Transcript 单元操作吸收

《化工单元操作》
Principles of Chemical
Engineering
吸收
Absorption
 日常生活中，当我们到集市上买鱼时，经常可
以看到鱼贩在用一种小型气泵向水中输送空气，
这是为什么呢？
 我们知道，鱼的生存离不开水中溶解的氧，溶
解氧有两个来源，一是来源于浮游植物的光合
作用，二是来源于空气的溶解。鱼贩在鱼的运
输、交易过程中因怕鱼的死亡而影响售价，因
此采用人工增氧的办法来保持鱼的鲜活。
第一节 概述
混合物
非均相混合物——有明显的相界面——
机械分离
均相混合物——以分子状态分散
溶液：液态、气态
引入添加剂
（物质或能量）
某种力场作用下速率差异实现混合物的
分离
速率分离过程
反渗透、渗析、膜分离
传质分离
气体吸收、精馏、萃取、
干燥、浸取
一、吸收案例
1.氯化氢吸收案例
第一节
概述
2.二氧化碳吸收案例
热钾碱法脱除二氧化碳工艺流程示意图
3. 吸收解吸联合案例
洗油
脱苯煤气
含苯煤气
苯
加
热
器
冷
却
器
水
过热蒸汽
吸收与解吸流程
4、案例分析
案例1中，气体混合物中含有氯化氢、氢气、氧气
O2、H2、HCl在水中的溶解度 (气体压力为1atm)
由于其在水中的溶解度不同，可以采用水来分离氯化氢与氢气、氧气。
气体在水中的溶解度(m3气体/ m3水)
温度/℃
O2
H2
HCL
0
0.0489
0.0215
507
20
0.0310
0.0182
442
30
0.0261
0.0170
413
35
0.0244
0.0167
——
案例2中，二氧化碳溶解于液相中并
与碳酸钾发生化学反应，
CO2+K2CO3+H2O= 2KHCO3，这样使得
液相中的二氧化碳不断被化学反应
“消耗”掉，从而使气相中的二氧
化碳不断溶解进入液相。这样就可
以将混合气体中的二氧化碳与其它
气体分离。
二、吸收概述
（一）定义：利用气体中各组分在液相中溶
解度的差异而分离气体混合的操作称为吸收。
（二）依据：气体混合物中各组分在溶剂中
的溶解度不同，使混合气得以分离。
（三）几个概念
⑴所用液体称为吸收剂（或溶剂）。
⑵气体中被溶解的组分称为吸收质或溶质。
⑶不被溶解的组分称为惰性气体或载体。
⑷吸收操作所得到的液体称为溶液。
（主要成分是吸收剂和溶质）。
⑸剩余的气体为尾气。主要成分为惰性气体，还
有残余的吸收质。
(6)解吸（脱吸）——与吸收相反的操作，
溶质：液相  气相
（四）吸收的分类
⑴按吸收方式分：物理吸收和化学吸收
在吸收的过程中，如果溶剂中的气体不
与溶剂发生明显的化学反应，所进行的
操作称为物理吸收，如案例1等。若气
体溶解后与溶剂或预先溶于溶剂里的其
它物质进行化学反应，则称为化学吸收。
如案例2等。
⑵按组分数分为：单组分吸收和多组分吸收。
如制取盐酸、硫酸等为单组分吸收，回收苯、
治理NO等为多组分吸收
⑶按温度变化分为：等温吸收和非等温吸收
本章主要讨论低浓度、单组分的等温、物理吸
收的原理与设备。
（五）吸收操作的应用：
（１）分离和净化原料气。原料气在加
工以前，其中无用的或有害的成分都要
预先除去。如案例2从合成氨所用的原
料气中分离出CO２、CO、H２S等杂质。
（2）某些产品的制取。
如制酸工业中用水分别吸收混
合气体中的HCl、ＳＯ３和ＮＯ２
制取盐酸、硫酸和硝酸。
如案例1 中采用稀酸液吸收氯
化氢气体制取盐酸。
（3）废气的治理。
生产过程中排放的废气往往含
有对人体和环境有害的物质，如
ＳＯ２、Ｈ２Ｓ等这类环境保护问
题已愈来愈受重视。选择适当的
工艺和溶剂进行吸收是废气治理
中应用较广的方法。
（六）实现吸收操作的条件
⑴选择适宜的吸收剂是实现吸收操作的
必要条件
⑵利用混合气中各组分在相同条件下具
有不同的溶解度是实现吸收操作的基本
依据。
⑶气液两相必须充分接触，要有足够的
接触面积，才能完成吸收任务，达到分
离效果。
⑷吸收和解吸联合操作，可使吸收剂再生而重复利
用，降低生产成本。
案例3属吸收与解吸(desorption)联合操作的实例。
吸收后的溶液可在提高温度条件下使已溶的溶质
气体释出。若将吸收解吸联合操作，一方面可使
吸收后的溶质气体通过解吸获得纯度较高的该溶
质产品，另一方面可使解吸后的吸收剂循环使用。
三.吸收剂的选择（对吸收剂的要求）
⑴对被吸收的组分要有较大的溶解度，
且有较好的选择性。即对溶质的溶
解度要大，而对惰性气体几乎不溶
解。
如案例1中当水与氯化氢、氢气、氧气的
混合气体接触时，氯化氢更多地溶解于
水中，而氢气、氧气溶解的较少。
⑵要有较低的蒸气压，以减少吸收过程中溶剂
的挥发损失。
⑶要有较好的化学稳定性，以免使用过程中变
质。
⑷腐蚀性要小,以减小设备费用和维修费。
⑸粘度要低，以利于传质及输送；比热要小，
使再生时的耗热量较小、不易燃，利于安全生
产。
⑹吸收后的溶剂应易于再生。
实际上很难找到一种能满足
以上所有要求的溶剂，因此，对
可供选用的溶剂应作经济评价后
作出合理的选择。
举例说明：
脱出合成氨原料气中CO2的两
种吸收剂比较。
四、吸收操作流程
1.部分吸收剂循环流程
三废”防治的
2020/4/23
化学制药工艺技术
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24
2.吸收塔串联流程
串联逆流吸收流程
3.吸收解吸联合流程
吸收尾气(少量A+B)
溶剂S
吸收质A
惰性组分B
吸收液(S+A)
五、吸收设备
第二节
吸收的气液相平衡
一、相组成的表示法
吸收剂和惰性气体的用量在吸收过程中
不发生变化，只有吸收质的量发生变化。
1、比质量分率，XW、YW
混合气中两组分的质量之比。kgA/kgB
XW，A=mA/mB=xW,A/xW,B
第二节
吸收的气液相平衡
2、比摩尔分率，X、Y
混合气中两组分的摩尔数之比。
XA=nA/nB=xA/xB=xA/(1-xA)
3、比质量分率与比摩尔分率之间的
关系
XA=nA/nB=（MB/MA） XW，A
二、吸收的气液相平衡
1、气液相平衡：气体混合物与溶剂S相接触时，
将发生溶质气体向液相的转移，使得溶液中溶
质（A）的浓度增加。充分接触后的气液两相，
液相中溶质达到饱和，此时瞬间内进入液相的
溶质分子数与从液相逸出的溶质分子数恰好相
抵，在宏观上过程就像停止一样，这种状态称
为相际动平衡，简称相平衡或平衡。
2、平衡分压：在气液相平衡状态下，
溶液上方气相中溶质
的压力称为当时条件
下的平衡分压。
3、溶解度：
溶解达到平衡时，液相中含溶质
的浓度（习惯上溶解度是以在一
定的温度和溶解气体的平衡分压
下,在单位质量的气体溶剂中,溶
质气体的质量分数来表示，kg溶
质/kg溶剂)
4、影响溶解度的因素
⑴ 溶解度= ƒ (物系、p、t）
⑵ 同一物系：p↑,t↓,有利于吸
收。
p一定，t↓，有利于吸收。
t一定， p↑，有利于吸收。
⑶溶解度曲线
气
相
中
氨
的
分
压
60℃
50℃
40℃
30℃
液相中氨的摩尔数
氨在水中的溶解度
平衡溶解度曲线
101.3kPa
y
202.6kPa
x
20℃下SO2在水中的溶解度
pA, kPa
t=293K
CO2
NH3
10ncA, kmol/m3
几种气体在水中的溶解度曲线
有如下特点：
① 相同的温度和分压，不同气体
的溶解度差别很大；
② 一般，气体溶质的溶解度随温
度升高而降低，随分压增大而增
加。
三、亨利定律
气液相平衡关系的数学表达式用亨利定律表示
1、用平衡分压表示的亨利定律
p*=E·x
p*—平衡时溶质在气相中的平衡分压Kpa
x—平衡时溶质在液相中的摩尔分率
E—亨利系数， Kpa
讨论：
1）E的影响因素：溶质、溶剂、T
物系一定， T  E 
2）E大的，溶解度小，难溶气体;E小的，
溶解度大，易溶气体
3）E的来源：实验测得；查手册
上式亨利定律也可写成下面形式
cA
p 
H
*
A
H——溶解度系数， kmol/（m3·kPa）
cA——摩尔浓度，kmol/m3；
H与E的关系：
cA c c
*
pA 
  x
H c H
c
E
H
S


c


M L M S (1  x)  M A x M S
E
S
HM S
H的讨论：1）H大，溶解度大，易溶气体
2）P对H影响小，
T  H 
2、用摩尔分率表示的亨利定律
p* E
E
 x  y*  x  mx
p
p
p
E
m 
p
y*—平衡时气相中溶质的摩尔分率；
m—为相平衡常数，
m的讨论：1）m大，溶解度小，难溶气体
2） T  m 
p  m 
3、用比摩尔分率表示的亨利定律
mX
Y 
1  (1  m) X

对于稀溶液，上式近似的看成：Y*=mX
吸收平衡线
4、亨利定律适用情况
⑴总压P不高，一定温度t ，稀溶液。
⑵难溶气体。
⑶易溶气体低浓度范围。
5、亨利定律的应用
判别过程的方向
① y >y* 或 x <x* 为吸收过程（p>p* 吸收）
② y< y* 或 x > x*为解吸过程（ p< p* 解吸）
判别过程的方向:吸收Y>Y*,x<x*
指明过程的极限:xmax=Y/m
过程的推动力:Y-Y*,x*-x
 氨-水的相平衡方程Y*=0.94X。若让
Y=0.06的含氨混合气与X=0.1的氨水接触，
则将发生
（吸收还是解
吸）；
 若让Y=0.1的含氨混合气与X=0.06的氨水
接触，则将发生
（吸收还是
解吸）。
第三节 吸收过程的机理与吸收速率
一、传质的基本方式
① 溶质由气相扩散到气、液两相界面；
② 溶质穿过相界面；
③ 溶质由相界面扩散到液相
气体溶质在相内的传质主要有两种方式：
① 静止或作层流时——分子扩散
② 湍流流动时——对流传质（涡流扩散）
二、分子扩散与涡流扩散
1、分子扩散与费克定律
流体内若有两种组分A和B，
且某一组分存在浓度差时，则由
于分子运动使组分从浓度高处传
递至浓度低处，这种现象称为分
子扩散。扩散时，服从费克定律。
分子扩散现象：
dcA
J A   DAB
dz
JA——组分A扩散速率(扩散通量)， kmol/(m2·s)；
dc A
—组分A在扩散方向z上的浓度梯度(kmol/m3)/m；
dz
DAB——组分A在B组分中的扩散系数，m2/s。
负号：表示扩散方向与浓度梯度方向相反，扩散沿
着浓度降低的方向进行
2．涡流扩散
涡流扩散：流体作湍流运动时，若流体内部
存在浓度梯度，流体质点便会靠质点的无规
则运动，相互碰撞和混合，组分从高浓度向
低浓度方向传递，这种现象称为涡流扩散。
J A ,e
dcA
  De
dz
J A ,e ——涡流扩散速率，kmol/(m2·s)；
De ——涡流扩散系数，m2/s。
注意：涡流扩散系数与分子扩散系数不同，不是物性
常数，其值与流体流动状态及所处的位置有关 。
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.
（一）双膜理论的基本观点—膜模论（双膜论）
1、在气液两相接触的相界面,两侧分别存在着
以层流流动的气膜层和液膜层,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。
（二）
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。
1.气膜、液膜吸收速率方程式：
NA = kG(p - pi)
NA = 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
2．吸收过程的总传质速率方程
（1）用气相组成表示吸收推动力
N A  K G ( p  p* )
NA  K y ( y  y* )
K G——以气相分压差表示推动力的气相总传
质系数，kmol/（m2·s·kPa）；
K y ——以气相摩尔分率差表示推动力的气相
总传质系数，kmol/（m2·s）；
（2）用液相组成表示吸收推动力
N A  K L (c  c )
*
N A  K x ( x  x)
*
K L ——以液相浓度差表示推动力的液相
总传质系数，(kmol/(m2·s·kmol/m3)）；
K x ——以液相摩尔分率差表示推动力的
液相总传质系数，kmol/（m2·s）；
传质阻力与传质速率的控制
1．传质阻力 1 
KG
1

KL
1
Hk L
1
kL


1
kG
H
kG
注意传质系数、传质阻力与推动力一一对应。
相间传质总阻力 = 液相(膜)阻力 +气相(膜)阻力
1

由上面的式子可知： K G
1
Hk L

1
kG
对于易溶气体：H很大， 1/HkL很小，所以1/HkL <<
1/kG
则
1
1

kG
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
提高传质速率的措施：提高气体流速；
加强气相湍流程度。
1

KL
1
kL

H
kG
当
对于难溶气体，H很小，所以H/kG << 1/kL
1
1

则
液膜控制
K
k
例如：水吸收CO2、CO等
L
L
提高传质速率的措施：提高液体流速；
加强液相湍流程度。
（3）以摩尔比表示的总传质速率方程
KY  K G  P


NA  KX X  X

K X  KL  C
KY、KX——气、液相总传质系数，
kmol/m2·s；
第四节
物料衡算和操作线方程
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。
计算类型：设计型计算、操作型计算
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……。
一、物料衡算
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);
对全塔作物料衡算：
VY1  LX 2  VY2  LX 1 
Y1  Y2
L
V Y1  Y2   L X 1  X 2  

V
X1  X 2
通常，V,Y1，Y2，X2已知，需求L,X1
V—通过吸收塔的惰性气体量kmolB/s
L—通过吸收塔的吸收剂量kmolS/s
Y1、Y2 —分别为进塔、出塔气体中溶质A的摩尔比
kmolA/komlB
X1、X2—分别为出塔、进塔溶液中溶质A的摩尔比
kmolA/komlB
L—液气比
V
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
Y1  Y2
Y2
被吸收的溶质量


 1
进塔气体的溶质量
Y1
Y1
由上面的式子可得:Y2=Y1(1- φ)
生产中,V、L、Y1、X2为已知,若再知η，即可求出出口液
浓度X1。
练习
 在填料塔中用清水吸收混合气，除去其中的SO2，已
知混合气中含SO29%（摩尔分数），进入吸收塔的惰
性气体量为37.8kmol/h，吸收率为90%，实际吸收剂
用量为最小用量的1.2倍，操作条件下(标准状
况)X1*=0.032，试计算吸收剂的用量，并求溶液出口
浓度。若u=0.58m/s,计算其塔径.
二、操作线方程式与操作线
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
L
L


Y  X   Y1  X 1 
V
V


L
L


Y  X   Y2  X 2 
V
V


操作线方程：表示吸收塔中任一截面上升气相组成Y
与下降液相组成X之间的组成关系。
L
操作线斜率为:
V
在图上作出操作线，可知，过A(X2,Y2) 、 B(X1,Y1)
两点，分别代表塔顶和塔底的状态。
B
操作线
Y1
Y
相平衡线
A
Y2
0
X2
X
X1
结论:
两条线之间的距离越大,表示吸收过
程中推动力越大，完成同样的生产任务所
需塔高低。当两条线平行时，表示从塔顶
到塔底的推动力相等，传质速率相等，否
则，各个截面的传质速率不等。所以传质
速率方程所求的速率表示的某一截面上的
速率。
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。
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
三.吸收剂用量的确定及塔径计算
(一)吸收剂用量的确定
1、已知V、Y1、Y2、和X2，确定L；
Y1  Y2
L

V X1  X 2
（二）吸收剂用量及液气比对吸收操作的影响：
L↑，则液气比↑，即操作线斜率↑，操作线将
远离平衡线，吸收推动力↑，设备尺寸减小，
投资费用降低，但溶液浓度变稀，操作费用及
解吸设备费用增加。
L↓，操作线斜率↓，操作线向平衡线靠近，吸
收推动力↓，需增加气液接触面积，设备费用
增加。
当L减小到使操作线与平衡线相交或相切时，吸收推动力变为0，
所需接触面积无限大。此时的L为最小，表示为Lmin。对应
的液气比为（L/V）min。

操作线与平衡线相交，B点移至B* 处，
X1=X1*；
Y1  Y2
L
( ) min  
V
X  X2
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；
上式可写成：
Y1  Y2
L
( ) min 
Y1
V
 X2
m
由于吸收前后V不变，所以上式可用下式表示：
Lmin
Y1  Y2

V
Y1
 X2
m
实际液气比是：操作费用和设备费
用的和最小。一般应通过经济核算
确定。
L
L
 1.1 ~ 2.0 
V
 V  min
或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。
(三)塔径的计算
4VS
D
u
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。
第五节 填料层高度的计算
当混合气体中溶质含量不高（一般认为体积分率小于
10%），或溶质含量虽然较高，但在塔内被吸收的量不多时，
均属于低浓度气体的吸收。
对低浓度气体的吸收过程，可作如下近似处理：
可将膜吸收系数kG、kL在全塔内视为常数；
总吸收系数KY、KX可取平均值而视为常数。
由于以上处理，使填料层高度的计算得以简化。
一、填料层高度的基本计算式
Z=VP/Ω=A/aΩ
VP—填料层体积，m3
Ω—塔的截面积，m2
A—总吸收面积， m2
a—单位体积填料层的有效接触面积， m2 / m3
此公式只适用于吸收塔的任一截面，而不能直接用于全塔
填料层的作用：为完成一定吸收任务，提供足够的气液相
接触面积。
对于全塔的填料层高度计算，采用微积分法。
 填料塔内填料的作用与板式塔中塔板的作用相同，
是气液两相接触传质的场所。
 计算填料层高度应在选定填料，确定操作液气比
及计算出塔径的基础上进行。
 填料层高度的计算方法是先取一段微元填料层进
行计算，然后在全填料层高度内进行积分求解。
对于低浓度气体在填料塔内进行吸收
时，填料塔高度主要取决于填料层计算式.
以气相和液相表示的填料层高度的基本计算式：
V
X1
dY
L
dX
Z
或Z 

K Y  Y2 Y  Ye
K L X 2 X e  X
Y1
Z — —填料层高度，m
 — —单位体积填料层中的有效传质面积，m 2 / m 3
 — —填料层的横截面积，m 2
 a是单位体积填料层所提供的气液两相的有效
接触面积，这是因为气液两相在填料中只有被
流动的液体膜所覆盖的填料表面才是气液两相
的接触面积.
 a与填料的形状、液体的性质及流动状态有关，
故a不是一定值，又难于测定，为计算方便，
常将a与总吸收系数的乘积视为一体，故引入
体积吸收系数Kxa、KYa,该值可通过实验直接测
定。
 KYa—气相体积吸收总系数，kmol/m3s
 Kxa—液相体积吸收总系数，kmol/m3s
V
的单位
K Y a
[ k m ol / s ]
 [m ]
3
2
[ k m ol / m  s ][ m ]
称为“气相总传质单元高度” ，用
H OG
H O G 表示
V

K Y a
N OG 
Y1
Y2
dY
Y Y*
Z  H OG  N OG
——气相总传质单元数
传质单元：当吸收塔两截面间吸收质的
浓度变化等于这范围内吸收的推动力
时，这样一个区域称为传质单元。
HOG、HOL与设备的型式、设备操作条件
有关。
（一）传质单元高度
为过程所决定的一个高度称气相总传质单元高度
单位：m，公式表示为：
H OG
V

K Y a
其意义：在填料比表面和塔径已确定的条件下，
一个传质单元所需的传质面积所相当的填料层
高度（相当于板间距）
传质单元高度的物理意义
（1）图解积分法 （平衡线不为直线）
1
Y Y
Y
A
Y1
Y2
Y*
A*
X
Y2
dY
Y Y
Y1 Y
（二）传质单元数的计算
相当于传质单元高度的倍数，称为气相传质单元
数 。整个填料层的高度就是由NOG个HOG组成.
N OG 
Y1
Y 2
dY
* 无单位
Y Y
注意： NOG、 NOL与物系的相平衡及进出口浓度有
关，与设备的型式和设备中的操作条件等无关，
反应了分离任务的难易程度。
（2）对数平均推动力法
N OG
Y1  Y 2

Ym
 Y1  Y1  Y1 ,  Y 2  Y 2  Y 2
*
*
*
*
 Y1   Y2
(Y1  Y1 )  (Y2  Y2 )
 Ym 

*
 Y1
Y

Y
ln
1
1
ln
 Y2
*
Y2  Y2
塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均，称为对数平均推动力
当
 Y1
1

 2
2
Y2
可用算术平均值代替。
（3）解析法
N OG 
mV
L
1
mV
1
L
mV Y1 mX 2 mV
ln[( 1 
) Y2 mX 2 
]
L
L
式中
无单位，称为脱吸因数，它是平衡线斜率与操作线
斜率的比值。
它反映吸收推动力的大小，它的增大就意味着减小液气比，其
结果是溶液出口浓度提高而塔内吸收推动力变小，脱吸越容
易，所以NOG值增大。
训练
某生产车间使用一填料塔，用清水逆流吸收混合气中
有害组分A，已知操作条件下，气相总传质单元高度
为1.5m，进料混合气组成为0.04（组分的Amol分率，
下同），出塔尾气组成为0.0053，出塔水溶液浓度为
0.0128，操作条件下的平衡关系为Y=2.5X（X、Y均为
摩尔比），试求：
1）L/V为(L/V)min的多少倍？
2）所需填料层高度。
3）若气液流量和初始组成均不变，要求最终的尾气
排放浓度降至0.0033，求此时所需填料层高度为若干
米？
解：
0 . 04
Y1 
 0 .0 4 1 7
1  0 . 04
0 . 0053
Y2 
 0 .0 0 5 3 3
1  0 . 0053
0 . 0128
X1 
 0 .0 1 2 9 7
1  0 . 0128
1）L/V为(L/V)min的倍数
0 . 0417  0 . 00533
Y1  Y 2
L

 2 .8 0 4

0 . 01297  0
V
X1  X 2
Y1  Y2
L
Y2
( ) m in 
 m (1  )  2 . 5 (1  0 . 00533 )  2 . 1 8
Y1
V
Y1
0 . 0417
 X2
m
L L
( ) /( ) m in  1 . 286
V V
2）所需填料层高度
•脱吸因数法
N OG
Y1  Y 2
*
1

ln[( 1  S )
 S]
*
1 S
Y2  Y2
mV  2 .5
 0 .8 9 2
S
2 .804
L
例题
 从某蒸馏塔顶出来的气体中含有2.91%(体积)的H2S，其余
为碳氢化合物。在一逆流操作的吸收塔中用三乙醇胺水
溶液吸收H2S，要求吸收率不低于99%。操作温度为27℃，
压力为101.3kN/m2，平衡关系为Y*=2X。进塔吸收剂不含
H2S，出塔液相中的H2S浓度为0.013(kmolH2S)/kmol吸收
剂。已知单位塔截面上单位时间流过的惰性气体摩尔数
为0.015kmol/(m2.s)，气相体积吸收总系数为
0.000395kmol/(m3.s.kN/m2)。求所需填料层高度。
例题解答
解：1.对数平均推动力法
已知：
Y1=0.0291/(1-0.0291)=0.03kmolH2S/(kmol惰性气体)
Y2=0.03(1-0.99)=0.0003kmolH2S/(kmol惰性气体)
X1=0.013molH2S/(kmol吸收剂)
X2=0
Y1*=2×0.013=0.026kmolH2S/(kmol惰性气体)
则
Y2*=0
KYa=KGaP=0.000395×101.3=0.04kmolH2S/
(m3.s)
V/Ω=0.015kmol/(m2.s)
所以 HOG=0.015/0.04=0.375 m
NOG=(0.03-0.0003)/0.0143=20.8
Z=HOGNOG=0.375×20.8=7.8 m
例题解答
2. 解析法
可得： Z=HOGNOG=0.375×21=7.88 m
第六节
吸收操作分析与吸收设备
一、影响吸收操作的因素
1、气流速度
气流速度小，湍动不充分，吸收传质系数小，不利于吸收。反
之，有利于吸收，生产能力大。气流速度过大，造成雾沫夹
带甚至液泛，气液接触速率下降，不利于吸收。
因此，应选择一个适宜的气流速度。
2、喷淋密度
单位时间内、单位体积上所接受的液体喷淋量。过小，填
料表面不能完全润湿，传质面积
分离效果不好。过大，阻力大，易液泛。因
此，适宜的喷淋密度应该能够保证填料的
充分润湿和良好的气液接触状态。
3、温度
选择适宜的温度
4、压力
一般是常压下操作
5、吸收剂的纯度
二、吸收设备
(一)吸收流程
1.供气系统 包括储气柜、气瓶等原料气气源，
鼓风机，油分离器，减压阀，温度仪，流量
计及流量调节阀等
2.尾气系统 净气的收集或尾气的放空，包括
调节阀、检测仪器等。
3.吸收剂供应系统 包括吸收剂储槽或储罐，
输液泵，流量计及流量调节阀等。
4.吸收液收集或排放系统 包括阀门，浓度检
测仪及储罐
5.吸收塔 塔内装有填料，原料气从塔底通入，
从塔顶放出；吸收剂从塔顶喷下，吸收液从
塔底流出。气、液在塔内逆流而行，在填料
表面微分接触，实现吸收质从气相向液相的
传质。塔底、顶附有压力检测装置，塔体中
部有液体取样阀、气体取样器等。
（二）填料吸收塔结构
（1）填料吸收塔整体构造由塔体、塔体附
属部件及塔内构造组成。
①塔体 材料一般为金属，也可以用陶瓷、
塑料等非金属，或在金属壳体内壁衬以橡
胶或搪瓷。金属或陶瓷塔体一般为圆形，
便于气、液体均匀分布。塔径一般为1.5m
以，近年新型高效填料的使用，使塔径不
断增大。
（2）填料的类型与布置
填料塔的传质效率主要取决于填料的形状。单位体积
填料，提供的汽液传质面积大，就是好的填料。这里仅
列出拉西环、鲍尔环、阶梯环、距鞍环、丝网规整填料
等五种。
工厂的填料产品
填料的堆切方式：填料堆切在支承
装置上，大填料按正方形排列；
中等大小的填料按菱形排列；小
填料可以乱堆；特殊形状的填料，
根据其具体形状设计堆放方式，
原则是表面积大、气液分布均匀。
(3)塔体外附属部件 自下而上
为液体出口、气体入口、入口
气温检测点、塔底压力检测点、
填料装卸口、液体取样口、气
体取样器、液体入口、塔顶压
力检测点和气体出口等。
为了使气体均匀上升至填料中，一般采用了向下
切口和45度斜口的气体进气管。
(4)塔内构造 自下而上为气
体分布器，分段填料：填料
支承、填料层，液体再分布
器，更高一段填料，液体分
布器等。
填料应放在支承装置上，常见的支
承装置有：筛板填料支承、升气管
式填料支承。支承装置应有足够的
机械强度，一支承填料和液体的重
量；支承板的自由截面积不应小于
填料的自由截面积，以免增大阻力，
发生液泛。
填料在塔中需要有支撑，这个支撑装置，既要承
受填料的重量，又要使气体和液体穿过。所以设计了
升气管式、栅板式等多种填料支撑装置。
液体分布装置有莲蓬式、缺口喷淋式、弯管
喷淋式、筛孔式和多孔管式等多种。
为了防止塔中部容易产生的“壁流效应”，壁流效应
就是，液体不再流向填料，而是沿塔壁不经传质就流走了。
所以塔中部会安装液体再分布器。液体再分布器有三种，
即锥体形再分布器、槽形再分布器、升气管再分布器。
（三）填料塔与板式塔的比较
填料塔和板式塔都可以用于吸收操作，
下面把填料塔与吸收塔在结构特点、适用
范围方面进行比较：
（1）填料塔操作范围较小，特别是对于液
体负荷的变化更为敏感。当液体负荷较小
时，填料表面不能很好的润湿，使传质效
果急剧下降；当液体负荷过大时，则易产
生液泛。设计良好的板式塔，则具有较大
的操作范围。
（2）填料塔不宜于处理易聚合或含固体悬浮
物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径
筛板、泡罩塔等）则可以有效的处理这些物
系。另外板式塔比填料塔易于清洗。
(3)当气液接触过程中需要冷却以移除反应
热或溶解热时，填料塔因涉及液体均布问题
而使结构复杂化。板式塔则可以较容易地在
塔板上安装冷却盘管。
(4)填料塔适于生产规模较小的场合。而板
式塔塔径一般不小于0.6m，否则安装困难。
(5)板式塔的设计资料易得可靠，因而板式
塔的设计比较准确。
(6)普通填料塔因结构简单，所以直径
800mm以下的造价一般较板式塔造价便宜。
直径大时则昂贵。
(7)对于易起泡物系，填料塔更为适合，
因为填料对泡沫有限制和破坏作用。
(8)填料塔可处理强腐蚀物系，因可采用
瓷质材料。
(9)对于热敏性物系宜于采取填料塔，因
为填料塔内的持液量比板式塔少，物料
在塔内停留时间短。
(10)填料塔的压降比板式塔的压降小，
因而对减压操作更为适宜。此外也
降低能耗。
(11)对于气膜控制传质过程，填料塔
便于调整气速。
(四)吸收操作过程
1、填料吸收塔的操作现象
正常操作：填料吸收塔内，气体在鼓风机的作
用下自下而上流动，液体在重力作用下自上
而下流动，液体在填料表面形成液膜，气液
两相逆流操作，在巨大的填料液膜总表面上
微分接触，实现吸收质由气相向液相的高效
传质。当填料大小合适、排列合理、控制合
适的液体流量L、合适的空塔气速u时，可以
保持高吸收率、高生产量的稳定生产。
不正常操作现象有三种：
（1）干塔 由于液体流量过小，
或喷淋效果不好，或填料堆切密
度不均匀等原因造成液体分布不
均匀，部分填料表面没有被液体
润湿，气体短路，吸收面积减少，
塔效率降低。
（2）壁流 一般近塔壁处填料的
密度比中心处小（特别是乱堆填
料），流体阻力小，液体沿填料
流下时，总是由中心趋向塔壁，
造成液体短路，吸收效率低，这
种现象称为壁流或附壁现象。
（3）液泛
随着气体流速的增大，逆向流动的
气液间的摩擦阻力也增大。当空塔气速增大
到一定极限（泛点气速uF）时，摩擦阻力增
大到足以阻止液体下流，于是液体充满填料
层空隙，气体只能鼓泡上升。随之，液体被
气流带出塔顶，塔的操作极不稳定，甚至被
完全破坏。这种现象称为液泛，液泛是填料
塔稳定操作的极限状况。
2、填料吸收塔的开停车步骤
系统在开车前必须进行置换，合格后，即可进行开车，操作步
骤如下：
(1)开动风机，向填料塔内充压至操作压力。
(2)启动吸收剂循环泵，是循环液按生产流程运转。
(3)调节塔顶喷淋量至生产要求。
(4)启动填料塔的液面调节器，使塔底液面保持规定的高度。
(5)系统运转稳定后，即可连续导入原料气如氨，并用放空阀
调节系统压力。
(6)当塔内的原料气成分符合生产要求时，即可投入正常生产。
填料塔的停车包括短期停车、紧急停车和长期停车。
(1)短期停车又叫临时停车，步骤如下：
①通告系统前后工序或岗位。
②停止向系送气。逐渐开启鼓风机旁路调节阀，停止
送气，同时关闭系统的出口阀。
③停止向系统送吸收剂，关闭泵的出口阀，停泵后，
关闭其进口阀。
④关闭其它设备的进出口阀门。系统临时停车后仍处
于正压状态。
(2)紧急停车操作步骤：
①停风机和关闭送气阀门。
②迅速关闭系统的出口阀。
③按短期停车方法处理。
(3)长期停车操作步骤：
①按短期停车步骤停车，然后开启系统放空阀，卸掉系统
压力。
②将系统溶液排放到溶液储槽或地沟，然后用清水洗净。
③若原料气中含有易燃易爆物，则应用惰性气体对系统进
行置换，当置换气中易燃物含量小于5%，含氧量小于
0.5%为合格。
④用鼓风机向系统送入空气，进行空气置换，当置换气中
含氧量大于20%为合格。
3.填料吸收塔的异常现象及处理
课外练习
某填料塔用清水逆流吸收混合气中的溶质。
已知，混合气中的溶质的比摩尔分率为0.02,混
合气的流量为2240m3/h（标准状态），吸收率
为90%，操作条件下的相平衡关系为：Y*=1.2X，
气相体积吸收总系数为200mol/(m3.h)，实际用
水量为最小用量的1.5倍，空塔气速为1.2m/s。
试求？（1）实际用水量（2）塔径 （3）填料
层高度
课外练习
氨和空气的混合气在直径为0.8m的
填料塔内用清水吸收,其中所含氨的
99.5%,每小时送入惰性气体量为1400kg.
混合气的总压是101.3kpa,,其中氨的分
压是1.32kpa,吸收剂用量是最小用量的
1.4倍.操作温度(293K)下的平衡关系是
Y=0.75X.吸收系数KYa=0.088kmol/m3·s,
求每小时用水量和所需的填料层高度.
课外练习
在吸收塔中用清水吸收空气-丙酮中的丙
酮,设操作压力为1 atm,操作温度为20℃,混合
气中丙酮的体积分率为0.06,混合气的流量为
1400m3/h,水的用量3000kg/h,丙酮的回收率为
98%,相平衡关系为Y*=1.68X,气相总吸收系数
KY=0.4kmol/m2·h,空塔气速为1.242m/s,填料层
的比表面积为204m2/m3,试求
(1)水用量为最小用量的多少倍?
(2)塔径.
(3)填料层高度.