吸 收
概述 （ Introduction）
?气体吸收是混合气体中
某些组分在气液相界面上
溶解、在气相和液相内由
浓度差 推动的 传质过程 。
吸收剂
气体
y
x
界面
气相主体 液相主体相界面
气相扩散 液相扩散
yi
xi
利用 混合气体中各组分 在液体中 溶解度的差异 而分离气体混合物的单
元操作称为 吸收 。 吸收操作时某些易溶组分进入液相形成溶液，不溶
或难溶组分仍留在气相，从而实现混合气体的分离。
概述 （ Introduction）
? 吸收质或溶质 (solute),混合气体中的
溶解组分。
? 惰性气体 (inert gas)或载体,不溶或难
溶组分。
? 吸收剂 (absorbent)：吸收操作中所用的
溶剂。
? 吸收液 (strong liquor)：吸收操作后得
到的溶液，主要成分为溶剂和溶质 。
? 吸收尾气 (dilute gas)：吸收后排出的
气体，主要成分为惰性气体和少量的溶
质 。
? 吸收过程在 吸收塔 中进行，逆流操作吸
收塔示意图如右所示。
吸
收
塔混合尾气
(A+B)
吸收液 (A+S)
吸收剂 (S)
吸收尾气
(A+B)
概述 （ Introduction）
吸收操作的用途,
? (1) 制取产品 用吸收剂吸收气体中某些组分而获得产品。如
硫酸吸收 SO3制浓硫酸，水吸收甲醛制福尔马林液，用水吸收氯
化氢制盐酸等 。
? (2) 分离混合气体 吸收剂选择性地吸收气体中某些组分以达
到分离目的。例如石油馏分裂解生产出来的乙烯、丙烯，还与氢、
甲烷等混在一起，可用分子量较大的液态烃把乙烯、丙烯吸收，
使与甲烷、氢分离开来 。
? (3) 气体净化 一类是原料气的净化，即除去混合气体中的杂
质，如合成氨原料气脱 H2S,脱 CO2等；另一类是尾气处理和废气
净化以保护环境，如燃煤锅炉烟气，冶炼废气等脱除 SO2,硝酸
尾气脱除 NO2等。
概述 （ Introduction）
吸收操作的分类
? 物理吸收,吸收过程溶质与溶剂不发生显著的化学反应，可视为单纯
的气体溶解于液相的过程。如用水吸收二氧化碳、用水吸收乙醇或丙
醇蒸汽、用洗油吸收芳烃等。
? 化学吸收,溶质与溶剂有显著的化学反应发生。如用氢氧化钠或碳酸
钠溶液吸收二氧化碳、用稀硫酸吸收氨等过程。化学反应能大大提高
单位体积液体所能吸收的气体量并加快吸收速率。但溶液解吸再生较
难。
? 单组分吸收,混合气体中只有单一组分被液相吸收，其余组分因溶解
度甚小其吸收量可忽略不计。
? 多组分吸收,有两个或两个以上组分被吸收。
? 溶解热：气体溶解于液体时所释放的热量。化学吸收时，还会有反应
热。
? 非等温吸收,体系温度发生明显变化的吸收过程。
? 等温吸收,体系温度变化不显著的吸收过程。
气液两相的接触方式
连续接触 (也称微分接触 )：气, 液两
相的浓度呈连续变化 。 如填料塔 。
级式接触：气, 液两相逐级接触传质,
两相的组成呈阶跃变化 。 如板式塔 。
散装填料
塑料鲍尔环填料
规整填料
塑料丝网波纹填料
吸收剂
气体混合物
吸收剂
气体混合物
第一节 气 —液相平衡
气体的溶解度
气体吸收的平衡关系指气体在液体中的溶解度。 在一定温度与压
力下，溶质气体最大限度溶解于溶剂中的量，即溶解度。
相平衡：正逆扩散速率达到相等，于是就出现了平衡。相平衡时，
气体吸收质在溶液中的浓度，就是吸收质在该条件下的溶解度。
气体的溶解度是在一定条件下吸收可能达到的最高限度，它与气
体和溶剂的性质有关，并受温度和压力的影响。此时的溶液已被
吸收质所饱和，被称为饱和溶液，此时溶液的浓度被称为平衡浓
度或饱和浓度。相平衡时，气相和液相中吸收质的组成不再变化，
此时溶液上方溶解气体的分压，成为平衡分压。 这种状态称为 相
际动平衡，简称相平衡或平衡 。
溶解度曲线：在一定温度, 压力下, 平衡时溶质在气相和液相中的浓
度的关系曲线 。
溶解度
/[g
(N
H 3
)/1000
g(H
2O
)]
1000
500
0 20 40 60 80 100 120
pNH3/kPa
50 oC
40 oC
30 oC
20 oC
10 oC
0 oC
120
溶解度
/[g
(SO
2)/
1000
g(
H 2
O)]
250
200
0 20 40 60 80 100
pSO2/kPa
150
100
50
50 oC
40 oC
30 oC
20 oC
10 oC
0 oC
在相同条件下, NH3 在水中的溶解度较 SO2 大得多 。
用水作吸收剂时, 称 NH3 为易溶气体, SO2为中等溶解气体, 溶解度更
小的气体则为难溶气体 (如 O2 在 30℃ 和溶质的分压为 40kPa 的条件
下, 1kg 水中溶解的质量仅为 0.014g)。
质量分率：这是一相的组分质量对该相的总质量只之比,
摩尔定律：这是一相的组分摩尔数，对该相的总摩尔数之比,
比摩尔分率：组分的摩尔数与溶剂或载体的摩尔数之比,
比质量分率：组分的质量对溶剂或载体的质量之比
质量浓度和摩尔浓度：某单位体积混合物中液相，气相均匀，所含
组分的质量数或摩尔数。
吸收率（回收率）
G
Ga i
i ?
n
nx i
i ?
1AASAnn xZ n n n x? ? ? ???摩 尔 溶 质摩 尔 溶 剂
S
AA GGa ?
VGC ii ?
的浓度吸收前混合气中吸收质 的浓度吸收后混合气中吸收质的浓度吸收前混合气中吸收质 ??y
%100
1
21 ??? y yyy
亨利定律（ Henry’s law）
实验结果表明, 当总压不太高时, 一定温度下的稀溶液的溶解度
曲线近似为直线, 即溶质在液相中的溶解度与其在气相中的分压
成正比 。
式中,p*—— 溶质在气相中的平衡分压, kPa；
x—— 溶质在液相中的摩尔分数；
E—— 亨利系数, kPa。
Exp ?* —— 亨利定律
? 亨利系数的值随物系的特性及温度而异；
? 物系一定, E 值一般随温度的上升而增大；
? E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度；
? 在同一溶剂中, 难溶气体 E 值很大, 易溶气体 E 值很小；
? E 的单位与气相分压的压强单位一致 。
亨利定律（ Henry’s law）
当气, 液相溶质浓度用其它组成表示法表示时, 通过浓度换算可得
其它形式的亨利定律 。 常用的形式有
y* —— 与组成为 x 的液相呈平衡的气相中溶质的摩尔分数；
c —— 溶质在液相中的摩尔浓度, kmol/m3；
m —— 相平衡常数；
H —— 溶解度系数； kmol/(m3?kPa)；
mxy ?* cHp 1* ?
三个比例系数之间的关系：
P
Em ? EcH m?
式中 cm 为溶液的总浓度 （ kmol/m3） 。
对于稀溶液, 因溶质的浓度很小, 因此 cm = ? / Ms, 其中 ? 为溶液
的密度, Ms 为溶剂的摩尔质量 。
s
m Mc
??
亨利定律（ Henry’s law）
在低浓度气体吸收计算中, 通常采用基准不变的摩尔比 Y（ 或 X ）
表示组成 。
以摩尔比表示组成的相平衡关系
X —— 溶质在液相中的摩尔比浓度；
Y* —— 与 X 呈平衡的气相中溶质的摩尔比浓度 。
当 m 趋近 1 或当 X 很小时
y
y
B
AY
??? 1的摩尔数气相中惰气
的摩尔数气相中溶质
x
x
S
AX
??? 1的摩尔数液相中溶剂
的摩尔数液相中溶质
Xm
mXY
)1(1
*
???
mXY ?*
亨利定律四种表达式
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
mZy
mxy
Exp
Hpc
亨利定律（ Henry’s law）
相平衡关系在吸收过程中的应用
吸收操作的极限，取决于体系的气液平衡。吸收操作的生产强度则
直接取决于吸收速度。吸收速率是吸收塔设备造型和设计的依据。
传热
吸收
mtnsd
dQQQ ????
??
''
???? KAddnnN ii ??
N— 吸收质的吸收传质速率
A— 气液相接触面积
△ — 吸收过程的推动力，可
用吸收质相际分压差，或浓
度差表示
K— 吸收过程的传质系数
吸收是一种组分从气相传入液相的单向扩散传质过程。
扩散有分子扩散与涡流扩散两种
吸收剂的选择
吸收剂性能的优劣，是决定吸收操作效果是否良好的关键。如果
吸收的目的是制取某种溶液作成品，例如用 HCl气生产盐酸，吸
收剂只能用水，自然没有选择的余地，但如果目的在于把一部分
气体从混合物中分离出来，便应考虑选择合用的吸收剂问题。
溶解度大 吸收剂的选择主要考虑的是 溶解度,溶解度大则吸收
剂用量少，吸收速率也大，设备的尺寸便小；
选择性好 很显然，吸收剂对溶质气体的溶解度既要大，对混合
气体中其他组分的溶解度却要小或基本上不溶，这样才能进行有
效的分离，满足这一要求称为 选择性 好；
挥发度要小 吸收剂的 挥发度要小,即在操作温度下它的蒸汽压
要低，经过吸收后的气体在排出时，往往为吸收剂蒸汽所饱和，
吸收剂的挥发度高，其损失量便大。
此外所选用的溶剂尽可能满足 无腐蚀性，粘度小，无毒，不燃，
价廉易得 等条件。
第二节 传质机理与吸收速率
平衡关系 只能回答混合气体中 溶质气体能否进入液相 这个问题，
至于进入液相速率大小,却无法解决，后者属于 传质的机理问题 。
本节的内容是结合吸收操作来说明 传质的基本原理,并导出 传质
的速率关系,作为分析吸收操作与计算吸收设备的依据。
气体吸收是溶质先从气相主体扩散到气液界面，再从气液界面扩
散到液相主体的传质过程。
气液相际传质理论
相对于气相浓度 y 而言, 液
相浓度欠饱和 (x<x*),故液
相有吸收溶质 A 的能力 。
相对于液相浓度 x 而言, 气
相浓度为过饱和 (y>y*),溶
质 A 由气相向液相转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)在平衡线
上方 (P点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)在平衡线上方, 则体系将发生从气
相到液相的传质, 即吸收过程 。
y
xo
y*=f(x)P
y
x
y*
x*
释放溶质
吸收溶质
相对于气相浓度而言实际液
相浓度过饱和 (x>x*),故液
相有释放溶质 A 的能力 。
相对于液相浓度 x 而言气
相浓度为欠饱和 (y<y*),溶
质 A 由液相向气相转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)在平衡
线下方 (Q点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)在平衡线下方, 则体系将发生从液
相到气相的传质, 即解吸过程 。
y
xo
y*=f(x)
Qy
x
y*
x*
释放溶质
吸收溶质
相对于气相浓度而言液相浓
度为平衡浓度 (x=x*),故液
相不释放或吸收溶质 A。
相对于液相浓度 x 而言气相
浓度为平衡浓度 (y=y*),溶
质 A 不发生转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)处于平
衡线上 (R点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)处于平衡线上, 则体系从宏观上讲将
不会发生相际间的传质, 即系统处于平衡状态 。
y
xo
y*=f(x)
Ry
x
y*
x*
传质过程的限度
对吸收而言：
若保持液相浓度 x 不变, 气相
浓度 y 最低只能降到与之相平
衡的浓度 y*,即 ymin=y*；
若保持气相浓度 y 不变, 则液
相浓度 x 最高也只能升高到与
气相浓度 y 相平衡的浓度 x*，
即 xmax=x*。
y
xo
y*=f(x)
Py
x
y*
x*
传质过程的限度
y
xo
y*=f(x)
Qy
x
y*
x*
对解吸而言：
若保持液相浓度 x 不变, 气相
浓度 y 最高只能升到与之相平
衡的浓度 y*,即 ymax=y*；
若保持气相浓度 y 不变, 则液
相浓度 x 最高也只能降到与气
相浓度 y 相平衡的浓度 x*,即
xmin=x*。
传质推动力的表示方法可以
不同, 但效果一样 。
(x*-x),以液相摩尔分数差
表示的传质推动力 。
对吸收过程：
(y-y*),以气相摩尔分数差
表示的传质推动力；
传质过程的推动力
未达平衡的两相接触会发生相际间传质 (吸收或解吸 ),离平衡浓度
越远, 过程传质推动力越大, 传质过程进行越快 。
方法：用气相或液相浓度远离平衡的程度来表征气液相际传质过程
的推动力 。
y
xo
y*=f(x)
Py
x
y*
x*
（ y-y*）
（ x*-x）
吸收传质理论
吸收过程是溶质由气相向液相转移的相际传质过程,
可分为三个步骤：
气相主体 液相主体
相界面
溶解
气相扩散 液相扩散
(1) 溶质由气相主体扩散至两相界面气相侧 (气相内传质 )；
(2) 溶质在界面上溶解 (通过界面的传质 )；
(3) 溶质由相界面液相侧扩散至液相主体 (液相内传质 )。
双膜理论
是最早出现的传质理论 。 双膜理论的基本论点是：
(1) 相互接触的两流体间存在着稳定的相界面, 界面两侧各存在着一
个很薄 （ 等效厚度分别为 ?1 和 ?2 ） 的流体膜层 。 溶质以分子扩
散方式通过此两膜层 。
(2) 相界面没有传质阻力, 即
溶质在相界面处的浓度
处于相平衡状态 。
(3) 在膜层以外的两相主流区
由于流体湍动剧烈, 传质
速率高, 传质阻力可以忽
略不计, 相际的传质阻力
集中在两个膜层内 。
气相主体 液相主体相界面
pi = ci / Hp
?1 ?2
pi
ci
c
气
膜
液
膜
界面
气相主体
液相主体
传质方向
气膜 液膜
P
C
Z G Z L
P i
C i
双 膜理论示意图
实践证明：双膜理论适用于具有固定界面（如填料塔）和低流速的情况。
如果流速大时，双膜理论则为新的理论（如对流扩散和界面动力状态理
论）所取代。但提高流速可以增大吸收速率这一结论，无论在理论上或
在实践中仍然是正确的，故双膜理论具有实际意义。
双膜理论
? 按双膜理论, 传质系数与扩散系数成正比, 这与实验所得的关
联式地结果相差较大；
? 由此理论所得的传质系数计算式形式简单, 但等效膜层厚度
?1 和 ?2 以及界面上浓度 pi 和 ci 都难以确定；
? 双膜理论存在着很大的局限性, 例如对具有自由相界面或高度
湍动的两流体间的传质体系, 相界面是不稳定的, 因此界面两
侧存在稳定的等效膜层以及物质以分子扩散方式通过此两膜层
的假设都难以成立；
? 该理论提出的双阻力概念, 即认为传质阻力集中在相接触的两
流体相中, 而界面阻力可忽略不计的概念, 在传质过程的计算
中得到了广泛承认, 仍是传质过程及设备设计的依据；
? 本书后续部分也将以该理论为讨论问题的基础 。
吸收速率方程式
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
费克定律
费克定律 —— 单位时间通过单位面积物质的扩散量与浓度梯度成正比。
dZ
dCDJ A
ABA ??
—— 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
AJ
ABD
dZdCA
对于理想气体：
RT
p
V
nC A
A ??
dZ
dp
RT
DJ
RT
dpdC
AAB
A
A
A
???
??
只适用于双组份混合物
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：
????? ABBAB JdZdCDJ dZdCD AAB
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。
等摩尔逆向扩散
1 2 1 2( ) ( )
AB A
A
A A A A A
D dp
J
RT dZ
DD
J p p C C
RT Z Z
??
? ? ? ?
一组份通过另一静止组分的扩散
在气液界面附近的气相中，有组分 A向液
相溶解，其浓度降低，分压力减小。因此，
在气相主体与其相界面之间产生分压力梯
度，则组分 A从气相主体向界面扩散。同
时，界面附近的气相总压力比气相主体的
总压力稍微低一点,A,B混合气体从主体
向界面移动，称为 整体移动。
? ?12
12
()
A A A
Bm
AA
Bm
Dp
N p p
R TZ p
Dc
cc
Zc
??
??
分子扩散系数
分子扩散系数是物质的物性常数之一，表示物质在介质中的扩散
能力。扩散系数随介质的种类、温度、浓度及压力的不同而不同。
组份在气体中的扩散，浓度的影响可以忽略。在液体中的扩散，
浓度的影响不可忽略，而压力的影响不显著。扩散系数一般由实
验确定。在无实验数据的条件下，可借助某些经验或半经验的公
式进行估算
气体扩散系数一般在 0.1cm2/s∽0.2cm2/s 之间。
液体扩散系数一般比气体的小得多，约在 1× 10-5∽5 × 10-
5cm2/s之间。
单相内的对流扩散
实质上是把单相内的传质阻
力看作为全部都集中在一层
虚拟的流体膜层内，这种处
理方式是膜模型的基础。
? ?A AG Ai
G Bm
DpN p p
RT Z p??
G
G Bm
Dpk
R T Z p?令
? ? 1AiA G A i
G
ppN k p p
k
?? ? ? ? 传 质 推 动 力
传 质 阻 力
两相间传质的“双膜”模型
1．两相间有物质传递时，相界面两侧各有一层极薄的静止膜，传
递阻力都集中在这里。气相侧和液相侧的传质通量分别为：
? ?
G
iAiAGAG k ppppkN 1 ???? ? ?
L
AiAiLAL k CCCCkN 1 ????
2．物质通过双膜的传递过程为稳态过程，没有物质的积累。
ALAG NN ? ? ? ? ?AiLiAGA CCkppkN ????
3．假定气 — 液界面处无传质阻力，且界面处的气 — 液组成达于平衡。
即和在气 — 液相平衡线上，写作
若气 — 液相平衡关系服从亨利（ Henry）定律，则可写作
? ?iip f C?
H
Cp i
i ?
根据双膜理论，两膜内的传质为稳态过程，则有
总传质速率方程式
? ? ? ?AiLiAGA CCkppkN ????
? ?*AAGA ppKN ??
? ?AALA CCKN ?? *
则可写出以气相总推动力和液相总推动力的传质速率方程分别为：
界面组成的求取和传热推动力的因素
总阻力 =气膜阻力 +液膜阻力
1 1 1
11
G G L
L G L
GL
K k Hk
H
K k k
K HK
??
??
?
? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
* * * * * ( 1 )
* * * * * 2
* * * * 3
* * * * 4
* * * * * 5
* * * * * 6
* * * * 7
* * * * 8
* * * * 9
* * * * 1 0
* * 1 1
* * * 1 2
yi
A x i
Ay
Ax
A y i
A z i
Ay
Az
A G i
A L i
AG
AL
N A k y y
N k x x
N K y y
N K x x
N k y y
N k z z
N K y y
N K z z
N k p p
N k c c
N K p p
N K c c
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?
?
?
?
?
??
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??
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传质速率方程的各种表示形式
吸收传质速率方程的几种形式
相平衡方程
吸收传质速率
方程
总传质系数
相内或同基准的传质系数换算 相际或不同基准传质系数换算
amxy ?? BMXY ??
bHcp ??
? ?
? ?
? ?
? ?xxK
yyK
xxk
yykN
x
y
ix
iyA
??
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*
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YYkN
X
Y
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*
*
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ppK
cck
ppkN
c
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*
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? ?XYX kMkK 1)(11 ??
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? ?? ?? ?ixXcmx XXkkkck ???? 11
? ?? ?? ?*11 YYKKPKK yYgy ????
? ?? ?? ?*11 XXKKKcK xXLmx ????
mKKmkk xyxy ??
MKKMkk XYXY ??
cgcg HKKHkk ??
第三节 吸收塔的计算
化工单元设备的计算, 按给定条件, 任务和要求的不同, 一般可分为
设计型计算和操作型 （ 校核型 ） 计算两大类 。
设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单
元设备 。
操作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务 。
两种计算所遵循的基本原理及所用关系式都相同, 只是具体的计算方
法和步骤有些不同而已 。 本章着重讨论吸收塔的设计型计算, 而操作
型计算则通过习题加以训练 。
吸收塔的设计型计算是按给定的生产任务及条件 （ 已知待分离气体的
处理量与组成, 以及要达到的分离要求 ）, 设计出能完成此分离任务
所需的吸收塔 。
? 本节讨论,填料塔,板式塔则在上面基础上结合吸收特点作简单讨论。
? 填料填加在塔内形成填料层，填料层有两个特点，一是 空隙体积 所占比
例相当大，便于气体在其内部迂回曲折通过并提高湍动程度，二是 单位
体积内有很大的固体表面积 。液体沿固体壁面呈 膜状 流下，因而填料塔
内的气液接触面比空塔内大得多。
? 塔内气液流动方式一般呈 逆流,气体自塔底通入，液体从塔顶洒下，因
此溶液从塔底流出前与刚进入塔的气体相接触,可使溶液的浓度尽量提
高 。经吸收后的气体从塔顶排出前与刚入塔的液体接触，又可使 出塔气
体中溶质浓度尽量降低 。
? 吸收塔的设计中,混合气体的处理量 V、进口浓度 Y1和出口浓度 Y2（或
溶质的回收率 ）都是作为设计条件而规定的。
? 设计时首先是 选定溶剂（吸收剂）,随着就是 决定吸收剂的用量 。吸收
剂用量与气体处理量之比（ 液、气比 ）由物料衡算与平衡关系两者结合
起来决定，具体方法将于本节讨论。
? 设计的主要内容是算出设备的基本尺寸，对填料塔来说，就是 设计塔径
与填料层高度 。
? 由混合气体的 处理量（体积流率 V） 与合理的 气体线速度（ u） 可以算出
塔的截面积，由此可确定 塔径（ D） 。
? 塔径确定后,填料层高度（ Z） 则取决于所需 填料层体积,而所需的填
料层体积又取决于所需的 有效气液接触面积,这个面积主要是通过 传质
速率 来决定的。
吸收塔的计算
设计计算的主要内容与步骤,依据物系的相平衡关系和传质速率
(1) 吸收剂的选择及用量的计算；
(2) 设备类型的选择；
(3) 塔径计算；
(4) 填料层高度或塔板数的计算；
(5) 确定塔的高度；
(6) 塔的流体力学计算及校核；
(7) 塔的附件设计 。
吸收塔的计算
目的：计算给定吸收任务下所需的吸收剂用量 或吸收剂出口浓度 。
混合气体通过吸收塔的过程中，可溶组分不断被吸收，故气体的总
量沿塔高而变，液体也因其中不断溶入可溶组分，其量也沿塔高而
变。但是,通过塔的惰性气体量和溶剂量是不变的 。
以逆流操作的填料塔为例：
对稳定吸收过程, 单位时间内气相在塔内被
吸收的溶质的量必须等于液相吸收的量 。 对
全塔溶质作物料衡算, 可得：
下标, 1” 代表塔内填料层下底截面,
下标, 2” 代表填料层上顶截面 。
V—单位时间通过塔的惰性气体量；
L—单位时间通过吸收塔的溶剂量；
Y—任一截面的混合气体中溶质与惰性气体的
摩尔比；
X—任一截面的溶液中溶质与溶剂的摩尔比 。
1 2 2 1
11Y
V Y L X V Y L X
LLX Y X
VV
? ? ?
??? ? ?
????或
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
m n
物料衡算
若 GA 为吸收塔的传质负荷, 即气体通过填料塔
时, 单位时间内溶质被吸收剂吸收的量, 则
进塔气量 V 和组成 Y1 是吸收任务规定的, 进塔
吸收剂温度和组成 X2 一般由工艺条件所确定,
出塔气体组成 Y2 则由任务给定的吸收率 ? 求出
)()( 2121 XXLYYVG A ????
)1(12 ??? YY
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
在填料塔内, 对气体流量与液体流量一定的稳定的吸收操作, 气, 液组
成沿塔高连续变化；在塔的任一截面接触的气, 液两相组成是相互制约
的；全塔物料衡算式就代表 L,V一定, 塔内具有最高气, 液浓度的截面
,1” （ 浓端 ）, 或具有最低气, 液浓度的截面, 2” （ 稀端 ） 的气, 液
浓度关系 。
?????? ??? 22 XVLYXVLY
?????? ??? 11 XVLYXVLY
LXVYLXVY ??? 11
操作线方程与操作线
同理, 若在任一截面与塔顶端面间作溶质 A的
物料衡算, 有
上两式均称为吸收操作线方程, 代表逆流操作时塔内任一截面上的气,
液两相组成 Y 和 X 之间的关系 。 （ L/V） 称为吸收塔操作的液气比 。
若取填料层任一截面与塔的塔底端面之间的
填料层为物料衡算的控制体, 则所得溶质 A
的物料衡算式为
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
操作线方程与操作线
当 L/V 一定, 操作线方程在
Y-X 图上为以液气比 L/V 为斜
率, 过塔进, 出口的气, 液两
相组成点 (Y1,X1)和 (Y2,X2)的
直线, 称为吸收操作线 。
线上任一点的坐标 (Y,X)代表
了塔内该截面上气, 液两相的
组成 。
操作线上任一点 P 与平衡线间的垂直距离 (Y-Y*) 为塔内该截面上以
气相为基准的吸收传质推动力；与平衡线的水平距离 (X*-X) 为该截面
上以液相为基准的吸收传质推动力 。
两线间垂直距离 （ Y-Y*） 或水平距离 （ X*-X） 的变化显示了吸收过程推
动力沿塔高的变化规律 。
Y
Xo
Y*=f(X)
A
Y1
X1X2
Y2 B
Y
X X*
Y*
P
Y- Y*
X*-X
操作线方程与操作线
并流操作线方程
对气, 液两相并流操作的吸收塔, 取塔内填料层任一截面与塔顶 （ 浓
端 ） 构成的控制体作物料衡算, 可得并流时的操作线方程, 其斜率为
（ -L/V） 。
?????? ???? 11 XVLYXVLY
V,Y1
V,Y2
L,X2
L,X1
V,Y L,X
Y
Xo
Y*=f(X)A
Y1
X1 X2
Y2 B
Y
X X*
Y*
P
Y- Y*
X*-X
吸收塔内流向的选择
? 在 Y1 至 Y2 范围内, 两相逆流时沿塔高均能保持较大的传质
推动力, 而两相并流时从塔顶到塔底沿塔高传质推动力逐渐
减小, 进, 出塔两截面推动力相差较大 。
? 在气, 液两相进, 出塔浓度相同的情况下, 逆流操作的平均
推动力大于并流, 从提高吸收传质速率出发, 逆流优于并流 。
这与间壁式对流传热的并流与逆流流向选择分析结果是一致
的 。
? 工业吸收一般多采用逆流, 本章后面的讨论中如无特殊说明,
均为逆流吸收 。
? 与并流相比, 逆流操作时上升的气体将对借重力往下流动的
液体产生一曳力, 阻碍液体向下流动, 因而限制了吸收塔所
允许的液体流率和气体流率, 这是逆流操作不利的一面 。
吸收剂用量的决定
吸收剂用量 L 或液气比 L/V 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是
一个很重要的参数 。 吸收塔的设计计算中, 气体处理量 V,以及进, 出
塔组成 Y1,Y2 由设计任务给定, 吸收剂入塔组成 X2 则是由工艺条件决
定或设计人员选定 。
? ? 2211 XYYLVX ???
可知吸收剂出塔浓度 X1 与吸收剂用量 L 是相互制约的 。
由全塔物料衡算式
? 选取的 L/V ?,操作线斜率 ?, 操作线与平衡线的距离 ?, 塔内传
质推动力 ?, 完成一定分离任务所需塔高 ?；
? L/V ?,吸收剂用量 ?, 吸收剂出塔浓度 X1 ?, 循环和再生费用 ? ；
? 若 L/V ?, 吸收剂出塔浓度 X1 ?, 塔内传质推动力 ?, 完成相同任
务所需塔高 ?, 设备费用 ? 。
吸收剂用量的确定
不同液气比 L/V 下的操作线
图直观反映了这一关系 。
Y
Xo
Y*=f(X)
AY
1
X1X2
Y2 B
L/V
Y- Y*
A’
X1’
(L/V)’
X1,max
(L/V)min
C
最小液气比 (L/V)min
要达到规定的分离要求, 或完成必需的传质负荷量 GA=V(Y1-Y2)，
L/V 的减小是有限的 。 当 L/V 下降到某一值时, 操作线将与平衡线
相交或者相切, 此时对应的 L/V 称为最小液气比, 用 (L/V)min表示,
而对应的 X1 则用 X1,max 表示 。
12
**
m in 12
YYL
V X X
??? ?
?? ???
最小液气比 (L/V)min
随 L/V 的减小, 操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的形状 。
Y
Xo
Y*=f(X)
Y1
X2
Y2 B
X1,max=X1*
(L/V)min
C
Y
Xo
Y*=f(X)
Y1
X2
Y2 B
X1*
(L/V)min C
X1,max
两线在 Y1 处相交时, X1,max=X1*； 两线在中间某个浓度处相切时,
X1,max<X1* 。
2m a x,1
21
m i n XX
YY
V
L
?
???
?
??
?
?
2m a x,1
21
m i n XX
YYVL
?
??最小液气比的计算式：
吸收剂用量的确定
? 在最小液气比下操作时, 在塔的某截面上 （ 塔底或塔内 ） 气, 液
两相达平衡, 传质推动力为零, 完成规定传质任务所需的塔高为
无穷大 。 对一定高度的塔而言, 在最小液气比下操作则不能达到
分离要求 。
? 实际液气比应在大于最小液气比的基础上, 兼顾设备费用和操作
费用两方面因素, 按总费用最低的原则来选取 。
? 根据生产实践经验, 一般取
? ?
m i n
0.2~1.1 ??????? VLVL
注意：以上由最小液气比确定吸收剂用量是以热力学平衡为出发点的 。
从两相流体力学角度出发, 还必须使填料表面能被液体充分
润湿以保证两相均匀分散并有足够的传质面积, 因此所取吸
收剂用量 L 值还应不小于所选填料的最低润湿率, 即单位塔
截面上, 单位时间内的液体流量不得小于某一最低允许值 。
塔径的计算
VS=πD 2u/4
D=（ 4VS/πu ） 1/2
VS ––––操作条件下混合气体的体积流量；
u ––––空塔气速；
计算时 以塔底气量为依据,因塔底气量大于塔顶。
填料层高度的计算
填料层高度的基本计算式
?计算填料层高度，应根据混合气体中溶质的高低而采用不同的方法。
在工业生产中有很多吸收操作是从混合气体中把少量可溶组分洗涤下
来，属于低浓度气体的吸收。本节重点讨论低浓度吸收中填料层高度
的计算。
?填料层高度的计算仍然离不开物料衡算，另外还与传质速率方程和
相平衡关系有关。因为填料层高度 z取决于填料层体积与塔截面积
（填料层体积 /塔截面积），而填料层体积又取决于完成规定任务所
需的总传质面积和每立方米填料所提供的气液有效接触面积（填料体
积 =总传质面积 /有效接触面积 /每米 3填料），而总传质面积 =塔吸收负
荷（ kmol/s） /传质速率（ kmol/m2·s）。塔的吸收负荷依据物料衡算
关系，传质速率依据吸收速率方程，而吸收速率中的推动力总是实际
浓度与某种平衡浓度之差额，因此须知相平衡关系。下面具体来分析
填料层高度之计算方法。
此传质量也就是在 dZ 段内溶质由气相转入
液相的量 。
ZaNFN AA dd ??
若 dZ 微元段内传质速率为 NA,填料提供的
传质面积为 dF=a?dZ,则通过传质面积 dF
溶质 A 的传递量为
XLYVG A ddd ??
对填料层中高度为 dZ 的微分段作物料衡算
可得溶质 A 在单位时间内由气相转入液相的
量 dGA
填料层高度的基本计算式
填料塔内气, 液组成 Y,X 和传质推动力 ?Y
（ 或 ?X） 均随塔高变化, 故塔内各截面上的
吸收速率也不相同 。
ZaNYVG AA ddd ??? ZaNXLG AA ddd ???
V,Y2
V,Y1 L,X1
L,X2
Y X
Z
Y+dY
dZ
X+dX
将以比摩尔分数表示的总的传质速率方程代入, 则有
对上两式沿塔高积分得
在上述推导中, 用相内传质速率方程替代总的传质速率方程可得形式完
全相同的填料层高度 Z 的计算式 。
若采用 NA=kY(Y-Yi) 和 NA=kX(Xi - X) 可得：
? ? ZaYYKYV Y dd * ??? ? ? ZaXXKXL
X dd * ???
*
d1
2 YY
Y
aK
VZ Y
Y Y ??? ? XX
X
aK
LZ X
X X ??? ? *
d1
2
? ??? 12 dYY
iY YY
Y
ak
VZ ?
???
1
2
dX
X iX XX
X
ak
LZ
用其它组成表示法的传质速率方程, 可推得以相应相组成表示的填料层
高度 Z 的计算式 。
填料层高度的基本计算式
低浓度气体吸收填料层高度的计算
特点：低浓度气体吸收 （ y1<10%） 因吸收量小, 由此引起的塔内温度
和流动状况的改变相应也小, 吸收过程可视为等温过程, 传质系数
kY,kX, KY,KX 沿塔高变化小, 可取塔顶和塔底条件下的平均值 。
填料层高度 Z 的计算式：
对高浓度气体, 若在塔内吸收的量并不大 （ 如高浓度难溶气体吸收 ）,
吸收过程具有低浓度气体吸收的特点, 也可按低浓度吸收处理 。
体积传质系数：实际应用中, 常将传质系数与比表面积 a 的乘积
（ Kya 及 KXa） 作为一个完整的物理量看待, 称为体积传质系数或体
积吸收系数, 单位为 kmol/(s.m3) 。
体积传质系数的物理意义：传质推动力为一个单位时, 单位时间, 单
位体积填料层内吸收的溶质摩尔量 。
? ??? 12 *dYY
Y YY
Y
aK
VZ ?
???
1
2 *
dX
XX XX
X
aK
LZ
传质单元数与传质单元高度
对气相总传质系数和推动力：
HOG —— 气相总传质单元高度, m；
NOG —— 气相总传质单元数, 无因次 。
HOL —— 液相总传质单元高度, m；
NOL —— 液相总传质单元数, 无因次 。
? ??? 12 *dYY
Y YY
Y
aK
VZ
若令
对液相总传质系数和推动力,?
???
1
2 *
dX
XX XX
X
aK
LZ
?? aK
VH
Y
GO ? ?? 1
2 *
dY
YGO YY
YN OGOG NHZ ??
?? aK
LH
X
LO ? ?? 1
2 *
dX
XLO XX
XN OLOL NHZ ??若令
传质单元数与传质单元高度
定义传质单元高度和传质单元数来表达填料层高度 Z,从计算角度
而言, 并无简便之利, 但却有利于对 Z 的计算式进行分析和理解 。
下面以 NOG 和 HOG 为例给予说明 。
NOG 中的 dY 表示气体通过一微分填料段的气相浓度变化, (Y-Y*）
为该微分段的相际传质推动力 。 如果用 (Y-Y*)m 表示在某一高度填
料层内的传质平均推动力, 且气体通过该段填料层的浓度变化 (Ya-
Yb) 恰好等于 (Y-Y*)m,即有
由 Z=HOGNOG 可知, 这段填料层的高度就等于一个气相总传质单元高
度 HOG。 因此, 可将 NOG 看作所需填料层高度 Z 相当于多少个传质单
元高度 HOG。
? ? ? ? 1** ?? ???? ? mba
Y
YOG YY
YY
YY
dYN a
b
传质单元数与传质单元高度
NOG 与气相或液相进, 出塔的浓度, 液气比以及物系的平衡关系有关,
而与设备形式和设备中气, 液两相的流动状况等因素无关 。
在设备选型前可先计算出过程所需的 NOG 或 NOL。 NOG 或 NOL 值大, 分
离任务艰巨, 为避免塔过高应选用传质性能优良的填料 。 若 NOG 或
NOL 值过大, 就应重新考虑所选溶剂或液气比 L/V 是否合理 。
? ?? 12 *dYYGO YY YN ? ?? 12 *dXXLO XX XN
传质单元数 NOG 或 NOL 反映吸收过程的难易程度, 其大小取决于分
离任务和整个填料层平均推动力大小两个方面 。
传质单元数与传质单元高度
HOG 或 HOL 值小, 表示设备的性能高, 完成相同传质单元数的吸收任
务所需塔的高度小 。
用传质单元高度 HOG,HOL 或传质系数 KYa,Kxa 表征设备的传质性能
其实质是相同的 。 但随气, 液流率改变 Kya 或 Kxa 的值变化较大,
一般流率增加, KYa（ 或 KXa） 增大 。
HOG 或 HOL 因分子分母同向变化的缘故, 其变化幅度就较小 。
一般吸收设备的传质单元高度在 0.15~1.5m 范围内 。
?? aK
VH
Y
GO ?? aK
LH
X
LO
总传质单元高度 HOG或 HOL 则表示完成一个传质单元分离任务所需
的填料层高度，代表了吸收塔传质性能的高低，主要与填料的性能和
塔中气、液两相的流动状况有关。
传质单元数与传质单元高度
类似地
当相平衡关系可用 Y*=MX 或 Y=MX+B 表示时, 利用不同基准的总传质
系数之间的换算关系, 以及总传质系数与相内传质系数之间的关系,
可导出如下关系式
GG NHZ ?
?? ak
VH
Y
G
? ?? 12YY iG YY dYN
LL NHZ ?
?? ak
LH
X
L
? ?? 12XX iL XX dXN
OLOG HL
MVH ?
LGOG HL
MVHH ?? GLOL H
MV
LHH ??
气相传质单元高度
气相传质单元数
液相传质单元高度
液相传质单元数
传质单元数的计算
对于低浓度的气体吸收, 用总传质单元数计算填料层高度 Z 时, 可避
开界面组成 yi 和 xi。 若平衡线为直线或在所涉及的浓度范围内为直
线段, 直接积分就可得 NOG 或 NOL 的解析式, 其求解方式主要有对数
平均推动力法和吸收因子法 。 下面以求解 NOG 为例 。
1.对数平均推动力法
设平衡线段方程为
逆流吸收操作线方程为
BMXY ??*
?????? ??? 22 YXVLXVLY
?????? ??????? ???????? ??? BYXVLXMVLYY 22*
上两式相减得
取微分
XVLY dd ? ? ? XMVLYY dd * ?????? ??? ? ? ? ?*d1 1d YYLVMY ???
对数平均推动力法
? ? ? ? *22
*
11
*
*
* ln1
1d
1
1d *11
*22
1
2 YY
YY
LVMYY
YY
LVMYY
YN YY
YY
Y
YOG ?
?
???
?
???? ??
?
?
21
21
YY
XX
L
V
?
??
21
*
2
*
1
XX
YYM
?
?? ? ? ? ?
21
*
22
*
11
21
*
2
*
111
YY
YYYY
YY
YY
L
VM
?
????
?
????
以气相为基准的全塔的对数
平均传质推动力
上式说明了 NOG 的含意：对低浓度气体吸收是以全塔的对数平均推动
力 ?Ym 作为度量单位, 量衡完成分离任务 （ Y1-Y2） 所需的传质单元高
度的数目 。 若分离程度 （ Y1-Y2） 大或平均推动力 ?Ym 小, NOG 值就大,
所需的填料层就高 。
? ? ? ? mYYOG Y YYYY YYYYYY YYYY YN ? ??????? ???? ? 21*22
*
11
*
22
*
11
21
* ln
d1
2
? ? ? ?
*
22
*
1
*
1
*
22
*
11
ln YY YY
YYYYY
m
?
?
?????
2.吸收因子法
将操作线方程写为
代入相平衡方程
? ? 22 XYYLVX ???
? ? *2222* YYLMVYLMVBXYYLVMY ?????????? ???
??
?
??
? ?
?
??
?
??
?
? ?
?
? LMVYY YYLMV
L
MV *22
*
211ln
1
1
令 A=L/(MV)，
即吸收因子
代入 NOG 定义式并
积分
??
?
??
? ?
?
??
?
??
?
? ?
?
? AYY YYA
A
111ln
11
1
*
22
*
21
??
???
?
??
?
? ????
1
2
1
2 *
22
*
1
dd Y
Y
Y
YOG YY
L
MVY
L
MV
Y
YY
YN
气体出
口
除雾层
吸收剂
支承板
填料层
液体再分布器
气体入
口
液封
填料塔
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。
选择填料的一般原则,
1、比表面积大 ——提供气液接触面积
2、空隙率 ε大 ——提供气体通道，阻力小
3、填料形状有利于气液分布及减少阻力
4、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。
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 ——
1、液膜与填料表面的摩擦阻力
2、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
L3 L2 L1 L=0
A
B
L3>L2>L1
压
降
Δp
空塔速度 u
压降与空塔气速示意图
（ 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。
（ 3）气液两相的交互影响
概述 （ Introduction）
?气体吸收是混合气体中
某些组分在气液相界面上
溶解、在气相和液相内由
浓度差 推动的 传质过程 。
吸收剂
气体
y
x
界面
气相主体 液相主体相界面
气相扩散 液相扩散
yi
xi
利用 混合气体中各组分 在液体中 溶解度的差异 而分离气体混合物的单
元操作称为 吸收 。 吸收操作时某些易溶组分进入液相形成溶液，不溶
或难溶组分仍留在气相，从而实现混合气体的分离。
概述 （ Introduction）
? 吸收质或溶质 (solute),混合气体中的
溶解组分。
? 惰性气体 (inert gas)或载体,不溶或难
溶组分。
? 吸收剂 (absorbent)：吸收操作中所用的
溶剂。
? 吸收液 (strong liquor)：吸收操作后得
到的溶液，主要成分为溶剂和溶质 。
? 吸收尾气 (dilute gas)：吸收后排出的
气体，主要成分为惰性气体和少量的溶
质 。
? 吸收过程在 吸收塔 中进行，逆流操作吸
收塔示意图如右所示。
吸
收
塔混合尾气
(A+B)
吸收液 (A+S)
吸收剂 (S)
吸收尾气
(A+B)
概述 （ Introduction）
吸收操作的用途,
? (1) 制取产品 用吸收剂吸收气体中某些组分而获得产品。如
硫酸吸收 SO3制浓硫酸，水吸收甲醛制福尔马林液，用水吸收氯
化氢制盐酸等 。
? (2) 分离混合气体 吸收剂选择性地吸收气体中某些组分以达
到分离目的。例如石油馏分裂解生产出来的乙烯、丙烯，还与氢、
甲烷等混在一起，可用分子量较大的液态烃把乙烯、丙烯吸收，
使与甲烷、氢分离开来 。
? (3) 气体净化 一类是原料气的净化，即除去混合气体中的杂
质，如合成氨原料气脱 H2S,脱 CO2等；另一类是尾气处理和废气
净化以保护环境，如燃煤锅炉烟气，冶炼废气等脱除 SO2,硝酸
尾气脱除 NO2等。
概述 （ Introduction）
吸收操作的分类
? 物理吸收,吸收过程溶质与溶剂不发生显著的化学反应，可视为单纯
的气体溶解于液相的过程。如用水吸收二氧化碳、用水吸收乙醇或丙
醇蒸汽、用洗油吸收芳烃等。
? 化学吸收,溶质与溶剂有显著的化学反应发生。如用氢氧化钠或碳酸
钠溶液吸收二氧化碳、用稀硫酸吸收氨等过程。化学反应能大大提高
单位体积液体所能吸收的气体量并加快吸收速率。但溶液解吸再生较
难。
? 单组分吸收,混合气体中只有单一组分被液相吸收，其余组分因溶解
度甚小其吸收量可忽略不计。
? 多组分吸收,有两个或两个以上组分被吸收。
? 溶解热：气体溶解于液体时所释放的热量。化学吸收时，还会有反应
热。
? 非等温吸收,体系温度发生明显变化的吸收过程。
? 等温吸收,体系温度变化不显著的吸收过程。
气液两相的接触方式
连续接触 (也称微分接触 )：气, 液两
相的浓度呈连续变化 。 如填料塔 。
级式接触：气, 液两相逐级接触传质,
两相的组成呈阶跃变化 。 如板式塔 。
散装填料
塑料鲍尔环填料
规整填料
塑料丝网波纹填料
吸收剂
气体混合物
吸收剂
气体混合物
第一节 气 —液相平衡
气体的溶解度
气体吸收的平衡关系指气体在液体中的溶解度。 在一定温度与压
力下，溶质气体最大限度溶解于溶剂中的量，即溶解度。
相平衡：正逆扩散速率达到相等，于是就出现了平衡。相平衡时，
气体吸收质在溶液中的浓度，就是吸收质在该条件下的溶解度。
气体的溶解度是在一定条件下吸收可能达到的最高限度，它与气
体和溶剂的性质有关，并受温度和压力的影响。此时的溶液已被
吸收质所饱和，被称为饱和溶液，此时溶液的浓度被称为平衡浓
度或饱和浓度。相平衡时，气相和液相中吸收质的组成不再变化，
此时溶液上方溶解气体的分压，成为平衡分压。 这种状态称为 相
际动平衡，简称相平衡或平衡 。
溶解度曲线：在一定温度, 压力下, 平衡时溶质在气相和液相中的浓
度的关系曲线 。
溶解度
/[g
(N
H 3
)/1000
g(H
2O
)]
1000
500
0 20 40 60 80 100 120
pNH3/kPa
50 oC
40 oC
30 oC
20 oC
10 oC
0 oC
120
溶解度
/[g
(SO
2)/
1000
g(
H 2
O)]
250
200
0 20 40 60 80 100
pSO2/kPa
150
100
50
50 oC
40 oC
30 oC
20 oC
10 oC
0 oC
在相同条件下, NH3 在水中的溶解度较 SO2 大得多 。
用水作吸收剂时, 称 NH3 为易溶气体, SO2为中等溶解气体, 溶解度更
小的气体则为难溶气体 (如 O2 在 30℃ 和溶质的分压为 40kPa 的条件
下, 1kg 水中溶解的质量仅为 0.014g)。
质量分率：这是一相的组分质量对该相的总质量只之比,
摩尔定律：这是一相的组分摩尔数，对该相的总摩尔数之比,
比摩尔分率：组分的摩尔数与溶剂或载体的摩尔数之比,
比质量分率：组分的质量对溶剂或载体的质量之比
质量浓度和摩尔浓度：某单位体积混合物中液相，气相均匀，所含
组分的质量数或摩尔数。
吸收率（回收率）
G
Ga i
i ?
n
nx i
i ?
1AASAnn xZ n n n x? ? ? ???摩 尔 溶 质摩 尔 溶 剂
S
AA GGa ?
VGC ii ?
的浓度吸收前混合气中吸收质 的浓度吸收后混合气中吸收质的浓度吸收前混合气中吸收质 ??y
%100
1
21 ??? y yyy
亨利定律（ Henry’s law）
实验结果表明, 当总压不太高时, 一定温度下的稀溶液的溶解度
曲线近似为直线, 即溶质在液相中的溶解度与其在气相中的分压
成正比 。
式中,p*—— 溶质在气相中的平衡分压, kPa；
x—— 溶质在液相中的摩尔分数；
E—— 亨利系数, kPa。
Exp ?* —— 亨利定律
? 亨利系数的值随物系的特性及温度而异；
? 物系一定, E 值一般随温度的上升而增大；
? E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度；
? 在同一溶剂中, 难溶气体 E 值很大, 易溶气体 E 值很小；
? E 的单位与气相分压的压强单位一致 。
亨利定律（ Henry’s law）
当气, 液相溶质浓度用其它组成表示法表示时, 通过浓度换算可得
其它形式的亨利定律 。 常用的形式有
y* —— 与组成为 x 的液相呈平衡的气相中溶质的摩尔分数；
c —— 溶质在液相中的摩尔浓度, kmol/m3；
m —— 相平衡常数；
H —— 溶解度系数； kmol/(m3?kPa)；
mxy ?* cHp 1* ?
三个比例系数之间的关系：
P
Em ? EcH m?
式中 cm 为溶液的总浓度 （ kmol/m3） 。
对于稀溶液, 因溶质的浓度很小, 因此 cm = ? / Ms, 其中 ? 为溶液
的密度, Ms 为溶剂的摩尔质量 。
s
m Mc
??
亨利定律（ Henry’s law）
在低浓度气体吸收计算中, 通常采用基准不变的摩尔比 Y（ 或 X ）
表示组成 。
以摩尔比表示组成的相平衡关系
X —— 溶质在液相中的摩尔比浓度；
Y* —— 与 X 呈平衡的气相中溶质的摩尔比浓度 。
当 m 趋近 1 或当 X 很小时
y
y
B
AY
??? 1的摩尔数气相中惰气
的摩尔数气相中溶质
x
x
S
AX
??? 1的摩尔数液相中溶剂
的摩尔数液相中溶质
Xm
mXY
)1(1
*
???
mXY ?*
亨利定律四种表达式
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
mZy
mxy
Exp
Hpc
亨利定律（ Henry’s law）
相平衡关系在吸收过程中的应用
吸收操作的极限，取决于体系的气液平衡。吸收操作的生产强度则
直接取决于吸收速度。吸收速率是吸收塔设备造型和设计的依据。
传热
吸收
mtnsd
dQQQ ????
??
''
???? KAddnnN ii ??
N— 吸收质的吸收传质速率
A— 气液相接触面积
△ — 吸收过程的推动力，可
用吸收质相际分压差，或浓
度差表示
K— 吸收过程的传质系数
吸收是一种组分从气相传入液相的单向扩散传质过程。
扩散有分子扩散与涡流扩散两种
吸收剂的选择
吸收剂性能的优劣，是决定吸收操作效果是否良好的关键。如果
吸收的目的是制取某种溶液作成品，例如用 HCl气生产盐酸，吸
收剂只能用水，自然没有选择的余地，但如果目的在于把一部分
气体从混合物中分离出来，便应考虑选择合用的吸收剂问题。
溶解度大 吸收剂的选择主要考虑的是 溶解度,溶解度大则吸收
剂用量少，吸收速率也大，设备的尺寸便小；
选择性好 很显然，吸收剂对溶质气体的溶解度既要大，对混合
气体中其他组分的溶解度却要小或基本上不溶，这样才能进行有
效的分离，满足这一要求称为 选择性 好；
挥发度要小 吸收剂的 挥发度要小,即在操作温度下它的蒸汽压
要低，经过吸收后的气体在排出时，往往为吸收剂蒸汽所饱和，
吸收剂的挥发度高，其损失量便大。
此外所选用的溶剂尽可能满足 无腐蚀性，粘度小，无毒，不燃，
价廉易得 等条件。
第二节 传质机理与吸收速率
平衡关系 只能回答混合气体中 溶质气体能否进入液相 这个问题，
至于进入液相速率大小,却无法解决，后者属于 传质的机理问题 。
本节的内容是结合吸收操作来说明 传质的基本原理,并导出 传质
的速率关系,作为分析吸收操作与计算吸收设备的依据。
气体吸收是溶质先从气相主体扩散到气液界面，再从气液界面扩
散到液相主体的传质过程。
气液相际传质理论
相对于气相浓度 y 而言, 液
相浓度欠饱和 (x<x*),故液
相有吸收溶质 A 的能力 。
相对于液相浓度 x 而言, 气
相浓度为过饱和 (y>y*),溶
质 A 由气相向液相转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)在平衡线
上方 (P点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)在平衡线上方, 则体系将发生从气
相到液相的传质, 即吸收过程 。
y
xo
y*=f(x)P
y
x
y*
x*
释放溶质
吸收溶质
相对于气相浓度而言实际液
相浓度过饱和 (x>x*),故液
相有释放溶质 A 的能力 。
相对于液相浓度 x 而言气
相浓度为欠饱和 (y<y*),溶
质 A 由液相向气相转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)在平衡
线下方 (Q点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)在平衡线下方, 则体系将发生从液
相到气相的传质, 即解吸过程 。
y
xo
y*=f(x)
Qy
x
y*
x*
释放溶质
吸收溶质
相对于气相浓度而言液相浓
度为平衡浓度 (x=x*),故液
相不释放或吸收溶质 A。
相对于液相浓度 x 而言气相
浓度为平衡浓度 (y=y*),溶
质 A 不发生转移 。
传质过程的方向
气, 液相浓度 (y,x)处于平
衡线上 (R点 )：
结论：若系统气, 液相浓度 (y,x)处于平衡线上, 则体系从宏观上讲将
不会发生相际间的传质, 即系统处于平衡状态 。
y
xo
y*=f(x)
Ry
x
y*
x*
传质过程的限度
对吸收而言：
若保持液相浓度 x 不变, 气相
浓度 y 最低只能降到与之相平
衡的浓度 y*,即 ymin=y*；
若保持气相浓度 y 不变, 则液
相浓度 x 最高也只能升高到与
气相浓度 y 相平衡的浓度 x*，
即 xmax=x*。
y
xo
y*=f(x)
Py
x
y*
x*
传质过程的限度
y
xo
y*=f(x)
Qy
x
y*
x*
对解吸而言：
若保持液相浓度 x 不变, 气相
浓度 y 最高只能升到与之相平
衡的浓度 y*,即 ymax=y*；
若保持气相浓度 y 不变, 则液
相浓度 x 最高也只能降到与气
相浓度 y 相平衡的浓度 x*,即
xmin=x*。
传质推动力的表示方法可以
不同, 但效果一样 。
(x*-x),以液相摩尔分数差
表示的传质推动力 。
对吸收过程：
(y-y*),以气相摩尔分数差
表示的传质推动力；
传质过程的推动力
未达平衡的两相接触会发生相际间传质 (吸收或解吸 ),离平衡浓度
越远, 过程传质推动力越大, 传质过程进行越快 。
方法：用气相或液相浓度远离平衡的程度来表征气液相际传质过程
的推动力 。
y
xo
y*=f(x)
Py
x
y*
x*
（ y-y*）
（ x*-x）
吸收传质理论
吸收过程是溶质由气相向液相转移的相际传质过程,
可分为三个步骤：
气相主体 液相主体
相界面
溶解
气相扩散 液相扩散
(1) 溶质由气相主体扩散至两相界面气相侧 (气相内传质 )；
(2) 溶质在界面上溶解 (通过界面的传质 )；
(3) 溶质由相界面液相侧扩散至液相主体 (液相内传质 )。
双膜理论
是最早出现的传质理论 。 双膜理论的基本论点是：
(1) 相互接触的两流体间存在着稳定的相界面, 界面两侧各存在着一
个很薄 （ 等效厚度分别为 ?1 和 ?2 ） 的流体膜层 。 溶质以分子扩
散方式通过此两膜层 。
(2) 相界面没有传质阻力, 即
溶质在相界面处的浓度
处于相平衡状态 。
(3) 在膜层以外的两相主流区
由于流体湍动剧烈, 传质
速率高, 传质阻力可以忽
略不计, 相际的传质阻力
集中在两个膜层内 。
气相主体 液相主体相界面
pi = ci / Hp
?1 ?2
pi
ci
c
气
膜
液
膜
界面
气相主体
液相主体
传质方向
气膜 液膜
P
C
Z G Z L
P i
C i
双 膜理论示意图
实践证明：双膜理论适用于具有固定界面（如填料塔）和低流速的情况。
如果流速大时，双膜理论则为新的理论（如对流扩散和界面动力状态理
论）所取代。但提高流速可以增大吸收速率这一结论，无论在理论上或
在实践中仍然是正确的，故双膜理论具有实际意义。
双膜理论
? 按双膜理论, 传质系数与扩散系数成正比, 这与实验所得的关
联式地结果相差较大；
? 由此理论所得的传质系数计算式形式简单, 但等效膜层厚度
?1 和 ?2 以及界面上浓度 pi 和 ci 都难以确定；
? 双膜理论存在着很大的局限性, 例如对具有自由相界面或高度
湍动的两流体间的传质体系, 相界面是不稳定的, 因此界面两
侧存在稳定的等效膜层以及物质以分子扩散方式通过此两膜层
的假设都难以成立；
? 该理论提出的双阻力概念, 即认为传质阻力集中在相接触的两
流体相中, 而界面阻力可忽略不计的概念, 在传质过程的计算
中得到了广泛承认, 仍是传质过程及设备设计的依据；
? 本书后续部分也将以该理论为讨论问题的基础 。
吸收速率方程式
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
费克定律
费克定律 —— 单位时间通过单位面积物质的扩散量与浓度梯度成正比。
dZ
dCDJ A
ABA ??
—— 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
AJ
ABD
dZdCA
对于理想气体：
RT
p
V
nC A
A ??
dZ
dp
RT
DJ
RT
dpdC
AAB
A
A
A
???
??
只适用于双组份混合物
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：
????? ABBAB JdZdCDJ dZdCD AAB
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。
等摩尔逆向扩散
1 2 1 2( ) ( )
AB A
A
A A A A A
D dp
J
RT dZ
DD
J p p C C
RT Z Z
??
? ? ? ?
一组份通过另一静止组分的扩散
在气液界面附近的气相中，有组分 A向液
相溶解，其浓度降低，分压力减小。因此，
在气相主体与其相界面之间产生分压力梯
度，则组分 A从气相主体向界面扩散。同
时，界面附近的气相总压力比气相主体的
总压力稍微低一点,A,B混合气体从主体
向界面移动，称为 整体移动。
? ?12
12
()
A A A
Bm
AA
Bm
Dp
N p p
R TZ p
Dc
cc
Zc
??
??
分子扩散系数
分子扩散系数是物质的物性常数之一，表示物质在介质中的扩散
能力。扩散系数随介质的种类、温度、浓度及压力的不同而不同。
组份在气体中的扩散，浓度的影响可以忽略。在液体中的扩散，
浓度的影响不可忽略，而压力的影响不显著。扩散系数一般由实
验确定。在无实验数据的条件下，可借助某些经验或半经验的公
式进行估算
气体扩散系数一般在 0.1cm2/s∽0.2cm2/s 之间。
液体扩散系数一般比气体的小得多，约在 1× 10-5∽5 × 10-
5cm2/s之间。
单相内的对流扩散
实质上是把单相内的传质阻
力看作为全部都集中在一层
虚拟的流体膜层内，这种处
理方式是膜模型的基础。
? ?A AG Ai
G Bm
DpN p p
RT Z p??
G
G Bm
Dpk
R T Z p?令
? ? 1AiA G A i
G
ppN k p p
k
?? ? ? ? 传 质 推 动 力
传 质 阻 力
两相间传质的“双膜”模型
1．两相间有物质传递时，相界面两侧各有一层极薄的静止膜，传
递阻力都集中在这里。气相侧和液相侧的传质通量分别为：
? ?
G
iAiAGAG k ppppkN 1 ???? ? ?
L
AiAiLAL k CCCCkN 1 ????
2．物质通过双膜的传递过程为稳态过程，没有物质的积累。
ALAG NN ? ? ? ? ?AiLiAGA CCkppkN ????
3．假定气 — 液界面处无传质阻力，且界面处的气 — 液组成达于平衡。
即和在气 — 液相平衡线上，写作
若气 — 液相平衡关系服从亨利（ Henry）定律，则可写作
? ?iip f C?
H
Cp i
i ?
根据双膜理论，两膜内的传质为稳态过程，则有
总传质速率方程式
? ? ? ?AiLiAGA CCkppkN ????
? ?*AAGA ppKN ??
? ?AALA CCKN ?? *
则可写出以气相总推动力和液相总推动力的传质速率方程分别为：
界面组成的求取和传热推动力的因素
总阻力 =气膜阻力 +液膜阻力
1 1 1
11
G G L
L G L
GL
K k Hk
H
K k k
K HK
??
??
?
? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
? ? ? ?
* * * * * ( 1 )
* * * * * 2
* * * * 3
* * * * 4
* * * * * 5
* * * * * 6
* * * * 7
* * * * 8
* * * * 9
* * * * 1 0
* * 1 1
* * * 1 2
yi
A x i
Ay
Ax
A y i
A z i
Ay
Az
A G i
A L i
AG
AL
N A k y y
N k x x
N K y y
N K x x
N k y y
N k z z
N K y y
N K z z
N k p p
N k c c
N K p p
N K c c
?
?
?
?
?
?
??
??
??
??
??
??
??
??
??
??
??
??
传质速率方程的各种表示形式
吸收传质速率方程的几种形式
相平衡方程
吸收传质速率
方程
总传质系数
相内或同基准的传质系数换算 相际或不同基准传质系数换算
amxy ?? BMXY ??
bHcp ??
? ?
? ?
? ?
? ?xxK
yyK
xxk
yykN
x
y
ix
iyA
??
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*
*
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YYK
XXk
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X
Y
iX
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*
*
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ppK
cck
ppkN
c
g
ic
igA
??
??
??
??
*
*
? ?xyy kmkK ?? 11
? ?xyx kmkK 1)(11 ??
? ?XYY kMkK ?? 11
? ?)(111 cgg HkkK ??
? ?cgc kkHK 11 ??
? ?XYX kMkK 1)(11 ??
? ?? ?? ?iyYgy YYkkPkk ???? 11
? ?? ?? ?ixXcmx XXkkkck ???? 11
? ?? ?? ?*11 YYKKPKK yYgy ????
? ?? ?? ?*11 XXKKKcK xXLmx ????
mKKmkk xyxy ??
MKKMkk XYXY ??
cgcg HKKHkk ??
第三节 吸收塔的计算
化工单元设备的计算, 按给定条件, 任务和要求的不同, 一般可分为
设计型计算和操作型 （ 校核型 ） 计算两大类 。
设计型计算：按给定的生产任务和工艺条件来设计满足任务要求的单
元设备 。
操作型计算：根据已知的设备参数和工艺条件来求算所能完成的任务 。
两种计算所遵循的基本原理及所用关系式都相同, 只是具体的计算方
法和步骤有些不同而已 。 本章着重讨论吸收塔的设计型计算, 而操作
型计算则通过习题加以训练 。
吸收塔的设计型计算是按给定的生产任务及条件 （ 已知待分离气体的
处理量与组成, 以及要达到的分离要求 ）, 设计出能完成此分离任务
所需的吸收塔 。
? 本节讨论,填料塔,板式塔则在上面基础上结合吸收特点作简单讨论。
? 填料填加在塔内形成填料层，填料层有两个特点，一是 空隙体积 所占比
例相当大，便于气体在其内部迂回曲折通过并提高湍动程度，二是 单位
体积内有很大的固体表面积 。液体沿固体壁面呈 膜状 流下，因而填料塔
内的气液接触面比空塔内大得多。
? 塔内气液流动方式一般呈 逆流,气体自塔底通入，液体从塔顶洒下，因
此溶液从塔底流出前与刚进入塔的气体相接触,可使溶液的浓度尽量提
高 。经吸收后的气体从塔顶排出前与刚入塔的液体接触，又可使 出塔气
体中溶质浓度尽量降低 。
? 吸收塔的设计中,混合气体的处理量 V、进口浓度 Y1和出口浓度 Y2（或
溶质的回收率 ）都是作为设计条件而规定的。
? 设计时首先是 选定溶剂（吸收剂）,随着就是 决定吸收剂的用量 。吸收
剂用量与气体处理量之比（ 液、气比 ）由物料衡算与平衡关系两者结合
起来决定，具体方法将于本节讨论。
? 设计的主要内容是算出设备的基本尺寸，对填料塔来说，就是 设计塔径
与填料层高度 。
? 由混合气体的 处理量（体积流率 V） 与合理的 气体线速度（ u） 可以算出
塔的截面积，由此可确定 塔径（ D） 。
? 塔径确定后,填料层高度（ Z） 则取决于所需 填料层体积,而所需的填
料层体积又取决于所需的 有效气液接触面积,这个面积主要是通过 传质
速率 来决定的。
吸收塔的计算
设计计算的主要内容与步骤,依据物系的相平衡关系和传质速率
(1) 吸收剂的选择及用量的计算；
(2) 设备类型的选择；
(3) 塔径计算；
(4) 填料层高度或塔板数的计算；
(5) 确定塔的高度；
(6) 塔的流体力学计算及校核；
(7) 塔的附件设计 。
吸收塔的计算
目的：计算给定吸收任务下所需的吸收剂用量 或吸收剂出口浓度 。
混合气体通过吸收塔的过程中，可溶组分不断被吸收，故气体的总
量沿塔高而变，液体也因其中不断溶入可溶组分，其量也沿塔高而
变。但是,通过塔的惰性气体量和溶剂量是不变的 。
以逆流操作的填料塔为例：
对稳定吸收过程, 单位时间内气相在塔内被
吸收的溶质的量必须等于液相吸收的量 。 对
全塔溶质作物料衡算, 可得：
下标, 1” 代表塔内填料层下底截面,
下标, 2” 代表填料层上顶截面 。
V—单位时间通过塔的惰性气体量；
L—单位时间通过吸收塔的溶剂量；
Y—任一截面的混合气体中溶质与惰性气体的
摩尔比；
X—任一截面的溶液中溶质与溶剂的摩尔比 。
1 2 2 1
11Y
V Y L X V Y L X
LLX Y X
VV
? ? ?
??? ? ?
????或
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
m n
物料衡算
若 GA 为吸收塔的传质负荷, 即气体通过填料塔
时, 单位时间内溶质被吸收剂吸收的量, 则
进塔气量 V 和组成 Y1 是吸收任务规定的, 进塔
吸收剂温度和组成 X2 一般由工艺条件所确定,
出塔气体组成 Y2 则由任务给定的吸收率 ? 求出
)()( 2121 XXLYYVG A ????
)1(12 ??? YY
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
在填料塔内, 对气体流量与液体流量一定的稳定的吸收操作, 气, 液组
成沿塔高连续变化；在塔的任一截面接触的气, 液两相组成是相互制约
的；全塔物料衡算式就代表 L,V一定, 塔内具有最高气, 液浓度的截面
,1” （ 浓端 ）, 或具有最低气, 液浓度的截面, 2” （ 稀端 ） 的气, 液
浓度关系 。
?????? ??? 22 XVLYXVLY
?????? ??? 11 XVLYXVLY
LXVYLXVY ??? 11
操作线方程与操作线
同理, 若在任一截面与塔顶端面间作溶质 A的
物料衡算, 有
上两式均称为吸收操作线方程, 代表逆流操作时塔内任一截面上的气,
液两相组成 Y 和 X 之间的关系 。 （ L/V） 称为吸收塔操作的液气比 。
若取填料层任一截面与塔的塔底端面之间的
填料层为物料衡算的控制体, 则所得溶质 A
的物料衡算式为
V,Y2
V,Y1
L,X1
L,X2
V,Y
L,X
操作线方程与操作线
当 L/V 一定, 操作线方程在
Y-X 图上为以液气比 L/V 为斜
率, 过塔进, 出口的气, 液两
相组成点 (Y1,X1)和 (Y2,X2)的
直线, 称为吸收操作线 。
线上任一点的坐标 (Y,X)代表
了塔内该截面上气, 液两相的
组成 。
操作线上任一点 P 与平衡线间的垂直距离 (Y-Y*) 为塔内该截面上以
气相为基准的吸收传质推动力；与平衡线的水平距离 (X*-X) 为该截面
上以液相为基准的吸收传质推动力 。
两线间垂直距离 （ Y-Y*） 或水平距离 （ X*-X） 的变化显示了吸收过程推
动力沿塔高的变化规律 。
Y
Xo
Y*=f(X)
A
Y1
X1X2
Y2 B
Y
X X*
Y*
P
Y- Y*
X*-X
操作线方程与操作线
并流操作线方程
对气, 液两相并流操作的吸收塔, 取塔内填料层任一截面与塔顶 （ 浓
端 ） 构成的控制体作物料衡算, 可得并流时的操作线方程, 其斜率为
（ -L/V） 。
?????? ???? 11 XVLYXVLY
V,Y1
V,Y2
L,X2
L,X1
V,Y L,X
Y
Xo
Y*=f(X)A
Y1
X1 X2
Y2 B
Y
X X*
Y*
P
Y- Y*
X*-X
吸收塔内流向的选择
? 在 Y1 至 Y2 范围内, 两相逆流时沿塔高均能保持较大的传质
推动力, 而两相并流时从塔顶到塔底沿塔高传质推动力逐渐
减小, 进, 出塔两截面推动力相差较大 。
? 在气, 液两相进, 出塔浓度相同的情况下, 逆流操作的平均
推动力大于并流, 从提高吸收传质速率出发, 逆流优于并流 。
这与间壁式对流传热的并流与逆流流向选择分析结果是一致
的 。
? 工业吸收一般多采用逆流, 本章后面的讨论中如无特殊说明,
均为逆流吸收 。
? 与并流相比, 逆流操作时上升的气体将对借重力往下流动的
液体产生一曳力, 阻碍液体向下流动, 因而限制了吸收塔所
允许的液体流率和气体流率, 这是逆流操作不利的一面 。
吸收剂用量的决定
吸收剂用量 L 或液气比 L/V 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是
一个很重要的参数 。 吸收塔的设计计算中, 气体处理量 V,以及进, 出
塔组成 Y1,Y2 由设计任务给定, 吸收剂入塔组成 X2 则是由工艺条件决
定或设计人员选定 。
? ? 2211 XYYLVX ???
可知吸收剂出塔浓度 X1 与吸收剂用量 L 是相互制约的 。
由全塔物料衡算式
? 选取的 L/V ?,操作线斜率 ?, 操作线与平衡线的距离 ?, 塔内传
质推动力 ?, 完成一定分离任务所需塔高 ?；
? L/V ?,吸收剂用量 ?, 吸收剂出塔浓度 X1 ?, 循环和再生费用 ? ；
? 若 L/V ?, 吸收剂出塔浓度 X1 ?, 塔内传质推动力 ?, 完成相同任
务所需塔高 ?, 设备费用 ? 。
吸收剂用量的确定
不同液气比 L/V 下的操作线
图直观反映了这一关系 。
Y
Xo
Y*=f(X)
AY
1
X1X2
Y2 B
L/V
Y- Y*
A’
X1’
(L/V)’
X1,max
(L/V)min
C
最小液气比 (L/V)min
要达到规定的分离要求, 或完成必需的传质负荷量 GA=V(Y1-Y2)，
L/V 的减小是有限的 。 当 L/V 下降到某一值时, 操作线将与平衡线
相交或者相切, 此时对应的 L/V 称为最小液气比, 用 (L/V)min表示,
而对应的 X1 则用 X1,max 表示 。
12
**
m in 12
YYL
V X X
??? ?
?? ???
最小液气比 (L/V)min
随 L/V 的减小, 操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的形状 。
Y
Xo
Y*=f(X)
Y1
X2
Y2 B
X1,max=X1*
(L/V)min
C
Y
Xo
Y*=f(X)
Y1
X2
Y2 B
X1*
(L/V)min C
X1,max
两线在 Y1 处相交时, X1,max=X1*； 两线在中间某个浓度处相切时,
X1,max<X1* 。
2m a x,1
21
m i n XX
YY
V
L
?
???
?
??
?
?
2m a x,1
21
m i n XX
YYVL
?
??最小液气比的计算式：
吸收剂用量的确定
? 在最小液气比下操作时, 在塔的某截面上 （ 塔底或塔内 ） 气, 液
两相达平衡, 传质推动力为零, 完成规定传质任务所需的塔高为
无穷大 。 对一定高度的塔而言, 在最小液气比下操作则不能达到
分离要求 。
? 实际液气比应在大于最小液气比的基础上, 兼顾设备费用和操作
费用两方面因素, 按总费用最低的原则来选取 。
? 根据生产实践经验, 一般取
? ?
m i n
0.2~1.1 ??????? VLVL
注意：以上由最小液气比确定吸收剂用量是以热力学平衡为出发点的 。
从两相流体力学角度出发, 还必须使填料表面能被液体充分
润湿以保证两相均匀分散并有足够的传质面积, 因此所取吸
收剂用量 L 值还应不小于所选填料的最低润湿率, 即单位塔
截面上, 单位时间内的液体流量不得小于某一最低允许值 。
塔径的计算
VS=πD 2u/4
D=（ 4VS/πu ） 1/2
VS ––––操作条件下混合气体的体积流量；
u ––––空塔气速；
计算时 以塔底气量为依据,因塔底气量大于塔顶。
填料层高度的计算
填料层高度的基本计算式
?计算填料层高度，应根据混合气体中溶质的高低而采用不同的方法。
在工业生产中有很多吸收操作是从混合气体中把少量可溶组分洗涤下
来，属于低浓度气体的吸收。本节重点讨论低浓度吸收中填料层高度
的计算。
?填料层高度的计算仍然离不开物料衡算，另外还与传质速率方程和
相平衡关系有关。因为填料层高度 z取决于填料层体积与塔截面积
（填料层体积 /塔截面积），而填料层体积又取决于完成规定任务所
需的总传质面积和每立方米填料所提供的气液有效接触面积（填料体
积 =总传质面积 /有效接触面积 /每米 3填料），而总传质面积 =塔吸收负
荷（ kmol/s） /传质速率（ kmol/m2·s）。塔的吸收负荷依据物料衡算
关系，传质速率依据吸收速率方程，而吸收速率中的推动力总是实际
浓度与某种平衡浓度之差额，因此须知相平衡关系。下面具体来分析
填料层高度之计算方法。
此传质量也就是在 dZ 段内溶质由气相转入
液相的量 。
ZaNFN AA dd ??
若 dZ 微元段内传质速率为 NA,填料提供的
传质面积为 dF=a?dZ,则通过传质面积 dF
溶质 A 的传递量为
XLYVG A ddd ??
对填料层中高度为 dZ 的微分段作物料衡算
可得溶质 A 在单位时间内由气相转入液相的
量 dGA
填料层高度的基本计算式
填料塔内气, 液组成 Y,X 和传质推动力 ?Y
（ 或 ?X） 均随塔高变化, 故塔内各截面上的
吸收速率也不相同 。
ZaNYVG AA ddd ??? ZaNXLG AA ddd ???
V,Y2
V,Y1 L,X1
L,X2
Y X
Z
Y+dY
dZ
X+dX
将以比摩尔分数表示的总的传质速率方程代入, 则有
对上两式沿塔高积分得
在上述推导中, 用相内传质速率方程替代总的传质速率方程可得形式完
全相同的填料层高度 Z 的计算式 。
若采用 NA=kY(Y-Yi) 和 NA=kX(Xi - X) 可得：
? ? ZaYYKYV Y dd * ??? ? ? ZaXXKXL
X dd * ???
*
d1
2 YY
Y
aK
VZ Y
Y Y ??? ? XX
X
aK
LZ X
X X ??? ? *
d1
2
? ??? 12 dYY
iY YY
Y
ak
VZ ?
???
1
2
dX
X iX XX
X
ak
LZ
用其它组成表示法的传质速率方程, 可推得以相应相组成表示的填料层
高度 Z 的计算式 。
填料层高度的基本计算式
低浓度气体吸收填料层高度的计算
特点：低浓度气体吸收 （ y1<10%） 因吸收量小, 由此引起的塔内温度
和流动状况的改变相应也小, 吸收过程可视为等温过程, 传质系数
kY,kX, KY,KX 沿塔高变化小, 可取塔顶和塔底条件下的平均值 。
填料层高度 Z 的计算式：
对高浓度气体, 若在塔内吸收的量并不大 （ 如高浓度难溶气体吸收 ）,
吸收过程具有低浓度气体吸收的特点, 也可按低浓度吸收处理 。
体积传质系数：实际应用中, 常将传质系数与比表面积 a 的乘积
（ Kya 及 KXa） 作为一个完整的物理量看待, 称为体积传质系数或体
积吸收系数, 单位为 kmol/(s.m3) 。
体积传质系数的物理意义：传质推动力为一个单位时, 单位时间, 单
位体积填料层内吸收的溶质摩尔量 。
? ??? 12 *dYY
Y YY
Y
aK
VZ ?
???
1
2 *
dX
XX XX
X
aK
LZ
传质单元数与传质单元高度
对气相总传质系数和推动力：
HOG —— 气相总传质单元高度, m；
NOG —— 气相总传质单元数, 无因次 。
HOL —— 液相总传质单元高度, m；
NOL —— 液相总传质单元数, 无因次 。
? ??? 12 *dYY
Y YY
Y
aK
VZ
若令
对液相总传质系数和推动力,?
???
1
2 *
dX
XX XX
X
aK
LZ
?? aK
VH
Y
GO ? ?? 1
2 *
dY
YGO YY
YN OGOG NHZ ??
?? aK
LH
X
LO ? ?? 1
2 *
dX
XLO XX
XN OLOL NHZ ??若令
传质单元数与传质单元高度
定义传质单元高度和传质单元数来表达填料层高度 Z,从计算角度
而言, 并无简便之利, 但却有利于对 Z 的计算式进行分析和理解 。
下面以 NOG 和 HOG 为例给予说明 。
NOG 中的 dY 表示气体通过一微分填料段的气相浓度变化, (Y-Y*）
为该微分段的相际传质推动力 。 如果用 (Y-Y*)m 表示在某一高度填
料层内的传质平均推动力, 且气体通过该段填料层的浓度变化 (Ya-
Yb) 恰好等于 (Y-Y*)m,即有
由 Z=HOGNOG 可知, 这段填料层的高度就等于一个气相总传质单元高
度 HOG。 因此, 可将 NOG 看作所需填料层高度 Z 相当于多少个传质单
元高度 HOG。
? ? ? ? 1** ?? ???? ? mba
Y
YOG YY
YY
YY
dYN a
b
传质单元数与传质单元高度
NOG 与气相或液相进, 出塔的浓度, 液气比以及物系的平衡关系有关,
而与设备形式和设备中气, 液两相的流动状况等因素无关 。
在设备选型前可先计算出过程所需的 NOG 或 NOL。 NOG 或 NOL 值大, 分
离任务艰巨, 为避免塔过高应选用传质性能优良的填料 。 若 NOG 或
NOL 值过大, 就应重新考虑所选溶剂或液气比 L/V 是否合理 。
? ?? 12 *dYYGO YY YN ? ?? 12 *dXXLO XX XN
传质单元数 NOG 或 NOL 反映吸收过程的难易程度, 其大小取决于分
离任务和整个填料层平均推动力大小两个方面 。
传质单元数与传质单元高度
HOG 或 HOL 值小, 表示设备的性能高, 完成相同传质单元数的吸收任
务所需塔的高度小 。
用传质单元高度 HOG,HOL 或传质系数 KYa,Kxa 表征设备的传质性能
其实质是相同的 。 但随气, 液流率改变 Kya 或 Kxa 的值变化较大,
一般流率增加, KYa（ 或 KXa） 增大 。
HOG 或 HOL 因分子分母同向变化的缘故, 其变化幅度就较小 。
一般吸收设备的传质单元高度在 0.15~1.5m 范围内 。
?? aK
VH
Y
GO ?? aK
LH
X
LO
总传质单元高度 HOG或 HOL 则表示完成一个传质单元分离任务所需
的填料层高度，代表了吸收塔传质性能的高低，主要与填料的性能和
塔中气、液两相的流动状况有关。
传质单元数与传质单元高度
类似地
当相平衡关系可用 Y*=MX 或 Y=MX+B 表示时, 利用不同基准的总传质
系数之间的换算关系, 以及总传质系数与相内传质系数之间的关系,
可导出如下关系式
GG NHZ ?
?? ak
VH
Y
G
? ?? 12YY iG YY dYN
LL NHZ ?
?? ak
LH
X
L
? ?? 12XX iL XX dXN
OLOG HL
MVH ?
LGOG HL
MVHH ?? GLOL H
MV
LHH ??
气相传质单元高度
气相传质单元数
液相传质单元高度
液相传质单元数
传质单元数的计算
对于低浓度的气体吸收, 用总传质单元数计算填料层高度 Z 时, 可避
开界面组成 yi 和 xi。 若平衡线为直线或在所涉及的浓度范围内为直
线段, 直接积分就可得 NOG 或 NOL 的解析式, 其求解方式主要有对数
平均推动力法和吸收因子法 。 下面以求解 NOG 为例 。
1.对数平均推动力法
设平衡线段方程为
逆流吸收操作线方程为
BMXY ??*
?????? ??? 22 YXVLXVLY
?????? ??????? ???????? ??? BYXVLXMVLYY 22*
上两式相减得
取微分
XVLY dd ? ? ? XMVLYY dd * ?????? ??? ? ? ? ?*d1 1d YYLVMY ???
对数平均推动力法
? ? ? ? *22
*
11
*
*
* ln1
1d
1
1d *11
*22
1
2 YY
YY
LVMYY
YY
LVMYY
YN YY
YY
Y
YOG ?
?
???
?
???? ??
?
?
21
21
YY
XX
L
V
?
??
21
*
2
*
1
XX
YYM
?
?? ? ? ? ?
21
*
22
*
11
21
*
2
*
111
YY
YYYY
YY
YY
L
VM
?
????
?
????
以气相为基准的全塔的对数
平均传质推动力
上式说明了 NOG 的含意：对低浓度气体吸收是以全塔的对数平均推动
力 ?Ym 作为度量单位, 量衡完成分离任务 （ Y1-Y2） 所需的传质单元高
度的数目 。 若分离程度 （ Y1-Y2） 大或平均推动力 ?Ym 小, NOG 值就大,
所需的填料层就高 。
? ? ? ? mYYOG Y YYYY YYYYYY YYYY YN ? ??????? ???? ? 21*22
*
11
*
22
*
11
21
* ln
d1
2
? ? ? ?
*
22
*
1
*
1
*
22
*
11
ln YY YY
YYYYY
m
?
?
?????
2.吸收因子法
将操作线方程写为
代入相平衡方程
? ? 22 XYYLVX ???
? ? *2222* YYLMVYLMVBXYYLVMY ?????????? ???
??
?
??
? ?
?
??
?
??
?
? ?
?
? LMVYY YYLMV
L
MV *22
*
211ln
1
1
令 A=L/(MV)，
即吸收因子
代入 NOG 定义式并
积分
??
?
??
? ?
?
??
?
??
?
? ?
?
? AYY YYA
A
111ln
11
1
*
22
*
21
??
???
?
??
?
? ????
1
2
1
2 *
22
*
1
dd Y
Y
Y
YOG YY
L
MVY
L
MV
Y
YY
YN
气体出
口
除雾层
吸收剂
支承板
填料层
液体再分布器
气体入
口
液封
填料塔
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。
选择填料的一般原则,
1、比表面积大 ——提供气液接触面积
2、空隙率 ε大 ——提供气体通道，阻力小
3、填料形状有利于气液分布及减少阻力
4、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。
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 ——
1、液膜与填料表面的摩擦阻力
2、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
L3 L2 L1 L=0
A
B
L3>L2>L1
压
降
Δp
空塔速度 u
压降与空塔气速示意图
（ 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。
（ 3）气液两相的交互影响
