化工原理第五章
化工原理第五章 萃取
图 连结线斜率的变化
二.相平衡关系在三角形相图上的表示方法
1.溶解度曲线与联接线 一定温度下，测定体 系的溶解度曲线时，实验 测出的联结线的条数（即 共轭相的对数）总是有限 的，此时为了得到任何已 知平衡液相的共轭相的数 据，常借助辅助曲线（亦 称共轭曲线） 。
图 辅助曲线
2.辅助曲线和临界混溶点
第二节
液液相平衡
一. 三角形坐标图及杠杆规则 1.三角形坐标图 等边三角形 等腰直角三角形 不等腰直角三角形
一般而言，在萃取过程中很少遇到恒摩尔流的简化情况， 故在三角形坐标图中混合物的组成常用质量分数表示。 习惯 上，在三角形坐标图中，AB边以A的质量分率作为标度，BS 边以B的质量分率作为标度，SA边以S的质量分率作为标度。 三角形坐标图的每个顶点分别代表一个纯组分，即顶点A表示 纯溶质A，顶点B表示纯原溶剂（稀释剂）B，顶点S表示纯萃 取剂S。 三角形坐标图三条边上的任一点代表一个二元混合 物系，第三组分的组成为零。例如AB边上的E点，表示由A、 B组成的二元混合物系，由图可读得：A的组成为0.40，则B 的组成为（1.0-0.40）= 0.60，S的组成为零。
3. 分配系数和分配曲线
（1）分配系数 一定温度下，某组分在互相平衡的 E 相与 R 相中的组成之比称为该组分的分配系数，以 yA k表示，即溶质A
kA
yB 原溶剂B k B xB
xA
式中 yA、yB ——萃取相E中组分A、B的质量分数； xA、xB——萃余相R中组分A、B的质量分数。
分配系数kA表达了溶质在两个平衡液相中的分
第五章
▲ 第一节 概述
萃取
▲ 第二节 液液相平衡 ▲ 第三节 萃取分离效果及主要影响因数
▲ 第四节 萃取过程的计算
化工原理第五章
五蒸馏习题解答1解：(1) 作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下：■/ X A = (p-p B0)/(p A°-p B0)；y A=p A0g/p以t=90 C 为例，X A=(760-208.4”(1008-208.4)=0.6898y A=1008 >0.6898/760=0.9150计算结果汇总t c80.02 90 100 110 120 130 131.8 x 1 0.6898 0.4483 0.2672 0.1287 0.0195 0y 1 0.9150 0.7875 0.6118 0.3777 0.0724 04.612X/(1 + 3.612x) 10.9112 0.7894 0.6271 0.4052 0.0840(2) 用相对挥发度计算x-y值：y= a x/[1+( -1)x] 式中a =a=1/2( a a2)•/ a=A°/p B°a1=760/144.8=5.249 ; 2=3020/760=3.974二a M=1/2( 1+ 02)=1/2(5.249+3.974)=4.612y=4.612x/(1+3.612x)由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y)图如下：1题附图2解：(1) 求泡点：在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A + p B=p A°X A+X B°X B=p求泡点要用试差法，先设泡点为87 Clgp A°=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971p A0=102.971=935.41[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566p B0=102.566=368.13[mmHg]935.41 X 0.4+368.13 X 0.6=595 〜600mmHg•••泡点为87C ,气相平衡组成为y=p A/p=p A0x A/P=935.41 0X.4/600=0.624(2) 求露点:露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A+x B=1 或p A/p A0+p B/p B0=1式中p A=0.4 X760=304[mmHg]; p B=0.6 X760=456[mmHg]求露点亦要用试差法，先设露点为103C，则:lgp A°=6.8974-120.635/(103+220.237)=3.165•p A0=1462.2[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784•p B0=608.14[mmHg]于是:304/1462.2+456/608.14=0.96<1再设露点为102C，同时求得P A°=1380.4; p B0=588.84304/1380.4+456/588.84=0.995 ~1故露点为102C，平衡液相组成为x A=p A/p A0=304/1380.4=0.223 解:(1) X A = (p 总-p B0)/(p A°-p B0)0.4=(p 总-40)/(106.7-40)• p 总=66.7KPay A=x A p A0/p=0.4 X06.7/66.7=0.64(2) a =p/p B°=106.7/40=2.674 解:(1) y D=?a D =(y/x) A/(y/x) B=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2y D =0.974(2) L/V D =?•/ V=V D +L(V/V D )=1+(L/V D )V0.96=V D 0.974+L0.95(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(L/V D )=1.45 解:简单蒸馏计算:InW i/W2= x2 y xW2=(1-1/3)Wx1dxi=2/3W i;y=0.46x+0.549,x 1=0.6，代入上式积分解得釜液组成：X2=O.498,馏出液组成：W D X D =W 1x1 -W2x2(1/3W1)X D =W1X0.6-(2/3W 1) >0.498/• X D =0.8046解：Fx F=Vy+Lx /• 0.4=0.5y+0.5x------- (1)y= a X/(1+( -1 )a)=3x/(1+2x) ------ (2)(1),(2)联立求解，得y=0.528,x=0.272回收率=(V y)/(Fx F )=0.5 0528/0.4=66%7.解：F=D+WF X F =D X D +W X W已知X F =0.24,X D =0.95,X W =0.03,解得：D/F=(X F -X W )/(X D -X W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228回收率D X D /F X F =0.228 >95/0.24=90.4%残液量求取：W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38••• W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h]8解：(1)求D及W,全凝量VF=D+WF X F =D X D +W X WX F =0.1,X D =0.95,X W =0.01(均为质量分率)F=100[Kg/h],代入上两式解得：D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h]由恒摩尔流得知：F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)[注意：如用质量百分数表示组成，平均分子量M m=1/(a A/M A+a B/M B)]解得V=87[Kg/h] 由于塔顶为全凝器，故上升蒸汽量V即为冷凝量，(2) 求回流比RV=D+L • L=V-D=87-9.57=77.43[Kg/h]R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L与D的组成相同，故8.09亦即为摩尔比)(3) 操作线方程.因塔只有精馏段，故精馏段操作线方程为y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)式中X D应为摩尔分率x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B] =(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961/• y n+i=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106 操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.1069 解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5 0^4I. 25x q '=1.5 0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362(5) 0<q<1 原料为汽液混合物10解:(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'.进料平均分子量: Mm=0.44 78+0.6492=86.4F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+WII. 6 40.4=D 40.97+(11.6-D)0.02••• D=4.64[Kmol/h]W=6.96[Kmol/h]R=L/D, • L=3.7 44.64=17.17[Kmol/h] V=(R+1)D=4.7 44.64=21.8[Kmol/h]平均气化潜热r=30807 40.4+33320 40.6=32313.6[KJ/Kmol]从手册中查得X F =0.4时泡点为95 C ,则：q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2 75)/324313.6=1.37• L'=L+qF=17.17+1.37 141.6=33.1[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=21.8+0.37 114.6=26.1[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr•r=0.97 430804+33320 40.03=30879.5[KJ/Kmol]•Qc=21.8 430879.5=673172.7[KJ/h]耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[Kg/h](3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.塔的热量衡算Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q LQ B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R 该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有：Q B~Q V=V・l vIv=(r+Cpt)=30879.5+159.2 8.24=43933.9[KJ/Kmol]•••Q B=21.8 H3933.9=957759.02[KJ/h]2.5[KgF/cm 2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522 4.18 氷8=39275.3[KJ/Kmol]•蒸汽需量为G vG v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h=24.4 18=39.04[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.00511 解:提馏段: y m+1'=1.25M x'-0.0187 ----------- (1)=L'x M '/V'-Wx W /V',L'=L+qF=RD+FV'=(R+1)DW=F-D, 精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=0.75x n +0.25xD ------ (2)q 线:X F =0.50 ------------- (3)将(3)代入(1)得出: y m+1 =1.25 0.5-0.0187=0.606,代入(2)0.606=0.75 0.5+0.25x D ,x D =0.92412解:(1) y1=x D =0.84,0.84=0.45x1+0.55x1=0.64,y W =3 0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69, 0.69=0.45 x W +0.55,x W =0.311,(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),W=100-16.8=83.2(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 • R=2.61提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1 .25x-0.01 87 精馏段操作线截距为x D/(R+1)=0.263 • x D =0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 • x W =0.0748(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=0.723x+0.263y=1.25x-0.0187联立求解,得x=0.535,y=0.65因饱和蒸汽进料,q 线为水平线,可得原料组成y=x F=0.6514 解:⑴ y i=X D =0.9,x 1=09(4-3 0.0)=0.692,(2) y2=1 >0.692/(1 + 1)+0.9/2=0.796(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.715 解:(1) Fx F=Vy q+Lx q0.45=(1/3)y q+(2/3)x qy q =2.5x q /(1+1.5x q)••• x q=0.375 y q=0.6(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56R=1.5Rmin=2.34D=0.95 >0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45 0.>95)/0.55=0.041L=RD=2.34 >0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503L'=L+qF=1.053+(2/3) 1>=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55 0.04>1/1.17=1.47x'-0.019316解:精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +0.24平衡线方程y=a x/[1+( -1)x]=2.5x/(1+1.5x)提馏段操作线方程y=1.256x-0.01278其计算结果如下:N0 x y1 0.906 0.962 0.821 0.923 0.707 0.864 0.573 0.775 0.462 0.706 0.344 0.5677 0.224 0.4198 0.128 0.2689 0.065 0.14810 0.029 0.069由计算结果得知: 理论板为10 块(包括釜), 加料板位置在第五块；17解:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5解得:x w =0.24精馏段操作线方程：y n+1 =(R/(R+1))X n +X D /(R+1)=0.75x n +0.2 平衡线方程:y= a x/(1+( -l )x)=3x/(1+2x)或:x=y/( - a a 1)y)=y/(3-2y)交替运用式(1),(2)逐板计算：X D =y 1=0.8.X 1=0.571;y 2=0.628,x 2=0.360;y 3=0.470,x 3=0.228<x W =0.24•••共需N T =3块(包括釜).18解:q=0,X D =0.9,X F =0.5,X W =0.1,R=5,精馏段操作线方程： y n+1=Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=5x n /(5+1)+0.9/(5+1) =0.833x n +0.15 图解：得理论板数为11块(不包括釜)，包括釜为12 块19解： (1) F=D+WF X F =Dx D +Wx WD=F(x F -X W )/(x D -X W ) =100(0.3-0.015)/(0.95-0.015) =30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/h W=F-D=69.50 Kmol/h (2) N T 及 N F =?X D =0.95、X W =0.015、q=1、R=1.5 ; X D /(R+1)=0.38 作图得:N T =9-1= 8(不含釜) 进料位置：N F =6 ⑶L ' ,V W/ 及 x w-1q=1,V'=V=(R+1)DV'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/h L'=L+qF=RD+F=1.5由图读得:y w =0.06,(1) 原料为汽液混合物 ,成平衡的汽液相组成为 x ,y 平衡线方程y= a x/[1+( -a )x]=4.6x/(1+3.6x) ----------- ⑴q 线方程 (q=2/(1+2)=2/3) (1) (2)X30.5+100=145.8Kmol/hx=0.0318题附图19题附图则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 --------- (2)联解(1 ),(2)两式,经整理得:-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x) 7.2x2 +1.740x-1.35=0解知,x=0.329y=0.693(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.70621 解: 因为饱和液体进料,q=1y e=aX[1+( -a)X e]=2.47 区6心+ 1.47 0.6)=0.788R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02R=1.5 >R min=1.53N min =lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W )]/lg a=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x 0.567)••• (N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.202 0.567)解得N=14.5 取15 块理论板(包括釜) 实际板数: N=(15-1)/0.7+1=21( 包括釜)求加料板位置,先求最小精馏板数(N min)精=lg[X D /(1-X D ) (1-X F )/X F ]/lg a=lg[0.98/0.02 0.4/0.6]/lg2.47=3.85N 精/N=(N min )精/N min• N 精=N(N min)精/N min=14.5 885/7.56=7.4则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6取11 块故实际加料板位置为第12 块板上.22 解:(1) 由y=a X/[1+( -1a)X]=2.4X/(1+1.4X) 作y-X 图由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式y n+1 =RX n /(R+1)+X D /(R+1)=2/3X n +0.3 ------------ (1)侧线下操作线方程推导如下: 以虚线范围作物料衡算V=L+D 1+D 2Vy s+1=LX s+D1X D1+D 2X D2 ;y s+1=LX s/V +(D 1X D1+D2X D2)/V =LXs/(L+D 1+D2)+ (D 1X D 1+D2X D2)/(L+D 1+D2);L=L 0-D2, 则:y s+i =(L 0-D 2)x s /(L 0-D 2+D 1+D 2)+(D I X D 1+D 2X D 2)/(L 0-D 2+D 1+D 2) =(R-D 2/D i )X s /(R+1)+(x DI+ D 2X D2/D l )/(R+1) (R=L0/D 1)将已知条件代入上式，得到：y s+i =0.5x+0.416(2)用图解法，求得理论塔板数 为(5-1)块，见附图.23解:根据所给平衡数据作 x-y 图. 精馏段操作线y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1) =0.6x n +0.38q 线方程与q 线： 料液平均分子量：M m =0.35 X 0.65 >18=22.9 甲醇分子汽化潜热：r=252 132 14.2=33868.8[KJ/Kmol] 水的分子汽化潜热：r=552 H8 >4.2=41731.2[KL/Kmol] 料液的平均分子汽化潜热：r=0.35 33868.8+0.65 41731.2=38979.4[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=0.88 >22.9 4.2=84.6[KL/Kmol G ]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13 q 线斜率 q/(q-1)=1/13/0.13=8.7 提馏段操作线方程与操作线：由于塔釜用直接蒸汽加热，故提馏段操作线过横轴上 (X W ,0)一点汙是在x-y 图上，作出三条线用图解法所得理论板数为 7.6块，可取8块(包括釜). 24解：对全塔进行物料衡算： F 1+F 2=D+W-------- (1)F 1X F1+F 2X F2 = Dx D +Wx WU U.2 D.,4 U,60,8 1,11 y23题附图0,60 OE y22题附图100 >0.6+200 0.2=D 10.8+W >0.02100=0.8D+0.02W(2)由式(1) W=F 1+F2-D=100+200-D=300-D 代入式(2)得:D=120.5Kmol/hL=RD=2X 120.5=241kmol/hV=L+D=241+120.5=361.5Kmol/h 在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V", 塔板序号为s.V''+F 1=D+L''V''y s+1"+F 1x F1=L''xs''+Dx D y s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F 1x F1)/V''L''=L+q i F i=241+1 x100=341Kmol/hV''=V=361.5y s+i"=(341/361.5)x s”+(120.5 0.&100 0.6)/361.5 y s+i"=0.943x s''+0.i25 解:对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小，塔顶产品量D愈大，但R需满足产品的质量要求x D 》0.98, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第 1 4层,故精馏段实际板数为 1 3层,精馏段板数为:13.0.5=6.5取苯-甲苯溶液相对挥发度为 a =2.54用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=l n[0.98/0.02-0.5/0.5]/In 2.54=4.175y=[N 精馏段-(N min)精]/(N 精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)=1.31由y=0.75(1-x 0.567) x=(1-Y/0.75) (1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)••• R=(0.392+R min)/(1-0.392)R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =0.5y e=a x/[1+( -1a)x]=2.54 .0.5/(1+1.54 0..5)=1.27/1.77=0.72•R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18•R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59•D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h] 故最大馏出量为0.696[Kmol/h]26 解:求n 板效率: Emv =(y n -y n+1 )/(y n*-y n+1 ),因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1与x n 成平衡的y n *=ax n/[1+( -a1)x n ]=2.43 0..285/(1+1.43 0.2.85)=0.492于是：Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7求n+1板板效率：Emv=(y n+1 -y n+2)/(y n+1* -y n+2)=(x n -X n+)/(y n+1*-X n+1 ) y 'n+1=2.43 0.173/(1+1.43 0.173)=0.337••• Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.68327解:由图可知：该板的板效率为 Emv=(y 1-y )/(y 1*-y W )从图中看出，y 1=x D =0.28,关键要求与y w . 由已知条件 Dx D /FxF =0.8 • D/F=0.8 10.2/0.28=0.57作系统的物料衡算：Fx F =D X D +Wx WF=D+W联立求解： X F =D X D /F+(1-D/F)x W0.2=0.57 0^8+(1-0.57)x W解得 X W =0.093因塔釜溶液处于平衡状态，故y W =axv /[1+( -1)X W ]=2.5 0093心+ 1.5 0.093)=0.204y W 与X 1是操作线关系y n+1 =L'x n /V'-Wx w /V'=Fx n /D-Wx w /D =Fx n /D-(F-D)x w /D=Fx n /D-(F/D-1)x w•- y n+1 =x n /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07当 y n+1 =y w 时,x n =X 1• X 1=(y w +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157与X 1成平衡气相组成为y 1*=ax1/[1+( -a )x 1]=2.5 0(157/(1 + 1.5 0.157)=0.318Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%28解:(1) 精馏段有两层理论板,X D =0.85,x F =0.5,用试差法得精馏 段操作线ac,与X =X F =0.5线交于d.提馏段有两层理论板，从 点d 开始再用试差法作图，得提馏段操作线 bd ，得：x w =0.17X D /(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25F=D+W F X F =Dx D +Wx w 100=D+W100 10.5=D 10.85+W X 0.17得 D=48.5Kmol/hV'=V=(R+1)D=8.25 >48.5=400Kmol/h28题附图(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出 ，其组成与原料组成相同，相当于一个提馏塔 XfQ QE 0,4 (,< a8 1,Q K29解:(1) D=n ,F)e /X D =0.9 100 >0.4/0.92=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/hx w =0.1Fx F /W=0.1 100 >0.4/60.9=0.0656T q=1 ••• x q =0.4 查图得y q =0.61R min =(X D -y q )/(y q -X q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48R=1.5 >1.48=2.2 X D /(R+1)=0.92/3.2=0.29在y-x图中绘图得N T =15-仁14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,取8块，.••第九块为实际加料板⑵可用措施：⑴加大回流比，X D f ,x J , n =f(2) 改为冷液进料，N T <N T' q=1, N T =const • X D fq约为const,下移加料点,X D f.29题附图30解:(1) D X D /Fx F =0.922; Dx D =0.922 150 >0.4=55.32 D X D =F X F -Wx W =F X F -(F-D)X W =55.32150 >0.4-(150-D) 0.05=55.32D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/hX D =55.32/56.4=0.981⑵N T及N F (进料位置)X D =0.981,x W =0.05,q=1,X D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)q线:X F=0.4、q=1, q线为垂线。
化工原理 第五章 气体吸收
Y
*
mX 1 (1 m) X
当溶液浓度很低时,上式右端分母约等于1,于是上式可简化为:
Y*=mX
20
三、 相平衡关系在吸收中的应用
（一）判断过程进行的方向
* pA pA * pA pA * pA pA
A由气相向液相传质，吸收过程 平衡状态
A由液相向气相传质，解吸过程
*或x* >x或 c * y
dc A —组分A在扩散方向z上的浓度梯度（kmol/m3）/m； dz
DAB——组分A在B组分中的扩散系数，m2/s。
负号：表示扩散方向与浓度梯度方向相反，扩散沿 着浓度降低的方向进行
28
理想气体：
pA cA RT
dc A 1 dp A = dz RT dz
DAB dpA JA RT dz
25
吸收过程： （1）A由气相主体到相界面，气相内传递； （2）A在相界面上溶解，溶解过程； （3）A自相界面到液相主体，液相内传递。
单相内传递方式：分子扩散；对流扩散 。
26
一、 分子扩散与菲克定律
分子扩散：在静止或滞流流体内部，若某一组分存 在浓度差，则因分子无规则的热运动使
该组分由浓度较高处传递至浓度较低处，
物系一定， E T 2）E大的，溶解度小，难溶气体 E小的，溶解度大，易溶气体
3）E的来源：实验测得；查手册
对于理想溶液，亨利常数即为纯溶质的饱和蒸汽压。亨利常数E值较大表示溶解度 较小。一般E值随温度的升高而增大，常压下压力对E值影响不大。
16
（二）亨利定律其它形式
cA 1）p H
体主体浓度线相交于一点E，则厚度zG为E到相界
面的垂直距离。
（二）气相传质速率方程
化工原理第五章气液相平衡
亨利简介
威廉·亨利于1774年12月12日出生在英国的曼彻斯特市。 他们祖孙三代都是医师兼有名的化学家。发明亨利定律的亨利的名字 是威廉·亨利（William Henry），他的父亲名托马斯·亨利( Thomas Henry ），他的儿子名威廉·查尔斯·亨利（William Charles Henry）。他们三代 是十八世纪到十九世纪的著名学者。 威廉·亨利在1795年进爱丁堡大学，一年之后。因为他父亲医务工作 上需要助手，他离开了大学，在家里做实医师。到1805年他又回到爱丁 堡大学，继续学业。1807年化完成了医学博士学位。 亨利定律是在1803年由威廉·亨利在英国皇家学会上宣读的一篇论文 里，加以详细说明的。从此以后，这个定律就被命名为亨利定律了。 1888年，在亨利发表他的定律八十多年后，法国化学家拉乌尔（ Francois－Marie Raoult，1830－1901）发表了他在溶液蒸气压方面的发 现，这就是我们现在所称的拉乌尔定律。 亨利晚年因为严重的头痛和失眠，几乎无法工作，于1836年9月2日离 开人世，终年62岁。
2021/7/31
2、相平衡的理论依据 对单组分物理吸收的物系，根据相律：
F＝K－Φ＋2＝3－2＋2＝3
（K＝3，溶质A，惰性组分B，溶剂S，Φ＝2，气、
液两相）
【结论】在温度T、总压P和气、液相组成共4个变量
中，有3个自变量（独立变量），另1个是它们的函
数。即：
yfT 、 P 、 x
2021/7/31
mE485023.94 p 20.26
从气相分析 y*＝mx＝23.94×0.01＝0.24<y＝0.3
故SO2必然从气相转移到液相，进行吸收过程。 【结论】增大压力（30℃，101.3kPa→202.6kPa）有 利于吸收。
化工原理第五章传热过程计算与换热器
5.4 传热效率和传热单元数
• 当传热系数K和比热cpc为常数时，积分上式可得
• 式中NTUc（Number of Transfer Unit）称为对冷流体而言的传热单 元数，Dtm为换热器的对数平均温差。
• 同理，以热流体为基准的传热单元数可表 示
• 在换热器中，传热单元数定义 为
5.4 传热效率和传热单元数
• 2．由选定的换热器型式计算传热系数K；
• 3．由规定的冷、热流体进出口温度计算参数e、CR； • 4．由计算的e、CR值确定NTU。由选定的流动排布型
式查取e—NTU算图。可能需由e—NTU关系反复计算 NTU；
• 5．计算所需的传热面积
。
5.5 换热器计算的设计型和操作型问题
• 例5-2 一列管式换热器中，苯在换热器的管内 流动，流量为1.25 kg/s，由80℃冷却至30℃； 冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温 度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热 器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均 比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散 热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效 率—传热单元数法计算所需要的传热面积。
• 如图5-4所示，按照冷、热流 体之间的相对流动方向，流体之 间作垂直交叉的流动，称为错流 ；如一流体只沿一个方向流动， 而另一流体反复地折流，使两侧 流体间并流和逆流交替出现，这
种情况称为简单折流。
•图 P2
•55
5.3 传热过程的平均温差计算
•通常采用图算法，分三步： •① 先按逆流计算对数平均温差Dtm逆； •② 求出平均温差校正系数φ；
•查图 φ
•③ 计算平均传热温差： • 平均温差校正系数 φ <1，这是由于在列管式换热器内增设了
化工原理第五章传热
第五章传热一、基本知识1. 下列关于传热与温度的讨论中正确的是。
①绝热物系温度不发生变化②恒温物体与外界（环境）无热能交换③温度变化物体的焓值一定改变④物体的焓值改变，其温度一定发生了变化2. 下列关于温度梯度的论断中错误的是。
①温度梯度决定于温度场中的温度分布②温度场中存在温度梯度就一定存在热量的传递③热量传递会引起温度梯度的变化④热量是沿温度梯度的方向传递的3. 传热的目的为。
①加热或冷却②换热，以回收利用热量③保温④萃取4. 根据冷、热两流体的接触方式的不同，换热器包括（）等类型。
①直接混合式②蓄热式③间壁式④沉降式5. 热量传递的基本方式为。
①热传导（简称导热）②对流传热③热辐射④相变传热6. 下列有关导热系数论断中正确的是——。
①导热系数入是分子微观运动的一种宏观表现②导热系数入的大小是当导热温差为「C、导热距离为1m导热面积为lm2 时的导热量，故入的大小表示了该物质导热能力的大小，入愈大，导热越快③一般来说，金属的导热系数数值最大，固体非金属次之，液体较小，气体最小④大多数金属材料的导热系数随温度的升高而下降，而大多数非金属固体材料的导热系数随温度的升高而升高⑤金属液体的导热系数大于非金属液体的导热系数，非金属液体中除水和甘油外，绝大多数液体的导热系数随温度的升高而减小，一般情况下，溶液的导热系数低于纯液体的导热系数⑥气体的导数系数随温度的升高而增大，在通常压力下，导热系数与压力变化的关系很小，故工程计算中可不考虑压力的影响7. 气体的导热系数值随温度的变化趋势为。
①T升高，入增大②T升高，入减小③T升高，入可能增大或减小④T变化，入不变8. 空气、水、金属固体的导热系数分别为入l、入2、入3，其大小顺序。
①入l ＞入2＞入3 ②入l ＜入2＜入3 ③入2＞入3＞入l ④入2＜入3＜入l9. 水银、水、软木的导热系数分别为入l、入2、入3其大小顺序为。
①入l＞入2＞入3 ②入l＜入2＜入3 ③入l＞入3＞入2 ④入3＞入l＞入210. 下列比较铜、铁、熔化的铁水三种物质导热系数的大小论断中正确的是。
化工原理-第五章-颗粒的沉降和流态化
化工原理-第五章-颗粒的沉降和流态化一、选择题1、 一密度为7800 kg/m 3 的小钢球在相对密度为1.2的某液体中的自由沉降速度为在20℃水中沉降速度的1/4000，则此溶液的粘度为 D （设沉降区为层流）。
⋅A 4000 mPa·s ； ⋅B 40 mPa·s ； ⋅C 33.82 Pa·s ； ⋅D 3382 mPa·s2、含尘气体在降尘室内按斯托克斯定律进行沉降。
理论上能完全除去30μm 的粒子，现气体处理量增大1倍，则该降尘室理论上能完全除去的最小粒径为D 。
A ．m μ302⨯；B 。
m μ32/1⨯；C 。
m μ30；D 。
m μ302⨯3、降尘室的生产能力取决于 B 。
A ．沉降面积和降尘室高度；B ．沉降面积和能100%除去的最小颗粒的沉降速度；C ．降尘室长度和能100%除去的最小颗粒的沉降速度；D ．降尘室的宽度和高度。
4、降尘室的特点是 。
DA ． 结构简单，流体阻力小，分离效率高，但体积庞大；B ． 结构简单，分离效率高，但流体阻力大，体积庞大；C ． 结构简单，分离效率高，体积小，但流体阻力大；D ． 结构简单，流体阻力小，但体积庞大，分离效率低5、在降尘室中，尘粒的沉降速度与下列因素 C 无关。
A ．颗粒的几何尺寸B ．颗粒与流体的密度C ．流体的水平流速；D ．颗粒的形状6、在讨论旋风分离器分离性能时，临界粒径这一术语是指 C 。
A. 旋风分离器效率最高时的旋风分离器的直径;B. 旋风分离器允许的最小直径;C. 旋风分离器能够全部分离出来的最小颗粒的直径;D. 能保持滞流流型时的最大颗粒直径7、旋风分离器的总的分离效率是指 D 。
A. 颗粒群中具有平均直径的粒子的分离效率;B. 颗粒群中最小粒子的分离效率;C. 不同粒级(直径范围)粒子分离效率之和;D. 全部颗粒中被分离下来的部分所占的质量分率8、对标准旋风分离器系列，下述说法哪一个是正确的 C 。
《化工原理》第5章 蒸发
1.真空蒸发装置
在真空蒸发装置中，除了蒸发器以 外，还应有冷凝器、真空泵等附属 设备。
2.真空蒸发的流程
图5-12为单效真空蒸发流程示意图。
1.蒸发器 2、4.分离器 3.混合冷凝器 5.缓冲罐 6.真空泵 7.真空贮存罐 图5-12 单效真空蒸发流程示意图
22
第5章 蒸发
3.真空蒸发的优点 （1）真空蒸发的温度低，适用于处理在高温下易分解、聚 合、氧化或变性的热敏性物料。 （2）蒸发操作的热源可以采用低压蒸汽或废汽，提高了热 能的利用率。 （3）在减压下溶液的沸点降低，使蒸发器的传热推动力增 3 加，所以对一定的传热量，可以相应减小蒸发器的传热面积。 （4）真空蒸发的操作温度低，可减少蒸发器的热损失。 4.真空蒸发的缺点 （1）在减压下，溶液的沸点降低，其粘度则随之增大，从 而导致蒸发器总传热系数的下降。 （2）需要有一套真空系统，并消耗一定的能量，以保持蒸 发室的真空度。
4
第5章 蒸发
5.1.2 蒸发过程的特点
蒸发操作总是从溶液中分离出部分（或全部）溶剂。常见的蒸发过程实际上 是通过传热壁面的传热，使一侧的蒸汽冷凝而另一侧的溶液沸腾，溶剂的汽化速 率由传热速率控制，所以蒸发属于传热过程。但蒸发又有别于一般的传热过程， 具有下述特点： (1)传热性质：传热壁面一侧为加热蒸汽冷凝，另一侧为溶液沸腾，所以属于壁面 两侧流体均有相变化的恒温传热过程。 (2)溶液性质：在蒸发过程中溶液的黏度逐渐增大，腐蚀性逐渐加强。有些溶液在 蒸发过程中有晶体析出、易结垢、易产生泡沫，在高温下易分解或聚合。 (3)溶液沸点的改变：含有不挥发溶质的溶液，其蒸气压较同温度下溶剂的蒸气压 低。换句话说，在相同压强下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点，所以当加热蒸汽 的压强一定时，蒸发溶液的传热温度差要小于蒸发溶剂时的温度差。溶液浓度越 高这种现象越显著。 (4)泡沫夹带：溶剂蒸气中夹带大量泡沫，冷凝前必须设法除去，否则不但损失物 料，而且污染冷凝设备。 (5)能源利用：蒸发时产生大量溶剂蒸气，如何利用溶剂的汽化热，是蒸发操作中 要考虑的关键问题之一。
化工原理第五章传热过程计算与换热器
一．恒温差传热
T
t
tm T t
t
二．变温差传热
T
t1 0
T1
t1 浙江大学0本科生课程
过程工程原理
t
并流 t
0
T1 t2
t
A0 T1
T2 t2 t2
t
逆流 t
A0 第五章 传热过程计算与换热器
A T2
A T2 t1
A
13/25
§5.2.4 tm的计算
T1 t1
以冷、热流体均无相变、逆流流动为例：
t
T
11/2t5
1 1 b 1
T
KA 1 A1 Am 2 A2
Tw tw
考虑到实际传热时间壁两侧还有污垢热
阻，则上式变为：
t
1 1
KA 1 A1
Ra1
b
Am
Ra2
1
2 A2
浙江大学本科生课程 过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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§5.2.4 tm的计算
Q KAtm
T1
T
浙江大学本科生课程 过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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幻灯片2目录
习题课
浙江大学本科生课程 化工原理
第五章 传热过程计算与换热器
26/14
设 计 型
习题课 操作型 t1
LMTD法：
对数平均温差法
Q Ktm A
(1) T1
T2
Q mhc ph T1 T2 (2)
Q mc c pc t2 t1
浙江大学本科生课程
过程工程原理
第五章 传热过程计算与换热器
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§5.2.4 tm的计算
化工原理第五章吸收(传质理论之一)超详细讲解
p*A= CA/ H 或 C*A= H pA 即 C*A ∝ pA C（A—CA液=相nAA的/V物）质. 的量浓度(实际浓度)—kmol/m3 C*A—液相A的平衡浓度(与分压为pA的气相平衡)
H—溶解度系数—kmol/(m3*Pa) or kmol/(m3*atm), H↑, CA*↑,即 吸收体系的溶解度系数越大，气体越易溶。
VNH3后=VB*(VNH3后/VB)
若能求出每份惰性组分空气含NH3的分数VNH3残/ V空 气，则吸收后残存的VNH3残可求。
而 VNH3后/ V空气= (VNH3残/V后总)/ (V空气/V后总)=yA2/ yB2 =yA2/(1-yA2)=5%/(1-5%)=5/95 (份NH3/份空气)
上例用比摩尔分率计算： VNH3＝VB(YA1-YA2) 吸收前： YA1= yA1/yB2=yA1/(1-yA1 )=0.2/0.8=0.25 吸收后：YA2=yA2/yB2=yA2/(1-yA2)=0.05/0.95=0.053
被吸收NH3的体积： VNH3＝80*(0.25-0.053) =15.8 m3
真正的分子扩散距离δ＜δg, δl。
对气膜：用pB/pT对δg加以较正：
g
pB P
kg-气膜吸收分系数
NA
Dg Ap
RT g
Dg PT
RT g pB
A( p pi ) =kgA(p-pi)
kg
Dg PT
RT g pB
对液膜：用CS /(CA+CS)=CS /CT 对δl 加以较正：
注意：
1 吸收达平衡时：YA*=mXA或 XA*= YA/m，但两方程的意 义不同，YA*与YA不同。
化工原理第五章
板框压滤机
XAZ /2000-UB系列
嵌入式滤布的滤板
XASL /630-UB系列
XAZ /800-UB系
板框压滤机
XKZ系列全自动快开式压滤机
DY-Q 带式压榨过滤机
叶滤机 结构与原理：由起过滤作用的滤叶和起密闭作用的筒体构成， 操作为间歇式。滤叶有圆形和矩形等多种形式，由金属丝网 组成的框架上覆以滤布构成，使用时可将多块平行排列的滤 叶组装成一体插入箱体内。
流体相对于固体颗粒床层运动 而实现固液分离的过程。
工业应用: (1)收集分散物质; (2)净化分散介质; (3)环境保护等。
过 滤 过滤操作的基本慨念 过滤是利用重力或压差等使悬浮液通过 多孔性过滤介质，将固体颗粒截留在介 质上，从而实现固-液分离操作。 所处理悬浮液称为滤浆或料浆。 多孔性介质称为过滤介质。 滤浆中被过滤介质截留的固体颗粒称为滤渣或滤饼。 滤浆中通过滤饼及过滤介质的液体称为滤液。 过滤介质 对过滤介质的共性要求是多孔、理 化性质稳定、耐用和可反复使用等。 过滤介质主要可分为如下几类： (1)织物介质; (2)多孔材料;(3)固体颗粒床层; (4)多孔膜。 滤饼过滤与深层过滤Fra bibliotek过滤设备
过滤是化工、轻工、食品、制药和粉体材料等许多生产领域 应用最为广泛的单元操作之一，既有各种不同类型的系列化、 大型化、通用化的过滤设备载于手册与样本之中，更有许多 结构新颖的过滤装臵随过程工业的发展而不断问世，非教材 所能列数。 本节仅以工厂中最常见的板框压滤机、叶滤机、回转真空过 滤机、盘式过滤机和离心过滤机为例进行扼要介绍。
悬浮液 (滤浆) 滤饼 过滤介质
滤液
滤饼过滤历程:粒子漏过、粒子的架桥、滤饼的形成、过滤。
过滤的操作方式 过滤操作分为： (1)间歇式;(2)连续式。 根据提供过滤推动力的方式，又有重力过滤、加压过滤、真空过 滤和离心过滤之分，其目的都是克服过滤阻力。 过滤周期: (1)过滤;(2)洗涤;(3)脱湿;(4)卸料(5)清洗过滤介质(重装)。
化工原理第五章-颗粒-流体非均相物系分离
过滤
过滤是将悬浮液中固、液两相有效 地加以分离的常用方法，藉过滤操 作可以获得清洁的液体或获得作为 产品的固体颗粒。
过滤操作的原理
利用重力或压差使悬浮液通过某 种多孔性过滤介质，使悬浮液中 的固体颗粒被截留，液体则穿过 介质流出，从而实现固-液分离。
滤饼洗涤
滤饼脱水
滤浆加入
洗水
浓洗液
真空分配器
未稀释的 母液
空气吹入
滤布 干燥
滤饼脱水
滤饼卸下
滤布洗净
结构与原理：沿园周分布排列的若干个扇形过滤盘，各通过径 向管道与中心分配头的转动盘相连。扇形过滤盘的多孔底板上 敷设滤布作为过滤介质。各扇形盘回转到不同的圆周位置时， 借助于分配头依次进行真空抽滤、洗涤、脱水、翻盘(吹气)卸 渣和滤布清洗等全部操作。
过滤
WYB系列卧式叶片过滤机 SYB系列水平叶片过滤机
过滤
转筒真空过滤机
II 1 2 4
3
6
III
7
5
a.转动盘
b.固定盘
I
1－转筒； 2－滤饼； 3－割刀； 4－分配头 5－吸走滤液的真空凹槽； 6－吸走洗水的真空凹槽； 7－通入压缩空气的凹槽； I－过滤区； II－洗涤脱水区； III－卸渣区
第五章 颗粒-流体非均相物系分离
概述
在化工生产中，常常需要使固体与流体两相分离。如晶体 与母液分离；气相中分离催化剂微粒分离等。
由于液体与气体对颗粒物料分散特性差别很大，故常将颗 粒-流体系统以划分为液-固和气-固体系。不过从两相流体 力学原理的角度而言都是共通的。
颗粒分散在液体中称悬浮液，分散在气体中称含尘气。小 于1m的颗粒称为“胶质”(Colloid)，分散在液体中称 “溶胶”(Sol)，分散在气体中则称“气溶胶”(Aerosol)。
化工原理第五章吸收
化⼯原理第五章吸收第五章吸收第⼀节概述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中，⽽不能溶解的组分仍留在⽓体中，使⽓体混合物得到了分离，吸收( absorption)操作就是利⽤⽓体混合物中各组分在液体中的溶解度不同束分离⽓体混合物的。
吸收操作所⽤的液体称为吸收剂或溶剂( solvcnt)；混合⽓中，被溶解的组分称为溶质( solute)或吸收质；不被溶解的组分称为惰性⽓体(inert gas)或载体；所得到的溶液称为吸收液，其成分⾜溶剂与溶质；排出的⽓体称为吸收尾⽓，如果吸收剂的挥发度很⼩，则其中主要成分为惰性⽓体以及残留的溶质。
⼀、吸收操作的应⽤吸收操作在⼯业⽣产中得到⼴泛应⽤，其⽬的有下列⼏项。
①制取液体产品。
例如⽤⽔吸收⼆氧化氮，制取硝酸；⽤硫酸吸收SO3，制取发烟硫酸等。
②回收混合⽓中有⽤组分。
例如⽤液态烃吸收⽯油裂解⽓中的⼄烯和丙烯；⽤硫酸吸收焦炉⽓中的氨。
③除去⼯艺⽓体中有害组分，以净化⽓体。
例如⽤⽔或⼄醇胺除去合成氨原料⽓中的C02。
④除去⼯业放卒尾⽓rti的有害组分。
例如除去尾⽓中的H2S、SO2等，以免⼤⽓污染。
随着⼯业的发展，要求⼯业尾⽓中有害组分的含量越来越少。
⼆、吸收设备吸收设备有多种类型，最常⽤的有填料塔与板式塔，如图5-1所⽰。
填料塔中装有诸如瓷环之类的填料，⽓液接触在填料中进⾏。
板式塔中安装有筛孔塔板，⽓液两相在塔板⼀E⿎泡进⾏接触。
混合⽓体从塔底引⼊吸收塔，向1流动；吸收剂从塔顶引⼊，向下流动。
吸收液从塔底引⼩，吸收尾⽓从塔顶引出。
填料塔与板式塔的计算⽅法不同，本章将介绍填料塔的计算。
板式塔的计算⽅法将在下⼀章介绍。
三、吸收过程的分类(1)物理吸收与化学吸收若溶质与吸收剂之间没有化学反应，⽽只靠溶质在吸收剂中的物理溶解度，则被吸收时称为物理吸收。
若溶质靠化学反应与吸收剂相结合，则被吸收时称为化学吸收。
物理吸收时，溶质在溶液上⽅的分压⼒较⼤，⽽且吸收过程最后只能进⾏到溶质在⽓相的分压，⼒略⾼于溶质在溶液上⽅的平衡分压为⽌化学吸收时，若为不可逆反腑，溶液上⽅的溶质平衡分压⼒极⼩，可以充分吸收；若为可逆反应⼀溶液上⽅存在明挂的溶质平衡分压⼒，但⽐物理吸收时⼩很多。
化工原理第5章解读
2-1 溶解度曲线 若固定温度、压力不变，测得某动平衡下，溶液 上方氨的分压为 p1，此时溶于水的氨的浓度为 x1；再 改 变 浓 度 为 x2， 测 得 上 方 氨 分 压 为 p2；…… 依次类推，改变氨的浓度为 xn，测得溶液上方氨的分 压为pn，如图所示。将这n个点，标绘在图上，即得在 一定温度、压力下的溶解度曲线。
（1）分离混合气体。是最主要的应用。
（2）气体净化。例如某厂放空气体中含有有毒有害
气体A，不符合环境保护的排放标准，则选用合适
溶剂将有害气体吸收，使该厂放空气体达到排放标
准。
（3）制备液体产品。例如用水吸收氯化氢气体制备
盐酸，用93%硫酸吸收SO3制备硫酸等等。
1-1 吸收分类
物 理 吸 收 化 学 吸 收 等 温 吸 收 非 等 温 吸 收 单 组 分 吸 收 多 组 分 吸 收
A
p E A yA x A mx A P P
m越大，表明溶解度越小，
m随温度变化而变化，
T，m，P，m。
相平衡常数，无因次
亨利系数之间的关系
pA 单位 ： E Pa xA H cA pA
* *
*
km ol m 3 Pa
yA m / xA
气液达到相平衡时，液相中的溶质浓度称为溶解度。
根据相律可知， 自由度数 F c 2
A A+B （气体） S （液体）
32 2 3
即在温度T，总压P和气、液相组成共四个 变量 中，有三个自变量，另一个是它们的函数：
CA f T , P , p A
在几个大气压以内、温度一定条件下，
0
1
2
3
化工原理课件第五章 传热
温度场的通式
温度场的通式：
t f x, y, z,
式中： t —— 某点的温度，k；
X，y，z —— 这点的空间坐标；
θ —— 时间，s。
若在稳定温度场中， 表示式为：
t f x, y, z
稳定温度场和不稳定温度场
（1）不稳定温度场 —— 温度随时间而改变 的温度场，称为：不稳定温度场 。
称为：传热速率，用Q表示，单位：J/s， 即w（瓦）。
（三）辐射
1、辐射——是一种以电磁波传递能量的现象。 物体可以由不同原因发出辐射能。
2、热辐射——物体因热而发出辐射能的过程， 称为：热辐射radiation。
3、 只要物体的绝对温度大于 0K，便会不停地 将热量以电磁波的形式传递出去，同时也不断 地将其他物体辐射来的能量转为热量。辐射与 吸收能 量的差额转变为低温物体的热量。但 是，只有物体具有较高温度时， 辐射才为主 要形式。
传热面上不同局部面积的热通量可以不同。
3、热流量Q与热通量q的关系
式中：
q dQ dA
Q——热流量，单位为：J/s，即w（瓦） 。
q——热通量（热流密度），单位为：J/(m2·s)，即 w/m2。
A——传热面积， m2 。
热流量Q与热通量q的关系
（1）热通量q基于微元面dA，热通量q可以 用于局部地区。
1、热源——电热、饱和水蒸汽、烟道气、高 温载体等。
2、冷源——冷却水、空气、冷却盐水等。 冷却水——河水、海水、井水等。
二、传热的三种基本方式
• 1、热传导（导热） • 2、对流 • 3、辐射
（一）热传导（简称：导热）
1、热传导——热量从物体内部温度较高
的部分传递到温度较低的部分或者传递到与 之接触的另一物体的过程，称为：热传导， 简称：导热conduction。
化工原理 化工原理 第五章 蒸馏
定义：两组分挥发度之比称为相对挥发度,用 A B 表
示对，于即理有想：溶液A,B由挥BA 发pp度BAxxBA的定义有： A
－
＝
B
当气相服从道尔顿分压定理时有：
p
0 A
pyB0 A xB
(5-5)(定义式) (5-6) (5-7)
A B yB xA
式(5-5)、(5-6)、(5-7)为相对挥发度三种不同情况 下的表示形式。
编辑ppt
图5-1 填料塔
第一节
概述
2.板式塔：如图5-2所示,其塔 体也为圆筒体，塔内装有若干层按 一定间距放置的水平塔板。操作时 塔内液体依靠重力作用,由上层塔 板的降液管流到下层塔板上,然后 横向流过塔板,从另一侧的降液管 流至下一层塔板。汽相靠压强差推 动自下而上穿过各层塔板及板上液 层而流向塔顶。塔板是板式塔的核 心,在塔板上,汽液两相密切接触, 进行热量和质量的双重交换。在正 常操作下,液相为连续相,汽相为分 散相。该传质设备主要用于精馏操 作，本章重点介绍。
图 5-5
编辑ppt
物料衡算有：F=D+W
(5-9)
再对其中的易挥发组分衡算：FxF=DyD+WxW
(5-10)
式中F、D及W分别表示原料液、气相和液相的摩尔流量，kmol.s-1；xF、yD
及xW分别表示原料液、气相和液相中易挥发组分的摩尔分数。联立上式可得气
分子间及同种和异种分子间的作用力相等的溶液。
1.理想溶液相平衡规律：拉乌尔定律（Raoult,s Law）
科学实验证明，理想溶液的汽液相平衡服从拉乌尔定律， 对于A-B双组分溶液有：
pApA 0xA或 pBpB 0xBpB 0(1xA)
（5-1）
化工原理第五章(填料塔)
2013-7-14
④弧鞍与矩鞍（berl saddle and intolox saddle）
【弧鞍形填料】
1931年出
现的这类填
料称弧鞍形
填料，是因
形如马鞍而
得名。
2013-7-14
【结构特点】这种填料层中主要为弧形的液体通道
，填料层内的空隙较环形填料（尤其较拉西环填料
主，增加了填料间的空隙，可以促进液膜的表面更
新，有利于传质效率的提高。
2013-7-14
2013-7-14
【性能特点】（1）由于高径比减少，使得气体绕填 料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料
层的阻力。
（2）阶梯环的性能略优于鲍尔环，与鲍尔环相比，
生产能力可提高10%，气体阻力可降低5%左右，是
2013-7-14
金属拉西环
2013-7-14
塑料拉西环
2013-7-14
【拉西环的性能特点】 （1）拉西环是最早使用的人造填料（此前的填料为
碎石、砖块、焦炭等），制造容易，曾得到极为广
泛的应用。
（2）大量的工业实践表明，拉西环由于高径比太大，
堆积时相邻之间容易形成线接触，填料层的均匀性
差。因此，拉西环填料层中的液体存在着严重的壁
接触时间长，气液趋于平衡态，在塔内几乎不构成
有效传质区。
【结论】填料的比表面积并非有效的传质面积。
2013-7-14
（2） 空隙率ε 【定义】塔内单位体积填料层具有的空隙体积， m2/m3。 【影响】ε为一分数。ε值大则气体通过填料层的阻 力小，故ε值以高为宜。 填料的空隙率越大，气体通过的能力（处理能力 ）越大且压降低。因此，空隙率是评价填料性能优 劣的又一重要指标。
化工原理第五章(吸收塔的计算)
X
X
吸收推动力
2019/1/16
二、吸收剂用量与最小液气比
1、最小液气比
【定义】对于一定的分离任务、操作条件和吸收物
系，当塔内某截面吸收推动力为零时（气液两相平
衡Y－Y*＝0），达到分离要求所需塔高为无穷大时
的液气比称为最小液气比，以（L/G）min表示。
FA N A A KY A(Y Y )
逆流吸收塔内的吸收推动力
2019/1/16
【逆流吸收操作线方程的有关讨论】
L L L L Y X (Y1 X 1 ) Y X (Y2 X 2 ) G G G G
G, Y2 L, X2
（1）【作用】表明了塔内任
一截面上气相组成Y与液相组
成X之间的关系。 【问题】与Y*=mX有何不同？
G,
Y
m
L, X
1m3/s。要求SO2的回收率为95%，吸收剂用量
为最小吸收剂用量的120%。求吸收后吸收液
的浓度和吸收用水*=31.13X
2019/1/16
【解】已知 y1＝0.09 η＝95％＝0.95
∴
y1 0.09 Y1 0.099 1 y1 1 0.09
Y2＝(1－η)Y1＝(1－0.95)×0.099＝0.00495
据 Y*＝31.13X 知： m＝31.13
据
Y1 Y2 L ( ) min G Y1 / m X 2
L 0.099 0.00495 ( ) min 29.6 0.099 G 0 31.13
∴
2019/1/16
（4）吸收操作时，Y > Y*或X* > X，故吸收操作线在
平衡线Y*＝f(X)的上方，操作线离平衡线愈远吸收的
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第一节 概 述
二、 蒸发操作的分类
（1）按操作的压力分类，可分为常压、加压或减压 （即真空）蒸发。常压操作时，一般采用敞口设备，二次 蒸发直接排到大气中，所用的设备和工艺条件都较为简单。 采用加压蒸发主要是为了提高二次蒸气的温度，以提高传 热的利用率。同时，可使溶液黏度降低，改善传热效果。 另外，某些蒸发过程需要与前、后生产过程的外部压强相 匹配，如丙烷萃取脱沥青需要在2.8~3.9 MPa下进行，宜 采用加压蒸发。工业上应用较多的是真空蒸发，在冷凝器 后连有真空泵，在负压下将被冷凝的水排出。
第一节 概 述
图5-1 1.加热室 2.分离室 3.混合冷凝室 4.分离器
第二节 单效蒸发及其计算
一、 溶液的沸点和温度差损失
前已述及蒸发是间壁两侧均有相变的恒温传热过程，其
传热的平均温度差Δt为加热蒸气的温度T与溶液的沸点t之间的
差值，即
Δt=T-t
(5-1)
Δt称为有效温度差，二次蒸气的温度T′往往小于溶液的
温度差损失）， ℃；
Δ′——操作压强下由于溶液蒸气压下降而引起的沸点升高， ℃；
F——校正系数，无因次，其经验计算式为
式中 T′——操作压强下二次蒸气的温度， ℃； r′——操作压力下水的汽化热，kJ/kg。
第二节 单效蒸发及其计算
2. 按杜林规则计算
杜林规则说明溶液的沸点和同压强下标准溶液沸点间呈线性关 系。由于容易获得纯水在各种压强下的沸点，故一般选用纯水作为 标准溶液。只要知道溶液和水在两个不同压强下的沸点，以溶液沸 点为纵坐标，以水的沸点为横坐标，在直角坐标图上标绘相对应的 沸点值即可得到一条直线（称为杜林直线）。由此直线就可求得该 溶液在其他压强下的沸点。图5-2是由试验测定的不同组成的 NaOH水溶液的沸点与对应压力下纯水沸点的关系线图，已知任意 压力下水的沸点，可由图查出不同浓度下NaOH的沸点。
有时蒸发操作在加压或减压下进行，因此必须求出各种 浓度的溶液在不同压强下的沸点升高，常用的计算Δ′的方法 有如下两种：
第二节 单效蒸发及其计算
1. 按吉辛科公式近似计算
当缺乏实际数据时，可以用吉辛科公式估算出沸点升高值，即
Δ′=fΔ′a
（5-3
式中 Δ′a——常压下由于溶液的蒸气压下降而引起的沸点升高（即
化工原理
第五章 蒸 发
概述 单效蒸发及其计算 多效蒸发 蒸发器
第五章 蒸 发
知识目标
掌握单效蒸发过程中的有效温度差、水分蒸发量、加热蒸气消 耗量和传热面积的计算方法。理解蒸发操作的特点和多效蒸发的流 程及最佳效数。了解蒸力目标
通过本章的学习，具备对蒸发过程的计算和设备的选型 能力。
沸点温度t，将溶液的沸点温度t与二次蒸气的温度T′之间的差
值，称为温度差损失Δ，即
Δ=t-T′ 或 t=Δ+T′
（5-2）
第二节 单效蒸发及其计算
由式（5-2）知，如果温度差损失Δ已知，二次蒸气的 温度T′可根据蒸发压力从饱和水蒸气表中查出，则溶液在蒸 发压力下的沸点便可求出。
蒸发操作时，造成温度差损失的原因是：由于不挥发溶 质的存在，使蒸气压下降引起的温度差损失
第一节 概 述
蒸发的目的一是浓缩溶液，如氢氧化钠水溶液、果汁、 食糖、抗生素等的浓缩，当需要从稀溶液获得固体溶质时， 常常先通过蒸发操作使溶液浓缩，然后利用结晶、干燥等操 作得到固体产品；二是制取或回收纯溶剂，如海水淡化、有 机磷农药苯溶液的浓缩脱苯等。
蒸发过程的特点如下：
第一节 概 述
（1）传热面一侧是加热蒸气冷凝，另一侧是溶液的沸腾， 属于间壁两侧均有相变的恒温度差的传热过程；
（2）在相同的温度下，溶液的蒸气压比纯溶剂的蒸气压 要小，所以，当压强相同时，溶液的沸点比纯溶剂的沸点要高， 且一般随浓度的增加而升高；
第一节 概 述
（3）有些溶剂在蒸发过程中有晶体析出，易结垢、易 产生泡沫、易分解或聚合，溶液的黏度在蒸发过程中逐渐增 加，腐蚀性增强；
（4）二次蒸气易夹带泡沫，冷凝前需除去，以免损失 物料和污染冷凝设备；
Δ′，由于蒸发器中液柱静压强而引起的温度差损失Δ″ 和由于管路流体阻力引起的温度差损失Δ″ 。
第二节 单效蒸发及其计算
（一）因溶液蒸气压下降而引起的温度差损失Δ′
溶液中含有溶质，故其沸点必然高于纯溶剂在同一压力 下的沸点，此高出的温度称溶液的沸点升高，即由于蒸气压 下降而引起的温度差损失Δ′。溶液的沸点主要与溶液类别、 浓度及操作压强有关，一般由实验测定。常压下常见溶液的 沸点升高值Δ′与浓度的关系可从相关参考书中查出，由查出 的数值即可算出常压下溶液的沸点。
第一节 概 述
一、 蒸发过程及特点
蒸发是将含有不挥发溶质的溶液加热至沸腾，使其中一 部分溶剂汽化并及时移除，从而使溶液中的溶质浓度提高的 单元操作，所采用的设备称为蒸发器，蒸发操作广泛应用于 化工、轻工、食品与制药等工业中。蒸发主要采用饱和蒸气 加热，而被蒸发的物料大多是水溶液，故蒸发时产生的蒸气 也是水蒸气，为了区别，前者称为加热蒸气，后者称为二次 蒸气，遇到高沸点溶质，可选用其他高温载热体及电加热、 熔盐加热、烟道气加热等。
第一节 概 述
（2）按二次蒸气利用的情况分类，可分为单效 和多效蒸发，若二次蒸气不再利用，而直接送至冷凝 器冷凝后排出的蒸发流程称为单效蒸发，如把二次蒸 气引到另一压力较低的蒸发器，作为加热蒸气使用， 这样将多个蒸发器串联，使二次蒸气在蒸发过程中得 到多次利用的操作，称为多效蒸发。
第一节 概 述
三、 蒸发的基本流程
图5-1所示的为简单真空蒸发器流程示意图，料液经预热 后加入蒸发器，图中1为由许多加热管组成的加热室，加热蒸 气在加热室的管间冷凝，放出的热量通过管壁传给管内溶液， 使之沸腾汽化。被浓缩后的完成液由蒸发器的底部排出，蒸发 器的上部为蒸发室。蒸发时产生的二次蒸气在蒸发室及其顶部 的除沫器中将其中夹带的液沫予以分离，然后送至冷凝器3与 冷却水相混合而被冷凝，冷凝液由冷凝器的底部排出。溶液中 的不凝性气体经分离器4抽出而排至大气中。