化工原理下冊(cè)概念復(fù)習(xí)

1、實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔第五章氣體吸收氣體吸收操作的主要目的是分離氣體混合物的組分。氣體吸收是氣體溶解于液體的過程。解吸操作中溶質(zhì)氣體的轉(zhuǎn)移方向是自液相至氣相。吸收? 解吸對(duì)一定的氣、液體系，溫度升高，氣體溶解度減小。pt 有利于吸收pt有利于解吸五、溶劑的選擇 p229吸收操作對(duì)吸收劑的要求是對(duì)欲吸收的溶質(zhì)氣體的溶解度大，選擇性好， 溶解度隨溫度改變的變化大，揮發(fā)度小，無毒，價(jià)廉易得。5.2氣液相平衡亨利定律稀溶液 p* =Exp* =c/Hy* =mxm=E/P如總壓 1atm（絕壓），20的空氣與水長(zhǎng)期接觸，則水中 O2 的摩爾分?jǐn)?shù)x=5.24 × 10-6 ，E=4.01× 1

2、04atm，空氣中 O2 的摩爾分?jǐn)?shù) y= 0.21如含有79（體積） N 的空氣與水接觸，溫度為25，總壓為100kP ，查得亨利系數(shù) E2a8.76 × 105kPa, 則液相中 N2 的平衡濃度 C* 5.01 × 10-4 kmol/m 3。5.2.2相平衡與吸收過程的關(guān)系（y y* ）以氣相濃度差表示的吸收推動(dòng)力；若相平衡常數(shù)為 m，塔內(nèi)某截面的氣液相含易溶組分的摩爾分?jǐn)?shù)為 y 及 x，當(dāng)以 y-y* 表示總推動(dòng)力， y*= mx 。（x* -x ）以液相濃度差表示的吸收推動(dòng)力。對(duì)塔內(nèi)任一氣液濃度分別為y,x 的截面，相際傳質(zhì)推動(dòng)力為 (x*-x)，x* y/m5

3、.3分子擴(kuò)散費(fèi)克定律T、 P 一定的一維定態(tài):J AdCAD ABdZA 為溶質(zhì)氣體， B 為惰氣，二者摩爾濃度之和為常量，CA CB恒值，則對(duì)于二元物系，設(shè)分子擴(kuò)散系數(shù) D與 D 的關(guān)系是 D =D ，由費(fèi)克定律算出A與 B 的分子擴(kuò)散速率 J與J。二ABBAABBAAB者關(guān)系是 JA = JB。非電解質(zhì)稀溶液，液相分子擴(kuò)散系數(shù)DAB與絕對(duì)溫度的1 次方成正比對(duì)非電解質(zhì)稀溶液，液相分子擴(kuò)散系數(shù)D與黏度 的 1 次方成反比。氣體分子擴(kuò)散系數(shù)DABT 1.5 / p5.3.2分子擴(kuò)散傳質(zhì)速率一、等分子反向擴(kuò)散等摩爾相向擴(kuò)散體現(xiàn)在氣體解吸操作中二、分子擴(kuò)散單向傳質(zhì)1 主體流動(dòng)吸收中分子擴(kuò)散單向傳質(zhì)

4、的物質(zhì)擴(kuò)散過程須考慮“主體流動(dòng)”。在分子擴(kuò)散的氣體吸收過程中，除了有溶質(zhì)氣體A 分子與惰氣B 分子的等摩爾相向擴(kuò)散外，尚存在著氣相的主體流動(dòng)。漂流因子 :氣體吸收過程中，由于有主體流動(dòng)，溶質(zhì)氣體的傳質(zhì)速率須考慮“漂流因子”。“漂流因子”值恒大于1。當(dāng)氣相中溶質(zhì)氣體的濃度愈高則“漂流因子”的值愈大。在分子擴(kuò)散的氣體吸收過程中，按費(fèi)克定律算得的A 的分子擴(kuò)散速率為JA，實(shí)際 A 的傳質(zhì)速率為 NA, 二者關(guān)系是NA>JA文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔5.4.2對(duì)流傳質(zhì)理論一、雙膜理論雙膜論的要點(diǎn)是在緊鄰氣液界面的兩側(cè)，流體均為層流可把層流層適當(dāng)延伸， 使湍流、過渡流的傳質(zhì)阻力折合為當(dāng)量的層流傳質(zhì)阻力，

5、倂入原層流層，形成“有效層流膜” 過程定態(tài)雙膜論假設(shè)氣液兩相接觸且流動(dòng)時(shí)，在界面兩側(cè)均存在著層流，這一論點(diǎn)已被實(shí)驗(yàn)否定5.4.4總傳質(zhì)系數(shù)NA=Ky (y-y * )1/K y =1/k y+m/kx1/K y: 兩膜總阻力1/k y：氣膜阻力m/kx：液膜阻力易溶氣體氣膜控制：Ky kyNA=Kx (x * -x)1/K x =1/mk y+1/k x1/K x: 兩膜總阻力1/mky：氣膜阻力1/k x：液膜阻力難溶氣體液膜控制：Kx kx必須知道ky、kx 及 m，才能判斷某吸收過程屬氣相或液相控制。如 ky 0.013kmol/(s.m2) ， kx=0.026 kmol/(s.m2)

6、, 相平衡常數(shù)m=100,則氣相阻力占總阻力的多少 ?（ 1/k y） / （ 1/K y ） =1.96 5.5 低濃度氣體吸收低濃度氣體吸收的特點(diǎn)是全塔L、 V 不變，等溫，k y 、 k x 不變。5.5.3物料衡算一、全塔物料衡算G(y1-y 2)=L(x 1-x 2)溶質(zhì)吸收率： =( y1-y 2)/y 1二、操作線方程逆流： G(y-y 2)=L(x-x2)y=L/G (x1-x 2)+ y 2直線三、吸收劑用量的確定(L/G)min (y 1-y 2)/(x1* -x 2)5.5.4填料層高度計(jì)算一、氣膜控制體系HGy 1dyK y a y2yy*H =G/K a氣相總傳質(zhì)單元

7、高度，單位mOGykya 的單位是 kmol/(s.m3)NOGy1dy氣相總傳質(zhì)單元數(shù)，無因此y2yy*H=H *NOGOG二、液膜控制體系HLx1dxK x ax2 x*xmH =L/Ka液相總傳質(zhì)單元高度，單位OLxNOLx1dx液相總傳質(zhì)單元數(shù)，無因次x2 x*xH=HOL*NOL文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔5.5.6傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算一、對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法p248NOGy1y2ymymy1y2 ( y1 y1* ) ( y2 y2* )y1y1y1*lnln y2y2*y2二、吸收因數(shù)法（解析法）1/A=mG/L=m/(L/G) 解吸因數(shù)A=L/mG=(L/G)/m 吸收因數(shù)逆流填料解吸塔， A

8、 L/(mG)>1 ，當(dāng)填料層無限增高，其它條件不變，則氣液在塔頂平衡氣液逆流解吸塔， A L/(mG)<1, 若填料層無限高，其它操作條件不變，則氣液在塔底平衡5.5.7吸收塔的設(shè)計(jì)型計(jì)算三、吸收塔的操作及調(diào)節(jié)1）某逆流吸收塔氣液流量及進(jìn)口濃度均不變，操作溫度下降，則出塔氣體濃度y2 將下降。2）逆流吸收塔，氣相控制，當(dāng)液、氣摩爾流量L、G按原來比例同時(shí)增大，氣液進(jìn)塔濃度不變，其它操作條件不變，則出塔氣體濃度y2 升高3) 氣液逆流填料塔吸收，液相控制，液、氣摩爾流量不變，只有進(jìn)塔氣體濃度y1 增加，其它操作條件不變，則出塔氣相濃度y2 增大第六章液體蒸餾蒸餾分離的依據(jù)是不同組分

9、的揮發(fā)能力有差異。6.1.1蒸餾概述相對(duì)揮發(fā)度AB AB=A/ B汽相為理想氣體AB =(yA/y B)/ (xA/x B)相對(duì)揮發(fā)度AB y /(1y) 。 x /(1x)yA=xA/1+(-1)x A 相平衡方程6.2 雙組分溶液的汽液相平衡拉烏爾定律pA=p0 AxA000xA=(P-p B)/(pA- pB)泡點(diǎn)方程：描述平衡時(shí)溫度與汽相組成的關(guān)系yA= p A/P= p0AxA/P=(p0/P)(P-p0)/(p0- p0)AABB露點(diǎn)方程：描述平衡時(shí)溫度與液相組成的關(guān)系6.4精餾6.4.1 、精餾過程一精餾流程和原理2 全塔物料衡算連續(xù)定態(tài)過程總物料： F=D+W輕組分： Fzf

10、=DxD+WxW文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔用連續(xù)精餾塔處理含苯30 ( 均為摩爾百分?jǐn)?shù)，下同 ) 的混合液。 要求餾出液含苯95，殘液含苯 1.5 且餾出液流量為10kmol/h殘液流量W=22.81kmol/h2操作線方程對(duì)板式塔精餾操作，操作線表示任一塔板同一側(cè)的汽、液組成（摩爾分?jǐn)?shù)）y 與 x 的數(shù)量關(guān)系。（1）精餾段操作線方程精餾段操作線是對(duì)包括冷凝器在內(nèi)的任意精餾塔段作易揮發(fā)組分的物料衡算導(dǎo)出的。yn 1( L /V ) X n( D /V ) X D回流比 R=L/DL=RD V=(R+1)D（2）提餾段操作線方程y n= (L /V )x n-1 (W/V )x W4 加料板過程分析(

11、1) 加料的熱狀態(tài)冷進(jìn)料： t <t泡點(diǎn)q>1泡點(diǎn)進(jìn)料： t t 泡點(diǎn) q=1汽液混合進(jìn)料： t 泡點(diǎn) <t<t露點(diǎn) 0<q<1飽和蒸汽進(jìn)料： t t 露點(diǎn)q=0過熱蒸汽進(jìn)料： t>t露點(diǎn)q<0q (I-i f )/(I-i)L =L+qF=RD+qFV =V+(q-1)F飽和蒸汽加料，以L、 L分別表示精餾段與提餾段的液相摩爾流量，則L=Lq 線方程：兩條操作線交點(diǎn)的軌跡p282y=qx/(q-1)-zf /(q-1)q 線的幾何意義當(dāng)Z ,q 已定，二元物系精餾操作，當(dāng)全塔只分精餾段與提餾段兩段，進(jìn)料的f任取一組（ XD, Xw）值，在改變回

12、流比時(shí)，兩操作線交點(diǎn)的軌跡就是進(jìn)料的q 線。 q 線的斜率q/(q-1)5 理論板和板效率(1) 理論板精餾操作的理論板概念的應(yīng)用范圍是不論是否加料、出料的板均可用在精餾操作中，蒸餾釜（再沸器）相當(dāng)于1 塊理論板(2) 板效率 p3471)總板效率 E=NT/N2) 默弗里單板效率定義：汽相單板效率對(duì)第 n 塊塔板氣相默弗里效率Em,V=( y nyn 1 )/( yn - yn 1 ) ，其中 yn 是與 xn 平衡的氣相濃度液相單板效率液相默弗里效率 E =(xn-1-x )/(xn-1-x *). 式中 x n 是與 y平衡的液相濃度。m,Lnnn6 塔高板式塔：有效高度Z (N-1)H

13、 THT: 板間距填料塔：有效高度ZZ理論板數(shù)×等板高度文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔等板高度HETP：相當(dāng)于一層理論板的填料層高度p3246.4.2基本型精餾塔的設(shè)計(jì)型計(jì)算p2841）全回流與最少理論板數(shù)全回流特點(diǎn)D=0,W=0,F=0， L=V。 R=L/D=R/ (R+1)=1精餾段操作線、提餾段成直線、對(duì)角線三線重合操作線為： yn+1=xnyn=xn/1+(-1)x n全回流操作3.0 ， y =0.40,則 yn-1=0.667 若已知 x 0.30 ，則 yn-1=0.723nn2) 最小回流比 Rmin定義： p286 N Ty= x/1+( -1)xy=qx/(q-1)-zf

14、 /(q-1)（ xe,y e）6.4.3基本型精餾塔的操作型計(jì)算精餾塔加料板位置從最佳加料板位置上移上一塊，維持D/W不變， XD 會(huì)減少若降低操作壓強(qiáng)，其它操作條件不變，xD 會(huì)增大若飽和液體加料改為過冷液體加料，則XD 增大若回流比R 加大，則 xD增大6.4.4雙組分精餾的其它類型一塔頂部分冷凝精餾操作中，塔頂全凝器與分凝器二者中，分凝器起一塊理論板的作用。因?yàn)榉帜鳎浩浩胶?，相?dāng)于一塊理論板。帶分凝器的精餾塔，其精餾段操作線方程是由物料衡算導(dǎo)出的，其控制體包括精餾段上部，分凝器及全凝器二冷液回流R/R =L/L 0=qR精餾操作中，若塔頂采用全凝器且過冷液回流，回流液qR>1

15、, 則精餾段液相流量L 為回流的液相流量LR的 qR 倍， L 與 LR 的單位都是kmol/s間歇精餾有哪兩種典型的操作類型有恒XD 與恒 R 兩種。第七章塔設(shè)備一、填料塔結(jié)構(gòu)及作用常用填料環(huán)形（拉西環(huán)、鮑爾環(huán)、階梯環(huán)）二、板式塔常見的作為氣液傳質(zhì)設(shè)備的板式塔類型有篩板塔，浮閥塔。篩板塔篩板塔的液流形式有三種，即單流型，雙流型，與U 形流型。在篩板塔操作中，液相是靠重力由塔頂流至塔底，氣相則是靠壓差由塔底流至塔頂。篩板塔的主要結(jié)構(gòu)：P3321.篩孔：提供氣體上升的通道；篩板塔的篩孔直徑d0 3 8mm。篩板塔上孔心距t 與孔徑 d0 之比一般為34。篩板塔的篩板上通常按正三角形規(guī)則鉆孔。入口

16、安定區(qū)：傾向性漏夜（液層厚） 。篩板塔在液相離開降液管剛?cè)牒Y板時(shí)，設(shè)置有一狹長(zhǎng)的不開孔的安全區(qū)，目的是防止傾向性漏液。文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔出口安定區(qū)： 排氣。篩板塔在靠近溢流堰處設(shè)置狹長(zhǎng)的不開孔的安全區(qū)，其目的是防止進(jìn)降液管的液相中含氣泡過多固定區(qū)：不開孔2. 溢流堰：維持塔板上一定高度的液層，以保證在塔板上氣液兩相有足夠的接觸面積；為了使篩板塔的塔板上液流均勻，要求溢流堰頂?shù)囊毫骱穸萮ow6mm。篩板塔的溢流堰長(zhǎng)與塔徑之比l w/D 0.60.8 。3. 降液管：作為液體從上層塔板流至下層塔板的通道。當(dāng)篩板塔操作時(shí)液流量超過液流量上限時(shí)， 會(huì)產(chǎn)生如下后果液體在降液管中停留時(shí)間不足，氣泡分離差

17、。 篩板塔正常操作的液流量上限是根據(jù)液相在降液管內(nèi)停留時(shí)間不足，不足以分離氣體，造成軸向混合， 降低塔板效率的考慮而確定的。液 泛定義： 液體進(jìn)塔量大于出塔量，結(jié)果使塔內(nèi)不斷積液，直至塔內(nèi)充滿液體，破壞塔內(nèi)正常操作，稱為液泛。篩板塔操作，若液流量小于液流量下限，會(huì)發(fā)生液泛。篩板塔操作， 若液流量在正常操作區(qū)而氣流量高出正常操作的上限，會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶或溢流液泛溢流液泛即降液管內(nèi)液位升至上層塔板的溢流堰頂，其后果是淹塔。造成溢流液泛的原因，從結(jié)構(gòu)上看降液管截面積太小，其下端堵塞， 篩孔孔徑小，孔數(shù)少，板間距小都是易發(fā)生溢流液泛的因素，操作上氣、液負(fù)荷太大亦是主要的因素。漏液篩板塔操作，對(duì)一定的

18、液流量 L，若氣流量 V 過小，會(huì)發(fā)生漏液現(xiàn)象。當(dāng)氣體孔速過小或氣體分布不均勻時(shí)，使有的篩孔無氣體通過，從而造成液體短路，大量液體由篩孔漏下。篩板塔的液沫夾帶現(xiàn)象是用每kg 干氣所夾帶的由下一塔板升至上一塔板的液體kg 數(shù) ev 值定量描述的。過量液沫夾帶的下限是ev =0.1篩板塔的負(fù)荷性能圖有液流量下限線 液流量上限線 漏液線 過量液沫夾帶線溢流液泛線5 條線。在吸收或精餾操作中，塔器中發(fā)生的軸向混合對(duì)傳質(zhì)分離是不利因數(shù)。第八章固體干燥8.1 概述對(duì)流干燥過程的特點(diǎn)：熱質(zhì)同時(shí)傳遞熱氣對(duì)流給熱給濕物料，濕物料對(duì)流傳質(zhì)給氣流。氣流干燥器僅適用于對(duì)顆粒狀濕物料的干燥。8.2 濕空氣的性質(zhì)和濕度圖

19、8.2.1 、濕空氣的性質(zhì)一、濕空氣的性質(zhì)基準(zhǔn)： 1 絕干空氣。1 濕度（濕含量、絕對(duì)濕度）HH=0.622pw/(P-p w)水 / 絕干氣濕空氣呈飽和狀態(tài)：HS=0.622p s/(p-p s )已知總壓p=101.3kPa ，濕空氣的露點(diǎn)t d=40， 40水的飽和蒸汽壓ps=7.377kPa ，該濕空氣的濕度H=0.0489kg/kg干氣已知總壓p=1atm，濕空氣的露點(diǎn)t d=40，濕空氣的濕度H=0.0489kg/kg干氣 ,40 水的飽和蒸汽壓ps=7.377kPa2 相對(duì)濕度定義 =pW/p s(p=1atm,t<100 )衡量濕空氣的不飽和程度t ps 若濕度 H 不變

20、，溫度升高，則相對(duì)濕度減小。5 焓 I H kJ/ 絕干空氣文案大全實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文檔定義： I H=I a+HI V0干空氣的焓為00液態(tài)水的焓為0I H =(1.01+1.88H)t+2500H6 干球濕度 t7 濕球溫度 t w采用測(cè)濕空氣的干球與濕球溫度來確定濕空氣的狀態(tài)。8絕熱飽和溫度t as p383絕熱增濕過程( 或等焓過程 ) 。若濕空氣中濕分是水蒸汽， 則該濕空氣的濕球溫度與絕熱飽和溫度溫度在數(shù)值上可近似看成相等。 t as=t w9露點(diǎn) t d在總壓為1atm 時(shí)，某濕空氣狀態(tài)變化過程中露點(diǎn)不變，則其濕度不變。不飽和空氣t>t w(t as )>t d飽和空氣t=t

21、w(t as)=t d二濕度圖1冷卻與加熱：等H2. 絕熱增濕過程：等 I濕空氣經(jīng)歷過恒溫、增濕過程，其相對(duì)濕度值必增大。 8.3 干燥過程的物料衡算和熱量衡算8.3.1 濕物料中含水量的表示方法濕基含水量，干基含水量 X X=w/(1-w) ,w=X/(1+X)濕物料處理量 Gkg/h1蒸發(fā)水量 W kg/h干燥產(chǎn)品量 G2= G1-W kg/h絕干物料量 GC=G1(1-w 1)= G 2(1-w 2)kg 絕干料 /h絕干空氣流量 Lkg絕干氣 /h8.3.2物料衡算蒸發(fā)水量：W=GC(X 1-X 2)=L(H 2-H1) kg/s絕干空氣流量 :L=W/(H2-H1) kg絕干氣 /s)/(1-w)干燥產(chǎn)品量： G=G-W=G(1-w121128.3.3熱量衡算預(yù)熱器的傳熱速率：Q=L(I-I)（忽略預(yù)熱器熱損失