化工原理下册概念复习第五章气体吸收气体吸收操作的主要目的是分离气体混合物的组分。

气体吸收是气体溶解于液体的过程。

解吸操作中溶质气体的转移方向是自液相至气相。

吸收↔解吸对一定的气、液体系，温度升高，气体溶解度减小。

↑tp有利于吸收↓p有利于解吸↑↓t五、溶剂的选择p229吸收操作对吸收剂的要求是对欲吸收的溶质气体的溶解度大，选择性好，溶解度随温度改变的变化大，挥发度小，无毒，价廉易得。

5.2气液相平衡亨利定律稀溶液p*=Exp*=c/Hy*=mxm=E/P如总压1atm（绝压），20℃的空气与水长期接触，则水中O2的摩尔分数x=5.24×10-6，E=4.01×104atm，空气中O2的摩尔分数y= 0.21 如含有79％（体积）N2的空气与水接触，温度为25℃，总压为100kP a，查得亨利系数E＝8.76×105kP a,则液相中N2的平衡浓度C*＝5.01×10-4 kmol/m 3。

5.2.2 相平衡与吸收过程的关系（y －y *）以气相浓度差表示的吸收推动力；若相平衡常数为m ，塔内某截面的气液相含易溶组分的摩尔分数为y 及x ，当以y-y*表示总推动力，y*= mx 。

（x *-x ）以液相浓度差表示的吸收推动力。

对塔内任一气液浓度分别为y,x 的截面，相际传质推动力为(x*-x)，x*＝y/m5.3 分子扩散费克定律T 、P 一定的一维定态:dZ dC D J AAB A -= 对于二元物系，设A 为溶质气体，B 为惰气，二者摩尔浓度之和为常量，C A ＋C B ＝恒值，则分子扩散系数D AB 与D BA 的关系是D AB =D BA ，由费克定律算出A 与B 的分子扩散速率J A 与J B 。

二者关系是A J = B J 。

非电解质稀溶液，液相分子扩散系数DAB 与绝对温度的1次方成正比对非电解质稀溶液，液相分子扩散系数D 与黏度μ的1次方成反比。

气体分子扩散系数p T D AB/5.1∝5.3.2 分子扩散传质速率一、 等分子反向扩散等摩尔相向扩散体现在气体解吸操作中二、分子扩散单向传质1主体流动吸收中分子扩散单向传质的物质扩散过程须考虑“主体流动”。

在分子扩散的气体吸收过程中，除了有溶质气体A分子与惰气B分子的等摩尔相向扩散外，尚存在着气相的主体流动。

漂流因子:气体吸收过程中，由于有主体流动，溶质气体的传质速率须考虑“漂流因子”。

“漂流因子”值恒大于1。

当气相中溶质气体的浓度愈高则“漂流因子”的值愈大。

在分子扩散的气体吸收过程中，按费克定律算得的A的分子扩散速率为JA，实际A的传质速率为N A,二者关系是N A>J A5.4.2 对流传质理论一、双膜理论双膜论的要点是①在紧邻气液界面的两侧，流体均为层流②可把层流层适当延伸，使湍流、过渡流的传质阻力折合为当量的层流传质阻力，倂入原层流层，形成“有效层流膜” ③过程定态双膜论假设气液两相接触且流动时，在界面两侧均存在着层流，这一论点已被实验否定5.4.4 总传质系数N A=K y(y-y*)1/K y =1/k y+m/k x1/K y :两膜总阻力1/k y ：气膜阻力m/k x ：液膜阻力易溶气体气膜控制：K y ≈k yN A =K x (x *-x)1/K x =1/mk y +1/k x1/K x :两膜总阻力1/mk y ：气膜阻力1/k x ：液膜阻力难溶气体液膜控制：K x ≈k x必须知道k y 、k x 及m ，才能判断某吸收过程属气相或液相控制。

如ky ＝0.013kmol/(s.m 2)，kx=0.026 kmol/(s.m 2),相平衡常数m=100,则气相阻力占总阻力的多少?（1/k y ）/（1/K y ）=1.96％5.5低浓度气体吸收低浓度气体吸收的特点是全塔L 、V 不变，等温，y k 、xk 不变。

5.5.3 物料衡算一、 全塔物料衡算G(y 1-y 2)=L(x 1-x 2)溶质吸收率：η=( y 1-y 2)/y 1二、 操作线方程逆流：G(y-y 2)=L(x-x 2)y=L/G (x 1-x 2)+ y 2 直线三、 吸收剂用量的确定(L/G)min ＝(y 1-y 2)/(x 1*-x 2)5.5.4 填料层高度计算一、 气膜控制体系 ⎰-=12*y y y y y dy a K G H H OG =G/K y a 气相总传质单元高度，单位m k ya 的单位是 kmol/(s.m 3)⎰-=12*y y OG y y dy N 气相总传质单元数，无因此 H=H OG *N OG二、 液膜控制体系⎰-=12*x x x xx dx a K L H H OL =L/K x a 液相总传质单元高度，单位m⎰-=12*x x OL x x dx N 液相总传质单元数，无因次 H=H OL *N OL5.5.6 传质单元数的计算一、对数平均推动力法p248m OG yy y N ∆-=21 *22*11*22*112121ln )()(ln y y y y y y y y y y y y y m-----=∆∆∆-∆=∆ 二、吸收因数法（解析法）1/A=mG/L=m/(L/G)解吸因数A=L/mG=(L/G)/m 吸收因数∴逆流填料解吸塔，A ＝L/(mG)>1，当填料层无限增高，其它条件不变，则气液在塔顶平衡气液逆流解吸塔，A ＝L/(mG)<1,若填料层无限高，其它操作条件不变，则气液在塔底平衡5.5.7 吸收塔的设计型计算三、吸收塔的操作及调节1）某逆流吸收塔气液流量及进口浓度均不变，操作温度下降，则出塔气体浓度y2将下降。

2）逆流吸收塔，气相控制，当液、气摩尔流量L 、G 按原来比例同时增大，气液进塔浓度不变，其它操作条件不变，则出塔气体浓度y2升高3)气液逆流填料塔吸收，液相控制，液、气摩尔流量不变，只有进塔气体浓度y1增加，其它操作条件不变，则出塔气相浓度y2增大第六章 液体蒸馏蒸馏分离的依据是不同组分的挥发能力有差异。

6.1.1蒸馏概述相对挥发度αABαAB =νA /νB汽相为理想气体αAB =(y A /y B )/ (x A /x B )相对挥发度AB α＝)]1/([)]1/([x x y y -- 。

y A =αx A /[1+(α-1)x A ]相平衡方程6.2双组分溶液的汽液相平衡拉乌尔定律p A =p 0A x Ax A =(P-p 0B )/(p 0A - p 0B )泡点方程：描述平衡时温度与汽相组成的关系 y A = p A /P= p 0A x A /P=(p 0A /P)[(P-p 0B )/(p 0A - p 0B )]露点方程：描述平衡时温度与液相组成的关系6.4 精馏6.4.1、精馏过程一． 精馏流程和原理2 全塔物料衡算连续定态过程总物料：F=D+W轻组分：Fz f =Dx D +Wx W用连续精馏塔处理含苯30％ (均为摩尔百分数，下同)的混合液。

要求馏出液含苯95％，残液含苯1.5％且馏出液流量为10kmol/h残液流量W=22.81kmol/h2 操作线方程对板式塔精馏操作，操作线表示任一塔板同一侧的汽、液组成（摩尔分数）y 与x 的数量关系。

（1） 精馏段操作线方程精馏段操作线是对包括冷凝器在内的任意精馏塔段作易挥发组分的物料衡算导出的。

Dn n X V D X V L y )/()/(1+=+ 回流比R=L/DL=RD V=(R+1)D（2）提馏段操作线方程y’n= (L’/V’)x’n-1–(W/V’)x W 4 加料板过程分析(1)加料的热状态冷进料：t <t泡点q>1泡点进料：t＝t泡点q=1汽液混合进料：t泡点<t<t露点0<q<1饱和蒸汽进料：t＝t露点q=0过热蒸汽进料：t>t露点q<0q＝(I-i f)/(I-i)L’=L+qF=RD+qFV’=V+(q-1)F饱和蒸汽加料，以L、L’分别表示精馏段与提馏段的液相摩尔流量，则L’=Lq线方程：两条操作线交点的轨迹p282y=qx/(q-1)-z f/(q-1)二元物系精馏操作，当全塔只分精馏段与提馏段两段，进料的q线的几何意义当Z f,q已定，任取一组（X D,X w）值，在改变回流比时，两操作线交点的轨迹就是进料的q线。

q线的斜率q/(q-1)5 理论板和板效率(1)理论板精馏操作的理论板概念的应用范围是不论是否加料、出料的板均可用在精馏操作中，蒸馏釜（再沸器）相当于1块理论板(2)板效率p3471) 总板效率E=N T /N2)默弗里单板效率定义：汽相单板效率对第n 块塔板气相默弗里效率E m,V =(1+-n n y y )/(*n y -1+n y )，其中*n y 是与x n 平衡的气相浓度液相单板效率液相默弗里效率E m,L =(x n-1-x n )/(x n-1-x n *).式中*n x 是与y n 平衡的液相浓度。

6 塔高板式塔：有效高度Z ＝(N-1)H TH T :板间距填料塔：有效高度ZZ ＝理论板数×等板高度等板高度HETP ：相当于一层理论板的填料层高度p3246.4.2 基本型精馏塔的设计型计算p2841） 全回流与最少理论板数全回流特点D=0,W=0,F=0，L=V 。

∴R=L/D=∞R/ (R+1)=1精馏段操作线、提馏段成直线、对角线三线重合 操作线为：y n+1=x ny n =αx n /[1+(α-1)x n ]全回流操作α＝3.0，y n =0.40,则y n-1=0.667若已知x n＝0.30，则y n-1=0.7232)最小回流比R min定义：p286 N T＝∞y=αx/[1+(α-1)x]y=qx/(q-1)-z f/(q-1)→（x e,y e）6.4.3基本型精馏塔的操作型计算精馏塔加料板位置从最佳加料板位置上移上一块，维持D/W不变，X D会减少若降低操作压强，其它操作条件不变，x D会增大若饱和液体加料改为过冷液体加料，则X D增大若回流比R加大，则x D增大6.4.4双组分精馏的其它类型一．塔顶部分冷凝精馏操作中，塔顶全凝器与分凝器二者中，分凝器起一块理论板的作用。

因为分凝器：汽液平衡，相当于一块理论板。

带分凝器的精馏塔，其精馏段操作线方程是由物料衡算导出的，其控制体包括精馏段上部，分凝器及全凝器二．冷液回流R/R’=L/L0=q R精馏操作中，若塔顶采用全凝器且过冷液回流，回流液q R>1,则精馏段液相流量L为回流的液相流量L R的q R倍，L与L R的单位都是kmol/s间歇精馏有哪两种典型的操作类型有恒X D与恒R两种。