化工原理下1.4 理论板计算 逐板、图解[专业知识]
（完整版）《化工原理》试题库答案
（完整版）《化⼯原理》试题库答案《化⼯原理》试题库答案⼀、选择题1．当流体在密闭管路中稳定流动时，通过管路任意两截⾯不变的物理量是（A）。
A.质量流量B.体积流量C.流速D.静压能2. 孔板流量计是( C )。
A. 变压差流量计，垂直安装。
B. 变截⾯流量计，垂直安装。
C. 变压差流量计，⽔平安装。
D. 变截⾯流量计，⽔平安装。
3. 下列⼏种流体输送机械中，宜采⽤改变出⼝阀门的开度调节流量的是（C）。
A．齿轮泵 B. 旋涡泵 C. 离⼼泵 D. 往复泵4．下列操作中，容易使离⼼泵产⽣⽓蚀现象的是（B）。
A．增加离⼼泵的排液⾼度。
B. 增加离⼼泵的吸液⾼度。
C. 启动前，泵内没有充满被输送的液体。
D. 启动前，没有关闭出⼝阀门。
5．⽔在规格为Ф38×2.5mm的圆管中以0.1m/s的流速流动，已知⽔的粘度为1mPa·s则其流动的型态为（C）。
A.层流B. 湍流C. 可能是层流也可能是湍流D. 既不是层流也不是湍流6．下列流体所具有的能量中，不属于流体流动的机械能的是（D）。
A. 位能B. 动能C. 静压能D. 热能7．在相同进、出⼝温度条件下，换热器采⽤（A）操作，其对数平均温度差最⼤。
A. 逆流B. 并流C. 错流A．流量 B.扬程 C.轴功率 D.效率9．下列换热器中，需要热补偿装置的是（A）。
A．固定板式换热器 B.浮头式换热器 C.U型管换热器 D.填料函式换热器10. 流体将热量传递给固体壁⾯或者由壁⾯将热量传递给流体的过程称为（D）。
A. 热传导B. 对流C. 热辐射D.对流传热11.流体在管内呈湍流流动时B。
A.Re≥2000B. Re>4000C. 2000D. Re<200012.离⼼泵最常⽤的调节⽅法是（B）A 改变吸⼊管路中阀门开度B 改变压出管路中阀门的开度C 安置回流⽀路，改变循环量的⼤⼩D 车削离⼼泵的叶轮13.U型管压差计指⽰液的密度（A）被测流体的密度。
化工原理各章知识点汇总
恒速过滤：
颗粒
沉降
概念
曳力；表面曳力；形体曳力；离心分离因素；流化床；固定床；散式流化；聚式流化；沟流；腾涌；起始流化速度（或知识点）
曳力系数；颗粒沉降速度；降尘室生产能力；分级器特点；旋风分离器分离效率；空隙率计算；流化床主要特性（及最大特性）；起始流化速度；
重要理论
重要理论
傅里叶导热定律：
对流给热系数及其方程（无相变管内对流给热）：
总传热速率方程：
热阻分析：
蒸发
概念
温差损失；生产强度；蒸发操作的经济性；
基本理论
（或知识点）
蒸发操作的特点；蒸发器类型；蒸发辅助设备及其功能；单效蒸发计算；
重要理论
单效蒸发计算（不计浓缩热）：
物料衡算：
热量衡算：
章次
内容汇总（下册）
重要理论
相平衡方程：
连续精馏过程计算（物料衡算、热量衡算、操作线方程、q线方程、最小回流比）：
逐板计算法；
气液
传质
设备
概念
液沫夹带；气泡夹带；漏液；夹带液泛；溢流液泛；板效率；返混；湿板效率；正系统；负系统；填料的特性（比表面积、空隙率、几何形状）
基本理论
（或知识点）
传质设备分类；板式塔构件；填料塔构件；筛板塔气液接触状态分类；筛板塔阻力（组成、各自特点）；气液两相非理想流动；负荷性能图（组成、操作弹性、调节）；液体成膜的条件；填料塔的持液量；填料塔液泛；填料塔实际气速与液泛气速的关系；填料塔的附属机构；
基本理论
（或知识点）
固体去湿方法；对流干燥特点；间歇干燥过程计算；连续干燥的一般特性；理想干燥及其计算；
重要理论
干燥参数计算：
间歇干燥过程计算：
理论塔板数和回流比
N m
1
ln
xd
x f
11
ln
xf xd
并可确定进料板的位置。
顶加料板
2、最小回流比
最小回流比是回流比的下限。
对于一定的分离任务，当回流比由无限大逐渐减小， 操作线逐渐离开对角线向平衡线移动，要达到同 样的分离要求，需要的理论板数逐渐增多。当回 流比小到使操作线与q线的交点在平衡线上时，加 料板出现 y* = y 。 在加料板处无分离作用，好象两个组分在此被夹住 一样，故又称为“夹点”。这时，在加料板附近 推动力=0，传质过程停止。所需理论板数=∞，这 种情况下的回流比，称为最小回流比，用RM表示。
气组成y1平衡关系，x1又与y2成操作关系。
即，
y1 平衡关系 x1 操作关系 y2 平衡关系 x2
y
1
x
1x
当计算到xn≤xf 时（仅指饱和液体进料情况），说 明第n板是加料板。由此往下利用操作关系时应
该改用提馏段操作线方程，直至计算到xm ≤ xw为 止。在计算中每使用一次平衡关系，表示通过一
块理论板。
冷料 饱液
优点：准确性高，
气液混合
尤其对相对挥发度
较小，而分离要求
较高的物系。因此，
饱气
在目前此法仍是一
种计算理论塔板数
过热
行之有效的方法。 xf
二、图解法
用图解法代替逐
板法，虽然准确 度要差一些，但 因方法简单，迄 今广泛为双组分 精馏塔的计算所 采用。
1 a
2
3 b
4
图解理论板的 xd 5
第五节 理论板数的求法
第五节 理论板数的求法所谓求理论塔板数，就是利用前面讨论的平衡关系，()n n x f y =和操作关系，()()m n n x f y x f y ''='=+或1计算达到指定分离要求所须的汽化-冷凝次数。
（1）逐板计算法每利用一次平衡关系和一次操作关系，即为一块理论板。
提馏段也是一样。
（2）图解法通常采用直角梯级图解法，其实质仍然是以平衡关系与操作关系为依据，将两者绘在y x -图上，便可图解得出达到指定分离任务所须的理论塔板数及加料板位置。
图解步骤如下： ①作平衡线与对角线②作精馏段操作线111+++=+R x x R R y D n n ，即连()D D D x x A R x C ,1,0与⎪⎭⎫ ⎝⎛+的直线。
③作进料线11---=q x x q qy F，过()d AC q q x x e F F 于的直线交点，作斜率为1,- ④作提馏段操作线W L Wx x W L L y W m m -'--''=+1，即连()d x x B W W 与,所得直线即是。
⑤从A 点开始，在平衡线与操作线之间作直角梯级，直到超过B 点。
有多少直角梯级，就有多少块理论板数。
跨越d 点的阶梯为加料板。
如图所示，共有5.2块理论板，第三块板为加料板。
图解法示意图a. 回流比与吉利兰图b. 回流比的影响因素（1）回流比R 对理论板数T N 的影响。
如图。
回流比对T N 的影响↑+↓1R x R D ，，操作线靠近平衡线，↑T N 反之，↓+↑1R x R D ，，操作线远离平衡线，↓T N 即 T N 正比于R 1（2）回流比对设备费与操作费的影响 ()D R D L V 1+=+=↑↑V R ,，塔直径↑，冷凝器↑，蒸馏釜↑ 设备费↑↓↑T N R ,，塔高下降，设备费↓↑↑V R ,，冷却水量↑，加热蒸汽量↑， 操作费↑须选一个合适回流比R ，使总费用最省。
7-4 理论塔板数的计算、进料热状况参数q
L L Hm,V Hm,F
F
Hm,V Hm,L
令q Hm,V Hm,F Hm,V Hm,L
使原料从进料状况变为 饱和蒸汽的摩尔焓变 原料由饱和液体变为饱 和蒸汽的摩尔焓变
化工原理----精馏
L L Hm,V Hm,F q
作业
化工原理----精馏
x x2 x1 xD 1
化工原理----精馏
讨论（图解法）
♫ 优点：简明清晰，便于分析影响因素 ♫ 缺点：计算不够精确
化工原理----精馏
♫（2）梯级的意义
n-1 Xn-1
n xn
n+1
yn-1 yn yn+1
yn yn+1
Xn+1
xn
Xn-1
梯级跨度越大（操作线与平衡线的偏离程度越大），表 示每块理论板的增浓程度越高，则所需理论板数越少。
F
Hm,V Hm,L
L L qF
由上式和进料板 V V (1 q)F
物料衡算，得
q
液化分数
通式
化工原理----精馏
☼2、各种进料热状况下的q值
♫（1）过冷液体进料 q＞1
LV F
♫（2）饱和液体进料 q =1
LV F
L V
过冷液体进料
L V
饱和液体进料
化工原理----精馏
♫（3）汽液混合进料 0＜q＜1
V
♫（4）饱和蒸汽进料 q=0
F
♫（5）过热蒸汽进料 q＜0
L V
过热蒸汽进料
化工原理----精馏
小结
☼ 1、逐板计算法求理论塔板数 ☼ 2、用图解法求理论塔板数
精馏塔计算
逐板计算非泡点进料时精馏塔的加料板位置扬州化工学校徐忠娟申丽1．前言精馏塔的理论板层数的求取，通常采用两种方法：逐板计算法和图解法。
比较两种方法各有利弊：图解法简捷、方便但是准确性差；用逐板计算法得到的理论塔板数准确，不足的是计算过程复杂繁琐。
随着计算机知识的普及，学生掌握编程语言后，利用计算机瞬间即可完成繁琐的迭代运算，因而逐板计算法的应用也就越来越多。
无论是逐板计算法还是图解法，求取理论板层数，都需要确定加料板的位置。
2．加料板位置确定的原则图1 适宜的加料位置在图解法中适宜的加料板位置是以跨过两操作线交点的梯级来确定的。
如图（1）所示，当工艺条件和分离要求相同时，对于同一个塔，确定的加料位置不同，所需的理论塔板数不相同。
在图（1）的(a)中梯级已跨过精馏段操作线和提馏段操作线的交点d而仍在精馏段操作线和平衡线间作梯级，由于交点d以后精馏段操作线和平衡线间垂直距离较提馏段操作线和平衡线间的垂直距离小，作出的理论塔板数会增加。
反之若如图（1）中的（b）所示，在梯级尚未跨过两操作线的交点时就过早地更换操作线也同样会使理论塔板数增加。
只有当梯级刚跨过操作线交点就更换操作线作梯级如图（1）中（c）的所示，所得的理论板层数最少。
可见过迟或过早的更换操作线，都将导致理论板层数的增加。
同理逐板计算法中也存在该问题，在一般的化工原理教材中，介绍逐板计算法求理论板层数时，均以泡点进料为例，指出当计算到x N,≤x F 时（x F 为原料液的易挥发组分的摩尔分率），说明第N 层是加料板，那么对于非泡点进料状况又该如何确定，几乎不提。
许多学生碰到非泡点进料时，也用x N,≤x F 来确定加料板位置，结果是加料位置不适宜，导致理论板层数增多。
根据图解法中跨过两段操作线交点的梯级为适宜加料板位置的原则，结合多年的教学实践，我们总结出了最适宜的加料位置是该板的液相组成等于或略低于x q 。
其中x q 为精馏段操作线方程式和提馏段操作线方程式所联立的方程组解的x 值（相当于图解法中两操线交点的横坐标），当然，对于饱和液体进料，就有x q =x F 。
化工原理-
➢ 因是理论塔板，由塔顶第一板下降的回流液组成x1 与该板上升蒸汽的组成y1符合气、液平衡方程。
x
y
1 ( 1)x
➢ 第二层塔板的组成符合精馏段操作方程
y
R
x x
R 1 R 1
依此类推，算到第n板的液相组成xn与加料板的组成
xf近似为止，即xn≤xf， 表明第n层为加料板；可做
为提馏板的第一层，故精馏段的理论板数为n-1，
较大
塔 径 在 1.5 米 一 下 效 率高,塔径增大,效率 会下降 对液体喷淋量有一定 要求
物,0<δ<1; （4)温度处于露点的饱和蒸汽,δ=0; （5)温度高于露点的过热蒸汽,δ<0. 表现在图上是提馏线向左移动
进料状况
五种进料对δ线的影响
δ值
斜率δ/(δ-1) 进料线位置
A，冷凝体
>1
＋
B，泡点液体
=1
∞
C，汽-液混合 0～1
－
物
D，露点蒸汽
=0
0
E，过热蒸汽
<0
＋
4-5 简捷法求理论塔板数
➢ 这种方法计算的结果较准确。
4-2 图解法
通常采用直角梯级图解法。其实质仍然是
以平衡关系与操作关系为依据，将两者绘在x-y
图上，便可图解得出达到指定分离任务所需的
理论塔板数及加料板位置。
图解步骤如下：
➢ ①作平衡线(x-y)与对角线
➢ ②作精馏段操作线，y
1
Rx R 1
x
R 1
即连
的直线 b
操作费
• １线为“设备费～Ｒ”的关系式 • ２线为“操作费～Ｒ”的关系式 • ３线为“总费用～Ｒ”的关系式。 • 取总费用为最少的3线中的低点，一般取最小回流
化工原理下1.4 理论板计算(逐板、图解ppt课件
yB
xB
(
x x
A B
)
D
(
yA yB
)1
1(
xA xB
)1
1(
yA yB
)2
1
2(
xA xB
)2
1 1
2( 2
yyBA3)(3xxBA
)3
1 1
2 3( 2 3
yA yB
)4
W
(
xA xB
)W
(
yA yB
)n1
22
2. 最小回流一比、全回流和最小回流比
g
斜率
Rm in Rmin 1
yq
夹 紧 区
夹
R2
紧
点
R1
xW
xF xq
xD
23
一、全回流和最小回流比
(1)最小回流比的概念
对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作 线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比 减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上 时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷 多阶梯才能到达点d，相应的回流比即为最小回流 比，以Rmin表示。
(
xA xB
)n
N 1 m
(
xA xB
)W
(xA / xB )D (xA / xB )W
mN1
m N1 12 N+1
(N
1) lgm
lg
(xA (xA
/ /
xB )D xB )W
lg (xA / xB )D
Nmin
(xA / xB )W 1
分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔的设计方法以及计算规范
化工原理课程设计任务书化药1104 赵金金 110150108指导教师周莉莉一、设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔二、原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液2.5万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为35%（质量百分比）的常温液体分离要求：塔顶乙醇含量不低于90%（质量分数）塔底釜液乙醇含量不高于0.5%（质量分数）塔操作条件：精馏塔塔顶压强：常压进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降：<=0.7kpa塔板类型：浮阀塔工作日：每年300天，每天24小时连续运行厂址：廊坊地区目录前言 (1)第1章塔板的工艺设计方法 (2)第1.1节精馏塔全塔物料衡算 (2)第1.2节常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (2)第1.3节理论塔板的计算 (8)第1.4节塔经的初步计算 (10)第1.5节溢流装置 (11)第1.6节塔板布置及浮阀数目与排列 (13)第2章塔板的流体力学计算 (15)第2.1节气相通过浮阀塔板的压降 (15)第2.2节淹塔 (16)第2.3节液沫夹带 (17)第2.4节塔板负荷性能图 (18)（三）附件设计 (22)（四）塔总体高度的设计 (25)（五）塔附属设备设计 (26)设计体会 (28)主要符号………………………………………………………………………参考文献 (29)结束语 (30)前言塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。
板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。
工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大。
（2）分离效率高。
（3）操作弹性大。
（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。
板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。
下册复习四川大学,化工原理
1、 湿空气性质及湿度图： 、 湿空气性质及湿度图：
ϕ=1 H
ϕp s p = 0.622 H = 0.622 P − ϕp s P− p
cH = cg + cv H
p × 100% ϕ= ps
= 1.005 + 1.884H
tas
t
iH = ( cg + cv H ) t + r0 H = cH t + r0 H
五种进料状态 回流比 R = 单板效率
L D
相对挥发度α = 平衡级 理论板 恒摩尔流假定 精馏原理 = A A = A A vB pB x B y B x B
y n − y n+1 y n * − y n +1 x − xn E mL ( n) = n −1 、 x n −1 − x n * E mV ( n) =
多级错流 : 图解法 3、 多级萃取： 、 多级萃取： 多级逆流：图解法
流程、特点、 流程、特点、图解求级数 N
当平衡线为直线时
X F e N +1 − 1 = XN e −1
4、 萃取设备：特点、用途 、 萃取设备：特点、
蒸馏章小结
一．概念 理想溶液 理想物系 挥发度 v i =
pi xi
N 全塔效率 E 0 = Ne
等板高度 有分凝器的流程 直接蒸汽加热流程 多股进料流程 水蒸汽蒸馏 间歇精馏 特殊精馏
Dx D × 100% 易挥发组分回收率η 1 = Fx F W (1 − xW ) × 100% 难挥发组分回收率η 2 = F (1 − x F )
二．公式 1．理想物系的相平衡关系 ． 0 pA = pA x A 拉乌尔定律 0 pB = pB x B t~x~y 相图、y~x 相图 相图、 2． ．
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x1 (1) y2
(3) x2(1) y3 xn xF
(对于泡点进料)
yW
xm/
x1/ xn (2)
y
/ 2
( 3 )
x2/
W xW
(2) y3/ xm/ xW
N = n 软件网络 + m – 1 (包括塔釜) 2
不同形式冷凝器的区别
全凝器 泡点回流，回流液L与馏出液D的温度及组成都 相等。
( q – 1 ) Fy = q Fx - F xF
y q x xF q1 q1
q 线的意义 精馏段操作线与提馏段
操作线的交点轨迹
q线方程
软件网络
10
q线的作法
y q x xF q1 q1
设 x xF
斜率 q 则 y xF
q1
1、冷液进料 q＞1
2、泡点进料 q = 1
3、气液进料 1＞q＞0
1. 全回流
2. 全凝器
3.相对挥发度变化不大
计算精馏段的最少理论塔板数及加料板位置:
lg (xA / xB )D
Nmin (精)
(xA / xB )F 1
分凝器 泡点回流，回流液L与馏出液D的组成和温度都 不相等，分凝器相当于一块理论板。
冷凝冷却器 冷液回流，回流液L外与馏出液D的组成相等， 精馏段的内的液流量L大于L外。
软件网络
3
为什么再沸器或分凝器相当于一块理论板？
因为离开分凝器（或再沸器）的气液两相 的组成不相等，分凝器（或再沸器）起了分离 作用；离开分凝器（或再沸器）的气液两相是 平衡的。
5
❖ 精馏段操作线方程特点
yn1
R R1
xn
1 R1
xD
V
1
y1 L
x1
D
xD
yn
n
y
R R1
x
1 R1
xD
y
xD/(R+1)
V
x yn1
L
n
➢直线：过点（xD,xD)、 截踞xD/(R+1)的直线
软件网络
xD x
6
❖ 提馏段操作线方程特点
L'
W
ym1 ' L ' W xm L 'W xW
m V ' L' m 1 ym1 xm
yB
xB
(
yA yB
)n1
(
xA xB
)n
(
x x
A B
)
D
(
yA yB
)1
1(
xA xB
)1
N 1 m
(
xA xB
)W
1(
yA yB
)2
1
2(
xA xB
)2
(xA / xB )D (xA / xB )W
mN1
1 1
2( 2
yyBA3)(3xx
A B
)3
m N1 12 N+1
(N
1)
lg m
lg
(xA (xA
/ /
xB )D xB )W
1 1
2 3( 2 3
yA yB
)4
W
(
xA xB
)W
软件网络
Nmin
lg (xA / xB )D (xA / xB )W
lg m
1
21
芬斯克公式
lg (xA / xB )D
Nmin
(xA / xB )W 1
lg m
芬斯克公式的使用范围:
精馏段操作线方程 V y = Lx + D xD
(1)
提馏段操作线方程 V’ y = L’ x - W xW (2)
(2) - (1) ( V’- V ) y = ( L’- L) x - ( W xW + D xD)
V’ =V + ( q – 1 ) F
L’ = L+ qF
W xW + D xD＝ F xF
yn1
R R1
xn
1 R1
xD
操作线的斜率和截距分别为
R 1 R 1
xD 0 R 1
操作线与对线重合，操作线方程为
yn1 xn
软件网络
17
(2)最少理论板层数
一、全回流和最小回流比
R 越大 NT 越少
R1 R2
R3
xW
xF
xD
回流比与理论板层数的关系
软件网络
18
一、全回流和最小回流比
回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理 论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与 对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液 两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数
1.全回流和最少理论板层数 (1)全回流的概念
若上升至塔顶的蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液 全部回流到塔内，该回流方式称为全回流。
全回流
R L L D0
全回流的应用
精馏的开工阶段。
软件网络
16
一、全回流和最小回流比
全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内
取出产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两
段的操作线合二为一 。
xF
4、露点进料 q = 0
5、过热蒸气 q＜0
当xF不变，q增大，则q线顺软件时网络针旋转。
11
提馏段操作线作图
L'
W
y L ' W x L 'W xW
当x xW时 y xW
xD R1
xW xF xD
由精馏段操作线和
q线的交点得提馏段
操作线上的另一点。
软件网络
12
f
斜率
q q 1
d
截距
yW
W xW
➢直线：过点（xW,xW)、截 踞WxW/(L’-W )
xW
软件网络
7
a
xD R 1 xW L W
d b
c xW g
精馏塔的操作线
软件网络
xD
8
二、梯级图解法
提馏段操作线的截距数值很小，因此提馏段操 作线不易准确作出，且这种作图法不能直接反映进 料热状况的影响。
软件网络
9
q 线方程
xD R 1
e b
c
xW
xF
操作线的作法 软件网络
a
xD
13
2.图解法（M-T法）
步骤: 1.画相平衡线 2.画操作线； 3.作 阶梯。
q q1
3
21
4
2
5
6
7
理论板数: 9
8
(不包括再沸器）
xD 9 R 1 10
加料板位置：
从上往下数为5块理论板 xW
xF
xD
软件网络
14
软件网络
15
1.5.5 回流一比、的全影回响流及和其最选小择回流比
1.5.4 理论板数的求法
• 逐板计算法 • 图解法 • 简捷法
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1.逐板计算法
yn1
R R1
xn
xD R1
(1)
y1 y2
x1
x2
F xF
L D xD
y
/ 2
xn (x1/ )
x
/ 2
y m1
L' L'W
xm
W L'W
xW
(2)
y x
(3)
1 ( 1)x
xD y1 (3)
(对于全凝器）
采用分凝器有什么作用？
一是为了得到气相产品（在生产流程中常 作为下一个设备的气相进料）；
二是为了除去比塔顶产品沸点低的组分， 此时塔顶产品就应是经分凝器后的液相产品。
此外，采用分凝器还可合理利用热能。
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2.图解法 二、梯级图解法
梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T法。
1）操作线的作法
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最少，以Nmin表示。
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全回流的理论板数求法
1）图解法
2）芬斯克公式
在平衡线和对角线 之间作阶梯。
A
pA / xA
B pB / xB
P yA xA
P yB
xB
yA xA 相平衡方程
yB
xB
yn1 xn
(
yA yB
)n1
xA ( )n x软件网B络
—
操作线方程
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yA xA