PA-PA*)(PB-PB*)

或(xA*-xA)(xB-xB*)3、指時傳質過程的極限

P2x2當V、P1、x2一定時：①吸收劑用量增大，P2↓，

P2min=P2*

且P2min=P2*=Ex2

②吸收劑用量減小，x1↑，

P1x1

x1max=x1

*

且x1max=x1*=P1/E

**即氣液相平衡關系決定了：離塔氣體的最低濃度P2min=P2*=Ex2

離塔液體的最高濃度x1max=x1

*=P1/E

**過程進行的極限：最終達平衡，平衡濃度為極限狀態例：含NH3體積分數3％的空氣-NH3混合氣，在20℃下用水吸收其中的NH3。塔內壓力為203kPa。NH3在水中的溶解度服從亨利定律，操作溫度下平衡關系為

PA*=266.6xkPa。試求離塔氨水的最大濃度，以濃度C表示。5—3傳質機理與傳質速率

氣體吸收過程：①溶質由氣相主體向氣液相界面傳遞②界面上溶質的溶解③溶質由界面向液相主體傳遞

相內傳遞主要以分子擴散、對流傳質的方式進行。

分子擴散：

當流體內部某一組分存在濃度差時，則因微觀分子的無規則隨機的熱運動使組分從高濃度處傳遞到低濃度處。

**過程推動力為濃度差

**實現傳遞靠微觀分子的無規則運動渦流擴散：

流體流動或攪拌時，由于流體質點的宏觀隨機運動（湍動），將使組分從高濃度處傳遞到低濃度處。

**過程推動力為濃度差**實現傳遞主要靠質點的宏觀隨機運動

本節討論分以下幾個方面：①單相內分子擴散，②相際之間的分子擴散及渦流擴散，③描述擴散的速率及影響因素。討論前提：定態條件下（工業吸收多為定態過程）一、分子擴散與費克定律

1、費克定律

當恒定溫度、壓力、總濃度一定，均相混合物內部，分子擴散的通量可由Fick定律描述。對于A、B混合物中兩組分的定態擴散通量可以表示為：

dCA

JA=-DAB———dZ

式中：

JA—組分A沿Z方向的擴散通量kmol/m2·s；

CA—組分A在混合物中摩爾濃度kmol/m3;

DAB—組分A在A、B混合中的擴散系數，m2/s。同理，對B組分的擴散可表示為

dCB

JB=-DBA———dZ

式中：

JB—組分B沿Z方向的擴散通量kmol/m2·s；

CB—組分B在混合物中摩爾濃度kmol/m3

；

DBA—組分B在A、B混合中的擴散系數，m2/s。以上兩式中負號，表示分子擴散方向是沿其濃度降低方向進行。

費克定律形式與牛頓粘性定律、付立葉定律相類似。對于理想氣體：

DABdPAPA

JA=-————CA=——RTdZRT2、等摩爾逆向擴散條件：總壓相同、大容器、保持氣體濃度均勻

且PA1>PA2PB1<PB2

以上擴散過程為定態分子擴散，且兩組分相互擴散的物質量相等稱為等摩爾逆向擴散。pA1pA2pB1pB2p

p

JAJB

JA=-JB擴散通量可表示為

DDJA=———（PA1-PA2）=——（CA1-CA2）

RTZZ

傳質速率

DDNA=JA=———（PA1-PA2）=——（CA1-CA2）

RTZZ傳質速率的大小主要是分子擴散的貢獻。3、單向擴散（組分A通過靜止的組分B的擴散）

有A、B雙組分氣體，A組分溶解于液相，B組分不溶于液相

總體流動：

總體流動使A、B組分向截面的擴散通量同時提高

氣相主體相界面NANmNAmNBmc0=cA+cBcB1cA1cB2cA2

物質的傳遞：分子擴散JA=-JB

總體流動NM=NAM+NBM有總體流動時的傳質速率

對于B組分有：NB=JB+NBM=0

即：JB=-NBM

NAMPA

且———=———NBMPBJB=-NBM=-JA

對于A組分：

傳遞速率NA=JA+NAM=JA+NBMPA/PB

NA=（1+PA/PB）JA

即

D

PAdPA

NA=-——（1+——）——RTPBdZ

對上式積分并整理為：

DP

NA=—————（PA1-PA2）

RTZPBm

式中:PBm—組分B分壓的對數平均值。P

/PBm——稱漂流因數。

上式也可寫成：DC

NA=————（CA1-CA2）ZCBm

式中CBm—組分B濃度的對數平均值，kmol/m3。

C

—混合物的總濃度，kmol/m3，（C

=CA+CB）。**該式同樣適用于液相。

漂流因數反映流動對傳質的影響。通常其值>1，表明有總體流動而使A物質的傳遞速率比單純的分子擴散速率大。當混合氣體中組分A的濃度很低時其值近似等于1。

4、分子擴散系數

D，

m2/s

物性參數之一，表示物質在介質中的擴散能力。

影響因素：物質的種類溫度T↑，D↑

濃度C↑，D↓（組分在氣體中擴散，濃度的影響可忽略）

壓力P↑，D↓（組分在液體中擴散，壓力的影響可忽略）確定方法：實驗測定（查手冊）或根據實驗方程式計算。

根據實驗方程式估算D，使用方便，但誤差較大。通常，氣體的擴散系數0.1——1.0cm2/s

液體的擴散系數1×10-5——5×10-5cm2/s

由于氣體的擴散系數大于液體的擴散系數，因此一般氣體中的擴散速率比液體中的擴散速率高（約100倍）。

二渦流擴散與對流傳質

1、渦流擴散

湍流流體中出現質點脈動和大量旋渦，造成組分擴散，稱為渦流擴散。

表示方法，借助于費克定律形式

dCA

JA=-Dq———dZDq為渦流擴散系數，不僅和物性有關，而且與流動狀況的關。2、對流傳質速率

即有分子擴散又有渦流擴散

dCA

JA=-（Dq+D）———dZ

層流區Dq=0；湍流區分子擴散可忽略；過渡區兩者均不可忽略

3、對流傳質理論

為進一步解決實際傳質過程速率的描述，提出以下模型基本思想

（1）單向內的對流傳質的有效膜模型（濕壁塔）

1、模型要點:

*相界面處存在一層虛擬的停滯膜;

*膜外為流體流動的湍流區,

*停滯膜非常薄,膜內無物質累積,為穩態分子擴散.

*對流傳質阻力全部集中于停滯膜內ci氣相主體c相界面1231-湍流2-層流3-靜止2、傳質速率方程按上述有效膜模型，氣相中傳質過程速率可表示為

DP

NA=—————（PA-PAi）

RTZGPBm

寫成NA=kG（PA-Pi）或NA=ky（yA-yi）式中kG—以分壓差表示推動力的氣膜傳質系數，kmol/（m2skPa）。

ky—以摩爾分數差表示推動力的氣膜傳質系數，kmol/（m2s）。

PA

、Pi—氣相主體和界面處A組分的分壓，kPa；

yA

、yi—氣相主體和界面處A組分的摩爾分數。

同理可得：液相中傳質過程速率可表示為

DC

NA=————（CAi-CA）

ZLCBm

寫成NA=kL（Ci-CA）或NA=kx（xi-xA）

kL—以摩爾濃度差表示推動力的液膜傳質系數，m/s

kx—以摩爾分數差表示推動力的液膜傳質系數，kmol/（m2s）

CA

、Ci—液相主體和界面處A組分的濃度，kmol/m3

xi

、xA—液相主體和界面處A組分的摩爾分數3、kG

與ky、kx與kL關系：

ky=PkG

kx=CkL

kG

、ky、kx、kL相當于對流傳熱的傳熱膜系數α，影響因素較多，用經驗關聯式確定，或根據經驗取值

三、兩相間傳質（一）吸收過程的雙膜模型相界面picipc氣相主體液相主體氣膜液膜雙膜理論三個基本點：

①存在穩定相界面，相界面上氣液相平衡；

②界面兩側分別為有效膜，膜內的傳質以分子擴散方式進行；

③傳質阻力全部集中在虛擬膜內，膜外的主體中高度湍流傳質阻力為零。

雙膜理論的局限性：

①對于濕壁塔、低氣速填料塔等具有固定傳質界面的吸收設備有意義；②對具有自由相界面的氣液吸收系統，當氣流速度較高時，相接觸面就不再是穩定的狀態，這種情況下雙膜理論與實驗結果不符合

（二）總傳質速率方程

吸收速率N：

單位相際傳質面積上單位時間內吸收的溶質量，kmol/m2s。

對于定態吸收操作過程，吸收塔任一部位上，相界面兩側的氣、液膜層中的傳質速率應是相等的。因此，其中任何一側有效膜中的傳質速率都能代表該部位上的吸收速率。

氣膜吸收傳質速率

NA=kG（PA-Pi）液膜吸收傳質速率

NA=kL（Ci-CA）=HkL（Pi-PA*

）

（下標i為相界面處的氣相分壓，上標*為與液相平衡的平衡分壓）根據加比定律得：

（PA-Pi）+（Pi-PA*

）

NA=——————————————1/kG+1/HkL

寫成

NA=KG（PA-PA*

）

1

其中KG=——————————————1/kG+1/（HkL

）

上式為以分壓差表示推動力的氣相總傳質速率方程。式中（PA

-P

*

）——以分壓差表示的吸收過程總推動力；

KG——以分壓差表示推動力的氣相總傳質系數；

1/KG——為吸收過程總阻力；1/kG——為氣膜阻力；

1/（HkL）——為液膜阻力。

同理可得：

NA=KL（CA*

-CA）

1KL=——————————H/kG+1/kL

KL——以濃度差表示推動力的液相總傳質系數。上式為以濃度差表示推動力的液相總傳質速率方程。

NA=KG（PA-PA*

）=KL（CA*

-CA）

=kG（PA-Pi

）=kL（Ci-CA）

NA=Ky（yA–yA*

）=Kx（xA*

-xA）

=ky（yA-yi

）=kx（xi–xA）

NA=KY（YA-YA*

）=KX（XA*

-XA）

=kY（YA-Yi

）=kX（Xi-XA）（注意傳質系數的單位，都等于kmol/m2s傳質推動力）總傳質速率方程的各種不同形式：(三）傳質系數之間的關系KG=HKL

ky=PkGkx=CkL

Ky=PKGKx=CKL

低濃度時KY≈Ky≈PKG

KX≈Kx≈CKL（四）界面濃度與傳質阻力的控制步驟1、總傳質阻力與液膜阻力和氣膜阻力關系

∵總傳質阻力=液膜阻力+氣膜阻力

即111111——=——+———或——=—————+——KGkGHkLKLH/kGkL

11∴KG=—————————KL=—————————1/kG+1/HkLH/kG+1/kL

11

或KY=—————————KX=—————————1/kY+m/kX1/mkY+1/kX

2、液膜阻力控制與氣膜阻力控制（溶解度與傳質系數的關系）

①當氣體溶解度很大時，H很大此時KG≈kG

，Ci≈CA

，稱為氣相阻力控制過程。（即m很小，KY≈kY

，Xi≈XA

）

此時傳質阻力主要集中于氣膜中，要強化吸收過程，關鍵要提高kG或ky值。②當氣體溶解度很小時，H很小此時KL≈kL

，Pi≈PA

，稱為液相阻力控制過程。

（即m很大，KX≈kX

，Yi≈YA

）

此時傳質阻力主要集中于液膜中，要強化吸收過程，關鍵要提高kL或kx值。

氣膜控制液膜控制yyi

xxixxi

yyi③當體溶解度中等時

總傳質阻力中氣膜阻力與液膜阻力均不能忽略。此時要強化吸收過程，必須同時提高kG與kL值（或ky與kx值）。3、界面濃度的確定

已知kL、kG時，過操作點（PA、CA）作斜率為（-kL/kG）的直線，與平衡線交點的坐標（Pi、Ci）即為所求氣液相界面的濃度。

或已知kx、ky時，過操作點（yA、xA）作斜率為（-kx/ky）的直線，與平衡線交點的坐標（yi、xi）即為所求氣液相界面的濃度。

p（-kL/kG）

Pi

Cic

A5-4吸收塔（填料塔）計算

*解決吸收過程問題都可聯立以下三式求解

①全塔物料衡算式G（y1–y2）=L（x1-x2）②相平衡方程式y*

=f（x）③吸收過程基本方程式NA=傳質推動力/傳質阻力

*吸收塔內氣液相對流動方向并流：逆流：推動力大吸收率高（有利于降低出塔氣體的濃度）吸收劑用量少（有利于提高出塔吸收液的濃度）但處理量受限制*計算前提：低濃度、等溫、逆流、連續穩定即L、G、K可認為常數。

低濃度的吸收，通常是指混合氣中溶質組成y1<10%的吸收過程。*吸收塔計算分操作型和設計型兩類:

設計型計算命題:

設計要求:計算達到指定分離要求所需要的塔高。給定條件：進口氣體的溶質摩爾分數；氣體的處理量；吸收劑與溶質組分的相平衡關系；分離要求。操作型計算命題:

第一類命題:

計算目的:氣液兩相的出口含量。給定條件：吸收塔的高度及其它尺寸，氣液兩相的流量、進口含量，平衡關系及流動方式，兩相總傳質系數Kyα或Kxα。第二類命題:

計算目的:吸收劑的用量及出口含量。給定條件：吸收塔的高度及其它尺寸，氣體的流量及出口含量，吸收劑的進口含量，氣液兩相的平衡關系及流動方式，兩相總傳質系數

Kyα或Kxα。

一、吸收塔的物料衡算及操作線方程

物料衡算主要目的是為關聯吸收塔由任意塔截面上氣液相組成x-y間的關系，即吸收塔操作線方程。對塔中任一載面作物料衡算有：

GY1+LX=GY+LX1

LLY=——X+（Y1-—X1）

GG

上式稱為操作線方程。式中L/G稱為液氣比。當X1、Y1、L/G一定時，Y與X為線性關系。又對全塔作物料衡算有：

GY1+LX2=GY2+LX1

即L/G=（Y1–Y2

）/（

X1–X2）

或

G（Y1–Y2）=L（X1-X2）該式為物料衡算式

。

二、吸收劑用量和最小液氣比根據全塔物料衡算式

L/G=（Y1–Y2

）/（

X1–X2）當要求的回收率一定時，吸收塔的吸收率η一定：

η=被吸收的溶質量/氣體進塔時的溶質量

=（Y1-Y2）/Y1

又被處理氣流中溶質濃度Y1、X2為生產工藝所定，即Y1、Y2、X2為定值，此時液氣比大小取決于的X1大小,且X1越大液氣比越小。吸收劑用量L是影響吸收操作經濟性的重要因素，通常

L↑L/G↑推動力↑操作線遠離平衡曲線X1↓L↓L/G↓推動力↓操作線靠近平衡曲線X1↑

（操作費用）（設備費）y1y2x2x1

x1*所以最小液氣比為：

LY1-Y2

（——）=——————GminX1max–X2

X1max=X1*=Y1/mm為相平衡常數

*η一定時，吸收劑的進塔濃度X2↓，（L/G）min↓。*實際液氣比常取：（L/G）=（1.1~2.0）（L/G）min*操作液氣比

L/G=（Y1–Y2

）/（X1–X2）三、填料層高度計算

由于低濃度吸收屬于稀溶液的吸收，傳質引起系統的氣液兩相流量變化、溶解熱效應均可忽略，其平衡關系滿足亨利定律，故吸收傳質過程的描述得到一定的簡化。hGy1Lx1

Gy2Lx2

dzh=0h=h1、基本計算式

計算依據：物料衡算式NAdA=GdY=LdX

傳質速率方程式NA=KY（Y-Y*）=KX（X*-X）

=kY（Y-Yi）=kX（Xi-X）氣液接觸面積與微元高度dz的關系dA=ΩαdZ

式中

Ω——塔截面積，m2；

α——單位體積設備的有效傳質面積，m2/m3。

計算方法：計算式：

GdYLdXZ=————∫———=————∫———KYαΩY-Y*KXαΩX*-X

GdYLdX=————∫———=———∫———kYαΩY-YikXαΩXi-X

上式適用于低濃度穩態氣體吸收塔。2、傳質單元數與傳質單元高度

適用于低濃度穩態氣體吸收塔的填料層高度計算式可寫成：

Z=HOGNOG=HOLNOL

=HGNG=HLNL

式中NOG、NOL、NG、NL——傳質單元數

HOG、HOL、HG、HL——傳質單元高度

填料層高度=傳質單元高度×傳質單元數①傳質單元高度的確定

GLHOG=———、HOL=———、HG

、HL

KYαΩKXαΩ

傳質單元高度相當于完成一個傳質單元分離任務所需要的填料層高度為一傳質單元高度HOG。或在推動力ΔY=ΔYm作用下，使氣相組成變化ΔYm，所需填料高度即傳質單元高度HOG，AB

傳質單元高度的大小反映了傳質的阻力大小（反映了填料性能的好壞），傳質單元高度越小，意味著過程阻力越小，表示所需填料層高度就越小。由實驗測定或用經驗值。總傳質單元高度與氣、液相傳質單元高度存在一定關系。②傳質單元數的確定傳質單元數的大小反映了傳質的難易程度，當所要求的氣體進出口濃度一定時，傳質推動力越大，意味著過程越容易，傳質單元數就越小，所需填料層高度就越小。傳質單元數的確定方法有以下幾種：

A、對數平均推動力法

A、對數平均推動力法Y1

Y1-Y2

NOG=—————Y*1

ΔYmY2

式中