化工原理第六章第三节知识分享
( V
)min
Y1 Y2
Y1 m
X2
m(1 Y2 Y1
)
2.5(10.0053)32.18 0.0417
(VL)/(VL)min1.286
2）所需填料层高度
•脱吸因数法
NOG 1 1Sln1 [S ()Y Y1 2 Y Y2 2* *S]
S mV L
2.5 2.804
0.892
2020/9/29
(YY)mY1Y2
气体流经一段填料层前后的浓度变化恰等于此段填料层内 以气相浓度差表示的总推动力的的平均值时，那么，这段 填料层的高度就是一个气相总传质单元高度。
2020/9/29
吸收过程的传质阻力越大，填料层的有效比面积越小，
每个传质单元所相当的填料层高度越大。
传质单元数反映吸收过程的难度，任务所要求的气体浓
dA G K Y(Y Y *)a dzdA G K X(X *X )a dz
Vd K Y Y(YY*)a dzLd K X X(X *X )a dz
YdYY*
KYadZ V
X*dXXKXLadZ
Y Y21YdYY*KY Va0ZdZ X X2 1X* dX XKX La0ZdZ
2020/9/29
2020/9/29
二、吸收剂用量的确定
Y1 液气比
B
L/V
(
L V
)
min
B* 最小 液气比
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VL(1.1~2.0)(VL)min
最小液气比的求法
图解法 •正常的平衡线
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(VL)minXY11*YX22
LminV
Y1 Y2 X1* X2
•平衡线为上凸形时
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Y2 Y2*
——塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均，称为对
数平均推动力。
当 1 Y1 2 时相，应的对数平均推动力可用算术平均 2 Y2
推动力代替。
写出NOL、NG、NL的表达式。
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NOL
X1 X2 Xm
XmX l1 n X X 1 2 X2(X1*lX nX 1 X )2 1 * *( X X X 21 * 2X2)
N O G 1 0 1 .8l9 n 1 2 0 [ .8()0 9 0 ..0 02 0 4 0 0 5 1 0 .8 3 7 ]9 32 5.11
ZHOG NOG1.55.117.67
•对数平均推动力法
NOG
Y1 Y2 Ym
0.04170.00533 Ym
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Ym
度变化越大，过程的平均推动力越小，则意味着过程难度越
大，此时所需的传质单元数越大。
3、传质单元数的求法
对数平均推动力法 平衡线为直线时
脱吸因数法 图解积分法 平衡线为曲线时 近似梯级法
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1）平衡线为直线时 a）脱吸因数法
平衡关系用直线 Y*mXb表示时，
NOGYY21YdYY*
YY21
三、塔径的计算 D 4VS
u
u—空塔气速
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四、填料层高度的计算
1、填料层高度的基本计算式
对组分A作物料衡算 单位时间内由气相转入液相的 A的物质量为：
dG AVdY LdX
dG ANAdANA(adZ )
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微元填料层内的吸收速率方程式为：
N A K Y ( Y Y * ) 及 N A K X ( X * X )
Y2(10.9)9 Y10.01 0.01330.000133 X2 0 m0.757
Lm
in
V(Y1 Y2)
Y1 m
X2
34.5(0.01330.0001)33 0.01330 0.757
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2.5 8km/hol
3）每小时用水量
L 2Lmin22.585.1 6km/hol92.88kg/h
低浓度气体吸收时填料层的基本关系式为
ZKYVaYY21YdYY*
及 ZKXLaX X21
dX X*X
KYa,KXa 气相总体积吸收系数及液相总体积吸收系数
物理意义在：推动力为一个单位的情况下，单位时间单 位体积填料层内吸收的溶质量。
2、传质单元高度与传质单元数
1）传质单元高度与传质单元数的概念
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X 2/17 0.0212 100/18
m Y * 0.01604 0.757 X 0.0212
平衡关 :Y系 0.7为 5X7 2）最小吸收剂用量：
Lmin
V
Y1 Y1 m
Y2 X2
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其中：V 1000 29
3.4 5km空 ol/气 h
Y1 10.131.33313.3330.0133
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一、吸收塔的物料衡算与操作线方程
1、物料衡算
目的 ： 确定各物流之间的量的关系 以及设备中任意位置两物料 组成之间的关系。
对单位时间内进出吸收塔的A的物 质量作衡算
V1 YL2 X V2Y L1X
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L
L
YVX(Y1VX1)
——逆流吸收塔操作线方程
在m—n截面与塔顶截面之间作组分A的衡算
0.007117
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3）尾气浓度下降后所需的填料层高度
尾气浓度
Y2
0.0033 0.00331
10.0033
NO G 1 1Sln1[(S)Y Y1 2S]
Y1 Y2
0.0417 0.00331
12.6
N O G 1 0 1 .8l9n 1 2 [ 0 .8 ()9 12 .6 2 0 .8]9 72 .52
V K Y a
的单位
[km/so] l [km/o m (2ls)]m [2/m 3]m [2] [m]
称为“气相总传质单元高度” ，用H OG 表示
HOG
V KYa
NOGYY21YdYY*
——气相总传质单元数
ZHOGNOG
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ZHOLNOL
H
OL
—液相总传质单元高度，m
；
HOL
L Kxa
N OL
—液相总传质单元数，无因次
；
NOLXX21
dX X*X
依此类推，可以写出通式：
填料层高度=传质单元高度×传质单元数
试写出用膜系数及相应的推动力表示的填料层高度的计算式。
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ZHGNG
HG
V k y a
—气膜传质单元高度，m
NG
Y1
Y2
dY Y Yi
—气膜传质单元数
ZHLNL
HL
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例：某生产车间使用一填料塔，用清水逆流吸收混合气 中 有 害 组 分 A， 已 知 操 作 条 件 下 ， 气 相 总 传 质 单 元 高 度 为 1.5m，进料混合气组成为0.04（组分的Amol分率，下同）， 出塔尾气组成为0.0053，出塔水溶液浓度为0.0128，操作条 件下的平衡关系为Y=2.5X（X、Y均为摩尔比），试求： 1）L/V为(L/V)min的多少倍？ 2）所需填料层高度。 3）若气液流量和初始组成均不变，要求最终的尾气排放浓 度降至0.0033，求此时所需填料层高度为若干米？
V YL2 X V2Y LX
YV LX(Y2V LX2)
——逆流吸收塔操作线方程 表明 ：塔内任一截面的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线
关系，直线的斜率为L/V。
2020/9/29
2020/9/29
并流吸收塔的操作线：
YV LX(V LX1Y1) YV LX(V LX2Y2)
吸收操作线总是位于平衡线的上方， 操作线位于平衡线下方，则应进行脱吸过程。
第六章 吸收 第四节 吸收塔的计算
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吸收塔的设计计算，一般的已知条件是： 1 ） 气 体 混 合 物 中 溶 质 A 的 组 成 （ mol 分 率 ） 以 及 流 量 kmol/(m2.s) 2）吸收剂的种类及T、P下的相平衡关系； 3）出塔的气体组成 需要计算： 1）吸收剂的用量kmol/(m2.s)； 2）塔的工艺尺寸，塔径和填料层高度
(VL)min
Y1 Y2 X1 X2
LminV
Y1 X1
Y2 X2
计算法
适用条件：平衡线符合亨利定律，可用Y* mX 表示
(VL)min
Y1 Y1 m
例：空气与氨的混合气体，总压为101.33kPa，其中氨的分 压为1333Pa，用20℃的水吸收混合气中的氨，要求氨的回 收率为99%，每小时的处理量为1000kg空气。物系的平衡关 系列于本例附表中，若吸收剂用量取最小用量的2倍，试
1 S
L A mV
——吸收因数
2020/9/29
2020/9/29
分析 ：
•横坐标 Y 1 Y 2 * 值的大小，反映了溶质吸收率的高低。 Y2 Y2*
在气液进出口浓度一定的情况下，吸收率愈高，Y2愈小， 横坐标的数值愈大，对应于同一S值的NOG愈大。
•S反映吸收推动力的大小 在气液进出口浓度及溶质吸收率已知的条件下，若增大S
L kxa
—液膜传质单元高度，m
NL
XX21
dX Xi X
—液膜传质单元数
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2）传质单元高度的物理意义
NOGYY21YdYY* 1
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Y Y21YdYY*Y Y21(YdYY *)m1 N O G (Y 1 Y *)mY Y 2 1d Y(Y Y 1 Y Y * 2 )m 1
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求每小时送入塔内的水量。
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化工原理 第六章 吸收
不同的溶质在同一个溶剂中的溶解度不同，溶解度很大的
气体称为易溶气体，溶解度很小的气体称为难溶气体；同
一个物系，在相同温度下，分压越高，则溶解度越大；而
分压一定，温度越低，则溶解度越大。这表明较高的分压
和较低的温度有利于吸收操作。在实际吸收操作过程中，
溶质在气相中的组成是一定的，可以借助于提高操作压力
.
第二节 吸收中的气液相平衡
相平衡关系随物系的性质、温度和压力而异，通常由
实验确定。图6-3是由实验得到的SO2和NH3在水中的溶解度
曲线，也称为相平衡曲线。图中横坐标为溶质组分(SO2、
NH3)在液相中的摩尔分数
x
，纵坐标为溶质组分在气相中
A
的分压 p A 。从图中可见：在相同的温度和分压条件下，
体，该值很小。
2.2注意事项
①亨利定律只适用于稀溶液,如常压下难溶或少溶气体的吸收， 否则就有偏差；
②只适用于与溶剂不发生化学反应的气体的吸收；
③溶解度系数随温度升高而降低,即T↑，H↓；
④应用于较高压强时,如5atm以上，分压应以逸度代替；
⑤为了使用方便,亨利定律可以改写成以下形式:
pA ExA, yA mxA,
图6-4 吸收平衡线
.
第二节 吸收中的气液相平衡
2.相平衡线在吸收过程中的应用 2.1判断吸收能否进行。由于溶解平衡是吸收进行的极限,所以， 在一定温度下，吸收若能进行，则气相中溶质的实际组成 Y A 必须大 于 则与过液程相反中向溶进质行含，量为成解平吸衡操时作的。组图成6-4Y中A ，的即A点YA 为 Y实A。 际若操出作现点Y,A 若 AY 点A 时位， 于平衡线的上方，则 YA为吸Y A 收过程；若A点在平衡线上,YA=YA*,体 系达平衡，吸收过程停止；当A点位于平衡线的下方时,则YA<YA*,为解 吸过程。 2.2 确定吸收推动力。显然,YA>YA*是吸收进行的必要条件，而差 值 △YA=YA-YA* 则是吸收过程的推动力，差值△YA越大，则吸收速率必 然越大。 2.3同理,若以液相为研究对象,在一定条件下,要让吸收过程能进 行,则液相中溶质的实际组成XA必须小于与实际气相中溶质含量YA成平 衡时的液相组成XA*,即XA<XA*,差值△XA=XA* -XA即为吸收过程的推动力, 该值越大,吸收速率也就越大。否则,过程必为解吸操作。
化工原理第六章第三节
R 1 yn xn 1 xD R 1 R 1
R'1 1 ym 1 xm xW R' R'
Qc与QB增大
W
q值一定，R增加，R’增加，理论板减少； 对于一定理论板，R增加，xD增加，xW减少
2013-8-14
（2）R值一定， q值对理论板的影响 xD， q2
q3
q值改变，进料状 态改变，改变提 馏段操作线 R值一定， QF+QB之和为一
L1 L2 ...... Lm L
2013-8-14
W, xW
由于进料的影响，两段上升蒸气的摩尔流量V和V’不一定相等 由于进料的影响，两段下降液体的摩尔流量L和L’不一定相等
恒摩尔流假设的条件
（1）各组分的摩尔汽化潜热相等； （2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略 ；
（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。
例题6－5（P249）
2013-8-14
三、进料热状态参数q
进料热状况：
(1)温度低于泡点的冷液体；
(2)泡点温度的饱和液体；
(3)温度介于泡点和露点之间的气液混合物； (4)露点温度的饱和蒸气； (5)温度高于露点的过热蒸气。
进料热状况影响L、L’及V、V ’之间的关系
精馏段的液 汽比
V LD
L 转化为 V ( 1) D D
L D x 1 x yn n 1 D L L 1 1 D D L ——回流比 R D
R 1 yn xn 1 xD ——精馏段操作线方程 R 1 R 1
L D yn xn 1 xD V V
（2）对于饱和蒸汽进料
L L
q0
V V F
2013-8-14
化工原理蒸馏精馏知识要点
三、操作线方程
1. 精馏段操作线方程
对如图划定范围作物料衡算 V=L+D 对易挥发组分衡算 Vyn+1=Lxn + DxD V, yn+1
D,xD
第n板
L, xn
Dx D L y n 1 x V V 令回流比 R=L/D xD R y n1 xn R1 R1
2. 恒摩尔溢流
精馏段内，每层塔板下降的溢流摩尔流量相等。 提馏段内，每层塔板下降的溢流摩尔流量相等
L1=L2=…=Ln=定值 （精馏段） L 1=L2=…=Ln=另一定值 （提馏段） 一定注意： 精馏段和提馏段下降的溢流分别不相等。 精馏段和提馏段上升的蒸汽分别不相等。 因为加料板加入原料液后使两段汽液两相流量发 生变化。 当各组分摩尔汽化焓相等，汽液接触良好且可忽 略显热(与汽化热比较)，保温良好且塔的热损失 可忽略时，恒摩尔流假定基本上成立。
露点
泡点
x或 y
0 P p A pB p 0 x p A A B (1 x A )
xA
0 P pB 0 p0 p A B
y A p0 A xA / P
对某一温度和总压，由这几式可求出xA，yA。 得出一系列的值后便可作出如前图所示的图来。 对于非理想溶液，计算很复杂。一般由实验得 出平衡数据。实验得出的平衡数据也是计算的 基础。
2. 相对挥发度(relative volatility)
溶液中两组分挥发度之比称相对挥发度,。通 常用易挥发组分挥发度作分子。
vA pA / x A vB pB / x B
化工原理第六章蒸馏
恒摩尔气流 恒摩尔液流
注意：V不一定等于V′，L不一定等于L′
溶液中两组分的摩尔汽化热相等，即rA rB； 因汽液两相温度不同而传递的热量可忽略； 假定 精馏塔保温良好，其热量损失可以忽略。
三、进料热状态参数q
1.进料热状况的定性分析：
A — — 过冷液体；
B — — 饱和液体；
加料板及其以下 ——提馏段
加料板以上 ——精馏段
间歇精馏：
——只有精馏段， 没有提馏段
第三节 双组分连续精馏的计算与分析
设计型计算： 操作型计算：
一、全塔物料衡算
F、D、W — kmol( A B) h
xF、xD、xW — kmolA kmol( A B) 总物料：F D W
Ln1 温度 易挥发汽化多
Vn yn
气相
液相
yn yn1 xn xn1
Ln1 x n1
Ln xn
n-1 n n+1
塔顶：纯A 塔釜：纯B
Vn1 y n 1
yn+1 tn+1 tn tn-1 xn
G O P
yn
t/℃
xn-1
0
x或y
1.0
加料位置 ——与原料液组成和温度相近的板上进料
240 101.33
pA
pB
0
,kPa ,kPa
101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0
0
温度℃
80.1
85
90
95
100
105
110.6 240
pA
0
,kPa
化工原理第六章03资料
工程材料在此区a变化不大 当Ta=Tb时,无净传热
E=εEb (1-a)Eb+E=Eb 克希荷夫定律 a =ε 结论：同温度下，灰体的吸收率等于黑度。
善辐射者善吸收。 注意：太阳辐射、气体辐射 不成立
5.2 两黑体间辐射
1.角系数
12
Q12 Eb1 A1
黑体1发射给黑体2占
总发射量的分率
由兰贝特定律
6 传热过程计算
定态条件下，Q热,放=Q冷,吸+Q损失 Q损失不计时，qm1Cp1(T1-T2)=qm2Cp2(t2-t1) 过程特征方程 q dQ K (T t)
dA
假定条件： ①定态, Q损失不计 ② qm1Cp1, qm2Cp2, K沿传热面不变 ③冷、热流体无相变化 ④轴向导热可忽略 6.1 传热速率和传热系数
通常α的大小顺序：
W/m2℃
α气,自然对流
5~10
α气,强制对流
10~100
α液,自然对流
50~1000
α液,强制对流
500~104
α蒸汽冷凝
103~3×104
α液体沸腾
103~6×104
例1 若传热温差推动力增加一倍，试求下列条件 下传热速率是原来的多少倍？ ①圆管内强制湍流； ②大容积自然对流； ③大容积饱和核状沸腾； ④蒸汽膜状冷凝(层流)
5.1 物体辐射能力和吸收能力
Q入=Q反+Q吸+Q透
1 Q反 Q吸 Q透 Q入 Q入 Q入
1= r + a + d
反射率 吸收率 穿透率
工业所遇温度范围内，热辐射波长在
0.38~1000μm, 大部分能量在0.76~20μm
固体、液体 d=0, r+a=1
E=εEb (1-a)Eb+E=Eb 克希荷夫定律 a =ε 结论：同温度下，灰体的吸收率等于黑度。
善辐射者善吸收。 注意：太阳辐射、气体辐射 不成立
5.2 两黑体间辐射
1.角系数
12
Q12 Eb1 A1
黑体1发射给黑体2占
总发射量的分率
由兰贝特定律
6 传热过程计算
定态条件下，Q热,放=Q冷,吸+Q损失 Q损失不计时，qm1Cp1(T1-T2)=qm2Cp2(t2-t1) 过程特征方程 q dQ K (T t)
dA
假定条件： ①定态, Q损失不计 ② qm1Cp1, qm2Cp2, K沿传热面不变 ③冷、热流体无相变化 ④轴向导热可忽略 6.1 传热速率和传热系数
通常α的大小顺序：
W/m2℃
α气,自然对流
5~10
α气,强制对流
10~100
α液,自然对流
50~1000
α液,强制对流
500~104
α蒸汽冷凝
103~3×104
α液体沸腾
103~6×104
例1 若传热温差推动力增加一倍，试求下列条件 下传热速率是原来的多少倍？ ①圆管内强制湍流； ②大容积自然对流； ③大容积饱和核状沸腾； ④蒸汽膜状冷凝(层流)
5.1 物体辐射能力和吸收能力
Q入=Q反+Q吸+Q透
1 Q反 Q吸 Q透 Q入 Q入 Q入
1= r + a + d
反射率 吸收率 穿透率
工业所遇温度范围内，热辐射波长在
0.38~1000μm, 大部分能量在0.76~20μm
固体、液体 d=0, r+a=1
中山大学化工原理课件 第6章-精馏
0 P pB xA 0 0 p A pB
0 0 pA P pB yA 0 0 P p A pB
上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点 （dew-point），上式又称为露点方程。
严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分 所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相 压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠 实验测定。
塔顶产品 yA 加热器 原料液
减压阀
闪 蒸 罐 xA
Q
塔底产品
三、精馏原理与流程 1. 精馏操作流程 精馏塔 精馏段 提馏段 塔顶冷凝器 塔釜再沸器 塔顶冷凝液 馏出液 回流液 塔釜产品 – 釜液 进料液 – 原料液 进料板
精 馏 段
提 馏 段
2. 精馏原理
T y2 o2 x2 x1 b 0 o1 y1
第四节 物料衡算和操作线方程
V
一. 全塔物料衡算 总：
D, xD
F D W
轻：
F, xF
FxF DxD WxW
W, xW
应用1： 确定产量及组成之间的关系
应用2： ① 确定馏出液采出率
F, xF
V
L
D, xD
D xF xW F xD xW
② 确定xD,max或 Dmax
露点
气相区
t/C
两相区
露点线
泡点 泡点线
液相区
0
xA
xf x(y)
yA
. 1.0
当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相， 最后一滴液相的组成为 xA。
0 0 pA P pB yA 0 0 P p A pB
上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点 （dew-point），上式又称为露点方程。
严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分 所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相 压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠 实验测定。
塔顶产品 yA 加热器 原料液
减压阀
闪 蒸 罐 xA
Q
塔底产品
三、精馏原理与流程 1. 精馏操作流程 精馏塔 精馏段 提馏段 塔顶冷凝器 塔釜再沸器 塔顶冷凝液 馏出液 回流液 塔釜产品 – 釜液 进料液 – 原料液 进料板
精 馏 段
提 馏 段
2. 精馏原理
T y2 o2 x2 x1 b 0 o1 y1
第四节 物料衡算和操作线方程
V
一. 全塔物料衡算 总：
D, xD
F D W
轻：
F, xF
FxF DxD WxW
W, xW
应用1： 确定产量及组成之间的关系
应用2： ① 确定馏出液采出率
F, xF
V
L
D, xD
D xF xW F xD xW
② 确定xD,max或 Dmax
露点
气相区
t/C
两相区
露点线
泡点 泡点线
液相区
0
xA
xf x(y)
yA
. 1.0
当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相， 最后一滴液相的组成为 xA。
化工原理(第二版)第六章-
管道阻力引起的温度差损失 ，其值一般取为1℃。
第三节 多效蒸发
一、多效蒸发的操作原理
由蒸发器的热量恒算可知，在单效蒸发器中每蒸发1㎏的水需要 消耗1㎏多的生蒸汽。在大规模的工业生产中，水分蒸发量很大，需 要消耗大量的生蒸汽。如果能将二次蒸汽用作另一蒸发器的加热蒸汽， 则可减少生蒸汽消耗量。由于二次蒸汽的压力和温度低于生蒸汽的压 力和温度，因此，二次蒸汽作为加热蒸汽的条件是：该蒸发器的操作 压力和溶液沸点应低于前一蒸发器。采用抽真空的方法可以很方便地 降低蒸发器的操作压力和溶液的沸点。每一个蒸发器称为一效，这样， 在第一效蒸发器中通入生蒸汽，产生的二次蒸汽引入第二效蒸发器， 第 二效的二次蒸汽再引入第三效蒸发器，以此类推，末效蒸发器的二 次 蒸汽通入冷凝器冷凝，冷凝器后接真空装置对系统抽真空。于是， 从第 一效到最末效，蒸发器的操作压力和溶液的沸点依次降低，因此 可以 引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质，即后效的加热室成为 前效 二次蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽，这就是多效蒸发
降。
3
真空蒸发系统要求有造成减压的装置，使系统的
投资费和操作费提高。
第二节 单效蒸发
F,w0,t0,h0
D, T, H
W, T’, H’
蒸发室
加 热 室
(F-W)，w1, t1, h1
D, T, hw
图6-2 单效蒸发示意图
第二节 单效蒸发
二、单效蒸发的计算
单效蒸发计算的主要内容有：水分蒸发量；加热蒸气 消耗量；蒸发器的传热面积。 计算的依据是：物料衡算、热量衡算和传热速率方程。
（6-2）
第二节 单效蒸发
式中
Q——蒸发器的热负荷或传热量，kJ/h ； D——加热蒸气消耗量，kg/h； Cp0——原料液比热容，kJ/(㎏·℃)； t0——原料液的温度，℃；
第三节 多效蒸发
一、多效蒸发的操作原理
由蒸发器的热量恒算可知，在单效蒸发器中每蒸发1㎏的水需要 消耗1㎏多的生蒸汽。在大规模的工业生产中，水分蒸发量很大，需 要消耗大量的生蒸汽。如果能将二次蒸汽用作另一蒸发器的加热蒸汽， 则可减少生蒸汽消耗量。由于二次蒸汽的压力和温度低于生蒸汽的压 力和温度，因此，二次蒸汽作为加热蒸汽的条件是：该蒸发器的操作 压力和溶液沸点应低于前一蒸发器。采用抽真空的方法可以很方便地 降低蒸发器的操作压力和溶液的沸点。每一个蒸发器称为一效，这样， 在第一效蒸发器中通入生蒸汽，产生的二次蒸汽引入第二效蒸发器， 第 二效的二次蒸汽再引入第三效蒸发器，以此类推，末效蒸发器的二 次 蒸汽通入冷凝器冷凝，冷凝器后接真空装置对系统抽真空。于是， 从第 一效到最末效，蒸发器的操作压力和溶液的沸点依次降低，因此 可以 引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质，即后效的加热室成为 前效 二次蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽，这就是多效蒸发
降。
3
真空蒸发系统要求有造成减压的装置，使系统的
投资费和操作费提高。
第二节 单效蒸发
F,w0,t0,h0
D, T, H
W, T’, H’
蒸发室
加 热 室
(F-W)，w1, t1, h1
D, T, hw
图6-2 单效蒸发示意图
第二节 单效蒸发
二、单效蒸发的计算
单效蒸发计算的主要内容有：水分蒸发量；加热蒸气 消耗量；蒸发器的传热面积。 计算的依据是：物料衡算、热量衡算和传热速率方程。
（6-2）
第二节 单效蒸发
式中
Q——蒸发器的热负荷或传热量，kJ/h ； D——加热蒸气消耗量，kg/h； Cp0——原料液比热容，kJ/(㎏·℃)； t0——原料液的温度，℃；
化工原理 第六章 蒸发
件
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主题
西
安 1、溶液沸点升高――杜林规则
交 大
’：与溶液的种类、浓度、蒸汽压
化
力有关
工 (1)手册上可以查到常压下的溶液沸点
原 (2)杜林规则：（压强影响）
理
电 子 课
tA tw
t
0 A
tw0
K
件
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主题
西
安 两种不同压力下溶液的沸点差与另 交 一种标准液体在相应压力下的沸点差的 大 比值为常数。
西
安
交
大 化
化工原理 第六章 蒸发
工
原
理
电
子
课
件
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主题
西
第一节 概 述
安
交 一、蒸发的概念：
大 化 工
挥发性溶剂，不挥发溶质――加热、沸腾 －→ 溶剂部分汽化；溶液浓缩
原
热量供给→汽化→热量衡算 传热
理特
速率
电 子
点 蒸汽移出→浓缩→物料衡算
方程
课
沸腾现象 溶液→沸点升高
件
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任务：(1)计算水分蒸发量（二次蒸汽量）
W kg/h
子
(2) 加热蒸汽消耗量D kg/h
课
(3)蒸发器传热面积S
件
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主题
西
安
交
一、单效蒸发器的计算
大
化
物料衡算
工
热量衡算
原
理
传热速率方程
电
沸点升高关系式
子
课
件
电子课件化工原理上册22.第六章03
电子课件化工原理（上册）22. 第 六章（03）
二、干燥时间的计算
设 U 与 X 为线性关系
kX
Uc 0 Xc X*
U ckXX cX *
U
kX
U0 X X*
U kXXX *
X
电子课件化工原理（上册）22. 第
六章（03）
二、干燥时间的计算
20 2d
G Xc dX S X2kX(XX*)
电子课件化工原理（上册）22. 第 六章（03）
11－玻璃绒 12－棉花
电子课件化工原理（上册）22. 第 六章（03）
二、物料中所含水分的性质
1.平衡水分与自由水分 在一定的干燥条件下
不能被除去的水分 大于平衡水分的水分
平衡水分 X* 自由水分 X-X*
物料所含水分＝平衡水分＋自由水分
思考 平衡水分与自由水分的划分？
按能否被除去划分，取决于物料的性质和 空气的状态。
示仪 13－电加热控制
仪表
电子课件化工原理（上册）22. 第 六章（03）
一、干燥实验和干燥曲线
干燥阶段
预热阶段
～X ～
～ dX 较小
d
恒速干燥阶段（第一干燥阶段）
热量主要用 于物料升温
热量用于 汽化水分
～X
～
不变～
dX
d
很大
热量用于汽化水
降速干燥阶段（第二干燥阶段）
分和加热物料
X ～ ～ ～ dX 逐渐减小趋近于零
实验数据
时 间τ 物料温度 θ
物料湿含量 X
电子课件化工原理（上册）22. 第 六章（03）
洞道干燥实验流程示意图
1－洞道干燥室 2－离心鼓风机 3－孔板流量计 4－温度计 5－干燥物料 6－重量传感器 7－加热器 8－湿球温度计 9－干球温度计 10－重量显示仪 11－温度显示仪 12－湿球温度显
化工原理-6章蒸馏
1 yA 1 xA
y x 1 ( 1)x
——相平衡方程
当 α为已知时，可用相对挥发度表示了气液相平衡关系。
当 1 当 1
y=x, 即相平衡时气相的组成与液相的组成相同， 不能用蒸馏方法分离。
则y>x,α愈大，y比x大的愈多，组分A和B愈易分离。
三、双组分理想溶液的气液平衡相图
双组分理想溶液的汽液平衡关系用相图表示比较直观、 清晰，而且影响蒸馏的因素可在相图上直接反映出来。蒸馏 中常用的相图为恒压下的温度-组成（ t-x-y ）图和气相-液 相组成（ x-y ）图。
当生产任务要求将一定数量和组成的原料分离成指定组成 的产品时，精馏塔计算的内容有：出液和塔釜残液的流量、塔 板数、进料口位置、塔高、塔径等。
6.4.1 全塔物料衡算
1．全塔物料衡算
单位时间为基准
总物料衡算： qn,F=qn,D+qn,W 易挥发组分物料衡算：
qn,FxF=qn,DxD+qn,WxW qn,F、qn,D、qn,W——流量，kmol/h
二、蒸馏的分类
1、按蒸馏方法：简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏、特殊精馏。 2、按操作压力：常压；减压；加压。 3、按原料液组分数：双组分蒸馏和多组分蒸馏 4、按操作方式：间歇蒸馏和连续蒸馏。
三、蒸馏操作的特点
优点：* 适用面广，液体混合物和气体混合物均可 * 操作流程较简单，无需其他外加介质
缺点：* 能耗大
一、利用饱和蒸气压计算气液平衡关系
法国物理学家拉乌尔在1887年研究含有非挥发性溶质的 稀溶液的行为时发现的，可表述为：“在某一温度下，稀溶 液的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以溶剂的摩尔分数”。
PA PA0 xA ——拉乌尔定律
pA0——纯组分A在溶液温度下的饱和蒸气压，Pa； xA——溶液中组分A的摩尔分数；
y x 1 ( 1)x
——相平衡方程
当 α为已知时，可用相对挥发度表示了气液相平衡关系。
当 1 当 1
y=x, 即相平衡时气相的组成与液相的组成相同， 不能用蒸馏方法分离。
则y>x,α愈大，y比x大的愈多，组分A和B愈易分离。
三、双组分理想溶液的气液平衡相图
双组分理想溶液的汽液平衡关系用相图表示比较直观、 清晰，而且影响蒸馏的因素可在相图上直接反映出来。蒸馏 中常用的相图为恒压下的温度-组成（ t-x-y ）图和气相-液 相组成（ x-y ）图。
当生产任务要求将一定数量和组成的原料分离成指定组成 的产品时，精馏塔计算的内容有：出液和塔釜残液的流量、塔 板数、进料口位置、塔高、塔径等。
6.4.1 全塔物料衡算
1．全塔物料衡算
单位时间为基准
总物料衡算： qn,F=qn,D+qn,W 易挥发组分物料衡算：
qn,FxF=qn,DxD+qn,WxW qn,F、qn,D、qn,W——流量，kmol/h
二、蒸馏的分类
1、按蒸馏方法：简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏、特殊精馏。 2、按操作压力：常压；减压；加压。 3、按原料液组分数：双组分蒸馏和多组分蒸馏 4、按操作方式：间歇蒸馏和连续蒸馏。
三、蒸馏操作的特点
优点：* 适用面广，液体混合物和气体混合物均可 * 操作流程较简单，无需其他外加介质
缺点：* 能耗大
一、利用饱和蒸气压计算气液平衡关系
法国物理学家拉乌尔在1887年研究含有非挥发性溶质的 稀溶液的行为时发现的，可表述为：“在某一温度下，稀溶 液的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以溶剂的摩尔分数”。
PA PA0 xA ——拉乌尔定律
pA0——纯组分A在溶液温度下的饱和蒸气压，Pa； xA——溶液中组分A的摩尔分数；