化工原理下册概念复习.docx

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化工原理下册概念复习

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第五章 气体吸收

气体吸收操作的主要目的是分离气体混合物的组分。

气体吸收是气体溶解于液体的过程。

解吸操作中溶质气体的转移方向是自液相至气相。

吸收↔解吸

对一定的气、液体系，温度升高，气体溶解度减小。

有利于吸收

有利于解吸

五、溶剂的选择p229

吸收操作对吸收剂的要求是对欲吸收的溶质气体的溶解度大，选择性好，溶解度随温度改变的变化大，挥发度小，无毒，价廉易得。

5.2气液相平衡

亨利定律

稀溶液p*=Ex

p*=c/H

y*=mx

m=E/P

如总压1atm（绝压），20℃的空气与水长期接触，则水中O2的摩尔分数x=5.24×10-6，E=4.01×104atm，空气中O2的摩尔分数y=0.21

如含有79％（体积）N2的空气与水接触，温度为25℃，总压为100kPa，查得亨利系数E＝8.76×105kPa,则液相中N2的平衡浓度C*＝5.01×10-4kmol/m3。

5.2.2 相平衡与吸收过程的关系

（y－y*）以气相浓度差表示的吸收推动力；若相平衡常数为m，塔内某截面的气液相含易溶组分的摩尔分数为y及x，当以y-y*表示总推动力，y*=mx。

（x*-x）以液相浓度差表示的吸收推动力。

对塔内任一气液浓度分别为y,x的截面，相际传质推动力为（x*-x），x*＝y/m

5.3分子扩散

费克定律

T、P一定的一维定态:

对于二元物系，设A为溶质气体，B为惰气，二者摩尔浓度之和为常量，CA＋CB＝恒值，则分子扩散系数DAB与DBA的关系是DAB=DBA，由费克定律算出A与B的分子扩散速率JA与JB。

二者关系是

=

。

非电解质稀溶液，液相分子扩散系数DAB与绝对温度的1次方成正比

对非电解质稀溶液，液相分子扩散系数D与黏度

的1次方成反比。

气体分子扩散系数

5.3.2分子扩散传质速率

一、等分子反向扩散

等摩尔相向扩散体现在气体解吸操作中

二、分子扩散单向传质

1主体流动

吸收中分子扩散单向传质的物质扩散过程须考虑“主体流动”。

在分子扩散的气体吸收过程中，除了有溶质气体A分子与惰气B分子的等摩尔相向扩散外，尚存在着气相的主体流动。

漂流因子:

气体吸收过程中，由于有主体流动，溶质气体的传质速率须考虑“漂流因子”。

“漂流因子”值恒大于1。

当气相中溶质气体的浓度愈高则“漂流因子”的值愈大。

在分子扩散的气体吸收过程中，按费克定律算得的A的分子扩散速率为JA，实际A的传质速率为NA,二者关系是NA>JA

5.4.2对流传质理论

一、双膜理论

双膜论的要点是①在紧邻气液界面的两侧，流体均为层流②可把层流层适当延伸，使湍流、过渡流的传质阻力折合为当量的层流传质阻力，倂入原层流层，形成“有效层流膜”③过程定态

双膜论假设气液两相接触且流动时，在界面两侧均存在着层流，这一论点已被实验否定

5.4.4总传质系数

NA=Ky（y-y*）

1/Ky=1/ky+m/kx

1/Ky:

两膜总阻力

1/ky：

气膜阻力

m/kx：

液膜阻力

易溶气体气膜控制：

Ky≈ky

NA=Kx（x*-x）

1/Kx=1/mky+1/kx

1/Kx:

两膜总阻力

1/mky：

气膜阻力

1/kx：

液膜阻力

难溶气体液膜控制：

Kx≈kx

必须知道ky、kx及m，才能判断某吸收过程属气相或液相控制。

如ky＝0.013kmol/（s.m2），kx=0.026kmol/（s.m2）,相平衡常数m=100,则气相阻力占总阻力的多少?

（1/ky）/（1/Ky）=1.96％

5.5低浓度气体吸收

低浓度气体吸收的特点是全塔L、V不变，等温，

、

不变。

5.5.3物料衡算

一、全塔物料衡算

G（y1-y2）=L（x1-x2）

溶质吸收率：

η=（y1-y2）/y1

二、操作线方程

逆流：

G（y-y2）=L（x-x2）

y=L/G（x1-x2）+y2直线

三、吸收剂用量的确定

（L/G）min＝（y1-y2）/（x1*-x2）

5.5.4填料层高度计算

一、气膜控制体系

HOG=G/Kya气相总传质单元高度，单位m

kya的单位是kmol/（s.m3）

气相总传质单元数，无因此

H=HOG*NOG

二、液膜控制体系

HOL=L/Kxa液相总传质单元高度，单位m

液相总传质单元数，无因次

H=HOL*NOL

5.5.6传质单元数的计算

一、对数平均推动力法p248

二、吸收因数法（解析法）

1/A=mG/L=m/（L/G）解吸因数

 A=L/mG=（L/G）/m吸收因数

∴

逆流填料解吸塔，A＝L/（mG）>1，当填料层无限增高，其它条件不变，则气液在塔顶平衡

气液逆流解吸塔，A＝L/（mG）<1,若填料层无限高，其它操作条件不变，则气液在塔底平衡

5.5.7 吸收塔的设计型计算

三、吸收塔的操作及调节

1）某逆流吸收塔气液流量及进口浓度均不变，操作温度下降，则出塔气体浓度y2将下降。

2）逆流吸收塔，气相控制，当液、气摩尔流量L、G按原来比例同时增大，气液进塔浓度不变，其它操作条件不变，则出塔气体浓度y2升高

3）气液逆流填料塔吸收，液相控制，液、气摩尔流量不变，只有进塔气体浓度y1增加，其它操作条件不变，则出塔气相浓度y2增大

第六章  液体蒸馏

蒸馏分离的依据是不同组分的挥发能力有差异。

6.1.1蒸馏概述

相对挥发度αAB

αAB=νA/νB

汽相为理想气体

αAB=（yA/yB）/（xA/xB）

相对挥发度

＝

。

yA=αxA/[1+（α-1）xA]相平衡方程

6.2双组分溶液的汽液相平衡

拉乌尔定律

pA=p0AxA

xA=（P-p0B）/（p0A-p0B）

泡点方程：

描述平衡时温度与汽相组成的关系

yA=pA/P=p0AxA/P

=（p0A/P）[（P-p0B）/（p0A-p0B）]

露点方程：

描述平衡时温度与液相组成的关系

6.4精馏

6.4.1、精馏过程

一．精馏流程和原理

2全塔物料衡算

连续定态过程

总物料：

F=D+W

轻组分：

Fzf=DxD+WxW

用连续精馏塔处理含苯30％（均为摩尔百分数，下同）的混合液。

要求馏出液含苯95％，残液含苯1.5％且馏出液流量为10kmol/h

残液流量W=22.81kmol/h

2操作线方程

对板式塔精馏操作，操作线表示任一塔板同一侧的汽、液组成（摩尔分数）y与x的数量关系。

（1）精馏段操作线方程

精馏段操作线是对包括冷凝器在内的任意精馏塔段作易挥发组分的物料衡算导出的。

回流比R=L/D

L=RDV=（R+1）D

（2）提馏段操作线方程

y’n=（L’/V’）x’n-1–（W/V’）xW

4加料板过程分析

（1）加料的热状态

冷进料：

t1

泡点进料：

t＝t泡点q=1

汽液混合进料：

t泡点

饱和蒸汽进料：

t＝t露点q=0

过热蒸汽进料：

t>t露点q<0

q＝（I-if）/（I-i）

L’=L+qF=RD+qF

V’=V+（q-1）F

饱和蒸汽加料，以L、L’分别表示精馏段与提馏段的液相摩尔流量，则L’=L

q线方程：

两条操作线交点的轨迹p282

y=qx/（q-1）-zf/（q-1）

二元物系精馏操作，当全塔只分精馏段与提馏段两段，进料的q线的几何意义当Zf,q已定，任取一组（XD,Xw）值，在改变回流比时，两操作线交点的轨迹就是进料的q线。

q线的斜率q/（q-1）

5理论板和板效率

（1）理论板

精馏操作的理论板概念的应用范围是不论是否加料、出料的板均可用

在精馏操作中，蒸馏釜（再沸器）相当于1块理论板

（2）板效率p347

1） 总板效率E=NT/N

2）默弗里单板效率

定义：

汽相单板效率

对第n块塔板气相默弗里效率Em,V=（

）/（

-

），其中

是与xn平衡的气相浓度

液相单板效率

液相默弗里效率Em,L=（xn-1-xn）/（xn-1-xn*）.式中

是与yn平衡的液相浓度。

6塔高

板式塔：

有效高度Z＝（N-1）HT

HT:

板间距

填料塔：

有效高度Z

Z＝理论板数×等板高度

等板高度HETP：

相当于一层理论板的填料层高度p324

6.4.2 基本型精馏塔的设计型计算p284

1）全回流与最少理论板数

全回流特点D=0,W=0,F=0，L=V。

∴R=L/D=∞

R/（R+1）=1

精馏段操作线、提馏段成直线、对角线三线重合

操作线为：

yn+1=xn

yn=αxn/[1+（α-1）xn]

全回流操作α＝3.0，yn=0.40,则yn-1=0.667若已知xn＝0.30，则yn-1=0.723

2）最小回流比Rmin

定义：

p286NT＝∞

y=αx/[1+（α-1）x]

y=qx/（q-1）-zf/（q-1）

→（xe,ye）

6.4.3基本型精馏塔的操作型计算

精馏塔加料板位置从最佳加料板位置上移上一块，维持D/W不变，XD会减少

若降低操作压强，其它操作条件不变，xD会增大

若饱和液体加料改为过冷液体加料，则XD增大

若回流比R加大，则xD增大

6.4.4双组分精馏的其它类型

一．塔顶部分冷凝

精馏操作中，塔顶全凝器与分凝器二者中，分凝器起一块理论板的作用。

因为分凝器：

汽液平衡，相当于一块理论板。

带分凝器的精馏塔，其精馏段操作线方程是由物料衡算导出的，其控制体包括精馏段上部，分凝器及全凝器

二．冷液回流

R/R’=L/L0=qR

精馏操作中，若塔顶采用全凝器且过冷液回流，回流液qR>1,则精馏段液相流量L为回流的液相流量LR的qR倍，L与LR的单位都是kmol/s

间歇精馏有哪两种典型的操作类型有恒XD与恒R两种。

第七章塔设备

一、填料塔结构及作用

常用填料

环形（拉西环、鲍尔环、阶梯环）

二、板式塔

常见的作为气液传质设备的板式塔类型有筛板塔，浮阀塔。

筛板塔

筛板塔的液流形式有三种，即单流型，双流型，与U形流型。

在筛板塔操作中，液相是靠重力由塔顶流至塔底，气相则是靠压差由塔底流至塔顶。

筛板塔的主要结构：

P332

1.筛孔：

提供气体上升的通道；筛板塔的筛孔直径d0＝3～8mm。

筛板塔上孔心距t与孔径d0之比一般为3~4。

筛板塔的筛板上通常按正三角形规则钻孔。

入口安定区：

倾向性漏夜（液层厚）。

筛板塔在液相离开降液管刚入筛板时，设置有一狭长的不开孔的安全区，目的是防止倾向性漏液。

出口安定区：

排气。

筛板塔在靠近溢流堰处设置狭长的不开孔的安全区，其目的是防止进降液管的液相中含气泡过多

固定区：

不开孔

2.溢流堰：

维持塔板上一定高度的液层，以保证在塔板上气液两相有足够的接触面积；为了使筛板塔的塔板上液流均匀，要求溢流堰顶的液流厚度how

6mm。

筛板塔的溢流堰长与塔径之比lw/D＝0.6~0.8。

3.降液管：

作为液体从上层塔板流至下层塔板的通道。

当筛板塔操作时液流量超过液流量上限时，会产生如下后果液体在降液管中停留时间不足，气泡分离差。

筛板塔正常操作的液流量上限是根据液相在降液管内停留时间不足，不足以分离气体，造成轴向混合，降低塔板效率的考虑而确定的。

液泛

定义：

液体进塔量大于出塔量，结果使塔内不断积液，直至塔内充满液体，破坏塔内正常操作，称为液泛。

筛板塔操作，若液流量小于液流量下限，会发生液泛。

筛板塔操作，若液流量在正常操作区而气流量高出正常操作的上限，会发生过量液沫夹带或溢流液泛

溢流液泛即降液管内液位升至上层塔板的溢流堰顶，其后果是淹塔。

造成溢流液泛的原因，从结构上看降液管截面积太小，其下端堵塞，筛孔孔径小，孔数少，板间距小都是易发生溢流液泛的因素，操作上气、液负荷太大亦是主要的因素。

漏液

筛板塔操作，对一定的液流量L，若气流量V过小，会发生漏液现象。

当气体孔速过小或气体分布不均匀时，使有的筛孔无气体通过，从而造成液体短路，大量液体由筛孔漏下。

筛板塔的液沫夹带现象是用每kg干气所夹带的由下一塔板升至上一塔板的液体kg数

值定量描述的。

过量液沫夹带的下限是

=0.1

筛板塔的负荷性能图有①液流量下限线②液流量上限线③漏液线④过量液沫夹带线⑤溢流液泛线5条线。

在吸收或精馏操作中，塔器中发生的轴向混合对传质分离是不利因数。

第八章 固体干燥

8.1概述

对流干燥过程的特点：

热质同时传递

热气对流给热给湿物料，湿物料对流传质给气流。

气流干燥器仅适用于对颗粒状湿物料的干燥。

8.2湿空气的性质和湿度图

8.2.1、湿空气的性质

一、湿空气的性质

基准：

1㎏绝干空气。

1．湿度（湿含量、绝对湿度）H

H=0.622 pw/（P-pw）㎏水/㎏绝干气

湿空气呈饱和状态：

HS=0.622ps/（p-ps）

已知总压p=101.3kPa，湿空气的露点td=40℃，40℃水的饱和蒸汽压ps=7.377kPa，该湿空气的湿度H=0.0489kg/kg干气

已知总压p=1atm，湿空气的露点td=40℃，湿空气的湿度H=0.0489kg/kg干气,40℃水的饱和蒸汽压ps=7.377kPa

2．相对湿度φ

定义φ=pW/ps  （p=1atm,t<100℃） 衡量湿空气的不饱和程度

t↑→ps↑→φ↓

若湿度H不变，温度升高，则相对湿度减小。

5．焓IHkJ/㎏绝干空气

定义：

IH=Ia+HIV

0℃干空气的焓为0

0℃液态水的焓为0

IH=（1.01+1.88H）t+2500H

6．干球湿度t

7．湿球温度tw

采用测湿空气的干球与湿球温度来确定湿空气的状态。

8．绝热饱和温度tasp383

绝热增湿过程（或等焓过程）。

若湿空气中湿分是水蒸汽，则该湿空气的湿球温度与绝热饱和温度温度在数值上可近似看成相等。

tas=tw

9．露点td

在总压为1atm时，某湿空气状态变化过程中露点不变，则其湿度不变。

不饱和空气t>tw（tas）>td 

饱和空气t=tw（tas）=td   

二．湿度图

1．冷却与加热：

等H

2. 绝热增湿过程：

等I

湿空气经历过恒温、增湿过程，其相对湿度值必增大。

8.3干燥过程的物料衡算和热量衡算

8.3.1湿物料中含水量的表示方法

湿基含水量，干基含水量X

X=w/（1-w）,w=X/（1+X）

湿物料处理量G1kg/h

蒸发水量Wkg/h

干燥产品量G2=G1-Wkg/h

绝干物料量GC=G1（1-w1）=G2（1-w2）kg绝干料/h

绝干空气流量Lkg绝干气/h

8.3.2物料衡算

蒸发水量：

W=GC（X1-X2）=L（H2-H1）kg/s

绝干空气流量:

L=W/（H2-H1）kg绝干气/s

干燥产品量：

G2=G1-W=G1（1-w1）/（1-w2）

8.3.3热量衡算

预热器的传热速率：

QP=L（I1-I0）    （忽略预热器热损失）

I1=（1.01+1.88H0）t1+2500H0

I0=（1.01+1.88H0）t0+2500H0

8.3.4空气通过干燥器时的状态变化

一．等焓干燥过程（绝热干燥过程）

理想干燥过程。

（理想干燥器）

理想干燥过程气体经历了等焓的过程

8.4.1物料的平衡湿含量p394

平衡水份指在一定热气体状态下，湿物料与之接触所达到的最低含水量。

湿物料的平衡水份一定是结合水份。

8.4.2物料的干燥速率

恒定干燥条件：

干燥介质（热风）的温度、湿度、流速、物料的接触方式不变

2）干燥曲线

2、干燥速率曲线

（1）AB段:

物料预热段

（2）BC段：

恒速干燥阶段

恒速干燥阶段的湿物料表面的特点是润湿，温度为湿空气的tw。

（3）CDE段：

降速干燥阶段

湿物料进入降速干燥阶段时，湿物料的特点是表面局部或全部的水分已消失，表面温度高于热风的tw,过程为内部水份扩散控制。

在恒定干燥条件下，若湿物料经历了恒速干燥与降速干燥两阶段，恒速干燥阶段，湿物料表面润湿，其表面温度为空气的tw，属外面条件控制。

降速干燥阶段，物料表面局部或全部无水，表面温度升高，过程属内部水份扩散控制。

5、临界含水量X0

恒速段和降速段交点称为临界点，与该点对应的物料含水量称为临界含水量X0。

即湿物料在干燥过程中的临界含水量X0是由恒速干燥转为降速干燥时湿物料的含水量。

在相同的干燥条件下，若仅增加湿物料的堆积厚度，则临界含水量x0增大。

以热空气流过湿物料表面对湿物料进行干燥操作。

若空气状态一定，流速增大，则湿物料的临界含水量增大；若提高热空气温度，其它操作条件不变，则湿物料的临界含水量增大。