吸收原理及吸收塔设计
利用气体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。当气体混合
物与液体接触，混合物中被溶解的部分进入液相形成溶液，不被溶解的部分则留在气相，
气体混合物得到分离。吸收操作中所用的液体称为溶剂（吸收剂），以S表示；混合气体
中能溶解的部分称为溶质（或吸收质），A表示，不能溶解的组分称为惰性组分（或载体），
B表示；吸收操作所得的溶液称为吸收液，排出的气体称为吸收尾气，吸收过程在吸收塔中进行，逆流操作吸收塔示意图如下。
一、用途：吸收操作是一种重要的分离方法，主要用于下列几
1．分离气体混合物原料气在加工以前，其中无用的或有害
的成分都要预先除去，例如从氨合成所用的原料气中分离出二氧化
碳，一氧化碳，硫化氢等杂质（水、碱液、铜氨液吸收）；物料经
过化学反应后所得到的产物，常与未反应物、
若为气态混合物也可以用用吸收方法加以分离，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；分离过程
也是获得一定组分的过程，如焦化企业用硫酸处理焦炉气以回收其
中的氨，用洗油处理其中的焦炉气以回收其中的芳烃等。
2．气体净化
排放之前要进行净化。（尤其山西省焦化企业多，空气污染名列全国之首，许多乡镇企业
面临关闭）。这些物质若加以回收却又常常有利用价值，例如烟道气中的二氧化硫，从设
备排出的溶剂蒸汽等。吸收操作是常用的净化气体、回收有用物质的方法之一。
3．制取气体的溶液作为成品例如用水吸收氯化氢以制盐酸，用硫酸吸收三氧化硫以制发烟硫酸，水吸收二氧化氮制硝酸，吸收甲醛制福尔马林溶液。
二、分类：吸收过程中，如被吸收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，如用水吸收CO2、吸收乙醇蒸汽、丙酮蒸汽，用液态烃吸收气态烃等；若
气体溶解后与溶剂或预先溶于溶剂里的其他物质进行化学反应，则称为化学吸收，如用氢
氧化钠溶液吸收二氧化碳、二氧化硫、硫化氢，用稀硫酸吸收氨等。
吸收操作又可分为单组分吸收与多组分吸收，前者指混合气体中只有一个组分在溶剂
中溶解，后者指所溶解组分不止一个。严格来讲，吸收操作中所谓不能溶解的惰性组分或
载体，多少也会被用解一些，只是溶解之量很少，可以不加考虑而已。比较典型的多组分
吸收是用液态烃的混合物吸收气态烃混合物。
气体溶入液体中，有些情况下放出相当大的溶解热和反应热，因此吸收过程中温度要
升高，若是混合气体中被吸收的组分浓度低，溶剂的用量又较大，温度变化便显著，可以
按等温过程来考虑。
但生产盐酸、硫酸等的吸收过程，由于放热量大，所形成的溶液浓度又高，温度变化
1
很剧烈，称为不等温吸收。
本章以分析单组分的等温物理吸收为重点，以便掌握最基本的原理。
气体吸收是物质自气相到液相的转移，这是一种传质过程。混合气体中某一组分能否进入溶液里，既取决于该组分的分压，也取决于溶液里该组分的平衡蒸汽压。如果混合气体中该气体的分压大于溶液的平衡蒸汽压，这个组分便可自气相转移至液相，即被吸收。由于转移的结果，溶液里这个组分的浓度便增高，它的平衡蒸汽压也随着增高，到最后，可以增高到等于它在气相中的分压，传质过程于是停止，这时称为气液两相达到平衡。反之，如果溶液中的某一组分的平衡蒸汽压大于混合气体中该组分的分压，这个组分便要从溶液中释放出来，即从液相转移到气相，这种情况称为解吸（或脱吸）。所以根据两相的平衡关系可以判断传质过程的方向与极限，而且，两相的浓度距离平衡愈远，则传质的推动力愈大，传质速率也愈大。吸收操作的分析，应该从气液两相的平衡关系与传质速率关系着手，本章各节即如此展开讨论。
在此将蒸馏与吸收操作作一对比：蒸馏改变状态参数产生第二相，吸收从外界引入另一相形成两相系统；蒸馏直接获得轻、重组分，吸收混合液经脱吸才能得到较纯组分。
蒸馏中气相中重组分向液相传递，液相中轻组分向气相传递，是双相传递；吸收中溶质分子由气相向液相单相传递，惰性组分及溶剂组分处于“停滞”状态。
与蒸馏一样，首先讨论：
第一节气液相平衡
2––1––1 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。如果把氨气和水共同封存在容器中，令体系的压力和温度维持一定，由于氨易溶于水，氨的分子便穿越两相界面进入水中，但进到水中的氨分子也会有一部分返回气相，只不过刚开始的时候进多出少。水中溶解的氨量越多，浓度越大，氨分子从溶液逸出的速率也就越大，直到最后，氨分子从气相进入液相的速率便等于它从液相返回气相的速率，氨实际上便不再溶解进水里，溶液的浓度也就不再变化，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。
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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），H增加，C增加。
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-cM A）/M S kmol，故
x=c/{c+（p-cM A）/M S}=cM S/[p+c（M S-M A）]
p*=Ex=EcM S/[p+c（M S-M A）]=c/H
故1/H=EM S/[p+c（M S-M A）]，因c值很小，上式又可写为
H=p/（EM S）
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
2––1––3 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
J A=–D AB dc A/dz
式中J A代表物质A扩散的通量，单位时间通过单位截面积的摩尔数；c A是A的浓度，单位体积的摩尔数；dc A/dz代表A的浓度梯度，即A的浓度沿扩散方向的变化率；D AB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
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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J B=–D AB dc B/dz，而J A+J B=0或J A=–J B，故–D AB dc A/dz=D BA dc B/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dc A=–dc B，代入上式得D AB=–D BA。
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。
2––2––2 气相中的稳定分子扩散
一、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N A表示。下面看N A与J A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p A1>p A2,p B1
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
6
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。B 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。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，N B =0。A 却不是这样，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 N A =J A +（c A /C ）N
式中N 为总体流动的通量，C 为A 与B 的总浓度，C=c A +c B ，c A /C 就是A 的摩尔分率，因此，c A N/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，J A 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c A N/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N A =–N B 。
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N A =–Ddc A /dz+c A （N A +N B ）/C
因N A =—N B ，上式右侧第二项为零，故得N B =—Ddc A /dz=J A
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
p A =n A RT/V=c A RT ，dc A =dp A /RT
代入上式分离变量后积分
∫∫?=2
10A A p p A z A dp RT D dz N N A =D （p A1—p A2）/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
N A =D （c A1—c A2）/z
例2-3
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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N B =0,N A =常数。故 N=N B +N A =N A
N A =—Ddc A /dz+c A N A /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 N A =—（D/RT ）·dp A /dz+p A N A /P 又因p A +p B =P ，故 dp A =—dp B ，p A /P=1—p B /P ，代入上式得
N A =（D/RT ）dp B /dz+（1—p B /P ）N A
N A p B /P=（D/RT ）dp B /dz
∫∫=210B B p p B
B z A p dp RT DP dz N N A =（DP/RTz ）ln （p B2/p B1）
令 p Bm =（p B2—p B1）/ln （p B2/p B1） 则ln （p B2/p B1）=（p B2—p B1）/p Bm =[（P —p A2）—（P —p A1）]/p Bm =（p A1—p A2）/p Bm 故 N A =（D/RTz ）·（P/p Bm ）·（p A1—p A2）
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，p A1是气体层外侧氨的分压，p A2是气体层与水的交界处氨的分压，p Bm 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/p Bm ，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/p Bm 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p B 都接近于P ，P/p Bm 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N A `=（
D`C/zc Sm ）（c A1—c A2）。符号、意义。 两种稳定分子扩散A 、B 两组分的分压随扩散距离的变化关系曲线如图2-6、2-7所示。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．
2–-2––3 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。
2––2––4 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––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。
2––2––5 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D E表示，J E=—D E dc A/dz，D E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––––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+D E）dc A/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D E的数值则是变动的。湍流主体内的D E值比固定壁面附近
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9大得多，D E 非物性常数，因此D 与D E 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D E 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D E ，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z G ）。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 —p i ，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z G `而只能是z G 。z G 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z G 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：N A =（D/RTz G ）（P/p Bm ）（p —p i ） 液相内：N A =（D`/z L ）（C/c Sm ）（c i —c ）
这里的z G 是虚拟的气体滞流留底层（有效气膜）厚度，z L 是虚拟的液体滞流底层（有效液膜）厚度。令 k G =（D/RTz G ）P/p Bm ，k L =（D`/z L ）C/c Sm k G 与k L 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 N A =k G （p —p i ）
N
A =k L （
c i —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
10
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k G （k L ）中所包含的z G （z L ）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k G 或k L ，把结果整理成k G 或k L 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）。
2––2––6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p i ，其浓度则由界面处的c i 降到液相主体内的c ，p 与c 当然不平衡，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 N A =k G （p —p I ）=k L （c i —c ）
利用上式计算传质速率，要知道界面上的压
力p i 或浓度c I 。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
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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p I 与c i 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 —p i ）/（c —c i ）=—k L /k G
如果k L 与k G 的值已知，从p 点作斜率等于（—k L /k G ）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p I 与c i 。
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––––“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。 2––2––7 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
N A =k G （p —p i ）=（p —p i ）/（1/k G ）
1/k G 表示吸收质通过气膜的传递阻力，与气膜推动力（p —p i ）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
k
y =Pk G
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
N A=k L（c i—c）=（c i—c）/（1/k L）
1/k L为液膜传递阻力，与液膜推动力（c i—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
N A=k x（x i—x）因c i=Cx i，c=Cx，代入上两式得
k x=Ck L
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p i=c i/H
则液相N A=k L（c i—c）=k L H（p i—p），（N A/k L H）=p i—p i*
又气相N A=k G（p—p i），N A/k G=p—p i
两式相加N A（1/Hk L+1/k G）=p—p*
K G为气相总吸收系数。
1/K G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k G与k L相近时有
1/Hk L《1/k G，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/K G=1/k G或K G=k G。
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—p i，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N A（H/k G+1/k L）=c*—c，令1/K L=H/k G+1/k L
则N A=K L（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/K L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
即液膜阻力控制整个吸收过程的速率。由图可见（c*
—c）=（c i—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，K可由k算出；
（2）易溶气体吸收，K G=k G；
（3）难溶气体吸收，K L=k L。
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
N A=K G[PY/（1+Y）—PY*/（1+Y*）]=K G P（Y—Y*）/（1+Y）（1+Y*）=K Y（Y—Y*）K Y为气相总吸收系数，1/K Y为总阻力。
当吸收质在气相中的浓度很小时，K Y=K G P。
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
N A=K L[CX*/（1+X*）—CX/（1+X）]=K L C（X*—X）/（1+X*）（1+X）=K X（X*—X）
K X为液相总吸收系数，1/K X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，K X=K L C。
例：7、8题
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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
N A=k G（p—p i）=k y（y—y i）=k L（c i—c）=k x（x i—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
N A=K G（p—p*）=K Y（Y—Y*）=K L（c*—c）=K X（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。
2–-3––1 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
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V––––单位时间通过塔的惰性气体量；kmol(B)/s
L––––单位时间通过吸收塔的溶剂量；kmol(S)/s
Y––––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) Y 1––––进塔摩尔比（浓） Y 2––––出塔摩尔比（稀） 1—塔底，2—塔顶
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 （X 1，Y 1）及T （X 2，Y 2）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。
2––3––2 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Y 1，Y 2，与液体的入塔浓度X 2一般都已先规定好，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 （X 2，
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：Array（L/V）min=（Y1-Y2）/（X1*-X2）或L min=V（Y1-Y2）
/（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）
2––3––3 塔径的计算
V S=πD2u/4 D=（4V S/πu）1/2
计算时以塔底气量为依据，因塔底气量大于塔顶。
2––3––4 填料层高度的计算
一、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
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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/m 2·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 （m 2/m 3），则微分段内的有效面积为a Ωdz （m 2），传质速率为N A ，故单位时间从气相传入液相的溶质量应为N A ·a Ωdz （kmol/s ），因此对微元填料层组分A 衡算可知 dG A =VdY=LdX=N A dA=NA(a Ωdz)
传质速率方程可用前述任一个来表示，如
N A =K Y (Y-Y*)=K X (X*-X)=k y (y-y i )=k x (x i -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*)(a Ωdz)
Ldx=KX(X*-X)(a Ωdz)
整理可得：dY/（Y-Y*）=K Y a Ωdz/V
dX/(X*-X)=K X a Ωdz/L
对于稳定操作的低浓度吸收塔，L 、V 、Ω均为常数，
假设K Y 、K X 与a 亦为常数，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：
∫?Ω=12*
Y Y Y Y Y dY a K V z ∫?Ω=12*X X X X
X dX a K L z 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/m 3·s 。
二、 传质单元高度与传质单元数
分析式∫?Ω=12*Y Y Y Y Y dY a K V z 。填料层高度是V/K Y a Ω与∫?12*
Y Y Y Y dY 两个量的乘积，V/K Y a Ω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
18高度”，以H OG 表示，H OG = V/K Y a Ω。
显然，∫?12*Y Y Y Y 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N OG 表示，则N OG =∫?1
2*Y Y Y Y dY ，z=H OG N OG 。同理z=H OL N OL 。于是 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=H G N G =H L N L 。H G 或H L 称为气相或液相传质单元高度，它们是与膜系数k G a 与k L a 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H OG 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=H OG N OG =H OG ，则N OG =∫?1
2*Y Y Y Y dY =1。 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
1*)(*1
212=?=?∫∫Y Y Y Y m Y Y dY Y Y dY 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。
H OG =V/K Y a Ω由过程条件决定，传质阻力1/K Y 越大，a 越小，H OG 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N OG （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
Y 1与Y 2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
19
线底下Y 1至Y 2范围以内的面积，即为所求的积分值∫?1
2*Y Y Y Y dY 。 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N OG 积分求
出解析解
N OG =∫?12*Y Y Y Y dY =
∫?1
2Y Y mX Y dY 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-Y 2)=L(X-X 2) X=X 2+V(Y-Y 2)/L
代入上式得
∫∫?+?=+??=1
212]/[)/1(])([2222Y Y Y Y OG mX L mVY Y L mV dY X Y Y L V m Y dY N 令S=mV/L ，则积分上式并化简得
]**)1ln[(11*)()1(2221
221
2S Y Y Y Y S S Y SY Y S dY N Y Y OG +????=?+?=∫ 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N OG 与（Y 1-Y 2*）/（Y 2-Y 2*）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，X 2=0，Y 2*=0，则（Y 1-Y 2*）/（Y 2-Y 2*）=Y 1/Y 2。一般情况下X 2即使不为零也是个很小的值。所以上述比率的意义也可按Y 1|Y 2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N OG 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，N OG 增大；反之，S 降低，N OG 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
20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，N OL 式见（2-70） （2） 对数平均推动力式
低浓度气体的吸收，在X––Y 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△Y 1=Y 1-Y 1*，稀
端△Y 2=Y 2-Y 2*，因△Y 与Y 成直线关系，故
d （△Y ）/dY=[（△Y ）1-（△Y ）2]/（Y 1-Y 2） dY=（Y 1-Y 2）d （△Y ）/（△Y 1-△Y 2）
m Y Y Y Y Y Y OG Y Y Y Y Y Y Y Y Y Y Y d Y Y Y Y Y dY Y Y dY N )()()(ln )()()()()(*2121212121211
21212Δ?=ΔΔΔ?Δ?=ΔΔΔ?Δ?=Δ=?=∫∫∫
其中（△Y ）m =[（△Y ）1-（△Y ）2]/ln （△Y 1）/（△Y 2）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N OL =（X 1-X 2）/△X m 。
当1/2<（△Y 1）/（△Y 2）<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N OG ，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N OG 。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（Y
1-Y 2
）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。
2012年 06月 工业背景及工艺流程 乙醛是无色、有刺激性气味的液体，密度比水小，沸点20.8℃，易挥
发、易燃烧且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶，因其分子中具有羰基，反应能力很强，容易发生氧化，缩合，环化，聚合及许多类型加成反应。乙醛也是一种重要的烃类衍生物在合成工业有机化工产品上也是一种重要的中间体。其本身几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择，主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品，也用于制备丁醇、异丁醇、季戊四醇等产品。这些产品广泛应用于纺织、医药、塑料、化纤、染料、香料和食品等工业。 国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。工业上生产乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后发展了乙醇和乙烯路线。乙炔水化法成本高，因其催化剂——汞盐的污染难以处理等致命缺点，现以基本被淘汰。乙醇氧化或脱氢法制乙醛虽有技术成熟，不需要特殊设备，投资省，上马快等优点，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯来源丰富而价廉，加之反应条件温和，选择性好，收率高，工艺流程简单及“三废”处理容易等突出优点，深受世界各国重视，发展非常迅速，现以成为许多国家生产乙醛的主要方法。 精馏方案的确定： 精馏塔流程的确定; 塔型的选择; 操作压力的选定; 进料状态选定; 加热方式等
所选方案必须： （1）满足工艺要求； （2）操作平稳、易于调节； （3）经济合理； （4）生产安全。 包括：流程的确定;塔型的选择;操作压力的选定;进料状态选定;加热方式等 操作压力选择 ●精馏可在常压、加压或减压下进行。 ●沸点低、常压下为气态的物料必须选用加压精馏；热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。 进料状态的选择 ●一般将料液预热到泡点或接近泡点后送入塔内。这样可使： ● (1)塔的操作比较容易控制； ● (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径相似，设计制造比 较方便。 加热方式： ●（1）间接蒸汽加热 ●（2）直接蒸汽加热 ●适用场合：待分离物系为某轻组分和水的混合物。 ●优点：可省去再沸器；并可利用压力较低的蒸汽进行加热。操作 费用和设备费用均可降低。
《化工原理》课程设计 水吸收氨气过程填料塔的设计学院 专业制药工程 班级 姓名 学号 指导教师 2013 年 1 月 15 日 目录 设计任务书 (4)
参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15)
附表：附表附表
设计任务书 (一)、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计 试设计一座填料吸收塔，用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h，其中含氨气为5％（体积分数），要求塔顶排放气体中含氨低于％（体积分数）。采用清水进行吸收，吸收剂的用量为最小用量的倍。 (二)、操作条件 （1）操作压力常压 （2）操作温度 20℃. (三)填料类型 选用聚丙烯阶梯环填料，填料规格自选。 (四)工作日 每年300天，每天24小时连续进行。 (五)厂址 厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算； 2.吸收塔的工艺尺寸计算；
3.填料层压降的计算； 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算； 6.绘制吸收塔设计条件图； 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H＝（m3kPa）。 第一节前言 填料塔的有关介绍 填料塔洗涤吸收净化工艺不单应用在化工领域 ,在低浓度工业废气净化方面也能很好地发挥作用。工程实践表明 ,合理的系统工艺和塔体设计 ,是保证净化效果的前提。本文简述聚丙烯阶梯填料应用于水吸收氨过程的工艺设计以及工程问题。 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，它是化工类企业中最常用的气液传质设备之一。 填料塔的主体结构如下图所示： 图1 填料塔结构图 填料塔不但结构简单，且流体通过填料层的压降较小，易于用耐腐蚀材料制造，所以它特别适用于处理量小、有腐蚀性的物料及要求压降小的场合。液体自塔顶经液体分布器喷洒于填料顶部，并在填料的表面呈膜状流下，气体从塔底的气体口送入，流过填料的空隙，在填料层中与液体逆流接触进行传质。因气液两相组成沿塔高连续变化，所
课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；
目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
《化工原理》课程设计 课题: 设计水吸收半水煤气体混合物中的二氧化碳的填料吸收塔设计者：王涛 学号：1043082002 指导老师：曹丽淑
目录 第一章设计任务????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.1设计题目????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.2设计任务及操作条件???????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 1.3设计内容???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????3 第二章设计方案???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 2.1设计流程的选择及流程图??????????????????????????????????????????????????????????????????????4 第三章填料塔的工艺设计??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 3.1气液平衡关系????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????4 3.2吸收剂用量???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????5 3.3计算热效应???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????5 3.4定塔径??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????6 3.5喷淋密度的校核?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????6 3.6体积传质系数的计算??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????7 3.7填料层高度的计算??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????8 3.8附属设备的选择???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????9第四章设计结果概要??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????15第五章设计评价 ?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17
《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师
目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)
苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；
《化工原理》课程设计说明书 设计题目 学生姓名 指导老师 学院 专业班级 完成时间
目录 1.设计任务书……………………………………………（） 2.设计方案的确定与工艺流程的说明…………………（） 3.精馏塔的物料衡算……………………………………（） 4.塔板数的确定………………………………………（） 5.精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算………（） 6.精馏段的汽液负荷计算………………………………（） 7.精馏段塔体主要工艺尺寸的计算…………………（） 8.精馏段塔板主要工艺尺寸的计算…………………………（） 9.精馏段塔高的计算…………………………………（） 10.精馏段塔板的流体力学验算…………………………（） 11.精馏段塔板的汽液负荷性能图………………………（） 12.精馏段计算结果汇总………………………………（） 13.设计评述……………………………………………（） 14.参考文献………………………………………………（） 15.附件……………………………………………………（） 附件1：附图1精馏工艺流程图………………………（） 附件2：附图2降液管参数图……………………………（）附件3：附图3塔板布孔图………………………………（）
板式塔设计简易步骤 一、 设计方案的确定及工艺流程的说明 对塔型板型、工艺流程、加料状态、塔顶蒸汽冷凝方式、塔釜加热方式等进行说明，并 绘制工艺流程图。（图可附在后面） 二、 精馏塔物料衡算：见教材P270 计算出F 、D 、W ，单位：kmol/h 三、 塔板数的确定 1. 汽液相平衡数据： 查资料或计算确定相平衡数据，并绘制t-x-y 图。 2. 确定回流比： 先求出最小回流比：P 266。再确定适宜回流比：P 268。 3. 确定理论板数 逐板法或梯级图解法（塔顶采用全凝器）计算理论板层数，并确定加料板位置：P 257-258。（逐板法需先计算相对挥发度） 确定精馏段理论板数N 1、提馏段理论板数N 2 4. 确定实际板数： 估算塔板效率：P 285。（①需知全塔平均温度，可由 t-x-y 图确定塔顶、塔底温度，或通过试差确定塔顶、塔底温度，再取算术平均值。②需知相对挥发度，可由安托因方程求平均温度下的饱和蒸汽压，再按理想溶液计算。） 由塔板效率计算精馏段、提馏段的实际板层数N 1’,N 2’：P 284式6-67。 四、 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1. 操作压力m p ：取2 F D m p p p += 2. 精馏段平均温度m t ：查t-x-y 图确定塔顶、进料板温度，再取平均值。或由泡点方程试差法确定塔顶、进料板温度。 3. 平均摩尔质量M Vm 、M Lm ：由P 8式0-27分别计算塔顶、进料板处的摩尔质量，再分别 取两处的算术平均值。汽相的摩尔分率查t-x-y 图。 4. 平均密度Vm ρ、Lm ρ： Lm ρ：用P 13式1-7分别计算塔顶、进料板处液相密度，再 取算术平均值。m Vm m Vm T R M p ??= ρ 5. 液体表面张力m σ：由B B A A m x x σσσ+=分别计算塔顶mD σ与进料板mF σ，再取 平均值。 6. 液体粘度m μ：与表面张力的计算类似。 五、 精馏段汽液负荷（Vs 、Ｌs ）计算 V=（R+1）D L=RD
摘要 在化工生产中，气体吸收过程是利用气体混合物中，各组分在液体中溶解度或化学反应活性的差异，在气液两相接触是发生传质，实现气液混合物的分离。在化学工业中，经常需将气体混合物中的各个组分加以分离，其目的是： ①回收或捕获气体混合物中的有用物质，以制取产品； ②除去工艺气体中的有害成分，使气体净化，以便进一步加工处理；或除去工业放空尾气中的有害物，以免污染大气。根据不同性质上的差异，可以开发出不同的分离方法。吸收操作仅为其中之一，它利用混合物中各组分在液体中溶解度或化学反应活性的差异，在气液两相接触时发生传质，实现气液混合物的分离。 一般说来，完整的吸收过程应包括吸收和解吸两部分。在化工生产过程中，原料气的净化，气体产品的精制，治理有害气体，保护环境等方面都要用到气体吸收过程。填料塔作为主要设备之一，越来越受到青睐。二氧化硫填料吸收塔，以水为溶剂，经济合理，净化度高，污染小。此外，由于水和二氧化硫反应生成硫酸，具有很大的利用。 本次化工原理课程设计，我设计的题目是：炉气处理量为m3 4200炉气吸过程填料吸收塔设计。本次任务为用水吸收二氧化硫常压填料塔。具体设计条件如下： 1、混合物成分：空气和二氧化硫； 2、二氧化硫的含量：0.05（摩尔分率） 3、操作压强；常压操作 4、进塔炉气流量：h 4200 m3 5、二氧化硫气体回收率：95% 吸收过程视为等温吸收过程。
目录 摘要 .................................................................................................................................................. I 第一章 设计方案的确定 (1) 1.1流程方案 (1) 1.2设备方案 (1) 1.3流程布置 (1) 1.4吸收剂的选择 (1) 第二章 填料的选择 (2) 2.1对填料的要求 (2) 2.2填料的种类和特性 (2) 2.3填料尺寸 (3) 2.4填料材质的选择 (3) 第三章 工艺计算 (4) 3.1气液平衡的关系 (4) 3.2吸收剂用量及操作线的确定 (4) 3.2.1吸收剂用量的确定 (4) 3.2.2操作线的确定 (5) 3.3塔径计算 (5) 3.3.1采用Eckert 通用关联图法计算泛点速率f u ： (5) 3.3.2操作气速 (7) 3.3.3塔径计算 (7) 3.3.4喷淋密度U 校核 (7) 3.3.5单位高度填料层压降（Z P ）的校核 (8) 3.4填料层高度计算 (9) 3.4.1传质系数的计算 (9) 3.4.2填料高度的计算 (12) 第四章 填料塔内件的类型与设计 (13) 4.1 塔内件的类型 (13) 第五章 辅助设备的选型 (16) 5.1管径的选择 (16) 5.2泵的选取： (17) 5.3风机的选型： (17) 第六章 填料塔附属高度计算 (17) 第七章 分布器简要计算 (18) 第八章 关于填料塔设计的选材 (18) 参考文献 (19) 附录 (20) 附图 (21) 致谢 (22)
化工原理课程设计报告样本
《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 完成日期年月日 7
目录 一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比 的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7
加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流 量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7
5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力 降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
《化工原理》课程设计水吸收氨气过程填料塔的设计 学院 专业制药工程 班级 姓名 学号 指导教师 2013 年 1 月 15 日
目录 设计任务书 (4) 第一节前言 (3) 1.1 填料塔的有关介绍 (4) 1.2 塔内填料的有关介绍............................. 错误！未定义书签。第二节填料塔主体设计方案的确定 .. (5) 2.1 装置流程的确定 (5) 2.2 吸收剂的选择 (5) 2.3 填料的类型与选择 (7) 2.4 液相物性数据 (6) 2.5 气相物性数据 (8) 2.6 气液相平衡数据 (7) 2.7 物料横算 (7) 第三节填料塔工艺尺寸的计算 (8) 3.1 塔径的计算 (8) 3.2 填料层高度的计算及分段 (9) 3.2.1 传质单元数的计算 (10) 3.2.2 传质单元高度的计算 (10) 3.2.3 填料层的分段 (11) 第四节填料层压降的计算 (12) 第五节填料塔内件的类型及设计 (13) 第六节填料塔液体分布器的简要设计 (13) 参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15) 附表： 附表1填料塔设计结果一览表 (15) 附表2 填料塔设计数据一览 (15) 附件一：塔设备流程图 (17)
设计任务书 (一)、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计 试设计一座填料吸收塔，用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h，其中含氨气为5％（体积分数），要求塔顶排放气体中含氨低于0.02％（体积分数）。采用清水进行吸收，吸收剂的用量为最小用量的1.5倍。 (二)、操作条件 （1）操作压力常压 （2）操作温度 20℃. (三)填料类型 选用聚丙烯阶梯环填料，填料规格自选。 (四)工作日 每年300天，每天24小时连续进行。 (五)厂址 厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算； 2.吸收塔的工艺尺寸计算； 3.填料层压降的计算； 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算； 6.绘制吸收塔设计条件图； 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H＝0.725kmol/（m3?kPa）。
《化工原理课程设计任务书》（1） 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件： 1.苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。 3.允许压强降：不大于50kPa。 4.每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 1. 99000吨/年苯 五、设计要求： 1.选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2.管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。 3.设计结果概要或设计结果一览表。 4.设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5.对本设计的评述及有关问题的讨论。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。
（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取
（封面） XXXXXXX学院 化工原理课程设计任务书 题目： 院（系）： 专业班级： 学生姓名： 指导老师： 时间：年月日
目录 1、工艺生产流程线 (4) 2、流程及方案的说明和论证 (4) 3、换热器的设计计算及说明 (5) 4、计算校核 (6) 5、设计结果概要表 (9) 6、设计评价及讨论 (11) 参考文献 (11) 附图：主体设备结构图和花版设计图
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：列管式换热器设计。 二、设计任务：将自选物料用河水冷却至生产工艺所要求的温度。 /d； 三、设计条件：1.处理能力：G=29*300 t 物料 2. 冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为 20～30℃； 3.允许压降：不大于105 Pa； 4.传热面积安全系数5~15%； 5.每年按330天计，每天24小时连续运行。 四、设计要求：1.对确定的工艺流程进行简要论述； 2.物料衡算、热量衡算； 3.确定列管式换热器的主要结构尺寸； 4.计算阻力； 5.选择适宜的列管式换热器并进行核算； 6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构图（3号图纸）、花板布 置图（4号图纸）。 7.编写设计说明书(包括：①封面；②目录；③设计题目（任务 书）；④流程示意图；⑤流程及方案的说明和论证；⑥设计计 算及说明（包括校核）；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要 表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。) 备注：参考文献格式： 期刊格式为：作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号（期号）：起止页码 专著格式为：作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码 例：潘继红等.管壳式换热器的分析和计算.北京：科学出版社，1996,70～90 陈之瑞，张志耘.桦木科植物叶表皮的研究.植物分类学报,1991,29（2）:127～135 1.工艺生产流程： 物料通过奶泵被送入冷却器后，经管盖进行多次往返方向的流动。冷却后由出料管流出，不合格的物料由回流阀送回冷却器重新冷却，直至符合要求。经过处理的河水由冷却器的进口管流入，由出口管流出，其与牛奶进行逆流交换热量。 牛奶灭菌后温度高达110～115℃，然后进行第一阶段的冷却，冷却到均质温度55～75℃，而后进行均质。无菌均质后，牛奶经过第二阶段的冷却，最终由冷却水冷却至所需的出口温度。本实验所设计的就是第一阶段冷却的列管式换热器。
填料吸收塔的操作及吸收传质系数的测定 一、实验目的 1．了解填料吸收塔的结构和流程； 2．了解吸收剂进口条件的变化对吸收操作结果的影响； 3．掌握吸收总传质系数K y a 的测定方法 4. 学会使用GC 二、实验原理 吸收操作是分离气体混合物的方法之一，在实际操作过程中往往同时具有净化与回收双重目的。因而，气体出口浓度y 2是度量该吸收塔性能的重要指标，但影响y 2的因素很多，因为吸收传质速率N A 由吸收速率方程式决定。 (一). 吸收速率方程式： 吸收传质速率由吸收速率方程决定 ： m y A y aV K N ?=填 或 m y A y A K N ?= 式中： Ky 气相总传系数，mol/m 3.s ； A 填料的有效接触面积，m 2； Δy m 塔顶、塔底气相平均推动力， V 填 填料层堆积体积，m 3； K y a 气相总容积吸收传质系数，mol/m 2.s 。
从前所述可知，N A 的大小既与设备因素有关，又有操作因素有关。 (二).影响因素： 1．设备因素： V 填与填料层高度H 、填料特性及放置方式有关。然而，一旦填料塔制成，V 填就为一定值。 2．操作因素： a ．气相总容积吸收传质系数K y a 根据双膜理论，在一定的气温下，吸收总容积吸收传质系数K y a 可表示成： a k m a k a K x y y +=11 又有文献可知：a y G A a k ?=和b x L B a k ?=，综合可得b a y L G C a K ?=，显然K y a 与气体流量及液体流量均有密切关系。比较a 、b 大小，可讨论气膜控制或液膜控制。 b ．气相平均推动力Δy m 将操作线方程为：22)(y x x G L y +-= 的吸收操作线和平衡线方程为：y ＝mx 的平衡线在方格纸上作图，从图5-1中可得知： 2 12 1ln y y y y y m ???-?= ?
《化工原理》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师
化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。
设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。
化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
化工原理课程设计任务书设计题目填料吸收塔设计—15 主要内容1、设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备进行简要 论述； 2、主要设备的工艺设计计算：物料衡算、能量衡算、工艺参数的 选定、填料塔结构设计和工艺尺寸的设计计算； 3、辅助设备的选型 4、绘流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备和辅助设备的 物料方向、物流量、能流量。 5、吸收塔的设备工艺条件图 6、编写设计计算说明书 设计参数用清水吸收空气中的NH 3 气体，混合气体处理量5000m3/h，其中NH 3 含量为0.14kg/m3干空气（标态），干空气温度为25℃，相对湿度为 70%，要求净化气中NH 3 含量不超过0.07%（体积分数），气体入口温 度40℃，入塔吸收剂中不含NH 3 ，水入口温度30℃。 设计计划进度布置任务，学习课程设计指导书，其它准备……………0.5天主要工艺设计计算…………………………………………2.5天辅助设备选型计算／绘制工艺流程图……………………1.0天绘制主要设备工艺条件图…………………………………1.0天编写设计计算说明书（考核）……………………………1.0天合计：（1周）………………………………………………6.0天 主要参考文献1. 《化工原理课程设计》，贾绍义等编，天津大学出版社，2002.08 2.《化工原理》（上、下册），夏清，陈常贵主编，天津大学出版社， 2005.01 3. 《化工原理课程设计》，大连理工大学编，大连理工大学出版社， 1994.07 4.《化工工艺设计手册》（第三版）（上、下册），化学工业出版社， 2003.08 5.《化学工程手册》（第二版）（上、下卷），时钧等主编，化学工 业出版社，1998.11 6.《化工设备机械基础》，董大勤编，化学工业出版社，2003.01 7.《化工数据导引》，王福安主编，化工出版社，1995.10 8.《化工工程制图》，魏崇光等主编，化学工业出版社1994.05 9.《现代填料塔技术指南》，王树楹主编，中国石化出版社，1998.08 设计文件要求1.设计说明书不得少于7000字，A4幅面； 2.工艺流程图为A2幅面； 3.设备工艺条件图为A3幅面； 备注