精馏塔的计算
塔精馏塔的计算1
一、塔精1.全的物料衡算由于水的沸点为100℃，正丁醇的沸点为117.7℃故水作为轻组分，正丁醇作为重组分，产品正丁醇从塔底出来。
%74.9874/05.018/95.018/95.0F =+=xM F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h总物料衡算 F=D+W=252 （1） 采用填料塔连续精馏由正丁醇-水平衡数据作图，画出正丁醇—水溶液y-x 图，求得mi n R 取min 5.1R R =过点（0.9994，0.9994）作平衡线的切线，则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192，故求得最小回流比为0.9248，所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数：T N （包括再沸器）=9块其中精馏段1N =4块，提留段（包括再沸器）=5块，第五块为进料板。
实际塔板数求取：由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946%892.574/985.018/015.018/015.0=+=W x由平衡线方程1(1)xy xαα=+-得顶α=8.99塔底：x x w m ==0.05892，y m =0.2234 同理得底α=4.56ααα==6.4塔顶温度100℃，塔底温度117.7℃ 定性温度为85.10827.117100=+℃查附录得s Pa ⋅=m 390.0μ1μ正丁醇=2.948求得()smPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ⋅αmμ=6.4×0.422=2.70查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板：%1000⨯=PT N N E8110=-=＋E N N T P ，取8块（包括再沸器）精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算有效高度：Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67mZ=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)实际填料高度：2.42×（1+0.2）=2.9m(精馏段) 2.25×（1+0.2）=2.7m(提留段) 设裙座为1m总塔高；H=2.9+2.7+1=6.6m4.泛点气速的计算影响泛点气速的因素很多，其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
精馏塔的设计计算
第2章精馏塔的设计计算2.1 进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。
塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。
2.2 加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。
2.3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。
甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。
2.4 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。
需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流.故本设计采用强制回流。
2.5加热方式加热方式为直接加热和间接加热。
直接加热由塔底进入塔内。
由于重组分是水故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。
本设计采用间接蒸汽加热。
2.6工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
化工单元操作：精馏塔计算
（四）单股进料，无侧线出料 塔体上只有一个进料口，除塔顶馏出液和塔底残液，没有其他出料口。
二、全塔物料衡算（质量守恒）
1、物料衡算公式：
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下，提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3）进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义：精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤：
1、精馏段操作线 2、进料线，并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触，使离开塔板的两相温度相同，且两相组成互为平衡，则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
精馏塔的计算
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。
苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。
5.1 确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃平均压力：()=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯⨯-⨯333100.107519.75100.10100.30213103.015⨯pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=⨯Nm 3/h操作状况下的体积： V 1=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= m 3/s气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240= kg/m 3液体负荷： L n =9470.036003409.2240= m 3/s171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3（2图5-2 提馏段物料图平均温度：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
精馏塔主要尺寸的计算
第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒，95.79F t C =︒，108.5W t C =︒精馏段温度：()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度：()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ，D ，=86.68kg /kmol M L ，F ，,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ （3.1）由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯（10.9932）92.1378.21由式（3.1）得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯（10.61）92.1383.58由式（3.1）得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa ，压降为0.7 kPa 则塔顶压力：104,D p kPa =进料压力：1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力：1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力：1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力：1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= （3.2）精馏段密度：,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段：, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得：98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度，,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔计算
xW
xD
0.02 / 32 0.01 0.02 / 32 1 0.02） 18 （ /
0.94 / 32 0.898 0.94 / 32 1 0.94） 18 （ /
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进 料量为： 进料液的平均摩尔数 M F 32 0.23 18 (1 0..23) 21.22kg / kmol
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4度为t(℃)
则相对挥发度 3、塔底 假设t(℃) α x3
99.54709655 则，
136.1200349 54.22336977 0.575134899 0.772636393 140.0940388 55.99923608 0.538984128 0.745210593 99.54709655 177.8501968 73.15164165 2.431253665 222.4577745
L V
kmol/h kmol/h
240.0242979 304.8846583
Ln 10.01325
塔顶物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 30.572 塔顶气相密度 ρ g kg/m³ 1.040315717 塔顶液相密度 ρ l kg/m³ 732.8311451 查的B32温度下甲醇的表面张力 σ N/m 0.028 精馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 8959.716379 2.488810105 精馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.01325187 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.029661988 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.080220778 则最大允许速率 umax m/s 2.127638165 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.489346715 则精馏段塔径 D m 1.586265138 则D可取 m 1.6 由表可知，当塔径取1.6m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。
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3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气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气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
（一）质量分率和摩尔分率
1．质量分率：混合物中某组分的质量与混合物总质量的比值，称为该组分的质量分率。αA=GA/G；αB=GB/G或αB=1-αA
2．摩尔分率：混合物中某组分的摩尔数与混合物总摩尔数的比值，称为该组分的摩尔分率。
xA=nA/n；xB=nB/n或xB=1-xA
xA=（GA/MA）/（GA/MA+GB/MB）；xB=（GB/MB）/（GA/MA+GB/MB）
对于同一种气体溶质，溶解度随温度的升高而减小。
随压力的增加而增大。
7．蒸馏与吸收的区别
蒸馏吸收
分离物液体混合物气体混合物
原理依据组分间挥发度的不同而分离依据组分间溶解度的不同而分离
传质方向双向传质气相→液相单向传质气相→液相
两相形成内部产生第二物相外界引入另一相（吸收剂）
产品获得直接获得需第二次分离（解吸）获得
3．质量分率和摩尔分率的换算
质量分率换算成摩尔分率xA=（αA/MA）/（αA/MA+αB/MB）
xB=（αB/MB）/（αA/MA+αB/MB）
摩尔分率换算成质量分率αA=xAMA/（xAMA+xBMB）
αB=xBMB/（xAMA+xBMB）
(二)气体混合物的组成V
按照气体的性质，气体某组分的摩尔分率等于体积分率。L D
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
对于具有中等溶解度的气体吸收过程，气膜阻力与液膜阻力均不可忽略。要提高吸收过程速率，必须兼顾气、液两膜阻力的降低，方能得到满意的效果。
八．吸收剂的用量LV，Y2L，X2
1．吸收操作线方程：
V—单位时间通过吸收塔的惰性气量，kmol惰气/s
L—单位时间通过吸收塔的吸收剂量，kmol吸收剂/s
Y1、Y2 —分别为进塔和出塔气体的组成，
解：蒸发量
泡点进料q=1，L’= L +F V’=V
露点进料q=0，L’= LV’=V-F
吸收
一．吸收原理
1．吸收：利用各组分溶解度的不同而分离气体混合物的操作。
2．吸收质（溶质）：能溶解的组分。
吸收剂（溶剂）：吸收所用的液体。
惰性气体（载体）：不被吸收的组分。
溶液：吸收所得到的溶液（主要成分：溶剂、溶质）
3．在膜层以外的汽液两相中心区，由于流体充分湍动，吸收质的浓度是均匀的，即两相中心区的浓度梯度为零，全部浓度变化集中在两个有效膜层内，即阻力集中在两膜层中。
界面（无阻力）
层流传质方向
气气液液
相膜膜相
主Pci主
体体
对流扩散PiC对流扩散
无阻力分子分子无阻力
扩散扩散
吸收质在气相中的分压有有吸收质在液相中的浓度
（二）液膜吸收速率方程式NA=kL（Ci-C）
kL为液膜吸收系数kmol/ (m2.s. kN/m2)
Ci、C分别为吸收质A在相界面与液相主体处的浓度，kmol/m3
液膜吸收系数值反映了所有影响这一扩散过程因素对过程影响的结果，如扩散系数、溶液的总浓度、液膜厚度及吸收剂的浓度。
3．吸收总系数及其相应的吸收速率方程式
吸收尾气B+少量A
如图：吸收剂自塔顶上部喷淋而下，塔底部排出溶液；
混合气体由塔底进入，塔顶部排出吸收尾气。溶剂
气液两相在塔内进行逆向接触的过程中，混合
气体内吸收质就转移到吸收剂中，达到了从混
合气体分离出某种组分的目的。混合气体
（A+B）
6． 气体在液体中的溶解度：平衡状态下，液相中的溶质浓度。溶液
表明一定条件下，吸收过程可能达到的极限浓度。（溶剂+A）
气膜、液膜越厚，传质阻力越大，传质速率就越小，而膜越薄，自然越有利传质。
（三）提高吸收速率：流体力学指出，流速越大，边界膜越薄。因此按照双膜理论，吸收速率
1．吸收速率：是指单位传质面积上，单位时间内吸收的溶质量。
在稳定操作的吸收设备中吸收设备内的任一部位上，相界面两侧的对流传质速率是相等的（否则会在界面处有溶质积累）。因此其中任何一侧有效膜中的传质速率都能代表该处的吸收速率。
吸收过程所以能自动进行，就是由于两相主体浓度尚未达到平衡，一旦达到平衡，推动力便等于0。因此，吸收过程的总推动力应该用任何一相主体浓度与其达到平衡浓度的差值来表示。
（1）以p-p*表示总推动力的吸收速率方程式（气相总吸收速率方程式）
NA=KG（p-p*）KG气相吸收总系数
吸收过程的总阻力由气膜阻力1/kG与液膜阻力1/HkL两部分组成。H溶解度系数
在湍流主体中，由于分子运动而产生的分子扩散与涡流扩散同时发挥着传递作用。但由于构成流体的质点是大量的，所以在湍流主体中质点传递的规模远大于单个分子的，因此涡流扩散的效果占主要地位。
（1）涡流扩散速率要比单纯的分子扩散大得多。故强化传质设备常常是通过提高湍流程度来实现的
（2）涡流扩散系数不是物理常数，它与湍动程度有关，且随位置而不同。
（1）分子扩散的阻力和速率主要决定于扩散物质和流体的温度以及某些物理性质。
（2）分子扩散速率与其在扩散方向上的浓度梯度成正比。
分子扩散系数是物质的物理性质之一。扩散系数大，表示分子扩散快。
（3）分子在液体中扩散速率比在气体中要慢的多。因为液体的密度比气体的密度大得多，其分子间距小。
2．涡流扩散：通过流体质点的湍动和旋涡而传递物质的现象。主要发生在湍流流体中。
如：单效蒸发的物料衡算
作溶质的衡算Fx0=（F―W）x1
式中F—原料液量，kg/h
W—水分蒸发量，kg/h
x0、x1—原料液和完成液的浓度，质量分率
例：在单效蒸发中，每小时将2000kg的某水溶液从10%连续浓缩到30%。操作压力为40kpa，相应的溶液沸点为80℃。用200kpa饱和蒸汽加热。试求蒸发量。
（3）热平衡：是物料平衡和汽液平衡的基础。
Q入=Q出+Q损
各层塔板上的热平衡Q汽化=Q冷凝
影响因素：塔釜加热蒸汽量、塔顶冷凝剂量、物料平衡、汽液平衡。
总之三大平衡相互制约，操作中常以物料平衡的变化为主，相应调节热量平衡以维持汽液平衡。
二．相组成的表示方法：
传质操作中，物质在相与相之间进行传递，因而组分在各相中的浓度发生变化。各组分在相之中的浓度表示方法很多。
ΔX=X- X*（以液相浓度表示）
（1）可判断过程的方向：Y＞Y*向吸收方向进行
Y＜Y*向解收方向进行
（2）指明过程的极限：即相平衡时溶解终止。Y=Y*
五．传质基本方式
物质在单一相中的传递是靠扩散作用。发生在流体中的扩散有分子扩散和涡流扩散。
1．分子扩散：物质在一相内部有浓度差异的条件下，由流体分子不规则热运动引起的物质传递。发生在静止流体或层流流体中。
精馏塔的计算
一．精馏操作的三大平衡：保证精馏稳定操作的必要条件。
（1）物料平衡：进入某装置或设备的物料量必等于排出某装置或设备的物料量与过程累积的量。当无累积量时，即：进料量=排出量。
对于精馏塔F=D+W
体现了塔的生产能力，主要由F、D、W调节。
（2）汽液相平衡：是精馏操作的基础。
体现了产品的质量及损失情况。由操作条件（T、P）及塔板上汽液接触的情况维持。只有在温度、压力固定时才有确定的汽液平衡组成，
3．对流扩散：湍流主体与相界面间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总称。
它与传热过程的对流传热类似。
六．吸收机理
（一）吸收机理（双膜理论要点）
1．相互接触的汽液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄的有效层流膜层。吸收质以分子扩散方式通过两膜层。