化工原理第五章
化工原理第五章习题及答案
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
化工原理第五章吸收过程的传质速率
2019/12/1
一些物质在水中的扩散系数（20℃，稀溶液）
注：DCO2=1.50×10-9（m2/s）
2019/12/1
（3）气体扩散系数的估算
①在简化条件下，经分子运动论的理论推导与实验
修正，Fuller（富勒）等人提出了如下半经验公式 ：
1.00107T1.75( 1 1 )
2019/12/1
气相
pA1
pA2
pB1
pB2
液相
p1=pA1+pB1
A
p2=pA2+pB2
p1>p2
A，B
总体流动
（3）单向扩散的质量传递特点
【说明】（1）整体流动将 B组分使得气液相界面附近 B组分分压增大，故B组分 将向主体扩散； （2）整体流动将A组分带 到了气液相界面，故气相 中A组分的传质量比单纯的 分子扩散过程多。
式中 JA——组分A在扩散方向z上的扩散通量，kmol/ m2·s dcA/dz——组分A在扩散方向z上的浓度梯度，kmol/m4； DAB——组分A在组分B中的扩散系数，m2/s。
【说明】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。
2019/12/1
4、等摩尔（分子）逆（反）向扩散
2019/12/1
（2）单向扩散的特点——整（总、主）体流动
【说明】当A、B双组分气体 混合物与液体溶剂接触时， 气相主体中的组分A扩散到界 面，然后通过界面进入液相 ，造成在界面左侧附近总压 降低，使气相主体与界面产 生一小压差，促使A、B混合 气体由气相主体向界面处流 动，此流动称为总体流动。
D7.4108 (MS)0.5T v 0.6
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
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。
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
化工原理第四版课件(第五章吸收)
第五章：吸收 概述气液相平衡吸收过程的传质速率吸收塔的计算填料塔第一节：概述一、吸收吸收的定义：吸收是利用气态均相混合物中各组分在吸收剂中溶解度的差异来实现分离的单元操作。
吸收的目的：I.回收或捕获气体混合物中的有用物质，以制取产品II.除去工艺气体中的有害成分，使气体净化，以便进一步加工处理III.除去工业放空尾气中的有害气体，以免环境污染。
二、工业吸收了解工业生产中吸收及解吸过程、所需条件和典型设备例子工业上从合成氨原料混合气体中回收CO2乙醇胺脱硫法•需要解决的问题1.选择合适的溶剂2.提供适当的传质设备3.溶剂的再生三、溶剂的选择1.对溶质较大的溶解度；2.良好的选择性；3.温度变化的敏感性；4.蒸汽压要低；5.良好的化学稳定性；6.较低的黏度且不易生泡；7.廉价、无毒、易得、不易燃烧等经济和安全条件。
四、吸收的分类按有无化学反应：物理吸收和化学吸收按溶质气体的浓度：低浓度和高浓度吸收按溶质气体组分的数目：单组分和多组分吸收按有无热效应：等温和非等温吸收本章只讨论低浓度、单组分、等温的物理吸收过程。
五、吸收操作的经济性（费用）气液两相流经设备的能量损耗；溶剂的挥发及变质损失；溶剂的再生费用。
√六、吸收设备第二节：气液相平衡一、平衡溶解度恒温、恒压下，相互接触的气液两相的浓度不变时，气液两相之间的浓度关系。
气液两相组成的浓度分别用物质的摩尔分数来表示，即y= n i /Σn y 、x= n i /Σn x：气液两相中惰性组分的量不变,溶质与惰性组分摩尔比。
yy Y −=1xx X −=11.气体的溶解度气体在溶液中的溶解平衡是一个动态平衡，该平衡的存在是有条件的；平衡时气相中溶质的分压——平衡分压（或饱和分压），液相中溶质的浓度——平衡浓度（或饱和浓度），也即是气体在溶液中的溶解度；气体的溶解度是一定条件下吸收进行的极限程度；温度和压力对吸收操作有重要的影响；加压和降温对吸收有利；升温和降压对解吸有利。
《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。
化工原理第五章答案
• 答案
传热的基本方式包括导热、对流和辐射。导热适用于固体 内部传热；对流适用于流体流动时的传热；辐射适用于远 距离传热，无需介质。
• 答案
根据给定的材料属性，利用导热系数计算公式，可以求出 该材料的导热系数。导热系数与材料的种类、温度和物性 有关。
蒸发与结晶习题解析
简述蒸发和结晶的原理及区别。
重要性
化工原理是化学工程学科的核心课程之一，对于培养化工专业人才、推动化工行业的发展具有重要意 义。它为解决化工生产中的实际问题提供了理论依据和工程方法，有助于实现高效、安全、环保的化 工生产。
化工原理的基本概念
单元操作
单元操作是化工生产中基本的、通用的操作过程，如流体输送、蒸馏、吸收、干燥等。掌握单元操作的基本原理和工 程计算方法，对于实现化工过程的优化和控制具有重要意义。
实验步骤
准备实验器材，进行实验操作，记录实验 数据，分析实验结果。
实验内容
观察液体在管道中的流动状态，了解流体 阻力的产生及影响因素；操作泵、阀门等 输送设备，了解其工作原理及性能参数。
实验结果
通过实验数据和现象，理解液体流动与输 送的基本原理，掌握流体流动特性和输送 设备的工作原理。
传热原理与设备实验与实践
实验目的 实验内容 实验步骤 实验结果
通过实验了解传热的基本原理，掌握传热设备的结构和工作原 理。
观察不同传热方式下的热量传递现象，了解传热系数的影响因 素；操作换热器等传热设备，了解其结构和工作原理。
准备实验器材，进行实验操作，记录实验数据，分析实验结果 。
通过实验数据和现象，理解传热的基本原理，掌握传热设备的 结构和工作原理。
蒸发与结晶实验与实践
实验目的
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
化工原理课件第五章 吸收
η=
被吸收的溶质量 进塔气体的溶质量
Y1 Y 2 Y1
Y2=Y1(1-η)
qn,v Y1 Y2 条件所规定
X2 一般为吸收工艺
qn ,l ,m qn,v
Y1 Y2 X1* X 2
Y1 Y2
Y1 m
X
2
qn,l=（1.1～1.5）qn,l,m
2020/7/16
16
5-14 填料层高度的计算
溶解度随温度和溶质气体的分压不同而不同，平衡时溶质在 气相中的分压称为平衡分压。溶质组分在两相中的组成服从 相平衡关系。
加压和降温有利于吸收操作，反之，升温和减压对解吸有利。 但加压、减压费用太高一般不采用。
2020/7/16
6
５－２ 亨利定律
亨利定律
当总压不高（一般小于500KPa）时，在一定温度下，稀溶液上 方气相中溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下 的关系：
一、 填料层高度的基本计算式
填料层高度计算涉及物料衡算、传质 速率和相平衡关系。我们前面介绍的 所有传质速率方程都适用于稳定操作 的吸收塔中的"某一横截面",而不能用 于全塔。
该微元内，吸收质的传递量dG为：
dG qn,vdY qn,ldX
由吸收速率方程可知，该微元内，气相
和液相吸收质的变化量dG为：
在相内（气相或液相）传质方式包括分子扩散和湍流扩散。
分子扩散：当流体内部某一组分存在浓度差时，因微观的分 子热运动使组分从浓度高处传递到较低处，这种现象称为分 子扩散。
湍流扩散：当流体流动或搅拌时，由于流体质点的宏观运动
（湍流），使组分从浓度高处向低处移动，这种现象称为湍
流扩散。在湍流状态下，流体内部产生旋涡，故又称为涡流
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）
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
*3、流体在垂直管内自上而下流动同时被加热时，其对流传热系数比用普通准数关联式计算的结果要 。
4、金属的导热系数大都随其纯度的增加而 ，随其温度的升高而 。
6、对流传热的热阻主要集中在 ，因此， 是强化对流传热的重要途径。
7、在λ、μ、ρ、 p c 这4个物性参数中，若 值大，对流传热系数α就增大；若 值大，对流传热系数α就减小。
8、黑体的表面温度从300℃升至600℃，其辐射能力增大到原来的 倍.9、流体在圆形直管内作强制湍流流动，若传热推动力增大1倍，则对流传热速率增大 倍。
10、大容积沸腾时，由核状沸腾转变为膜状沸腾时的温度差称为 。
这时单位时间、单位面积所传递的热量称为 。
11、处理量为440kg/h 的有机溶液在某换热器中预热。
运转一周期后，该溶液在管内生成积垢，使换热器总热阻增加了10%。
若维持冷、热介质出口温度不变，则该溶剂的处理量变为 。
12、苯在内径为20mm 的圆形直管中作湍流流动，对流传热系数为1270W/（2m ·℃）。
如果流量和物性不变，改用内径为30mm 的圆管，其对流传热系数将变为 Ｗ／（2m ·℃）。
*13、热油和水在一套管换热器中换热，水由20℃升至75℃。
若冷流体为最小值流体，传热效率0.65，则油的入口温度为 。
14、在计算换热器的平均传热推动力时，若两端的推动力相差不大于2倍，则其算术平均值与对数平均值相差不大于 。
15、换热器在使用一段时间后，传热速率会下降很多，这往往是由于 的缘故。
答案：传热管表面有污垢积存*16、流体横向流过管束作湍流流动时，在管外加有折流板的情况下,14.03/155.0)(36.0W P R N r e u μμ⋅⋅=。
可见对流传热系数与当量直径的__________成反比。
*17、对大空间的自然对流，通常取加热（或冷却）表面的 为特征尺寸。
*19、柴油在圆形直管内作强制滞流流动，给热系数可用下式计算：14.03/13/13/1)()(86.1W L d P R N i r e u μμ=。
若流量和物性不变，将管内径减半后仍为滞流，则管内对流传热系数变为原来的 倍。
1.传热的三种基本方式为： ， ， 。
2.液体沸腾两种基本形式为： ， 。
3.当外界有辐射能投射到物体表面时，将会发生 ， ， 现象。
5.对流传热可分为 ， 。
6.在蒸气冷凝传热过程中，若蒸气冷凝为膜状冷凝，则 成为膜状冷凝的主要热阻。
7.套管换热器中，热流体温度由90℃降到70℃，冷流体温度由20℃上升到40℃，则两流体作并流时平均温差为 ℃。
10.套管换热器中，热流体温度由100℃降到80℃，冷流体温度由10℃上升到50℃，则两流体作逆流时平均温差为℃。
1.热量的传递是由于________引起的。
2.由傅立叶定律知，热传导速率与温度梯度成________比。
3.气体的导热系数随温度升高而________，故常用于绝热，保温。
4.热传导的传热距离愈远，则导热热阻愈________。
5.圆筒壁的热传导中，通过各层的热传导速率________，热通量________。
（填相同、不同）6.对流传热的热阻主要集中在__________________。
7.对流传热系数反映了对流传热的快慢，其值愈大，对流传热愈________。
8.强化对流传热过程可采用的措施有________、________和________。
9.辐射传热中，在能量传递的同时伴随着能量的________。
10.同一温度下，灰体和黑体相比，________的辐射能力大。
11.物体的吸收率愈大，其辐射能力愈________。
12.同一温度下，物体的吸收率在数值上等于该物体的________。
13.热传导存在于________中。
14.对流传热是指________的传热过程。
15.沿等温面方向，温度梯度的大小为________。
16.冷、热流体进、出口温度均不变时，并流推动力比逆流推动力________。
17.提高传热系数的重点在于______________________________列管式换热器安装折流档板的目的是_____________________。
18.提高换热器传热速率的途径有_____________、______________ 、__________________。
19.黑体的辐射能力与其________的四次方成正比。
20.傅立叶定律是描述________的基本定律。
21.自然对流的对流传热系数比强制对流的________。
22.金属固体、非金属固体、液体和气体四种物质，________的导热系数最大，________的导热系数最小。
23.定态多层平壁热传导中，各层平壁的温度差与其导热热阻成________比。
24.传热的基本方式有、、。
25.蒸汽冷凝的方式有和，工业上采用。
26.能全部吸收辐射能的物体称为，能全部反射辐射能的物体称为。
黑体与灰体相比，发射能力最大的是，吸收能力最大的是。
27.某灰体的吸收率为0.8，其黑度为；某灰体的反射率为0.3，其黑度为。
28.写出三种常用的间壁式换热器的名称、、。
根据热补偿不同，列管换热器可分为、、等。
29.大容积（器）饱和沸腾曲线а~△t可分为、、几个阶段，工业生产上，一般控制在阶段。
30.在钢、水、软木之间，导热效果最佳的是，保温效果最佳的是。
31.根据斯蒂芬—波尔兹曼定律，黑体的绝对温度增加一倍，其辐射能增加倍。
32.斯蒂芬—波尔兹曼定律的表达式为。
33.对流传热中，当在________情况下，进行的是恒温传热，在________情况下，进行的是变温传热。
34.影响对流传热系数的物性常数有________。
35.应用准数关联式计算对流传热系数时应注意________、________和________。
36.冷凝传热中，膜状冷凝的传热效果要比滴状冷凝的________。
（填好、差）37.能被物体吸收而转变为热能的电磁波的波长在________之间，统称热射线。
38.在间壁式换热器中，总传热过程由下列步骤所组成：首先是热流体和管外壁间的__________传热，将热量传给管外壁面；然后，热量由管的外壁面以________方式传给管的内壁面；最后，热量由管的内壁面和冷流体间进行_______ 传热。
39. 对于套管式换热器，要提高传热系数，应提高传热系数较__（大，小）一侧的h ；而换热器内管管壁的温度则接近于传热系数较___（大，小）一侧的流体。
40. 流体湍动程度越强，对流传热系数就 。
41. 对流体无相变化的强制对流传热过程（不考虑自然对流影响时），Nu 准数与有关。
42. 流体在圆形直管内呈强制湍流时，当物性及操作条件一定时，对流传热系数与成正比，与成反比。
43. 对多层平壁稳定热传导过程，若某层热阻大，则 也大。
44. 多数固体材料可视为灰体，特点是（1） ，（2） 。
45. 对多层圆筒壁稳定热传导过程，若某层 大，则温度差也大。
46. 通过因次分析，影响强制对流传热过程的准数有3个，其中反映对流传热强弱程度的准数是 ，而反映流体流动湍动程度的准数是 。
47. 流体在弯管内作强制对流传热时,同样条件下,对流传热系数较直管内的要 。
48. 流体在圆形直管内作强制湍流时，强制对流传热系数的准数关联式中规定Re ＞ 时为湍流。
49. 某灰体在20℃时，其黑度为ε=0.8，则其辐射能力的大小为_________ ，其吸收率为___________ 。
50. 间壁两侧流体的传热过程中，总传热系数接近热阻 的一侧的对流传热系数，壁温接近热阻 的一侧流体的温度。
51. 增加列管换热器 数的目的是为了提高换热器管程流体的对流传热系数。
要提高换热器的换热速率，应提高 大的一侧流体的 。
52. 辐射传热过程中,物体的黑度越大，其辐射能力 。
53. 稳定热传导计算公式中kSb 项称为_____________________，其中k 为__________________，单位是_________________。
54. 辐射传热中，设置隔热挡板是____________辐射散热的有效方法。
挡板材料的黑度愈低，辐射散热量____________。
55. 热传导中传热速率大小用__________定律描述，而对流传热中用_____________定律描述。
对流传热只能发生在________中。
56. 对流传热计算公式中hS1项称为_____________________，其中的h 为__________________，单位是_________________。
选择题1、关于传热系数K 下述说法中错误的是（ ）A 、传热过程中总传热系数K 实际是个平均值；B 、总传热系数K 随着所取的传热面不同而异；C 、总传热系数K 可用来表示传热过程的强弱，与冷、热流体的物性无关；D 、要提高K 值，应从降低最大热阻着手；2、揭示了物体辐射能力与吸效率之间关系的定律是（ ）。
A 、斯蒂芬-波尔兹曼定律； C 、折射；B、克希霍夫；D、普郎克；3、在确定换热介质的流程时，通常走管程的有（），走壳程的有（）。
Ａ、高压流体；Ｂ、蒸汽；Ｃ、易结垢的流体；Ｄ、腐蚀性流体；Ｅ、粘度大的流体；Ｆ、被冷却的流体；4、影响对流传热系数的因素有( )。
A、产生对流的原因；B、流体的流动状况；C、流体的物性；D、流体有无相变；E、壁面的几何因素；▲5、某套管换热器，管间用饱和水蒸气将湍流流动的空气加热至指定温度，若需进一步提高空气出口温度，拟将加热管管径增加一倍（管长、流动状态及其他条件均不变），你认为此措施是：（）A、不可行的；B、可行的；C、可能行，也可能不行；D、视具体情况而定；6、对下述几组换热介质，通常在列管式换热器中K值从大到小正确的排列顺序应是（）。
A、②>④>③>①；B、③>④>②>①；C、③>②>①>④；D、②>③>④>①；冷流体热流体①水气体②水沸腾水蒸气冷凝③水水④水轻油7、为了在某固定空间造成充分的自然对流，有下面两种说法：①加热器应置于该空间的上部；②冷凝器应置于该空间的下部；正确的结论应该是（）。
A、这两种说法都对；C、第一种说法对，第二种说法错；B、这两种说法都不对；D、第二种说法对，第一种说法错；8、下述各种情况下对流传热系数由大到小的正确顺序应该是（）。
A、③>④>①>②；C、③>④>②>①；B、④>③>②>①；D、③>②>④>①；①空气流速为30m/S时的a；②水的流速为1.5m/s时的a；③蒸汽滴状冷凝时的a；④水沸腾时的a；*10、在冷凝器中用水冷凝苯蒸汽，水走管程，其雷诺数4102.1⨯=eR,此时对流传热系数为α。