化工原理学习要点

10化工原理〔2〕学习要点本章学习目的通过学习本章，把握精馏德原理的原理、精馏过程的计算和优化。本章应把握的内容和应用；精馏塔的物料衡算和操作线关系；回流比确实定；理论板数的求法；影响精馏过程的主要因素分析等。本章学习中应留意的问题利用各组分挥发度的差异将体混合物加以分别的单元操作称为蒸馏。蒸馏分类方法有很多种，按操作方式可分为简洁蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特别精馏等；按原料组分数目则可分为双组分蒸馏、多组分蒸馏；按操作过程是否连续，可分为连续精馏、间歇精馏。本章重点是双组份混合液的连续精馏。精馏是分别混合物最常用、又最早实现工业化的分别方法。精馏可以直接获得所需要的产品，而不像吸取、萃取等分别方法，需外加溶剂，再将所提取的物质与溶剂分别，因此精馏过程的流程比较简洁。精馏的主要缺点是为造成气、液两相系统，需消耗较多的能量，或者需要建立高真空、高压、低温等技术条件。通常，由于经济和技术上的缘由，才考虑用吸取或萃取等操作以分别混合物。精馏操作既可在板式塔中、又可在填料塔中进展。本章以板式塔〔分级接触〕为主要争论对象，并引入理论板的概念，以简化精馏计算。对特定的分别任务，确定理论板数是本题的对策。精馏与吸取、萃取等操作均属传质过程，应留意它们的共性和共性。例如相平衡关系的表达方法、传质机理和设备的异同等。本章学习要点描述精馏过程的根本关系气液相平衡关系气液相平衡是蒸馏过程的热力学根底，因此了解气液平衡是理解和把握蒸馏过程的根本条件。气液平衡的作用选择分别方法依据物系的气液相平衡关系，对特定的分别任务，可确定或选择分别1的物系，宜承受特别精馏或萃取等分别操作。在相图〔t-x-y〕上说明蒸馏原理利用屡次局部气化和局部冷凝的操作。可使物系得到所需要的高纯度分别。相对挥发度愈大，相图〔x-y)中平衡线偏离对角线愈远，分别愈易。气液平衡关系是精馏过程的特征方程即是计算理论板数的根本方程之一。利用气液平衡关系，可分析、推断精馏操作中的实际问题例如在精馏塔中，恒压下操作，温度和组成间具有对应关系，因此可利用易于测量的温度来推断难于测量的浓度。实际生产中，时常在精馏塔的适应部位〔灵敏板〕上安装温度计，用它来掌握、调整整个精馏过程。气液平衡的表达方式在精馏过程中，气液平衡可用相图和气液平衡方程表示。〔1〕t-x-yx-y图在利用相图时应留意以下几点：①精馏过程的分析多用t-x-y图，过程计算多用x-y图。②了解沸点、泡点和露点的概念。对同一组成下露点总是高于泡点。对理论板而言，离开该板的气液两相温度相等，即露点等于泡点，但两相组成不等，而呈平衡关系。③液化率或气化率，可在相图上用杠杆规章求得。局部气化和局部冷凝是精馏的根底。④恒压下不同物系具有不同的x-y愈大，该物系愈易分别。对具有恒沸点的非抱负溶液，在恒沸点处x=y，因此不能用一般精馏方法分别该混合液。⑤同一物系下，不同压强的x-y线也不一样，一般在低压下平衡曲线偏离对角线愈远，即愈易分别，可见低压操作有利于精馏分别。〔2〕气液平衡方程①抱负物系对于抱负气体和抱负溶液构成的抱负物系，因其满足抱负气体状态方程、道尔顿分压定律和拉乌尔定律，因此，在肯定温度下其气液相平衡关系具体表达形式为：p p0x,pA A A

p0xB B在肯定的压力下其气液相平衡关系具体表达形式为：Pp0Bx BA p0A

p0B

(泡点方程)p p0x p0Pp0 y A A A A

B (露点方程)A P P

p0p0A Bp0,p0T有关，可承受实测数据或用如下安托尼A B方程进展推算：lnp0A BTC式中A、B、C均为安托尼常数，可从有关数据手册中查取。在肯定的压力下抱负物系气液相平衡关系还有一种表达形式〔即气液平衡方程〕为：xy1(1)x其中，

A

p0A为相对挥发度，无因次。p xA A px p0p xA AB B B Bα表示A、B组分挥发力量的差异。α≠1A、B可以分别，此时α越大，表示越x易分别，所需理论板数越少。α=1y1(1)xyx，说明经蒸馏分别后组成与原来一样，组分A、B无挥发力量的差异，因此不能用一般蒸馏方法加以分别。p0,p0随温A B度上升而变大，但其比值却随温度变化不大。当总压变化不大时〔如小于30α一般为常数；当总压变化较大时，通常压力变大，α变小。②非抱负物系对于抱负气体和非抱负溶液、非抱负气体和抱负溶液、非抱负气体和非抱负溶液构成的非抱负物系，其气液相平衡关系式的具体表达形式比抱负物系的简单，且相对挥发度α也不再是常数。本章主要涉及抱负物系的相平衡关系。物料衡算全塔物料衡算：FDW,Fx Dx WxF D W精馏段物料衡算〔精馏段操作线方程：L D R xy n1 V

x xn V D

xR1

DR1式中，R=L/D为回流比，L=RD，V=〔R+1〕D。该式表示精馏段内某处下降液流浓度和上升气流浓度之间的关系，它是一条过点a(x、xD

1D了精馏段的分别力量，斜率越大，操作线越远离平衡线，精馏段内塔板的分别力量越高。上式中的回流比R是精馏塔重要的操作参数之一，其大小直接关系到精馏过程的经济性。适宜的回流比R 通常依据阅历选取，其范围为R =〔1.1~2)R 。其中，R 是为适 适 min min与设计条件有关，因此它仅对设计型问题有意义。其值可用下式计算：R x x

x y min D q或R

D qRmin

1 x yD

min

y xq qx，yq

是恒浓点〔交点或切点〕的坐标。q提馏段物料衡算〔提馏段操作线方程：ym1

LxV

WxVLLqF，VVq1)F,而q为进料热状况参数，其定义为：FqIVIFI IV L

每千摩尔进料从进料状态变为饱和蒸气所需热量进料的千摩尔气化潜热一条过点b(x、x

)、斜率大于1的直线。其斜率打算了提馏段的分别力量，斜率越小，W W操作线越远离平衡线，提馏段内塔板的分别力量越高。进料线方程〔q线方程〕y q

x Fxq1 q1x该式是精馏段操作线和提馏段操作线交点d的轨迹方程，它是一条过点f(x、x )、F F斜率为q/(q-1)的直线，该直线仅与q、xF有关，所以称之为进料线方程〔q线方程。x、xF

、x 和R肯定时，精馏段操作线确定，q值的大小将直接影响到点d的位置，D W从而影响到提馏段操作线的斜率。进料预热得愈多，q值愈小，提馏段操作线斜率愈大，与从分别角度来看，尽可能降低进料温度，即q值取大一些可使理论塔板数少一些。但是，q值愈大时，再沸器供给的上升蒸气量V愈大，即再沸器负何也愈大。通常料液预热至泡点的料液温度变化而导致精馏塔操作不稳定。热量衡算任意塔板的热量衡算和恒摩尔流假定混合液中各组分的摩尔气化热相近则可推得精馏塔内恒摩尔流淌的假定下降液体摩尔流量也相等。再沸器、冷凝器的热量衡算再沸器的热负荷：QB

V(IVW

I )QLW

QB B L假设再沸器中用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽消耗量为：W Q /rh B冷凝器的热负荷：QCV(IVDIVL)(R1)DrAMA冷却介质的消耗量为：WCQB/cpc(t2t1)QBQCQL；假设QL可以无视，则QBQC可见，精馏过程中塔釜供给的热量几乎全部由塔顶移走，这就是说，精馏过程的能耗是很大的。传递速率关系精馏过程本质上气液两相传质过程，在塔板上发生的传递过程是很简单的，即塔板上两相的传质及传热速率不仅打算于物系的性质与操作条件，而且还与塔板类型及构造有关，因此很难用简洁的数学方程描述。理论板的概念所谓理论板是指气液两相皆充分混合且无传递过程阻力的抱负塔板相的温度相等，组成互成平衡，符合相平衡方程。塔板效率与实际塔板数塔板效率是用来描述实际塔板的分别力量与理论板的差异。塔板效率主要：〔1〕单板效率E 、EmV mL也称默弗里〔Murphree〕板效。定义为EmV

(n)nyy*yn

yn1yn1

经过第n块塔板后气相的实际增浓程度经过第n块塔板后气相的理论增浓程度液相默弗里板效EmL

(n)x n

xn1xn1

经过第n块塔板后液相的实际增浓程度经过第n块塔板后液相的理论增浓程度明显，EmV

(n)EmL

(n)板效率也各不一样。一般状况下它们会小于1，特别状况下它们会大于1〔通常消灭在塔径较大的精馏塔中。单板效率主要反映了一层塔板上传质的优劣传质效果，以便为塔板选型供给依据。〔2〕全塔效率全塔效率或总板效率E的定义为：NE T 式中，NN P

为理论板数，NP

为实际板数。利用上式，可在全塔理论板数和总板效率确定的前提下，求取精馏塔的实际塔板数。总板效率反映了整座塔传质效果的好坏，其值肯定小于10．5~0．7之间.获取总板效率的目的是为了得到实际塔板数,以便为精馏塔的设计供给依据。〔3〕点效率y yE 2

1e

AKVOG yy1

经过塔板上某点气相的理论增浓程度点效率主要反映了一层塔板上某点传质的优劣，提高A、K、可提高点效率。x塔板效率实际上反映了精馏塔内传质速率的快慢，这一物理量包含了全部影响传质过或阅历数据，当缺乏这些数据时也可依据某些阅历关系进展估算。精馏过程设计〔或操作〕变量和条件的选定4.2.1精馏塔的操作压强精馏按操作压强可分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。因前者设备、流程简洁和操作简洁，故工业上多承受常压精馏。一般选择原则如下：150℃左右的混合物，宜承受常压精馏。②在常压下沸点较高或者在较高温度下易发生分解精馏。③在常压下沸点在室温以下的混合物，一般承受加压精馏。有关，故应选择适当的操作压强。通常，假设提高操作压强，可使蒸汽冷凝温度上升，从而避开中，操作压强也应通过经济衡算确定。4.2.1精馏过程的加热方式和冷凝方式加热方式精馏的加热方式分为间接蒸汽加热和直接蒸汽加热两种，工业生产中大多承受前者。当欲分别的为水与易挥发组分〔如乙醇等可节约再沸器，提高传热速率。但是由于精馏塔中参加水蒸气，使从塔底排出的水量增加，xw

维持肯定，则随塔釜液损失的易挥发组分增多，使其回收率削减。假设保持一样的回收率，必需降低xw

，这样提馏段理论板数就应增加。在设计中，通常将再沸器视为一块理论板。冷凝方式精馏塔的冷凝方式一般分为以下两类：其余局部作为塔顶产品。这种冷凝方式的特点是便于调整回流比，但较难保持回流温度。因该法流程较简洁，工业生产上大多承受这种冷凝方式。分凝器冷凝塔顶上升蒸汽先进入一个或几个分凝器，冷凝的液体作为回流或局部作为初馏产品；从分凝器出来的蒸汽进入全凝器，冷凝液作为塔顶产品。这种冷凝在设计中，分凝器可视为一块理论板。回流比的选择全回流：全回流：其特点是操作线与对角线重合，精馏段、提馏段操作线均可写成y x。由于全回流没有产品的采出，所以不具备生产意义，常在精馏塔开停工、调试n1 n和试验室争论时承受。x yR

D qmin

y xq q②对不正常的平衡曲线，一般是通过xy图上的点〔x ，xD D

〕作平衡曲线的切线，R该切线即为最小回流比下的操作线用作图法算出该切线的斜率 min 进而求得R 。R 1min

min适宜回流比：适宜回流比应通过经济核算确定。操作费用和设备费用之和最低时的回流比R宜

(1.1~2.0)Rmin

。上式中最小回流比的倍数由设计者选定，从耗能角度考虑宜取低限，对难分别物系，宜取高限。精馏操作中，回流比是重要的调控参数，其值与产品质量及生产力量亲热相关。连续精馏塔理论板数的计算二元精馏塔理论板数的求取方法主要有逐板法、图解法和捷算法。逐板法〔也可从塔底y1

开头交替运用相平衡方程和操作线方程，xN11xF数，即为精馏段板数N1

块。然后改用提馏段方程和相平衡方程计算当xN

x 时，说明已W经能够满足分别要求，整个精嗄所需的总理论板数为N-1块〔因第N块为塔釜，所以要扣除。提馏段板数=〔N-1-N〕块。具体步骤如下：1x yD 1

衡x1

2

衡x2

馏线衡x

xN1 F1xN11

N21

衡衡x

N

衡x xN W塔板数很多时可承受计算机求解。图解法图解法又称麦卡勃-蒂列〔McCabe-Thiele〕法，简称M-T法，其原理与逐板计算法完全一样，只是将逐板计算过程通过作图来实现。作图时，将跨过三线〔精馏段、提馏段操作线q线〕交点d的梯级定为加料板。这种进料为最正确位置进料。捷算法捷算法是利用吉利兰关联图，由横坐标X

RR

min查图〔通过关联式〕求得纵坐标R1NNY min，从而求出理论板数NRN2

min

N

min

为最小理论板数，即全回流时的理论板数，其求取方法有逐板法和图解法。对理物系，通过逐板法可推得：xlgxA

x xB

xlgxA

x xB N B D

A

B D

A W1〔不含塔釜〕min1

lg1

min

lgD F上式为芬克斯〔Fenske〕方程，该式适用于多组分物系。式中D F1 。N 为精馏段所需的最少理论板数。D WD W捷算法快捷，但准确性较差，一般用于设计时的粗估。精馏操作条件的优化及操作分析精馏操作条件的优化选择最正确的进料位置：两操作线交点稍下的位置。FDWFxFDxDWxW选择适宜的塔顶回流：适宜的回流比及回流温度。选择适宜的进料热状况：工业上多承受饱和液体进料，以节约能耗。在灵敏板进展温度掌握。操作型问题定性分析1.影响精馏操作的因素分析影响精馏操作的主要因素有：物系特性和操作压强；生产力量和产品质量；回流比和进料热状况；塔设备状况；再沸器和冷凝器的热负荷。上述因素以应遵循的根本关系：相平衡关系；物料衡算关系；理论板数关系；塔板效率关系；热负荷关系。2.操作型问题定性分析方法所谓操作型问题是指设备给定的条件下，计算或分析某操作条件转变后分别效果的变化，或者提出为获得合格产品需承受的调整措施等。数不变进展分析，这是操作型问题的定性分析的前提。首先推断出精馏段、提馏段操作线斜率的变化。精馏段操作线斜率越大，操作线越远离平衡线，精馏段内塔板的分别力量越高；提馏段操作线斜率越小，操作线越远离平衡线，提馏段内塔板的分别力量越高。反之亦然。或者，在y-x相图中画出旧操作线，并用M-T法作出梯级，并与理论板数不变这一前提相比较，最终确定馏出液和釜液浓度的变化趋势。在精馏操作型问题的定量计算中可假设馏出液和釜液组成中的一个，承受逐板计算或M-T图得出另一个，最终用物料衡算关系来校验。其他类型的蒸馏过程简洁蒸馏〔〕间歇，不稳定〔〕的场合，常作为初加工，如原油的初馏。①宏观物料衡算：

W W W1 2 DWx Wx1 2 2

W xD D式中W1

x为初始料液量和组成；Wx1 2

为最终残液量和组成；W 、xD D

为馏出液量和馏出液平均浓度。dW dx②微分物料衡算：W yxxy11)x代入上式积分得：Wx W(1x)ln 11ln 1 1 Wx W2 2

2平衡蒸馏1〕2〕在平衡蒸馏过程中，x、y保持不变。FLV①物料衡算：FxF

LxVyxy11)x间歇精馏〕〔〕只有精馏段〔〕料塔。〕〕恒馏出液组成操作。计算方法：图解试差法。二元连续精馏的其他流程〔参阅〕塔顶设有分凝器假设离开分凝器的两相到达气液相平衡，则分凝器可看成一块理论板，与带有全凝器的流程相比，全塔多了一块理论板。故全塔理论板数为N2冷液回流冷液回流时流入塔的液体量L〔称外回流量〕与塔内下降的液体量L〔称内回流〕不0相等。内回流比R与外回流比R也不相等。设回流液温度为t，塔内第一块板上的温度为0 0 c (tp

t)0 R

c

为回流液比热，kJ/(mol·ºC)；r为回流液的气1 r 0 p化潜热，kJ/kmol。冷液回流塔内操作回流比较大，因此冷回流对精馏过程是有利的。但冷回流操作由于以增加能耗为代价的。直接蒸气加热流程直接蒸气加热流程适用于水溶液，且水是难挥发组分，如甲醇-水、乙醇-水等。水蒸气起到加热剂的作用。与间接蒸气加热流程相比有：①全塔物料衡算方程不同。全塔物料衡算：FSD W*，FxF

S0DxD

W*xW*式中，S为塔釜直接通入的加热蒸气摩尔流率，W*、x 为排出的釜液量和组成。w*与间接蒸气加热时全塔物料衡算比照可知：W*

WS,W*xW*

w②在一样的条件下〔FxF

、q、DxD

R一样，釜液排出量W W直 间

，排出组成x* x 。W直 W间③精馏段、提馏段操作线、q线形式一样。在一样的条件下〔F、x 、q、D、x 、F DR一样〕，直接蒸气加热时塔内的操作线方程与间接蒸气加热时的完全全都，只不过b(x、x

点下移至b(x*、0)点因此理论板数略有增加。adadb(x、x)W W直接蒸气加热流程可以用构造简洁的塔釜鼓泡器代替造价昂贵的再沸器，且需要的加热蒸气压力较低；但需要的理论板数略有增加、塔釜排出的废液更多。多股加料和侧线出料流程多股加料流程与单股进料相比精馏段、提馏段操作线方程不变，两股进料之间的操作线方程则另需物料衡算得到，如对两股加料流程，两进料口间的操作线方程为：

b(x*、0)WL Dx FxD11yVx VD11塔内从上至下各段的L气液负荷之间满足： LLqF L 1 1V V(1q)F1 1

2 2V q2 2侧线出料流程与多股加料流程处理方法类似。回收塔流程只有提馏段没有精馏段的精馏塔称为回收塔。分为无回流和有回流两种状况。其解算方法与一般精馏塔类似。液萃取1.本章学习目的液–液萃取是一种应用广泛、进展快速的单元操作。通过学习要求把握萃取操作的根本原理、过程计算、设备特性，最终到达合理地选择适宜的萃取剂、萃取操作条件及设备。2.本章应把握的内容〔包括萃取剂及操作条件的选择、萃取过程的计算。学习本章应留意的问题液–液萃取属传质过程，但和蒸馏吸取相比又有其特别性，如相平衡关系的表述方法、萃取设备的构造特点及外加能量。本章学习要点液–液萃取是利用液体混合物中各组分在某种溶剂中溶解度的差异来实现分别的一种单元操作。液–液萃取主要包括两大类传质过程：分级传质过程和微分连续接触式传质过程。这两精馏、吸取章融会贯穿。等。而微分连续接触式传质过程则可分为连续逆流萃取和回流萃取等。与精馏、吸取类似，液–液萃取的数学模型中主要包括物料衡算、相平衡关系和传质速，引进理论级〔即平衡级〕或传质单元的概念以使简单的工程问题简洁化。相平衡关系萃取中的相平衡关系就是溶解平衡关系。由于萃取过程达平衡时，呈平衡的两相即萃取更为简单，常常需在三角形坐标上表示，称为三角形相图。学习本章应能娴熟地使用三角形相图，了解相图中的点、线段的物理含义，并在相图中会标注两相、三相的状态点，会在相图上表示物料的混合和分开〔含分层，下同〕过程，这是本章计算的根底。三角形相图应用根底关于三角形相图示：①顶点代表纯组分；②三条边代表二元溶液；③相图中的点代表三元溶液，且有：%A+%B+%S=100%

溶解度曲线A三角形相图的应用

E/P平衡联结线 F ·三角形相图可以用来表示混合液的混合和分开等过程，在相图中就是和点和差点的关系。图中线段RME代表三元溶液R〔差点〕与三元溶液〔差点〕混合成为的三元溶液〔和点线FMS代表二元溶液F〔差点〕与纯组分S〔差点〕混合成为的三元溶液〔和点；线段EES

ER MB S关心曲线代表三元溶液E〔和点〕脱除其中的组分S〔差点〕后成为的二元溶液E〔差点。又称为杠杆，和点就是杠杆的支点，两差点就是杠杆的“力”的作用点。对两溶液的混合过〔又称杠杆规章，以线段RMER为例：

ME

，RME

，ERME RM

M RE

M RE相平衡关系得表示溶解度曲线以B、S局部互溶为例，其溶解度曲线如图，平衡共存的两相联结线称为平衡联结线〔共轭线，点P为临界混溶点〔褶点方为两相区〔分层区，为萃取操作区，其余为均相区。安排曲线坐标系上的相平衡关系与精馏、吸取的相平衡关系原则上的区分。萃取分别效果的定量表示安排系数安排系数表示各组分在相互平衡的萃取相和萃余相中的安排比例，定义如下：k A xA

k ByB xyB安排系数与精馏中的挥发度相像。kA越少。

越大，kB

越小，越有利于萃取分别，所需萃取剂选择性系数β选择性系数βA、BS

kB

/xy A yy /xB B

/yy A Byx /xA Bβ与精馏中的相对挥发度相像。1A、B可以分别，此时β越大，表示越易分别，所需的理论级数越少。1，萃取相中的组分A、B浓度之比等于萃余相中的组分A、B浓度之比。萃取相、萃余相脱萃取剂S后浓度一样，说明此时不能用萃取方法分别。4.3.物料衡算3个独立的衡算方程：总物凹衡算方程、溶质A的衡算方程和萃取剂S〔或稀释剂B〕的衡算方程。杠杆规章表示。计算问题。理论级率〔试验测定〕加以修正。本章仅涉及理论级的状况。中应特别留意这一点。在直角坐标系中求理论级数与精馏、吸取根本一样坐标系中用图解法求取多级逆流萃取的理论级数，步骤如下：由原料液的组成xF

在直角三角形相图AB边上定出F点。联FS线，然后依据以知的FS的量按杠杆规章在FS线上定出M点。由给定的萃余相组成xn

在溶解度曲线上定出Rn

Rn

过M点划直线与溶解度曲E点。1联FERS并延长地交点Δ，此点即为操作点。1 n由E1

点依据关心曲线可求得R1

点。联R1

Δ线，该线与溶解度曲线交于E2

点。然后借助关心曲线可求得R 点……依此进展下去直到某一联结线的萃余相R的组成等于或开头2 nxn

。这样，有多少根联结线即有多少个理论级。溶剂比萃取操作中的溶剂比与精馏的回流比、吸取的液气比相像，当溶剂比S/F减小，操作线S/F减小到使操作线SF

。位于安排曲线上的切点在三角形相图上表示平衡联结线的两端点，因切点又min线上，则在三角形相图中消灭操作线与平衡联结线相重合的状况，最小溶剂比S 的数值可依杠杆规章求得。Fmin溶剂比S/F的大小或萃取剂S的用量对原料液的分别效果有着重要影响，转变溶剂比S/F的大小或萃取剂S的用量是萃取操作的重要调整手段但是溶剂的初始含量即y 对萃sS/F对分别效果是有利的，但不适当地增大溶剂比S/F使再生设备负荷过重，溶剂再生不良，反而会适得其反。E1E1E2E3FR1ME4ΔRnB S附图：多级逆流萃取理论级数图解法1.本章学习目的算、热量衡算、枯燥速率及枯燥时间的计算，了解工业常用枯燥器的类型及其使用场合。2.本章应把握的内容场合，提高枯燥热效率及强化枯燥过程的措施。学习本章应留意的问题描述。对简单得工程问题进展合理的简化而不失真，是工程人员力量的表达。本章学习要点湿空气的性质气与水蒸气的混合物〔常称之为湿空气，可见空气〔湿空气〕根底。湿空气的含水量的表示方法湿度：H0.622 pPp

p622PspsspsHs

0.622

Pps相对湿度： p100%ps湿空气温度的表示方法干球温度t，简称温度，指空气的真实温度，可直接用一般温度计测量。湿球温度tW

：指大量的空气与少量的水经过长时间绝热接触后到达的稳定温度。露点温度td

：在总压不变的条件下，不饱和湿空气冷却到达饱和状态时的温度。绝热饱和温度tas

：指少量的空气与大量的水经长时间绝热接触后到达的稳定温度。rt t0(Hras c H

H)对于空气-水体系，湿球温度和绝热饱和温度在数值上可近似认为相等，即t =tW as湿空气的其他性质湿空气的比热容c 1.011.88H，c 单位为kJ/kgCH H湿空气的焓 I1.011.88Ht240，I的单位为kJ/k。273t湿空气的比容vH湿度图

(0.7731.224H)

273

v 单位为m3/Kg。H湿空气的各种性质之间存在着肯定的函数关系参数，湿空气的其他性质便可从图中读出，既便利又快速。从形式上看，常用的有湿度-焓〔H-I〕图、温度-湿度〔t-H〕图。枯燥静力学湿物料的性质w湿物料中水分的质量100%湿物料的总质量X

湿物料中水分的质量 100%湿物料中绝干物料的质量且有：w X 或X w1X 1w湿物料的比热容c [单位为kJ/(kg·K)]mc (1w)cm

wcW

(1w)cs

4.187wcs

4.187X湿物料的焓I〔单位为kJ/kg湿物料：Icm式中：ckJ/(kgK；——湿物料的温度；sc ——水的比热容，4.187kJ/(kg·K)。W枯燥过程的物料衡算干物料量 GG1

1

)G2G

2G或 G 1 2 1X1水蒸气用量〔水分蒸发量〕

1X2ww

wwWG(X1

X )G2

1 2G1w 22

1 21w1所需加热空气量： L W单位空气消耗量： l

H H2 1L 1 1 枯燥过程的热量衡算如以下图所示枯燥流程：

W H H2 1

H H2 0抱负枯燥器为等焓过程：抱负枯燥器为等焓过程：I I12预热器的输入热量：Q L(I I)Lcp 1 0(t t)H 1 0热量衡算的普遍式〔实际枯燥器〕为QQ Q L(I I)G(II)Qp d 2 0 2 1 L或QL(1.011.88H0枯燥器的热效率

)(t2

t)Gc (0 m

)W(24901.88t1

1

)QL水蒸气汽化所需热量Q

W〔24901.88t

2 1 枯燥器中的总热量QT

Q Qp d抱负枯燥器的热效率t t1 2t t1 0枯燥器的热效率愈高说明枯燥系统的热利用率愈好耗，提高枯燥器的热效率：⑴提高H而降低t可提高枯燥操作的热效率。2 2⑵提高空气的入口温度t可提高枯燥器的热效率。1⑶利用废气〔离开枯燥器时的空气〕来预热空气或物料，回废气中带走的热量。⑷承受二级枯燥。⑸利用内换热器。枯燥动力学枯燥速率GdXUSd恒速枯燥阶段的速率：U

GdX

dWk (H

H)

a(tt )c恒定枯燥条件下的枯燥时间G

Sd Sd

H s,tw r tw恒速阶段： 1 USc

(X X )1 c降速阶段：假设将降速阶段的枯燥曲线可近似作为直线处理，则枯燥条件可表示为G(X

X*)lnX

X*c2 SUcc

X X*2G——一批操作中绝干物料的质量，kg；S——枯燥面积，m2；U——恒速枯燥阶段的速率又称临界枯燥速率，kg/(m2s)；CX——物料的临界含水量，kg/kg绝干料；X*——物料的平衡含水量，kg/kg绝干料；CX——降速阶段终了时物料的含水量，kg/kg绝干料。2枯燥器的选型与设计雾枯燥器等。在这几种枯燥器中，被枯燥的物料均呈悬浮状态与枯燥介质接触。枯燥器的性能要求①能保证生产力量几枯燥产品的质量要求。②枯燥速率快，枯燥时间短，能量消耗少。③设备尺寸小，关心设备投资费用低。④操作掌握便利，劳动条件好。枯燥器的进展趋势①为提高热效率，进展传导式枯燥器。②开发组合式枯燥器。③充分利用废热和改进工艺，节约能耗。④掌握环境污染。⑤提高枯燥过程掌握水平。器在构造和操作上差异很大，对不同类型枯燥器进展设计时承受的具体计算方法各不一样。一、填空题理论板是指 。以恒摩尔流率为基准的精馏操作线是直线，其缘由是： 。q=1.3，则加料液体量与总加料量的比是 。恒沸精馏与萃取精馏主要针对 的物系，承受参加第三组分的方法以转变原物系的 。打算精馏塔分别力量大小的主要因素是：物性方面 、设备方面和操作方面 。连续精馏操作，原工况为泡点进料，由某种缘由温度降低，使q>1，进料浓度、塔顶采出率及进料位置均保持不变。试推断：⑴塔釜蒸汽量V保持不变，则塔釜加热量Q ，x ,x ；R D W⑵保持回流比R不变，则塔釜加热量Q ，x ,x 〔变大，变小，R D W不变，不确定。精馏塔分别某二元物系，当操作强降低，系统的相对挥发度α ，溶液的泡点，塔顶蒸汽冷凝温度 〔增大，减小，不变。精馏塔操作中，保持F、x 、q、L不变，而增大V，则R ，xF D，L/V 〔增大，减小，不变。精馏塔分别某二元混合液、x q，要求塔顶x ，轻组分回收率。设计时，假设加F D大回流比R，则精馏段液气比 ，提馏段液气比 ，所需理论板数N ，TW塔顶产量D ，塔釜x ，塔顶冷凝量QC ，塔釜加热量QR ，W假设R太大，过程的调整余地将 〔增大，减小，不变。10．在单级萃取过程中，假设萃取剂用量削减，则萃取相y ,萃余相x 脱去AE AEyAE

xAR

〔变大，变小，不变，不确定。调整逆流萃取操作过程的主要手段是： 、 和 。纯溶剂单级萃取，xF,xR肯定，假设溶质安排系数kA越大，则所需溶剂比S/F 〔变大，变小，不变，不确定。三角形相图中的联结线是指 。选择溶剂进展萃取操作时，其必要条件是 。某多级逆流萃取操作中，B与S完全不互溶，现增加纯溶剂用量S，则萃余相出口含量萃取相出口含量 〔增大，减小，不变，不确定。枯燥过程是 结合的过程。提高空气的预热温度，可提高枯燥操作的热效率，着是由于。不饱和湿空气的干球温度t，湿球温度tw露点温度td的大小挨次为： 。101.3kPa40ºC60%，假设加热至80ºC，则空气的以下状态参数如何变化？湿度H ，相对湿度φ ，湿球温度t ，露点t ，焓Iw d〔变大，变小，不变。假设在等温条件下使总压减至50.65kPa时，则该空气的以下参数将如何变化？湿度H ，相对湿度φ ，湿球温度t ，露点t ，焓Iw d〔变大，变小，不变。假设空气中湿含量及温度均提高以保持相对湿度不变，则对同一湿物料，平衡含水量，结合含水量 〔增大，减小，不变。二、选择题两组分物系的相对挥发度越小，则表示分别该物系〔 。简洁 B.困难 C.完全 D.不完全某二元混合物假设液相组成x 为0.45，相应的泡点温度为t；气相组成y A 1 A的露点温度为t，则〔 。2A. tt B. tt C. tt D.不能推断1 2 1 2 1 2分别某两元混合液进料量为10kmol/h，组成x =0.6，假设要求馏出液组成x F D大馏出液的量为〔 。A.6.67kmol/h B.6kmol/h C9kmol/h D.不能确定精馏塔中由塔顶往下的第n1、n、n1层理论板，其气相组成关系为〔 。A. y yy B. y yy C. y =yy D.不能确定n1 n n1 n1 n n1 n1 n n1在精馏塔的图解计算中，假设进料热状况变化，将使〔 。平衡线发生变化 B.操作线与q线变化 C.平衡线与q线变化D.平衡线和操作线变化6.操作中的精馏塔，假设选用的回流比小于最小回流比，则〔 。A.不能操作 B. x 、x 均增加 C. x 、x 均不变D. x 减小、x 增加D W D W D W用精馏塔完成分别任务所需理论板数NT为〔包括再沸器，假设全塔效率为50，则塔实际塔板数为〔 。A.16 B.12 C.14 D.不能确定在单级萃取中在保持原料液组成x 及萃余相组成x 不变的条件下用含有少量溶质AF A的萃取剂代替纯溶剂，则萃取相组成yA

将〔 。A.增大 B.不变 C.降低 D.不肯定用萃取剂S对B混合液进展单级萃取，当萃取剂用量加大时、x 保持不变，则FyA

将〔 。A.增大 B.减小 C.不变 D.不肯定对于肯定的物系，影响萃取分别效果的主要因素是〔 〕与〔 。A.温度 B.原料液量F C.萃取剂量S D.溶剂比S/F在原料液组成及溶剂比一样的条件下，将单级萃取改为多级萃取，如下参数的变化趋势是萃取率〔 、萃余率〔 。A.提高 B.降低 C.不变 D.不确定12.萃取中当消灭以下状况时说明萃取剂的选择是不适宜的〔 。A. k ＜1 B. k =1 C. ＞1 D. ≤1A A湿空气的如下两个参数，便可确定其他参数〔 。A.H，p B.H，t C.H，t D.I，td as当空气的相对湿度φ=60%时，则其三个温度t〔干球温度、t〔湿球温度、t〔露点〕w d之间的关系为〔 。A. t=t =t B. t＞t ＞t C. t＜t ＜t D. t＞t =tw d w d w d w d物料的平衡水分肯定是〔 。A.结合水分 B.非结合水分 C.临界水分 D.自由水分同一物料，如恒速阶段的枯燥速率加快，则该物料的临界含水量将〔 。A.不变 B.削减 C.增大 D.不肯定利用空气作介质枯燥热敏性物料，且枯燥处于降速阶段，欲缩短枯燥时间，则可实行的最有效措施是〔 。A.提高枯燥介质温度 B.增大枯燥面积、减薄物料厚度C.降低枯燥介质相对湿度 D.提高空气的流速三、简答题在连续精馏操作过程中，如何进展操作条件的优化？R↑D↓。此话对否？在某种特定的工况下，为提高分别效果，将回流比R提高，结果分别效果更差；相反，好方法是什么？图解法求理论板时与以下参数FxF、q、RxDxw、α中的哪一个量无关？在设计萃取塔时为什么会存在着最小溶剂比？打算最小溶剂比的主要因素是什么？在连续逆流萃取塔操作过程中如何选取分散相？简述溶剂比对萃取操作过程的影响。简述枯燥中的临界含水量受哪些因素影响。如何提高枯燥的热效率？某药品欲用气流枯燥器枯燥，枯燥器入口温度为140ºC100ºC以上会分解，请问此工艺是否可行？假设可行有什么条件？四、分析题操作中的精馏塔，假设进料量增大〔设塔仍能正常操作，而保持xF、q、D/F不变，xD

x的变化趋势。w一运行中的精馏塔，由于前段工序的缘由，是料液组成xF

F、R、q、V仍不变。试分析L、V、W、VLxD

x的变化趋势。wF、xF

q、R、V均同设计值，试分析L、V、W、DLxD

x的变化趋势。w在某二元混合物连续、根本型精馏操作的根底上，假设进料组成及流量不变，总理论板数及加料板位置不变，塔顶产品采集比D/F不变。试考虑在进料热状态参数q减小，回流比RxD

x变化趋势。只需定性分析。w对BS完全不互溶的体系，用多级逆流萃取提取溶质组分。现由于萃取级回收车间操N作故障，是萃取剂中溶质浓度增大。试分析A余相中的浓度、萃余率如何变化？对BS局部互溶的体系，用多级逆流萃取提取溶质组分。假设萃取剂用量增加1/4而原料流量不变，试分析当x 或y不变时则萃余率、操作点的位置的变化状况。n 1对BS完全不互溶的体系，用连续逆流萃取塔提取溶质组分。试分析分散相液滴变小后萃余相中的浓度的变化趋势。试分析比较湿空气的湿球温度tw

和绝热饱和温度t 。as间歇恒定枯燥时，如进入枯燥器的空气中水汽分压增加温度不变，试分析恒速阶段的物料温度、枯燥速率、临界含水量的变化趋势。某湿物料用温度为t，湿含量为H的空气进展枯燥，测得枯燥速率曲线可简化为如附图所示。试定性绘出以下工况的枯燥速率曲线与原工况枯燥速率曲线的相对位置。空气状态不变而流速增加；气速不变，温度不变，H增加或气速不变，UH不变，温度降低；气速不变，空气状态不变，物料的积存厚度增加；气速不变，H不变，温度上升或气速不变，温度不变或H降低。X* X XC五、计算题在连续精馏塔中分别苯-甲苯溶液，塔釜间接蒸气加热，