化学分离工程(第三章 )吸收

知乙烷的临界温度tc=305.1K，临界压力
pc=4900kPa，饱和蒸汽压pis=3900kPa(在293K 时)，以及在3900kPa下的密度ρ=350kg/m3。
解例 3-1
①计算系统压强下气态乙烷的逸度
先计算293K，2000kPa下的对比温度和压强。
对比温度： 293 对比压强： 2000 查图3-8得： ˆ 0.41 0.96 i 0.82
解例 3-1
③计算液相乙烷的逸度
ˆL 对于温度为T，饱和蒸汽压为 p s 的纯液体组分的逸度 f is 应等于饱和 i ˆ G。而当压强为p时，液相逸度可近似用下式计算： 蒸汽的逸度 f
is
ˆ fi L Vi ln G ( p pis ) ˆ RT f is
M
式中，Vi为在一定p和T时，组分i的摩尔体积：
(3-21)
因为溶解平衡关系服从亨利定律：
pA H cA A
pA H A
m cM n cN b K c B
用(3-21)解出CA，代入上式得：

1/ a
∵(CA) 物＞ (CA)化，∴ (PA)物 ＞ (PA)化
3.3.2 伴有化学反应的吸收相平衡
1. 被吸收组分与溶剂相互作用
(3-33)
3.3.2 伴有化学反应的吸收相平衡
2. 被吸收组分与溶剂中活性组分的作用 若其反应关系为： 当平衡反应率为R时：
A(g)
H A
A(aq) + B(aq)
ka
M(aq)
0 cM cB R R K 0 c Ac B c A (1 R) c A c B (1 R)
由气液平衡得：
K1 K c B 其中， K a 1 K c B 所以：
pA H cA A
K1cM
(3-29) (3-30)
(2c 0 K a ) K a ( 4c 0 K a ) A A cA 2(1 K c B )
K a (4c 0 K a ) A
H A [(2c 0 K a ) A 2(1 K c B )
使用对象：
主要用于制备液相产品，如硫酸吸收SO3吸收制硫酸、 水吸收HCl制盐酸、吸收甲醛制福尔马林液、碱液吸收 CO2或SO2制碳酸氢盐或亚硫酸盐等 。 流程特点： 吸收剂不再生，且循环操作。
3.1.1 吸收装置的工业流程
典型实例：硫酸吸收SO3吸收制硫酸
3.1.1 吸收装置的工业流程
计算： 所以：
Vi
30 0.0857 m3 / mol) ( 350
ˆ fiL 0.0857 ln (2000 3900) 0.067 2610 8.314 293
ˆ f i L 2440 kP a) (
解例 3-1
④计算相平衡常数
对于理想溶液， i 1 ，则相平衡常数为：
3.2 吸收过程的设计变量
和对生产工艺的适应性
吸收过程的重要因素
(1) 设备条件
设备形式、尺寸、内部构件等，都与传质效率有关。 同等处理规模下，效率越高，设备投资越少。
(2) 吸收剂 选择性是关键，解吸条件也非常重要。 (3) 操作条件 温度：温度越高，越不利于吸收； 压力：压力越高，越有利于吸收。
V 式中，pi为纯组分的蒸汽压；Hi为亨利常数； i 为组分的偏摩尔体积，
即无限大混合物体积中加入1mol组分时所引起的体积变化，当混合气
体服从道尔顿分压定律时，保持体积的加和性，即Vi Vi 就是1mol气
体在温度T和压强p时所占有的体积。
例 3-1
计算乙烷在温度为293K，压强为2000kPa下 与同系物组成理想溶液时的相平衡常数mi值。已
350.1
4900
逸度计算：
ˆ ˆ f iG p i 2000 0.82 1640 kPa) (
②计算293K下乙烷饱和蒸汽压的逸度
对比温度： 293 0.96对比压强： 3900 0.79 查图3-8得： 0.67 ˆ i
350.1
4900
ˆG ˆ 逸度计算： f is pis i 3900 0.67 2610 kPa) (
（1）溶质A与溶剂B反应生成M
若其反应关系为：
A(g) HA A(L) + B(L) Ka M(L)
溶液中A组分的初始浓度 c 0可写成： c 0 c A c M A A
而反应平衡常数为：
cM c0 cA K A c Ac B c Ac B
则：
cA c0 A 1 K c B
0 CA 当 PA 恒定时，
（溶解量增大）
2）稀溶液时
k , c B ，近似为常数，pA 和 cA 的关系仍符合亨利定律，
0 p A c A ，亨利系数缩小了(1+K’cB)倍 ∴
3.3.2 伴有化学反应的吸收相平衡
（2）生成物M发生离解 若反应生成物发生离解：
M K1 K+ + A-
此时，气液平衡不按反应平衡计算而按离解平衡计算。 cK cA 离解平衡常数为： K1 cM 若忽略水的离解，则有：cK cA - ，因此： cK 而溶液中A的初始浓度可表示为： c 0 c A cM c A A 联立求解以上方程，得：
而汽液相平衡则主要是指液相组分挥发到汽相形成的 平衡。 两种平衡尽管过程方向不同，但相平衡原理却是相同 的：
ˆ ˆ f iG f i L
3.3.1 物理溶解时的相平衡
(1) 气液平衡常数mi
ˆ 式中， i 、 i分别为i组分在气相的逸度系数和在液相的活度系数；p 为气相总压，f i L 为纯i组分液相在体系温度和压力下的逸度。
pA
H cA A
H R R A K键参数分析
(1) 吸收塔的直径
(2) 再生塔的直径
(3) 再生塔的压强
(4) 贫液和回流液的温度
(5) 各种换热器的热负荷 (6) 吸收塔和再生塔的高 度
3.2.2 吸收过程对生产工艺的适应性
(1) 操作压强 压力高利于吸收，但操作费用将增加，通常选择气体来时的 压力。特殊情况可考虑增压操作。
3.1.1 吸收装置的工业流程
(4)间接蒸汽热再生流程 典型实例：热钾碱法脱碳流程
3.1.2 吸收过程的应用
1. 获得产品 将气体中的有效成分用吸收剂吸收下来得到产品。如硫酸吸收SO3 制浓硫酸，水吸收HCl制盐酸。 2. 气体混合物的分离 吸收剂选择性吸收气体中的某一组分达到分离目的。如用有机溶剂 吸收煤气中的苯，用丙酮吸收天然气裂解气中的乙炔。 3. 气体净化 用吸收剂将气体中的有害组分吸收以达到气体净化目的。如天然气 的脱硫，生产尾气的SO2脱除。 4. 回收有价值组分 为防止有价值组分从气相流失，用吸收剂将其吸收下来达到回收的 目的。如一些易挥发溶剂的回收。
则反应平衡常数为：
m n m n m n m n M N cM c N M N cM c N K a a b a b a b a b K A B c A c B A B c AcB
aA HA aA+bB Ka mM+nN
理想溶液时，Kγ=1，则：
m n Ka cM c N K a b K c AcB
(2) 溶质的气相浓度
关键是控制吸收塔出口气中的溶质指标。 (3) 毒性
这里指的是对吸收剂的毒性，即产生沉淀、使吸收剂分解、 或生成不可还原的产物等。
(4) 能耗 主要是吸收剂再生的能耗，应充分回收利用。
3.3 气液相平衡
气液相平衡的概念
气液相平衡主要是指气相组分溶解于液相，使气相组 分与液相中的相同组分达到平衡的状态。
依据吸收的机理可分成 物理吸收（甲醇-CO2） 化学吸收（K2CO3- CO2） ★ 物理吸收的特点： 所溶组分与吸收剂不起化学反应 极限：溶解平衡= f (T,P) ★ 化学吸收的特点： 所溶组分与吸收剂起化学反应 极限：相平衡= f (T,P,反应组分B)
3 吸 收
4、吸收过程的特点
吸收与精馏操作的相同点： ☆ 平衡分离过程 ☆ 热、质同传过程，由MESH方程求解 吸收与精馏的不同点：
ln H i
i
RT
Ci
式中的Ci、φi是常数，与物系有关。
3.3.1 物理溶解时的相平衡
当系统压力较大时，体系偏离理想状态较远，按上述方法计算的偏
差较大。考虑到液体体积通常随压力变化不大，此时，可用以下式子
ˆ 来计算气相逸度 f iG 。
ˆ f iG V ln ln H i i ( p pi ) xi RT
液体溶剂称之为吸收剂，被吸收的气体混合物称为溶质。
吸收是一个从气相往液相的传质过程。 被吸收的气体通过适当的方法与吸收液分离的过程称为解吸过程，对
吸收液而言，则成为再生。
应用：常用于获得产品、分离气体混合物、净化原料气以及脱除尾气 中的有毒有害物质。
3 吸 收
2、流程图
3 吸 收
3、吸收操作的分类
3.3.1 物理溶解时的相平衡
对式(3-11)，在理想溶液时，A=0，于是：
ˆ f iG H i xi
在低压下，可用平衡分压 pei取代 f i ，得到亨利定律的表达形式：
pei H i xi
再以浓度取代摩尔分率：
ci pei H i H ici cM
cM为溶液的总摩尔浓度，H只和温度有关，随温度升高而增大(见表 3-2)，与溶液的总压和组成无关。与温度的关系为：
3 吸 收
3.1 吸收过程在化学工业中的应用 3.3 气液相平衡
3.4 传质理论 3.5 传质速率和传质系数 3.10 塔高 √
√
3.2 吸收过程的设计变量和对工艺生产的适应性√