化工原理復(fù)習(xí)總結(jié)考點(diǎn)

1流動(dòng)–––基本概念與基本原理或p=p+pg(zz)112p=p+pgh02、壓強(qiáng)的表示方法：絕壓—大氣壓=表壓表壓常由壓強(qiáng)表來測量；大氣壓—絕壓=真空度真空度常由真空表來測量。1atm=760mmHg=10.33mHO=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at2pp=(pp)gR12A處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時(shí)靜止、連續(xù)和同一種液體。p常數(shù),w=uAp=uAp=……=uAp=常數(shù)AV=uAAV=uA=uA=……=uA=常數(shù)s1122A122121PuPu1kg流體：gZ+1+1+We=gZ+2+2+h[J/kg]1p22p2f2、理想流體，無外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式：Pu2Pu2gZ+1+1=gZ+2+21p22p23、可壓縮流體,當(dāng)Δp/p<20%,仍可用上式，且ρ=ρ。1m4、注意運(yùn)用柏努利方程式解題時(shí)的一般步驟，截面與基準(zhǔn)面選取的原則。理想氣體ρ=PM/RT混合氣體p=px+px+…+pxm1v12v2nvn1xxx混合液體=w1+w2+…+wnppppmm2nviwiuphf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，是決定流體輸送設(shè)備重要參數(shù)。e輸送設(shè)備有效功率N=W·ωs，軸功率N=N/η(W)eeepu27、1N流體H=Z+++H[m](壓頭)epg2gf2e2faff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。①質(zhì)點(diǎn)的運(yùn)動(dòng)方式；湍流：碰撞和混和使速度平均化。層流：粘度內(nèi)摩擦力，湍流：粘度內(nèi)摩擦力+湍流切應(yīng)力。ffffd2p范寧公式(層流、湍流均適用).eReedd具體的定性關(guān)系參見摩擦因數(shù)圖，并定量分析h與u之間的關(guān)系。推廣到非圓型管d=d=4r=f4根流通截面積eH潤濕周邊長注：不能用d來計(jì)算截面積、流速等物理量。e2、局部阻力損失hf`①阻力系數(shù)法，h'=Gf2ecfd2注意：截面取管出口內(nèi)外側(cè)，對(duì)動(dòng)能項(xiàng)及出口阻力損失項(xiàng)的計(jì)算有所不同。d2流體在變徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)，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(dòng)流體由于流動(dòng)而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長不變。流體流動(dòng)時(shí)的摩擦阻力損失h所損失的是機(jī)械能中的靜壓能項(xiàng)。完全湍流(阻力平方區(qū))時(shí)，粗糙管的摩擦系數(shù)f數(shù)值只取決于相對(duì)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(yīng)器，當(dāng)管道上的閥門開度減3232、h=h=h=h各支路阻力損失相等。ff1f2f3即并聯(lián)管路的特點(diǎn)是：(1)并聯(lián)管段的壓強(qiáng)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。1232、分支點(diǎn)處至各支管終了時(shí)的總機(jī)械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測量中的運(yùn)用1、畢托管用來測量管道中流體的點(diǎn)速度。2、孔板流量計(jì)為定截面變壓差流量計(jì)，用來測量管道中流體的流量。隨著R增大其孔e流系數(shù)C先減小，后保持為定值。03、轉(zhuǎn)子流量計(jì)為定壓差變截面流量計(jì)。注意：轉(zhuǎn)子流量計(jì)的校正。測流體流量時(shí)，隨流量增加孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差值將增加，若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩側(cè)壓差值將不變。4一、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(zhuǎn)換裝置)；軸封裝置(填料函、機(jī)械端面密封)。原理：借助高速旋轉(zhuǎn)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(dòng)前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運(yùn)行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應(yīng)檢查進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特性曲線pH=Z++Hpgf2、有效功率N=W=HgQp軸功率N=HQp(kw)ees102nmin動(dòng)泵和停泵都應(yīng)關(guān)閉泵的出口閥。離心泵特性曲線測定實(shí)驗(yàn)，泵啟動(dòng)后出水管不出水，而泵進(jìn)口處真空表指示真空度很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(diǎn)1、泵在管路中的工作點(diǎn)為離心泵特性曲線(H一Q)與管路特性曲線(H一Q)的ee點(diǎn)。管路特性曲線為：H=K+BQ2。eeee有改變閥門的開度，改變泵的轉(zhuǎn)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(yáng)程將減小，軸功率將增大。兩臺(tái)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≤Hg，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。2H'為操作條件下的允許吸上真空度，msH為吸入管路的壓頭損失，m。pgf0一1p液面上方壓強(qiáng)，Pa；ap操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。v離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時(shí)會(huì)發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。5傳熱是由于溫度差引起的能量轉(zhuǎn)移，又稱熱傳遞。由熱力學(xué)第二定律可知，凡是有溫度差存在時(shí)，就必然發(fā)生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據(jù)傳熱機(jī)理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導(dǎo)(導(dǎo)熱)、熱對(duì)流(對(duì)流)和熱輻射。熱傳導(dǎo)是物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱量傳遞；熱對(duì)流是流體各部分之間發(fā)生相對(duì)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(duì)流和由外力所致的質(zhì)點(diǎn)的強(qiáng)制運(yùn)動(dòng)引起的強(qiáng)制對(duì)流)，流體流過固體表面時(shí)發(fā)生的對(duì)流和熱傳導(dǎo)聯(lián)合作用的傳熱過程稱為對(duì)流傳熱(給只要在絕對(duì)零度以上，都能發(fā)射輻射能，只是在高溫時(shí)，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(shí)進(jìn)行。傳熱速率Q是指單位時(shí)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?n式中負(fù)號(hào)表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。2．平壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層平壁：tttQ=12=QbRtttQ=1n+1=Q公式表明導(dǎo)熱速率與導(dǎo)熱推動(dòng)力(溫度差)成正比，與導(dǎo)熱熱阻(R)成反比。由多層等厚平壁構(gòu)成的導(dǎo)熱壁面中所用材料的導(dǎo)熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側(cè)的溫差愈小，但導(dǎo)熱速率相同。單層圓筒壁：=tt12=bmtR或Q=12lnln2r1當(dāng)S/S2時(shí)，用對(duì)數(shù)平均值，即：216ii在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)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ii在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)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。S=21SSS，用算術(shù)平均值，即：21m12多層(n層)圓筒壁：ttQ=1i=1imi或2l(tt)1lnri+1Q1lnri+1一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當(dāng)石棉泥受潮后，其保溫效果應(yīng)降低，主要原因是因水的導(dǎo)熱系數(shù)大于保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導(dǎo)熱系數(shù)增大，保溫效二、對(duì)流傳熱2．與對(duì)流傳熱有關(guān)的無因次數(shù)群(或準(zhǔn)數(shù))準(zhǔn)數(shù)名稱符號(hào)意義努塞爾特準(zhǔn)數(shù)雷諾準(zhǔn)數(shù)普蘭特準(zhǔn)數(shù)格拉斯霍夫準(zhǔn)數(shù) L L反映流體的流動(dòng)狀態(tài)反映流體物性對(duì)傳熱的影響反映因密度差而引起自然對(duì)流狀態(tài)Nu=Pr=Gr=λμ λgtLρμ73．流體在圓形直管中作強(qiáng)制湍流流動(dòng)時(shí)的傳熱膜系數(shù)對(duì)氣體或低粘度的液體NuRePrn或定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑d。i定性溫度取流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。對(duì)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(zhǔn)數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個(gè)區(qū)域，它們是自然對(duì)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(yīng)維持在泡壯沸騰區(qū)操作。無相變的對(duì)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(dòng)程度。引起自然對(duì)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、用無因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：(1)無相變對(duì)流傳熱Nu=f(Re，Pr，Gr)(2)自然對(duì)流傳熱Nu=f(Gr，Pr)(3)強(qiáng)制對(duì)流傳熱Nu=f(Re，Pr)在兩流體的間壁換熱過程中，計(jì)算式Q=SΔt，式中Δt=t-t或T-T；S表示為一wmmw滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來的條件改變后，仍在湍流范圍)三、間壁兩側(cè)流體的熱交換間壁兩側(cè)流體熱交換的傳熱速率方程式m式中K為總傳熱系數(shù)，單位為：W/(m2·℃)；Δt為兩流體的平均溫度差，對(duì)兩流體m作并流或逆流時(shí)的換熱器而言，ttt=12mln(t/t)128型管式結(jié)構(gòu)。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強(qiáng)流體的湍ttt術(shù)平均值，即：Δt=(Δt+Δt)/2型管式結(jié)構(gòu)。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強(qiáng)流體的湍12mm12基于管外表面積S的總傳熱系數(shù)Koo11bSSSKao入SiSaSoowmiii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(qiáng)人工擾動(dòng)；防止結(jié)垢，及時(shí)清除污垢。消除列管換熱器溫差應(yīng)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(jié)構(gòu)或采用U動(dòng)程度以提高α。為提高冷凝器的冷凝效果，操作時(shí)要及時(shí)排除不凝氣和冷凝水。間壁換熱器管壁溫度t接近α大的一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接近熱阻大w的一側(cè)的α值。如在傳熱實(shí)驗(yàn)中用飽和水蒸氣加熱空氣，總傳熱系數(shù)接近于空氣側(cè)的對(duì)流對(duì)于間壁換熱器mCp(T-T)=mCp(t-t)=KSΔt等式成立的條件是穩(wěn)定傳熱、無熱損11122212m失、無相變化。列管換熱器，在殼程設(shè)置折流擋板的目的是增大殼程流體的湍動(dòng)程度，強(qiáng)化對(duì)流傳熱，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。9利用各組分揮發(fā)度不同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(shí)現(xiàn)的。對(duì)于均相物系，必須造成一個(gè)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(gè)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)。理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律：pxAAABBBBA根據(jù)道爾頓分壓定律：p=Py而P=p+pAAAB理想物系的氣液相平衡關(guān)系：x=(P—p0)/(p0—p0)———泡點(diǎn)方程ABABy=p0x/P———露點(diǎn)方程AAA對(duì)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；(試差法)。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AAABBB溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對(duì)難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比為相對(duì)揮發(fā)度。其表達(dá)式有：ABAABBABBAAB判斷蒸餾分離的難易程度。α愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈易；(1)溫度—組成(t-x-y)圖該圖由飽和蒸汽線(露點(diǎn)線)、飽和液體線(泡點(diǎn)線)組成，飽和液體線以下區(qū)域?yàn)橐合鄥^(qū)，飽和蒸汽線上方區(qū)域?yàn)檫^熱蒸汽區(qū)，兩曲線之間區(qū)域?yàn)闅庖汗泊鎱^(qū)。兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，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(diǎn)溫度大于液相泡點(diǎn)溫度。(2)x-y圖上方。平衡線偏離對(duì)角線愈遠(yuǎn)，表示該溶液愈易分離。總壓對(duì)平衡曲線影響不大。精餾過程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進(jìn)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(shí)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(jí)易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)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(yīng)沸點(diǎn)較低；原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點(diǎn)較高。當(dāng)塔板中離開的氣相與液相之間達(dá)到相平衡時(shí)，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。FDWDDFWWF易揮發(fā)組分：Vy=Lx+Dxn+1nD操作線方程：y=(L/V)x+(D/V)x=[R/(R+1)]x+[1/(R+1)]xn+1nDnD與其相鄰的下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與其相鄰的下n一層板(第n+1層板)上升蒸汽相組成y之間的關(guān)系。在x—y坐標(biāo)上為直線，斜率為R/R+1n+1截距為x/R+1。DL`=V`+Wmmy`=(L`/V`)x`—(W/V`)xm+1mW與其相鄰的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`與其相鄰的m下一層板(第m下一層板(第m+1層板)上升蒸汽相組成y`之間的關(guān)系。L`除與Lm+1響。m+1響。溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸汽。I一I將1kmol進(jìn)料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃繙囟雀哂诼饵c(diǎn)的過熱蒸汽。q=VFI一I原料液的千摩爾汽化潛熱VL進(jìn)料熱狀況進(jìn)料熱狀況氣液混合物飽和蒸汽0過熱蒸汽飽和液體1冷液體qL`=L+qFq線方程(進(jìn)料方程)為：F上式表示兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸器相當(dāng)于一層理論板(氣液兩相平衡)，塔頂采用分凝器時(shí)，分凝器相當(dāng)于一層理論板。由于冷液進(jìn)料時(shí)提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進(jìn)料較氣液混合物進(jìn)料所需理論板數(shù)為少。(1)全回流達(dá)到給定分離程度所需理論板層R=L/D=∞，操作線與對(duì)角線重合，操作線方程y=x達(dá)到給定分離程度所需理論板層nn-1數(shù)最少為N。min(2)最小回流比當(dāng)回流比逐漸減小時(shí)，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(dá)到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達(dá)到恒濃區(qū)(夾緊區(qū))回流比最小，。R=(x—y)/(y—x)minDqqq飽和液體進(jìn)料時(shí)：x=xqF飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：y=yqF由a(x，y)或c(x，y)點(diǎn)向平衡線作切線，由切線斜率或截距求R。DDWWmin(3)適宜回流比R=(1.1~2)Rmin精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減少，同時(shí)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(fèi)用相應(yīng)增加，所需塔徑增大。F則塔頂產(chǎn)品組成x變大。D精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。1．單板效率(默弗里效率)E=(y—y)/(y*—y)mVnn+1nn+1E=(x—x)/(x—x*)mLn-1nn-1nTP精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，y<y，t<t，y>x。n+1nn-1nnn-1nnnn如板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無法正常工作。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(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從氣相向液相轉(zhuǎn)移，發(fā)生吸收過程；反之當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從液相向氣相轉(zhuǎn)移，發(fā)生脫吸(解吸)過程。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)濃度稱為平衡濃對(duì)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(duì)吸收操作有利，升溫和吸操作。(稀溶液)sH，易溶氣體H很大。分子擴(kuò)散–––憑借流體分子無規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。推動(dòng)力為濃度差，由菲克定律描述：J=–D(dC)/(dz)J––擴(kuò)散通量，kmol/(m2·s)D––擴(kuò)散系數(shù)AABAAAB等分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)液相內(nèi)液相內(nèi)N=D(p–p)/RTzAA1A2N=D’(c–c)/zAA1A2zPpkppAAAAAiBmGAAiAAiASmLAiA其中P/p>1為漂流因數(shù)，反映總體流動(dòng)對(duì)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(kuò)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(kuò)散體現(xiàn)在吸收單元操作中。氣相中，溫度升高物質(zhì)的擴(kuò)散系數(shù)增大，壓強(qiáng)升高則擴(kuò)散系數(shù)降低；液相中粘度增加在傳質(zhì)理論中有代表性的三個(gè)模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論和表面更新理論。GiLiyixiXGLYX注意傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力相對(duì)應(yīng)，即傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力的范圍一致，傳質(zhì)系數(shù)的單位與1/K=1/k+1/Hk1/K=1/k+H/k1/K=1/k+m/k1/K=1/k+1/mkGGLLLGYyxXxyKPKKCKyGxLYGXL氣膜控制與液膜控制的概念K≈k，這種情況稱為“氣膜控制”；反之，對(duì)于難溶氣體，H很小，傳質(zhì)阻力絕大部分存在GG于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時(shí)K≈k，這種情況稱為“液膜控制”。LL1212Y=LX/V+(Y–LX/V)11逆流操作吸收操作時(shí)塔內(nèi)任一截面上溶質(zhì)在氣相中的實(shí)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)液氣比即操作線的斜率min1212若平衡關(guān)系符合亨利定律，則(L/V)=(Y–Y)/(Y/m–X)溶劑改性降低溫度提高壓力減小傳質(zhì)阻力改變平衡關(guān)系增加液氣比溶劑改性降低溫度提高壓力減小傳質(zhì)阻力改變平衡關(guān)系增加液氣比采用新型填料改變操作條件增加傳質(zhì)推動(dòng)力提高吸收效率的途徑增加吸收劑用量，操作線斜率增大，操作線向遠(yuǎn)離平衡線的方向偏移，吸收過程推動(dòng)氣液相平衡