物质传递过程 物质传递过程（传质过程）——物质以扩散方式从一相转移到另一相的过程， 即物质在相间的转移过程。 如：气液相间的传质过程：蒸馏、吸收 液液相间的传质过程：萃取 气液固相间传质过程：干燥 第五章 吸收 概述 一、吸收操作依据——是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度的差异而使气相各组分分离的操作。 吸收质（或溶质） A ——CO2，SO2等 惰性气体（或载体）B ——空气 吸收剂（或溶剂） S ——H2O，NaOH等 二、吸收在化学工业上的应用——分离目的 回收或捕获气体混合物中的有用物质，制取产品 净化、精制气体 三、吸收剂选择的评价依据 对溶质溶解度大，选择性高 溶剂蒸汽压低，挥发损失少 溶剂粘度低，操作中不易起泡沫 溶剂化学稳定性好，不易变质 溶剂易得、价廉、无毒、难燃等经济安全条件 溶剂易再生回收，循环使用——解吸操作（使溶质从溶液中脱除的过程） 四、吸收过程分类 物理吸收——溶剂与溶质结合力弱，但解吸容易。例：H2O吸收CO2 化学吸收——溶剂溶液由化学键力结合，不易解系。 例：k2CO3溶液吸收CO2， NaOH溶液吸收CO2，H2S，SO2等 多组合吸收 单组分吸收 等温吸收——当溶质量少，溶剂量多，吸收时温度变化小 变温吸收——吸收过程由有溶解热、反应热产生，使温度升高 本章研究的是单组分、等温、物理吸收 五 吸收装置—— 吸收是溶质从气相转移到液相的过程，一般在塔设备中进行。 条件：1 要求推动力大，传质速度快——一般要求逆流操作； 2 要求气液接触面积大，在塔内可充分接触。 板式塔——气液两相在塔板上错流接触（逐级接触式） 填料塔——气液两相在塔内逆流接触 （微分接触式） 第二节 气液相平衡 本节主要讨论气液两相的平衡关系，通过平衡关系可以指出吸收过程能否进行，判定进行的方向及过程的极限。 一、平衡溶解度——气液两相达到平衡时，溶质在液相中的浓度，CA* 平衡分压 ——气液两相达到平衡时，溶质在气相中的分压， pA * 溶解度曲线——在一定温度下，溶质的平衡分压与在液相中浓度间的关系。 由上图可知，要得到一定浓度的溶液，易溶气体所需分压低，难溶气体所需分压高，即p*O2>p*SO2>p*NH3，溶解程度NH3>SO2>O2 判别过程的方向 气体溶解于液相，关键在于气相中被吸收组分的分压pA 当pA>pA *，CA*>CA 吸收操作 pA<pA*，CA*<CA 解析操作 过程的推动力：气相推动力 pA(pA* 液相推动力 CA*(CA 过程的极限：气液两相达到相平衡关系（动态平衡，即吸收速率=解吸速率） 2．相律： 自由度F =C-ф+2 对于吸收操作，组分数C=3，相数ф=2 ∴F=3-2+2=3 独立变量数为3——压力P，温度T，气相中溶液分压pA或液相浓度CA 实验发现在总压为几个大气压范围内，对平衡关系影响不大； 而温度升高，溶解度降低。 二 、亨利定律 1．相组成表示法 气相组成表示——y，Y，p, P，C`M 液相组成表示——x，X,，CA，CM 摩尔浓度——单位体积混合物中所含溶质的kmol数 CA=  [ kmol/m3] CM=  [ kmol/m3] 摩尔分数—— xA=  (液相中) yA=  （气相中） 比摩尔分数——  (液相中)  （气相中） X ， ， ， 道尔顿定律pA= yA ( P CA= xA ( CM CM= （液相中） 当稀溶液，xA很小时， 2．亨利定律——对多数气体稀溶液的溶解度曲线，在气压不高的情况下（一般约小于500kPa）是为一直线。也即溶质在液相中的浓度与气相中的平衡分压成正比。 （1）p* =Ex E-亨利系数，kPa （2）p* = H-溶解度系数，kmol/m3·kPa （3）y* =mx m-相平衡常数 （4） 对于稀溶液，X很小，分母趋于1， ∴ 各常数E，H，m都是表示溶解度的程度， 对易溶溶质：E 小，m小，H大， 对难溶溶质：E大，m大，H小。 三、亨利定律中各系数间的关系 第三节 吸收过程的速率 吸收过程的三个步骤：（对比传热过程） 1 溶质由气相主体传递到相界面气相一侧（气相内物质传递） 2 溶质跨越相界面——溶解而进入液相 3 溶质由界面液相一侧转移到液相主体（液相内物质传递） 由传质角度来考虑，为二种情况 1 物质在一相内部传递——单相中的物质传递 2 界面上的溶解——一般溶解阻力很小，界面两侧的浓度满足相平衡关系 单相内传质的基本方式 1 分子扩散——由于流体内部存在着浓度差，分子的微观运动使组分由高浓度向低浓度转移，直到相等； 一般体现在静止流体、以及流体作层流时与流体流动相垂直的方向上 2 湍流扩散——流体的宏观流动导致质点位移，伴有漩涡 流体与某一界面之间的传质，其中包括分子扩散和湍流扩散，统称对流扩散 一、双组分混合物中的分子扩散 分子扩散实质是分子的微观随机运动 对恒温恒压下双组分（A、B）的一维定态扩散，其统计规律可表达如下—— 1．费克定律  ——扩散速率，kmol/m2·s ———A在双组分混合物中扩散系数，m2/s ——组分A在扩散方向 Z上的浓度梯度，kmol/m4 负号表示扩散方向与浓度梯度方向相反 对于理想气体：，  R——摩尔气体常数，8.314 kJ/kmol·K 比较：表明三个传递的相似性 费克定律 牛顿粘性定律 傅立叶定律      对于双组分混合物，在产生A的扩散流的同时，必定伴有大小相同、方向相反的B的扩散流，按费克定律：  分子扩散系数D——表示物质在介质中扩散能力，是物质的一种传递性质。其值受温度、压强、组分浓度的影响。 气相扩散系数 D=0.1~1.0 cm2/s 液相扩散系数 D=1×10-5~5×10-5 cm2/s 2．分子扩散和主体流动（整体移动） 在定态传质过程中，气液界面气相一侧 有一厚度为的静止（或层流）内层。  气层内各处总压相等  >, 存在，由于界面上无积累， A必以相同速率溶解并传递到液相中去。 同理的存在，必有一反向的由界面向气相主体扩散。 组分B何处来？下面对界面上B的供应进行讨论。 （1）等分子反方向扩散 设液相能以同一速率供应组分B，使界面上保持定值。 例如：蒸馏过程，只要A、B气化潜相等时，此时在任一断面上， 存在着二股扩散流：, 且 前提——界面能等速地向气相提供组分B （2）一组分A通过另一静止组分B的扩散（单向扩散） 例如：在吸收过程中， B为惰性气体，液相中不存在B，不可能向界面提供B。但由于A的溶解和组份B的反向扩散，使界面处的总压稍有下降，这一压差导致混合气体由气相主体向界面流动。此一流动称为主流流动（整体移动）NM。 主体流动时，携带着 A，B两组分流向界面。在定态条件下，主体流动所带B的量（NBM）必定恰好等于，以保持界面上CBi的定态。  同时由于各处压强相等，依然存在。 严格地讲，不满足等分子反方向扩散条件的，都必然会产生主体流动。 3．分子扩散速率方程 在任一断面上，存在着三个物流：和NM 其净物流： N=+ NM   （表明净物流的量=主体流动的量） 在断面处，对A 作物料运算：  表明在扩散方向上A的传递速率NA为分子扩散流与主体流动中A量之和。  NM =N=   因为主体流动乃因分子扩散而引起的一种伴生流动，因此包括主体流动在内的A的传递速率NA仍可理解为分子扩散所造成的宏观结果。 （1）等分子反向扩散  没有净物流 N=0  对定态扩散，NA= 常数  对理想气体  表明在扩散方向上，组分浓度与扩散距离的关系为一直线。 （2）单向扩散  B的净物流     在定态扩散时，  其中： 同理，在气相扩散中：  *比较以上这两种扩散方式，由于主体流动的存在，使单向扩散的比等分子反向扩散增大或倍，此倍数恒大于1，称漂流因子。 二、单相内的对流传质 涡流扩散——借助于流体在流动中产生的漩涡所引起的物质之间的 剧烈混合。其速率远大于分子扩散。 *与对流传传热类似，对流传质指流体与界面之间的传质，同时包括分子扩散和涡流扩散的存在。 仿照费克定律：JA = JA分子 + JA涡流 =－（D分子+D涡流）dCA/dZ 在层流时，分子扩散为主，D分子占主要地位； 在湍流时，涡流扩散为主，D涡流占主要地位。 传质边界（有效膜）模型 以湿壁塔为例 气液两相逆流接触 在左图上取一截面分析，分析气相浓度的变化，气相湍流，在相界面处有一层流内层（），湍流程度越大，越小。 层内——分子扩散为主，传质速率小，浓度差大 层外——涡流扩散为主，由过渡区转变到湍流区，浓度差小，在主体流动区无浓度梯度。 仿照传热边界层理论，将层外涡流扩散折合成一定厚度的层流内层的分子扩散——传质边界层（有效膜），集中全部传质阻力。  气相  同理，液相  传质速率方程 由于ZG、ZL难以测定，仿对流传热，写出类牛顿冷却定律形式： 气相 液相 类似传热Q/A=αΔt 气相传质分系数，kmol/m2·s.·kPa 液相传质分系数，kmol/m2·s·（kmol/m3） 气相推动力， kPa 气膜阻力 液相推动力，kmol/m3 液膜阻力 传质分系数关联式 使用量纲分析法，可得k=f（ρ，μ，u，d，D）  Sherwood准数：， 对照传热  Reynolds准数：， 对照传热  Schmidt准数：， 对照传热  对降膜式吸收器：在，0.6~3000 Sh=0.023 三、两相间传质的双膜理论（Two-film theory） 基本论点： 1.当气液两相接触时，两相之间有一稳定的相界面。在界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，吸收质以分子扩散方式通过此两膜层。 2.在相界面上，气液两相成平衡。 3.在膜层外的主体中，由于充分湍动，溶质的浓度基本上是均匀的。即两相主体浓度中浓度梯度为零 ——换句话说，浓度梯度全部集中在两膜层内 ——膜层内包括了吸收的全部阻力，膜外不存在阻力。 通过此模型假设，将相间传质简化为气液两膜层的分子扩散。 双膜理论适用于具有固定传质面的吸收设备，例如低气速填料塔。 当气速较高，相界面不再稳定，双膜理论与实验结果不符。 其它传质理论：溶质渗透理论，表面更新理论 四、总系数传质速率方程式 由于界面参数（Ci，pi）难以确定，以及kG、kL试验测定困难，故建立以总推动力为基准的总传质速率方程式。 总传质速率方程式  p pi Ci C  （C*） （P*） 总推动力： 以气相表示 ，kPa 以液相表示 ，kmol/m3 总传质系数：气相  kmol/m2·s·kPa 液相  kmoj/m2·s·(kmoL/m3) 总阻力： 以气相表示 1/ 以液相表示 1/ 总系数与分系数的关系  应用加和性法则   总阻力=气膜阻力+液膜阻力 同样，用液相来表示 气液两相界面浓度 由传质份速率方程得：  即  由图上可见，由O点（） 引斜率为的直线，交平衡线之点即为界面状态（） 溶解度影响——气膜控制和液膜控制 易溶系统——溶质溶解度大，H大，平衡线斜率小 对 当时，   表示传质阻力集中在气膜中，称气膜控制。 在气膜控制时，要提高吸收速率，应考虑减少气膜厚度ZG，增强气流湍流程度。 （2）难溶系统------溶质溶解度小，H小，平衡线斜率大 对 当时，   表示传质阻力集中在液膜中，称液膜控制。 在液膜控制时，要提高吸收速率，应考虑减少液膜厚度ZL，增强液体湍流程度。 5．用摩尔比（比摩尔分数）表示的传质速率方程  总系数为 ，kmol/m2·s 分系数为 ，kmol/m2·s 传质系数间的转换关系 1对于气相： p =yP， NA =kG（p－pi）=kGP（y-yi）=kGP（） = kGP（） 当气相浓度小时， 同理  2对于液相，C =xCM， NA =kL（C－Ci）=kLCM（x-xi）=kLCM（） = kLCM（） 当液相浓度小时， 同理  填料吸收塔的计算 低浓度气体（贫气）吸收—当进塔气浓度<5~10%，通常称为贫气吸收。 贫气吸收特点： 经全塔的混合气量和液体量变化不大，传质系数可视为常量； 吸收过程可视为等温过程； 吸收计算：主要确定吸收剂用量和塔设备尺寸（填料层高度、塔径和塔高） 基本方法：物料衡算、热量衡算、平衡关系和速率方程。 吸收过程的数学描述 全塔物料衡算式 V——流经全塔的惰性气体量，kmoL/s L——流经全塔的纯溶剂量， kmoL/s  2.操作线方程 对虚线框内作物料衡算   同理  在Y(X相图上，操作线过点（X1,Y1），(X2,X2)，斜率为L/V的直线 A——塔顶状态 B——塔底状态 操作线AB中任一点表示塔中某一高度状况。 在吸收过程中，因为Y>Y*，所以操作线必在平衡线上方。 操作线方程由物料衡算推导而得，与平衡关系、塔结构、相间接触情况以及操作情况无关，也不考虑吸收速率问题。 其唯一的必要条件——定态状态下连续逆流操作。 吸收剂用量计算 吸收剂用量是影响吸收操作的重要因素之一，它直接影响设备尺寸和操作费用。当气量一定时，操作线斜率取决于吸收剂用量（L/V），称吸收剂单位耗用量或液气比。 吸收率： 定义： 液气比 工艺已知条件—— V，Y1，Y2和X2 即在Y-X相图上，操作线A端已定，B端待定，但其轨迹可知；可见塔底液体浓度X1，由操作线斜率L/V而定，即由纯溶剂量L而定。 当增加液量L，操作线斜率L/V增大，AC远离平衡线 表明：推动力Y(Y*增大，塔高度可降低； L增大，经常操作费用增加，出塔液浓度X1降低。 当减少液量L，操作线斜率L/V减少，AC靠拢平衡线 表明：推动力Y(Y*减少，塔高度增加； L减少，经常操作费用减少，出塔液浓度X1增加。 最小液气比 当吸收剂量减少，使操作线与平衡线相交或相切，交点处符合平衡条件，此时推动力为零，为操作之极限。此时操作线斜率为（L/V）min  X1*——与Y1成平衡之液相浓度（可由相平衡图上读出） 若平衡线为直线Y*=mX 则  适宜液气比：  为保证填料充分润湿，液体的喷淋密度一般不得小于5m3/m2?h。 填料层高度计算 思路：以气相为例 a——填料的有效比表面积，m2/m3 Ω——塔截面积 基本计算式 对定态连续逆流接触式设备，气液两相浓度沿填料层高度连续地变化，各截面上的传质推动力及吸收速率亦随着变化，必须使用微分法。 在塔内任一截面处，取一微元高度dZ，作物料衡算 溶质吸收量 由速率方程  在全塔范围内积分   定态时，V、L、a、Ω定值，不随时间和位置而变； 低浓度吸收时，KX、KY可视为常数。 讨论a： 1．操作中溶液不能全部润湿填料的所有表面 2．即使润湿了，也有因液体停滞不动等原因而不能有效地传质 所以，a总是小于填料的比表面积at，a与填料性质及设备有关，又受流体物性和流动状态有关，难以测定。 把KY（或KX）与a结合在一起处理，称气（液）相体积传质总系数，kmol/m3·s 2．传质单元数和传质单元高度 气相总传质单元数  液相总传质单元数  气相总传质单元高度  液相总传质单元高度   其普遍式：填料层高度=传质单元高度×传质单元数 物理意义： （1）总单元数——只与相平衡关系及进出口的浓度有关，反映了推动力的大小，即反映了吸收系统分离的难易程度。 （2）总单元高度——只与设备填料性能及操作条件有关，反映了吸收设备效能的高低。 通常（或）与气液流量变化关系甚小。 常用吸收设备的（或）=0.15—1.5m。 3. 传质单元数的计算 （1）对数平均推动力法 前提——1）气液平衡关系服从亨利定律（或在研究范围内为一直线，Y*=mX+b）， 2）操作线为直线 由于平衡线和操作线都是直线，则在塔内任意截面上的推动力ΔY与Y的关系也为直线。   = 令：气相平均推动力   同理 = 式中， 液相平均推动力  若<2或<2，则可用算术平均值代替。 （2）吸收因数法 前提——同对数平均推动力法，平衡线和操作线都是直线。 Y* = m X + b，  = 式中，A ——吸收因数，  ——解吸因数， （图5-20 P200） 同理，= 数值积分法和图解积分法——当平衡线不是一条直线时 图解积分法 若平衡线为一曲线，由积分式可知，NOG应是1/（Y-Y*）~Y曲线在Y2到Y1范围内的面积。 步骤： 1.在Y-X相图上做平衡线和操作线； 2.在Y1，Y2间任取n个值，读出Y-Y*值； 3.列表计算1/(Y-Y*)值； 4.绘制1/(Y-Y*)~Y关系图； 5.计算曲线下阴影面积NOG。 数值积分法 1在Y-X相图上做平衡线和操作线； 2.在Y1，Y2间作偶数等分n； 3.对每一个Y值计算f(Y)= 1/(Y-Y*)值； 4.辛卜生法（Simpson法）计算NOG。  式中：步长 n——偶数，n取值越大越精确； Y0——为塔顶组成（Y2）； Yn——塔底组成（Y1）。 第五节 填料塔 填料塔的结构和填料特性 填料塔的基本特点是结构简单、压降低、填料易用耐腐蚀材料制造。 填料层结构 2．填料层作用 填料层是实现塔内气液接触的有效部位 1）.提供气液接触界面面积； 2）.填料间空隙形成曲折流道，造成两相呈湍流。 液体成膜条件——与填料表面润湿性有关 σSL+σGL·cosθ=σGS cosθ= 湿润角θ越小，填料表面越易润湿 填料塔内液膜表面更新，有力地加快液相内部的物质传递。 填料层内液体均布能力和向壁偏流现象 （1）.液体均布能力——对乱堆填料 （2）.向壁偏流现象 现象： 克服：1当填料层过高，必须分层安装，中间设液体再分布器； 2液体喷淋半径不大于塔径的一半。 填料种类及特性 一般填料直径与塔径之比要大于1：8 ~ 1：12 1）种类：整砌填料（压降小，适于D>50mm） 乱堆填料（压降大，一般D<50mm） 2）材质：陶瓷，金属，塑料等 3）特性（乱堆填料）： 1填料个数n：个/m3，统计数字，实测 2比表面积 at——单位体积填料中填料的总表面积，m2/m3 at = na0 填料表面是传质表面的基础，填料应具有尽可能多的表面积。 3空隙率ε——干塔状态下，单位体积填料所具有的空隙体积，m3/m3 ε= 1- nV0 Vo——单个填料的体积，m3/个 空隙率是提供气体的通道，空隙率越大，气体流动阻力越小，流通能力（允许气速）越大。 在吸收操作时，填料层上附有一层液体，故实际空隙率应小于ε。 4干填料因子σ/ε3 填料因子Φ （需实测） 选择填料的一般原则 比表面积at大——提供气液接触面积 空隙率ε大——提供气体通道，阻力小 填料形状有利于气液分布及减少阻力 填料有足够的机械强度，不易破碎，重量轻，且磨损，耐腐蚀，价廉，湿润性能好。 二、填料塔内气液两相流动特性——流体力学状况 气体通过填料层的压降——确定动力消耗； 液泛速度——确定空塔速度，确定塔径； 持液量——影响压降和液泛速度； 气液分布——反映了气液的接触传质状况。 1．气液两相的流动特性 （1）液体在填料表面上的膜状流动 膜内液体下流速度决定于流动阻力，而流动阻力来自于—— 液膜与填料表面的摩擦阻力 液膜与上升气流间的摩擦阻力 填料表面持液量与气速及液流量有关： 液量越大，液膜越厚，持液量越多； 在低气速下，气速造成的阻力较小，液膜厚度与气速关系不大； 在高气速下，气速对液膜厚度有不容忽视的影响 （2）气体在填料层内的流动 气体在填料层间穿行通过，通道突然扩大缩小，转向频繁，在较低的流速 下也可达到湍流。 在干填料层中，Δp ( u1.8~2.0 在气液两相逆流流动中，液膜有一定厚度，使填料空隙率ε减小。 所以在相同的气体流量下（即在相同的空速下），液膜的存在使气体实际流速u，Δp （3）气液两相的交互影响 L=0 干填料层，压降主要是克服气固摩擦阻力，Δp ( u1.8~2.0 L>0 在一定喷淋量下， A—载点 B—液泛点 A点以下—恒持液区，气速较低，对液膜厚度影响不大，填料持液量不变，各线与干填料线平行，Δp ( u1.8~2.0 A,B之间—载液区 拦液现象—气液间的摩擦阻力开始阻止液流顺利下流，持液量 增加，液膜厚度增加使Δp线变陡，斜率>2 B点以上—液泛区 气速增大，持液量急剧增大，使填料层内液体不能及时流下而出现局部积液，此时Δp 线近乎垂直（斜率>10）。 若气速继续增大，液体被气体大量带出塔顶，塔操作被破坏， 称为液泛现象。通常认为：液泛速度为操作上限。 2．泛点和压强的经验关联 影响因素有：填料特性 (，a，( 气液质量流量 L，V；kg/s 流体物性  (1)利用泛点线求泛点速度uf 空塔速度u =( 0.6(0.8) uf (2) 利用压降线求压降Δp Eckert泛点通用图  3．塔径计算  Vs——混合气体积流量，m3/s u——空塔速度，m/s 算出的DT应按压力容器公称直径标准进行圆整。 三、填料塔的附件 1．填料支撑装置 2．液体分布装置 3．液体再分布器 4．气体进口，液体出口装置 5．气体出口装置——除雾器