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Aspen 对于吸收塔的初步模拟！！！几个问题，跪求解答！！！
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小弟不才，用aspen模拟吸收塔时候遇见些许问题，无从下手，特此求助于各位大神。
1、对于塔板数、或者还有操作压力这些基本指标，因为吸收塔不能用DSTWU模块初步模拟，这些参数怎么确定呢？
2、吸收塔一般是没有冷凝器的，可以不考虑，那再沸器reboiler怎么设定类？
3、进料位置上，塔顶液相进料进料位置（above stage、on stage、vapor、liquid）都有些什么说头呢？
4、压力上 跟进料压力保持一致是不是最理想的？
==================================
千言万语一句话：塔设备的基本全局信息怎么确定？
马蹄金 +10
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加鞭快马, 积分 118, 距离下一级还需 182 积分
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不知道你现在已知的条件是什么，估计你已知了设计要求，即吸收剂和尾气的组成及流量，想知道尾气处理到某种程度所需的塔是什么参数吧。
1.理论塔板和操作压力可能自己先随便设定一个，然后做目标值和塔板变量的设计规定，压力一般是已知的，即塔顶压力
2.condenser和reboiler均设为none
3.选择默认
4.在不清楚改参数是否最佳时，可以做灵敏度分析，以确定最佳值。
恩 设计要求我是知道的 不过如果设定的温度压力
塔板数不合格 就一直修改下去 知道能运行了 再进行灵敏度分析？&
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zhongguo346 发表于
不知道你现在已知的条件是什么，估计你已知了设计要求，即吸收剂和尾气的组成及流量，想知道尾气处理到某种 ...
恩 设计要求我是知道的 不过如果设定的温度压力&&塔板数不合格 就一直修改下去 知道能运行了 再进行灵敏度分析？
汗血宝马, 积分 1983, 距离下一级还需 3017 积分
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我的硕士论文就是做的吸收塔的优化，说一下你的分离要求啊
您好，我现在的课题是做关于化学吸收的东西，很希望能得到您的指导，我的邮箱是。现在面临的问题是吸收过程中带反应，这样的吸收塔是怎么个模拟方法？是不是要拆分成一个反应器和一个吸收塔？&
恩多谢 我这就告诉你原料气：40℃ 40bar（vapor fraction 0.995） ,total mole flow kmol/hr；
METHANOL 0.01&
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我的硕士论文就是做的吸收塔的优化，说一下你的分离要求啊
恩多谢 我这就告诉你原料气：40℃ 40bar（vapor fraction 0.995） ,total mole flow kmol/hr；
Mass Frac& & & &&&
&&CO& & & & 0.
&&CO2& & & & 0.
&&H2& & & & 0.
&&H2O& & & & 0.
&&METHANOL& & & & 0.
&&N2& & & & 0.
吸收剂：水 （用量 合适为止）
分离要求 将DME分离吸收到液相，99%+吸收。甲醇也要吸收。
还有一句 我之前用双效闪蒸做出来了，但是总觉得不用吸收塔不舒服。多谢啦啊~
在附件中，你可以看一下，看看怎么样啊&
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yyp_0306 发表于
恩多谢 我这就告诉你原料气：40℃ 40bar（vapor fraction 0.995） ,total mole flow kmol/hr； ...
在附件中，你可以看一下，看看怎么样啊
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找了几天吸收塔的例子，一直没找到&
对初学的我很有帮助&
恩，比我之前用双效闪蒸做得好。你这个是怎么做出来的？是直接用RADFrac模块，调参数一步步调出来的嘛？&
马蹄金 +15
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在附件中，你可以看一下，看看怎么样啊
恩，比我之前用双效闪蒸做得好。你这个是怎么做出来的？是直接用RADFrac模块，调参数一步步调出来的嘛？
对，直接用Radfrac做的，然后参数慢慢微调的，也可以做一些设计规定和灵敏度分析&
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yyp_0306 发表于
恩，比我之前用双效闪蒸做得好。你这个是怎么做出来的？是直接用RADFrac模块，调参数一步步调出来的嘛？
对，直接用Radfrac做的，然后参数慢慢微调的，也可以做一些设计规定和灵敏度分析
恩知道了，不过我发现你给我的里面有一个小问题：作为吸收塔，在Streams表单中将塔底气体进料板位置设为塔板总数加 1 ，并将加料规则 Convention 设为 “Above-Stage”，我觉得这样是更加合理的。你觉得呢？&
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对，直接用Radfrac做的，然后参数慢慢微调的，也可以做一些设计规定和灵敏度分析
恩知道了，不过我发现你给我的里面有一个小问题：作为吸收塔，在Streams表单中将塔底气体进料板位置设为塔板总数加 1 ，并将加料规则 Convention 设为 “Above-Stage”，我觉得这样是更加合理的。你觉得呢？
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on stage 与above stage都几乎差不多
加鞭快马, 积分 78, 距离下一级还需 222 积分
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好东西，俺也来学习下
汗血宝马, 积分 4452, 距离下一级还需 548 积分
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填料吸收塔设计
填料精馏塔与填料吸收塔的设计计算有所区别，对于单进料的精馏塔，与板式塔设计计算一样，首先用简捷模块计算理论板数，然后radFrace 或 rateFrace 模块进行详细计算。无论用那种模块，设计计算都要用到设计规定，通过调整填料高度来满足设计要求。
填料塔设计比板式塔复杂，原因是由于填料塔设计本身的复杂性，设计软件无法依据给定的设计参数，按照某一个不变的设计路线作出最后的设计结果，需要设计者利用各模块的功能，自己设计一个计算路线，完成给定的设计任务。
用RadFrace计算
1.吸收剂用量的初步估算（手算）
目的：为 RateFrace 计算填料高度准备数据。
2.确定理论板数（手算）
目的：为 RadFrace 详细设计计算准备数据（ RadFrace 模型需要理论平衡级数）。
3.用 RateFrace 模块确定填料高度
目的：为 RadFrace 详细设计计算提供数据。
4.用 RadFrace 模块详细设计计算
该方案手算内容较多，是很难接受的一种算法。
用RateFrace计算
1.吸收剂用量的初步估算（手算）
目的：为 RateFrace 计算填料高度准备数据。
2. 初步计算填料高度
估算一塔径，用 RateFrace 模块的设计规定，初步计算填料高度。
3.确定塔径与填料高度
用灵敏度分析，研究填料高度与塔径的关系，选择合适的塔径及对应的填料高度，
对确定的塔径和填料高度的塔进行最后核算，得出最后结果。
rate给出的计算结果不够充分。
用RateFrace和RadFrace结合计算
1.吸收剂用量的初步估算（手算）
2. 确定平衡级数
用 RateFrace 模块的设计规定，计算填料高度 H 和等板高度 HEPT。进而得到理论板数 NT=H / HEPT。
3.用RadFrace&&进行初步设计
4.用RadFrace 进行最后核算
恩 很详细 受教了~&
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ljjt 发表于
填料吸收塔设计
填料精馏塔与填料吸收塔的设计计算有所区别，对于单进料的精馏塔，与板式塔设计计算一样， ...
恩 很详细 受教了~
汗血宝马, 积分 1137, 距离下一级还需 3863 积分
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好东西，论坛里大神好给力
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大哥们都呢么牛。。。。。。。
识途老马, 积分 360, 距离下一级还需 640 积分
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我的硕士论文就是做的吸收塔的优化，说一下你的分离要求啊
您好，我现在的课题是做关于化学吸收的东西，很希望能得到您的指导，我的邮箱是。现在面临的问题是吸收过程中带反应，这样的吸收塔是怎么个模拟方法？是不是要拆分成一个反应器和一个吸收塔？希望赐教！不胜感激！
汗血宝马, 积分 1983, 距离下一级还需 3017 积分
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不用啊，用RadFrac做，看成一个反应精馏做
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一般的教程上好像都有这方面的内容吧。
加鞭快马, 积分 73, 距离下一级还需 227 积分
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我最近也在做吸收塔的设计，不知道怎么进行，现在要学习学习喽
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一定会好好学习
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填料塔设计问题！！
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设计一个填料吸收塔（用规整填料），现在比较困惑。希望达人帮我回答以下几个问题：
1.计算塔径需要知道液泛气速，问题是：液泛气速如何算，或者在工程上有什么简便的方法？
2.计算塔高，H=传质单元高度×单元数
& && && &其中传质单高度需要知道总传质系数Kya，问题是：在工程上Kya如何确定（化学吸收）？
不胜感激！
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这个要问工艺专业吧
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查找《化工原理》课本上就有，直接套公式就行，没有简便算法
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多看看书，书上都有。
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找家设计院，会ASPEN的工程师，几分钟就算出来了！
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这是个复杂的计算，要知道许多关于介质的参数，具体见专业书籍，如＜＜基础化学工程＞＞等
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找家设计院，会ASPEN的工程师，
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——感觉你更多是从课程设计的角度出发的。
1、液泛气速与液体的体积流量、液相粘度、表面张力以及起泡等等因素都有关系：液体多了留给气相通过的通道自然就少了，也更容易液泛。所以一般是综合考虑的，现在大都用软件计算了。如果想初步判断，可以算一下F因子，气速等参数考察一下。详细见化工原理。
[ 本帖最后由 flowermxl 于
16:31 编辑 ]
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吸收塔设计介绍
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吸收原理及吸收塔设计
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不再变化，这种状态称为相际动平衡，简称相平衡或平衡。这时溶液已经饱和，即达到了 它在一定条件下的溶解度，也就是指气体在液相中的饱和浓度，习惯上以单位质量（或体 积）的液体中所含溶质的质量来表示，也表明一定条件下吸收过程可能达到的极限程度。 平衡状态下气相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压。 在一定温度下达到平衡时，溶液的浓度随气体压力的增加而增加。如果要使一种气体 在溶液中里达到某一特定的浓度，必须在溶液上方维持较高的平衡压力。气体的溶解度与 温度有关，一般来说，温度下降则气体的溶解度增高。 例：图 2-2，2-3，2-4。22―1―2 亨利定律如果气体被吸收后所形成的溶液是理想溶液，则遵循拉乌尔定律，即溶液上方溶质气 体的平衡分压等于该气体在同一温床下的饱和蒸汽压与它在溶液中的摩尔分率的乘积。 p*=p0x 这一关系只适用于理想溶液，在气体吸收中很难遇到这种情况，也就是说气体吸收所 得到的溶液大多是非理想溶液，但不论是理想溶液还是非理想溶液，只要溶液的浓度低于 一定数值时，也就是稀溶液且总压不高时，气体溶质的平衡分压与它在溶液中的摩尔分率 成正比。p*=Ex 上式为亨利定律，E 为亨利系数，单位为压强单位。不管溶液是否理想的，只要浓度 足够低，亨利定律都适用。只是对于非理想溶液，E 不等与 p0，而对于理想溶液，两定律 是一致的。 亨利系数一般随温度而变化，温度上升则 E 增大，溶解度减小。E 由实验测定，见表 2―1。易溶气体、难溶气体 E 的比较。 如果溶液的组成不用摩尔分率表示，而改用浓度 c（单位体积溶液中溶质的摩尔数） 表示，则亨利定律也可写成 p*=c/H，为区别，H 称为溶解度系数，单位 kmol/（kN?m） 增加，C 增加。 ，H 如果溶液的组成用 x 表示，平衡气相中溶质气体的分压也变换为摩尔分率 y*，则亨利 定律可写成如下形式： y*=mx，m 称为相平衡常数或分配系数，无因次。m 增加，x 减小。 由于计算中用摩尔分率表示组成较为方便，所以上式用的比较多。 各种亨利定律表达式中常数相互关系： 首先，E-m 关系，设气相为理想气体混合物，其总压为 P，则由道尔顿分压定律有 p*=Py*=mx=Ex，故 m=E/P 其次，H-E 关系，设溶液的浓度为 ckmol（A）/m3 而密度为 pkg/m3，则 1m3 溶液中含 溶质 A 为 ckmol 而溶剂 S 为（p-cMA）/MSkmol，故 x=c/{c+（p-cMA）/MS}=cMS/[p+c（MS-MA）] p*=Ex=EcMS/[p+c（MS-MA）]=c/H 故 1/H=EMS/[p+c（MS-MA）]，因 c 值很小，上式又可写为 H=p/（EMS） 在吸收计算中常采用摩尔比表示气液两相组成： X=液相中溶质的摩尔数/液相中溶剂的摩尔数=x/（1-x） Y=气相中溶质的摩尔数/气相中惰性组分的摩尔数=y/（1-y） x=X/（1-X） ；y=Y/（1-Y） ，故 Y*=mX/[1+（1-m）X] 当浓度很低时，Y*=mX x*=p/E，c*=Hp，x*=y/m， X*=Y/m 所描述的都是互成平衡的气液两相组成间的关系。 例：32CC1CC3吸收剂的选择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。 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；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。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。 至于所选用的溶剂尽可能无腐蚀性， 无毒，不燃，价廉易得等，则是起码的要求。 工业上的气体吸收很多用水做溶剂，难溶于水的气体才采用特殊溶剂。例如烃类气体 的吸收用液态烃。为了提高气体吸收的效果，也常采用与溶质气体发生化学反应的物质做 溶剂，例如二氧化碳的吸收可以用氢氧化钠溶液，碳酸纳溶液或乙醇胺溶液。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。2―1―1 分子扩散吸收是溶质从气相转移到液相的过程，混合气体的可溶组分首先从气相主体运行到气 液界面才能进入液相，又要从界面运行到液相内部才能形成一定浓度的溶液。一相中的物 质从某一处运行到另一处是通过扩散，如果这个相是静止的，则它内部物质的扩散是由于 分子运动引起的， 称为分子扩散， 其结果是物质从浓度较高的区域扩散到浓度较低的区域， 两处的浓度差便形成了扩散的推动力。虽然分子的运动速度很快，但分子沿着一个方向运 动极短距离便碰上别的分子而弹开，改向另一方向运动，因此由分子运动引起物质沿着特 定方向扩散的速度是很小的。另一方面，如果由于外界的作用使相内产生涡流，则物质扩 散的速度便大的多，这种扩散称为涡流扩散。如放糖于杯水之中。分子扩散速率是用 Fick 定律来描述的。 菲克定律：A 与 B 的混合物中 A 沿 Z 方向扩散的速率为 JA=CDABdcA/dz 单位时间通过单位截面积的摩尔数； A 是 A 的浓度， c 式中 JA 代表物质 A 扩散的通量， 单位体积的摩尔数；dcA/dz 代表 A 的浓度梯度，即 A 的浓度沿扩散方向的变化率；DAB 称 为扩散系数，下标用来明确 A 在混合物中的扩散；等号右侧的负号表明扩散是沿浓度下降4的方向进行的，扩散系数的单位由其他物理量所用单位而定，若 J 取 kmol/m2?s，c 取 kmol/m3，z 取 m，D 为 m2/s。 上式是菲克定律的表示式，即扩散通量与浓度梯度成正比，比例系数就是扩散系数， 上式也是扩散系数的定义式。与傅立叶定律，牛顿定律比较。 上述表示扩散传质速率的关系式，只适用于一种特定的情况，即 A 与 B 的相互扩散。 如图，在一个主体单元内规定一截面 S，其面积等于一单位，截面的两侧都有 A、B 两种 物质，但 A 的浓度左侧比右侧高，B 的浓度右侧比左侧高，A 与 B 分别按图中所示的方向 扩散，整个流体单元内的物质数量（摩尔数）不变。稳定情况下 A 与 B 相互扩散的结果， 有一个 A 分子从左到右通过截面，也必有一个 B 分子从右到左通过截面，从任何位置上 扩散出去的分子所留下的空间都为扩散过来的分子所填补，因此，通过截面 S 的净的物质 数量为零。在这种情况下，上式为 A 通过截面 S 的通量，B 通过截面 S 的通量则为 JB=CDABdcB/dz，而 JA+JB=0 或 JA=CJB，故CDABdcA/dz=DBAdcB/dz。 流体单元内的物质数量不变，在一定温度与压力下这单元的体积亦为定值。故 dcA=CdcB，代入上式得 DAB=CDBA。 上式表示 A 与 B 相互扩散时，A 在 B 中的扩散系数与 B 在 A 中的扩散系数相等。为 方便计，可用同一个符号 D 表示而不加下标。2CC2CC2一、气相中的稳定分子扩散扩散与总体流动在任一固定的空间位置上， 单位时间通过单位面积 的 A 物质量称为 A 的传递速率，以 NA 表示。下面看 NA 与 JA 的关系。 设想用一段粗细均匀的直管将两个很大的容器连 通， 两容器内分别充有浓度不同的 A,B 两种气体的混合 物，其中 pA1&pA2,pB1&pB2。两容器内混合气的温度和总 压都相同，浓度亦均匀。由于两端存在浓度差异，联通 管中将发生分子扩散现象。 使物质 A 向右传递而物质 B 向左传递。由于容器很大而联通管较细，故在有限时间 内扩散作用不会使两容器内的气体组成发生明显的变 化，1、2 截面上的 A、B 分压都维持不变，联通管中发 生的分子扩散过程是稳定的。 由于两容器内气体总压相同， 所以联通管内任一截 面上单位时间单位面积向右传递的 A 分子数与向左传 递的 B 分子数必定相等。 这种情况属于稳定的等分子反 向扩散。5但如果联通管右侧截面 2 允许 A 通过但不允许 B 通过，A 分子不断通过 2 进入右侧 空间，却没有任何分子通过 2 返回左侧，因此必将在截面 2 左侧附近不断的留下相应的空 缺，于是连通管中各截面上的混合气体便会自动的向 2 的表面依次递补过来，以便随时填 充 2 右侧的 A 分子所留空缺，这样就发生了 A、B 两种分子并行的向右递补的运动。这种 递补运动称为“总体运动” 。A 到达 2 截面后可通过截面 2 离开联通管，B 不能通过，其 浓度便增大，因而从右到左扩散回左侧。达到稳定时，总体运动中 B 的通量应等于扩散回 去的 B 的通量。 从左到右通过任一截面的体积流速与它从右到左的体积流速相等。 B 因此， B 通过截面 S 的净量为零。 从后果来看， 联通管中 B 是停滞不动的， B=0。 却不是这样， N A 它既因浓度梯度的存在从左到右扩散，又因总体流动的关系从左到右移动，于是 A 通过任 一截面的量便为 NA=JA+（cA/C）N 式中 N 为总体流动的通量，C 为 A 与 B 的总浓度，C=cA+cB，cA/C 就是 A 的摩尔分 率，因此，cAN/C 代表总体流动中 A 所占的份额。 上式表明物质 A 传递的通量由两部分组成： （1）直接由于扩散，JA 就是分子扩散中 组分 A 的通量， （2）由扩散引起的总体流动。A 在其中所站的份额为 cAN/C 现在利用上述关系分析具体的传质过程中一个相内的物质传递速率。二、两组分等分子反方相扩散如前所述，等分子反向扩散，组分 A 与 B 的扩散方向相反，而且传递的速率相等， 则 NA=CNB。 这种情况符合简化的精馏过程，若两组分的摩尔汽化潜热相等，则有 1kmol 难挥发的 组分 B 的蒸汽进入液相，便有 1kmol 易挥发组分 A 的蒸汽从液相放出，故气液两相内所 进行的都是等分子反向扩散。 故 NA=CDdcA/dz+cA（NA+NB）/C 因 NA=―NB，上式右侧第二项为零，故得 NB=―DdcA/dz=JA 上式表明，A、B 两组分等分子反方向扩散时，没有总体流动。因为扩散的结果两组 分的分子仅仅互换了位置，两组分的体积流速的代数和为零。 若扩散在气相中进行，且气相为理想气体混合物，则 pA=nART/V=cART，dcA=dpA/RT 代入上式分离变量后积分N A ∫ dz = ?0zD RT∫pA2p A1dp ANA=D（pA1―pA2）/RTz 上式就是气相内 A、B 两组分等分子反向扩散的传质速率关系式。若扩散在液相中进 行，传质速率关系式可直接积分上式得 NA=D（cA1―cA2）/z 例 2-36三、一组分通过了另一停滞组分的扩散这种情况出现于气体吸收过程，如氨（A）和空气（B）的 混合物沿盘内水面成滞流缓慢流过，空气不溶于水，在水面上 方积累起来形成一薄层，氨通过这层空气扩散达到水面时溶解 下来，这时 NB=0,NA=常数。故 N=NB+NA=NA NA=―DdcA/dz+cANA/C 若扩散在气相中进行，且气相为理想气体混合物，则上式 可写成 NA=―（D/RT）?dpA/dz+pANA/P 又因 pA+pB=P，故 dpA=―dpB，pA/P=1―pB/P，代入上式得 NA=（D/RT）dpB/dz+（1―pB/P）NA NApB/P=（D/RT）dpB/dzN A ∫ dz =0zDP pB 2 dp B RT ∫pB1 p BNA=（DP/RTz）ln（pB2/pB1） 令 pBm=（pB2―pB1）/ln（pB2/pB1） 则 ln（pB2/pB1）=（pB2―pB1）/pBm=[（P―pA2）―（P―pA1）]/pBm=（pA1―pA2）/pBm 故 NA=（D/RTz）?（P/pBm）?（pA1―pA2） 上式就是气相内组分 A 通过停滞组分 B 扩散的传质速率关系式。 按照上述吸收过程 z 就是水面以上的气体层厚度，pA1 是气体层外侧氨的分压，pA2 是气体层与水的交界处氨的 分压，pBm 是气体层两侧空气分压的对数平均值。 漂流因数：上式比等分子反向扩散只多了一个 P/pBm，这个比值应大于 1。一个组分 通过另一停滞组分扩散的传质速率之所以增大，是因为出现了与扩散方向一致的总体流 动。以氨吸收来说明，氨分子到达水面而溶入水中，它后面所留下的空间便为混合气体的 分子所填补，于是产生了 A 与 B 都包括在内的总体流动，也就加大了氨的传递速率，犹 如顺水行舟，水流加大了船的速度，P/pBm 因此被称为漂流因数，非常形象，它反映了总 体流动的作用。其值愈大于 1，这个作用愈大。气相中 A 的浓度很低时，各处的 pB 都接近 于 P，P/pBm 便接近于 1，总体流动便可忽略不计。 对于液相中的扩散，用类比方法可得 NA`=（D`C/zcSm） A1―cA2） 符号、意义。 （c 。 两种稳定分子扩散 A、 两组分的分压随扩散距离的变化关系曲线如图 2-6、 所示。 B 2-7 对于组分 A 通过 B 扩散，B 的分压梯度仍然存在，这就造成了 B 的反向扩散，但它为总 体流动中 B 的流动所抵消，结果是 B 的传递速率为零。犹如逆水行舟而舟速与水速相等， 不能前进。 例 2-4．72C-2CC3液相中的稳定分子扩散液相中的扩散速度远小于气相中的扩散速度， 气相扩散系数大于液相扩散系数约 105， 如表 2-2、2-3 所示，H2 在空气和水中的扩散系数比较。但液体密度远大于气体，因而液 相中的物质浓度及浓度梯度远高于气相，故一定条件下气液两相中仍可达相同的扩散通 量。2CC2CC4扩散系数扩散系数属于物质的传递性质，它在传质中的作用与导热系数在传质中的作用相同， 随介质种类、温度、压强及浓度不同而变化。扩散系数可由实验侧得，如例 2-5。一些常 用物质的扩散系数可由手册查得，表 2-2、2-3。有时须借助某些经验公式进行估算，如气 体 A 在气体 B 中的扩散系数，可按马CC吉公式估算，如式（2-23） ，原子体积如表 2-4，式 中分子体积可用克普加和法估算，上式也可用来估算不同温度、压力下的扩散系数，如式 （2-24） ，液体中如式（2-25） 。 例 2-5、2-6。2CC2CC5对流传质凭借分子无规则热运动而造成物质传递为分子扩散，发生在静止或滞流流体中。 凭借流体质点的湍动和旋涡造成的物质传递为涡流扩散，发生在湍流流体中。 发生在运动着的流体与相界面之间的传质过程为对流传质。一、涡流扩散在滞流流体中，流体的质点只有平行于流动方向的运动，如果浓度梯度的方向与流动 方向相垂直，则物质的传递只能靠分子运动，这就是分子扩散。 大多数传质设备中流体的运动都属湍流，湍流流体的质点沿各方向作不规则运动，运 动速度随时变化，使流体内出现旋涡。因有旋涡存在，物质传递的速率远大于只有分子运 动时的传递（分子扩散）速率，这种传递称为涡流扩散。涡流扩散基本上是一种混合过程， 物质由于旋涡中质点的强烈混合而传递，传递的速率也与浓度梯度成正比，比例系数用 DE 表示，JE=―DEdcA/dz，DE 称为涡流扩散系数。涡流扩散系数的大小，除与流体的性质 有关外，在很大程度上取决于流体的湍动情况CCCC湍动程度。 湍流流体内物质的传递既靠分子扩散，又靠涡流扩散，两者合称对流扩散，扩散的通 量可以写成 J=―（D+DE）dcA/dz 显然，涡流扩散系数的单位与分子扩散系数的单位是一致的。某种流体的温度和压力 一定时，D 的数值也固定，但 DE 的数值则是变动的。湍流主体内的 DE 值比固定壁面附近8大得多，DE 非物性常数，因此 D 与 DE 的相对大小随位置而变。固定壁面附近 D 占主要地 位，湍流主体中 DE 占主要地位。 由于对湍流的认识还不够深刻，就难于完全根据理论来计算 DE，于是仿照传热中处 理对流传热系数的方法来解决对流扩散的问题。二、对流传质运动着的流体与相界面之间的传质过程大都在 流体湍流的情况下发生， 因此对流传质包括涡流扩散 与分子扩散。 一吸收设备内吸收剂自上而下沿固体壁面流动， 混合气体自上而下流过液体表面， 气液两相在液体表 面进行接触传质（或湍流流体经过固体壁面，有物质 从固体表面扩散出来，如食糖溶入水中，或萘升华到 空气中） 。以气相为例，虽然气体（液体）呈湍流流 动，但靠近相界面处（或壁面处）仍有一个滞流内层 （厚 zG） 由于物质通过滞流留底层只能靠分子扩散， 。 且浓度梯度（分压梯度）在稳定状态下为常数，而且 数值较大， p―z 曲线较为陡峭； 及至过度区涡流扩散 开始起作用，分压梯度逐渐变小，p-z 曲线较为平缓； 到达湍流主体， 因涡流扩散起主导作用， 使得 A 的分 压趋于一致，分压梯度几乎为零，p-z 曲线为一水平 线。 假如流动不是湍流而是垂直于扩散方向的滞流， 则物质的传递只能靠分子扩散。在上述假想情况下， 推动力等于 p―pi，而所达到的通量 NA 仍等于湍流 时的数值，其扩散距离便不是 zG`而只能是 zG。zG 的 位置由滞流内层的分压变化直线与通过 P 的水平线 的交点决定。 这样， 从相界面到湍流主体的对流扩散通量， 就可以按通过厚度为 zG 的滞流流体的分 子扩散通量来计算。 若为一组分通过另一组分扩散，传质速率可仿照前面写为 气相内：NA=（D/RTzG） （P/pBm） （p―pi） 液相内：NA=（D`/zL） （C/cSm） i―c） （c 这里的 zG 是虚拟的气体滞流留底层（有效气膜）厚度，zL 是虚拟的液体滞流底层（有 效液膜）厚度。令 kG=（D/RTzG）P/pBm，kL=（D`/zL）C/cSm kG 与 kL 分别称为气膜传质（吸收）系数与液膜传质（吸收）系数，上式可简化为 NA=kG（p―pi） NA=kL（ci―c） 上述外理传质速率的方式，实质上是把一相内的传质阻力视为全部集中在一层虚拟的9流体膜内，这种处理方式称为膜模型。 把传质速率关系式改写为上式，只是形式简化了，但对问题实质的解决并没有前进多 少，因为 kG（kL）中所包含的 zG（zL）是没有办法直接计算的，也无法测量。但上述关系 式告诉我们，进行实验研究时可以直接测定 kG 或 kL，把结果整理成 kG 或 kL 与流体性质、 流动状况等的关系式，以用于实际计算，而可不通过膜厚，这正是传热中处理对流传热系 数所用的方法（牛顿冷却定律） 。2CC2CC6 吸收过程的机理前面讨论的扩散是在一相内进行的，工业上所遇到的传质过程都在两相间进行，气体 吸收便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。 吸收设备内的某个位置上，吸收质在气液界面两侧的分压、浓度变化情况如图所示。 按照有效膜的概念，在界面两侧气、液两相中分别有一层气膜和液膜，传质阻力全都集中 在此二层有效停滞膜内，即它所提供的分子扩散阻力恰等于实际存在的对流传质阻力。首 先分析界面两侧吸收质的分压变化与浓度变化。 吸收质在气相主体的分压为 p，在界面处降 到 pi，其浓度则由界面处的 ci 降到液相主体内的 c， 与 c 当然不平衡， p 否则便没有传质的推动力。 但传质推动力却不能直接拿 p 与 c 相减求得，不 仅因为两者单位不同，而且因为推动力不是两相 浓度之差而是一相浓度与另一相的平衡浓度之 差。 在稳态操作中，从气相主体传递到界面的通 量必等于从界面传递到液相主体的通量，界面上 无物质的积累与亏损，因而传质速率可按前面推 导写成 NA=kG（p―pI）=kL（ci―c） 利用上式计算传质速率，要知道界面上的压 力 pi 或浓度 cI。界面没有厚度，这两个数值难以 直接定出，解决困难的一种方法是暂时饶开它们（就象间壁传热绕开壁温一样） 。上式包 含的两个等式都可以表示成“速率=传质系数 x 推动力”这个形式，如果把一相内的传质 系数的倒数视为该相内的传质阻力，它们又都成为“速率=推动力/阻力”这个形式，与电 学中的“欧姆定律”相似。串联阻力是可以叠加的，所以传质速率也可以表示成总推动力 除以总阻力所得之商。 总推动力自然是一相的浓度与另一相的平衡浓度之差，问题是总阻力由哪些阻力叠加 而成， 最简单的解答是它等于气相内的阻力与液相内的阻力之和， 即假定界面上没有阻力。 如果界面本身没有阻力，则物质穿越界面并不需要推动力，自然而然便要推论出界面上气 液达于平衡。 为了验证界面上是否确实没有阻力存在，曾做过许多探索，现已得知，除了出现某些10特殊情况以外，这个假定是对的。一般情况下，界面上确实达于平衡。因此平衡线也是界 面上气液组成的关系曲线。式中的 pI 与 ci 可用平衡线上的一点来表示，如图，OE 为平衡 线，吸收设备内某一位置上，气相中溶质 A 的分压为 p，液相中 A 的浓度为 c，两相未达 平衡，p 大于与 c 平衡的分压，故表示两相中气 液组成的 A 点位于 OE 线上方， 表示界面上气液 组成的一点显然应在 OE 线上，其位置可通过下 式决定，上式重新整理可得： （p―pi）/（c―ci）=―kL/kG 如果 kL 与 kG 的值已知，从 p 点作斜率等于 （―kL/kG）的直线与 OE 线交于一点 I，则 I 的 坐标就是界面上气、液组成 pI 与 ci。 上述处理两相间传质速率问题的方法，建立 在下列假设之上： 1． 传质阻力只存在于两相内部， 界面上没有 阻力，因而，界面上气液两相达于平衡状 态。 2． 两相内的阻力都可归结为界面两侧虚拟的滞流底层CCCC“有效膜”的阻力。 3． 气液两相主体中物质浓度均匀。 这种设想称为双膜理论（或双阻力论） ，尽管已经有一些新的理论（如希格比提出的 溶质渗透理论，丹克沃茨提出的表面更新理论）表明了双膜论的局限性并试图取而代之， 但双膜论对两相的传质过程提供了一个简明的模型，又能与实际情况大体相符，所以目前 关于传质操作的分析与计算，基本上还是按照这个理论。2CC2CC7吸收速率方程式吸收设备中进行的传质过程为吸收过程，其传质速率即为吸收速率，所对应的传质速 率方程即为吸收速率方程。根据推动力及阻力可写出速率关系式，单独根据气膜或液膜的 推动力及阻力写出的速率关系式称为气膜或液膜吸收速率方程式，相应的吸收系数称为膜 系数或分系数，用 k 表示，与传热中的对流传热系数相当。一、气膜吸收速率方程式由气相主体到相界面的对流传质速率方程式可写为 NA=kG（p―pi）=（p―pi）/（1/kG） 1/kG 表示吸收质通过气膜的传递阻力，与气膜推动力（p―pi）相对应；气相组成用摩 尔分率来表示对传质计算比较方便，以 Y 代表气相中吸收质的摩尔分率，传质速率方程式 可写成 NA=ky（y―yi） 当气相总压不高时，由道尔顿分压定律 p=Py，pi=Pyi，代入上两式比较得 ky=PkG11二、液膜吸收速率方程式由相界面到液相主体的对流传质速率方程为 NA=kL（ci―c）=（ci―c）/（1/kL） 1/kL 为液膜传递阻力，与液膜推动力（ci―c）相对应 当液相组成用摩尔分率表示时，相应的传质速率方程式为 NA=kx（xi―x）因 ci=Cxi，c=Cx，代入上两式得 kx=CkL三、界面浓度膜吸收速率方程须知界面浓度或分压，如前所述，从图中还可求出与 c 平衡的气相分 压 p*及与 p 平衡的液相浓度 c*。四、总吸收系数及其相应的吸收速率方程式界面浓度很难准确测定，为了避开它，可以仿效间壁传热时求算传热速率的方法，即 避开壁面温度而以冷热两流体的主体温度之差来表示传热总推动力，对应的传热系数为总 传热系数。对于吸收过程，同样可以采用两相主体浓度的某中差值表示总推动力写出吸收 速率方程，对应的吸收系数为总系数 K，它的倒数为总阻力，应为两膜传质阻力之和。但 是吸收过程中，气相浓度以分压表示而液相浓度以单位体积内的溶质摩尔分率表示，两者 不能直接相减。如何来表示呢，我们可以这样考虑，吸收过程之所以能够进行，是因为两 相主体浓度未平衡，一旦平衡推动力便为零，因而吸收过程的总推动力可用一相主体浓度 与另一相平衡浓度的差额来表示。 1．以（p―p*）表示总推动力的吸收速率方程式 如图，p*为与液相主体浓度 c 成平衡的气相分压，p 为吸收质在气相主体中的分压， 若吸收系统服从亨利定律，则 p*=c/H，相界面上 pi=ci/H 则液相 NA=kL（ci―c）=kLH（pi―p）（NA/kLH）=pi―pi* ， 又气相 NA=kG（p―pi） A/kG=p―pi ，N 两式相加 NA（1/HkL+1/kG）=p―p* 令 1/kG=1/HkL+1/kG，则 NA=KG（p―p*） KG 为气相总吸收系数。 1/KG 为两膜总阻力，为气膜阻力与液膜阻力之 和。对于易溶气体，H 很大，当 kG 与 kL 相近时有 1/HkL《1/kG，此时传质阻力主要存在于气膜之中， 液膜阻力可以忽略不计，故 1/KG=1/kG 或 KG=kG。 气相阻力占主导地位，气膜阻力控制着整个吸 收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服 气膜阻力，由此可见：p―p*=p―pi，这种情况称为 “气膜控制” 。用水吸收氨，用水吸收 HCl，用浓硫12酸吸收水蒸气等都属于气膜控制的易溶气体吸收，欲提高传质速率必须设法减少气膜阻 力。 2．以（c―c*）表示总推动力的吸收速率方程式 如图，c 为液相主体浓度，c*为与液相分压 p 平衡的浓度，若系统服从亨利定律，则 有 p=c*/H，p*=c/H，将它们代入气相总吸收速率方程并两端同乘以 H 得 NA（H/kG+1/kL）=c*―c，令 1/KL=H/kG+1/kL 则 NA=KL（c*―c） KL 为液相总吸收系数，上式为以（c*―c）总推动力的吸收速率方程式，1/KL 为两膜 总阻力。对于难溶气体，H 值很小，则 H/kG《1/kL，这时传质阻力主要是液膜阻力，气 膜阻力可以忽略不计，故 1/KL=1/kL 或 KL=kL 即液膜阻力控制整个吸收过程的速率。由图可见（c* ―c）=（ci―c） ，这种情况为“液膜控制” 。用水吸收 O2、H2、CO2、Cl2 都属液膜控制。欲提高传质速率必 须减少液膜阻力 。 采用总传质系数计算传质速率可以免去求界面 上气液组成的麻烦， 但只有在下列三种情况之一采用 才是合理的： （1） 平衡关系符合亨利定律， 可由 k 算出； K （2） 易溶气体吸收，KG=kG； （3） 难溶气体吸收，KL=kL。 若气体的溶解度为中等而平衡关系又不符合亨 利定律，则不应采用 K 表示速率关系。用水吸收 SO2、丙酮蒸汽等都属于中等溶解度的气 体吸收。 3．以（Y-Y*）表示总推动力的吸收速率方程式 吸收过程中当溶质浓度比较低时，通常以摩尔比 X，Y 来表示浓度，若操作压强为 P， 由分压定律： p=Py，而 y=Y/（1+Y） ，故 p=PY/（1+Y） ，同理，p*=PY*/（1+Y*） Y*为与液相浓度呈平衡的气相浓度，代入气相总吸收速率方程 NA=KG[PY/（1+Y）―PY*/（1+Y*）]=KGP（Y―Y*）/（1+Y） （1+Y*）=KY（Y―Y*） KY 为气相总吸收系数，1/KY 为总阻力。 当吸收质在气相中的浓度很小时，KY=KGP。 4．以（X*―X）表示总推动力的吸收速率方程式 液相浓度用摩尔比 X 表示，与气相浓度 Y 呈平衡的液相浓度以 X*表示， 因 c=Cx=CX/（1+X） ，同理 c*=CX*/（1+X*） ，代入液相总方程式 NA=KL[CX*/（1+X*）―CX/（1+X）]=KLC（X*―X）/（1+X*） （1+X）=KX（X*―X） KX 为液相总吸收系数，1/KX 为两膜总阻力。当吸收质在液相中浓度很小时，X 与 X* 都很小，KX=KLC。 例：7、8 题135．小结 传质速率方程的形式虽然很多，但只要注意传质系数与推动力相对应，便不致混淆。 所谓相对应，一是传质系数与推动力的范围一致，二是传质系数的单位与推动力的单位一 致。吸收速率方程也可分为两类，一类是与膜系数相对应的速率式，采用一相主体与界面 处的浓度之差表示推动力，如 NA=kG（p―pi）=ky（y―yi）=kL（ci―c）=kx（xi―x） 另一类是与总系数相对应的速率式，采用任一相主体的浓度与另一相平衡浓度之差表 示推动力，如 NA=KG（p―p*）=KY（Y―Y*）=KL（c*―c）=KX（x*―x） K（k）的单位为 kmol/m2?单位推动力。第三节吸收塔的计算本节讨论的重点是：按连续接触原理操作的填料塔，至于板式塔则在上一章的基础上 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）与合理的气体线速度可以 算出塔的截面积，由此可确定塔径。塔径确定后，填料层高度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。2C-3CC1 吸收塔的物料衡算与操作线方程一、 物料衡算图表示逆流操作吸收塔内气、液流量与组成的变化情况。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。令14VCCCC单位时间通过塔的惰性气体量；kmol(B)/s LCCCC单位时间通过吸收塔的溶剂量；kmol(S)/s YCCCC任一截面的混合气体中溶质与惰性气体的摩尔比；kmol(A)/kmol(B) Y1CCCC进塔摩尔比（浓） Y2CCCC出塔摩尔比（稀） 1―塔底，2―塔顶 XCCCC任一截面的溶液中溶质与溶剂的摩尔比；kmol(A)/kmol(S) X1CCCC出塔（浓） 2CCCC进塔（稀） ，X 通过对全塔 A 物质量作物料衡算，可得： VY1+LX2=VY2+LX1 V（Y1-Y2）=L（X1-X2） 一般 V，Y1 由吸收任务规定，如 L，X2 已经确定，则根 据吸收任务所规定溶质回收率φ A=(Y1-Y2)/Y1 ，则可求得 Y2=Y1（1-φA） 因而通过全塔物料衡算可求得塔底排出的吸收液浓度 X1。二、 吸收塔的操作线方程与操作线对塔底与任一截面之间的溶质 A 作物料衡算得 VY+LX1=VY1+LX Y=（L/V）X+[Y1-（L/V）X1] 对塔顶与截面之间作物料衡算有 Y=（L/V）X+[Y2-（L/V）X2] [Y1-（L/V）X1]=[Y2-（L/V）X2] 上两式是等效的，称为逆流吸收塔的操作线方程，表明 塔的任一截面上的气相浓度 Y 与液相浓度 X 之间呈直线关 系，斜率为 L/V，直线通过 B（X1，Y1）及 T（X2，Y2）两 点，在 X-Y 图上用 BT 线表示，直线上任意一点反映了吸收 塔内任意截面上气、液两相组成的关系。将平衡线也标绘在 X-Y 坐标上，如图，吸收塔内任一截面上气相中溶质浓度都 大于液相的平衡浓度，因次吸收操作线总是位于平衡线上 方。 并流操作线方程亦可求得。2CC3CC2吸收剂用量的决定吸收塔设计中，所处理的气体量 V，塔顶与塔底的气体 浓度 Y1，Y2，与液体的入塔浓度 X2 一般都已先规定好，而 溶剂液体的用量 L 则要在设计中规定，溶剂用量取决于适宜 的液气比。吸收操作的液气比和精馏的回流比相似，直接影 响设备的尺寸与操作费用。如图所示，操作线必须从 T（X2，15Y2）点出发，并终止于纵坐标为 Y1 的某点（X1 待定） 。如果采用的液气比 L/V 较大，操 作线的斜率也大，如 TC 线所示，溶液的出口浓度也低；减少溶剂用量则液气比减小，操 作线斜率变小，如 TB 线所示，溶液出口浓度也提高。但是操作线比较靠近平衡线，吸收 推动力便降低，要在单位时间内吸收同量的溶质，设备也就要大一些。假如液气比降到使 操作线与平衡线相交，如图中 TB*线，则塔底送出的溶液浓度达到最大，但是塔底部的推 动力却变得非常之小而于塔底处趋于零，表示取得一定的吸收效果要用无限大的接触面 积，这是一种达不到的极限情况，这个条件下液气比称为最小液气比。 液气比大则操作费用（输送溶剂与其后可能要把溶液提浓所需的能量费用）大，液气 比小则设备费用（主要是塔的造价）大，按总费用为最少这个原则定出的适宜液气比为最 小值的 1.1 倍左右。但考虑到其他因素，例如保证填料润湿得较为充分，又照顾到所根据 的平衡关系可能与实际有出入等情况，实用的倍数适当增大一些，取（1.1―2）倍。 根据 Y1 从平衡线上读出 X1*，即可利用下式算 出最小液气比： （L/V） = 1-Y2） 1*-X2） Lmin=V 1-Y2） （X / 或 （Y min （Y /（X1*-X2） 若气、 液相浓度都低， 平衡关系又符合亨利定律， 也可直接用下式算（L/V）min： （L/V）min=（Y1-Y2）/（Y1/m-X2） 如平衡线如图所示，则应过 T 点作曲线的切线， 找水平线 Y=Y1 与切线的交点 B`，读出 X1`，按下式 求 （L/V）min=（Y1-Y2）/（X1`-X2）2CC3CC31/2塔径的计算VS=πD2u/4 D=（4VS/πu） 计算时以塔底气量为依据，因塔底气量大于塔顶。2CC3CC4一、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16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）/ 2 传质速率（kmol/m ?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。 填料塔是连续接触式设备，气、液两相之流率与浓度都沿填料层高度连续地变化，每 通过一个微分段即发生微分变化，因此对填料塔操作的分析，应从填料层的一个微分段着 手。如图，在填料吸收塔中任意截取一段高度为 dz 的微元填料层为研究对象，从上而下 计算，填料层高度改变 dz，气体浓度改变 dY，液体浓度改变 dX。设塔的截面积为Ω，故 在这个微分段里，单位时间从气相传入液相的溶质量等于 VdY，也等于 LdX。设单位体 积填料层所提供的有效气液接触面积为 a （m2/m3） 则微分段内的有效面积为 aΩdz ， （m2） ， 传质速率为 NA，故单位时间从气相传入液相的溶质量应为 NA?aΩdz（kmol/s） ，因此对微 元填料层组分 A 衡算可知 dGA=VdY=LdX=NAdA=NA(aΩdz) 传质速率方程可用前述任一个来表示，如 NA=KY(Y-Y*)=KX(X*-X)=ky(y-yi)=kx(xi-x) 以前两个总传质速率方程为例，则将上式代入得 VdY=KY(Y-Y*)(aΩdz) Ldx=KX(X*-X)(aΩdz) 整理可得：dY/（Y-Y*）=KYaΩdz/V dX/(X*-X)=KX aΩdz/L 对于稳定操作的低浓度吸收塔，L、V、Ω均为常数， 假设 KY、 X 与 a 亦为常数， K 则对上两式从塔顶到塔底部分， 可得填料层高度的表示式如下：z=Y1 V dY ∫Y2 Y ? Y * K Y aΩ X1 L dX ∫X 2 X * ? X K X aΩz=由于操作中并非所有的填料表面都被液体润湿，而润湿的表面上的液体若停滞不动也 不能完全有效地参予传质过程， 所以上列各式中的 a 总是小于单位体积填料层的总表面积。 a 的大小不仅与填料的几何特性有关，还与气液两相的物理性质、流动情况有关。要直接 测出 a 值也很困难，实验研究中大都是把它与传质系数一并测定的，两者的乘积称为体积 传质系数。单位均为 kmol/m3?s。二、传质单元高度与传质单元数Y1 Y1 V dY dY ∫Y2 Y ? Y * 。填料层高度是 V/KYaΩ与 ∫Y2 Y ? Y * 两个量的乘积， K Y aΩ分析式 z =V/KYaΩ的单位为 m，与高度单位相同，它相当于一定的高度，称之为“气相总传质单元17高度” ，以 HOG 表示，HOG= V/KYaΩ。 显然，∫dY 是个数，没有单位，其中 dY 代表浓度变化，Y-Y*代表推动力。若 Y2 Y ? Y *Y1吸收塔的进出口浓度变化愈大，塔内平均推动力愈小，这个数便愈大。所以它反映取得一 定传质效果的难度 （传质任务的难易程度） 假如有一段填料层， 。 气体通过后浓度改变△Y， 此段内的平均推动力为（Y-Y*）m，而△Y=（Y-Y*）m，便把这段填料层称为一个传质单 元。一个填料塔进出口的浓度变化愈大，传质推动力愈小，所包括的传质单元数便愈多。 以 NOG 表示，则 NOG=∫Y1Y2dY ，z=HOGNOG。同理 z=HOLNOL。于是 Y ?Y *填料层高度=传质单元高度 x 传质单元数 对照前式可得出 z=HGNG=HLNL。HG 或 HL 称为气相或液相传质单元高度，它们是与 膜系数 kGa 与 kLa 相联系的。 下面我们进一步来理解传质单元高度的物 理意义。如图所示，以 HOG 为例，假定某个吸收 过程所需的填料层高度恰好等于一个气相总传 质单元高度，即 z=HOGNOG=HOG，则 NOG=∫Y1Y2dY =1。 Y ?Y *在整个填料层中吸收推动力（Y-Y*）沿填料 高度是不断变化的。但是我们可以找一个平均值 （Y-Y*）m 来代替积分号里的（Y-Y*）而不改变 积分结果，即Y1 dY dY =∫ ∫Y2 Y ? Y * Y2 (Y ? Y *) m = 1 Y1由此可见，当气体流经一段填料层前后的浓度变化恰好等于此段填料层内总推动力的 平均值时，那么这段填料层的高度就是一个气相传质单元。 HOG=V/KYaΩ由过程条件决定，传质阻力 1/KY 越大，a 越小，HOG 越大。有了传质系 数或传质单元高度的数据， 计算填料层高度的关键在于算出传质单元数， 计算方法有多种， 根据平衡关系的不同情况选择使用。三、传质单元数的求法1. 图解积分法 如果平衡关系不能用直线表示，则可用高等数学中学过的图解积分法求解 NOG（即根 据定积分的几何意义） 。 在直角坐标系中绘出平衡线与操作线如图，在 Y1 与 Y2 之间选定若干个 Y 值，于图上 读出相应的 Y*值，算出相应的（Y-Y*）值，然后描绘 1/（Y-Y*）对 Y 的曲线，如图，曲18∫ 线底下 Y 至 Y 范围以内的面积，即为所求的积分值1 2dY Y2 Y ? Y * 。Y1亦可用辛普森公式近似估算（见书） 。 2. 解析法 （1） 脱（解）吸因数式如果平衡关系符合亨利定 律， 就可以利用 Y*=mX 这个关 系式对传质单元数 NOG 积分求 出解析解 NOG=∫dY Y2 Y ? Y *Y1=∫dY Y2 Y ? mXY1而在塔内任意截面与塔顶之间作物料衡算可得出操作线方程 V(Y-Y2)=L(X-X2) X=X2+V(Y-Y2)/L 代入上式得N OG = ∫Y1dY V Y ? m[ (Y ? Y2 ) + X 2 ] LY2=∫Y1Y2dY (1 ? mV / L)Y + [mVY2 / L ? mX 2 ]令 S=mV/L，则积分上式并化简得N OG = ∫Y ? Y2 * dY 1 + S] = ln[(1 ? S ) 1 Y2 (1 ? S )Y + ( SY ? Y *) Y2 ? Y2 * 1? S 2 2Y1式中 S=mV/L 称为“脱吸因数” ，在半对数坐标上以 S 为参数，按上式对 NOG 与（Y1-Y2*） /（Y2-Y2*）进行标绘，可得到一组曲线，如图 2-19。利用这组曲线进行计算十分便捷，只 是精确性稍差。 如果送入塔内的液体为纯溶剂，X2=0，Y2*=0，则（Y1-Y2*）/（Y2-Y2*）=Y1/Y2。一 般情况下 X2 即使不为零也是个很小的值。所以上述比率的意义也可按 Y1|Y2 来理解，它就 是进、 出口气体浓度之比。 其值愈大， 则吸收的愈完全， 反映了溶质吸收率的高低。 S=mV/L 则代表平衡线斜率与操作线斜率之比。由图可以看出，若溶质被吸收的完全程度一定，S 愈大则 NOG 愈大，即所需填料层愈高，可见 S 愈大则愈不利于吸收而愈有利于解吸。因此 S 称为解吸因数，而它的倒数 L/mV 则称为吸收因数。从另一个角度来讲，S 反映了吸收 推动力的大小，S 增大，液气比减小，溶液出口浓度提高而塔内吸收推动力变小，NOG 增 大；反之，S 降低，NOG 降低。 吸收过程中如欲获得最高的吸收率，则需采用较大液体量，因而 S&1；如欲获得最浓19的吸收液，需采用较小的液体量，因而 S&1。一般吸收操作着眼于溶质的吸收率，故取 S=0.7~0.9 比较适宜。 注意图的使用范围，NOL 式见（2-70） （2） 对数平均推动力式 低浓度气体的吸收，在 XCCY 坐标上所绘出 的操作线近似为直线， 若在操作浓度范围内平衡 关系符合亨利定律，则平衡线亦为直线，如图。 在此情况下， 对应于某一 X 值的这两直线的纵坐 标之差（Y-Y*）与 X 或 Y 亦呈直线关系。令任 一位置上的差值为△Y，浓端△Y1=Y1-Y1*，稀 端△Y2=Y2-Y2*，因△Y 与 Y 成直线关系，故 d（△Y）/dY=[（△Y）1-（△Y）2]/（Y1-Y2） dY=（Y1-Y2）d（△Y）/（△Y1-△Y2）N OG = ∫ =Y1 dY Y1 ? Y2 dY =∫ = Y2 Y ? Y * Y2 ΔY (ΔY )1 ? (ΔY ) 2 Y1∫d (ΔY ) Y2 ΔYY1Y1 ? Y2 (ΔY )1 Y1 ? Y2 ln = (ΔY )1 ? (ΔY ) 2 (ΔY ) 2 (ΔY ) m其中（△Y）m=[（△Y）1-（△Y）2]/ln（△Y1）/（△Y2）为对数平均推动力。 用类比方法可推出总推动力为液相浓度时 NOL=（X1-X2）/△Xm。 当 1/2&（△Y1）/（△Y2）&1 时， （△Y）m 可用算术平均推动力代替。 3. 梯级图解法 如果在吸收过程所涉及的浓度范围内平衡曲线的弯曲程度不大，采用梯级图解法（也 叫贝克法）可以直接在 X-Y 图上求出总传质单元数，手续简便，结果误差也不大。 图中，OE 为平衡线，BT 为操作线，为了求气相总传质单元数 NOG，首先在 TB 线上 先定若干点，通过这些点作表示推动力 Y-Y* 的垂直线， 连接这些垂直线的中点得到一根中 点轨迹 MN，这跟线恰好平分 TB 线与 OE 线 之间的垂直距离。 从表示塔顶稀端气液组成的 T 点开始作 水平线与 MN 线交于 F 点，并延长至 F`，使 TF=FF`，再从 F`点作垂直线与操作线交于 A 点，再从 A 点出发作水平线与 MN 交于 S 并 延长至 S`，使 AS=SS`，再过点 S`作垂直线交 操作线于 D 点，一直下去作梯级到 B 点为止， 所作的梯级数便是所需的气相总传质单元数 NOG。梯级 TF`A 代表一个传质单元，可证明 如下。 根据传质单元数的物理意义， 如果气体流经一段填料层前后的溶质浓度变化 1-Y2） （Y 恰好等于此段填料层内气相总推动力的平均值（Y-Y*）m，那么这段填料层就可视为一个 气相总传质单元。20从图上来看，F`A 表示此段内气相浓度的变化（YA-YT） ，如果它等于这一段填料层内 总推动力的平均值，则这一段就代表一个传质单元。实际上 HH*就是这一段内的平均推动 力。下面来看 HH*是否为平均推动力及 F`A 是否等于 HH*。 过 T、F、F`三点分别作垂直线与操作线、平衡线相交得 TT*、HH*、AA*，这三根 垂直线分别表示 T、H、A 三处以（Y-Y*）计的推动力，如果平衡线上的一小段 T*A*可 视为直线，则 TT*AA*为梯形，TF=FF`，HH*=（TT*+AA*）/2，所以 HH*正好等于 T 与 A 两 处 的 平 均 推 动 力 （ Y-Y* ） 又 因 为 TF=FF` ， HF=H*F ， 故 三 角 形 ATF` 中 。 AF`=2HF=HH*，而 F`A 等于 T 到 A 两处的浓度变化（YA-YT） ，所以 T 到 A 的浓度变化 恰好等于 T 与 A 两处的平均推动力，梯级 TF`F 便代表一个传质单元。2CC3CC5理论板层数的计算蒸馏一章我们介绍过理论板的概念，如果吸收操作用的是板式塔，我们也可用理论板 数除塔效率乘板间距来求塔高；如果是填料塔，用理论板数乘以等板高度求塔高。 求理论板数的普遍方法是图解法，仿照精馏理论板的梯级图解法在吸收操作线与平衡 线之间画梯阶，达到规定指标时画出的梯级总数即为所需的理论板数。一、梯级图解法塔内有 N 块板，如图，浓度为 YN+1（Y1）的气体进入塔底最下层 的第 N 板，从塔顶最上层的第 I 板 送出时浓度降到 YI（Y2） ，浓度为 X0（X2）的液体送入第 I 板，从第 N 板送出时浓度增到 XN（X1） 。按 照理论板的概念，从任一层理论板 流下的液体都与从该板上升的气体 达于平衡，故 YI 与 XI 为平衡线上 一点，而从任一板上升的气体浓度 与从上一层板流下的液体浓度应符 合 根据物理衡 算得出的操 作线方 程， YII 与 XI 为操作线上的一点。 故 于是从代表塔顶状况的 T（X0，YI）点开始，在操作线与平衡线之间作梯级，直到抵达代 表塔底状况的 B（XN，YN+1）点为止，所作出的梯级数便是理论板数。 梯级图解法求理论板数既可用于低浓度，亦可用于高浓度气体吸收，气液浓度表达方 式亦不受限制。二、解析法对于低浓度气体的吸收，若亨利定律适用，则平衡关系式与操作线方程即为直线式， 也可以直接导出理论板数的公式，而不必作图求解。21作第一层板至塔顶的物料衡算，其范围如图虚线所示。得 V（YII-YI）=L（XI-X0） YII=L（XI-X0）/V+YI 由相平衡关系 Y*=mX，则 XI=YI/m，X0=Y0*/m，代入上式得 YII= （L/V）[ （YI-Y0*）/m]+YI，Y0*=mX0 即为与刚进塔的液相 X0 成平衡的气相组成。 已知 L/mV=A 为吸收因素，则上式可写为 YII=A（YI-Y0*）+YI=（A+1）YI-AY0* 把物料衡算的范围扩大到包括第二层板，得 V（YIII-YI）=L（XII-X0） YIII=（L/V） II-X0）+YI=（L/V）[（YII-Y0*）/m]+YI （X =A（YII-Y0*）+YI=（A2+A+1）YI-（A2+A）Y0* 以此类推，把衡算范围扩大到第 N 层板，最后得到 YN+1=（AN+AN-1+……+A+1）YIC（AN+AN-1+……+A）Y0* 上式右端乘以（A-1）/（A-1）得 YN+1=（AN+1C1）YI/（AC1）C（AN+1C1）Y0*/（AC1）+Y0* 故 YN+1-Y0*=[（AN+1C1）/（AC1）]（YICY0*） （YICY0*）/（YN+1-Y0*）=（AC1）/（AN+1C1） 上式中 YN+1 与 YI 分别为进、出塔的气体浓度，Y0*是与入塔液体浓度相平衡的气相组 成，为了与填料塔计算中所用的符号下标取得一致，更改下标，上式变为 （Y2CY2*）/（Y1-Y2*）=（AC1）/（AN+1C1） 为了计算理论板的方便， 并使上式与计算传质单元数的式 2-69 在形式上一致， 将上式 等号两侧各取倒数，得 （YICY2*）/（Y2-Y2*）=（AN+1C1）/（AC1） AN+1=[（YICY2*）/（Y2-Y2*）](A-1)+1 AN=[（YICY2*）/（Y2-Y2*）](1-1/A)+1/A N lnA=ln{[（YICY2*）/（Y2-Y2*）](1-1/A)+1/A} N=NT=ln{[（YICY2*）/（Y2-Y2*）](1-1/A)+1/A}/lnA 以脱吸因素 S=1/A 为参数，在半对数坐标纸上描绘 NT 与（Y1-Y2*）/（Y2-Y2*）的关 系如图 2-23 所示。 如果将式（YICY0*）/（YN+1-Y0*）=（AC1）/（AN+1C1）两端都减去 1，可得 （YN+1-YI）/（YN+1-Y0*）=（AN+1CA）/（AN+1C1） 上式称为克列姆塞尔方程，按照吸收塔计算中所用符号 （Y1-Y2）/（Y1-Y2*）=（AN+1CA）/（AN+1C1） 上式左端表示吸收塔内溶质的吸收率与理论最大吸收率的比值，称为相对吸收率，以 φ表示， （进塔液体为纯溶剂时φ=（Y1-Y2）/Y1，等于溶质的吸收率φA） ，故 N +1 N +1 φ=（A T -A）/（A T -1） NT=ln[（A-φ）/（1-φ）]/lnA-1 将上式绘于图 2-22 中，为克―算图。222CC5CC1脱吸把溶解在液体中的气体释放出来称为脱吸（解吸） ，释放出来的溶质如果是蒸汽，又 可称为提馏，精馏塔提馏段的作用就是从液体混合物中把易挥发组分以蒸汽的形式提馏出 来。按逆流方式操作的解吸塔，溶液从顶部送入，空气、水蒸气或其它惰性气体从底部通 入，解吸出来的溶质气体混于惰性气体中从塔顶送出，经解吸后的溶液从塔底送出。解吸 塔的浓端在顶部，稀端在底部，正好与吸收塔相反。 液相中溶质的平衡分压总是大于气相中溶质气体的分压，溶质才能解吸出来。故解吸 的推动力应该是 Y*-Y 或 X-X*，操作线在平衡线之下，如图，与吸收操作相反。 气体在液体中的溶解度随温度升高而减小，提高温度可增大推动力，对解吸有利。若 塔的操作压力低，气相中溶质气体的分压也低，解吸推动力便大，因此有些解吸塔在真空 下操作。 解吸的应用，多数是从溶液中回收溶剂。从溶液中解吸出来的气体都和惰性气体混合 在一起，因此不能取得纯净的溶质气体。如果用水蒸气解吸不溶于水的物质，则塔顶送出 的混合气经冷凝后分层，可以把溶质分离出来。例如，洗油从焦炉气吸收了苯与甲苯后行 成的溶液，再用水蒸气进行解吸，便可把苯与甲苯从冷凝器中分离出来。 解吸计算的原理与吸收计算并无不同，但使用前面的公式时要注意把推动力颠倒过 来。 当平衡关系可用 Y*=mX 表示时，脱吸过程由 N OL =∫X2X1dX 推得 X?X*N OL =Y ? Y2 * 1 ln[(1 ? A) 1 + A] 1? A Y1 ? Y1 *下标 1、2 仍代表塔底与塔顶，但脱吸过程塔底为稀端，塔顶为浓端，利用图 2-19 时， 分别改为 NOL， 1-Y2*）/（Y1-Y1*）及 L/mV（=A） （Y 。23
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