吸收操作及工业应用

其次章 吸取第一节 一、吸取操作及工业应用1、吸取操作碳等。吸取操作就是分别气体混合物的一种方法。使气体溶解于液体中的操作称为吸取操作。当气体混合物与适当的液体接触，气体中的一个或几个组分溶解于液体气体混合物中各组分在同一液体中的溶解度不同来分别气体混合物的操作。吸取操作在化工生产中应用很广，有以下几个方面：取溶液作为产品如用水吸取氯化氢气体制成盐酸、用水吸取甲醛蒸40%甲醛溶液〔福尔马林。分别气体混合物如在合成橡胶工业中用酒精吸取反响气以分别丁二烯和烃类气体、石油化工中用油分别裂解原料气等。除去气体中的有害物质以净制气体如根本有机合成工业中用吸取操料气中的一氧化碳等。回收气体混合物中有用的成分如用轻油回收焦炉气中的苯、从烟道气中回收二氧化硫或二氧化碳以制取其它产品等。这样可以到达综合利用的目的，削减三废，保护环境。2、工业吸取过程从塔顶引出。以合成氨气脱二氧化碳为例：：不被溶解的组分称为惰性组分〔惰气〕或载体；吸取剂：吸取操作中所用的溶剂称为吸取剂或溶剂；吸取液A和溶S；吸取尾气：吸取操作中排出的气体称为吸取尾气，其主要成分是惰性气体BA。选择适宜的溶剂。供给气液接触的场所〔传质设备。溶剂的再生。故一个完整的吸取分别过程，一般包括吸取和解吸两个组成局部〔直接将吸取液作为产品的例外是由溶剂和溶质组成的混合液，还需进展解吸才能得到纯溶质并回收溶剂。二、吸取剂的选择主要依据以下几点。溶解度吸取剂应对吸取质有很大的溶解度，即在确定的温度与浓度中吸取质的极限剩余亦可降低。选择性混合气体中其他组分在吸取剂中的溶解度要小，即吸取剂具有较高的选择性。挥发性在操作温度下吸取剂的蒸气压要低，吸取剂挥发度越高，其损失量越大。粘度 在操作温度下粘度越低，其在塔内的流淌性越好，有利于传质和传热。再生性 吸取剂中的溶解度对操作条件〔温度、压力〕要敏感，即随操作条件的变化溶解度要显著的变化这样被吸取的气体组分简洁解吸吸取剂再生便利。稳定性 化学稳定性好，以免在使用过程中发生变质。经济性 价廉、易得、无毒、不易燃烧、冰点低。剂作出技术与经济评价后，合理选用。三、吸取操作分类依据吸取过程的特点，吸取操作可分为〔1〕物理吸取与化学吸取则被称为物理吸取。假设溶质靠化学反响与吸取剂相结合，则被称为化学吸取。单组分吸取与多组分吸取假设有两个以上的组分被吸取，则称为多组分吸取。非等温吸取与等温吸取气体溶于液体中时常伴随热效应〔溶解热或反响热则可认为是等温吸取。温吸取过程。低浓度吸取与高浓度吸取吸取的数量多时，称为高浓度吸取；假设溶质在气液两相中摩尔分数均小于0.1时，吸取称为低浓度吸取。四、吸取操作经济性吸取操作的费用主要为：气、液两相流经吸取设备的能量消耗溶剂的挥发损失和变质损失溶剂的再生费用吹气。升温与吹气同时使用最为常见。五、吸取与蒸馏操作的区分吸取与蒸馏同为传质过程，但过程的依据不同蒸馏： 混合物中各组分间挥发性的不同吸取： 混合物中各组分在同一溶剂中溶解度的不同产生其次相的缘由不同〔加热、冷却〕由内部产生——可直接获得较纯的轻、重组分程〔解吸〕传质方向不同而无显著的溶剂汽化六、吸取设备类型和填料塔。有湿壁塔、降膜塔等，但多为填料塔。浓度从上而下连续地增高。*来打算。假设Ｐ＞Ｐ*，这个组分便可自气相转移到液相，被吸取。由于转移的结果，溶液里溶质的浓度增高，其平衡分压Ｐ*也随着增高，当Ｐ＝Ｐ*时。传质过程就停顿，这时气液两相到达相平衡。反之，假设Ｐ*＞Ｐ时，则溶质便要从溶平衡关系来推断传质过程的方向与极限。等温、多组分、化学吸取在此不作介绍。其次节吸取平衡及吸取推动力一、吸取平衡平衡关系——气液相平衡时溶质在两相中的浓度关系有关。〔一〕吸取中常用的相组成表示法1、比质量分率X或YA，单位，则AB组分的比质量分率GXGA= A A/kgBXGABGA=GX ，G=GX

代入上式，得WA B WBX XX= XA X

1WA A/kgBXWB WAX式中G——混合物的总质量，kg；AB是吸取剂〔或惰性气体。2、比摩尔分率X〔Y〕表示。A组分的千摩尔数是nB组分的千摩尔数是nA BAB组分的比摩尔分率nXA=

A KmolA/KmolBnB由于n=nxn=nx，代入上式，得A A B BXA

A AxxxAB1xxxxAB

KmolA/KmolB式中 n——混合物的总摩尔数，Kmol；nA的摩尔分率；AnB的摩尔分率。yBy假设混合物是双组分气体混合物，则Ay

pA，而比摩尔分率pB By yYA AYA y 1y

KmolA/KmolBBY或 pAYA p

ApApPp

KmolA/KmolBB式中y 和yA

AAB的摩尔分率；p 和p ——组分A和B的分压，Pa；A BPa。3、比质量分率和比摩尔分率的换算A Gkg，组分ABXWAXWB，分子MM，千摩尔数各是n和nKmolA A BGB=GXWBnMGXn而 WA和nMGXnA A

WBMGXBMGXAB的比摩尔分率XnX M WAXnX M XA M WA B BXX A XnXMMA AnXMMMB WB WB A BMAB的比质量分率XM nMXX AA AM

A AnMB B B2-1CO229〔体积，其余是22C〔都可看成是惰性气体CO21〔体积CO2的比摩尔分率。解 〔1〕原料气的比摩尔分率 由于y =0.29，Ayy 0.29yyABY= A= A = 0.408KmolCOyABA 1y

2Kmol惰性气〔2〕出塔气的比摩尔分率 YA=

A= A yyyAB1yyyyAB

0.01

0.0101KmolCO2 惰性气2 惰性气解 ：XWA=0.25，XWB=1－0.25=0.75，MA=17，MB=18，比质量分率X0.25XA0.75

0.333

KgNH3

KgHO2M

18 KmolNHX X B0.333 0.353 3MA A 17MA

KmolHO2在吸取过程中，气相与液相的总量均随吸取进展而转变，但常可认为惰性气气液两相的浓度，则可简化吸取计算。此时，在上式中：A——吸取质 B——惰性气体或溶剂〔二〕平衡关系1、气体在液体中的溶解度在确定的温度与压力下，使确定量的吸取剂与混合气体接触，溶质便向液相过程的极限。溶解度常用在确定温度和气体平衡分压下，单位质量溶剂中吸取质的质量表由图可知，不同种类气体在一样的温度和分压条件下同一溶剂中的溶解上升而增大。但当吸取系统的压力不超过506.5kPa的状况下，气体的溶解度可看作与气相的总压力无关，而仅随温度的上升而减小。〔均指在水中的溶解〕管路上常常设置冷却器，以维持入塔吸取剂有较低的温度。图3-2 氨在水中的溶解度图3-3 二氧化硫在水中的溶解度图3-4 氧在水中的溶解度平衡分压平衡状态下气相中溶质的分压称为平衡分压。10℃时，NH3与SO2平衡分压数据为：溶液浓度200NH3/1000克水200SO2/1000克水平衡分压≈100mmHg≈980mmHg分压低，故氨比二氧化硫溶解度大。即，不同气体用同一吸取剂吸取，所得溶液浓度一样时，易溶气体在溶液上易溶气体所需的分压低，而难溶气体所需的分压高。2、亨利定律气液相平衡关系符合亨利定律时，可用简洁的数学式说明。亨利定律通常5MPa0.1MPa以下，方才适用。依据亨利定律，在确定温度下气液相达于平衡状态时，可溶气体在气相中的平衡分压pxA

成正比，即稀溶液中气液相平衡A关系是：p=ExA式中 p——溶质A在气相中的平衡分压，Kpa ；Ax——液相中溶质的摩尔分率；EKpa。E值小，液相中溶质的摩尔分数大，EE值大。EE2-115E值。？由于气相、液相组成有不同的表示方法，亨利定律还有以下不同表达式。cp AH式中c

——液相中溶质的摩尔浓度，kmol溶质/m3溶液；AH——溶解度系数，kmol溶质/(kPa·m3溶液)。H可视为在确定温度下溶质气体分压为1kPa时液相的平衡浓HH值随温度上升而减小。ymx式中，y——溶质在气相中的平衡摩尔分率；m——相平衡常数，无因次；m大，即溶质的溶解度大。故易溶气体的m值小，难溶气体的mm值随温度上升而增大。吸取中：气相中溶质的物质的量(摩尔数) yY 气相中惰性气体的物质的量(摩尔数) 1yX液相中溶质的物质的量(摩尔数) x液相中溶剂的物质的量(摩尔数) 1x即 x X ， y Y1X 1YY

mX1(1m)X式中 Y——与X相平衡时气相中溶质的比摩尔分率。YmX将上述关系标绘在yx坐标系中，即为说明吸取中气液平衡关系的图线——吸取平衡线，它可能是通过原点的一条曲线或直线。亨利定律各系数间的关系HEmEmp sHMs式中 ，Kpa；Kmol溶质 ；Kpa.m3溶液 ——溶剂的密度，Kg ；s m3M ——溶剂的摩尔质量，Kg 。s Kmol例2-3 总压为101.32Kpa、温度为200C，1000Kg水中溶解15KgNH ，3NH1.2KpaE、溶解3H、相平衡常数m。解 NH的摩尔质量为17Kg ，溶液的量为15KgNH 与1000Kg水之和。3 Kmol 3故液相组成xnA nA 15/17 0.01563n n nA B亨利系数

15/171000/18Ep* 1.2 76.8kPax 0.01563溶剂水的密度 =1000Kg ，摩尔质量M =18Kg ，s m3 s Kmol溶解度系数H s

1000

0.723kmol/(m3.kPa)EM 76.818s相平衡常数E 76.8m 0.758P 101.325例2-4 在操作温度为30℃，总压为101.3kPa的条件下，含SO2

的混合气与水接触，试求与y

SO2

=0.1的混合气呈平衡的液相中SO2

CSO2

为多少〔Kmol 〕。该浓度范围气液平衡关系符合亨利定律。m3解 依据亨利定律c* EpSO SO2 2式中

SO2

SO2

的实际分压。由道尔顿分压定律p pySO2

101.30.110.1(kPa)30℃SO2

H=4.85×103Kpa，换算为溶解度系数sE1 1000 0.0115s

molH M 4.8510318.0s所以

m3.Pac* 10.10.01150.116KmolSO2 m3〔三〕相平衡与吸取过程的关系1、选择吸取剂和确定适宜的操作条件m值上。溶剂m值降低，有利于吸取操作。2、推断过程进展方向的方向。YY〔＝mXY*>Y，则为脱吸过程：Y=Y*，系统处于相际平衡状态。3、确定过程进展的极限212 1 Y的最低极限是与入塔吸取剂组成呈mXX不行能高与入塔气相组成Y呈平衡的液相Y/m212 1 4、计算过程推动力对于吸取过程，传质的推动力为YY*X*X。

值表示传质的推动力。差APyAPy2x2yMNxyy*y1

O x x*吸取推动力示意图第三节 质机理一、吸取传质机理及过程用液体吸取气体中某一组分，是该组分从气相转移到液相的传质过程。它包括以下三个步骤：溶质由气相主体向相界面传递，即在单一相〔气相〕内传递物质；程；〔液相〕内传递物质。二、物质的传递方式在单一相里的传递有两种根本方式，一是分子集中，二是涡流集中。从浓度高处传递到较低处，这种现象称为分子集中。物性、浓度差、温度、总压。的产生宏观位移，使组分从浓度高处向低处移动，这种现象称为涡流集中。状况要简洁得多，尚难对其计算确定。3、对流传质：即湍流主体的涡流集中与相界面处的分子集中两种传质作用结合的总称。〔例如气体吸取过程中的气液两相界面〕之间的传质。zG为：如以下图，层流内层分压梯度线延长pAG，G到相界面的垂直距离。zG是个虚拟的厚度，但它与层流内层厚度z”G

存在一对 对流传质浓度分布图应关系。流体湍流程度愈猛烈，层流内层厚度z”G

愈薄，相应的有效膜厚zG也愈薄，对流传质阻力愈小。根本论点：和气膜；溶质以分子集中的方式通过此两膜。在相界面处，气、液两相到达平衡(界面无阻力)。的，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。争论：过程简化为经由气、液两膜的分子集中过程。双膜理论有它的局限性。会使界面变得不稳定，外表不断更，则双膜理论也就不成立论，界面动力理论等。但这些理论尚未应用于生产实际。第四节 传质速率方程程度由过程的速率来反映。吸取速率即指单位气液接触外表积上单位时间内吸取的溶质量通常以N 来A表示，单位为kmol/m2h过程推动力过程阻力为吸取系数。因此，吸取速率关系又可写成：吸取速率=吸取系数×推动力法，吸取速率也就有不同的表示形式。说明吸取速率与推动力之间关系的数学式即为吸取速率方程。由双膜理论得：p ci 或 Y mXi H i i由稳定传质过程得：N＝NA气 A液①气膜吸取速率方程式

ppN kA

(ppi

) 或 NA

i1/kGN kA

(YY) 或 Ni

YY i1/k②液膜吸取速率方程式

YCCN kA

(Ci

C) 或 N A

i1/kLN k (X

X) 或

XiXA x i

A 1/kX③争论吸取系数及单位Kmo吸取质m2h④界面浓度联立解方程组YmX Y=mXi I i Ik (YY)kY i

(Xi

X)吸取系数传质速率应相等，即(N )AG

(N ) NA L AN k (pA G

pA,i

)kL

(cA,i

c)HkA

(pA,i

p*)A则 N

p pA

A,i

p*AA 1 1k HkG L合并经整理后，比较前式得N

p*A

K

p*)A 1 1 G A Ak HkG L则1 1 1K k HkG G L即 总阻力=气膜阻力+液膜阻力

1 0，故HkLK kG G当气膜把握时，要提高吸取系数〔即减小阻力，应加大气体流速。同理，假设系统听从亨利定律，则N k (p p

)k(c

c)kG

(c*c )A则N

Ac cA,i

A,ic*A

LcA,i

A,i A

A A,iA 1 Hk kL G合并经整理后，比较前式得c*cN A A H1k kG L

K (c*L

c )A则 1 KL

H1k kG L

H0 ，故kGK kL L这说明传质阻力主要为液相一侧的阻力所把握，故称为液膜把握。由于对难型的液膜把握。在这种状况下，要提高吸取系数，应增大液体流速。依据亨利定律的其它表示形式，同样也可以导出：11mK k ky y x1 1 1 K mk kx y x同样，对于易溶气体K ky y对于难溶气体K kx x速。膜把握又有液膜把握。例：某低浓度气体溶质被吸取时，平衡关系听从亨利定律，气膜吸取系数数 。试求气相吸取总系数

，并分析该吸取过程的把握因素。：解：因系统符合亨利系数，故可按 计算总系数由计算过程可知：气膜阻力 ，而 液膜阻力 ，液膜阻力远小于气膜阻力，该吸取过程为气膜把握。得吸取塔某横截面上气相主体溶质A的分压为5.1kPa,液相溶质A的物质的量的0.01m0.84k＝2.776×10－5

2s，k＝3.86×10－3kmolm2s101.33kPaKY，并分析该吸取过程的把握因素；NA1〕KY将有关数据代入前式，便可求得气相总吸取系数，即：1 m1KY kX ＝3.624×104〔m2·s〕／kmolK＝1／3.624×104＝2.759×10－5kmol/〔m2·s〕KY由计算数据可知，气膜阻力1/k＝3.602×104〔m2·s〕／kmol，而液膜阻力m/kY X0.6％，故该吸取过程为气膜阻力把握。〔2〕吸取速率用前式计算该塔截面上的吸取速率，式中有关参数为：p 5.1

0.053Y＝Pp 101.335.1x 0.01

0.0101X＝1x 10.01Y*＝mX＝0.84×0.0101＝0.00848AN＝KA

YY*＝2.75×10－5〔0.53－0.0084〕＝1.228×10－6kmol〔m2·s〕Y第五节 吸取计算Y塔进展分析。塔设备的主要尺寸〔塔径和塔高。一、物料衡算与操作线方程〔一〕物料衡算假设单位时间内通过吸取塔惰性气体量和吸取剂量分别以V和L〔molh〕表示，而以YY1 2

YXX1

X分别为塔底、塔顶、塔内任一截面液相中吸取质的比摩尔分率。在逆流吸取塔中，明显YL,YL,2V,Y1

X2L,X1- 物料衡算示意图进入吸取塔的溶质量为 VY1出吸取塔的溶质量为 VY2

LX2LX1在无物料损失的状况下，进出吸取塔的溶质量应相等，因而可列出物料衡算式为：VYLX1或

=VY2

LX11

YLX2

X2另外，在生产中为确定吸取任务或评价吸取效果的好坏，常引入吸取率的概念,即气相中被吸取的吸取质与气相中原有的吸取质的量之比，以η表示，即 (YY) YY 1 2VY1

1 2Y1由原料气的Y1

和规定的吸取率η，即可求出气体出塔时的组成 Y ，即2Y Y2 1

(1)〔二〕吸取塔操作线方程a-a’作物料衡算，则单位时间内进、出该系统吸取质的量应为：VYLX=VY LX1 11

YLX1

XL L则 YV

XY1

VX1上式称为吸取操作线方程。在定态吸取条件下，L，VXY均1 1为定值，故该操作线为始终线。其L斜率为VL

〔〔Y1

1

，Y〕2E〔XY1

〕两点。

吸取过程操作线操作线与平衡线表示在同一图上，可以从操作与平衡二个角度对吸取进展分析。EBC，即〔YY*，它代表塔底气相推动力Y，1B〔X

X。1 1同样，D点至平衡线的垂直距为塔顶气相推动力Y2，D点至平衡线的水平距离为塔顶的液相推动力X 。2由此可见，操作线离平衡线愈远，吸取推动力愈大。为加大推动力可从二方大液气比等。得来的，与系统的平衡关系、操作温度和压力、以及塔的构造形式均无关。进展吸取操作时，在塔内任一横截面上，溶质在气相中的实际浓度总是高于线下方，则应进展吸取的逆过程解吸过程。二、吸取剂用量确实定VY1

Y〔或2吸取率〕X2，均为过程本身和生产分别要求所规定，而吸取剂的用量则需要确定。将全塔物料衡算式写为L YYXVX1 2X1 2LVLV吸取塔的最小液气比X

、Y已确定，故2 2操作线的一端〔塔顶〕T点就已确定，而另一端〔塔底〕BLV的变化而在Y Y1

VL的削减，操作线斜率变小，则B]。此时塔底排出液浓度X1Y相应变小。假设吸取剂用量恰好削减到使表示塔底横截面的操作点移至平衡线ON上的B’点[图(a)]时，对应的操作线为TB”，则X X ，即塔底截面上气1 max液两相到达平衡，这也是理论上吸取液所能在到达的最高浓度，但Y0，是VmiLLVmiLL比 ，相应的吸取剂用量为最少吸取剂用量n

。minLL/V中TB”线所示。可见出塔吸取液浓度为最小，X1X2。故增加吸取剂用量，可由此可见吸取剂用量不宜过大。〔吸取剂用量和塔高一般取LVVLVV或

minmin最小液气比可以通过下式计算，但此时式中的X

承受图解法求出。假设平衡1YY1

ONB”，即可在横坐标上读得X ，也即X；当平衡线如图〔b〕所示的上凸曲线时，则过Tmax 1ON的切线TB”X1

X” 。则maxL YY( ) 1 2V min

XX1 2L(V)

min

YY21X X211max 2假设相平衡关系符合亨利定律，可改写成为L( )

YY1 2V min

Y/mX1 2L〔即每小时每平方米塔截面上喷淋的液体量，假设低于最低允许值〔5～12m3 ，即需增加L值，或将局部吸取液再循环。合气入塔时丙酮蒸气体积分率为6%，所处理的混合气中的空气量为1400m3h，293K101.3kPa98%。假设吸取剂用量为154Kmolh，试问吸取塔溶液出口组成为假设干？解 按题意，先将组成换算成比摩尔分率塔底 Y1

=6/(100-6)=0.0638塔顶 Y2

Y(1-98%)=0.06380.02=0.001281X 02入塔空气流量为：V=1400/22.4273/293=58.2Kmolh溶液出口组成可由全塔物料衡算求出：2

YLX1

X 2X 1 2 X1 L 2X1

58.2(0.06380.00128)00.0236154故出口溶液中溶质组分的比摩尔组成为0.0236。四、塔径的计算VVu4S

塔径，mD T------TVs---，m3/su 混合气体的空塔速度，m/s塔径的大小主要取决于空塔气速，选择较小的空塔气速，则气体通过塔时于气液充分接触，传质效率低。上优化。通常u=(0.5—0.85)u 。泛五、吸取塔高的计算1、填料层高度的根本计算式所以不同截面上的传质速率各不一样。在图示的填料层内，厚度为dZ微元的传质面积dA=aΩdZa为单位体积填料所具有的相际传质时，由物料衡算可知，气相中溶质削减的量等于液相中溶质增加的量，即单位时间由气相转移到液相溶质A的量可用下式表达：AdG VdYLdX 填料层高度计算图A依据吸取速率定义，dZ填料段内吸取溶质的量为：dG N dAN (aΩdZ)A A A式中 G——单位时间吸取溶质的量，kmol/s；ANA——为微元填料层内溶质的传质速率，kmol/m2·s；将吸取速率方程N K (YY*)代入上式得A YdG K (YY*)aΩdZA Y将两式联立得：

dZ V dYKaΩYY*Y当吸取塔定态操作时，V、L、Ω、a皆不随时间而变化，也不随截面位置变化。对于低浓度吸取，在全塔范围内气液相的物性变化都较小，通常K、K 可Y X视为常数，将上式积分得1ZY1

VdY V

Y dY1) KaΩ2 Y Y

YYY*2此为填料层高度计算根本式。由于式中的a值与填料的类型、外形、尺寸、填充状况有关，还随流体物性、Kakmol/Y〔m3·s〕。低浓度吸取时在全塔范围内可取平均值。2、传质单元数与传质单元高度V V分析填料层高度计算根本式中KYOG质单元高度，以H 表示，即OG

Y

称为气相总传aΩVH Y dY

OG KaΩY而积分项OGYOG

1YY*

N

表示，称为气相总传质单元数。2即1N Y1OG Y2

dY因此，填料层高度即为 ZN HOG OG同理有 ZN HOL OLH的物理意义OG

Y dYNOG

Y

Y*

1Z=HOG2NOGY1YdYY*)YY1 2Y*)1，即Y-Y=(Y-Y*)m1 22mm〔Y1-Y2〕恰好等于该层填料的平均推动力(Y-Y*)m，则此填料层高度就为一个传质单元高度。能的好坏。HOG越小，传质性能越好。传质单元高度的物理意义为完成一个传质单元分别效果所需的填料层高度。NOGNOG分别就越简洁。计算填料层高度的关键是如何求算传质单元数。3、传质单元数求法依据物系平衡关系的不同，传质单元数的求解有以下几种方法：对数平均推动力法

dYY 1 Y

YY1 2 〔5OG Y2

YY* Ym式中 Ym

YY21Y21ln 1Y2YY1 1Y Y2

Y*1Y*2Y*X

相平衡的气相组成；1 1Y*X相平衡的气相组成。2 2Y——塔顶与塔底两截面上吸取推动力的对数平均值，称为对数平均推m动力。同理液相总传质单元数的计算式1N X1

X X X2 = 1 2OL X1X X2mX2mln 1X2式中 Xm

X1X2X2ln 1X2X X*X1 1 1X X*X2 2 21X*Y相平衡的液相组成；112X*Y相平衡的液相组成。22Y X留意：当 1Y2

2X12

2时，对数平均推动力可用算术平均推动力替代，产4%，这是工程允许的。2500m3/h〔标准状态下〕，其中氨气浓度为0.02〔摩尔分率〕，要求回收率不低于98%，假设水Y*=1.2X〔X,Y为摩尔比〕，气相总传质单元高度为0.7m，试求：〔1〕塔低、塔顶推动力；全塔对数平均〔2〕气相总传质单元数〔3〕填料层高度。1解：Y y 0.02 0.0204 1

Y(1)0.0204(10.98)0.000411 1y1

10.02 2 1 V (1

22.4 1 22.43.61000L18

200kmol/h V(Y1

Y)L(X2

X )2V 109.38X (Y1 L

Y) 2 200Y Y1

mX1

0.02041.20.01090.00732 Y2

Y mX2

Y 0.000412Y m

Y21Y21

0.007320.000410.00240.00732Ln1

Ln0.00041Y2Y2N 1YY2

0.02040.0