化工原理總結與復習

-1-22-1-22三、總結與復習第一章流體力學與應用流體靜力學基本方程式p=p+pg(z-z)或p=p+pgh21120注意:1、應用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強的表示方法：絕壓一大氣壓二表壓表壓常由壓強表來測量；大氣壓一絕壓=真空度真空度常由真空表來測量。3、壓強單位的換算：1atm=760mmHg===cm2=4、應用：水平管路上兩點間壓強差與U型管壓差計讀數(shù)R的關系：p1-p2=(pA-p)gR處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時靜止、連續(xù)和同一種液體。二、定態(tài)流動系統(tǒng)的連續(xù)性方程式物料衡算式p豐常數(shù)Aw=uAp=uAp=s111222-uAp一常數(shù)p=常數(shù)AV—uA—uA—-s1122—uA—常數(shù)p=常數(shù),A圓形管中流動u/u12—A/A—d2/d2212.1三、定態(tài)流動的柏努利方程式----能量衡算式1kg流體：gZ1+d+丄+We—gZ2+d+H+2wf1p22p2f[J/kg]討論點：1、流體的流動滿足連續(xù)性假設。P

gZ+—P

gZ+—+

1pu2gZ2u222、理想流體，無外功輸入時，機械能守恒式:3、可壓縮流體，當Ap/p<20%，仍可用上式，且P=P。1m4、注意運用柏努利方程式解題時的一般步驟，截面與基準面選取的原則5、流體密度P的計算：理想氣體P=PM/RT混合氣體p二px+px+???+pxm1v12v2nvn1混合液體x=—w1x-+—w2x+.…+—wnpmpmp2pn上式中：x----體積分率；x----質(zhì)量分率。viwi6、gz,U2/2,p/P三項表示流體本身具有的能量，即位能、動能和靜壓能。Ew為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失。W為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體fe輸送設備重要參數(shù)。輸送設備有效功率N=W?q,軸功率N=N/n(W)eeme7、1N流體,ApAu2H—AZ+A++HePg2gf[m](壓頭)1m3流體Wp—pgh+Ap+Au+pEhe2f[p]a而Ap—pEh,ff四、柏努利式中的EhfI．流動類型：1、雷諾準數(shù)Re及流型Re二dup/u二du/v,口為動力粘度，單位為［Pa?S］；v=u/p為運動粘度，單位［m2/s］。層流:ReW2000,湍流:Re±4000；2000<Re<4000為不穩(wěn)定過渡區(qū)。2、牛頓粘性定律t=u(du/dy)氣體的粘度隨溫度升高而增加，液體的粘度隨溫度升高而降低。3、流型的比較：①質(zhì)點的運動方式；速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。阻力，層流：粘度內(nèi)摩擦力，湍流：粘度內(nèi)摩擦力+湍流切應力。II．流體在管內(nèi)流動時的阻力損失

工h=h+h'[J/kg]fff1、直管阻力損失hh二九比二竺范寧公式（層流、湍流均適用）.ffd2p層流：九=f（Re）即九=或h=哈根一泊稷葉公式。Refpd2湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)）：X=f（R,-）；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)）：ed九=f（打），具體的定性關系參見摩擦因數(shù)圖，并定量分析hf與u之間的關系。推廣到非圓型管d推廣到非圓型管d=de4x流通截面積

潤濕周邊長注：不能用d來計算截面積、流速等物理量。e2、局部阻力損失hf2、局部阻力損失hf①阻力系數(shù)法，件丸寧「1-0匚=0.5c②當量長度法，h'=九口fd2注意：截面取管出口內(nèi)外側，對動能項及出口阻力損失項的計算有所不同。當管徑不變時，"f=（九竺二2+巫）u2d2流體在變徑管中作穩(wěn)定流動，在管徑縮小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作穩(wěn)定流動流體由于流動而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長不變。流體流動時的摩擦阻力損失h所損失的是機械能中的靜壓能項。完全湍流（阻力f平方區(qū)）時，粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù)值只取決于相對粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通過一管道流向壓力恒定的反應器，當管道上的閥門開度減小時，水流量將減小，摩擦系數(shù)增大，管道總阻力不變。五、管路計算并聯(lián)管路：1、V二V+V+V1232、Eh=》h—Eh=》h各支路阻力損失相等。fflf2f3即并聯(lián)管路的特點是：(1)并聯(lián)管段的壓強降相等;(2)主管流量等于并聯(lián)的各管段流量之和;(3)并聯(lián)各管段中管子長、直徑小的管段通過的流量小。II?分支管路：1、V—V+V+V1232、分支點處至各支管終了時的總機械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測量中的運用1、畢托管用來測量管道中流體的點速度。2、孔板流量計為定截面變壓差流量計，用來測量管道中流體的流量。隨著R增大其孔流系數(shù)C先減小，后保持為定值。e03、轉子流量計為定壓差變截面流量計。注意：轉子流量計的校正。測流體流量時，隨流量增加孔板流量計兩側壓差值將增加，若改用轉子流量計，隨流量增加轉子兩側壓差值將不變。第二章流體輸送機械---離心泵一、工作原理基本部件：葉輪（6~12片后彎葉片）;泵殼（蝸殼）（集液和能量轉換裝置）;軸封裝置（填料函、機械端面密封）。原理：借助高速旋轉的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無自吸能力，因此在啟動前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則將發(fā)生“氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應檢查進口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特性曲線1、壓頭H,又稱揚程H=AZ+攵+HPgf2、有效功率N=W①=HgQp軸功率N=HQP（kw）ees102耳3、離心泵的特性曲線通常包括H-Q,N-Q,n-Q曲線，這些曲線表示在一定轉速下輸送某種特定的液體時泵的性能。由N-Q線上可看出：Q=0時，N=N.，所以啟動泵和停泵都應關閉泵的出口閥。min離心泵特性曲線測定實驗，泵啟動后出水管不出水，而泵進口處真空表指示真空度很高，可能出現(xiàn)的故障原因是吸入管路堵塞。若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭減小，流量減小，效率減小，軸功率增大。三、離心泵的工作點1、泵在管路中的工作點為離心泵特性曲線（H-Q）與管路特性曲線（H-Q）的交點。管路特性曲線為：H二K+BQ2。eeee2、工作點的調(diào)節(jié)：既可改變H-Q來實現(xiàn)，又可通過改變H-Q來實現(xiàn)。ee具體措施有改變閥門的開度，改變泵的轉速，葉輪的直徑及泵的串、并聯(lián)操作。離心泵的流量調(diào)節(jié)閥安裝在離心泵的出口管路上，開大該閥門后，真空表讀數(shù)增大，壓力表讀數(shù)減小，泵的揚程將減小，軸功率將增大。兩臺同樣的離心泵并聯(lián)壓頭不變而流量加倍，串聯(lián)則流量不變壓頭加倍。四、離心泵的安裝高度Hg為避免氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度WHg，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。Hg二H'-住-HH'為操作條件下的允許吸上真空度，ms2gf0-1sH為吸入管路的壓頭損失，m。f0-1Hg二匕一紅-Ah-HAh允許氣蝕余量，mPgf0-1P液面上方壓強，Pa；p操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。av離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時會發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。第四章傳熱及傳熱設備傳熱是由于溫度差引起的能量轉移，又稱熱傳遞。由熱力學第二定律可知，凡是有溫度差存在時，就必然發(fā)生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據(jù)傳熱機理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導（導熱）、熱對流（對流）和熱輻射。熱傳導是物體各部分之間不發(fā)生相對位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運動而引起的熱量傳遞；熱對流是流體各部分之間發(fā)生相對位移所引起的熱傳遞過程（包括由流體中各處的溫度不同引起的自然對流和由外力所致的質(zhì)點的強制運動引起的強制對流），流體流過固體表面時發(fā)生的對流和熱傳導聯(lián)合作用的傳熱過程稱為對流傳熱（給熱）;熱輻射是因熱的原因而產(chǎn)生的電磁波在空間的傳遞。任何物體只要在絕對零度以上，都能發(fā)射輻射能，只是在高溫時，熱輻射才能成為主要的傳熱方式。傳熱可依靠其中的一種方式或幾種方式同時進行。傳熱速率Q是指單位時間通過傳熱面的熱量（W）；熱通量q是指每單位面積的傳熱速率（W/m2）。一、熱傳導導熱基本方程傅立葉定律dQ=-九dS生dn入導熱系數(shù)，表征物質(zhì)導熱能力的大小，是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一，單位為W/（m?°C）。純金屬的導熱系數(shù)一般隨溫度升高而降低，氣體的導熱系數(shù)隨溫度升高而增大。式中負號表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。平壁的穩(wěn)定熱傳導單層平壁：多層（n層）平壁:公式表明導熱速率與導熱推動力（溫度差）成正比，與導熱熱阻（R）成反比。由多層等厚平壁構成的導熱壁面中所用材料的導熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側的溫差愈小,但導熱速率相同。阻愈小，其兩側的溫差愈小,但導熱速率相同。2.圓筒壁的穩(wěn)定熱傳導單層圓筒壁:當s/s212時，用對數(shù)平均值,當s/s212時，用對數(shù)平均值,At或q=12兀幾q—tj1In=ri即:1]Sln2S1當S/S21當S/S212時，用算術平均值,即:(S+S)/212多層（n層）圓筒壁:t—t—t.九Si=1imiQ=加（tiQ=加（ti—仁）一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當石棉泥受潮后,其保溫效果應降低，主在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應該將導熱系數(shù)小的材料包在內(nèi)層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對流傳熱對流傳熱基本方程牛頓冷卻定律Q=aSAta----對流傳熱系數(shù)，單位為：W/(m2?°C),在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對應。與對流傳熱有關的無因次數(shù)群(或準數(shù))表1準數(shù)的符號和意義準數(shù)名稱符號意義努塞爾特準數(shù)含有特定的傳熱膜系數(shù)a,表示對流傳熱的強度雷諾準數(shù)反映流體的流動狀態(tài)普蘭特準數(shù)反映流體物性對傳熱的影響格拉斯霍夫準Lnrhmp[十nH-rj右、|[\數(shù)反映因密度差而引起目然對流狀態(tài)流體在圓形直管中作強制湍流流動時的傳熱膜系數(shù)對氣體或低粘度的液體Nu二流體被加熱時,n二；液體被冷卻時，n=。定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑d。i定性溫度取流體進、出口溫度的算術平均值。應用范圍為Re10000，Pr=~160,(l/d)60。對流過程是流體和壁面之間的傳熱過程，定性溫度是指確定準數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個區(qū)域，它們是自然對流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產(chǎn)中的沸騰傳熱過程應維持在泡壯沸騰區(qū)操作。無相變的對流傳熱過程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內(nèi),減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動程度。引起自然對流傳熱的原因是系統(tǒng)內(nèi)部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動。用無因次準數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關參數(shù)的關系：無相變對流傳熱Nu=f(Re,Pr，Gr)自然對流傳熱Nu=f(Gr,Pr)強制對流傳熱Nu=f(Re,Pr)在兩流體的間壁換熱過程中，計算式Q=KSAt，式中At表示為兩流體溫度差的平均值;S表示為泛指傳熱面，與K相對應。在兩流體的間壁換熱過程中，計算式0=SAt，式中At二t-t或T-T；Swmmw表示為一側的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。水在管內(nèi)作湍流流動時，若使流速提高至原來的2倍，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的倍。若管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的X倍。(設條件改變后，仍在湍流范圍)三、間壁兩側流體的熱交換間壁兩側流體熱交換的傳熱速率方程式Q=KSAtm式中K為總傳熱系數(shù)，單位為：W/(m2?「C)；At為兩流體的平均溫度差，m對兩流體作并流或逆流時的換熱器而言，At—AtAt二12—mln(At/At)12當At/At<2時，At可取算術平均值即At=(At+At)/212mm12基于管外表面積S的總傳熱系數(shù)KoobSo九SbSo九S+RSo+iSwm四、換熱器間壁式換熱器有夾套式、蛇管式、套管式、列管式、板式、螺旋板式、板翅式等。提高間壁式換熱器傳熱系數(shù)的主要途徑是提高流體流速、增強人工擾動；防止結垢，及時清除污垢。消除列管換熱器溫差應力常用的方法有三種，即在殼體上加膨脹節(jié)，采用浮頭式結構或采用U型管式結構。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強流體的湍動程度以提高a。為提高冷凝器的冷凝效果，操作時要及時排除不凝氣和冷凝水。間壁換熱器管壁溫度t接近a大的一側的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接W近熱阻大的一側的a值。如在傳熱實驗中用飽和水蒸氣加熱空氣，總傳熱系數(shù)接近于空氣側的對流傳熱膜系數(shù)，而壁溫接近于水蒸氣側的溫度。對于間壁換熱器mCp(T-T)=mCp(t-t)=KSAt等式成立的條件是穩(wěn)定傳11122212m熱、無熱損失、無相變化。列管換熱器，在殼程設置折流擋板的目的是增大殼程流體的湍動程度，強化對流傳熱，提高a值，支撐管子。在確定列管換熱器冷熱流體的流徑時，一般來說，蒸汽走管外；易結垢的流體走管內(nèi)；高壓流體走管內(nèi)；有腐蝕性的流體走管內(nèi)；粘度大或流量小的流體走管外。第五章蒸餾利用各組分揮發(fā)度丕同j將液體混合物部分汽化而使混合物得到分離的單元操作稱為蒸餾。這種分離操作是通過液相和氣相之間的質(zhì)量傳遞過程來實現(xiàn)的。對于均相物系，必須造成一個兩相物系才能將均相混合物分離。蒸餾操作采用改變狀態(tài)參數(shù)的辦法（如加熱和冷卻）使混合物系內(nèi)部產(chǎn)生出第二個物相（氣相）；吸收操作中則采用從外界引入另一相物質(zhì)（吸收劑）的辦法形成兩相系統(tǒng)。一、兩組分溶液的氣液平衡1．拉烏爾定律理想溶液的氣液平衡關系遵循拉烏爾定律：P=p0Xp=p0X=p0（1—X）AAABBBBA根據(jù)道爾頓分壓定律：p=Py而P=p+pAAAB則兩組分理想物系的氣液相平衡關系：x=（P—p0）/（p0一p0）泡點方程ABABy=pox/P露點方程AAA對于任一理想溶液，利用一定溫度下純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可求得平衡的氣液相組成；反之，已知一相組成，可求得與之平衡的另一相組成和溫度（試差法）。2．用相對揮發(fā)度表示氣液平衡關系溶液中各組分的揮發(fā)度v可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分率來表示，即v=p/xv=p/xAAABBB溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比為相對揮發(fā)度。其表達式有：a二v/v二（p/x）/（p/x）二yx/yxABAABBABBA對于理想溶液：a二po/poAB氣液平衡方程：y=ax/[1+（a—1）x]A值的大小可用來判斷蒸餾分離的難易程度。a煎大，揮發(fā)度差異煎大，分離煎易；a=1時不能用普通精餾方法分離。3．氣液平衡相圖（1）溫度一組成（t-x-y）圖該圖由飽和蒸汽線（露點線）、飽和液體線（泡點線）組成，飽和液體線以下區(qū)域為液相區(qū)，飽和蒸汽線上方區(qū)域為過熱蒸汽區(qū)，兩曲線之間區(qū)域為氣液共存區(qū)。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度相同，但氣相組成大于液相組成：若氣液兩相組成相同，則氣相露點溫度大于液相泡點溫度。（2）x-y圖x-y圖表示液相組成x與之平衡的氣相組成y之間的關系曲線圖，平衡線位于對角線的上方。平衡線偏離對角線煎遠，表示該溶液煎易分離。總壓對寸平衡曲線影響不大。二、精餾原理精餾過程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進行的,精餾操作的依據(jù)是混合物中各組分揮發(fā)度的差異，實現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產(chǎn)生上升蒸汽。精餾塔中各級易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級降低：精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發(fā)組分濃度高于塔底，相應沸點較低：原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點較高。當塔板中離開的氣相與液相之間達到相平衡時，該塔板稱為理論板。精餾過程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔頂液相產(chǎn)品及保證由適宜的液相回流。三、兩組分連續(xù)精餾的計算1．全塔物料衡算總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分：Fx=Dx+WxFDW塔頂易揮發(fā)組分回收率：n=(Dx/Fx)xlOO%DDF塔底難揮發(fā)組分回收率：n=[W(1-x)/F(1-x)]x100%WWF2．精餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算：V=L+D易揮發(fā)組分：Vy二Lx+Dxn+1nD操作線方程：y=(L/V)x+(D/V)x=[R/(R+1)]x+[1/(R+1)]xn+1nDnD其中：R=L/D——回流比上式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成x與其相鄰的下一層板(第n+1層板)上升蒸汽相組成yN間的關系。在x一y坐n+1標上為直線，斜率為R/R+1,截距為x/R+1。~D3．提餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算：L'=V'+W易揮發(fā)組分：L'x'=V'y'+Wxmm+1W操作線方程：y'二(L'/V、)x'—(W/V')xm+1mW上式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降的液相組成x'm~與其相鄰的下一層板(第m+1層板)上升蒸汽相組成y'之間的關系。L'除與Lm+1有關外，還受進料量和進料熱狀況的影響。四、進料熱狀況參數(shù)實際操作中，加入精餾塔的原料液可能有五種熱狀況：(1)溫度低于泡點的冷液體；(2)泡點下的飽和液體；(3)溫度介于泡點和露點的氣液混合物；(4)露點下的飽和蒸汽；(5)溫度高于露點的過熱蒸汽。I-1將Ikmol進料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃縬=f沁I-1原料液的千摩爾汽化潛熱VL不同進料熱狀況下的q值進料熱狀況冷液體飽和液體氣液混合物飽和蒸汽過熱蒸汽q值>110~10<0對于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進料而言,q值等于進料中的液相分率。L'=L+qFV=V'—(q—1)Fq線方程(進料方程)為：y=[q/(q—1)]x—x/(q—1)F上式表示兩操作線交點的軌跡方程。塔底再沸器相當于一層理論板(氣液兩相平衡)，塔頂采用分凝器時，分凝器相當于一層理論板。由于冷液進料時提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進料較氣液混合物進料所需理論板數(shù)為少。五、回流比及其選擇(1)全回流R=L/D二*，操作線與對角線重合，操作線方程y=x，達到給定分離程度所nn-T需理論板層數(shù)最少為N。min最小回流比當回流比逐漸減小時，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近,為達到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達到恒濃區(qū)(夾緊區(qū))回流比最小，所需理論板無窮多。正常平衡線R=(x—y)/(y—x)minDqqq飽和液體進料時：x=xqF飽和蒸汽進料時：y=yqF不正常平衡線由a(x，y)或c(x，y)點向平衡線作切線，由切線斜率或截距求R。DDWWmin適宜回流比R=(~2)Rmin精餾設計中，當回流比增大時所需理論板數(shù)減少，同時蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量增加，操作費用相應增加，所需塔徑增大。精餾操作時，若F、D、x、q、R、加料板位置都不變，將塔頂泡點回流改為F冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成x變大。D精餾設計中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費和設備費的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。六、板效率和實際塔板數(shù)1．單板效率（默弗里效率）E=（y—y）/（y*—y）mVnn+1nn+1E=（x—x）/（x—x*）mLn-1nn-1n2．全塔效率E=（N/N）x100%TP精餾塔中第n-l,n,n+l塊理論板，y<y，t<t，y>x。n+1nn-1nnn-1精餾塔中第n-l,n,n+l塊實際板，x*<x，y*>y。nnnn如板式塔設計不合理或操作不當，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正常現(xiàn)象，使塔無法正常工作。負荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負荷上限和液相負荷下限。第六章吸收利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱為吸收?；旌蠚怏w中能夠溶解的組分稱為吸收質(zhì)或溶質(zhì)（A）；不被吸收的組分稱為惰性組分或載體（B）；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑（S）；吸收所得溶液為吸收液（S+A）；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。當氣相中溶質(zhì)的的實際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時，溶質(zhì)從氣相向液相轉移，發(fā)生吸收過程；反之當氣相中溶質(zhì)的的實際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時，溶質(zhì)從液相向氣相轉移，發(fā)生脫吸（解吸）過程。一、氣-液相平衡傳質(zhì)方向與傳質(zhì)極限平衡狀態(tài)下氣相中溶質(zhì)分壓稱為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質(zhì)濃度稱為平衡濃度或飽和濃度溶解度。對于同一種溶質(zhì)，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對吸收操作有利，升溫和減壓有利于脫吸操作。亨利定律：P*=ExE為亨利系數(shù)，單位為壓強單位，隨溫度升高而增大，難溶氣體（稀溶液）E很大，易溶氣體E很小。對理想溶液E為吸收質(zhì)的飽和蒸氣壓。p*=c/HH為溶解度系數(shù)，單位：kmol/（kN?m），H=P/（EM）,隨溫度升高而減小，難溶氣體H很小，易溶氣體H很大。Sy*二mx----m相平衡常數(shù)，無因次，m=E/P,m值愈大,氣體溶解度愈小；m隨溫度升高而增加，隨壓力增加而減小。Y*=mX當溶液濃度很低時大多采用該式計算。X=x/（l-x）;Y=y/（1-y）;x,y摩爾分率，X,Y摩爾比濃度二、傳質(zhì)理論傳質(zhì)速率分子擴散——憑借流體分子無規(guī)則熱運動傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。推動力為濃度

差，由菲克定律描述：J=-D(dC)/(dz)J--擴散通量，kmol/血?s)AABAAD--擴散系數(shù)AB渦流擴散——憑借流體質(zhì)點的湍動和旋渦傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。等分子反向擴散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)N等分子反向擴散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)N=D(p-p)/RTzAA1A2液相內(nèi)N=D'(c-c)/zAA1A2單相擴散傳質(zhì)速率：RTz?(單相擴散傳質(zhì)速率：RTz?(P/p)=k(p-p)BmGAAiAAAAAi液相內(nèi)N=D'A(c-c)/z?(C/c)二k(c-液相內(nèi)N=D'AAiASmLAiA其中P/p>1為漂流因數(shù)，反映總體流動對傳質(zhì)速率的影響。Bmp=(p-p)/ln(p/p)BmB2B1B2B1一般而言，雙組分等分子反向擴散體現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分通過另一組分的單相擴散體現(xiàn)在吸收單元操作中。氣相中，溫度升高物質(zhì)的擴散系數(shù)增大，壓強升高則擴散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴散系數(shù)降低。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論和表面更新理論。傳質(zhì)速率方程傳質(zhì)速率=傳質(zhì)推動力/傳質(zhì)阻力N=k(p-p)=k(c-c)=k(y-y)=k(x-x)GiLiyixiN=K(p-p*)=K(c*-c)=K(Y-Y*)=K(X*-X)GLYX注意傳質(zhì)系數(shù)與推動力相對應，即傳質(zhì)系數(shù)與推動力的范圍一致,傳質(zhì)系數(shù)的單位與推動力的單位一致。吸收系數(shù)之間的關系：1/K=1/k+1/HkGGL1/K=1/k+1/mk1/K=1/k+1/HkGGL1/K=1/k+1/mkXxyk=Pkk=CkyGxL1/K=1/k+H/kLLGK~PKK~CKYGXL1/K=1/k+m/kYyx氣膜控制與液膜控制的概念對于易溶氣體,H很大，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時K~k，這種情況稱為“氣膜控制”反之，對于難溶氣體，H很小，GG傳質(zhì)阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時K~k，這種情況LL稱為“液膜控制”三、物料衡算----操作線方程與液氣比全塔物料衡算：V(Y-Y)=L(X-X)逆流操作1212吸收操作線方程：Y=LX/V+(Y-LX/V)1--塔底，2--塔頂11吸收操作時塔內(nèi)任一截面上溶質(zhì)在氣相中的實際分壓總是高于與其接觸的液相平衡分壓，所以吸收操作線總是位于平衡線的上方。最小液氣比：(L/V)=(Y-Y)/(X*-X)液氣比即