贾绍义《化工传质与分离过程》（第2版）笔记和考研真题详解

目录内容简介目录绪论O1复习笔记02名校考研真题详解第1章传质过程基础复习笔记名校考研真题详解第2章气体吸收复习笔记名校考研真题详解第3章蒸储复习笔记名校考研真题详解第4章气液传质设备复习笔记名校考研真题详解第5章液-液萃取复习笔记名校考研真题详解第6章固体物料的干燥6.1复习笔记62名校考研真题详解第7章其他传质与分离过程复习笔记名校考研真题详解绪论0.1复习笔记一、传质分离方法的分类依据物理化学原理的不同，传质分离过程可分为平衡分离和速率分离两大类。1平衡分离过程平衡分离过程是指借助分离媒介（如热能、溶剂、吸附剂等），使均相混合物系统变为两相体系，再以混合物中各组分在处于平衡的两相中分配关系的差异为依据而实现分离的过程。根据两相状态的不同，平衡分离过程可分为：（1）气液传质过程，如吸收（或脱吸）、气体的增湿和减湿。（2）汽液传质过程，如液体的蒸储和精储。（3）液液传质过程，如萃取。（4）液固传质过程，如结晶（或溶解）、浸取、吸附（脱附）、离子交换、色层分离、参数泵分离等。（5）气固传质过程，如固体干燥、吸附（脱附）等。在平衡分离过程中，i组分在两相中的组成关系常用分配系数（又称相平衡比）K来表示,K严yjq即K值的大小取决于物系特性及操作条件（如温度和压力等）。组分i和j的分配系数K和K之比称为分离因子的，即通常将K值大的当作分子，a”一般大于1。当为偏离1时，可采用平衡分离过程使均相混合物得以分离，a“越大越容易分离。2速率分离过程速率分离过程是指借助某种推动力，如浓度差、压力差、温度差、电位差等的作用，某些情况下在选择性透过膜的配合下，利用各组分扩散速度的差异而实现混合物分离操作的过程。速率分离过程可分为：（1）膜分离;（2）场分离。二、传质设备1对传质设备性能要求（1）单位体积中，两相的接触面积应尽可能大，两相分布均匀，避免或抑制短路及返混;（2）流体的通量大，单位设备体积的处理量大；（3）流动阻力小，运转时动力消耗低；（4）操作弹性大，对物料的适应性强；（5）结构简单，造价低廉，操作调节方便，运行可靠安全。2传质设备分类（1）按照所处理物系的相态可分为气（汽）液传质设备（用于蒸储及吸收等）、液液传质设备（用于萃取等）、气固传质设备（用于干燥、吸附）、液固传质设备（用于吸附、浸取、离子交换等）。（2）按照两相的接触方式可分为分级接触设备（如各种板式塔、多级混合-澄清槽、多层流化床吸附等）和微分接触设备（如填料塔、膜式塔、喷淋塔、移动床吸附柱等）。(3)按促使两相混合和实现两相密切接触的动力①依靠一种流体自身所具有的能量分散到另一相中去的设备，如大多数的板式塔、填料塔、流化床、移动床等；②依靠外加能量促使两相密切接触的设备，如搅拌式混合-澄清槽、转盘塔、脉冲填料塔、往复式筛板塔等。0.2名校考研真题详解本章为非重点内容，暂未编选名校考研真题，如有最新真题会及时更新。第1章传质过程基础1.1复习笔记质量传递是指当物系中的某组分存在浓度梯度时，该组分由高浓度区向低浓度区的迁移的过程。一、传质概论1混合物组成的表示方法(1)质量浓度单位体积混合物中某组分的质量称为该组分的质量浓度，以符号p表示。组分A的质量浓度定义式为PA=等P-»仍设痛A物由N个组分组成，则混合物的总质量浓度为(2)物质的量浓度单位体积混合物中某组分的物质的量称为该组分的物质的量浓度，简称浓度，以符号c表示。组分A的物质的量浓度定义式为设漏合物由N个组分组成，则混合物的总物质的量浓度为组分A的质量浓度与物质的量浓度的关系为(3)质量分数混合物中某组分的质量与混合物总质量之比称为该组分的质量分数，以符号3表示。组分A的质量分数定义式为NSw<=1暴混合物由N个组分组成，则有(4)摩尔分数混合物中某组分的物质的量与混合物总物质的量之比称为该组分的摩尔分数，以符号x表示。组分A的摩尔分数定义式为=i方混合物由N个组分组成，则有当混合物为气液两相体系时，常以x表示液相中的摩尔分数，y表示气相中的摩尔分数。组分i的质量分数与摩尔分数的互换关系为x,=%,/M(5)质量比混合物中某组分质量与惰性组分质量的比值称为该组分的质量比，以符号了表示。若混合物中除组分A外，其余为惰性组分，则组分A的质量比定义式为Q产一I-WA质量比与质量分数的关系为(6)摩尔比混合物中某组分物质的量与惰性组分物质的量的比值称为该组分的摩尔比，以符号X表示。若混合物中除组分A外，其余为惰性组分，则组分A的摩尔比定义式为―“A摩尔比与摩尔分数的关系为“仔当混合物为气液两相体系时，常以X表示液相的摩尔比，丫表示气相的摩尔比。2传质的速度与通量（1）传质的速度设系统由A、B两组分组成，组分A、B通过系统内任一静止平面的速度为山、Ub,该二元混合物通过此平面的速度为u或%（u以质量为基准，%以摩尔为基准）。UA、UB代表组分A、B的实际移动速度，称为绝对速度；U或Um代表混合物的移动速度，称为主体流动速度或平均速度；UA-U,UB-U或Ua-Ub、UB-Um代表相对于主体流动速度的移动速度，称为扩散速度。（2）传质的通量单位时间通过垂直于传质方向上单位面积的物质量称为传质通量。传质通量等于传质速度与浓度的乘积。①以绝对速度表示的质量通量设二元混合物的总质量浓度为p,组分A、组分B的质量浓度分别为Pa、Pb,则以绝对速"A=pA“A度表示的质量通量为〃=+〃H=pA〃A+pB〃B=p〃混合物的总质量通量为得«==+/OKMB)设二元混合物的总物质的量浓度为c,组分A、组分B的物质的量浓度分别为Ca、cb,则以绝对速度表示的摩尔通量为Na=ca〃aNb=cbwbN=NA+NH=UA&A+cB"B=C〃m混合物的总摩尔通量为得Mm +CB〃B)C②以扩散速率表示的质量通量jA=pA("A—“)扩散速率与浓度的乘积称为以扩散速率表示的质量通量，即Ja=Ca(Ua-«n>)Jh=CB(«B-«m)jA一一以扩散速率表示的组分A的质量通量，kg/(m”)；jE一一以扩散速率表示的组分B的质量通量，kg/(mz.s)；JA一一以扩散速率表示的组分A的摩尔通量，kmol/Cm^-s)；h一一以扩散速率表示的组分B的摩尔通量，kmol/(m〃s)。J=）a+>b对两组分系统，有J=Ja+Jb③以主体流动速度表示的质量通量pAU=pA［LpA“a+/5UUB）］=aA（”A+”B）主体流动速度与浓度的乘积称为以主体流动速度表示的质量通量，即pB“=aB（”A+”B）CAUm=CA［；（，AUA+rB“B）］=J"A（NA+Nu）cb〃e="b（Na+Nb）3质量传递的基本方式（1）分子传质①分子扩散现象分子传质又称为分子扩散，简称为扩散，它是由于分子的无规则热运动而形成的物质传递现象。②费克第一定律描述分子扩散的通量或速率的方程为费克第一定律，数学表达式"=-Dab警及Ja>)b 组分A、B的质量扩散通量,kg/(m2,s)；‘招'第——组分A、B在扩散方向的质量浓度梯度，(kg/ms)/m；Dab——组分A在组分B中的扩散系数，nv/s；DBa——组分B在组分A中的扩散系数，nv/s。若以摩尔为基准，则菲克定律可表达成以下形式及卜、Jb——组分A、B的摩尔扩散通量，kmol/(mZ-s)；&AdfBk'du 组分A、B在扩散方向的浓度梯度，(kmol/nv)/m。对两组分扩散系统，净的扩散通量为零。即在总物质的量浓度不变的情况下，则Dab=Oba"a=-D+&A(”A+"B)菲克第一定的普遍表达形式Na=-D寸+ma（Na+Nb）同理组分的实际传质通量=分子扩散通量+主体流动通量(2)对流传质①涡流扩散涡流扩散是指凭借流体质点的湍动和旋涡来传递物质的现象。A--C器对于涡流货散，扩散通量表达式为卜A 涡流质量通量，kg/(mz-s)；网 涡流摩尔通量,kmol/(mz-s)；eM 涡流扩散系数，mz/So分子扩散系数D是物质的物理性质，仅与温度、压力及组成等因素有关；涡流扩散系数GM与流体的性质无关，与湍动的强度、流道中的位置、壁粗糙度等因素有关。②对流传质对流传质是指壁面与运动流体之间，或两个有限互溶的运动流体之间的质量传递。NAa对流传质的基本方程Na 对流传质的摩尔通量，kmol/(rn2-s)；△Ca 组分A在界面处的浓度与流体主体浓度之差，kmol/ms；k 对流传质系数，kmol/(m2-s)o二、分子传质(扩散)1气体中的稳态扩散(1)等分子反方向扩散设由A、B两组分组成的二元混合物中，组分A、B进行反方向扩散，若二者扩散的通量相等，则称为等分子反方向扩散。Na="<cai-CA2>①扩酚通量方程△«=Z2-Z\当扩散系统处于低压时，气相可按理想气体混合物处理，则Na=Ja=^p^51A2)CA—QU_LN13-CA2ZLV②浓度分布方程PalPmnl*或(2)组分A通过停滞组分B的扩散①扩散通量方程Na=丽瑞嬴"al。"In四phi其中PBM——组分B的对数平均分压。比较上式与必=八七号(次一/G可得Na=Ja煮P/PBM反映了主体流动对传质速率的影响，定义为“漂流因数"。因P>Pbm,所以漂流因数p/pBM>lo当混合气体中组分A的浓度很低时，pBM*p.p/pBM«lo②浓度分布方程1-"―(1-川)(^^)1-yAl'I->Al>P_Aa_/P-PA2p-Pht PAI)或2液体中的稳态扩散(1)液体中的扩散通量方程0=-D辛+乎Na+Nu)稳态扩散时，气体的扩散系数D及总浓度c均为常数；液体中A的扩散系数随浓度而变,总浓度在整个液相中也并非到处一致。(2)等分子反方向扩散扩散通量方程Na=Ja=?(cai—ca2)-ACAI=N-C人-*CMNl-Z2浓度分布方程(3)组分A通过停滞组分B的扩散扩散通量方程Na=Dln££iZ£Aias-5△之CRMCbm一一停滞组分B的对数平均浓度，由下式定义Nk=^(CAI-CAZ)当液体为稀溶液时，Cav/CBM«1,于是浓度分布方程为三、对流传质1对流传质的类型与机理(1)对流传质的类型根据流体流动产生的原因，可分为强制对流传质和自然对流传质。根据流体的作用方式，可分为流体与固体壁面间的传质、两流体通过相界面的传质，即相际间的传质。（2）对流传质的机理当流体以湍流流过固体壁面时，在壁面附近形成湍流边界层。在湍流边界层中，与壁面垂直的方向上，分为层流内层、缓冲层和湍流主体三部分。在层流内层中，流体沿着壁面平行流动，在与流向相垂直的方向上，只有分子的无规则热运动，壁面与流体之间的质量传递以分子扩散形式进行。在缓冲层中，流体既有沿壁面方向的层流流动，又有一些旋涡运动，该层内的质量传递既有分子扩散，也有涡流扩散，二者的作用同样重要。在湍流主体中，发生强烈的旋涡运动，涡流扩散远远大于分子扩散，分子扩散的影响可忽略不计。2浓度边界层与对流传质系数（1）浓度边界层当流体流过固体壁面时，若流体与固体壁面间存在浓度差，受壁面浓度的影响，在与壁面垂直方向上的流体内部将建立起浓度梯度，该浓度梯度自壁面向流体主体逐渐减小。通常将壁面附近具有较大浓度梯度的区域称为浓度边界层或传质边界层。（2）对流传质系数Ga=NaS=AS（ca.一皿）根据对流传质速率方程，固体壁面与流体之间的对流传质速率为Ga 对流传质速率，kmol/s；S 传质面积，mJ；Cas 壁面浓度，kmol/m3；cAb 流体的主体浓度或称为平均浓度，kmo）/m3o3相际间的对流传质模型(1)双膜模型双膜模型又称停滞膜模型。图1-1双膜模型示意图①双膜模型的设想a.当气液两相相互接触时，在气液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的停滞膜，溶质A经过两膜层的传质方式为分子扩散。b.在气液相界面处，气液两相处于平衡状态。c.在两个停滞膜以外的气液两相主体中，由于流体的强烈湍动，各处浓度均匀一致。双膜模型把复杂的相际传质过程归结为两种流体停滞膜层的分子扩散过程，在相界面处及两相主体中均无传质阻力存在，整个相际传质过程的阻力全部集中在两个停滞膜层内。②对流传质系数的确定a.等分子反方向扩散koc一一气膜对流传质系数，上标"。”表示在气膜内进行等分子反方向扩散。组分A通过液膜的扩散通量方程为・=2.,Dp*<；'RTzc/>bmb.组分A通过停滞组分B的扩散kc,一一气膜内进行组分A通过停滞组分B扩散时的对流传质系数。同理，组分A通过液膜的对流传质系数可参照上式写出,Dc“QBML一液膜内进行组分A通过停滞组分B扩散时的对流传质系数。对流传质速率方程可写成如下通用形式：对流传质通量=对流传质系数x浓度差对流传质速率方程和对流传质系数如表1-1所示。表1-1对流传质速率方程和对流传质系数气相传质速率方程与传质系数Na-AgA/>aNa= NaTQa等分子反方向扩散组分A通过停滞组分B的扩散N—kCeC-k\=h=G=k(, =kyynM— =kcyu\lc=kc>HMp气相传质系数的转换关系液相传质速率方程与传质系数Na-^lAca等分子反方向扩散Na-^lAca等分子反方向扩散Na=F4a组分A通过停滞组分B的扩散必=瓦.&>Na=A△la液相传质系数的转换关系*LC.v—*1. ~k\=J-»M~令（2）溶质渗透模型（2）溶质渗透模型图1-2溶质渗透模型示意图溶质渗透模型的设想①液面是由无数微小的流体单元所构成，当气液两相处于湍流状态相互接触时，液相主体中的某些流体单元运动至界面便停滞下来。在气液未接触前（6V0）,流体单元中溶质的浓度和液相主体的浓度相等（Ca=Ca。）。接触开始后（0>0）,相界面处（z=0）立即达到与气相的平衡状态（Ca=Ca,）。在流体单元深处（Z=Zb）,仍保持原来的主体浓度（Ca=Cao）o②流体单元不断进行交换，每批流体单元在界面暴露的时间在是一样的。（3）表面更新模型表面更新模型又称为渗透-表面更新模型。表面更新模型的设想：溶质向液相内部的传质为非稳态分子扩散过程，但否定表面上的流体单元有相同的暴露时间，认为液体表面是由具有不同暴露时间（或称"年龄"）的液面单元所构成。4动量、热量与质量传递之间的类比(1)三传类比的基本概念三传类比是指对三种传递过程进行类比和分析，建立一些物理量间的定量关系。表1-2三传类比有关的物理量或公式对照物鹿fit或公式动量传递热・传出质・传递分子传递的通量一等Ja--d招分子始敷系数VaD济武传通的通・-W-§7-八一w卷料流/敕系数wWHem敏度林度d，d«/>r>r)dy&A•a7―过”*的速*方改r.- -/w.)(X)J曲"、一”•>浓度豌ILix/。-k川<■——«*3・传通系0彳〜h*：(2)三传类比的满足条件①物性参数可视为常数或取平均值；②无内热源；③无辐射传热；④无边界层分离，无形体阻力；⑤传质速率很低，速度场不受传质的影响。(3)三传类比表达式①雷诺类比当湍流流体与壁面间进行动量、热量和质量传递时，湍流中心一直延伸到壁面，故雷诺类比为单层模型。雷诺类比表达式

^=St=St'或st一一为传质的斯坦顿数，它与传热的斯坦顿数st相对应。雷诺类比的适用条件：只有当Pr=l及Sc=l时，才可把湍流区一直延伸到壁面，用简化的单层模型来描述整个边界层，此即雷诺类比的适用条件。②普朗特-泰勒类比湍流边界层由湍流主体和层流内层组成。动量和热量传递类比A_ (〃2)pc,ub-1+5y/fVilPr-US-产以1+5S-产以1+5v7/2(Pr-l)_ <//2)Wb*-1+5v772(Sc-1)动量和质量传递类比//21+55/772(Sc-1)

Ub——圆管的主体流速。当Pr=Sc=l时，两式可简化为回到雷诺类比。对Pr=Sc=0.5〜2.0的介质，普朗特-泰勒类比与试验结果相当吻合。③冯•卡门类比湍流边界层由湍流主体、缓冲层、层流内层组成。.=st«=卜 111 1+5/772{(Pr-l)+lnr(l+5Pr)/61}“以1+5v772{(Pr-l)+ln[(l+5Pr)/6])动量和质量传递类比k：= "⑵- S/n"二 -== 出 1+5y772{(Sc-l)+ln[(l+5Sc)/6]} Ub1+5 +根据光滑管的速度侧型方程推导，但它也适用于粗糙管，对于后者仅需将式中的摩擦系数f用粗糙管的f代替即可。对Pr、Sc极小的流体，如液态金属，该式则不适用。④契尔顿-柯尔本类比Nu一Nu一NuRePr13RePrStP/”动量传递与热量传递类比/)»=2所以Jh 传热j因数。流体在管内湍流传质时Sh_fReSc'L2故有.fJH="=3动量、热量和质量传递的契尔顿-柯尔本的广义类比式为适用范围为：0.6VPrV100,0.6<Sc<2500o当Pr=l(Sc=l)时，契尔顿-柯尔本类比式就变为雷诺类比式。5对流传质系数经验公式表1-3对流传质系数经验公式

流动状况条 件"q公式蕃ft圜府内流动Rr-4000~60000Sr=0.6〜3000023Rr»”SA-O.O23Rr"**&*1R.=—aR-10000〜400000Sr>100〃，-0.OM9KL,，Sh=O、0149" 1d㈣fl轻,m“»-主体流速・m/n海体平行就过平板RY80OOS(-0.6-2500Pr-0.6〜I。。,n-0.664K.***SA-O.66430”，Re-LttcpRr>5XI>*Sr-0.6-2500Pr-0.6700jn—O.036&°1SA-0.036R*.BSc«»L一板K・mm«一边界・外就塞・m/>流体气体流过取个an球Kll〜4»00<)Sr—0.6〜2.7SA—2t0.552«<*^Sr**&流过液体流过R-2〜20005^-2^0.951?/*Sr«1d,球形的虎榜.mu.远离Nf&iWHi体的速皮.m/s轶个单个圜竦Rr-2000—17000SA-=O.347Rr"^Scl»・阿施体与■内间PrKrScOOOOOSA74.0+1.21Pr*')11作V渡潼动Pe^Rr&>10000Sh-Pl漉体雄凭渡过中一圜柱体&TOO〜25000Sc・O.6〜2・6然-0.28］秋，…夕•'《r»G.为库尔波速♦kmol/Cfrr-M)时热史d.Ml柱体直径，m“a远■!«柱体表曲流体的建JX・m/s气体流过竦彩敕子闻定康&-90T000Sr-0.6产R，…Rl^£髀〃，一・花直抬.m空塔海速・m/2t-(Vk-Vr)/Vh匕总体网・m’Vr・轨体租,m’流体Rr-5000—10300Sr-0・67(»=-0.95)m^~~Red”‘能过阖定床液体流过球形粒子19定床R"0.0016〜55<-0.35〜0・75Sr-165-70600,。-产&7■Rr-55-1500f-0.35-0.75Sr-165〜106禁7O-^-^Rr21液体就过球影・敕液化糜&-207000A1. 0.S63〃，-0.01+5城_0.483p4一・Nfl：&・m“♦一空塔流速・m/n1.2名校考研真题详解一、选择题1单向扩散中的漂流因素（ ）。［中南大学2009研］>1<1=1D.不一定【答案】A2根据传质双膜理论，气膜传质分系数%的数值正比于（ ）。［北京理工大学2007研］A.溶质的气相主体浓度B.气膜厚度C.溶质的气相界面浓度D.气相中分子扩散系数【答案】B【解析】双膜理论基于这样的认识，即当液体湍流流过固体溶质表面时，固液间传质阻力全部集中在液体内紧靠两相界面的一层停滞膜内，此膜厚度大于层流内层的厚度，而它提供的分子扩散传质阻力恰等于实际过程中存在的对流传质阻力。3传质速率Na等于扩散通量k的条件是：（ ）。［浙江大学2006研］A.单向扩散B.等分子相互扩散C.湍流流动D.稳定过程【答案】B【解析】在单纯的等分子相互扩散中，物质A的传质速率应等于A的扩散通量。4根据双膜理论，当被吸收组分在液体中溶解度很小时，已液相浓度表示的总传质系数()。［中南大学2009研］A.大于气相分传质系数B.近似等于液相分传质系数C.小于气相分传质系数D.近似等于气相分传质系数【答案】B【解析】溶解度很小时，为液膜控制。二、填空题依据传质双膜理论，吸收溶解度很小的气体，传质过程速率由控制。［北京理工大学2007研］【答案】液膜控制三、判断题气相中一组分通过另一静止组分的一维稳态分子扩散通量可表示为()［北京理工大学2007研］【答案】x【解析】该过程为单向扩散，扩散通量 RTSPa. '*o第2章气体吸收2.1复习笔记一、概述1气体吸收过程气体吸收是指根据混合气体中各组分在某液体溶剂中的溶解度(或化学反应活性)不同而将气体混合物分离的操作。吸收操作所用的液体溶剂称为吸收剂，以S表示；混合气体中，能够显著溶解的组分称为吸收物质或溶质，以A表示；几乎不被溶解的组分统称为惰性组分(也称为惰气或载气)，以B表示。吸收过程是溶质由气相转移至液相的相际传质过程。解吸也称为脱吸，是吸收过程的逆过程，是使溶质从吸收液中释放出来的过程。2气体吸收的分类(1)按化学反应是否发生：①物理吸收；②化学吸收。(2)按被吸收组分数目：①单组分吸收；②多组分吸收。(3)按温度是否变化：①等温吸收；②非等温吸收。(4)按吸收的浓度：①低组成吸收;②高组成吸收。3气体吸收的工业应用（1）净化或精制气体混合气中杂质的去除；（2）制取某种气体的液态产品；（3）分离混合气体以回收所需组分；（4）工业废气的治理。4吸收剂的选择选择吸收剂时，应注意：（1）溶解度吸收剂对溶质组分的溶解度要大，这样可以提高吸收速率并减少吸收剂的耗用量。（2）选择性吸收剂对溶质组分要有良好地吸收能力，对混合气体中的其他组分无吸收或吸收甚微。（3）挥发度操作温度下吸收剂的蒸气压要低，因为吸收尾气往往为吸收剂蒸汽所饱和，吸收剂的挥发度越高，其损失量便越大。（4）黏度吸收剂在操作温度下的黏度越低，其在塔内的流动性越好，这有助于传质速率和传热速率的提高。（5）其他所选用的吸收剂还应尽可能满足无毒性、无腐蚀性、不易燃易爆、不发泡、冰点低、价廉易得以及化学性质稳定等要求。二、气体吸收的平衡关系1气体在液体中的溶解度相平衡或平衡是指在一定的温度和压力下，使一定量的吸收剂与混合气体接触，气相中的溶质便向液相溶剂中转移，直至液相中溶质组成达到饱和为止。平衡状态下气相中的溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质组成称为平衡组成或饱和组成。气体在液体中的溶解度是指气体在液体中的饱和组成。加压和降温有利于吸收操作，可提高气体溶质的溶解度；减压和升温有利于解吸操作。2亨利定律（1）在一定温度下，当总压不很高时，稀溶液上方气体溶质的平衡分压与该溶质在液相中的组成之间存在如下的关系：Pe=EXPe 溶质在气相中的平衡分压，kPa；x一一溶质在液相中的摩尔分数；E一一亨利系数，其数值随物系的特性及温度而异，单位与压力的单位一致。稀溶液上方的溶质分压与该溶质在液相中的摩尔分数成正比，其比例系数即为亨利系数。对于一定的气体溶质和溶剂，亨利系数随温度而变化。一般说来，温度升高E增大，这体现了气体的溶解度随温度升高而减小的变化趋势。在同一溶剂中，难溶气体的E值较大，而易溶气体的E值则较小。在应用亨利定律时，除要求溶液是理想溶液或稀溶液外，还要求溶质在气相和液相中的分子状态必须相同。（2）若将亨利定律表示成溶质在液相中的浓度c与其在气相中的平衡分压口之间的关系,=Hri则c一一溶液中溶质的物质的量浓度（或称浓度），kmol/m3；Pe 气相中溶质的平衡分压，kPa；H 溶解度系数，kmol/(m3-kPa)□溶解度系数H也是温度的函数。对于一定的溶质和溶剂，H值随温度升高而减小。易溶气体的H值较大，难溶气体的H值则较小。(3)若溶质在液相和气相中的组成分别用摩尔分数x和y表示时，则ye=mxx一一液相中溶质的摩尔分数；ye一一与液相成平衡的气相中溶质的摩尔分数；m——相平衡常数，或称为分配系数。对于一定的物系，相平衡常数m是温度和压力的函数，其数值可由试验测得。易溶气体的m值较小，而难溶气体的m值则较大。摩尔比的定义可知丫一液相中溶质的阜尔分数X液相中溶剂的康尔分畋Uy=气相中溶质的*尔分数二y气相中情性组分的原豕分敏一l-yy

T+ymX

1+(1—m)X当溶液组成很低时，（1-m）X<<1时，上式可简化为Ye=mX（4）亨利定律不同表达式中的系数，可通过一定的关系进行换算。①m-E之间的关系mJP温度升高，总压下降，则m增大，不利于物理吸收操作的进行。H=后标s②H-E之间的关系@H-m之间的关系3相平衡关系在吸收过程中的应用（1）判断传质进行的方向当气相中溶质的实际组成y大于与液相溶质组成相平衡的气相溶质组成「（y>ye）（或液相的实际组成x小于与气相组成y相平衡的液相组成汽，即xVxe）,传质由气相到液相，即进行吸收；反之，发生解吸（或脱吸）。（2）确定传质的推动力以气相组成差表示的推动力为4y=y—ye,以液相组成差表示的推动力为^x=x,一x。以气相分压差表示的推动力为4P=p—Pe,以液相组成表示的推动力为△C=Ce-Co实际组成偏离平衡组成的程度越大，过程的推动力就越大，其传质速率也将越大。（3）指明传质过程进行的极限平衡状态是传质过程进行的极限。三、气体吸收速率方程吸收速率是指单位相际传质面积上在单位时间内所吸收溶质的量。吸收速率方程是指描述吸收速率与吸收推动力之间关系的数学表达式。1膜吸收速率方程（1）气膜吸收速率方程Na=A（；（M一户,）kG一一气膜吸收系数，kmol/（mzskPa）,气膜吸收系数的倒数口即表示吸收质通过气膜的传递阻力，其表达形式是与气膜推动力（pc—p）相对应的。当气相组成以摩尔分数表示时，相应的气膜吸收速率方程为NA=ky（y—yDy—溶质A在气相主体中的摩尔分数；y—溶质A在相界面处的摩尔分数。当气相总压不很高时，根据分压定律可知pc=pyP尸Pyiky=pkcky——气膜吸收系数，kmol/（m“s）。其倒数需是与气膜推动力（y—y。相对应的气膜阻力。Na=h(R—ci.)(2)液膜吸收速率方程*i.kL 液膜吸收系数，kmol/(m2-s-kmol/m3)或m/s。液膜吸收系数的倒数人1■表示吸收质通过液膜的传质阻力，其表达形式是与液膜推动力(c-a)相对应的。当液相组成以摩尔分数表示时，相应的液膜吸收速率方程为NA=kx(Xi—x)k=ckikx一一液膜吸收系数，kmol/(nr”)。其倒数£是与液膜推动力(x-x)相对应的液膜阻力。2总吸收速率方程总吸收速率方程中的吸收系数，称为总吸收系数，以K表示。其倒数1/K即为总吸收阻力，总阻力是气膜阻力和液膜阻力之和。(1)以(PG-Pe)表示总推动力的吸收速率方程i__I,1元77*?*＜；Kc一一气相总吸收系数，kmol/(nvskPa)。量为两膜总阻力，此总阻力是由气膜阻力友和液膜阻力两部分组成；

正~%「或Kg%儿.则行富«2,此时液膜阻力可忽略，有Ag则行富«2,此时液膜阻力可忽略，有对于易溶气体，H值很大,该式表明气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收的总推动力主要用来克服气膜阻力,这种情况称为“气膜控制"。1 1.HKlhkc（2）以（Z-Cl）表示总推动力的吸收速率方程Na=Ki"-cl)1Kl 液相总吸收系数，kmol/（mz-S-kmol/ma）即m/s。K为两膜总阻力，此总阻力是由气膜阻力系和液膜阻力上两部分构成。蚩比，或Kl.588*!.对于难溶气体，H值很小，则3-1,此时气膜阻力可以忽略，有该式表明液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液膜阻力，这种情况称为“液膜控制"a___m, 1灭—kk（3）以（y-ye）表示总推动力的吸收速率方程Ky一一以(y—ye)为总推动力的气相总吸收系数，kmol/(m“s)。S为吸收总阻力，即两膜阻力之和。(4)以(上一X)表示总推动力的吸收速率方程Kkmh,Na-Km(x,-x>Kx 以(Xe—x)为总推动力的液相总吸收系数，kmol/(m2-s)oK、=mK»NA-=KY(y-y,)(5)以(Y-Ye)表示总推动力的吸收速率方程Ky一一以(Y—Ye)为总推动力的气相总吸收系数，kmol/(m”)，合为两膜阻力。当吸收质在气相中的组成很低时，Y和Ye都很小，有KgKcpNa=Kx(X,-X)(6)以(兄一X)表示总推动力的吸收速率方程K*一一以(Xe-X)为总推动力的液相总吸收系数，kmol/(m”)，《为两膜总阻力。

Kx*Klc当溶质在液相中的组成很低时，Xe和X都很小，有3吸收速率方程及吸收系数小结(1)常用的吸收速率方程表2-1常用的吸收速率方程推动力吸收系数表达式单位符号s位NA=kGNa—kL(Pg-p>)(Ci—Cl)(PG-Pi)(Ci—Cl)kGkLkmol/(m2-s-kPa)Na—kx(Xi—X)(Xi—X)kPa・kmol/m3Kxkmol/[m2s(kmol/nv)[或m/sNA=ky(y-y。(y_y。kykmol/(m2・s)kmol/(nv・s)Na=Kl(Ce-Cl)(Ce-Cl)KlNa=Kg(PG-Pe)(PG—Pe)Kgkmol/[m2-s*(kmol/m3)]或m/sNa=Kx(Xe-X)(Xe-X)kmol/(m2・s・kPa)kmol/(nv・S)NA=Ky(y-ye)(y-ye)ivillUl/II10l\ra口Kykmol/(m2*s)kmol/(m2*s)kmol/Na=Kx(Xe-X)(Xe-X)Kx(nv・s)Na=Ky(Y-Ye)(Y-Ye)Ky吸收速率方程(2)吸收系数的表达式及吸收系数的换算表2-2吸收系数的换算1.1.1胞啜收条数表达式 抵*,•qKJL.且心«!鼠F元吸收事系数换算关系1 113*二1 1.1A,一叫总吸收桑数的换算 K.heK, Kc.-HKi四、低组成气体吸收的计算1物料衡算与操作线方程(1)物料衡算r.r,YX~卜■»IIKhUCy图2-1逆流吸收塔的物料衡算图塔底截面以下标“1"表示，塔顶截面以下标“2”表示。V——单位时间通过吸收塔的惰性气体量，kmol(B)/s；L——单位时间通过吸收塔的溶剂量，kmol(S)/s；Yi,丫2——分别为进塔和出塔气体中溶质组分的摩尔比，kmol(A)/kmol(B)；Vy1+LX2=VY2+LXiXnX2——分别为出塔和进塔液体中溶质组分的摩尔比，kmol(A)/kmol(S)。V(Y!-y2)=L(X|-Xz>物理意义：逆流吸收塔中气液两相流率V、L和塔底、塔顶两端的气液两相组成丫卜Xi与丫2、2之间的关系。气体出塔时的组成丫2为(Pa一一混合气体中溶质A被吸收的百分率，称为吸收率或回收率。(2)吸收塔的操作线方程与操作线Y=gX+(Yl畀)丫书+但一如或当进行吸收操作时，溶质在气相中的实际组成丫总是高于与其相接触的液相平衡组成Yeo反之，如果操作线位于相平衡吐线的下方，则应进行脱吸过程。2吸收剂用量的确定(1)液气比操作线的斜率L/V,称为“液气比"，是溶剂与惰性气体摩尔流量的比值。它反映单位气体处理量的溶剂耗用量大小。L_Yx-Y2vxx-xz(2)最小液气比如图2-2所示，在V值一定的情况下，吸收剂用量L减小，操作线的斜率也将变小，点B便沿水平线丫=Yi向右移动，结果是使出塔吸收液的组成增大，而吸收推动力相应减小。若吸收剂用量减少到恰使点B移至水平线丫=匕与平衡线的交点B•时，X1=X3亦即塔底流出的吸收液与刚进塔的混合气达到平衡。图2-2吸收塔的最小液气比此种状况下吸收操作线(BT)的斜率称为最小液气比，以(L/V)讪表示，相应的吸收剂用量即为最小吸收剂用量，以Li”表示若平衡美系符合亨利定律，可用丫*=mX表示，则可直接用下式算出最小液气比，即(3)适宜液气比的选择吸收剂用量一般取为最小用量的1.1〜2.0倍，1=(1.1-2.0)(1)—1.1〜2.0遥一或3塔径的计算或D 吸收塔的直径，m；k一一操作条件下混合气体的体积流量，nr/s；u一一空塔气速，即按空塔截面计算的混合气体的线速度，m/s。4填料层高度的计算（1）传质单元数法①传质单元高度与传质单元数a.传质单元高度传质单元高度反映了传质阻力的大小、填料性能的优劣以及润湿情况的好坏。Hoc=K^n气相总传质单元高度Hog：液相总传质单元高度Ho,.：LKxaQb.传质单元数传质单元数反映吸收过程进行的难易程度。生产任务所要求的气体组成变化越大，吸收过程的平均推动力越小，则意味着过程的难度越大，此时所需的传质单元数也就越大。②传质单元数的求法a.脱吸因数法第一，气相总传质单元数_mV•J= L一一解吸因数（脱吸因数），反映了吸收过程推动力的大小，其值为平衡线斜率与吸收操作线斜率的比值，量纲为1。K-mXz工一自均值的大小反映了溶质A吸收率的高低。A'ol=—0L\-A第二，液相总传质单元数A=mP一一吸收因数，是脱吸因数S的倒数，其值为吸收操作线斜率与平衡线斜率的比值，量纲为lob.对数平均推动力法第一，气相zYi-L匕f%一些二些AY.,AV,g函AV3一%（匕-J7）—；）”•=7^ 7^匕-y;In函匕-y;一一塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均值，称为对数平均推动力。X、叱京第二，液相（X；-M）（X；为）1 △,： £AX第三，在使用平均推动力法时，当2V△XV2或3〈年＜2时，对数平均推动力可用算术平均推动力替代；当平衡线与操作线平行，即S=1时，NogZ-F；X。c.数值积分法(2)等板高度法等板高度HETP是指分离效果与一个理论级(或一层理论板)的作用相当的填料层高度,又称当量高度。填料层高度Z=Ni•HETPNt——理论级数或理论板数；HETP——等板高度，mZ=A'ol填料层高度=传质单元数X传质单元高度 °L°LZ=NqHgZ=N、Hl五、解吸1脱吸过程脱吸或解吸：使溶解于液相的气体释放出来的操作。2.脱吸方法（1）气提脱吸；（2）减压脱吸；（3）加热脱吸；（4）加热-减压脱吸。3解吸过程的说明（1）解吸操作线在平衡线下方，液相浓度大于气相浓度。（2）解吸过程最小气液比及气液比①当解吸平衡线为非下凹线时，操作线的极限位置为与平衡线相交，此时，对应的气液田比为最小气液比。以上表示。对应的气体用量为最小用量，记作Vmm。

ayrSQ12! —v*x-%f②生产实际操作气液比为最小气液比的L1〜2.0倍,匕L=(LI〜2.0)“金实际载气流量(3)解吸填料层高度计算式：Z=N°lH°lv_r^dX'OLTx：X-X1①传质单元数可以采用平均推动力法X「X\In AL&X\AXIn式中XXIn式中XX、,必=X1-X；,AT,=X2-X：②传质单元数也可用吸收因数法计算:②传质单元数也可用吸收因数法计算:\-Aml吸收因数。2.2名校考研真题详解一、选择题1低浓度溶质的气液平衡系统，当温度和压力不变，而液相总浓度增加时，其溶解度系数H将（）。［西北大学2009研］A.变大B.变小C.不变D.不定【答案】C2吸收塔设计中，最大吸收率可2与（ ）无关。［中南大学2009研］A.液气比B.液体入塔浓度发C.相平衡常数mD.吸收塔型式【答案】D3对一定的逆流吸收操作体系，若其解吸因数（1/A）<1,则完成吸收任务所需的理论板数必（ ）气相总传质单元数Ncc。［南京工业大学2009研］A.大于B.等于C.小于D.不确定【答案】C4通常所讨论的吸收操作中，当吸收剂用量趋于最小用量时，（）。［浙江工业大学2005研］A.回收率趋向最高B.吸收推动力趋向最大C.操作最为经济D.填料层高度趋向无穷大【答案】D5对含低浓度溶质的气液平衡系统，溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中摩尔浓度的差值是（ ）。［浙江大学2006研］A.正值B.负值C.等于零D.不定【答案】D【解析】含低浓度溶质的气液体系可视为理想气液体系，溶质在气相和液相中的摩尔浓度符合相平衡关系，但二者大小不定。6（多选）传质单元数综合反映了吸收过程的难易度，影响其值大小的因素有（ ）。［南京工业大学2008研］A.分离要求B.气液平衡关系C.设备型式D.流动条件E.液气比【答案】ABE二、填空题1解吸时溶质由 向传递。［浙江工业大学2005研］【答案】液相；气相2有效膜理论是将整个相际传质过程简化为。［西北大学2009研］【答案】两个流体停滞膜层的分子扩散过程3低浓度气体吸收的三个假设主要内容是：（1） ；（2）；（3）。［南京工业大学2008研］【答案】气液流量不变；忽略溶解热，全塔恒温；气液传质系数不变4气体吸收过程是过程的逆过程；一般情况前者操作温度后者；前者操作压力 后者（填"大于"或"小于"）。［中国石油大学（华东）2007研］【答案】解吸；小于；大于【解析】吸收过程是利用混合气各组分对溶剂的溶解度差异来分离气液相。溶解度与温度、压强都有关，减压升温有利于解吸。5逆流吸收塔用纯溶剂吸收混合气体中的溶质。若原料气中匕=3%（摩尔比，下同），相平衡关系为Y*=2X；液气比为1时的最大吸收率为%。［中国石油大学（华东）2007研］【答案】50%【解析】当组分在液相中的含量与气相达平衡时吸收率达最大，'*3 ,则。=50%。6用亨利系数E表达的亨利定律表达式为,在常压下，20C时，氨在空气中的分压为114mmHg,与之平衡的氨水浓度为15(kgNH3/100kgH20),此时亨利系数E=相平衡常数m=。［中山大学2009研］【答案】p=Ex；110.9；7.3【解析】根据E=p,/xi可求出亨利系数E,又E=m/p求出m。7气液两相在填料塔内逆流接触时，是气液两相的主要传质面积，为保证操作过程中两相的良好接触，故填料吸收塔顶部要有良好的装置。［武汉理工大学2008研］【答案】填料有效表面积；液体再分布8吸收塔底部的排液管成U形，目的是起作用，以防止 。［清华大学2002研］【答案】液封作用；气体从排液口串出9吸收操作一般用于分离混合物，其原理是利用气体中各组分在吸收剂中的差异来达到分离的目的。［武汉理工大学2008研］【答案】气体；溶解度10恒摩尔流假设的前提是(1)(2)忽略的变化对摩尔饱和液体焙及摩尔汽化潜热的影响，其意义在于使得逐板计算过程大大简化，只需和方程即可进行计算。［南京工业大学2008研］【答案】各组分的摩尔汽化热相等；温度；气液平衡方程；操作线方程11所谓气膜控制，即吸收总阻力集中在 一侧，而 一侧阻力可忽略；如果吸收质气体属于难溶气体，则此吸收过程是控制。［中国石油大学（华东）2008研］【答案】气膜；液膜；液膜三、判断题1对解吸因子S小于1的逆流填料吸收塔中的操作极限应该是在塔的浓端接近平衡,（）［北京理工大学2007研］【答案】x【解析】稀端接近平衡线2采用化学吸收可使原来的物理吸收系统的液膜阻力减少，气膜阻力减少。（ ）［浙江大学2006研］【答案】x【解析】采用化学吸收可使原来的物理吸收系统的液膜阻力减少，但是气膜阻力不变。3吸收塔设计中，最大吸收率四回与吸收塔型式无关。（ ）［浙江大学2006研］【答案】V四、计算题1在填料层高度为3m的常压逆流吸收塔内，用清水吸收混于空气中的氨。进入塔底的混合气流量为20kmok/h,浓度为5%（体积％）,塔顶尾气含氨0.5%（体积％）清水流量为18.06kmol/h。已知在该塔操作条件下氨水系统的平衡关系可用Y=mX表示（m为常数），且测得与含氨1.77%（体积％）的混合气体充分接触后的水中氨浓度为18.89g/1000gzK，氨的分子量为17,试求：（1）该填料塔的气相总传质单元高度，m；（2）等板高度，mo［中南大学2009研］解：（1）由题意可知

r-0.0177^-(18.89/17)/(18.S9/17+1000/18)-0.02K= =-0°—=0.0526,K之v.=0.0051 1-0.05 .几则巾=0.0177/0.02=0.9X、=0.0499L石-为1S.06 0.0526-0.005液气比而一石一(工-4)FA1； ~~--1-0.00623，(耳HIf) V-^-y：-00526-0,005_76)传质单元数u；000623传质单元高度”"Z传质单元高度”"Z3AM = =0.19冽(2)等板高度班厅="”=039m2在常压逆流接触的填料塔内，用纯溶剂S吸收混合气中的可溶组分A„入塔气体中A的摩尔分率为0.03,要求吸收率为95%。已知操作条件下的解吸收因数为1,相平衡关系服从亨利定律，与入塔气体成平衡的液相浓度为0.03(摩尔分率)。试计算：(1)操作液气比为最小液气比的倍数;(2)出塔液体的浓度;

(3)完成上述分离任务所需的气相总传质单元数Nog。［浙江工业大学2005研］解：(1)属于低浓气体吸收y:=Vj(l-c?)=0.03x(1-0.95)=0.0015V,0.03m«—« X/0.03Z_m_mG=T=7根第3吸因数定义有一, = =mo=U.y2>.G,h应一士>1.-A'm*最小液气比(2)(2)根据全塔物料衡算0.03-0.0015=0.03-0.0015=0.0285(3)当脱吸因数为1时，4=$：=¥］3%其中vl.0.03,.c

-—1 1=13%其中y20.00153在一逆流操作的填料塔中，用循环溶剂吸收气体混合物中的溶质。气体入塔组成为0.025（摩尔比，下同）液气比为1.6,操作条件下气液平衡关系为y=L2x。若循环溶剂组成为0.001,则出塔气体组成为0.0025,现因解吸不良，循环溶剂组成变为0.01,试求此时出塔气体、液体组成。［西北大学2009研］L耳-为0.025-0.0025解：根据气液比可求得万= X-0.001出塔液相组成为=001534-0.025-1.2x0.015-0.007STt-K-K*-0.0025-1.2x0.001«0.0013写一4 0.025-0.0025一'00" *0.00^-0.0013-'43 .0.007In-- In AK 0.0013又根据传施单元数的平均推动力法求出当解吸不良时，不变。L 一此时X」=0.014=5025,「占'-X：'得K'-0.041-1.6X/①S=_HL解吸因数FS=_HL解吸因数F=0.75脱吸因数法——InI1-S)1-S0.025-124+5

—0.012+6.64综合①②得：号=。团超，:'=。•。⑵4有一座用油吸收煤气中苯蒸汽的吸收塔，已知煤气流量为2240（标准iw/h）,入塔气体中含苯4%,出塔气体中含苯0.8%（均为体积分率），进塔油中不含苯，取液体用量L=1.4Lm,„,己知气液平衡关系为F=0.126X。试求：（1）吸收率n；（2）求Lmin及L（kmol/h）；（3）求液体出塔组成Xa（?kmol苯/kmol油）；（4）求吸收的对数平均推动力△Ym；（5）为增大液体喷淋量，采用部分循环流程，在保证原吸收率的情况下，最大允许循环量U为多少（kmol/h）?并示意画出带部分循环和不带循环的两种情况下的操作线。［清华大学2002研］Lx„yalhruV2xb图2-1解：（1）吸收率nX=—i3—= ，=00417进气中苯的气相摩尔比为： 1-'K iJS-0.00806出气中苯的气相摩尔比为：* 1-0008

4-X0.0417-0.00806℃-n— ： _ _wn/o因此，吸收率为：’K00417(2)当出口处气、液相刚好达到平衡状态时，有最小液气比为:0.0417-0.00805八上 *0.1020.04170.126”2240因为人口气体总体积为："所以纯煤气体积为：V=V(1—力)=96kmol/h则最小油体积为：Lms=Vx0.102=9.76kmol/h故L=1.4x9.76=13.7kmol/hly;-x(3)根据物料守恒，得万一乂一工vZ-Kv0.0417-0.00806A_X.=i--X、= =0.251L • 13.7/96将已知数据代入，解得：V▲4一^4(石-邛)-氏-切耳一优为一(41&)In4AK(4)由题意可知:其中，¥,=0.0417,Y其中，¥,=0.0417,Y2=0.00806,Xi=0.24,X2=0,m=0.126o则有:_0.0417-0.126x024-0.00806%=~,0.0417-0.126x0.24~In 0.00806 =0.00966(5)设循环量为1/,入塔液浓度为X；,则入口液量为L+L/。在最大17下，塔顶进口浓度X，最大。

根据气液平衡条件，得：工’=二0.00806根据气液平衡条件，得：工’=二0.008060.1260.064因此有最小液气比为：'、匕屋X「X,0.24-0.064则最小的入口油量：（L+U）s=0.191V=0.191x96=18.35回流液体中最小油量：Ls,=18.35-L=18.35-13.7=4.65又回流液体中苯的液相摩尔比治=0.24,则可得回流液体总量的最小值:4.651-0.24=6Akmol4.651-0.24=6Akmol部分循环和不带循环情况下得操作线如图所示:图2-25在逆流填料吸收塔中，用清水吸收含NHs3%（体积）的空气-氨混合气中的氨。已知混合气流量为2826Nnv/h,气体空塔气速为0.5m/s（标准状况），相平衡关系为丫=1.2X（摩尔比），以摩尔比为推动力计算的气相体积总传质系数Kva为180kmol/m3-h,吸收剂用量为最小用量的1.4倍，要求吸收率为99%。试求：（1）液相的出口浓度心（摩尔比）：（2）气相总传质单元高度H℃和气相总传质单元数Nog;

(3)若吸收剂改为含NH00005(摩尔比)的水溶液，填料层高度可以调整，问能否达到吸收率99%的要求？［中国石油大学(华东)2007研］解：(1)Y.~Yfl-»7)«0.03093(1-0.99)=0.0003093石=余=0.02577,%常1.4-0.01841(2) =0.03093-1.2x0.01841=0.008836*=Yz=0.0003093工=’2、-=0.002544则Htoll；AKcrnl^oo=crnl^oo=\J*=12.04Hoe所以 3H ,^0.5(1-0,03)Z22.4_0433mISO3600(3)液气比台十二"S=mG/L=1.2/1.663=0.7216<l,故操作线将在塔顶位置与平衡线相交。当Xz=0.0005时，Yf=1.2x0.0005=0.0006耳-与0.03093-0.0006故最大可能吸收率为Tlmax故最大可能吸收率为Tlmax0.03093 =0.9806V0.99因此不可能达到吸收率99%的要求。6拟在逆流操作的填料吸收塔中用清水吸收空气中的氨，已知入塔气流量为2212m3/h,其中氨气体积百分比为1.3%,要求氨的回收率为99%,实际用水量取为最小用水量的1.5倍。若采用气相总体积传质系数Kva为360kmol/(nv-h)的填料，并选用内径800mm的塔体。试求(1)该塔每日的清水消耗量为多少吨；(2)所需的填料层高度；(3)若将操作压力增加一倍，忽略传质系数发生的变化，填料层高度应做怎样的改变。

已知操作压力为常压，温度25C,该过程满足低浓气体吸收条件，操作条件下的气液平衡关系可表示为y=1.2x,水的相对摩尔质量为18kg/kmoLR=8.314kJ/(kmol-K)o［北京理工大学2007研］解：(1)操作回流比为^-=1.5；"' .5x1.2x0.99=1：822212 273 、V x(l-0.013)-89.3kmol/h标准状态下的入塔气摩尔流率-=—=1.782VS9.3根据1-159.114^-159.114x18x24x^-68.74^(2)脱吸因数5=mFZ=1.21.782=0.6^34N0ON0O=Aln(7)1

1-0.63In(1-0.6734I-°01?1

1-0.631 0.00013=10.74传质单元数„V89.3Hoj- = =0.494m360x-x0.8:

4塔高z=N0°H。L5.3m(3)操作压力加倍后，E—所以S'=0.5S=0.M67传质单元数为、《/=占ln[(l-S)xl00+S]=——J——Infl1-0.3467)x100+0.34671-6.41-03467L'' 」传质单元高度忽略传质系数发生的变化，所以=Z'=A%'Hog'=6」x0.494=3.16m7用清水吸收处理某厂尾气中的有害组分B,已知吸收塔的填料层高度为4.0m,进、出吸收塔气相中B的浓度分别为(=0.025,y2=0.005o出吸收塔的液相浓度为x^O.010,平衡关系为y=1.6x。试求：(1)气相总传质单元高度；(2)操作液气比为最小液气比的多少倍？(3)现要求尾气排放浓度y?必须40.003,拟将填料层加高，若液气比不变，问填料层应加高多少米？[南京工业大学2009研]Zv^-y；0.025-0.005解：(1)液气比为G甬-七0.01。="=0.8AL_2解析因数5=G传质单元数为

、， 1 , c 1 ,z,cc、0025cc= (1-S)-+S=—In(1-0-8)0055+0-8=2.939_ /1 」 J JH0c=±=±-=1.361加所以传质单元高度 N0G 2.939（2）最小液气比为y,-v2（2）最小液气比为y,-v20.025-0.005玉 0-0251.6=1.28LfG则（〃G）.（3）现在的传质单元数为—In1—0.8（3）现在的传质单元数为—In1—0.8(1—0.8)经=+0.8=4.514' 70.003塔高为= =1361x4.514=6.1"填料层应加高：6.14—4=2.14mo8当采用理论板概念计算低含量气体逆流吸收过程时，若液气比为L/G,物系相平衡服从mG,•r r•'QGIn—mGy=mx,则所需理论板数Nt与传质单元数Noc的关系为试推导证明上式。［华东理工大学2007研］N0G= -5)In3 +s]证明：因为17 1：-12

而必InJ而必InJ整理InA 12—K1,r/, n1nd=——ln[(J-l)-i——、+1]-——InJK-KInJ1,...1、4£1,= ln[(l ) H—]InAAK-F;A又S=mG/L,A=L/mG又S=mG/L,A=L/mG9在填料塔中用清水吸收气体中所含的丙酮蒸汽，丙酮初含量为3%（体积%）。今需在该塔中将其吸收掉98%。混合气入塔流率G=0.02kmol/m2s,操作压力P=latm,温度t=293K。此时平衡关系可用y=1.75x表示，体积总传扁系数Kya=0.016kmol/m3s/y。若出塔水溶液中的丙酮浓度为饱和浓度的70%,求所需水量及填料层高度。［东北大学2007研］解：（1）因为含量较少，则可令耳=）［=。。3,丫：=0.03（1-0.98）=0.0006与入塔丙酮蒸汽平衡的液相中的含量“：1-751.75 -,出塔液相浓度用=07石=0.012

\厘，。3-。。。工“49根据液气比G 占0。12则Z=2.49G=2.49x0.02=0.0498QiH/»F-s（2）根据平均推动力法求传质单元数Al；- -0.03-1.75x0.012-0.009AK=K=0.0006AK-SY.1.0.009-0.0006AK-SY.1.0.009-0.00061nMm In0.009=0.00310.0006K-K0.03-0.0006_°SY0.0031---« «9.48SY0.0031fj_。°__］25ffl传质单元高度为"0.016一则塔高z=¥则塔高z=¥=9.48x125=11.85m10有一填料逆流吸收塔，在101.3kPa的压力下用清水吸收空气中的氨，进口气体中含氨6%（体积分率），要求吸收率达到99%,混合气体流率为21.28kmol/（nv・h）,进口清水流率为50kmol/（nv.h）,填料层高度为4.6m,已知操作条件下的相平衡关系为Y*=0.9X,气相总体积传质系数KyaocP。试求：（1）出口尾气的组成Ya；（2）操作液气比为最小液气比的多少倍？（3）气相传质单元高度Hog和气相传质单元数Nog；（4）其他条件不变，若操作压力增加一倍，要保持原来的吸收率，填料层高度应变为原来的多少倍？［中国石油大学（华东）2008研］小人=3_=卫_=0.06383解：（1） 1-0.061-0.06F= 0.06383Q-0.99)-0.0006383(2)V=G(l-yb)=21.28x0.94=20kmol/(mZ-h)L50操作液气比：厂20.0;'N', ?；-K 0.06383-0.0006383〃- =—； = =0.891最小液气比：业HX「X，0.063S30.92.50.S91-2.806(3)吸收因数法：S=mV/L=0.9/2.5=0.36Ng=1勺《01中-整+S]i-s工匚发皿（1河爆^。物=6.578%---^--0.699%6.578m（4）改变压力可影响传质系数及相平衡常数m,从而影响N℃。压力增加一倍后:V 1 pHoa x-=>j£-=l2-KyaP P'H/=0.5s，=Fr=018 —In］。-0.18)「⑶S'+0.13=5377所以1-0.1SL 0.00063S3 Jh'= -0.35x5.377-1.SSmh'/h=1.88/4.6=0.40911在常压下逆流操作的填料吸收塔中，用纯溶剂吸收混合气体中的溶质组分，入塔气体流量为1120m3/h（标准状况）,入塔气体中溶质的浓度为5%（体积），吸收率为90%,操作条件下的气液平衡关系为Y*=1.5X,液气比为L/V=3,体积传质系数Ky（x=lOOkmol/mz-h（AY）,塔径为0.8m。试求（1）出塔液体浓度Xi；（2）所需填料层高度Z。［武汉理工大学2008研］H20E=--XI1-5%)=47.5kmol/h解:(1)入塔惰性气体的流率 22.4 ' '解:进出塔气相浓度上5%进出塔气相浓度上5%-0-5263,K-r；(1-«>)-0.05263£ 1而「为 3'所以为=0.15189（2）塔高为Z=H”-V=、.-K0.5263-0.05263•=" =0.5263—1.5XT" 0.5263-1%其中传质单元数 ln——=0.9455mV=0.9455mMnn~ = 传质单元高度一马g22.4x100x^x0.4-所以Z=3224m。

12用清水作吸收剂，采用常压填料吸收塔中去除空气中的NH”填料层高度4m,已知回收率n=98%,进塔气体浓度为丫产5%(体积分率)，气相质量流率为750kg/(mz.h),进塔水量为lOOOkg/o/.h),尸0.92x,KaocW45",(W为气体的质量流率)，若将操作条件分别作下列变动，但维持吸收率不变，试计算所需填料层高度有何变化？(1)将水的用量增加一倍；(2)将气体质量流率增加一倍。(已知M”=29)［南京工业大学2008研］解：(1)气相出口浓度1-0.98)=0.001L=1000/18=55.556kmol/(m^-h)G=750/(28x0.95+17x0.05)=26.408kmol/(rn2-h)052x26.408-, , -0.437线+。437解吸因数S=l/A=mG/L=5线+。437—：—In11-0.437)1-0.437.ll-S)21+sll-S)21+sy：传质单元数为,Hg= - =0.6传质单元高度 Ng596当L'=2L时，S=[S=^=O219L-ln(1-S卢+s1=4.70In11-0.2191-^+02190.001=4.70H'=Hx、'og=0.671x4.70=3.15mH0G=—xW02J。，与L无关，所以Hg不变。H'=H'—'=0.671x2°-=0.77m(2)当W，=2W时，56Rf.w*Sn--S-2S-0.874WN"»—i—Inil-S')21+sw1-S, 於---ln；H-0.874)-^-+0.87-l=15.641-0.874L0.001JH'=H&-N&=0.77xl5.64=12.Mm13利用原有旧塔，以稀硫酸为溶剂吸收空气与氨混合气体中的氨，混合气中氨的初始含量为0.05(摩尔分数)，摩尔流率为0.02kmol/(m”)，要求氨的回收率不低于95%,塔底液体中的氨含量不低于0.02,因存在快速不可逆化学反应，相平衡常数m为零。开工后，发现两相逆流接触时，氨的回收率只有80%,而采用溶剂再循环流程，循环量与新鲜溶剂相同，可同时满足气、液两相的含量要求。已知塔内填料层高度为6m,试求两流程的体积传质系数KYa各为多少？［武汉理工大学2009研］解：Yi=0.05,丫2=0.0025,Xi=0.02VY1=—^2—=0.42逆流接触时：YJ=0.05,丫2,=0.01,LX-Y：nXJ=1(YJ-Y：'尸0068V'X, , ,oK'ya-—=2.07x10":kmol(疝。Y,10.05-0.01逆流时:Y—:'HYJ=L61vxfk1H・8循环时： Y~h~V-Y002x31Y［一\:1n种 a , -=9.986x10*3Atmo/ ,第3章蒸储3.1复习笔记一、概述蒸储分离的依据是通过加热液体混合物建立两相体系，利用溶液中各组分挥发度的差异实现组分的分离或提纯的目的。其中，较易挥发的组分称为易挥发组分或轻组分；较难挥发的组分称为难挥发组分或重组分。1蒸锵过程的分类（1）按蒸储方式分类①平衡（闪急）蒸馈；②简单蒸储；③精微；④特殊精储。（2）按操作压力分类①加压蒸馈；②常压蒸馈；③真空蒸馈。（3）按被分离混合物中组分的数目分类①两组分精储；②多组分精微。（4）按操作流程分类①间歇蒸馆；②连续蒸储。2蒸储分离的特点（1）通过蒸储操作，可以直接获得所需要的产品。（2）蒸储分离的适用范围广泛，它不仅可以分离液体混合物，而且可以通过改变操作压力使常温常压下呈气态或固态的混合物在液化后得以分离。（3）蒸储是通过对混合液加热建立气液两相体系的，气相还需要再冷凝液化，因此需要消耗大量的能量（包括加热介质和冷却介质）。二、两组分溶液的汽液平衡理想物系是指液相和气相应符合以下条件：①液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；②气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律。当总压不太高（一般不高于10"kPa）时气相可视为理想气体。1相律F=C-，+2相律是描述相平衡的基本规律，它表示平衡体系中的自由度数、相数及独立组分数的关系,F——自由度数；C一一独立组分数；① 相数；2一一影响物系平衡状态的外界因素只有温度和压力这两个条件。2汽液平衡的函数关系（1）利用饱和蒸汽压计算气液平衡关系户一而泡点方程：表示汽液平衡时液相组成与平衡温度之间的关系。>A/>Ap芯F露点方程：表示平衡时气相组成与平衡温度之间关系。（2）用相对挥发度表示的气液平衡关系相对挥发度是指易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。对于理想物系:一以姬〃）一以上H° VbNaa*对理想溶液:_axy-14-(a-l)x汽液平衡方程:若a>l,表示组分A较B容易挥发，a值偏离1的程度愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。若a=l,气相组成与液相组成相同，不能用普通蒸储方法加以分离，要采用特殊精馆或其他分离方法。3两组分理想溶液的汽液平衡相图(1)温度-组成(t-x-y)图图3-1t-x-y图B点所在的区域：过热蒸汽区H所在的线：露点线J所在的线：泡点线HJ之间的区域：气液共存区A点所在的区域：液相区气、液两相呈平衡状态时，气、液两相的温度相同，但气相组成大于液相组成。若气、液两相组成相同，则气相的露点温度总是大于液相的泡点温度。(2)气相-液相组成(x-y)图(在恒定压力下测得)曲线表示液相组成和与之平衡的气相组成间的关系。平衡线位于对角线上方，平衡线偏离对角线愈远，表示该溶液愈易分离。苯-甲苯混合液的x-y图如图3-2所示。0 0.20.40.60.81.0图3-2苯-甲苯混合液的x-y图三、平衡蒸馆与简单蒸馈1平衡蒸储平衡蒸馈：一种连续、稳态的单级蒸馈操作，又称闪急蒸储。图3-3平衡蒸僧装置简图1-加热器；2-节流阀；3-分离器2简单蒸储简单蒸偶：一种间歇、单级蒸馈操作，又称微分蒸馈。原“液TX>_=:.巴—N图3-4简单蒸储装置1-蒸储釜；2-冷凝器；3-接收器四、精福原理和流程1精储原理多次且同时部分汽化、部分冷凝使混合液分离。（1）部分汽化：使难挥发组分在液相中提浓。（2）部分冷凝：使易挥发组分在汽相中提浓。精储操作设备：精储塔。2精馈操作流程（1）板式精僧塔：塔体、塔板、溢流装置、冷凝器（塔顶）、再沸器（塔底）。全塔气液逆流，每块塔板汽液错流。（2）碳板：遇冷部分冷凝，难挥发组分较易进入液相；块板：遇热部分汽化，易挥发组分较易进入汽相。（塔板从上到下数值依次增大）再>毛>毛.一〉不>1>>,2>>3■■>>,.（3）回流：向塔内提供液相，平衡塔内浓度；（4）再沸器（蒸储釜）：向塔内提供汽相，稳定浓度分布；（5）进料版：将原料液加入的那层塔板，属提储段；（6）精储段：进料板以上；提馈段：进料板以下。五、两组分连续精储的计算1理论板的概念及恒摩尔流假定（1）理论板的概念理论板是指离开这种板的气液两相组成上互成平衡，温度相等的理想化塔板。前提条件是气液两相皆充分混合、各自组成均匀、塔板上不存在传热传质过程的阻力。操作关系是指1+1与X”之间的关系，是由精储操作条件所决定的。（2）恒摩尔流假定①恒摩尔气流恒摩尔气流是指在精储塔内，从精储段或提储段每层塔板上升的气相摩尔流量各自相等，即精储段Vi=Vz=V3=...=V=常数提福段V'1=V'2=V'3=...=V'=常数但两段上升的气相摩尔流量不一定相等。②恒摩尔液流恒摩尔液流是指在精储塔内，从精谓段或提馈段每层塔板下降的液相摩尔流量分别相等,即精馀段L|=L2=L3=...=L=常数提馄段L'1=L'2=L'3=…=L'=常数但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。2物料衡算和操作线方程（1）全塔物料衡算总物料衡算F=D+W易挥发组分衡算FXf=DXd+WXwF 原料液流量，kmol/h或kmol/s；D 塔顶馈出液流量，kmol/h或kmol/s；W——塔底釜残液流量，kmol/h或kmol/s；Xf——原料液中易挥发组分的摩尔分数；Xd——微出液中易挥发组分的摩尔分数；Xw——釜残液中易挥发组分的摩尔分数。馈出液的采出率D_"一八FxD-xw塔顶易挥发组分的回收率:»a二七」X100%'rXfDxn<Fxr或9/尸&号/文规定分离要求时，应满足（2）操作线方程操作线方程是指由任意板下降液相组成X”及由其下一层板上升的蒸气组成y”】之间关系的方程。①精储段操作线方程V=L+D总物料衡算Vy.+i=5+加0易挥发组分衡算X,,一一精储段中第n层板下降液相中易挥发组分的摩尔分数；y„+1一一精微段第n+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分数。得_L,D—qxn十m/口R.I州+尸肝产+秆1工"R——回流比，r=I5o物理意义：表示在一定操作条件下，精储段内自任意第n层板下降的液相组成X”与其相邻的下一层板（第n+1层板）上升气相组成之间的关系。该式在x-y直角坐标图上为直线，其斜率为R/（R+1）,截距为X”（R+l）o②提储段操作线方程总物料衡算L'=V'+W心二=丫'，+|+Wiw易挥发组分衡算一一提馆段第m层板下降液相中易挥发组分的摩尔分数；一一提储段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分数。得，_L',_W，L，，W-[:一『IL"-W11"表示在一定操作条件下，提储段内自第m层板下降液相组成Z1与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸气组成之间的关系。3进料热状况的影响（1）加料板的物料及热量衡算F