华理化工原理 第五章(1)
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
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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
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理想气体：
pA cA RT
dc A 1 dp A = dz RT dz
DAB dpA JA RT dz
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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 。
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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。
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（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
华东理工大学化工原理讲稿和ppt
1．固动，流静 2．固静，流动 3．固动，流动
阻力—曳力是一对力 流体受到固体给的力—阻力 固体受到流体给的力—曳力
静止流体中：
曳力=形体曳力+表面曳力
2.3 曳力和曳力系数
d p uρ
对于球体，爬流时( Re p =
µ
<2)
Stokes 理论解： 表面曳力=2πµdpu 形体曳力=πµdpu 表面曳力为主 斯托克斯定律 Fd=3πµdpu
非爬流时如何？ 按牛顿定律：F与单位 时间产生的动量有关
单位时间排开流体的量 m=Apuρ Ap指向下的最大投影面积 设排开速度u2与下落速度u成正比， 则FD∝mu∝Apρu2 2 定义曳力系数ζ ρu FD = ζAp ζ~ Rep
2
实验测定
用三段曲线来表示ζ~关系 24 ζ = Re<2 Re
6 4 2 4d p g ( ρ p − ρ ) ut = 为一般计算式 3 ρζ 6
p p p p
Re<2时, 斯托克斯区 π d 3 ( ρ − ρ ) g = 3πd µu p p p t 得
2 dp (ρ p − ρ )g ut = 18 µ
6
影响因素
ut是颗粒与流体的综合特性。 ut采用了极限处理方法
②强放热反应
③沙子炉石油热裂解
5 气力输送 1．优点：①密闭 ②不受地形的限制 ③连续化 ④结合其它操作 稀相输送：固气比小 密相输送：固气比大
2.输送装置 ①真空吸引式
②压送式
③吸-压回转式
改进判据： d p ut ρ 4d p ( ρ p − ρ ) g 由 Re = 和ζ = µ 3 ρut2 恰当组合，消去待求变量 组成新判据 2 ζRe 可消去ut ζ/Re2可消去dp
化工原理第五章 精馏 答案
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 A0-p B0); y A=p A0×x A/p以t=90℃为例,x A=/=y A=1008×760=t℃90100110120130x10y10(1+10(2)用相对挥发度计算x-y值:y=αx/[1+(α-1)x]式中α=αM=1/2(α1+α2)∵α=p A0/p B0α1=760/= ;α2=3020/760=∴αM=1/2(α1+α2)=1/2+=y=(1+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 A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃lgp A0= p A0==[mmHg]lgp B0= p B0==[mmHg]×+×=595≈600mmHg∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A /p=p A 0x A /P=×600= (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 A 0+p B /p B 0=1 式中 p A =×760=304[mmHg]; p B =×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A 0= (103+= ∴p A 0=[mmHg]lgp B 0= ∴p B 0=[mmHg] 于是 :304/+456/=<1再设露点为102℃,同时求得p A 0=; p B 0= 304/+456/=≈1 故露点为102℃,平衡液相组成为 x A =p A /p A 0=304/= 3解:(1)x A =(p 总-p B 0)/(p A 0-p B 0) =(p 总-40)/ ∴p 总= y A =x A ·p A 0/p=×= (2)α=p A 0/p B 0=40= 4解: (1) y D =αD =(y/x)A /(y/x)B =(y D⎰-12x x xy dx: F=D+WFx F =Dx D +Wx W 已知x F =,x D =,x W =,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=回收率 Dx D /Fx F =×=% 残液量求取:W/D=F/D-1=1/=∴W==(V-L)=(850-670)=[kmol/h] 8解:(1) 求D 及W,全凝量V F=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =,x D =,x W =(均为质量分率) F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=[Kg/h]; W=[Kg/h]由恒摩尔流得知:F78+92)=V78+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==[Kg/h]R=L/D==(因为L与D的组成相同,故亦即为摩尔比)(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]=78)/78+92)=∴y n+1=+= +操作线方程为:y n+1 = +9解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)= R=+ R==3(2) x D /(R+1)= x D /(3+1)= x D =(3) q/(q-1)= q=+ q==(4) +=+ '+= '+×'=× x q '=(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=×78+×92=F=1000/=[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W×=D×+∴D=[Kmol/h]W=[Kmol/h]R=L/D, ∴L=×=[Kmol/h]V=(R+1)D=×=[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×+33320×=[KJ/Kmol]从手册中查得x F =时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=+×75)/=∴L'=L+qF=+×=[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=+×=[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=×30804+33320×=[KJ/Kmol]∴Qc=×=[KJ/h]耗水量Gc=(50-20)=[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·I vIv=(r+Cpt)=+×=[KJ/Kmol]∴Q B=×=[KJ/h][KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522××18=[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r==h=×18=[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=解:提馏段: y m+1’=’(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)= + --------(2)q线:x F = --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=×代入(2)=×+ ,x D =12解:(1) y1=x D =,=+x1=,y W =3×(3+1)+(3+1)=,=×x W +,x W =,(2) D=100 W==(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)= ∴R=提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=精馏段操作线截距为x D/(R+1)= ∴x D =提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W = x W∴x W =(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=+y= 联立求解,得x=,y=因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=14解:(1) y1=x D =,x1=(4-3×=,(2) y2=1×(1+1)+2=(3) x D =x F =, y D =2+2=15解:(1) Fx F=Vy q+Lx q=(1/3)y q+(2/3)x qy q = /(1+∴x q= y q=(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)= R==D=×= W==x W=(Fx F-Dx D)/W= L=RD=×=; V=(R+1)D=L'=L+qF=+(2/3)×1=; V'=V-(1-q)F=3=y'=(L'/V')x'-Wx W/V'='×='16解:精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=(1+提馏段操作线方程y=其计算结果如下:N0x y12345678910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 )= )/ )=解得:x W =精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)= + --------(1)平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) --------(2)交替运用式(1),(2)逐板计算:x D =y1= .x1=;y2=,x2=;y3=,x3=<x W =∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =,x F =,x W =,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)+(5+1)=+图解:得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块18题附图19解:(1) F=D+WFx F =Dx D +Wx WD=F(x F -x W )/(x D -x W )=100 = Kmol/h= Kmol/hW=F-D= Kmol/h(2) N T及N F =x D =、x W =、q=1、R=；x D /(R+1)=作图得:N T =9-1=8(不含釜)进料位置: N F =6(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)DV'=+1)=hL'=L+qF=RD+F=×+100=h由图读得:y W =, x W-1=20解:(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=αx/[1+(α-1)x]=(1+ --------- (1)q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+ ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+=(1++ 解知,x=y=(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=×(1+×=R min=(x D -y e)/(ye-x e)= R=×R min=N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα=lg[(0. 95/0. 05)]/=x=(R-R min)/(R+1)= Y=(N-N min)/(N+1) Y=∴/(N+1)= 解得N= 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/+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]/lgα=lg[·]/=N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=×=则精馏段实际板数为=取11块故实际加料板位置为第12块板上.22解:(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ 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 + ----------- (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+D1+D2Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);L=L0-D2, 则:y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L0-D2+D1+D2)=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1+D2x D2/D1)/(R+1)(R=L0/D1)将已知条件代入上式,得到:y S+1=+(2) 用图解法,求得理论塔板数为（5-1）块,见附图.22题附图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)++1)= +q线方程与q线:料液平均分子量:M m=×+×18=甲醇分子汽化潜热:r=252×32×=[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×=[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=×+×=[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=××=[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[+(78-20)]/=q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=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,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为块,可取8块(包括釜).24解:对全塔进行物料衡算:F1+F2=D+W ----------(1)F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W100×+200×=D×+W×100=+ -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=hL=RD=2×=241kmol/hV=L+D=241+=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''+F1=D+L''V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx Dy s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/hV''=V=y s+1"=(341/x s''+××/y s+1"=''+25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》, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:13×=取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[ y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)= =由y=x=(1-Y/(1/==(R-R min)/(R+1)∴R=+R min)/R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =y e=αx/[1+(α-1)x]=×(1+×==∴R min= ∴R=+/==∴D=V/(R+L)=+1)=[Kmol/h]故最大馏出量为[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*=αx n/[1+(α-1)x n ]=×(1+×=于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=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 =×(1+×=∴Emv=解:由图可知:该板的板效率为Emv=(y1-y )/(y1*-y W)从图中看出,y1=x D =,关键要求y1*与y W .由已知条件Dx D /Fx F =∴D/F=×=作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx WF=D+W联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W=×+x W解得x W = 习题27附图因塔釜溶液处于平衡状态,故y W=αx W/[1+(α-1)x W ]=×(1+×=y W与x1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 /(1/=当y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +/=+/=与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=×(1+×=∴Emv=解:(1)精馏段有两层理论板,x D=,x F=,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F =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 =x D/(R+1)===F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W100×=D×+W×得D=hV'=V=(R+1)D=×=400Kmol/h 28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. 29解:(1)D=η,Fx F /x D =×100×=h,W=hx W = /W=×100×=∵q=1 ∴x q = 查图得y q =R min=(x D -y q )/(y q -x q )= R=×= x D /(R+1)==在y-x图中绘图得N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/=20块(不包括釜) N p精=5/=,取8块,∴第九块为实际加料板(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑(2)改为冷液进料,N T <N T' q=1, N T =const ∴x D↑q约为const,下移加料点,x D↑.29题附图30解:(1)Dx D /Fx F =; Dx D =×150×=Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =150×(150-D)×=D=h W=F-D=hx D ==(2) N T及N F (进料位置)x D =,x W =,q=1,x D /(R+1)=+1)=a,, b,q线: x F=、q=1, q线为垂线。
化工原理第五章吸收课后习题及答案
第五章 吸收相组成的换算【5-1】 空气和CO 2的混合气体中，CO 2的体积分数为20%，求其摩尔分数y 和摩尔比Y 各为多少？解 因摩尔分数=体积分数，.02y =摩尔分数 摩尔比 ..020251102y Y y ===--． 【5-2】 20℃的l00g 水中溶解lgNH 3, NH 3在溶液中的组成用摩尔分数x 、浓度c 及摩尔比X 表示时，各为多少？解 摩尔分数//117=0．010*******／18x =+浓度c 的计算20℃，溶液的密度用水的密度./39982s kg m ρ=代替。
溶液中NH 3的量为 /311017n k m ol -=⨯ 溶液的体积 /.33101109982 V m -=⨯溶液中NH 3的浓度//.33311017==0．581／101109982n c kmol m V --⨯=⨯ 或 . 3998200105058218s sc x kmol m M ρ==⨯=．．／ NH 3与水的摩尔比的计算 或 ..00105001061100105x X x ===--． 【5-3】进入吸收器的混合气体中，NH 3的体积分数为10%，吸收率为90%，求离开吸收器时NH 3的组成，以摩尔比Y 和摩尔分数y 表示。
吸收率的定义为解 原料气中NH 3的摩尔分数0.1y = 摩尔比 (11101)01111101y Y y ===-- 吸收器出口混合气中NH 3的摩尔比为 摩尔分数 (22200111)=0010981100111Y y Y ==++ 气液相平衡【5-4】 l00g 水中溶解lg 3 NH ，查得20℃时溶液上方3NH 的平衡分压为798Pa 。
此稀溶液的气液相平衡关系服从亨利定律，试求亨利系数E(单位为kPa )、溶解度系数H[单位为/()3kmol m kPa ⋅]和相平衡常数m 。
总压为100kPa 。
解 液相中3NH 的摩尔分数/.//1170010511710018x ==+气相中3NH 的平衡分压 *.0798 P k P a ＝ 亨利系数 *./.0798*******E p x ===／ 液相中3NH 的浓度 /./.333110170581 101109982n c kmol m V --⨯===⨯／ 溶解度系数 /*./../(3058107980728H c p k m o l m kP a ===⋅液相中3NH 的摩尔分数 //1170010511710018x ==+．／气相的平衡摩尔分数 **.0798100y p p ==／／ 相平衡常数 * (079807610000105)y m x ===⨯ 或 //.76100076m E p === 【5-5】空气中氧的体积分数为21%，试求总压为.101325kPa ，温度为10℃时，31m 水中最大可能溶解多少克氧？已知10℃时氧在水中的溶解度表达式为*.6331310p x =⨯，式中*p 为氧在气相中的平衡分压，单位为kPa x ；为溶液中氧的摩尔分数。
化工原理第五章讲稿ppt课件
•5.1 蒸发器(evaporator)的结构 •蒸发设备中包括蒸发器和辅助设备。 • 按照溶液在加热室中的运动的情况，可将蒸发器分为循 环型和单程型（不循环）两类。
1、循环型蒸发器(circulation evaporator) 特点：溶液在蒸发器中循环流动，因而可以提高传热效果。
由于引起循环运动的原因不同，又分为自然循环型和强制循环 型两类。
自然循环(natural circulation) ：由于溶液受热程度不同产 生密度差引起。
强制循环(forced circulation) ：用泵迫使溶液沿一定方向 流动。
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① 中央循环管式蒸发器
优点：结构紧凑、制 造方便、传热较好、 操作可靠； 缺点：循环速度在 0.4~0.5m/s以下、清洗 和维修不方便。
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第五章 蒸发
第二节 单效蒸发
一、溶液的沸点和温度差 损失
二、单效蒸发的计算
三、蒸发器的生产能力和 生产强度
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1、溶液的沸点和温度差损失 蒸发器中的传热温差： Δtm =（Ts - t） 加热蒸汽的温度： Ts（若为150 ℃ ） 蒸发室的压力为1atm而蒸发的又是水： t = T =100℃ 此时的传热温差最大，用ΔtT表示：
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• （2）加热蒸汽和二次蒸汽
•
加热蒸汽：用于加热的蒸汽
•
二次蒸汽：由溶液蒸发出来的蒸汽蒸发操作空间的压力可分为：常压，加压，
或者减压（真空）蒸发。
•
② 按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和
多效蒸发。
•
③间歇蒸发和连续蒸发
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化工原理第五章习题及答案学习资料
化工原理第五章习题及答案第五章蒸馏一、名词解释：1、蒸馏：利用混合物中各组分间挥发性不同的性质，人为的制造气液两相，并使两相接触进行质量传递，实现混合物的分离。
2、拉乌尔定律：当气液平衡时溶液上方组分的蒸汽压与溶液中该组分摩尔分数成正比。
3、挥发度：组分的分压与平衡的液相组成（摩尔分数）之比。
4、相对挥发度：混合液中两组分挥发度之比。
5、精馏：是利用组分挥发度的差异，同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
6、理论板：气液两相在该板上进行接触的结果，将使离开该板的两相温度相等，组成互成平衡。
7、采出率：产品流量与原料液流量之比。
8、操作关系：在一定的操作条件下，第n层板下降液相的组成与相邻的下一层（n+1）板上升蒸汽的组成之间的函数关系。
9、回流比：精流段下降液体摩尔流量与馏出液摩尔流量之比。
10、最小回流比：两条操作线交点落在平衡曲线上，此时需要无限多理论板数的回流比。
11、全塔效率：在一定分离程度下，所需的理论板数和实际板数之比。
12、单板效率：是气相或液相通过一层实际板后组成变化与其通过一层理论板后组成变化之比值。
二、填空题：1、在精馏塔的任意一块理论板上，其离开塔板的液相泡点温度与离开塔板的气相露点温度的大小相比是_________。
相等2、当塔板上____________________________________________________时，称该塔板为理论塔板。
离开的汽相与液相之间达到平衡时3、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于__________________________________________________的场合。
难挥发组分为水，且要求釜液中易挥发组分浓度很低4、简单蒸馏过程中，釜内易挥发组分浓度逐渐________，其沸点则逐渐_________。
降低，升高5、间歇精馏操作中，若欲保持馏出液组成不变，必须不断______________，若保持回流比不变，则馏出液组成________________。
化工原理第5章
（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
同理，也可以从底部到所选平面做物料衡算；
YA q n ,C qn,B X A (Y A,1 q n ,C q n,B X A,1 )
上述两个方程都称为吸收操作线方程。
其斜率为塔内的气、液比，表明单位惰性气体处
理量mol与所选用吸收剂的量mol。该直线通过A，
B两点。平衡线为YA*=f（XA）
3．计算过程推动力，分析过程进行的难易
在图中，在截面M-N中，推动力以气相浓度差表示为：
y A y A y
液相推动力差表示为：
* A
x A x A x
偏离平衡浓度越远，推动力越大。
* A
§3 吸收速率方程
吸收过程中吸收速率是指单位时间内、在单
位相际传质面积上被吸收的溶质量。
吸收速率可以表示为：
第五章 吸收
§1 化工生产中的吸收操作
吸收操作——利用组成混合气体各组分在溶剂
中溶解度不同来分离气体混合物的操作，称为吸收
操作。
在吸收过程中，吸收所用的溶剂称为吸收剂；
被吸收剂吸收溶解的组分称为吸收质；不被吸收的
组分称为惰性组分或载体；吸收了溶质后的溶液则
称为吸收液。
1-1 吸收操作的类型
化工原理第05章02-25页PPT资料
②若小颗粒在斯托克斯区沉降，则
qV A底d2pmi(n18p)g
t↑,μ气↑,气体先除尘后加热比先加热后除尘好。 ③当dp<dpmin时,若在斯区沉降
i uutmt inddpmp in2
设计型计算： 已知：qV,要100%除去的dpmin 求：A
5.3 沉降分离设备 5.3.1 重力降尘室 假设：①入口气体均布 ②固体颗粒与气体同速前进 ③入口固体颗粒均布
u qV BH
气体停留时间 L LBH
u qV
颗粒沉降距离 sut LqBV Hut
除尘效率 C进 C出
C进
粒级效率i
C进i C出i C进i
全部除去的最小颗粒dpmin 降尘室的处理能力
ut是颗粒与流体的综合特性。 ut采用了极限处理方法
（2）加速过程的地位 是否重要, 要予以判断 大颗粒，加速时间长，走过距离长, 几乎一直在加速。 小颗粒，加速时间短，走过距离短, 加速段可忽略。
例1 斯托克斯区加速段
由
π π π u 2 π d u
d 3 g d 3 g d 2 d 3
和 4dp(3put2)g
恰当组合，消去待求变量
组成新判据
ζRe2可消去ut ζ/Re2可消去dp
例2 斯托克斯区判据值
Re<2, 由 24 得 ζ>12
Re
则 ζRe2 <48, ζ/Re2 >6
5.2.5 实际沉降
（1）群体颗粒相互干扰,
器壁干扰
（2）分子运动
dp太小(<0.5μm)，与分子 自由程可比，黏度不再适用。
试求：①可被100%除下的最小粒径；
化工原理第五章第一节讲稿共24页PPT资料
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3、间壁式换热
间壁式换热的特点是冷、热流体被一固体隔开，分别在壁 的两侧流动，不相混合，通过固体壁进行热量传递。 传热过程可分为三步： •热流体将热量传给固体壁面（对流传热） •热量从壁的热侧传到冷侧（热传导） •热量从壁的冷侧面传给冷流体（对流传热） 壁的面积称为传热面，是间壁式换热器的基本尺寸。
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三、传热速率与热通量
• 传热速率（热流量 ）Q
• 单位时间内通过传热面的热量，单位为W。
• 热通量（又称为热流密度或传热速度）q
• 单位传热面积的传热速率。单位为W/m2
• 传热速率与热通量的关系为
q
dQ dS
传热速率
传热温差（推动力） 热阻（阻力）
传热温差以△T表示，热阻通常以R表示
若在换热器封头内设置隔板，将管束的全部管子平均分隔 成若干组，流体每次只通过一组管子，然后折回进入另一组 管子，如此往复多次，最后从封头接管流出换热器。这种换 热器称为多管程列管式换热器。
2020/1/13
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谢谢！
xiexie!
1）绝大多数化学反应过程都要求在一定的温度下进行，为 了使物料达到并保持指定的温度，就要预先对物料进行加 热或冷却，并在过程中及时取出放出的热量或补充需要吸 收的热量。
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2）一些单元操作过程，例如蒸发、蒸馏、干燥等，需要按 一定的速率向设备输入或输出热量。 3）在高温或低温下操作的设备，要求保温，以减少它们和 外界传热。 4）对于废热也需合理的利用与回收。 2、化工生产中传热过程的两种情况 1）强化传热：各种换热设备中的传热。 2）削弱传热：如对设备和管道的保温，以减少热损失
第五章第一节 化工原理 谭天恩
第二节 热传导
（三）圆筒壁的稳定热传导 （1）通过单层圆筒壁的稳定热传导 假定： （1）稳定温度场； （2）一维温度场。
A 2rl
dr 2l dt r Q
dt Q 2rl dr
r2
r1
dr 2l t2 t1 dt r Q
r2 2l ln (t1 t 2 ) r1 Q
金属：2.3~420W/m· K 固体： 建筑材料：0.25~3W/m· K 绝缘材料：0.025~0.25W/m· K 液体：0.09~0.6W/m· K 气体：0.006~0.4W/m· K
第二节 热传导
三、平壁的稳定热传导
（一）单层平壁的稳定热传导 假设： （1）A大，b小； （2）材料均匀； （3）温度仅沿x变化， 且不随时间变化。
Q A(T tw )
Q A(tw t )
流体被加热时：
T——热流体的平均温度；tw——壁温； t——冷流体的平均温度；A——传热面积； α ——给热系数（对流传热系数） （3）热辐射 辐射：物体以电磁波的方式传递能量的过程。 辐射能：以辐射的形式所传递的能量。 热辐射：因热的原因引起的电磁波辐射。 辐射传热：不同物体间相互辐射和吸收的综合结果。 自然界中凡是温度高于绝对零度的物体，都会不停的向 四周发射辐射能。
第五章
传热
第一节 概 述
一、传热过程在化工程产中的应用
加热或冷却
换热 保温
二、传热的三种基本方式 热传导（导热）、对流、辐射 （1）热传导： 物体质点在无宏观机械运动的条件下，靠分子的微观 运动完成的传热过程。 特点：没有物质的宏观位移 气体：分子做不规则热运动时相互碰撞的结果 固体：导电体：自由电子在晶格间的运动 非导电体：通过晶格结构的振动来实现 液体：机理复杂
化工原理答案第五章吸收
第五章 吸收相组成的换算【5-1】 空气和CO 2的混合气体中，CO 2的体积分数为20%，求其摩尔分数y 和摩尔比Y 各为多少？解 因摩尔分数=体积分数，.02y =摩尔分数 摩尔比 ..020251102y Y y ===--． 【5-2】 20℃的l00g 水中溶解lgNH 3, NH 3在溶液中的组成用摩尔分数x 、浓度c 及摩尔比X 表示时，各为多少？解 摩尔分数//117=0．010*******／18x =+浓度c 的计算20℃，溶液的密度用水的密度./39982s kg m ρ=代替。
溶液中NH 3的量为 /311017n kmol -=⨯ 溶液的体积 /.33101109982 V m -=⨯溶液中NH 3的浓度//.33311017==0．581／101109982n c kmol m V --⨯=⨯ 或 . 3998200105058218s sc x kmol m M ρ==⨯=．．／ NH 3与水的摩尔比的计算 //1170010610018X ==．或 ..00105001061100105x X x ===--． 【5-3】进入吸收器的混合气体中，NH 3的体积分数为10%，吸收率为90%，求离开吸收器时NH 3的组成，以摩尔比Y 和摩尔分数y 表示。
吸收率的定义为122111Y Y Y Y Y η-===-被吸收的溶质量原料气中溶质量解 原料气中NH 3的摩尔分数0.1y = 摩尔比 (11101)01111101y Y y ===-- 吸收器出口混合气中NH 3的摩尔比为 ()...211109011100111Y Y η=-=-⨯=（）摩尔分数 (22200111)=0010981100111Y y Y ==++ 气液相平衡【5-4】 l00g 水中溶解lg 3 NH ，查得20℃时溶液上方3NH 的平衡分压为798Pa 。
此稀溶液的气液相平衡关系服从亨利定律，试求亨利系数E(单位为kPa )、溶解度系数H[单位为/()3kmol m kPa ⋅]和相平衡常数m 。
化工原理第五章吸收(传质理论之一)超详细讲解
被吸收NH3的体积： VNH3＝80*(0.25-0.053) =15.8 m3
传热过程
吸收过程
理论 将对流给热视为壁 实质 附近滞流层的热传
导过程—付立叶定
将吸收视为A穿过相界面附 近滞流双膜的分子扩散过 程—费克定律
At
T
T
t
t
A1 (T tw1 ) A2 (tw2 t )
N
DAC
DgP
RTpBg
A(
Dl (CA CS
CSl
p )
pi) A(Ci C)
作业： P185 7
§5-3 吸收速率
吸收速率决定吸收达到平衡的时间，决定吸收操作的 生产强度，是吸收设备选型和设备设计的重要依据。
一、吸收速率定义：NA= dnA/dτ 对于稳定吸收过程：NA=nA/τ mol(A)/s 吸收过程是物质的相转移过程，通过扩散方式进行。
二、扩散 1、分子扩散：物质以分子热运动方式穿过静止或滞流流 体的传递过程——特点：传递速率慢。 2 、对流扩散：物质以相对运动方式穿过湍流流体的传递 过程——特点：传递速率快。
A(Ci
C) =klA(Ci-C)
kl
DlCT
lCS
所以，可用界面附近气膜中的扩散速率：
NA=kgA(p-pi) 或液膜中的扩散速率：
计算吸收速率。
NA=klA(Ci-C)
作业： P185 12、13
六、吸收速率方程 1 气膜吸收分速率方程
化工原理第5章 蒸发
一、其主要目的有以下几个方面：
1、浓缩稀溶液直接制取产品或将浓溶液再处理（如冷却结晶） 制取固体产品。 2、同时浓缩溶液和回收溶剂，例如有机磷农药苯溶液的浓缩 脱苯，中药生产中酒精浸出液的蒸发等； 3、为了获得纯净的溶剂，例如海水淡化等。
二、蒸发操作必须具备的条件
1.蒸发操作所处理的溶液具有挥发性，而溶质不具有挥 发性。 2.要不断地供给热能合溶液沸腾汽化。由于溶质的存在， 使蒸发过程中溶液的沸点温度高于纯溶剂的沸点。（本书中的 纯溶剂指纯水） 3.溶剂汽化后要及时地排除。否则，溶液上方蒸气压力增 大后，影响溶剂的汽化。若蒸气与溶液达到平衡状态时，蒸发 操作将无法进行。
∆' ：由于溶质的存在使溶液沸点升高引起的温度损失，℃。
∆＝ ∆' ＋ ∆ ' '＋
∆' ' '
下面分别讨论各种温度损失的求取： （1）∆' 的求取 溶液中由于有溶质存在，因此其蒸气压比纯水的低。换言 之，一定压强下水溶液的沸点比纯水高，它们的差值称为溶 液的沸点升高，以 ∆ ' 表示。影响 ∆ ' 的主要因素为溶液的性 质及其浓度。一般，有机物溶液的 ∆' 较小；无机物溶液的∆ ' 较大；稀溶液的不大，但随浓度增高，∆ ' 值增高较大。 例如： 7.4％的NaOH溶液在101.33KPa下其沸点为102℃，仅为 2℃，而48.3℃NaOH溶液，其沸点为140℃，值达40℃之多。 各种溶液的沸点由实验确定，也可由手册或本书附录查 取。
四、蒸发操作的特点
1.有相变化的恒温传热 蒸发器的加热管壁一侧为用加热蒸汽去加热管子另一侧的 溶液，因此加热蒸汽会放出热量，冷凝为液相；而管子另一侧 的溶液会吸收热量沸腾，从而由液相变为气相。所以操作时两 者均有相转变，但温度不变，故蒸发操作属于有相变化的恒温 传热。 2.溶液沸点升高 含有不挥发溶质水溶液的蒸气较同条件下纯溶剂（本书中 为纯水，以后不再说明）的低，故沸点较同条件下水的沸点 高，溶液浓度越高这种现象越严重。
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
华南理工大学化工原理课件 化工原理 第五章 蒸馏
第二节 双组分溶液的气液相平衡
2.双组分理想溶液的相平衡关系 设总压为P,对于A、B双组分理想溶液,由拉乌尔定律有： PA=P0AxA ,PB=P0BxB=P0B(1-xA) 据道尔顿分压定律有： P=PA+PB=P0AxA+ P0B(1-xA) 0 p pB p f B (t ) x 联立即有: A PA0 PB0 f A (t ) f B (t ) (5-3) 该式称为泡点方程,表示液相组成与泡点温度的关系,由此 可确定t-x相图。 又设yA为与液相组成 xA相平衡的蒸气中A组分的摩尔分率， 0 p p x f (t ) p f B (t ) yA A A A A 则有： (5-4) p p p f A (t ) f B (t ) 该式称为露点方程,表示气相组成与露点温度的关系,由此 可确定t-y相图。 式(5-3)及式(5-4)总称为双组分理想溶液的相平衡关系, 联立即可确定t-x-y相图及y-x相图。
图5-4苯-甲苯物系t-x-y图
第二节 双组分溶液的气液相平衡
该图可描述如下：即在恒定总压下，若将温度为 t1 组 成为 x （图中的A点所示）的苯－甲苯混合液加热，当温度 达到 t（ 2 J点）时，溶液开始沸腾，产生第一个气泡，其组 成为C点对应组成y1，相应的温度 t 2 称为泡点，因此饱和 液体线又称为泡点线。同样，若将温度t 4为组成为（B点） 的过热蒸汽冷却，当温度达到 t 3 （H点）时，混合汽体开始 冷凝产生第一滴液滴，其组成为Q点对应组成 x1 ，相应的 温度 t 3 称为露点，因此饱和蒸汽线又称为露点线。当升 温使混合液的总组成与温度位于汽液共存区点K时，则物 系被分成互呈平衡的汽液两相，其液相和汽相组成分别由 L、G两点所对应横坐标得到。两相的量由杠杆规则确定。 由图5-4可见，当汽液两相达到平衡时，两相的温度相同, 但汽相中苯（易挥发组分）的组成y大于液相组成x。当汽 液两相组成相同时，则汽相露点总时大于液相的泡点。 附杠杆规则为：液相量/气相量＝KG/KL
华东理工大学化工原理习题答案(陈敏恒第三版)
17 u1 = A2
2( P1 − P2 ) ρ ( A12 − A22 ) 2( P1 − P2 ) ρ ( A12 − A22 )
u 2 = A1
18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32
F = 4.02×103N 略 u2 = 3.62m/s ; R = 0.41m F = 151N v = 5.5×10-6m2/s
-4 2
3
2
第五章 颗粒的沉降和流态化 1 ut = 7.86×10 m/s ; ut’ = 0.07m/s 2 dP = 88.8μm 3 τ = 8.43×10-3s ; s = 6.75×10-5m 4 dpmax = 3.6μm 5 dpmin = 64.7μm ; ηP = 60﹪ 6 可完全分开 7 ζRe2<48 8 η0 = 0.925 ; x 出 1 = 0.53 x 出 2 = 0.27 ; x 出 3 = 0.20 x 出 4 = 0 ; W 出 = 59.9kg/day 4 2 9 ε固 = 0.42 ; ε流 = 0.71 ; ΔФ = 3.14×10 N/m 10 略 11 D 扩 = 2.77m 12 略
化工原理习题答案（上册） 第一章 流体流动 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 PA（绝）= 1.28×105 N/m2 PA（表）= 2.66×104N/m2 W = 6.15 吨 F = 1.42×104N P = 7.77×104Pa H = 0.39m 5 2 △P = 2041×10 N/m 5 P = 1.028×10 Pa △h = 0.157m P（绝）= 18kPa H = 8.36m H = R PA> PB 略 P = Paexp[-Mgh/RT] u = 11.0m/s ; G = 266.7kg/m2s qm = 2.28kg/s R = 340mm qv = 2284m3/h τ= 1463s Hf = 0.26J/N 会汽化
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。
化工原理习题答案第五章
待求的温度 t，就是 PAo/ PBo=3.5 时的温度，用试差法计算。 假设 t=80℃，PAo=181.1 kPa，PBo=50.93 kPa PAo/ PBo=181.1/50.93=3.556＞3.5 温度 t 越小，则 PAo/ PBo 就越大，故所假设的 t 偏小。 假设 t=85℃，PAo=215.9 kPa，PBo=62.78 kPa PAo/ PBo=215.9/62.78=3.44 用比例内插法求 PAo/ PBo=3.5 时的温度 t （t80）/（8580）=（3.53.556）/（3.443.556） 求得 t=82.4℃，在此温度下，PAo=197.2 kPa，PBo=56.35 kPa，则 PAo/ PBo=197.2/56.35=3.5 故 t=82.4℃是待求温度 总压 P= PAox/y=197.2×0.6/0.84=140.9 kPa
解： （1）t=80℃时，PAo=181.1 kPa，PBo=50.93 kPa 总压 P=( PA －PBo)x + PBo=(181.150.93) ×0.5+ 50.93=116 kPa 气相组成 y= PAox/P=181.1×0.5/116=0.781 (2) 已知 P=101.33 kPa,x=0.4,求 t, y P=101.33 kPa 时，甲醇的沸点是 64.7℃，丙醇的沸点是 97.2℃，所求气液相平衡温度必 在 64.7℃与 97.2℃之间。 假设 t=75℃,计算 PAo=151.1 kPa，PBo=41 kPa 液相组成 x=(P PBo)/( PAoPBo)= (101.33 41)/( 151.141)=0.548＞0.4 计算 x 值大于已知的 x 值，故所假设的温度 t 偏小，重新假设大一点的 t 进行计算，将三次 假设的 t 与计算的 x 值列于下表，并在习题 5-1 附图 1 上绘成一条曲线，可知 x=0.4 时的平 均温度 t=79.5C 习题 5-1 附表 计算次数 假设 t/℃ x 第一次 75 0.548 第二次 80 0.387 第三次 85 0.252
化学反应工程原理(华东理工大学版)第二版第五章答案
5-1解：因为是一级反应，对于PTF 反应器有：()1ln 1A k x τ=-解得k τ=2.30对于CSTR 反应器有：()1AA x k x τ=-解得：A x =0.75-2解：依题意得：()0121A A A x c k x τ=-解得01A c k τ=2当其它条件不变，而体积是原来的六倍时，02A c k τ=601A c k τ=12 通过()0221A A A x c k x τ=-=12解得A x =0.755-3解：对管式反应器：()11ln 0.9161A k x τ==- 对CSTR 反应器有：()2 2.3331A A x k x τ==- 根据阿累尼乌斯公式：383.610/42310R k k e-⨯= ； 3283.610/20T R k k e -⨯= 32383.610/0283.610/42310 2.55T R Rk e k k k e -⨯-⨯== T 2=440K5-4解：5-5解：假设反应为n 级，则：500010.10.920.1500010.250.75150.25n n A n n A kc k kc k -==-==解得n=2，所以有：/286200.10.00036E R k e-= /357200.10.00225E Rk e -= 解得E=21.87kJ5-6解：每天的醋酸丁酯的物质的量为2400/116=20.69kmol每小时醋酸丁酯的物质的量为20.69/（24×60）=0.0144 kmol/min 所以每小时醋酸的物质的量流量为0.0144×2=0.0288 kmol/min 丁醇每小时物质的量流量为0.0288×4.97=0.143kmol/min v 0为（0.0288×60+0.143×74）÷0.75=16.41L/minc A0=1.756×10-3 kmol/L假设反应器的体积为V ，则()32300.5 1.7561016.4117.40.5 1.75610VV v --⨯⨯==⨯⨯⨯V=1074L=1.074m 35-7 证明：01012101111A A A Af c V v k c V c v k c ⎛⎫=- ⎪⎝⎭⎛⎫=- ⎪ ⎪⎝⎭ （式A ）000112111A A A Af v c v c V V k c k c ⎛⎫⎛⎫+=-+- ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭对上式求导，()1210A d V V dc +=时，12V V +有最小值。
（完整版）华东理工大学化工原理简答题真题汇总
（完整版）华东理工大学化工原理简答题真题汇总第一章流体流动1.何谓轨线？何谓流线？为什么流线互不相交？99答：轨线是同一流体质点在不同时刻所占空间位置的连线；流线是采用欧拉法考察的结果，流线上各点的切线表示该点的速度方向；因为同一点只有一个速度，由此可知，流线互不相交。
2.动能校正系数α为什么总是大于、等于1的？试说明理由？003.简述数学模型法规划实验的主要步骤。
00、03、06、10答：数学模型实验研究方法立足于对所研究过程的深刻理解，按以下主要步骤进行工作：①将复杂的真实过程本身化简成易于用数学方程式描述的物理模型；②将所得到的物理模型进行数学描述即建立数学模型；③通过实验对数学模型的合理性进行检验并测定模型参数。
4.流体流动过程中，稳定性是指什么？定态性是指什么？015.简述因次论指导下的实验研究方法的主要步骤。
01、04答：因次分析法的具体步骤：①找出影响过程的独立变量；②确定独立变量所涉及的基本因次；③构造因变量和自变量的函数式，通常以指数方程的形式表示；④用基本因次表示所有独立变量的因次，并出各独立变量的因次式；⑤依据物理方程的因次一致性原则和π定理得到准数方程；⑥通过实验归纳总结准数方程的具体函数式。
6.层流与湍流的本质区别是什么？02答：湍流的最基本特征是出现了径向的速度脉动。
当流体在管内层流时，只有轴向速度而无径向速度，牛顿型流体服从牛顿粘性定律；然而在湍流时，流体质点沿管道流动的同时还出现了径向的随机脉动，这种脉动加速了径向的动量、热量和质量的传质，动量的传递不仅起因于分子运动，而来源于流体质点的横向脉动速度。
7.非牛顿流体中，塑性流体的特点是什么？02、05、06、10答：含固体量较多的悬浮体常表现出塑性的力学特征，即只有当施加的剪应力大于某一临界值（屈服应力）之后才开始流动，流动发生后，通常具有剪切稀化性质，也可能在某一剪切率范围内有剪切增稠现象。
8.什么是流体流动的边界层？边界层分离的条件是什么？03答：由于流体粘性的作用，靠近壁面的流体将相继受阻而降速，随着流体沿壁面前流动，流体受影响的区域逐渐扩大，而流速降为未受边壁影响流速的99%以内的区域即为边界层。
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L Wx x w V V L RD qF V R 1D (1 q) F y
W, xW
Dx D Wx w 1 Fx F Fx F
Wx w 0.05 Fx F
Wxw 0.05FxF 0.05xF 0.05 0.45 0.0193 D 2 R 1D 1 qF R 1 q 1 3.334 0.45 1 V F 3
0
第6块板加料
xF
0.2 0.4 0.6 0.8 x 理论板数的图解
xD
W, xW
非最佳位置进料与最佳进料的比较：
进料口下移
1
2 1
第9块板加料
0.8
3 4
a
5 6
D, xD F, xF
0.6 y
7 8 9
d f
0.4
10 c
0.2
11
非最佳位置进料 所需的理论板数 多。
12 13 14 b 0 xW
0
0.2
0.4
xF
0.6
0.8
xD
W, xW
x 理论板数的图解
非最佳位置进料与最佳进料的比较：
进料口上移
1
2 1
第5块板加料
0.8
3 4
a
5 6 7 8
D, xD F, xF
0.6 y 0.4
d f
9 10 11
c
0.2
非最佳位置进 料所需的理论 板数多。
12 13 14 b 0 x W
0
0.2
0.4
如图精馏段N块板
xn yn 1 ( 1) xn
R xD yn x n 1 R 1 R 1
yn1
WxW RD qF xn ( R 1) D (1 q )F ( R 1) D (1 q )F
xf q yq xq q 1 q 1
塔板数
1 2 。 。 N-2 yN-1 N-1 N
xD
xN-2
塔釜可视作一块理论版
冷凝器和塔釜的物料衡算
冷凝器
若冷凝器为全凝器
V D
Vy1 Lx D Dx D
w
x1
塔釜
V
L
y1 x D
x1 y1 1 ( 1) x1
L
塔釜可视作一块理论版
Lx N 1 V y N Wx w
D 0.95
D xD=0.95
R=1.5Rmin =2.5
W, xW
解：（1）原料中汽相和液相平衡组成 设平衡时原料中汽相组成为ye ，液相组成为xe ， 则
2 1 y xe xF e 3 3 x e ye 1 1 x e
ye q x xe F q1 q 1
Ropt (1.2 ~ 2) Rmin
F, xF
D, xD
R
N
a
y xD
总费用 费用 能源费 设备费
W, xW
xW
Rmin Ropt
b xD
0 xW
例 设计型问题举例
组成为 xF=0.45 的原料以汽液混合状 态进入 精馏塔，其 中 汽 液摩 尔 比 为 1:2 ，塔顶 xD=0.95 （以上均为摩尔分 F 率），塔顶易挥发组分回收率为95%， xF=0.45 回流比R=1.5Rmin，塔釜间接蒸汽加热， 相对挥发度=2.5 。试求： （1）原料中汽相和液相平衡组成； （2）列出提馏段操作线方程。
ye
夹点
a e
d f
xe ye
特点：两条操作线、q线与 平衡线相交，出现恒浓区
恒浓区
b xW xe xF
最小回流比操作情况的分析
xe
ye
xD
Rmin
最小回流比 Rmin
x D ye Rmin Rmin 1 x D xe
Rmin x D ye y e xe
Rmin与相平衡性质和分离要求有关
讨论： 当操作中选用的回流比比设计时的最小回流 比还要小时，塔能否操作？将出现什么现象？
x D ye Rmin ye xe Rm 是设计型问题，与相平 衡 和分离要求 x D , x w 有关。
a ye e
R Rm , 则达不到分离要求。 xD , xw
xe, ye 与xq, yq的区别？ xe, ye 是四线相交，xq, yq三线相交
① 操作线与对角线重合， 精、提操作线均为： yn 1 xn ；
V
L=V
y1 y2 x1 x2
L, xD
D=0
②理论板数最少Nmin
L D yn 1 xn xD xn V V
y m 1 Wx W L xm xm V V
yN-1 xN-1
V L, xM
Nmin的求取方法：
q
Rmin
D 0.95
a e
2 3
x ye D ye xe
0.95 0.6 1.556 0.6 0.375
ye
d f
D xD=0.95 F xD xF=0.45
b xW xe xF
R=1.5Rmin =2.5
R 1.5 Rmin 2.334
Dx D 0.95 Fx F
4 q 0. 8 1 4
汽：液 1： 4
xf q ye xe q 1 q 1
xf q x y q 1 q 1 x y 1 ( 1) x
x xe y xe
( xe , ye )不同于（xq , yq）
3、 最适宜回流比的选取
L Wxw 1.47 x 0.0193 y x V V
思考 全回流操作时,塔顶第一块板的E mv 0.6 ,全凝 器凝液组成为0.98, α=2.47，求由塔顶第二 块板上升的气相组成 。 气相默弗里板效率 Emv 全回流时 由平衡关系
y n1 xn
αx y 1 (α 1) x
L R 1 V R 1 11 R
N
y xD a
L WxW ym 1 xm V V
L V W W 1 V V V W 1 ( R 1) D - (1 - q) F
xW
b xD
0 xW
2、 最小回流比 Rmin
常压精馏，分离任务
xD xW
为 完 成 某 一 分离 要 求， 所 需 的 理 论 塔板 数 为 无 穷 多 时 的 回流 比 称 为 最 小回流比。
y n y n1 * y n y n1
• 作业: 8、9、10、11
• 思考题 1、为了保证良好的气 液接触，是否需要全 部回流？即回流L与 V的关系（>, =，<) 2、回流比R的增加， 是否意味着出料D的 减少？
V,yD
L,xD
V,y
F, xF
D, xD
L,x
W, xW
1、相平 x) V (y D y )
b xW
d f
xe xF
最小回流比操作情况的分析
xD
已知xf 不同的q状态Rm的求解
Rm xD ye Rm 1 x D x e
xe ye 1 ( 1) xe
ye xe ( 1) y e
q0
ye x f
q 1
0 q 1
xe x f
xe ye 1 ( 1) xe
对理想物系，逐板计算可得：
N Tmin
xD 1 xW log ( )( ) 1 xD xW log α
--------芬斯克（Fenske）方程
D W
全回流是操作回流比的极限， 只在设备开工、调试时采用。
R减小，塔板数如何变？
R xD yn 1 xn R 1 R 1
最小回流比操作情况的分析
D 0.45 0.95 0.45 F 0.95
L RD qF V R 1D 1 q F
2 D 2.334 0.45 q 3 F 1.47 D 2 R 1 1 q 3.334 0.45 1 F 3 R
xW yN 1 ( 1 ) xW
2、 逐板计算法
相平衡方程 精馏段方程 提馏段方程
x n yn 1 ( 1) x n
y n1
ym 1
x R xn D R1 R1
L WxW xm L W L W
yn
连续精馏塔，塔顶设全凝器，泡点回流。
n
步骤：(1) y1 x D ； ； (2) y f ( x （相平衡） ) x1 1 1 (3) x R y2 x1 D y2 …… ( xq , yq )为两操作线的交点 R 1 R 1 交替使用相平衡方程和操作方程，至 xi ≤xq时，改换提馏 段操作方程，至 x N ≤x W 止。
5.4.1 双组分精馏理论板数计算 1、 命题(已知 F，xf)
D, xD
分离要求： (1) D，xD (W, xW) ；
F, xF
(2) xD , xW ； D/F 采出率 (3) η= DxD/FxF
规定一个，其余随之而定。
W, xW
选择条件：操作压强 p，回流比R和进料热 状态q，选定后，相平衡关系及操作方程随之 而定。 求取：NT
逐板计算法的图示（q=1)
第5块板加料
用x5求y6时换操作线
n
xn
yn+1
逐板计算法的图示
3、 最优加料位置的确定
最优加料板位置：该板 x≤xq (xq 为两操作线交点坐标) q=?
1
2 1 3 4
a
D, xD F, xF