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。
- 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。