第五章傳質過程

質量傳遞是自然界和工程技術領域普遍存在的現象，質量傳遞理論是均相混合物分離的物理基

礎。以平衡分離為重點。所敘述的各傳質單元操作均以質量傳遞理論和處理工程問題的方法論為兩條

主線，各單元操作的內容順序編排和結構層次基本相同，即各單元操作的物理化學原理、建立兩相體

系的手段、平衡關系、過程與設備的理想化模型、物料衡算（包括總衡算及操作線方程）、過程計算

（包括設計型和操作型）、主要工藝參數的選擇及優化等，具有明顯的共性。同時，各單元操作又有

其不同的內容，也就是有其特殊性。通過各單元操作的對比分析，加深對共性內容的理解，擴展不同

單元操作的個性知識。從而掌握傳質過程的設計分析方法和工業應用，提高對系統或單元設備的計算

技能。考試中本部分內容約占14%。考題含有客觀題（包括概念及綜合概念）、計算題（包括簡單計

算及連鎖計算，但各小題的計算結果不相互株連）及案例分析等類型。

本堂主要內容包括：

（1）質量平衡理論知識和在工業應用中的計算技能；

（2）對吸收、解吸、吸附、蒸饋、干燥、萃取、蒸發、結晶、增濕和除濕等過程的分析和計算。

第一節質量傳遞與化工分離過程概述

5.1質量傳遞與化工分離過程概述

質量傳遞過程又稱擴散過程。質量傳遞的起因是系統內部存在化學勢的差異（如濃度差、溫度差、

壓力差或外加電磁場等）。質量傳遞可以在一相內進行，也可在相際間進行。在近代化工、石油、生

物、制藥、環保、國防等工業的發展過程中，傳質分離過程發揮了特別重要的作用，甚至是關鍵作用。

所有化學加工工業中都包括對原料或反應產物的分離提純操作。傳質分離的主要對象是均相混合物。

5.1.1傳質分離方法的分類

根據物理化學原理的不同，傳質分離過程可分為平衡分離（又稱擴散分離）和速率分離（又稱輸

送分離）兩大類。

1.平衡分離過程

平衡分離過程系借助分離媒介（如熱能、溶劑、吸附劑等）使均相混合物系統變為兩相體系，再

以混合物中各組分在處于平衡的兩相中分配關系的差異為依據而實現分離。根據兩相狀態的不同，平

衡分離過程可分為如下幾類：

①氣液傳質過程，如吸收、氣體的增濕和減濕。

②汽液傳質過程，如液體的蒸僧利精情。

③液液傳質過程，如萃取。

④液固傳質過程，如結晶、浸取、吸附、離子交換、色層分離、參數泵分離等。

⑤氣固傳質過程，如固體干燥、吸附等。

上述的固體干燥、氣體的增濕與減濕、結晶等操作同時遵循熱量傳遞和質量傳遞的規律，一般將

其列入傳質單元操作。

在平衡分離過程中，i組分在兩相中的組成關系常用分配系數（又稱相平衡比）用（來表示，即

KFYi/Xi（5.1-1）

式中y-Xi分別表示i組分在兩相中的組成。習慣上yi表示蒸儲、吸收中汽（氣）相組成和萃取

中萃取相的組成。k值的大小取決于物系特性及操作條件（如溫度和壓力等）和兩個組分的相平衡比

ki和kj之比稱為分離因子a”，即

Qij=Ki/Kj（5.1-2）

通常將數值大的當作分子，故a.一般大于1。當a,j偏離1時，便可采用平衡分離過程使均相混

合物得以分離，入」越大越容易分離。在某些傳質單元操作中，分離因子又有專用名稱，如蒸播中稱

作相對揮發度，萃取中稱作選擇性系數。

2.速率分離過程

速率分離過程是指借助某種推動力，如濃度差、壓力差、溫度差、電位差等作用，某些情況下在

選擇性透過膜的配合下，利用各組分擴散速度的差異而實現混合物的分離操作。這類過程的特點是所

處理的物料和產品通常屬于同一相態，僅有組成的差別。

速率分離過程可分為兩大類：

①膜分離，利用選擇性透過膜分割組成不同的兩股流體,如超濾、反滲透、滲析和電滲析等.

②場分離，如電泳、熱擴散、高梯度磁力分離等。

從工程目的來看，上述過程都可達到混合物分離的目的，故又稱為分離操作。

傳質分離過程的能量消耗，常構成單位產品成本的主要因素之一，因此，降低傳質分離過程的能

耗，受到全球性普遍重視。膜分離和場分離是一類新型的分離操作，具有節約能耗，不破壞物料，不

污染產品和環境等突出優點，在稀溶液、生化產品及其他熱敏性物料分離方面，有著廣闊的應用前景。

3.分離方法的選擇

面對一種均相混合物，往往有多種分離方法可供選擇。如何根據具體條件，選擇技術上先進、經

濟上合理、有利于可持續發展的最佳方案，是工程科技人員的根本任務。在進行分離方法選擇時，應

認真考慮被分離物系的相態（氣態、液態和固態）和特性（熱敏性、可燃性、毒性等），對分離新產

品的質量要求（純度、外觀等），經濟程度（設備投資、操作費用、動力消耗等），當地環境條件及

環境保護等因素，尤其要注意一些可變因素（如原料組成、溫度，甚至物態和設名等）的影響，以便

充分調動有利因素，因地制宜，取得最大的經濟和社會效益。

5.1.2分離操作中的質量衡算

1.相組成的表示方法

工程上常用如下方法表示相組成。

⑴濃度

單位體積內所含物質的量稱為濃度。物質的量可以是摩爾數，其單位為kmol/W或mol/L；也可

是質量，其單位為kg/n?或kg/L

（2）摩爾分數和質量分數

混合物中某組分的量和總物質量的比值稱為分數。根據基準的不同，有摩爾分數（對于理想氣體

也即體積分數或分壓分數）和質量分數之分。習慣上輕相常用y表示，重相用x表示。

（3）摩爾比和質量比組成

混合物系中某組分的量和其余組分量的比值稱為比組成。根據基準不同，分別用摩爾比和質量比

表示。通常，輕、重相分別用Y及X表示.

分數和比組成的換算關系為

了=六或?（5.1-3）

總成燈皆（5.1-4）

2.分離操作中的物料衡算

⑴物料衡算式

物料衡算的基礎是質量守恒定律。對于定態的連續生產過程，進入系統的物料質量應等于輸出系

統的物料質量，即

尸EG。（5.1-5）

式中：一EG為進入系統的物質總量；二，‘為輸出系統的物料總量。

上式中各股物料的數量可用質量或物質量（即摩爾數）衡量。對于液體及處于恒溫、恒壓下的理

想氣體還可用體積計量。

對于不存在化學反應的物理操作，式5.1-5也適用于物料中任一組分的衡算。

(2)物料衡算的基準

對于連續操作過程，常以單位時間為基準。對于間歇操作，則以一個操作循環為基準，即以一批

物料為基準。

(3)物料衡算的步驟

①根據題意畫出流程示意圖，在圖上用箭頭標出物料的流向，并用數字和符號注明物流的數量和

單位。

②確定衡算范圍(控制體)。工程計算中，可根據具體情況以一個生產過程或某一設備，甚至設

備的某一局部作衡算。

③定出衡算基準。

④列出衡算式，進行物料衡算。

通過物料衡算，可求得各流股的流量、組成，計算收率，為分離設備工藝尺寸的計算提供基礎數

據。

【例5.1-11直徑為0.1m的球形顆粒懸浮在水中，固體的體積百分數為10%.用過濾方法進行分

離。濾餅的孔隙率(即濾餅中水所占的體積分數)為0.6,每平方米過濾面積上獲得0.5n?的濾液，

則濾餅的厚度L為若干米。

解：以1過濾面積為衡算范圍，以每平方米上獲得0.5nf濾液為基準，作水分的衡算，便可求

得濾餅厚度，即

料獎中水的體積二濾液體積+濾餅中水的體積

(0.5+lxL)X(1-0.1)=0.5+1x0.6L

【例5.1-2］為了節能，在本例附圖所示廢氣循環的干燥流程中將物料的濕基含水量從W,=0.45

干燥至%=0.05濕物料的處理量為G,=lkg/s濕度為0.01kg/kg絕干氣的新鮮空氣與濕度為0.04kg/kg

絕干氣混合后進入預熱器。采用的循環比為20試求新鮮空氣的流量及°

解：在本例條件下，以整個干燥裝置為衡算范圍最為簡便。以1s基準作水分的平衡，則

■用-%)=6(七->2)

式中，乩、Ho為己知，被干燥物料的有關參數為

x\懸=68182kg/kg絕干料

同理&=0.05263kg/kg絕干料

J6(1-叫)=1x(1-0.45)?O,55kg/s

C(X】一&)0.55x(0.8182-0.05263)...如工々,

Ls

FT%=-------0^0.01-----------=1%(Mkg箔干氣/B

Lo=H1+/)=14.Mx(l+0.01)=14.18kg新鮮空氣/s

例5J?2附圖

5.1.3傳質設備

應月于平衡分離過程的設備，其功能是提供兩相密切接觸的條件，進行相際傳質，爾后兩相又能

完善分離，從而達到組分分離的目的。性能優良的傳質設備，一般應滿足以下要求：

①單位體積中，兩相的接觸面積應盡可能大，兩相分布均勻，避免或抑制短路及返混。

②流體的通量大，單位設備體積的處理量大。

③流動阻力小，運轉時動力消耗低。

④操作彈性大，對物料的適應性強。

⑤結構簡單，造價低廉，操作調節方便，運行可靠安全。

傳質設備種類繁多，而且不斷有新型女備問世。傳質設備可按照不同方法進行分類：

①按照所處理物系的相態可分為氣（汽）液傳質設備（用于蒸儲及吸收等）、液液傳質設備（用

于萃取等）、氣固傳質設備（用于干燥、吸附）、液固傳質設備（用于吸附、浸取、離子交換等。

②按照兩相的接觸方式可分為分級接觸設備（如各種帶降液管的板式塔、多級混合-澄清槽、多

層流化慶吸附等）和微分接觸設備（如填料塔、膜式塔、噴淋塔、移動床吸附柱等）。在級式接觸設

備中，兩相組成呈階梯式變化，而在微分裝觸設備中，兩相組成沿設備高度連續變化。

③技促使兩相混合和實現兩相密切接觸的能量可分為兩類。一類是依靠一種流體自身所具有的能

量分散到另一相中去的設備，如大多數的板式塔、填料塔、流化床、移動床等；另一類是依靠外加能

量促使兩相密切接觸的設備，如攪拌式混合-澄清槽、轉盤塔、脈沖填料塔、往復式篩板塔及離心萃

取器等。

此外，對于氣固和液固傳質設備，還可按固體的運動狀態分為固定床、移動床、流化床和攪拌槽

等。其中流化床傳質設備采用流態化技術，將固體顆粒懸浮在流體中，使兩相均勻接觸，以實現強化

傳熱、傳質和化學反應的目的。

傳質設備在化工、石油、輕工、冶金、食品、醫藥、環保等工業部門的整個生產設備中占很大比

例，因此，合理選擇設備，完善設備設計，優化設備操作對于節省投資，減少能耗和降低成本，提高

經濟效益，有著十分重要的意義。。

5.2傳質分離過程的分析和計算

5.2.1吸收及解吸

1.吸收過程

工業上，吸收過程通常在吸收塔中進行。根據氣、液兩相的流動方向，分為逆流操作和并流操

作兩類，工業生產中以逆流操作為主。圖5.2T所示為逆流吸收塔的計算模型示意圖。

1）物料街算與操作線,方程

V.Y2L,Xi

u（1）物料衡算

在全塔范圍內對溶質作物料衡算,可得

y（匕-y”L（xr）（5.2-1）

>X

式中：V為單位時間通過吸收塔的惰性氣體量,kmol（B）/s;L為單位時間

通過吸收塔的溶劑量,kmJ（S）AHr,、打為進塔、出塔氣體中溶質組分的

摩爾比?kmol（A）/kn?l（B）;再、易為出塔,進塔液體中溶質組分的摩爾

n比,kmol（A）/kmo1（S）9

V.Yit.Xi溶質的吸收率為

圖5.2?1啜收塔的弘工4f^（5.2-2）

計算糧量示意用

若已知溶質的吸收率,則氣體出塔的盥成匕為

h=%（l-fA）（5.2-3）

（2）吸收塔的費作坡方程

逆流吸收塔的操作線方程為

y=，X+（匕-舞）（5.2-4）

或

丫申+（打-匆）（525）

由操作線方程可知，塔內任一橫截面上的氣相組成1，與液相組成x成線性關系，直線的斜率為

L/V,該直線通過點3（X|，X）及點，（蒞，丫2）。圖5.2-2中的直線網即為逆流吸收的操

作線。

圖5.2?2逆流吸收塔的操作線圖5.2?3吸收塔的最小液氣比

2）吸收劑用量的確定

(1)最小液氣比

操作線斜率L/v稱為液氣比。如圖5.2-3所示，在y值一定的情況下，吸收劑用量L減小，操作

線斜率也將變小，操作線向平衡線靠近。當吸收劑用量減小到某一數值，恰使操作線與平衡線相交，

此時吸收過程的推動力為零，所需的填料層為無限高，此種狀況下操作線的斜率稱為最小液氣比，以

(L/V)min表示，相應的吸收劑用量即為最小吸收劑用量，以Lmin表示。

最小液氣比可用圖解法求得，即

(p)—？(5.2-6)

或J%二1(5.2-6?)

若氣液平衡方程為

r?mX

財件).■經627)

或\工”了—7(5.2-7?)

(2)適宜的液氣比

根據實踐經驗，適宜液氣比的范圍為

9(1」~2.0)闈(5.2⑹

sin

或L=(l.N2.0)L^(5.2&)

3)塔徑的計算

吸收塔的直徑可按下式計算，即

0=(去(5.2-9)

式中：D為吸收塔的直徑，m；V，為操作條件下混合氣體的體積流量(以塔底的氣量為依據)，m7s；

u為空塔氣速，即按空塔截面計算的混合氣體的線速度，m/so

4)吸收塔有效高度的計算

吸收塔的有效高度是指塔內進行氣液芍質部分的高度，也即填料層的高度，填料層高度的計算可

分為傳質單元數法和等板高度法。

(1)傳質單元數法

采用傳質單元數法計算填料層高度的基本公式為

(5.2-10)

式中：Z為填料層高度，m;h為氣相總傳質單元高度，m;N%為氣相總傳質單元數，量綱為1。

氣相總傳質單元高度的計算公式為

V

〃(5.2-11)

式中：a為填料的有效比表面積(單位體積填料層所提供的有效傳質面積)，而小\口為吸收塔

J

截面積in?;人為氣相總吸收系數,kmol/(m.s)0

應予指出，填料的有效比表面積a一般很難直接測量，通常將其與吸收系數的乘積Kya視為一體，

稱為氣相總體積吸收系數，其單位為kmol/(m3-s)o

氣相總傳質單元數的計算公式為

NOGNAM(1-+s](5.2-12)

I-bIJj-12J

式中：S為脫吸因數，

5=乎,無因次；丫；為與進塔液相組成蒞成平衡的氣相組成，由平衡方

L程計算。

式5.2-12經進一步整理可得

Aroc=4v^(5.2-13)

0'?

△%

式中為以氣相組成表示的對數平均推動力，其計算式為

△K-△匕(匕-匕*)一(匕一好)

迎

(2)等板高度法

采用等板高度法計算填料層高度的基本公式為

ZfHEJP(5.2-14)

式中：NT為完成指定的分離任務所需的理論級數：HETP為等板高度(分離效果與一個理論級的

作用的填料層高度)，mo

In”

=-；_7^-1(5.2-15)

inA

A=±

式中：A為吸收因數，mP,無因次；6為相對吸收率(吸收塔內溶質的吸收率與理論最大

吸收率的比值)，其計算式為

【例5.2-1]在填料吸收塔中用清水吸收氨-空氣混合物中的氨。已知進塔混合氣的流量為52

kmol/h,其組成為0.055(摩爾分數)，操作條件下的氣液平衡關系為y=0.88X,吸收劑的用量為最小

用量的1.6倍，要求溶質的回收率為95%。試計算：

(1)出塔尾氣的摩爾組成；

(2)吸收劑的用量，kg/ho

解：(1)出塔尾氣的摩爾組成

力0.055

=0.0582

1-%1-0.055

Y2=匕(1-^A)=0.0582x(1-0.95)=0.00291

均0.00291

72=1^=1+0.00291=0.0029

(2)吸收劑的用量

最個液氣比為

/L\_Y}-Y2_0.0582-0.00291

Ea-y；/m二至"0.0582/0.88-0=0.836

操作液氣比為

y=1.6x0.836=1.338

進塔惰性氣體的流量為

y=52x(]-0.055)=49.14kmol/h

￡=1.338x49.14=65.75kmol/h

r=65.75x18=1183.5kg/h

分析：①本題要求計算出塔尾氣的摩爾組成，故應將摩爾比丫2轉換成摩爾分數力。

②不能采用以下方法計算出塔尾氣的摩爾組成y2

九=%(1-^A)=0,055x(1-0.95)=0.00275

因為溶質的回收率夕A的定義式為

③本題要求計算吸收劑的質量流量(kg/h),故求出摩爾流量(kmol/h)后需乘以吸收劑的相對摩

爾質量。

【例5.2?2】常壓下，在填料吸收塔中用洗油吸收焦爐氣中的芳燃。已知焦爐氣中芳燃的含量為

0.026(摩爾分數，下同),要求出塔氣體中芳燃的含量不超過0.002,進入吸收塔頂的洗油中芳燒的

含量為0.005,物系在操作條件下的氣液立衡關系為y=0.262X,吸收劑的用量為最小用量的2.0倍。

試計算：

(1)芳煌的回收率；

(2)吸收液的組成(摩爾分數).

解：(1)芳煌的回收率

丫產之0.026

F-0.儂=0.0267

y20y2ss0002

匕-匕0.0267-0.002

%二F-0.0267~=92.51%

(2)吸收液的組成(摩爾分數)

吸收塔頂的洗油中所含芳燃的摩爾比為

蒞2町=0.005

最個液氣比為

L匕-Y20.0267-0.002

VL二匕/m-M=0.0267/0.262-0.005=0.255

操作液氣比為

y=2.0x0.255=0.51

由物料衡算式

八匕-丫2）=￡（&-&）

x產四產+%=四端半+0.005=0,0534

吸收液的摩爾組成為

X0.0534

T+X"1+0.0534=0.0507

分析：①當溶質的組成很低（一般小于0.005）時，其摩爾比近似等于摩爾分數。

②本題要求計算吸收液的摩爾組成，故求出吸收液的摩爾比后，需將其轉換成摩爾分數。

【例5.2.3】在直徑為0.6m的填料塔內，用清水吸收混于空氣中的丙酮蒸氣。已知操作壓力

為110.0kPa,操作溫度為26℃,混合氣體的流量為500m/h,丙酮的體積分數為0.05,要求丙酮

回收率為96%,清水用量為最小用量的1.5倍，操作條件下的氣液平衡關系為y=2.38X,氣相總體積

3

吸收系數為0.0342kmol/（^.s）,試求所需填料層高度。

解;丫二xx27^^26'（1-0.05）=21.02kmol/h

匕=I=0.0526

11-711-0.05

打=匕（1-PA）=0.0526x（l-0.96）=0.0021

最小液氣比為

田-一匕0.0526—0.0021_,小

\VI^T.—7~0.0526/2.38-0=

操作液氣比為

y=1.5x2.285=3.428

mV_2.38

T"l428=0.694

/VoG=T^Sln[^1'S)y；.疝+s]

=1^4山1-也694)^§4^+0,694]=6.939

V2L02/3600

=0.604m

-0.0342x0.785x0.62

^=//OG^OG=0.604x6.939=4.191m

分析：①本題給出混合氣體的體積流量，計算中應將其轉換成惰性氣體的摩爾流量y,kmol/h.

②本題給出氣相總體積吸收系數為0.0342kmol/(m3-s),為保持單位的一致性，在h的計算式

中，y的單位應為kmol/s,故應除以36000

【例5.2-4］在某壓力下，用清水在填料塔內吸收混于空氣中的丙酮蒸氣。已知混合氣體的流量

為40knol/h,丙酮的體積分數為0.015,要求丙酮的回收率為96%,清水用量為最小用量的1.6倍,

操作條件下的氣液平衡關系為y=2.53X,填料的等板高度為0.525m.試求所需的填料層高度。

解：V=40x(1-0.015)=39.4kmol/h

%0.015八

v匕->--1-0.015-0,0152

-4

丫2=匕。-9?A)=00152x(1-0.96)=6.08x10

最小液氣比為

(L\匕-左0.0152-6.08x10-4

E「TTT二一而152/2.53-0=2.429

荷-蒞

操作液氣比為

~=1.6x2.429=3,886

吸收因數為

AL3.88610c

對于純溶劑吸收，，=8A=。，96

所需的理論級數為

卡lnL^96

1-(P1-0.96

=6.215

InAIn1.536

填料層高度為

Z=HETPx/VT=0.525x6.215=3.263m

分析：①本題給出填料的等板高度，故求填料層高度時應采用等板高度法。

(

②對于純溶劑吸收過程，相對吸收率等于溶質的吸收率，即7<p=rpAA=0.96o

2.解吸過程

解吸也稱為脫吸，它是使溶質從吸收液中釋放出來的過程。工業上，解吸過程通常在解吸塔中進

行，可采用氣提解吸、減壓解吸及加熱解吸等不同的解吸方法。氣提解吸與逆流吸收是互逆的過程。

因此，從原理上講，氣提解吸與逆流吸收是相同的，只是在解吸中傳質的方向與吸收的方向相反，即

兩者的推動力互為負值。從X-Y圖上看，吸收過程的操作線在平衡線的上方，而解吸過程的操作線則

在平衡線的下方。因此，吸收過程的分析方法和計算方法均適用于解吸過程，只是在解吸計算時要將

吸收計算式中表示推動力的項前面加上負號。

在解吸計算中，一般待解吸的吸收液流量L及其進出塔組成^2、11均由工藝規定，入塔載氣組

成’1,也由工藝規定（通常為零），待求的量為載氣流量V及填料層高度2等。

對于解吸塔，仍用下標1表示塔底，下標2表示塔頂，由物料衡算可得解吸過程的操作線方程為

(5.2-16)

或r=y（x-xt）?n(5.2-17)

上式表明，解吸過程的操作線是斜率為

L/V并且通過點3（乂，匕）和點T（T,r）

22的直線，如圖5.2-4中BT所示。圖中

的OE為平衡線。解吸過程的最大液氣比為直線BT”的斜率，即

（凡(5.2-18)

所以,最小氣液比為

（y\3_i__(5.2-19)

I*mX2-Yy

通常取卜

(5.2-20)

(5.2-20a)

解吸塔的有效S5度（填料層高度）計算式為

315.2.4解吸操作線及Z工(5.2-21)

最小氣液比的確定式中:Z為斛吸塔的填料層高度.m;/八為液相總傳質單元高

度皿;*“為液相總傳質單元數，無因次。

液相總傳質單元高度的計算公式為

=（5222）

式中&為液相總吸收系數,

何理，填料的有效比表面積與液相總吸收系數的乘積稱為液相總體積吸收系數，其

單位為kmd/（m1*3）9

液相總傳質單元數的計算公式為

(5.2-23)

或(5.2-24)

【例5.2-5】用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液。已知進、出解吸塔的液相組成分

別為0.010和0.002（均為摩爾比）。解吸所用載氣為含二氧化碳0.0005（摩爾分數）的空氣，操作

條件下的平衡關系為Y=106.03X.操作氣液比為最小氣液比的1.8倍，試計算：

（1）載氣的出塔組成（摩爾分數）；

（2）液相總傳質單元數。

解：（D載氣的出塔組成（摩爾分數）

進塔載氣中二氧化碳的摩爾比為

Yl^yl=0.0005

最小氣液比為

苞-'_0,010-0.002

一族2ThM03x0.010-0.0005=

操作氣液比為

-=1.8x0.00755=0.0136

y（無?匕）?心（正-茶）

MXz-x)

+匕=:+0,0005=0.589

?\z1J。

載氣的出塔摩爾分數為

0.589

力=百元=1+0,589=0.371

（2）液相總傳質單元數

吸收因數為

4;病=血伯僅用.0136;0,693

液相總傳質單元數為

0.0005

0.010-

106.03

l-0.693ln(1-0.693)+0.693=2,614

0,0005

0.002-106.03

分析：①因進塔載氣中二氧化碳的摩爾分數為0.0005,該值很低，故摩爾比近似等于摩爾分數,

但應注意計算中必須采用摩爾比。

②載氣的出塔組成可通過物料衡算求緡

③本題要求計算載氣的出塔摩爾分數，故經過物料衡算求出摩爾比丫2后，要轉換成摩爾分數丫2。

5.2.2吸附

固體表面對流體分子的吸著現象稱作吸附。其中，固體物質稱為吸附劑，被吸附物質稱為吸附質。

吸附是分離和純化氣體或液體混合物的重要單元操作之一，在化工、煉油、輕工、食品、生化、制藥、

環保等領域有廣泛的應用前景。

1.概述

(1)吸附分離原理

固體表面上的質點處于受力不平衡狀態，具有表面能。固體表面可以芻動吸附那些能降低其表

面自由蠟的物質。吸附過程中釋放出吸附熱。在化工類生產過程中，利用吸附劑對混合物中組分的選

擇性吸附而實現氣體或液體混合物中組分的分離。

(2)物理吸附和化學吸附

根據被吸附物質與吸附劑分子間結合力的性質，吸附分為物理吸附和化學吸附。

物理吸附是由吸附質與吸附劑分子間引力引起，結合力較弱，吸附熱較小，是一種可逆過程，容

易解附。活性炭對氣體的吸附即屬物理吸附。

化學吸附則由吸附質與吸附劑間的化學鍵所引起，猶如化學反應，結合力強，吸附熱大，一般為

不可逆過程。如氣相催化加氫反應中銀催化劑對氫的吸附即屬此例。

實驗表明，同一物質，在低溫時進行物理吸附；當溫度升高到一定程度后便轉化為化學吸附。有

時，兩種吸附同迸發揮作用。

(3)吸附劑

性能優良的吸附劑應具有如下性質:

①單位質量吸附劑應具有較大的表面積(工業上常用吸附劑的比表面積在300^1600m7g的范圍),

對吸附質有高的吸附能力和高選擇性。

②平衡吸附量對溫度或壓力敏感，易于再生。

③機械強度高，化學及熱穩定性好，使用壽命長。

④制備簡單，成本低，原料來源充足。

目前，工業上最常用的吸附劑有如下幾類：

①活性白土、硅藻土等天然物質。主要用于油品和糖液的脫色精制。

②活性炭。由含碳物質經炭化與活化處理制得。主要用于溶劑蒸氣的P1收、低分子燒類的分離、

氣體或液體的除臭、脫色，水的凈化等。

③硅膠。由硅酸鈉脫鈉離子加工制成的堅硬多孔凝膠顆粒。主要用于氣體及有機溶劑的干燥、氣

體吸收，色層分析和催化劑等。

④活性氧化鋁。由氧化鋁加熱、脫水和活化制得。主要用于氣體或液體的干燥。

⑤分子篩。主要由人工合成的硅鋁酸鹽制成，具有很強的熱穩定性及高選擇性。其多孔及結晶型

結構，使分子大小不同的組分分離。其主要用于各種氣體或液體的干燥、燒類混合物的分離等。

在某些場合，還應用其他吸附劑，如吸附樹脂、活性粘土等。

工業上常用吸附劑的主要性能如表5.2-1所示。

?5.2-1常用吸附劑的特性

孔林d.孔歐率粒子密度M比表面枳。

吸附附

run<?.媼小/工

括性弱化廢酸技1-7.50.51.2S150-城

小孔2.2-2.50.47109750-850

大孔10-150.71062300-350

活性炭

小孔101.230.4-0.60.5-0.94007600

大孔>3—0.6-0.B200-700

分子篇0.3-10.2-0.50.9?1.3400-750

敏附忖密4-250.4-0.55一一80-700

活性白土8780.4-0.70.6-1.2I00-2S0

2.吸附的平衡與吸附機理

(1)吸附的相平衡

當氣體或液體混合物與吸附劑經過足夠時間充分接觸后，系統即達平衡狀態。吸附質的平衡吸附

量（即單位質量吸附劑在達到吸附平衡時所吸附的吸附質量）首先取次于吸附劑的化學組成與物理結

構，同時和系統的壓力與溫度、混合物組成（或吸收質的分壓）密切相關。

吸附的平衡關系常用一定溫度下吸附質的平衡吸附量與其在混合物中的組成（或分壓）之間的關

系曲線表示。該類曲線稱為吸附等溫線。對于壓力不高的氣體吸附，惰性組分對吸附等溫線基本上沒

有影響；而液體混合物中的溶劑通常對吸附等溫線產生影響。這是由于溶劑的種類對吸收質的吸著產

生影響；而且吸附質在不同溶劑中溶解度不同，同時溶劑本身的吸附也會影響吸附質的吸附。

實驗結果表明，同一體系的吸附等溫線隨溫度而變。溫度升高平衡吸附量呈下降的趨勢。

對于液體的吸附，溶質在溶劑中的溶解度愈小，吸附量愈大；溫度升高，吸附量降低。

當混合物中有幾個組分同時被吸附時各被吸附組分的平衡吸附量之比，一般不同于原混合物中各

組分的比例（即分離因子不等于1）.吸附劑的選擇性愈高，愈有利于吸附分離。

吸附等溫線由實驗測定。不同體系的吸附等溫線有顯著的差異。

吸附的相平衡決定了吸附過程進行的方向和限度，同時是吸附過程計算（包括設計型和操作型）

的基本依據。

（2）吸附機理和吸附速率

吸附是流-固之間的傳質過程。通常，一個吸附過程應包括如下三個基本步驟，即

①外擴散：吸附質分子從流體主體以對流方式傳遞到吸附劑固體表面。在緊貼固體表面的有效滯

流膜層內吸附質以分子擴散方式進行傳遞，

②內擴散：吸附質分子從吸附劑的表面進入微孔道，進而擴散到微孔道的內表面處。

③吸著：吸附質分子被微孔道的內表面所吸著。

對于物理吸附過程，“吸著”速率較外擴散或內擴散速率快得多，吸附速率通常由外擴散速率或

內擴散速率控制。外擴散或內擴散的速率卻一般的膜傳質速率方程沒有多大區別。如外擴散速率方程

可表達為

常（5.2-25）

dq

式中：q為1kg吸附劑吸附的吸附質量，kg/kg吸附劑；,為時間，s；d0為吸附速率，kg/

（s.kg吸附劑）；0。為吸附劑的外比表面積，

m?/kg吸附劑；及為流體側的對流傳質系數,m/s;c、q為流體中的吸附質濃

度，,kg/m3o

吊值與流體性質、流體流動狀況、吸附劑幾何特性、溫度、壓力等操作條件有關，由實驗測定。

同理，以流體總濃度差為推動力的總吸附速率方程可表達為

需二K卬…D（5.2-26）

式口：（為以（c-c）為推動力的總傳質系數,m/s;c、c分別為流體主體及與吸

附質含量為g的吸附劑呈平衡的流體中吸附質的濃度，'kg/m?0

假設在操作濃度范圍內吸附平衡線為直線，即

q（5.2-27）

或c*?q/m（5227，）

式中的m為相平衡常數.m'/ka吸附劑e

吸附的總阻力等于外擴散與內擴散的阻力之和，即

之十六⑸>28）

,kg/（s*m2）

式中的為內擴散（即吸附劑固體側）的傳質系數，&o

若過程為外擴散控制，則

治.兒（5.2-29）

若過程為內擴散控制，則

（5.2-30）

顯然，欲提高吸附速率，就必須降低控制側的阻力。

3.工業的吸附裝置

D吸附操作流程與設備

工業的吸附過程大都包括吸附和脫附（再生）兩個基本步驟，因此，吸附操作流程除吸附設備還

須有脫附再生設備。

根據原料流體中吸附質含量的不同，將吸附分為純化吸附和分離吸附過程。通常，將原料流體中

被吸附組分的分數大于10%的分離視為分離吸附。工業上應用最廣的吸附設答類型和操作方式分為：

①攪拌槽接觸吸附法，也稱接觸過淀法，主要用于液體純化（如脫色），多為間歇操作。

②固定床周期性間歇操作方法。既可用于分離，也可用于純化。因脫附方法的不同，出現多種操

作流程，如變溫解附、變壓吸附?解附、惰性氣體解附、置換解附等。

③模擬移動床連續逆流操作方法。

吸附分離常用的工業方法如表5.2-2所示。

?5.2-2吸附分離常用的工業方法

進科相市吸附裝置耍附劑再生方法主要應用

液體攪拌槽吸附劑不再生液體純化（脫色）

液體樹定床加熱?附液體飩化

液體模根移動床?接解附液體配臺物分H

代體團定床變混5附氣體飩化

氣體流化一移動床盥含空溫解時氣悻鈍化

氣體因定保情性氣體第附氣體飩化

氣體固定床克溫?附氣體混合物分青

氣體固定床★空解的氣體/合物分離

氣體固定床置拯解附氣體程合物分周

2)吸附操作的應用和操作評價

(1)吸附操作的應用

吸附操作常用來分離或純化吸附質濃度較低的流體混合物，也可用作其他傳質分離操作的補充，

以達到組分完全的分離的目的。對于揮發度很接近的料液，精儲難以實現有效的分離，用吸附分離可

能會較經濟。目前，吸附操作在工業上的主要應用有：

①氣體或液體的深度干燥；

②食品、藥品、石油產品的脫色、脫臭；

③有機異構物(如混合二甲苯)的分離；

④空氣分離制備富氧氣或制取氮氣：

⑤從廢水或廢氣中除去有害物質等。

2.吸附操作的評價

評價吸附分離操作的主要指標有如下幾項：

①吸附質的回收率(當吸附質是有價值的物質時)或凈化率(當吸附質是有害雜質時)；

②設備的操作強度，即單位體積設備所處理的流體混合物量；

③能量消耗，包括輸送物料和吸附劑的能耗、脫附能耗等。

影響如上指標的因素為吸附的平衡吸附量、吸附劑的選擇性、吸附劑的用量以及操作溫度、壓力

等。

隨著新型高效吸附劑的研制和新工藝過程的開發，吸附操作必將愈來愈廣泛地應用于各工業生產

部門。

5.2.3蒸儲

1.單級蒸饋過程

(1)平衡蒸儲

平衡蒸儲乂稱閃急蒸儲，簡稱閃蒸，是一種連續、穩態的單級蒸儲操作，圖5.2-5所示為平衡蒸

儲的計算模型示意圖。

平衡蒸儲的物料衡算關系為：

F=D+W(5.2-31)

Fx^Dy^Wx(5232)

式中：F、D、W分別為原料液、氣相和液相產品流量，Kmol/h;x.-.x、y分別為原料液、氣相和液

相產品中易揮發組分的摩爾分率。

圖5.2-5平衡蒸儲計算模型示意圖

設q=W/F

則1-q二D/F

式中q稱為原料液