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1、高浓度气体吸收填料层高度的计算,高浓度气体吸收过程分析,通常为非等温吸收，由于溶质A的溶解量大，产生的溶解热能使吸收剂温度显著升高，相平衡关系也将沿塔高变化，温度升高，溶质的溶解度下降，对吸收不利。传质系数沿塔高变化大，吸收过程为 A 组分通过停滞的 B 组分的扩散过程，气相传质系数为,高浓度吸收浓度变化大，溶质溶解量大，从塔底至塔顶气体流率变化也大，这使得高浓度吸收过程有以下特点：,高浓度气体吸收过程分析,同理，高浓度气体吸收液相传质系数可表示为,低浓度吸收 P/pBm 1或 1/(1-y)m 1，所以 ky ky。高浓度吸收总体流动的影响不可忽略，传质系数与气相浓度 y 有关，因 y 沿塔
2、高变，所以 ky 也沿塔高变。,等温吸收时，沿塔高相平衡关系不变，填料层高度 Z 的计算可采用前面介绍的计算式；各传质系数沿塔高的变化不可忽略，因而不能提出积分号外，这使得 Z 的计算变繁；因传质系数中的漂流因子要涉及到界面浓度yi 或 xi，Z 的计算式通常采用相内传质速率方程推导；高浓度气体吸收 Z 的计算一般采用摩尔分数的表达式。若用比摩尔分数，被积函数更复杂。,等温吸收时 Z 的计算,高浓度吸收填料层高度 Z 的计算式要注意引入漂流因子的影响。,高浓度气体吸收 Z 计算只能由数值积分或图解积分求得。被积函数为：,等温吸收时 Z 的计算,同理可得：,被积函数为：,积分时还需用到如下关系式
3、：,操作线方程,传质速率方程,平衡线方程,以及体积传质系数 kya，kxa 与气、液质量流率的关联式。,等温吸收时 Z 的计算,图解积分求解步骤,（1）将 y1 至 y2 的区间分成 n 等份，得 n+1 个 y；（2）由操作线方程算出所取 y 对应的 x；（3）由 Vs=V/(1-y)和Ls=L/(1-x)计算浓度为 y、x 截面的气液流率；（4）由传质系数关联式计算出 y、x 截面处对应的 kya，kxa；（5）由四式联立求解出气液界面浓度 yi、xi；,（6）将以上与 y 对应的各值 代入f(y)，求得该 y 值对应的被积函数值，即求得了f(y)y 曲线上一点；（7）重复(1)(6)(n
4、+1)次，求得(n+1)个与 y 值对应的函数值f(y)；（7）作f(y)y 图，计算曲线与 y1、y2 区间所围成图形的面积，由此求得填料层高度 Z。,等温吸收时 Z 的计算,因数群 Vs/(kya)随 Vs 的变化小，因此沿塔高变化不大，可取塔顶和塔底的平均值，从而可将其提出积分号外,当气相浓度不是太高时，(1-y)m 可用算术平均值代替,第一项为低浓度气体吸收时的传质单元数，第二项则表示高浓度气体吸收时漂流因子的影响。,非等温吸收时 Z 的计算,若忽略吸收塔内气液两相温度升高对传质系数的影响，非等温气体吸收填料层高度的计算与等温过程相比，除必须考虑气液两相温度所引起的相平衡关系变化这一因
5、素外，其计算公式和计算方法与高浓度等温吸收过程的计算完全相同。只要求得了非等温吸收的实际相平衡关系，按上述填料层高度的计算公式与求解步骤，就可求得 Z 值。,溶质溶解时释放出的溶解热不仅使液体升温，也会使气体升温和部分溶剂汽化，设备的散热也将耗去部分溶解热。同时进行的传热传质使过程的热量衡算变得较为复杂。,简化假设：（1）由于气体的热容小，且溶剂的蒸汽压较低，汽化量不大，气体升温和部分溶剂汽化耗用的溶解热可忽略不计。（2）过程可视为绝热，溶解热将全部用于液体温度的升高。,非等温吸收时 Z 的计算,据此简化，对微元段 dZ 做热量衡算，有,式中：cmL 溶液平均摩尔热容kJ/(kmolK)；Ls
6、 吸收液流率kmol/s；微分溶解热；dLs 吸收的溶质量引起的吸收液量增加。,Ls,x,t,Ls+dLs x+dx t+dt,dZ,dLs 与 Ls 相比要小得多，故 dLsx、dLscmLt 与 LSdx、LscmLdt 相比可忽略。于是上式可简化为,非等温吸收时 Z 的计算,若将吸收塔中液相组成 x 的变化范围分成若干等分段，离开和进入该段的液相温度分别为 tn 和 tn-1，则任意段 n 的热量衡算式可近似写成,微分溶解热 代表 1 kmol 溶质溶解于浓度为 x 的大量溶液中时所产生的热量，是一个与溶液浓度有关的量。,式中微分溶解热 可取 xn-1 与 xn 之间的平均值。,非等温吸
7、收时 Z 的计算,由进塔的液相浓度 x0 和温度 t0 为初始条件，可逐段算出不同组成 x 下的液相温度 t，然后根据每一组 x，t 值，由热力学数据确定与之平衡的气相浓度 y，从而确定出塔内两相的实际平衡关系。,若已知溶质在不同温度下的溶解度曲线，可由每一组 t，x 数据直接从图上读出与之对应的 y 值，连接交点所得的曲线称为绝热吸收平衡线。,生产过程中的各种参数经常是波动的。吸收塔在运行过程中可能变化的参数有：入塔气体的流量V和浓度Y1如 果不加调节，必将引起出塔气体浓度Y2的变化。调节的方法：在允许条 件下改变吸收剂流量L，从而改变传质推动力，使Y2稳定不变。吸收塔和解吸塔为联合操作，改
8、变吸收剂流量，必将改变解吸塔的操 作特性，使解吸塔的出口浓度和温度发生变化，反过来对吸收塔产生作 用。因此，必须进行综合分析。,吸收剂用量 L增大，L/V 增大，操作线斜率和推动力增大。当气、液入塔浓度 Y1 和 X2 不变时，出口气体 Y2 下降，吸收率增大。操作线由线变为线，X1 下降。,如果吸收剂用量增大使再生不良或冷却不够，吸收剂进塔浓度 X2 和温度 t2 都可能升高，这两者都会造成传质推动力下降，抵销吸收剂用量增大的作用。,吸收塔的调节与操作型计算,吸收剂用量 L增大,吸收剂入塔浓度由 X2 降至 X2，在 Y1 和 L/V 不变的条件下，操作线向左平移，传质推动力增大，吸收液出塔
9、浓度将由 X1 降至 X1，气体出塔浓度降至 Y2，吸收率增加。,改变了物系的平衡关系，气体溶解度增大，平衡线下移，传质推动力也增大。当气、液进塔浓度 Y1、X2 以及液气比L/V不变时，气体出塔浓度 Y2 降低，分离程度增加。,降低吸收剂入塔浓度X2,降低吸收剂入塔温度 t2,适当调节上述三个参数均可强化吸收传质过程，提高分离程度。但实际生产过程的影响因素较多，对具体问题要作具体分析。,但对于有显著热效应的吸收过程，大量吸收剂再循环可减小吸收剂在塔内的温升，因而平衡线可以下移，传质推动力增大，有利于吸收。,设吸收剂再循环量与新鲜吸收剂加入量 L 的比值为，两股吸收剂混合后浓度为,吸收剂再循环
10、流程,若 增加，吸收剂入塔浓度增大，传质推动力下降，塔的吸收能力要下降。,吸收过程计算,设计型计算,命题,设计要求：计算完成指定分离任务所需的塔高给定条件：气体流率 气体入塔浓度 平衡关系 分离要求,规定有害物质浓度Y2规定产品回收率,说明：为求高度，必须先求HOG和NOG,HOG与设备形势和操作条件有关，NOG与平衡关系和进出口浓度有关，要计算平均推动力，必须选定流向，气液两相可逆流操作也可并流操作，进出口浓度相同时，逆流推动力大于并流推动力，逆流优于并流，但逆流操作气流阻碍液流流动，需要加大液体流量的吸收可以采用并流。,吸收剂浓度过低，加大溶剂再生的解析负荷量，吸收剂浓度过高，传质推动力减
11、小，使塔高增加，所以，X2的选择是一个经济优化的问题。,（1）流向选择,（2）吸收剂浓度的选择,吸收塔操作存在一个最小液气比，实际操作液气比应大于最小液气比，注意：最小液气比是针对规定的分离要求而言的，并不是说吸收它不能在最小液气比以下操作，只不过在最小液气比以下操作不能达到规定的分离要求。实际液气比的选择也是一个经济优化的问题。,命题计算目的：预测给定条件下的出口浓度X1、Y2已知条件：V,L,Y1,X2,Z,平衡关系，传质单元高度或传质系数计算方法：,操作型计算是联立求解上述方程组，当上述方程组联解的结果变为下式,由上式求得Y2后，再由物料衡算求X1。,（3）吸收剂用量的选择,吸收塔的操作
12、型计算,【例】某填料吸收塔用溶质含量为0.02%（比摩尔分数，下同）的溶剂吸收混合气中的可溶组分，采用的液气比为3.2，气体入塔溶质的含量为2.0%，回收率可达95%。已知在操作范围内物系的平衡关系为Y=2X，吸收过程为气膜控制，总体积传质系数KYa与气体摩尔流率的0.8次方成正比。受前后工序操作状况的影响，该吸收塔的工艺参数也常有波动，试对以下几种情况进行计算。（1）当解吸不良使吸收剂入塔含量增高至0.04%时，溶质的回收率下降至多少？塔内传质推动力有何变化？（2）气体流率增加20%，而溶剂量以及气、液进口组成不变？溶质的回收率有何变化？单位时间被吸收的溶质量增加多少？（3）入塔气体溶质含量
13、增高至2.5%时，为保证气体出塔组成不变，吸收剂用量应增加为原用量的多少倍？,解：（1）,原工况,新工况,（2）,（3）,由上式试差得：,【例】混合气中含CO25%（体积），其余为空气。于30及2MPa下用水吸收，回收率为90%，溶液出口浓度x1=0.0004，混合气体处理量为2240Nm3/h（操作状态），亨利常数E=200MPa，液相体积总传质系数Kca=50 kmol/（m3h(kmol/m3)），塔径为1.5m，求每小时用水量和填料层高度。,解：（1）求L：,（2）求z：,例 某厂有一填料吸收塔，直径为880mm，填料层高6m，所用填料为50mm拉 西环，每小时处理2000m3丙酮-空
14、气混合气（T=298.15 K，P=101.3 kPa），其中含丙酮5%（体积%）；水作溶剂。塔顶放出废气中含丙酮0.263%（体积%），塔底排除的溶液每kg含丙酮61.2g；在此操作条件下，平衡关系Y=2.0X。根据上述测得数据试计算：（1）气相体积总传质系数KYa；（2）每小时回收多少丙酮；（3）若保持气液流量V、L不变，将填料层高度加高3m，可以多回收多少丙酮。,解：（1）求KYa,（2）,（3）,解吸塔的计算,解吸是吸收的逆过程，相际传质推动力为(y*-y)或(x-x*)；减压、加温和降低气相主体的溶质分压有利于解吸过程的进行；工业解吸过程通常是将溶液由塔顶引入，惰性气体或蒸汽由塔底引
15、入，两相在塔内逆流接触，此过程也称为气提或汽提。若溶质不溶于水，用水蒸汽解吸，混合蒸汽在塔顶冷却后，溶质与水发生分层，从而可得纯溶质；适用于吸收操作的设备同样适用于解吸操作，前述的气液传质理论和吸收过程的计算方法均可用于解吸过程，相应的计算式也类似；,解吸塔的最小气液比,对逆流解吸塔的虚线框作物料衡算，得到解吸操作线方程，当溶液的处理量 L、进出塔浓度 X1、X2 以及解吸气进塔组成 Y2 确定后，气体用量 V 与气体出塔浓度 Y1 直接相关。,解吸塔的最小气液比,当解吸用气量 V 减小时，气体出塔浓度 Y1 增大，操作线的 A 点向平衡线靠拢，传质推动力下降。当操作线与平衡线相交或相切时，解
16、吸操作线斜率（液气比）最大，即气液比最小,对操作线与平衡线相切（平衡线呈上凹形状），最小气液比由过 B 点所作的操作线与平衡线的切线斜率确定。,传质系数,任何化工单元操作，过程速率是决定该单元设备大小的关键因素。过程速率正比于过程推动力，反比于过程阻力。传质速率概括为,传质系数包含了传质过程中一切复杂的、不易确定的影响因素，其数值的大小主要取决于：物系的性质、操作条件及设备的性能（填料特性）三个方面。由于影响因素十分复杂，传质系数的计算难以通过理论模型解决，迄今为止也尚无通用的计算方法可循。,传质系数的获取途径：,（1）实验测定；（2）针对特定体系的经验公式；（3）适用范围更广的准数关联式。,
17、传质系数的实验测定,对实际操作的物系，若相平衡关系为直线，则填料层高度计算式为,上式也可写为高度为 Z 的填料段的平均传质速率方程,式中 F=Za 为传质面积，Vp=Z 为填料装填体积。,稳定操作状况下，测得进、出塔气液流量和浓度后，根据物料衡算及平衡关系即可算出传质负荷 GA 和平均传质推动力。填料的几何特征和测试设备的尺寸已知，因此上两式可计算出以气相为基准的总传质系数 KY 或总体积传质系数 KYa。实验测定的传质系数用于吸收或解吸塔设计时，设计体系的物性、操作条件及设备性能应与实验测定时的情况相同或相近。,传质系数的经验公式,研究者针对某些典型的系统和条件进行研究，在测定大量数据基础上
18、提出对一定物系在一定条件范围内的传质系数经验公式。,用水吸收二氧化硫,适用条件：（1）气体空塔质量流速 G 为 3204150kg/(m2h)，液体空塔质量流速 W 为 440058500 kg/(m2h)；（2）直径为25mm的环形填料。,用水吸收 SO2，气、液相体积传质系数的经验公式分别为,传质系数的经验公式,用水吸收氨,用水吸收氨属易溶气体的吸收，吸收阻力主要在气膜侧。用填充 12.5mm 陶瓷环形填料塔实测数据得出的气相传质系数经验公式为,式中：kga 气相传质系数，kmol/(m3.h.kPa)；kca 液相传质系数，kmol/(m3.h.kmol/m3)；G 气相空塔质量流速，k
19、g/(m2.h)；W 液相空塔质量流速，kg/(m2.h)；与温度有关的常数，其值列于下表。,传质系数的经验公式,常压下用水吸收二氧化碳,适用条件：（1）直径为1032mm 陶瓷环填料塔；（2）喷淋密度 U 为 320 m3/(m2 h)；（3）气体的空塔质量速度 G 为 130580 kg/(m2 h)；（4）操作温度为2127。,用水吸收二氧化碳属难溶气体吸收，吸收阻力主要在液膜侧。液相体积传质系数的经验公式为,式中 U 为液相的喷淋密度m3/(m2h)。,传质系数的准数关联式,经验公式的应用对象具有专一性，不能适应更广泛的的场合与体系。而准数方程则有更宽的适用范围。常用准数：主要有修伍德
20、数 Sh、雷诺数 Re 及施密特数 Sc 等。,计算气相传质系数的准数关联式,气相修伍德准数,气体通过填料层的雷诺数,气相施密特准数,或,计算气相传质系数的准数关联式,适用范围:ReG=21033.5104 ScG=0.62.5 P=101303 kPa(绝压),此式是由湿壁塔中汽液传质的实验数据关联得到，除了用于湿壁塔外，也可用于拉西环填料塔。,模型参数:,计算气相传质系数的准数关联式,上述准数中：,R-通用气体常数 kJ/(kmol.K)；l-特征尺寸 m；G-混合气体的密度 kg/m3；T-温度 K；G-混合气体的粘度 N.s/m2；G-气体的空塔质量速度；de-填料层中流体通道的当量直
21、径，de=4a/，（a 为填料的比表面 m2/m3，为填料层的空隙率 m3/m3）；u0-气体在填料空隙中的流速，u0=u/（u为空塔气速 m/s）；,计算液相传质系数的准数关联式,液相修伍德准数,液体通过填料层的雷诺数,液相施密特准数,液相的伽利略（Callilio）准数,l-特征尺寸，取填料直径m；G-重力加速度，m/s2；L-液体的粘度，Ns/m2；L-液体的密度 kg/m3；D-溶质在液相中的分子扩散系数 m2/s；W-液体的空塔质量速度，kg/(m2s)。,化学吸收(Chemical absorption),主要特点：溶质进入液相后在扩散路径上不断被化学反应所消耗。,化学反应的结果降
22、低了液相中溶质的浓度，从相平衡的角度加大了相际传质推动力，同时还改变了溶质在等效膜中的浓度分布使之更加有利于液相传质。,式中 k*L 为反应速率常数，s-1。,如果反应速率主要由溶质浓度所控制，即可视为拟一级反应，则液相任意部位处，化学反应速率 RA(kmol/m3s)与溶质浓度的关系为,例如溶质 A 与吸收剂中的化学组分 B 发生如下反应,液膜中的浓度分布,物理吸收过程的传质微分方程是齐次的，在液相漂流因子影响忽略不计的情况下求解上式，得到膜内浓度分布为直线方程,吸收过程液相中溶质的浓度分布服从传质微分方程,上式在气液界面上的导数值表示的吸收速率与双膜理论中的溶质通量扩散表达式一致,液膜中的
23、浓度分布,边界条件为,化学吸收过程传质微分方程非齐次，液膜浓度边界条件发生相应变化。以拟一级反应为例，求解传质反应微分方程,z=处边界条件表示由该处扩散进入液相主体的溶质全部被化学反应所消耗，V 代表与扩散传质面积相对应的吸收液体积（m3/m2）。,在上述条件下解微分方程得到等效膜内的浓度分布双曲函数,液膜中的浓度分布,以气液界面处的导数值表示传质通量，拟一级反应的化学吸收速率为,八田数（Hatta Number）,八田数代表溶质在等效膜中的反应速率与扩散传质速率的特征比，反应速率愈快其值愈大，在膜中消耗的溶质越多；Ha=0则为物理吸收。,化学吸收速率与增强因子,化学吸收增强因子,在液相主体浓
24、度为零(cA=0)的条件下，对比下列两式,增强因子的物理意义还可以理解为化学吸收的液相传质系数是在 cA=0 条件下物理吸收液相传质系数的 倍。,可得化学吸收速率与物理吸收速率的比值,化学吸收速率与增强因子,反应主要在液相主体中进行，等效膜内浓度分布与物理吸收接近。,根据增强因子 与 Ha 的双曲函数关系可以直接分析化学吸收速率,虽然反应并不快，但液相主体持液量大，反应消耗溶质的能力强，因而主体浓度 cA=0。,（1）慢反应，Ha1，数学上有 th(Ha)Ha，则,（3）快反应，Ha3，数学上有 th(Ha)1，则,溶质在等效膜内全部反应掉，不进入液相主体。,（2）中等反应速率，但 及，则,化学吸收速率与增强因子,强化化学吸收的途径依 Ha 数的范围而有所不同：当 Ha 很小，即吸收主要为化学反应速率控制时，应采取加大液相主体溶量的方法，降低主体浓度以增强吸收速率，例如鼓泡塔吸收。当 Ha 很大，反应速率很快甚至瞬间即完成，而与等效液膜的厚度无关，过程为气膜控制，此时应采取增大气液接触表面和强化气膜传质的措施，如填料塔吸收。,
