第四节低浓度气体吸收

1、节 低浓度气体吸收5.4.1吸收过程的数学描述基本方法：物料衡算、热量衡算，列出吸收过程的速率式。一、低浓度气体吸收的特点：yw510%, x亦10%（塔内吸收的A量不多），可作假设：1G、L 为常量2吸收过程为等温过程因吸收量少，溶解热引起的液温升高不明显，所以过程是等温的，不需要作热量 衡算。3 传质系数为常量G、L为常量，所以全塔的流动状况相同，又温度不变，故G、L也不变。迟、kL的影响因素为p、卩、u、d、D）二、流体流动模型是理想的1 每一截面上各点的浓度相同，只与轴向位置有关，2 流体等速平行运动，互不混合，呈均匀分布。三、物料衡算微分方程式m盅塔截面积对象：高度 dH 的微元填料层-b+却）=必）一 X）.-Gdy = Ldx埴料吸收塔又设微元填料层内溶质的传质速率为“壷提供的相间有效接触面积（相间传质面积），不同于填料的比表面。填料吸收塔中，在多数情况下，不是所有表面均被液体 润湿，此外，也不是所有的润湿表面上传质活性都相同，在多数情况下，由于在 液体表面上形成波纹，以及部分液体呈滴状和飞沫状，因而活性表面（相际接触 面积）可超过填料的比表面。总的大小一般由实验测定。对

2、于气体物衡为对于液体物衡为四、相际传质速率方程式根据双膜理论，则吸收塔内任一截面上气液两相浓度变化可用下图表示：则气相传质速率方程式“A =心4-刃）=匕（7-”）而心=叭P总压对于液相传质速率方程式NA = k-C = -x而虬=6衣氐其中 凤=PiG),”若物系服从亨利定律时：或尹产吧现由. A = s（p-Pi）=Aci-c）令Pe /H与液相浓度C相平衡的气液分压 NA = Ksp-p乞一一与气相总吸收推动力 一典）相对应的传质系数，气相总传质系数,pH - pfl +(7j +(7 ce c空+丄空+丄心与液相总吸收推动力t-d相对应的总传质系数，液相总传质系数 同理a _疋b _几）与气相总吸收推动力 IJ相对应的传质系数，气相总传质系叽=瓦- X）匚与液相总吸收推动力相对应的传质系数，液相总传质系其中= mKy而对于解吸过程，则解吸的速率方程为解吸推动力与吸收推动力恰好相反。五、传质速率方程的各种表达式叽=单相的总吸收（传质）推动力X总传质系数=单相的分吸收（传质）推动力X分传质系数相平衡方程X =叫疋=溶质若定义摩尔比I/?各剂加虫=K,Y-Ye) = KxXe-X5.

3、4.2 界面浓度与传质阻力分析一、界面浓度的求取.眄二心3-”)=忍丘一刃$_旳_紀221 = _乞Xi X心或x xi 匕 (1) X舌满足直线关系若已知相平衡关系，则Si） （2）相平衡方程由（1）、（2）两式联立求解则得（召，X）； 特别地，平衡关系满足亨利定律时，则卩产叫与（1）联立很容易求得”，召。 方法之二为作图法，即在xy坐标中a 点为塔内任一截面处的 xy 坐标；b点则为界面，其坐标为召”。平衡曲线方程为”区）二、传质阻力分析气膜阻力控制和液膜阻力控制11 诙=1由于兀心禺气相总传质阻力液相分传质阻力（忍的m倍）心一一气相分传质阻力则股严口气膜阻力控制11 I 1而由瓦花丫 若 或心対札,険很大（杭100,难溶气体） 则庄”=忍液膜阻力控制传质强化措施：气膜控制（易溶气体），选择吸收设备和确定操作条件时要降低增大气体流率，以降低液膜控制（难溶气体），选择吸收设备和确定操作条件时要降低&增大气体流 丄 TAT率，以降低&如果花汚紜，两者相当，m值界于1100,中等溶解能力，如用。2丙酮蒸汽_ 、溶于水。必须同时f匕和忍或改变溶剂。5.4.3低浓度气体吸收过程的计算一、吸收

4、过程的积分表达式 由物料衡算微分方程式Gdy= Na -adH用兀=瓷心儿）or M厂瓦（兀-力代入上二式，则TG、T、L 一定，心、禺为常数若m为常数，则E、瓦也为常数。又不易求得，故将氏严匚与总合 并为一个整体来实测。I 旷kmal/ _芨代气相总体积传质系数，歳e佔kmal/庄占 液相总体积传质系数，.s设气相中溶质浓度变化为y1至y2，填料层高度侧从0至H,所以积分上式:GdyL岀T厂疋舫-儿）OdyG pi dy丹 _L Kyay-ye Kyay-ye同理 积分二、传质单元数与传质单元高度dy令叮”儿传质单元数，无因次;传质单元高度， m；同理 令H = g 和也中所含的变量仅与物质的相平衡以及进出口的浓度条件有关，而与设备的型式和设备中的操作条件（如流速）等有关。“莎和 反映了分离任务的难易程度。如莎或“也的数值太大，或表明吸收剂性 能太差，或表明分离要求过高。和 与G、L及、疋#有关，即与设备的型式、操作条件有关。它是吸收设备效能高低的反映。一般G ff 庄浮f （庄严CC & 0.60.7 ）或L ff 疋芒f （疋/ K L 0.60.7）H 旳= mH 阴=0.2

5、0.3or0.20.3Hog或日也值范围：0.151.5m。具体数值须由实验测定。又因NA的表达式不同，则传质单元数和单元高度的表示也不同，见下表:塔高计算式传质单元高度H0（? = G/Kyah = holnolHg = Gjkya传质单元数如尹-兀 严 dx 叫兀一 x两 -厲 7总hoq=hqhlHol = gHq+Hl三、操作线与推动力的变化规律 要对“莎或“也积分，须找到一儿）或（兀一力随y x的变化规律。Gy + Lx2 = Gy2 + Lx对图中虚框作物衡此方程反映的是yx之间关系，这种 关系叫操作关系，此方程称为操作线方 程。LLx+Vn - X、yx直线关系当疋=可，/=比点讯心儿）塔顶疋=可，7 = 71点A（3i）塔底（全塔物衡式）在yx图上作出操作线（AB线），附上平衡线 由图可见，推动力儿）或氐-力的 变化规律是由操作线与平衡线共同决定 的。并且，操作线远离平衡线，则3-儿） 越大,一儿越大；反之亦真。四、吸收剂再循环和返混1 再循环吸收剂再廉耳的摄ft霑f耳牯帯对M揄咋怕蹴F离吃 再刑蚪U：越眉帛找和耶曲均 心若儿不变，则山T百点，推动力下降，因此，一般情况

6、下吸收剂再循环吸收 不利。但是，在下列两种情况下采用吸收剂再循环将是有利的：1）吸收过程有显著的热效应，大量吸收剂再循环不可降低吸收剂出塔温度，平 衡线向下移动（如图中红线），则全塔平均推动力反而有所提高。2）吸收目的在于获得浓度 x1 较高的液相产物，按物料衡算所需的新鲜吸收剂 量过少，以至不能保持塔内填料良好的润湿，此时采用吸收剂再循环，推动力的降低将可由容积传质系数庄代的增加所补偿。（% I但” Kya !） 2（轴向）返混返混是指实际传质设备内部少量流体自身由下游返回至上游的现象。 产生返混的原因有多种，主要有下面两种：1） 可以由流体的流动速度不均匀产生。流体流经截面的流体速度往往不均匀， 存在一定的分布，不同于柱塞流，不均匀的流动速度会导致返混。2） 轴向扩散导致返混现考察塔内液体局部返混对传质过程的影响。轴向返混可形象地描述如下图中：在液气比及两相进出口浓度皆相同的条件下，液体局部存在轴向返混时，使推动力下降，从而使完成同一分离任务所需的塔高增加。所以，返混对传质造成了不利了的影响。5.4.4传质单元数的其它计算方法一、吸收因数法（解析法）以逆流操作为例操作线方程设平衡关

7、系儿=朋疋辱(1+陀卜+字几-吓1胸% Z%也+啣%旳一燃花吸收因数解吸因数特别地A = 即U两直线平行,贝y yy = csl71 - J7,!尹2 -儿2同理二、传质单元数的数值积分法若平衡线为曲线，则皿不能用对数平均推动力法或解析法求取。 的计算可采用数值积分法或图解法进行。由定积分的物理意义知，0G的数值积分法为:/（7j）=Simpson积分法为在旳至戸间作偶等分，得到然后按 加矽= |（/o +你+纽+侈+幼+寥心+4人+/J式中为步长，起起为偶数。”值愈大，计算结果愈准确。三、传质单元数的梯级图解法丹二丹ogg塔高由 g个 丹加组成。现讨论气体流经一个单元高度所产生的浓度变化：由此可在 y、x 按以下步骤作图：（以逆流操作为例）Stepl：在yx坐标中作出平衡线OE与操作线AB；（见下图）Step2：在平衡线与操作线之间作曲线MN,使MN线恰好等分AB与0E两线间 的垂直距离；Step3:自A点起作一水平线AD,此线交MN曲线于M1，且使AD = 2AMi ；Step4:自D点作垂直线 DF，因图中码&和厶ADF相似，可以证明DF 二 2CM1 = CC,若将平衡线4毘近

8、似为直线，则%严*宓+阴） 又 J DF二”一九，加1 =尹卫一尹血，FF严坯-仏DF=心-丹二-了胡+ 山- J M、列i相差不大，故ADF梯级为一个传质单元，即“OG = 1Step5:以此类推，由A至B点作出若干个梯级，从而求得传质单元数皿数目。T：r倩囁蕈元飪的闍歼世山 MiCsADFDF=一 九A1F1 近似为直线，FAFf-儿L= |（ - fQ+Wf 一坯三 l叽） ADF 梯级为一个传质单元同样，若在AB与OE之间作一曲线恰好平分其间的水平距离，仿照上述方法也 可求出甌。5.4.5 吸收塔的设计型计算全塔物料衡算&仙-旳）=山-也） 计算基础相平衡方程儿二了吸收过程的基本方程式H = HogNog = 丄J.Kyay-ye一、 设计型计算的命题设计要求：计算达到指定的分离要求所需的塔高（填料层高度、塔有效高度）给定条件:丹,相平衡关系及分离要求分离要求的表示有： 目的是除去有害的物质，一般规定旳（残余浓度） 目的是回收有用物质，一般规定溶质的回收率环xlOO%被吸收的溶质量_ G/i - G2y2气体进塔的溶质量二37 = 21z21xioo% 对于低浓度气体吸收，= 3 ，则 鬥 为了要计算塔高H,须知道疋代（円曲）或庄占（日也），疋戸、疋占涉及 吸收塔的类型及其在

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