1、1第六章 气体吸收一、基本知识1吸收的依据是。气体混合物中各组分在某种溶剂中溶解度的差异液体均相混合物中各组分挥发能力的差异液体均相混合物中各组分结晶能力不同液体均相混合物中各组分沸点不同2一个完整的工业吸收流程应包括。吸收部分 脱吸部分 吸收和脱吸部分 难以说明3. 吸收操作的作用是分离气体混合物 液体均相混合物互不相溶的液体混合物 气-液混合物4评价吸收溶剂的指标包括有。对混合气中被分离组分有较大溶解度，而对其他组分的溶解度要小，即选择性要高混合气中被分离组分在溶剂中的溶解度应对温度的变化比较敏感。溶剂的蒸气压、黏度要低，化学稳定性要好，此外还要满足价廉、易得、无毒、不易燃烧等经济和安全条
2、件5有关吸收操作的说法中正确的是。实际吸收过程常同时兼有净化与回收双重目的吸收是根据混合物中各组分在某种溶剂中溶解度的不同而达到分离的目的一个完整的吸收分离过程一般包括吸收和解吸两部分常用的解吸方法有升温、减压和吹气。其中升温与吹气特别是升温与吹气同时使用最为常见用吸收操作来分离气体混合物应解决下列三方面问题：a吸收剂的选择；b吸收剂的再生；c吸收设备据不同的分类方法，吸收可分为物理吸收和化学吸收；也可分为单组分吸收和多组分吸收；又可分为等温吸收和非等温吸收按气、液两相接触方式的不同，可将吸收设备分为级式接触与微分接触两大类6由二氧化碳、空气、水构成的气液平衡体系，若总压及温度选定，那么当空气
3、被视为不溶于水的惰性组分时，该体系的自由度数是。3 2 1 07下列关于分子扩散与分子热运动的比较与分析中不正确的是。没有分子热运动就不可能有分子扩散运动分子扩散与分子热运动都是一种无定向的运动分子扩散只能发生在非平衡体系无论体系平衡与否，分子热运动总是在进行8费克定律可以解答的问题为。分子热运动方向及其速度大小 分子扩散方向及其扩散系数大小分子扩散方向及其速率大小 扩散传质方向及其速率大小 29下列对扩散系数的理解和认识中不对的是。扩散系数不是物性参数，而是物系中物质的一种传递性质扩散系数与浓度场中的浓度梯度成正比 气相中物质的扩散系数因温度的增高而加大，因压强的增高而减少液相中物质的扩散系
4、数受浓度的影响显著10.关于亨利定律与拉乌尔定律的下述讨论中错误的是 亨利定律与拉乌尔定律都是关于理想溶液的气液平衡定律亨利定律与拉乌尔定律都适用于稀溶液的气液平衡亨利常数 E 越大，物质的溶解度越小温度越低，亨利常数 E 值越小11.在一符合亨利定律的气液平衡系统中，溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中的摩尔浓度的差值为正值 负值 零 不确定12.假设空气中的氧为溶质，氮为惰性气体，它们的体积比为 l：4，若视空气为理想气体，则氧在空气中的摩尔浓度 x、比摩尔浓度 X 以及比质量浓度 X/的大小顺序为。xt2 t 3t214.吸收过程的推动力为。浓度差 温度差 压力差 实际浓度与平衡浓度差15
5、.在吸收操作中，吸收塔某一截面上总推动力(以气相浓度差表示)为。 Y-Y Y -Y Y-Y i Y i-Y16.对某一气液平衡物系，在总压一定时，若温度升高，则其亨利系数 E 将。减小 增加 不变 不确定17.相平衡在吸收操作中的作用很重要，其应用主要是。判断吸收过程的方向，指明不平衡的气液两相接触时，溶质是被吸收，还是被脱吸。指明过程的极限，这是由气液相平衡是过程的极限决定的过程的推动力计算。这是因为吸收的推动力是以实际的气、液相组成与其平衡组成的偏离程度来表示的。实际组成偏离平衡组成越远，过程的推动力越大，过程速率也越快。18.吸收过程所发生的是被吸收组分的。 单向扩散 等分子反向扩散 主
6、体流动 分子扩散19.吸收操作时溶质从气相转入液相的过程主要有下列中的（ ）步骤组成。溶质从气相主体传递到两相界面在界面上溶质由气相转入液相，即在界面上的溶解过程溶质从界面传递到液相主体、两步属于相内的传质过程，而属于两相间的传质过程20.下列论断中正确的是。分子扩散是由于系统内某组分存在浓度差而引起的分子的微观的随机运动严格地讲，只要不满足等分子反方向的扩散条件，必然出现主体流动。3主体流动是由于分子扩散而产生的伴生运动双组分理想溶液的精馏过程可视为等分子反向扩散过程吸收过程所发生的是组分 A 的单向扩散，而不是等分子反向扩散21.有效膜理论的基本要点为。气液相间有一稳定的界面，界面两侧各有
7、一层静止的气膜和液膜，溶质以分子扩散方式通过此二膜界面上的气液两相呈平衡，即 pi=f(ci)膜以外的气液两相中心区无传质阻力，即浓度梯度(分压梯度)为零对具有自由相界面的系统，对于高度湍动的两流体间的传质过程，理论与实际情况不一致传质系数与扩散系数的 O.67 次方成正比22.溶质渗透理论的基本要点为 。液体在下降过程中每隔一定时间 0发生一次完全的混合，并使液体的浓度均匀化在 0时间内发生的是非定态的扩散过程在发生混合的最初瞬间，只有界面处的浓度处于平衡浓度，界面以外区域浓度均与主体浓度相同；界面处的浓度梯度最大，传质速率也最快传质系数与扩散系数的 0.5 次方成正比23.关于扩散传质中的
8、漂流因数概念，下列讨论中正确的是。漂流因数永远大于或等于 l漂流因数反映分子扩散速率对单向分子扩散传质速率之比漂流因数概念只适用于分子扩散传质过程，而不适用于对流扩散传质过程漂流因数概念只适用于气相扩散传质，而不适用于液相扩散传质24.表面更新理论的基本要点为。液体在下流过程中不断有液体从主体转为界面而暴露于气相中，从而大大强化了传质过程随时的表面更新使得深处的液体有机会直接与气体接触以接受溶质传质系数与扩散系数的 0.5 次方成正比25.下列论断中正确的是。对于氨溶于水的过程而言，吸收过程的阻力主要集中于气膜，称为气膜控制过程，要想提高其吸收速率，应设法增加气相的湍动程度对于 C02 溶于水
9、的过程而言，吸收过程的阻力主要集中于液膜，称为液膜控制过程，要想提高其吸收速率，应设法增加液相湍动程度一般情况下，对于中等溶解度的吸收过程，气膜阻力和液膜阻力均不可忽略，称为双膜控制吸收过程，要想提高其吸收速率，必须同时增加两相湍动程度吸收过程不论什么情况下都不存在控制步骤26.某相际传质过程为气膜控制，究其原因，甲认为是由于气膜传质速率小于液膜传质速率的缘故；乙认为是气膜传质推动力较小的缘故。正确的是。甲对 乙对 甲、乙都对 甲、乙都不对27.下列吸收操作中为液膜控制的传质过程为。用氢氧化钠溶液吸收二氧化碳气体 用水吸收氧气4用水吸收二氧化碳气体 用水吸收二氧化硫气体28.依据“双膜理论”
10、，下列判断中可以成立的是。可溶组分的溶解度小，吸收过程的速率为气膜控制可溶组分的亨利系数大，吸收过程的速率为液膜控制可溶组分的相平衡常数大，吸收过程的速率为气膜控制液相的黏度低，吸收过程的速率为液膜控制29.某溶质 A 在气液相中的溶解平衡遵循亨利定律，今以 Y9、Ce 分别表示 A 组分在气液两相中的浓度，以 Yi、ci 分别表示它在相界面的浓度，据相际传质的“双膜理论” ，下列关系成立的是瓦 3yi=常数(D 3dyci9：常数瓦 3yi=常数 3ayc-eg=常数30.根据双膜理论，当被吸收组分在液体中溶解度很小时，以液相浓度表示的传质总系数 KL大于液相传质分系数 kL 近似等于液相传
11、质分系数kL大于气相传质分系数 kG 近似等于气相传质分系数kG31.当进塔混合气中的溶质浓度不高(例如小于 5l0)时，称为低浓度气体(贫气)吸收，其特点为。气液两相在吸收塔内流量变化不大，即全塔内流体流动情况基本不变，故气膜传质系数和液膜传质系数在塔内基本不变，可视为常数由于全塔内溶质组成在涉及的范围内可视为稀溶液，平衡关系符合亨利定律，即相平衡常数 m 为定值，故在全塔内总传质系数可视为常数，或可取全塔的平均值因吸收量少，由溶解热面引起的液体温度的升高并不显著，故认为吸收过程是等温的，故可不作热量衡算因被吸收的溶质量很少。 ，流经全塔的混合气体流率与液体流率变化不大，可视为常量32.下列
12、论断中正确的是。塔高可看成传质单元数与传质单元高度的乘积，这只是变量的分离和合并，并无实质性的变化传质单元数所含的变量只与物质的相平衡以及进出口的浓度条件有关，与设备的型式和设备中的操作条件(如流速)等无关传质单元高度表示完成一个传质单元所需的塔高，是吸收设备效能高低的反映；它的数值变化数量级不像传质系数那样大，常用吸收设备的传质单元高度约为 0.15m1.5m传质单元数的大小反映了分离过程进行的难易传质单元高度所含的变量与设备型式、操作条件有关。它的大小反映吸收设备效能的优劣33.在某逆流操作的填料塔中，进行低浓度吸收，该过程可视为液膜控制。若入气量增加而其他条件不变，则液相总传质单元高度
13、H0L。增加 减小 不定 基本不变34.低浓度液膜控制系统的逆流吸收，在塔操作中若其他操作条件不变，而入口气量有所增加，则液相总传质单元数 N0L ，气相总传质单5元高度 HoG ，操作线斜率将 。增加 减少 基本不变 不变35.吸收塔的操作线是直线，主要基于 。物理吸收 化学吸收高浓度物理吸收 低浓度物理吸收 36.对于逆流接触分离过程，若被分离组分的相平衡关系和操作线均为直线，即相平衡关系：y e=mx；操作线：y 入 -y=(L/V) (x 出 -x)，则 (1)最小溶剂比(L/V) min下的吸收因数 Amin=(L/mV)min与该组分的回收率=(y 入 -y 出 )/(y 入 -m
14、x0)关系为。A min A minA min= A min=1/(2)这一关系式对板式塔和填料塔 。都适用 板式塔适用 填料塔适用(3)气相总传质单元高度 H0G和气相传质单元高度 HG及液相传质单元高度 HL的关系式为 。H OG=HG+HL/A H oG=HL+HG/AH oG=HG-HL/A H OG=HL-HG/A(4)气相传质单元数 NG和气相总传质单元数 N0G的关系式为 。N G/NoG=1+HL/AHG N G/NoG=1+HG/AHLN oG/NG=1+HL/AHG N oG/NG=1+NG/AHL37.设在一气液逆流接触的吸收塔内气体进入量为 V(mol/(m2S)，液体
15、进入量为 L(mol/(m2S)；气体进口浓度为 y1， ，出口浓度为 y2， ；液体进口浓度为 x2，出口浓度为 x1，(浓度均为摩尔分数)，塔内气体平衡关系符合亨利定律 y*=mx，则当解吸因数 mV/L=1 时，气相总传质单元数为 。N OG=(y1-mx2)/(y2-mx2)+1 N OG=(y2-mx2)/(y1-mx2)+1N OG=(y1-mx2)/(y2-mx2)-1 N OG=(y2-mx2)/(y1-mx2)-138.提高吸收塔的液气化，甲认为将增大逆流吸收过程的推动力；乙认为将增大并流吸收过程的推动力，正确的是 。甲对 乙对 甲、乙都不对 甲、乙都对39.据图 61，有人
16、做出以下三点判断：甲：该吸收操作在填料塔中进行。乙：气、液两相逆流接触。丙：若按 ac 操作线完成吸收，(x d-xc)则是塔顶以液相浓度表示的相际传质推动力。这些判断中正确的是 。甲、乙错误 甲、丙错误乙、丙错误 甲、乙、丙都不对6图 6140.据图 61，以下讨论中错误的是 (假定吸收剂、原料气、吸收尾气组成不变)。按们操作线完成吸收任务比按曲线要经济，因为吸收剂消耗少若对同一吸收设备，按 ac 操作线进行吸收比按 ab 操作线进行吸收，设备的生产能力要小些若对同一吸收设备，按 ac 操作线进行吸收比按 ab 操作线进行吸收，流体输送的能耗要小些对于相同的吸收任务，采用板式塔设备，按 ac
17、 操作线进行吸收比按cb 操作线进行吸收，所需的塔板数要多些41.当原料气、吸收剂的组成一定，尾气浓度亦如图 61 限定，假若吸收操作的液气比选 3：5，那么如图所示的吸收操作，完成液的浓度应是 。x a x b x c x d42.据图 61，若按 ab 操作线进行吸收，吸收因数等于 。3/5 1 5/3 5/243.据图 61，将按 ac 操作线进行的吸收过程改为按 ab 操作线进行，那么气相总传质单元数 N0G将会 。增大 减小 不变 无法判断44.若吸收剂的溶质浓度为零，完成液的浓度及原料气组成如图 61 所示，限定为 xb、y a，当取液气比等于 06 时，则据图可判定吸收尾气的浓度
18、大小为 。大于 ya 等于 ya 小于 ya 零45.在吸收操作中，下列各项数值的变化不影响吸收传质系数的是 。传质单元数的改变 传质单元高度的改变吸收塔结构尺寸的改变 吸收塔填料类型及尺寸的改变46.在吸收操作的设计计算中，吸收传质系数通常可以通过下列三种途径获得：A、采用相同过程，同型设备的生产实测数据。B、采用同类过程及设备的经验方程推算。C、据传质相似原理，采用相应的准数关联式求算。为保证设计计算的精确，应当 。优先考虑 C，其次为 B 优先考虑 B，其次为 C7优先考虑 B，其次为 A 优先考虑 A，其次为 B47.下列论断中正确的是 。填料塔为连续接触的气液传质设备，可应用于吸收、
19、蒸馏等分离过程填料塔的主要流体力学性能为气体通过填料层的压强降和液泛气速填料塔的主要附件有：a填料支承装置； b液体分布装置；c液体再分布装置；d除沫装置二、填空1亨利定律的表达式为 ；它适用于 。2气体的溶解度一般随温度的升高而 。3吸收操作中，压力 和温度 都可提高气体在液体中的溶解度，而有利于吸收操作。4对于脱吸过程而言，压力 和温度 都有利于过程的进行。5以分压差为推动力的总传质速率方程可表示为 NA=KG(pp*)，N A的单位为kmol/(m2s)，由此式可推知气相体积总传质系数 KGa的单位是 ，其中 a 代表 。6若 KG、k G、k L分别为气相总传质系数、气膜吸收系数和液膜
20、吸收系数，H 为亨利系数，则它们之间的关系式为 。7吸收总系数与分系数之间的关系可表示为：K L-l=kL-1+H/kG，若 KL近似等于kL，则该吸收过程为 控制。8吸收操作中，温度不变，压力增大，可使相平衡常数 ，传质推动力 。9假设气液界面没有传质阻力，故 pi与 ci的关系为 。如果液膜传质阻力远小于气膜的，则 KG与 kG的关系为 。在填料塔中，气速越大，K G越 ；扩散系数 D 越大，K G越 。10.(1)在实验室用水吸收空气中的 C02基本属于 控制，其气膜中的浓度梯度 (大于，等于，小于)液膜中的浓度梯度。气膜阻力 (大于，等于，小于)液膜阻力。(2)吸收塔操作时，若脱吸因数
21、 mV/L 增加，而气液进料组成不变，则溶质回收率将 (增加，减少，不变，不定)。11.在一逆流吸收塔中，若吸收剂入塔浓度下降，其他操作条件不变，此时该塔的吸收率 ，塔顶气体出口浓度 。12.漂流因数表示式为 ，它反映 的影响。当混合气体中组分 A 的浓度很低时，漂流因数 。当 A 浓度高时，漂流因数 。13.压力 ,温度 ,将有利于解吸的进行。吸收因数 A 表示 与( )之比，当 A1 时，增加塔高，吸收率 。14解吸时，溶质由 向 传递，在逆流操作的填料塔中，吸收因数 A= ，当 A1 时，若填料层高度 h=，则气液两相将在塔 达到平衡。15.在气体流量、气相进出口组成和液相进口组成不变时
22、，减少吸收剂用量，则传质推动力将 ，操作线将 ，设备费用将 。16.(1)在一个低浓度液膜控制的逆流吸收塔中，若其他操作条件不变，而液量与气量同时成比例增加，则：气体出口组成 ya ；液体出口组成 xb 8；回收率 将 。增加 减少 不变 不定(2)传质速率 NA等于分子扩散速率 JA的条件是 。单向扩散 双向扩散 静止或层流流动 湍流流动 定流过程 17.用水吸收空气中少量的氨。总气量 V、气温 t 及气体组成 Y1、Y 2(进出口)均不变，而进塔水温升高后，总传质单元数 N0G ；理论塔板 NT ；总传质单元高度 HoG ；最小液气比(L/G) min ；相平衡常数 m 。三、计算1某合成
23、氨厂变换气中含 C0227(体积)，其余为 N2、H 2、C0(可视作惰性气体)，含量分别为 18、52.4、2.6，C0 2对惰性气体的比摩尔分数为 ，比质量分数为 。O.37，1.74 1.74，0.37 1.37，O74 0.74，1.372由手册中查得稀氨水的密度为 09939，若 l00g 水中含氨 lg，其浓度为 kmol/m 3。0.99 0.85 0.58 0.29320时氨水浓度为 26(质量)，则氨的浓度为 kmol/m3；对水的比摩尔分数为 。13.77，0.37 0.37，13.77 O.77，13.0 1.77，1.374某混合气体中含 H2S2(摩尔)，混合气体的温
24、度为 20，操作压强为常压，在此条件下符合亨利定律，则 H2S 水溶液的 m 值为 ，100g 水中最多可溶解 H2S g。4.83l0 2，7.8210 -2 7.8210 -2，4.8310 26.0l0 2， 710 -2 6.8210 2，4.8310 -25温度为 20，压强为 l01.3kPa 的空气与水充分接触时，水中氧的溶解度为( )g(02)/m3(H20)(已知该条件下 02在水中的亨利系数E=4.06106kPa，空气中氧的体积分数为 21)。6在 507kPa 30下，水与 C02-空气混合气充分接触，测得 100g 水中溶解0.0132gC02，上方平衡 分压为 10
25、.14kPa，则相平衡常数 m= ，溶解度系数 H 为 。720时与 2.5S0 2水溶液成平衡时气相中 S02的分压为 Pa(已知E：O.24510 7pa)。1.01310 5 1.65 16.54 101.38某气体中氢的含量为 0.263(摩尔)，在 101.3kPa，293K 条件下用水进行吸收。已知氢溶解在水中的亨利系数 E=6.44l04kPa，则所得最大质量分数为 ( )。26.3 10.13 4.5910 -7 2.610 -79已知总压为 l atm，温度为 20，列出 H2溶解于水的平衡关系式：p*=f(x)，P*=f(c)，y*=f(x)分别为： 、 和 ，又若气相中H
26、2的分压为 200mmHg 时，E=6.83l0 4atm，则 l00kg 水中能溶解 kg 的H2。10.常压 20下稀氨水的相平衡方程为 y*=0.94x，今使含氨 5(摩尔)的含氨9混合气体和 x=0.1 的氨水接触，则发生 。吸收过程 脱吸过程 平衡过程 无法判断11.常压 20下稀氨水的相平衡方程为 y*=0.94x，今使含氨 10(摩尔)的混合气体和 x=0.05 的氨水接触，则发生 。脱吸过程 吸收过程 平衡状态 难以判断12.总压 1200kPa，温度 303K 下，含 C025.0(体积)的气体与含 C021.OgL 的水溶液相遇，则会发生 (吸收还是解吸)，以分压差表示的推
27、动力为 kPa。解吸 117.3kPa 吸收 117.3kPa 无法判断13.常压 25下，溶质 A 的分压为 0.054atm 的混合气体分别与以下溶液接触时，溶质 A 在二相间的转移方向各为：(1)溶质 A 浓度为 0.002mol/L 的水溶液 ，(2)溶质 A 浓度为 0.O01mol/L 的水溶液 ，(3)溶质 A 浓度为 0.003mol/L 的水溶液 。(4)若将总压增至 5atm，气相溶质 A 的摩尔分数仍保持原来数值，与溶质 A 的浓度为 0.003mol/L 的水溶液接触 。已知工作条件下，体系符合亨利定律。亨利系数 E=0.15104atm。14.某吸收塔用溶剂 B 吸收
28、混合气体中的 A 化合物。在塔的某一点，气相中 A 的分压为 0.21atm，液相中 A 的浓度为 l.0010-3kmol/m3，气液相之间的传质速率为 0.144kmol/(hm2)，气膜吸收系数为 kG=1.44kmol/(hm2atm)。实验证明系统服从亨利定律，当 pA=0.08atm 时，液相的平衡溶液浓度为l.0010-3kmol/m3。则：(1)kL= m/h；(2)k G= mol/(m2hatm)；(3)KL= m/h；(4)推动力 pA-pAi为 atm，CAi-CA为 kmol/m 3，PA-PA*为 atm，CA-CA为 kmol/m 3。15.某填料吸收塔在 1at
29、m 和 295K 下，用清水吸收氨-空气混合气中的氨，传质阻力可以认为集中在 lmm 厚的静止气膜中。在塔内某点上，氨的分压为6.6kPa/m2，水面上氨的平衡分压可以不计。已知氨在空气中的扩散系数为 0.236cm2S-1。 ，摩尔气体常数R=8.314kJ/(kmolK)，则该点上单位面积的传质速率为 kmol/(m 2h)。0.83 0.48 0.24 0.1216.用清水吸收混合气体中的 NH3，进入吸收塔的气体中含 NH36(体积)，吸收后离塔气体中含 NH30.4(体积)，溶液出口浓度(比摩尔分数)X 1=0.012，此系统的平衡关系为 Y=2.52X，则此吸收塔气体进、出口处的推
30、动力Y 1、Y2分别为 和 。0.0336，O.00401 0.00401，0.0336O.0135，O.00201 0.0201，O.013517.某逆流吸收塔用纯溶剂吸收混合气中易溶组分，设备高为无穷大，入塔y1=8(体积)，平衡关系 y=2x，则：(1)液气比为 2.5 时，吸收率= ；(2)液气比为 l.5 时，吸收率= 。18.在吸收塔某处，气相主体浓度 y=0.025，液相主体浓度 x=0.01，气相传质分10系数 ky=2kmol/(m2h)，气相总传质系数 Ky=1.5kmol/m2h，若平衡关系为 y=0.52，则该处气液界面上气相浓度 y 应为 。 O.02 O.Ol 0.
31、015 O.00519.某吸收塔中的气膜吸收系数 kG=0.27kmol/(m2hatm)，液膜吸收系数kL=0.42m/h，则及 K 分别为kmot(m2h)和kmol(m2h)。20.常压下，用清水吸收空气-氨混合气中的氨气。物系平衡关系符合亨定律溶解度系数 H=1.5kmol/(m3kPa)，气膜吸收系数 kG=2.7410-7kmol/(m2skPa)，液膜吸收系数 kL=0.25m/h，则该过程为 。气膜控制 液膜控制 双膜控制 无法判断21.常压 30用水吸收混合气体中的氨，操作条件下，气液平衡关系为y*=1.20x。已知气相传质分系数 ky=5.3110-4kmol/(m2s)，
32、液相传质分系数 kx=5.3310-4kmol/( m2s)，则过程为 。液膜控制 气膜控制 双膜控制 无法判断22.某吸收过程，已知气相传质分系数 ky=410-4kmol/(m2s)，液相传质分系数 ky=810-3kmol/(m2s)，由此可判断该过程为 。液膜控制 气膜控制 双膜控制 判断依据不足23.某气体在低浓度服从亨利定律的情况下被吸收，生成的溶液浓度也是很稀的，其气膜吸收系数 kG=0.lkmol/(m2hatm)，液膜吸收系数 kL=0.25m/h，溶解度系数 H=0.2kmol/(m3mmHg)，则该气体是属于 。难溶性气体 微溶性气体 易溶性气体24.在吸收操作中，若气相
33、体积传质分系数 kya=0.026kmol/(m3s)，液相体积传质分系数后，为 0.02kmol/(m3s)，相平衡常数 m 为 01，且 kya正比于V0.7(V 为气体流量)，若传质推动力用气相浓度差表示，则当气体流量增加一倍时，传质总阻力减少的百分数为 。25.用填料塔作气液吸收装置，20l 个大气压下，含 2.5(体积)氨的空气与水逆流接触通过填料塔作等温吸收，出口气体的氨含量为 0.02(体积)，不含氨的空气和水的质量流速分别为 V=3000k9/(hm2)，L=3000k9/(hm 2)，出口液的浓度是 (摩尔分数)。O.02 O.0156 O.0078 O.Ol26.有一填料塔
34、，处于稳定逆流操作。气体由塔底进入，吸收剂从塔顶淋下，塔内气-液平衡关系和解吸操作线如图 62 所示。请你用图说明并将有关参数表示在图上。(1)塔顶和塔底的气液相组成；(2)以气相浓度差表示的塔顶塔底总推动力：(3)在图上作出塔无限高时的操作线，并作解析式表示此时的气液比。图 621127.在一逆流操作的填料塔中，用纯吸收剂吸收混合气体中的苯，已知混合气体中含苯 0.05(摩尔分数)，惰性气体流量为 62.2kmol/h，要求吸收率为90，相平衡关系为 Y=26X(X、Y 为尔分数)，惰性气体流量为62.2kmol/h，要求吸收率为 90，相平衡关系为 Y=26X(X、Y 为摩尔比)，操作液气
35、比为最小液气比的 1.3 倍。则：(1)吸收剂用量为 kmol/h；(2)吸收液出塔浓度(摩尔比)为 。28.气体混合物中溶质的浓度 y1=0.02.要在吸收塔内回收溶质的 90，气液平衡关系为 y*=1.0x。则：(1)入塔液体为纯溶剂，液气比 L/V=2.0, 传质单元数 NoG为 。(2)入塔液体为纯溶剂，液气比 L/V=1.25, 传质单元数 NoG为 。(3)入塔液体中含溶质浓度为 x2=0.0001，液气比 L/V=1.25, 传质单元数 NoG为 。(4)入塔液体为纯溶剂，液气比 L/V=0.8, 溶质的回收率 =(y 1-y2)/yl最大可能达到 。29.在一内径为 l.33m
36、 的填料吸收塔中，用清水吸收温度为 20、绝对压强为latm 的二氧化碳-空气混合气体，其中 C02含量为 0.13(摩尔分数)，余下为空气，逆流操作。惰性气体流量为 36.2kmol/h，要求 C02吸收率为90，出塔溶液浓度为 0.29C02/1000gH20，气液平衡关系为 Y=1420X(Y，X为摩尔比)，液相体积总吸收系数 Kxa=10695kmol/(m3h)，二氧化碳分子量 44kg/mol。则：(1)吸收剂用量为 kg/h ；(2)该塔所需填料层高度为 。30.逆流吸收操作的一个填料塔直径为 lm，用某纯液体吸收气体混合物 A，吸收为气膜控制。气相中 A 的体积分数等于 0.0
37、8，气体流量为 2000Nm3/h，塔在压力 101.6kN/m2、298K 的条件下操作，要求吸收率为 0.9，平衡关系为y=x，若选用液气比为最小液气比的 1.2 倍，则此塔所需填料高度为 m。已知经验公式 kGo=0.0033G0.8L0.4kmol/(m3hkN/m2)，G、L 的单位为kmol/(m2h)。现塔内温度有些变化，但经验公式尚能应用，只是亨利系数E 变为 l10kN/m2，此时 G、L 的量各增为原来的 l.5 倍，若要保持原来的吸收率，则塔高应为 m。31.在常压逆流操作的填料塔内，用纯溶剂 S 吸收混合气体中的可溶组分 A，入塔气体中 A 的摩尔分数 y1=0.03，
38、要求吸收率 =0.95，已知操作条件下mV/L=0.8(m=常数)，平衡条件 Y=mX，与入塔气体成平衡的液相浓度X1 =0.03，则：(1)操作液气比为最小液气比的倍数为 ；(2)吸收液的出口浓度 x2为 ；(3)完成上述分离任务所需的气相传质单元数 N0G为 。32.某填料塔用纯轻油吸收混合气中的苯，进气量为 l000m3/h(标准状态下)，进料气体含苯 5(体积)，其余为惰性气体，要求回收率 95，操作时轻油含量为最小用量的 1.5 倍，平衡关系 Y=1.4x(y，x 为摩尔比)，已知气相体积总传质系数 Kya=125kmol/m3h，轻油平均相对分子质量 170。则：(1)轻油用量为
39、kg/h；(2)完成该生产任务所需填料高度为 m。33.在常压填料吸收塔中，用清水吸收废气中氨气，废气流量为 2500m3/h(标准12状态下)，其中氨浓度为 0.02(摩尔分数)，要求回收率不低于 98，若水用量为 3.6m3/h，操作条件下平衡关系为 Y=1.2X(式中 Y、X 为摩尔比)，气相总传质单元高度为 0.7m。则：(1)全塔对数平均推动力为 ；(2)气相总传质单元数 NOG为 ；(3)填料层高度为 m。34.在填料塔内用稀 H2S04吸收空气中的 NH3，溶液上方的分压为零(相平衡常数m=0)，在下列情况下所用的流速及其他操作条件都大致相同，总传质单元高度都是 0.5m，则：(
40、1)混合气中含 NH3 1，要求回收 NH3 90，填料层高度为 m；(2)混合气中含 NH3 1，要求回收 NH3 99，填料层高度为 m；(3)混合气中含 NH3 5，要求回收 NH3 99， 填料层高度为 m。35.混合气体中含 C02 10，其余为空气，于 303K 及 2103kPa 下用纯水吸收后，C0 2的浓度降到 0.5，溶液出口浓度 xl=0.06(以上均为摩尔分数)，混合气体处理量为 2240m3/h(按标准状态的体积计)，亨利系数E=2105kPa，液相体积传质总系数 Kxa=2780kmol/m3h，则：(1)每小时用水 t；(2)填料层高度为 m(塔径已定为 1.5m
41、)。36.填料吸收塔直径为 880mm，填料层高 6m，所用填料为 56mm 拉西环，每小时处理 2000m3含 5丙酮的空气(25，latm)，用水作溶剂，塔顶送出的废气含 O.263丙酮，塔底送出的溶液每千克含丙酮 61.2g，根据上述测出的数据，可知气相体积总传质系数 Kya 为 kmol/m3h，在此操作条件下，平衡关系为 Y=2.OX，目前情况下每小时可回收 kmol/h 丙酮，若把填料层加高 3m，又可以回收 kmol/h 丙酮。37.有一吸收塔，其填料层高为 3m，操作压强为 latm(绝对)，温度为 20，现用水来吸收氨-空气混合气体中的氨，吸收率为 99。混合气体中含氨O.O
42、6(摩尔分数)，进口气体流率为 580kg/(m2h)(标准状态下)，进口清水流率为 770kg/(m2h)，假定在等温逆流下操作，平衡关系为 y*=0.9x，且KG与气体流速的 0.8 次方成正比。则：(1)将操作压强增加 1 倍，即 p=2atm(绝对)，填料层高度为 m。(2)将进口清水量 L(kmol/(m2h)增加 l 倍，填料层高度为 m。(3)将进口气体量 V(kmol/(m2h)增加 l 倍，填料层高度为 m。38.在连续式逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收原料气中的甲醇蒸气，已知处理混合气量为 1000m3/h(标准)，原料气中含甲醇 l00g/m3(标准)，要求甲醇回收率达
43、 98，吸收后水中含醇量等于最大可能浓度的 67。操作条件为常压，25，在此条件下气液平衡关系为 y*=1.15x，气相体积总传质系数 Kya=120kmol/(m3h)。气体的空塔速度为 0.5m/s，填料为 25252.5瓷质拉西环，乱堆。则水的用量为 kmolh，填料层高度为 m。69.8，4.83 68.3，8.43 68.3，3.89 69.8，4.039.有一填料吸收塔，在 28及 l01.3kPa 下，用清水吸收 200m3/h 氨-空气混合气中的氨，使其含量由 5(摩尔)降低到 O.04(摩尔)。填料塔直径为0.8m，填料层体积为 3m3，平衡关系 Y =1.4X，已知 Kya
44、=38.5kmol/h。则出13塔氨水浓度为出口最大浓度的 80时，该塔 (能、不能)使用。若在上述操作条件下，将吸收剂用量增大 10，该塔 (能、不能)使用(注：在此条件下不会发生液泛)。不能，能 能，不能 不能，不能 能，能 40.如图 6-3 所示，空气和 CCl4混合气中含 CCl4浓度为y=0.05(摩尔分数，下同)，欲用煤油吸收以除去其中90的 CCl4，V=150kmol/( m3h)。吸收剂分两股，第一股含 CCl4的 x2=0.O04 从塔顶淋下，第二股x3=0.014 在塔中部某处加入，L 3=L2=75kmol/(m2h)。塔顶处的液气比为 0.5，全塔 HoG=lm，平
45、衡关系为y=O.5x。则：(1)吸收剂在塔底的浓度 Xl= 。 图 6-3(2)第二股煤油加入的最适宜位置(加人口至塔底高度)为 m。 41.用洗油吸收焦炉气中的芳烃，入塔气体含芳烃 O.02(摩尔分数，下同)，要求芳烃回收率不低于 95。焦炉气流量为 l200kmol/h，进入吸收塔塔顶的洗油中含芳烃 0.005。取洗油的用量为最小用量的 l.3 倍。吸收塔在 1atm、27下操作，此时气掖平衡关系为 y*=0.125x。洗油的相对分子质量为 260。 吸收芳烃后的富油由吸收塔底出口经加热后被送入解吸塔塔顶，在解吸塔底通入过热水蒸气使洗油脱除芳烃，脱芳烃后的贫油由解吸塔底排出被冷却至 27，再进入吸收塔使用。水蒸气用量取最小用量的 l.2 倍。解吸塔在 latm、120下操作，此时气液平衡关系为 y*=3.16x。则洗油的循环量和解吸时的过热蒸气消耗量各为（ ）和（ ）kmoL/h。191.52，69.84 69.84，1191.5219.84，69.52 100，70四、推导1.对于逆流接触分离过程，若被分离组元的相平衡关系曲线和操作线均为直线，即：相平衡关系 y=mx，操作线：y 入 -y=
