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第5章 气体吸收
一、传质的基本方式
1、吸收过程涉及两相间的物质传递，它包括三个步骤：
①溶质由气相主体传递到两相界面，即气相内的物质传递；
一、传质的基本方式
1、吸收过程涉及两相间的物质传递，它包括三个步骤：
②溶质在相界面上的溶解，由气相转入液相，即界面上发生的溶解过程；（易）
③溶质自界面被传递至液相主体，即液相内的物质传递。
二 分子扩散与涡流扩散
1.分子扩散：依靠物质分子的热运动，物质从一处转移到另一处的过程。
2.机理：分子的热运动
3.平衡态：没有组分的净转移。
说明：只要浓度差△C存在，会有分子扩散引起的物质传递。
二 分子扩散与涡流扩散
静止流体：存在浓度差(△C)，分子的热运动，物质从高浓度地方扩散到低浓度的地方。
层流的流体：如果与垂直的方向存在浓度差(△C)，亦可由高C向低C方向扩散。
湍流的流体：只要存在△C，也有物质通过分子扩散从高C处→低C处。
2.涡流扩散
定义：有浓度差时，凭借流体质点的湍动和旋涡来使物质从高浓度向低浓度方向进行传递的现象称为涡流扩散。
原因：流体质点的脉动和旋涡引起流体质点的碰撞与混合。
与分子扩散的比较：物质传递现象；分子扩散——热运动、速率较慢，涡流扩散——质点的碰撞混合，速率快。
三、吸收过程的机理
为了解决多相传质问题，路易斯—惠特曼（Lewis-Whitman）将固体溶解理论引入传质过程，20世纪20年代提出了双膜模型.
双膜理论的基本观点—膜模论（双膜论）
1、气液相接触面两侧有气、液膜，吸收质以分子
扩散的方式通过两膜层。（流速越大，膜层厚
度越小）
2、气液两相主体浓度不变，浓度变化在膜层中
——阻力集中在两膜层中。
3、相界面处，吸收质在气液两相中浓度达到平衡— 相界面上没有阻力。
结论：吸收过程是吸收质经由气、液两膜层的分子扩散过程，
两膜层的阻力为吸收过程的两个基本阻力，决定了传质速率的大小——双阻力理论。
吸收过程 ：气相中吸收质的p>p* 时，吸收质以p-p*推动力克服气膜厚度的阻力，以分子扩散的方式通过气膜到相界面上，界面上 pi 和Ci 成平衡，吸收质以Ci –C的浓度差推动力克服液膜厚度的阻力，以分子扩散穿过液膜，从界面扩散到液相主体，完成此过程。
适用范围：具有固定相界面的系统以及流动速度不高的两流体间的传质。
局限性：具有自由相界面的系统，尤其是高度湍流的两流体间的传质。
原则上讲，若已知气、液相传质分系数kG和kL，我们便可通过双膜模型，联立求解得到未知的气、液界面组成pi和Ci，再求得传质通量NA。
三、 吸收速率方程式
吸收速率：在吸收操作中，每单位相际传质面积上，单位时间内吸收的溶质量。
吸收速率方程：表明吸收速率与吸收推动力之间的关系式。
（一）气膜、液膜吸收速率方程式：
NA = kG(p - pi)= kL(Ci -C)
NA—分子扩散速率 kmol/m2·s
p、 pi—吸收质在气相主体、相
界面处的分压 kPa
Ci 、C—相界面处的、液相主体的浓度
kG、 kL —气膜、液膜吸收系数 kmol/m2·s · kPa
（二）总吸收系数及相应的吸收速率方程分别为：
1、以p-p*和C*-C表示推动力的速率方程
由于 pA ，p A * ， CA C A *， 均为已知，用此求NA时就避开了求界面浓度Ci和 pi。
由上面的式子（1）可知：1/KG=1/HkL+1/kG
对于易溶气体：H很大， 1/HkL很小，所以1/HkL << 1/kG
则 1/KG = 1/kG 气膜控制
（吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力）
例如：水吸收HCl、NO2等
由上面的式子（2）可知：1/KL=1/kL+H/kG
对于难溶气体，H很小，所以H/kG << 1/kL
则1/KL=1/kL 液膜控制
例如：水吸收CO2、CO等
2、以Y-Y*和X*-X表示推动力的速率方程
低浓度气体吸收的特点
1.贯穿填料层（以后简称全塔）的气液相摩尔流率V、L均可视为常量，其单位为：kmol/(m2.s) ；
2.全塔可视为等温吸收（略去了溶解热效应）；
3.传质分系数k y 、 k x在全塔不同截面处均可视为常量。
设计型计算：给定混合气体处理量、Y1和回收率(Y2) 选择适宜的吸收剂、操作条件 吸收剂的最小用量 实际用量 选择填料 操作流速 塔径 传质系数 填料层高度……。
计算类型：设计型计算、操作型计算
吸收剂和惰性气体的量通过
吸收塔前后无变化.
气体:自下而上
液体:自上而下
V– 惰性气体的摩尔流量，kmol(B)/s(h)
L – 吸收剂的的摩尔流量，kmol(S)/s(h)
Y – 气体中溶质的摩尔比，kmol(A)/kmol(B);
X-- 液体中溶质的摩尔比，kmol(A)/kmol(S);
一、全塔物料衡算
设吸收过程无物料损失,根据质量守恒定律
L/V—液气比
即处理1kmol惰性气体的原料所用纯吸收剂量的kmol数.
吸收率φ :分离指标
即气相中被吸收的吸收质的量与气相中原有的吸收质的量之比.
由前面的式子可得:Y2=Y1(1-φ)
生产中,V、L、Y1、X2为已知,若再知φ，即可求出出口液浓度X1。
二、吸收操作线
在吸收塔上任取一截面，
气液相浓度为Y、X，
又物料衡算：
VY1+LX=VY+L X1
整理可得：下式
吸收塔的操作线方程，操作线在X –Y 坐标系内是一条直线，操作线斜率为 L/V，称为液气比。
关于操作线的说明：
①吸收操作线方程是由物料衡算得出的，与液气比和塔一端的气液组成有关，与吸收速率、温度、压力、接触状态、塔型无关。
②操作线与平衡线的垂直距离表示总推动力△Y，水平距离距离表示总推动力△X，操作线与平衡线的距离越远，其传质推动力越大。
③吸收操作线位于平衡线的上方，脱吸操作线位于平衡线的下方（精馏操作线位于平衡线的下方）；
④逆流吸收塔塔底为浓端，塔顶为稀端；并流操作吸收塔塔顶截面Y大、X小，塔底截面Y小、X大；
⑤降低吸收剂的温度、提高总压；选择对溶质溶解度大的吸收剂；改物理吸收为化学吸收都将使平衡线下移，从而增大吸收推动力，提高吸收速率。
三、吸收剂用量
一、吸收剂用量的确定
1、已知V、Y1、Y2、和X2，确定L；
L/V= （Y1-Y2)/（X1-X2）
2、吸收剂用量对吸收的影响：
V由生产任务确定,T点固定,L↑,L/V↑ ,A点沿Y=Y1左移,则操作线离平衡线距离变远，推动力↑，对一定的分离任务,则可减少所需的传质面积，设备费用↓,但吸收剂用量、运输及回收等操作费用↑；
L↓,L/V↓ ,A点沿Y=Y1右移,则操作线离平衡线距离变近，推动力↓，对一定的分离任务,则要增加所需的传质面积，设备费用↑,当L/V↓，与平衡线相交时，X=X1*,塔底流出液浓度与刚进混合气中吸收质浓度平衡，吸收推动力为零，传质面积无限大，实际生产无法达到，是吸收的一种极限，此时的液气比为最小液气比。如下图所示：
最佳吸收剂用量：使设备费和操作费总和最少。
吸收剂的经验法确定：
3、确定最小液气比（L/V）min（或Lmin）；
① 操作线与平衡线相交，B点移至B* 处，X1=X1*；
② 操作线与平衡线相切， X1=X1*。
式中：X1* -- 与Y1平衡的液相组成或切线上与Y1对应的液相组成；
平衡关系符合亨利定律 X1* = Y1/m；
4、确定实际液气比 L/V（或L）；
L/V = （1.1～2.0）(L/V)min ；
L =(1.1 ～2.0) Lmin;
选择吸收剂用量时应考虑以下两方面：
（1）因吸收剂用量的大小与吸收塔的操作费和设备费密切相关，所以应通过经济核算选择一适宜液气比。
（2）吸收剂用量除了应大于最小用量之外，还应满足能将全部填料表面充分润湿这一要求。
二、塔径的计算
塔径计算式为
D—吸收塔的塔径；m
VS—混合气体的体积流量,应以进塔气体的体积流量计m3/s；
u—空塔气速，通常取液泛气速的0.6～0.8倍，即u=(0.6～0.8)umax；
计算的塔径应按我国压力容器公称直径的标准进行圆整。
练习题
1、用纯水吸收混合气中的丙酮。如果吸收塔混合气进料为200kg/h，丙酮摩尔分数为10%，纯水进料为1000kg/h，操作在293K和101.3kPa下进行，要求得到无丙酮的气体和丙酮水溶液。设惰性气体不溶于水（MB=29kg/kmol），试问吸收塔溶液出口浓度为若干？
2、用清水吸收混合气体中的氨，进塔气体中含氨6%（体积分数，下同），吸收后离塔气体含氨0.4%，溶液出口含量X1=0.012，此系统平衡关系Y*=2.52X，求进出口处推动力。
练习题解答
（1）气体进口组成Y1=y1(1-y1)=0.1/(1-0.1)=0.11 气体出口组成Y2=0 X2=0
L=1000/18=55.56kmol/h
惰性气体摩尔流量V=200/31.9(1-0.1)=5.64kmol/h
溶液出口浓度可由全塔物料衡算求得：
V（Y1-Y2)=L（X1-X2）
即X1=5.64(0.11-0)/55.56=0.011
（2）由于其他条件不变，改变的只是惰性气体的摩尔流量 V=pVh(1-y1)/RT=5.24kmol/h
则 X1=5.24(0.11-0)/55.56=0.010
练习题
某厂准备采用一个填料吸收塔用清水逆流吸收含有10%（体积%）的SO2的混合气体。已知塔内的操作压力102.63kPa和温度25℃。要求处理的混合气体量为1000m3/h,实际吸收剂用量是最小吸收剂用量的1.5倍，吸收率要达到98%，塔内气体的实际空塔速度为0.5m/s。试求：
(1)吸收用水量为多少 (2)吸收塔直径为多少m？ (3)若想再提高吸收率，你认为可采用什么措施？（附：气液平衡方程：Y=40X，M=64）

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