化工原理基本知识点(整理版)-10472

1、流体流动知识点一、 流体静力学基本方程式P2Pig(zi Z2)或 p p。 gh注意：i、应用条件：静止的连通着的同一种连续的流体。2、压强的表示方法：绝压一大气压=表压 表压常由压强表来测量；大气压一绝压=真空度 真空度常由真空表来测量。3、压强单位的换算：1atm=760mmHg=10.33mHO=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at4、应用：水平管路上两点间压强差与 U型管压差计读数R的关系:P1 P2 ( a )gR处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须时静止、连续和同一种液体、定态流动系统的连续性方程式物料衡算式常数，ws u1 A1 1 u2 A2 2

2、uA 常数常数，Vsu1 A1u2 A2uA 常数常数，圆形管中流动u1 /U2A2 /d 2 / d 12定态流动的柏努利方程式能量衡算式以单位质量流体(1kg流体)为基准的伯努利方程:P u2gZ1才 We gZ2hf讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。2、理想流体，无外功输入时，机械能守恒式:gZi巳 U122gZ 2P23、可压缩流体，当Ap/p i<20%，仍可用上式，且 P = pn。4、注意运用柏努利方程式解题时的一般步骤，截面与基准面选取的原则5、流体密度p的计算：理想气体p=PM/RT混合气体m1 Xv12Xv2n Xvn混合液体1X w 1X w 2X wnmm2n

3、上式中：xvi体积分率；xwi质量分率。6、gz、U/2、p/ p三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。刀hf为流经系统的能量损失。We为流体在两截面间所获得的有效功，是决定流体输 送设备重要参数。输送设备有效功率 Ne=Wew s,轴功率N=Ne/ n W) 7、以单位重量流体为基准的伯努利方程，各项的单位为 m：2mH eZpuH fg 2 gPu2P2u2Z1-He Z2-Hfg2gg2g以单位体积流体为基准的伯努利方程，各项的单位为Pa:Weghhf Pa 而 Pfhfg乙P3、流型的比较： 质点的运动方式； 速度分布，层流：2UiWe gZ2 P2hf抛物线型，平均速度为

4、最大速度的0.5倍;湍流：碰撞和混和使速度平均化。 阻力-层流：粘度内摩擦力，湍流：粘度内摩擦力 +湍流切应力四、柏努利式中的刀hf（一）流动类型：1、雷诺准数Re及流型Re=du p尸du/ v,卩为动力粘度，单位为 Pa S； v山p为运动粘度，单位m2/s。层流:Re< 2000,湍流:Re> 4000;2000<Re<4000为不稳定过渡区。2、牛顿粘性定律t Kdu/dy）气体的粘度随温度升高而增加，液体的粘度随温度升高而 降低。（二）流体在管内流动时的阻力损失1、直管阻力损失hf层流:hff (Re)即64ReJ/kg范宁公式（层流、湍流均适用）.或hf32

5、 lu 哈根一泊稷叶公式。d2高度湍流区（阻力平方区）：f(d具体的定性关系参见摩擦因数图，并定量分析hf与u之间的关系推广到非圆型管4 流通截面积dde 4 rH润湿周边长注：不能用de来计算截面积、流速等物理量2、局部阻力损失hf阻力系数法，hf2U/ c出口1.02进口 0.5当量长度法，h'f2le U d 2注意：截面取管出口内外侧，对动能项及出口阻力损失项的计算有所不同 当管径不变时,hf (在变径管中作稳定流动时，不同管径的管路加和,hf( (liLi)u_(i di) 2流体在水平变径管中作稳定流动，在管径缩小的地方其静压能减小0流体在水平等径管中作稳定流动流体由于流动

6、而有摩擦阻力损失，流体的流速沿管长丕变。流体流动时的摩擦阻力损失hf所损失的是机械能中的静压能项 完全湍流（阻力平方区）时，粗糙管的摩擦系数数值只取决于相对粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通过一管道流向压力恒定的反应器，当管道上的阀 门开度减小时，水流量将减小，摩擦系数增大，管道总阻力不变。五、管路计算I.并联管路：1、V V,V2 V32、各支路阻力损失相等。即并联管路的特点是:(1)并联管段的压强降相等;(2)主管流量等于并联的各管段流量之和；1、II 分支管路:(3)并联各管段中管子长、直径小的管段通过的 流量小。V V1 V2 V32、分支点处至各支管终了时的总机械能和能量损失之和相等。

7、六、柏努利方程式在流量测量中的运用1、毕托管用来测量管道中流体的点速度。2、孔板流量计为定截面变压差流量计，用来测量管道中流体的流量。随着Re增大其孔流系数Co先减小，后保持为定值。3、转子流量计为 定压差变截面流量计。注意：转子流量计的校正。测流体流量时，随流量增加孔板流量计两侧压差值将 增加，若改用转子流量计, 随流量增加转子两侧压差值将不变。习题一、填空1、边长为a的正方形管道，其当量直径de为。(a)2、在定态流动系统中，水连续地从粗圆管流入细圆管，粗管内径为细管的2倍则细管内水的流速为粗管内流速的咅。（4）3、流体在圆管内流动时的摩擦阻力可分为 _和两种。局部阻力的计算方法有 和 o

8、 （直管阻力，局部阻力，阻力系数，当量长度）4、 在静止的同一种连续流体的内部， 各截面上能与能之和为常数。（位， 静压）5、 开口 U型管压差计是基于 理的测压装置，它可以测量管路中 上的或o （流体静力学 任意截面 表压强 真空度）6、 流体在管内作湍流流动时，在紧贴管壁处速度为 ，邻近管壁处存在层，且Re值越大，则该层厚度越o （零，滞流（或层流）内 薄（或小）7、实际流体在直管内流过时，各截面上的总机械能守恒。因实际流体流动时。（不，摩擦阻力）8、流体在一段装有若干个管件的等径直管中流过的总能量损失的通式为,，它的单位为。（hf （罗芦，J/kg）9、定态流动时，不可压缩理想流体在管道

9、中流过时各截面上相等。它们是之和，每一种能量，但可以互相转换。（总机械能;位能、动能和静压能、不一定相等）10某设备的真空表读数为500mmHg,设备外环境大气压强为640mmHg,则它的绝对压强为Pa （640-500=140mmHg= 140X 133.32= 1.866X 104Pa）11、流体在圆形直管内作滞流（层流）流动时，其速度分布呈 曲线，中心最大速度为平均速度的 咅）此时摩擦系数入与无关，只随加大而。（抛物线，2，/d，Re,减小）12、流体在圆形直管内流动时，在湍流区则摩擦系数入与 及有关。在完全湍 流区则入与雷诺系数的关系线趋近于 线。(Re,/d，水平)二、选择题1、 判

10、断流体流动类型的是(B )(A)Eu 准数(B)Re准数(C) Id (D) Apf2、 流体在圆形直管内作定态流动，雷诺准数Re=1500,则其摩擦系数应为(B )(A) 0.032(B) 0.0427(C) 0.0267 (D) 无法确定3、 在法定单位制中，粘度的单位为(D )( A ) cp( B) p( C) g/( cm.s )( D ) Pa s4、 在静止流体内部各点的静压强相等的必要条件是(D )( A) 同一种流体内部( B)连通着的两种流体( C) 同一种连续流体( D)同一水平面上，同一种连续的流体5、在一水平变径管道， 细管截面 A 及粗管截面 B 与 U 管压差计相

11、连，当流体流 过时， U 管压差计测量的是( C )( A) A、 B 两截面间的总能量损失( B) A、 B 两截面间的动能差( C) A 、 B 两截面间的压强差 ( D ) A 、 B 两截面间的局部阻力5、管路由直径为57X 3.5mm的细管，逐渐扩大到108X 4mm的粗管，若流体在细管内的流速为4m/s。则在粗管内的流速为(B )(A) 2m/s(B) 1m/s(C) 0.5m/s(D) 0.25m/s6、 气体在直径不变的圆形管道内作等温定态流动，则各截面上的(D )(A)速度相等(B)体积流量相等(C)速度逐渐减小(D)质量流速相(A) 湍流的流速大于滞流的(B) 湍流的 Re

12、 值大于滞流的(C) 滞流无径向脉动，湍流有径向脉动(D) 湍流时边界层较薄8在阻力平方区内，摩擦系数入(C)(A)为常数，与Re,/d均无关(B)随Re值加大而减小(C)与Re值无关，是"d的函数 (D )是Re值与如的函数9、流体在圆形直管中作滞流流动时，其直管阻力损失与流速u 的关系为( B)A、与u2成正比B、与u成正比 C、与u1.75成正比D、与u0.55成正比三、判断题1、在计算突然扩大及突然缩小的局部阻力时，公式中的流速应该用小管中的流速。(V )2、不可压缩的理想流体在管道内作定态流动，若无外功加入时，则流体在任一 截面上的总压头为一常数。 (V )3、 流体在管道

13、任意截面径向上各点的速度都是相同的，我们把它称为平均流速。(X )4、 在同一种连续流体内，处于同一水平面上各点的压强都相等。(X )5、某定态流动系统中，若管路上安装有若干个管件、阀门和若干台泵，则此管 路就不能运用连续性方程式进行计算。 (X )6、 用U管压力计测量管路中两点的压强差，其压差值只与读数R和两流体的密 度差有关，而与 U 管的粗细、长短无关。 (V )流体输送机械 知识点、工作原理 基本部件：叶轮（612片后弯叶片）;泵壳（蜗壳）（集液和能量转换装置）;轴 圭寸装置（填料函、机械端面密圭寸）。原理：借助高速旋转的叶轮不断吸入、排出液体。注意：离心泵无自吸能力，因此在启动前必

14、须先 灌泵，且吸入管路必须有底阀, 否则将发生“气缚”现象。某离心泵运行一年后如发现有气缚现象，则应 检查进口管路是否有泄漏现象。1、压头H，又称扬程 H ZH fgHQ2、 有效功率 Ne WeWs HgQ 轴功率N（kw）1023、 离心泵的特性曲线通常包括 H-Q，N-Q，nQ曲线，这些曲线表示在一定 转速下输送某种定的液体时泵的性能。由 N-Q线上可看出：Q=0时，N=Nmin 所以启动泵和停泵都应关闭泵的出口阀。离心泵特性曲线测定实验，泵启动后，开启离心泵出口阀，出水管不出水，而泵进口处真空表指示真空度很高，可能出现的故障原因是吸入管路堵塞。若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头 减

15、少，流量减少，效率减少，轴功 率增大。三、离心泵的工作点1、泵在管路中的工作点为 离心泵特性曲线（H-Q）与管路特性曲线（He-Qe）的交点。管路特性曲线为:He=K+BQe2、工作点的调节：既可改变 He-Qe来实现（改变阀门的开度），又可通过改变 H-Q来实现（改变泵的转速，叶轮的直径及泵的串、并联操作） 。具体措施有改 变阀门的开度，改变泵的转速，叶轮的直径及泵的串、并联操作。两台同样的离心泵并联压头不变而流量加倍，串联则流量不变压头加倍。四、离心泵的安装高度Hg为避免气蚀现象的发生，离心泵的安装高度小于等于允许按安装高度Hg，注意气蚀现象产生的原因。离心泵的安装高度超过允许安装高度时会

16、发生气蚀现象。习题一、填空1离心泵的主要部件有 叶轮、泵壳和轴封装置。2、 离心泵的泵壳制成蜗壳形，其作用有二：A、汇集液体；B、转能装置，即是 使部分动能转换为静压能。3、离心泵的主要性能参数有流量、轴功率、压头、效率、气蚀余量等。4、 离心泵特性曲线包括 H-Q、N-Q、和nQ三条曲线。它们是在一定 转速下, 用常温清水为介质，通过实验测得的。5、离心泵的压头（又称扬程）指是泵对单位重量（1N ）液体所提供的有效能量， 它的单位是m。6、离心泵安装在一定管路上，其工作点是泵的特性曲线和管路特性曲线的交点。7、 若被输送的粘度大于常温下清水的粘度时，则离心泵的压头减少，流量减少， 效率下降，

17、轴功率增大8离心泵将低位敝口水池的水送到高位敝口水槽中，若改送密度为1200Kg/m3,而其他性质与水相同的液体，则泵的流量 不变，压头不变，轴功率增大10离心泵通常采用 出口阀门调节流量:二、选择14当其他条件不变，仅液体的密度改变时，离心泵的压头H和轴功率N的变化为（B ）A、H、N均不变B、H不变，N改变 C、H改变，N不变 D、H、N均改变15离心泵的轴功率是（ C ）A、在流量为零时最大B、在压头最大时最大C、在流量为零时最小D、在工作点处最小18离心泵的效率n与流量Q的关系为（B ）A、Q增大则n增大B、Q增大，n先增大后减小C、Q增大则n减小D、Q增大，n先减小后增大19离心泵的

18、轴功率N与流量Q的关系为（A ）A、Q增大，N增大B、Q增大，N先增大后减小C、Q增大，N减小D、Q增大，N先减小后增大21、离心泵停止操作时，应（A )A、先关出口阀后停电B、先停电后关出口阀C、先关出口阀或先停电均可D、单机泵先停电，多级泵先关出口阀22、离心泵的工作点是指（D )C、由管路特性所决定的点D、泵的特性曲线与管路特性曲线的交点三、判断1离心泵的效率不随所输送液体的密度变化而变化。（V ）2、 离心泵启动前需要向泵充满被输送的液体，否则将可能发生气蚀现象。（X）3、 离心泵的安装高度超过允许吸上高度时，将可能发生气缚现象。（X ）4、离心泵的铭牌上标出的性能参数是指该泵在运行时

19、效率最高点的性能参数。（V ）5、离心泵的工作点是泵的特性曲线 H-Q与其所在的管路特性曲线He-Qe的交点。（V ）7、离心泵通常采用改变泵的转速方法来调节流量。（X ）四、计算题1如图所示，某车间要将地面敞口贮槽内密度为1120Kg/m3的溶液送至高位槽内，槽内表压强为3.92X 104Pa,需要的送液量为120 m3/h，输送管路为©140X 4.5mm的钢管，其计算总长度为140m （包括直管长度和所有局部阻力的当量长度），两液面高度差 z= 11m,摩擦系数入为0.03试问能否送用n = 2900r/min、（溶液性质与水相近）解：（1）（必须计算出输送系统所需的流量、压头

20、与离心泵的Q、H进行比较后才能确定能否选用该泵。）在图中两液面间列伯努利方程得2u2?Hfp 3.92?104 03.92?104 Pa管内流速：120/3600 c,u2.474m/ s(0.131)24式：Az= 11m,Au= 0,Hf1400.03Ile U2d 亦0.1312(2.474)2 9.819.97m把以上各值代入，可得:3.92 104He 11 -9.9724.54m11209.81（确定能否选用）输送系统所需的流量Qe= 120 m3/h，压头He = 24.54m,而离心泵能提供的流量Q = 132 m3/h>Qe，提供的压头30m>He；且溶液的性质与

21、水相近，故能选用该水泵。2、离心泵在一定输送流量范围和转速下，压头和流量间关系可表示为H = 252.0Q2 （式中H单位为m，Q单位为m3/min ）。若将该泵安装在特定管路内，该 管路特性方程可表示为He 20 1.86Q（式中He单位为m，Qe为m3/min ）。试 求：（1）输送常温下清水时，该泵的流量、压头和轴功率。（2）输送密度为1200Kg/m3的水溶液时，该泵的流量、压头和轴功率。假设该 泵的效率为60%。解：根据离心泵的工作点定义可得：Q=Qe H=He1、求输送常温下清水时，该泵的性能。2 2由 H=He 可得：25 2.0Q20 1.86Qe解出 Q = 1.138mi/

22、min =68.3m 3/h=0.019m3/sH 25 2.0Q225 2 (1.138)222.4mN QHP1021.1386022.4 10006.942kW102 0.62、求输送密度为1200Kg/m3的水溶液时，该泵的性能。当输送液体的密度改变时，泵的流量和压头不变。故Q' Q 0.019m3/sH ' H 22.4m而轴功率发生变化QH1020.019 22.4 1200102 0.68.345KW非均相分离知识点四、重力沉降设备降尘室的生产能力： V utbl含尘气体的最大处理量为降尘室底面积 bl与沉降速度ut的乘积，与降尘室的高度无关。五、恒压过滤基本方程

23、式V2Veka2(e)2或q qeK(e)Ve2KA2e或q； K eV22VVeKA2或q2 2qqe KK2k p1srv六、滤饼的洗涤1、洗涤速率洗涤速率指单位时间内消耗的洗水体积即(dV)Uw ()wd横穿洗法:/dV、1 RV、Uw (r)w 4(孑)e置换洗法:(dV)(dV)Uw ()w (丿Edd2洗涤时间以Vw的洗水洗涤滤饼，洗涤时间VwUw七、间隙过滤机的生产能力操作周期:生产能力:、填空4、在规定的沉降速度条件下，降尘室的生产能力只取决于而与其无关。（降尘室底面积；高度）Vs Aut5、过滤常数是K由决定的常数；而介质常数是反映的常数。（物料特性过滤压强差6、过滤操作有和

24、种典型方式。（恒压过滤恒速过滤 ）9、沉降操作是指在某种 中利用分散相和连续相之间的差异，使之发生相对运动而实现分离的操作过程。沉降过程有_沉 降和_沉降两种方式。（力场；密度；重力；离心）13 实现过滤操作的外力可以是 、或 。（重力；压强差；惯性离心力）17、用板框式过滤机进行恒压过滤操作，随着过滤时间的增加，滤液量 ，生产能力 。（增加；不变）分析：由恒压过滤方程 Q V VTW D可知滤液量随过滤时间的增大而增加。而间歇过滤机的生产能力。可知生产能力只与操作周期有关。、选择题3、某粒径的颗粒在降尘室中沉降，若降尘室的高度增加一倍，则该降尘室的生产能力将（C）（A ）增加一倍（B）为原来

25、的1/2（C）不变（D）不确5、以下表达式中正确的是（A )。dV A p d r (V Ve)A、过滤速率与过滤面积的平方成正比B、过滤速率与过滤面积成正比C、过滤速率与所得滤液体积成正比D、过滤速率与虚拟滤液体积成正比判断题2、过滤操作属于定态操作。(X )8、连续过滤机中进行的过滤都是恒压过滤，间歇过滤机中也多为恒压过滤(V )传热基本知识、传热速率At为传热温差，R为整个传热面的热阻平壁导热的热阻:圆筒壁导热热阻:R bsR bsmbb几为圆筒壁的厚度；Sm2rmL为圆筒壁的对数平均面积;2 rm为圆筒壁的对数平均半径。Inri对流传热热阻：R 1s、热量衡算若忽略热损失时，热流体放出

26、的热量等于冷流体吸收的热量流体无相变：I Cp t、总传热速率方程Q ks tm传热面积：So 2 r°L (我国以外表面积为准)11b1总传热系数：ks0 oso Smisi总热阻由热阻大的那一侧的对流传热所控制，当两个流体的对流传热系数相差较大时，要提高k，关键在于提高对流传热系数较小一侧的a。平均温差:tmt2 t1Int2t1逆流有利于增大传热温差、减小传热面积、节省加热剂或冷却剂用量、减小传热面积；并流有利于控制流体的出口温度蒸馏基本概念和基本原理利用各组分挥发度不同将液体混合物部分汽化而使混合物得到分离的单 元操作称为蒸馏。这种分离操作是通过液相和气相之间的 质量传递过程

27、来 实现的。两组分溶液的气液平衡拉乌尔定律理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：000/ a Pa=PaXaPb=PbXb=Pb ( 1-Xa)则两组分理想物系的气液相平衡关系：Xa= （ P-PB0）/ （ Pa0 Pb0）泡点方程yA=PA0XA/P露点方程对于任一理想溶液，利用一定温度下纯组分饱和蒸汽压数据可求得平衡的气液相组成；反之，已知一相组成，可求得与之平衡的另一相组成和温度（试差法）。用相对挥发度表示气液平衡关系溶液中各组分的挥发度V可用它在蒸汽中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分率来表示，即Va=Pa/XaVb=Pb/Xb溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比为相对挥发

28、度0其表达式有：O=Va/Vb= （ Pa/x a） / （ Pb/Xb） =yAXB/y bXa对于理想溶液:0=P A°/p B0气液平衡方程：y= a/1 + （0 1） xa愈大，挥发度差异愈大，分a值的大小可用来判断蒸馏分离的难易程度 离愈易；旦时不能用普通精馏方法分离。 气液平衡相图温度一组成（t-x-y）图该图由饱和蒸汽线（露点线）、饱和液体线（泡点线）组成，饱和液体线以下区域为液相区，饱和蒸汽线上方区域为 过热蒸汽区，两曲线之间区域为气液共存区气液两相呈平衡状态时，气液两相温度相同，但气相组成大于液相组成;若气液两相组成相同，则气相露点温度大于液相泡点温度。X-y图精

29、馏原理精馏过程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理进行的,精馏操作的 依据是混合物中各组分挥发度的差异，实现精馏操作的必要条件包括塔顶 液相回流和塔底产生上升蒸汽。精馏塔中各级易挥发组分浓度由上至下逐 级降低；精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度， 原因之一是：塔顶易挥发 组分浓度高于塔底，相应沸点较低；原因之二是:存在压降使塔底压力高 于塔顶，塔底沸点较高。当塔板中离开的气相与液相之间达到相平衡时 ，该塔板称为理论板。精馏过程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是 提供是提供塔顶液相产品及保证由适宜的液相回流。两组分连续精馏的计算全塔物料衡算总物料衡算：F=D+W易挥发组分：

30、Fxf=Dx d+Wx w塔顶易挥发组分回收率：n= ( Dxd/Fxf) X 100%塔底难挥发组分回收率：n=W ( 1-xw) /F ( 1-xf) X 100%精馏段物料衡算和操作线方程总物料衡算：V=L+D操作线方程：yn+1=（L/V）X n+（D/V）x d=R/（R+1）X n+1/（R+1）X D其中：r=l/d 回流比上式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成 xn与其相邻的下一层板（第 n+1层板）上升蒸汽相组成 yn+1之间的关系。 在x y坐标上为直线，斜率为 R/R+1，截距为xD/R+1 。提馏段物料衡算和操作线方程总物料衡算： L'

31、=V ' +W易挥发组分：L' xm' =V ' ym+1' +Wxw操作线方程：ym+l'=（ L' N '） Xm' （ W/V '） xw上式表示在一定操作条件下，提馏段内 自任意第m层板下降的液相组成 xm' 与其相邻的下一层板（第 m+1 层板）上升蒸汽相组成 ym+1 '之间 的关系。L'除与L有关外，还受进料量和进料热状况的影响。进料热状况参数实际操作中，加入精馏塔的原料液可能有五种热状况：（1）温度低于泡点 的冷液体；（2）泡点下的饱和液体；（3）温度介于泡点和露点的气液混合

32、 物；（4）露点下的饱和蒸汽；（5）温度高于露点的过热蒸汽。I v If 将Ikmol进料变为饱和蒸汽所需的热量Iv I l原料液的千摩尔汽化潜热不同进料热状况下的q值进料热状况冷液体饱和液体气液混合物饱和蒸汽过热蒸汽q值>11010<0对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽 进料而言,q值等于进料中的液相分率。L' =L+qFV=V ' -（ q-1）Fq 线方程（进料方程）为： y=q/ （ q-1） x-Xf/ （ q-1）上式表示两操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于一层理论板（气液两相平衡），塔顶采用分凝器时，分凝 器相当于一层理论板。由于冷液进料时提馏段内

33、循环量增大， 分离程度提高，冷 液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。回流比及其选择全回流R=L/D= %，操作线与对角线重合，操作线方程 y+i =Xn，达到给定分离程度所 需理论板层数最少为Nmin。最小回流比当回流比逐渐减小时，精馏段操作线截距随之逐渐 增大，两操作线位置将向平 衡线靠近,为达到相同分离程度所需理论板层数亦逐渐 增多。达到恒浓区（夹紧 区）回流比最小，所需理论板无穷多。正常平衡线Rmin= （Xdyq） / （yqXq）饱和液体进料时：Xq=XF饱和蒸汽进料时：yq=yF不正常平衡线由a （xd，yD）或c （xw，yw）点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求 Rmi n

34、。适宜回流比R= （1.12） Rmin精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数 减少，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增加,塔顶冷凝器中冷却介质消耗量 增加,操作费用相应增加, 所需塔径增大。精馏操作时，若F、D、Xf、q、R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流 改为冷回流，则塔顶产品组成Xd变大。精馏设计中，回流比愈大，操作能耗愈大，随着回流比逐渐增大，操作费 和设备费的总和将呈现先减小后增大的过程。板效率和实际塔板数单板效率（默弗里效率）EmV=（ yn-yn+1）/（ %*皿+1）EmL=（ Xn-i%）/（ Xn-iXn*）全塔效率E=（ NT/NP）xioo%精馏塔中第 n-1, n,n

35、+1 块理论板，yn+1<yn，tn-1<tn，yn>Xn-1。精馏塔中第n-1,n,n+1块实际板，xn*<x n，yn*>yn。蒸八、全塔物料衡算易挥发组分质量衡算：FXf=Dx d+Wx W塔顶易挥发组分回收率：DXd/Fx f塔底难挥发组分回收率：W(1-Xw)/F(1-Xf)、理想体系的汽液平衡方程xy 1(1)x相对挥发度a愈大，表示A较B愈易挥发，愈有利于分离，a =1时y=X，混合液不能用一般的蒸馏方法进行分离。三、操作线方程1、精馏段的操作线方程yn 1Xn1XD(R *称为回流比)表示在一定操作条件下，由第n板下降的液相组成Xn与相邻的n+1板

36、的上升蒸汽组成yn+1间的关系。2提馏段操作线方程：L' ' Wym xxFq 1为两操作线交点的轨迹 五、回流比1、全回流精馏塔塔顶上升的蒸汽经全凝器冷凝后， 冷凝液全部回流至塔内，在全回流下，D、W、F均为0 LWXm LWXw表示在一定操作条件下，提馏段内第 m板下降的液相组成与第 m+1板上升 的蒸汽组成间的关系。四、进料方程1、进料热状态参数L' LFIv IfIv Ilq表示进料热状态参数即Ikmol原料液变为饱和蒸气所需的热量/原料液的kmol汽化潜热。2、q与V、V'及L、L'的关系L' LqFV' V(q 1)F3、进料

37、方程（q线方程）2、最小回流比Rmin正常平衡曲线时最小回流比Xd XqXdyq六、塔高和塔径塔高：z (Np 1)Ht(Xq, yq)为q线与平衡线交点的坐标NtE(Np为实际塔板数，E全塔效率，Ht板间距)NpD:塔内径，u:空塔气速，Vs塔内上升蒸汽的体积流一、填空题1、蒸馏是分离均相液体混合物 的一种方法,其分离依据是混合物中各组分的 挥 发性差异，分离的条件是造成气液两相系统。2、双组分溶液的相对挥发度a是溶液中 易挥发组分的挥发度对难挥发组分 的挥发度之比，若a =1表示不能用普通蒸馏方法分离。物系的a值愈大，在x-y 图中的平衡曲线愈远离对角线。3、工业生产中在精馏塔内将 多次部

38、分气化过程和多次部分冷凝过程有机结合起 来而实现操作的。而 回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。4、精馏塔的作用是提供气液接触进行传热和传质的场所。5、在连续精馏塔内，加料板以上的塔段称为 精馏段，其作用是提浓上升蒸汽中 易挥发组分；加料板以下的塔段(包括加料板)称为提馏段，其作用是提浓下 降液体中难挥发组分6、离开理论板时，气液两相达到 平衡状态，即两相温度相等,组成互成平衡。7、 精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因有(1)塔顶易挥发组分含量高 和(2)塔底压力高于塔顶。8精馏过程回流比R的定义式为R= L/D ;对于一定的分离任务来说，当 R=丄时，所需理论板数为最少，此种操作称为 全回

39、流；而R= Rmin时，所需 理论板数为。9、精馏塔有五种进料热状况，其中以冷液进料q值最大，进料温度 小于泡点温度。10某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比等于 乂 ， 馏出液流量等于零，操作线方程为 yn+1 =x n选择题1、精馏操作时，增大回流比R,其他操作条件不变，则精馏段液气比L/V ( A )，馏出液组成Xd (A),釜残液组成xw (D ). A 增加 B不变C不确定 D减小2、精馏塔的设计中，若进料热状况由原来的饱和蒸汽进料改为饱和液体进料，其他条件维持不变，则所需的理论塔板数Nt (A)，提馏段下降液体流量L' (C)。A、减少 B、不变 C、增

40、加 D、不确定3、 对于饱和蒸汽进料，则有L' ( A ) L，V'( B ) V。A等于 B小于 C 大于 D 不确定4、 精馏塔中由塔顶向下的第n-1，n，n+1层塔板，其气相组成关系为(C )A yn+1 >yn>yn-1B yn+1=yn=yn-15、 完成某分离任务需理论板数为 Nt=7 （包括再沸器），若Et=50%，则塔内需 实际板数（不包括再沸器）为（C）。A、14层 B、10层 C、12层 D、无 法确定6、 若进料量、进料组成、进料热状况都不变，要提高Xd，可采用（C）。A、减少回流比B、增加提馏段理论板数C、增加精馏段理论板数D、塔釜保温良好7

41、、 精馏塔采用全回流时，其两操作线（A）A 与对角线重合 B 距平衡线最近 C 斜率为零D 在 y 轴上的截距为 18、 精馏的两操作线都是直线，主要是基于（）A 理论板的概念 B 理想溶液 C 服从拉乌尔定律D 恒摩尔流假设9、 当Xf、Xd、Xw和q 定时，若减小回流比R,其他条件不变，则（ B）A 精馏段操作线的斜率变小，两操作线远离平衡线B 精馏段操作线的斜率变小，两操作线靠近平衡线C 精馏段操作线的斜率变大，两操作线远离平衡线D 精馏段操作线的斜率变大，两操作线靠近平衡线判断题1 、 理想溶液中组分的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸汽压之比（V ）2、从相平衡 X-y 图中可以

42、看出，平衡曲线距离对角线越近，则表示该溶液越容易分离(X )3、用于精馏计算的恒摩尔液流假定，就是指从塔内两段每一层塔板下降的液体 摩尔流量都相等( X )4、精馏段操作线的斜率随回流比的增大而增大，所以当全回流时精馏段操作线 斜率为无穷大( X )5、用图解法求理论塔板数时，适宜的进料位置应该在跨过两操作线交点的梯级 上 ( V )6、当进料量、进料组成及分离要求都一定时，两组分连续精馏塔所需理论塔板 数的多少与( 1)操作回流比有关( V ) (2)原料液的温度有关( V )7、对于精馏塔的任何一层理论板来说 ，其上升蒸汽的温度必然等于其下降液体 的温度 ( V )8当F、Xf一定时，只要

43、规定了分离程度 Xd和xw,则D和W也就被确定了 ( V)9、当精馏操作的回流比减少至最小回流比时，所需理论板数为最小。 ( X )10、在精馏操作中， 若进料的热状况不同， 则提馏段操作线的位置不会发生变化。( X )吸收一、亨禾I定律1以pXi表示的平衡关系p EXiE：亨利系数（Pa, kpa）;难溶气体E很大，易溶气体E很小；对一定的气体和一定的溶剂，E随温度升高而加大，体现出气体的 溶解度随温度升高而减小的趋势。2、以pCi表示的平衡关系cpiLQ：摩尔浓度（kmol/m 3）； H :溶解度系数（kmol/m3*kpa）H易溶气体H很大，难溶气体的H很小；H随温度升高而减小。3、以

44、yx表示的平衡关系yi mxm：相平衡常数，m上P二、吸收速率方程式吸收速率传质系数传质推动力1、膜吸收速率方程(1) 气膜以压差(PA-pAi)为推动力：Na kG(PA PAi)以摩尔分率差(yA-yAi)表示推动力：Na ky(yA yAi)(2) 液膜以摩尔浓度差(c-c)为推动力：Na kL(CAi Ca)以摩尔分率差(xi-x)为推动力：Na kx(XAi Xa)2、总吸收速率方程(Pa-Pa*)表示总推动力：Na Kg( P P*)(Ca*-Ca)为总推动力：Na Kl(C* C)三、全塔物料衡算在逆流操作的吸收塔内，气体自下而上、液体自上而下流动，塔顶11'、塔底22'v Yl对溶质A做全塔物料衡算：V(£ Y2) L(X1 X2)Y Y2溶质的吸收率或回收率:Y四、吸收塔的操作线方程与操作线丫 V X (Y1 V Xl)或 丫 V X (Y2 V X2)L/V称为液气比。吸收操作中，吸收操作线必位于平衡线上方，即溶质在气相中的实际浓度总 是高于与之接触的液相的平衡浓度即 丫丫*，Y-Y*就是吸收操作中的推动力；若 操作线位于平衡线的下方