化工原理下复习总结.ppt
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《化工原理总复习》PPT课件
45 C 80 C
115 C 140 C
廿二烷 0.8 0.6 0.4
0.4 0.6 0.8
0.2 糠醛
甲基环戊烷
0.8
0.2
0.6
0.4 0.2
2354.5PC 45 CC
0.4 P 0.6
0.8
正己烷 0.8 0.6 0.4 0.2 苯胺
感谢下 载
解：取贮槽液面为1―1截面，管路出口内侧为 2―2截面，并以1―1截面为基准水平面，在两 截面间列柏努利方程。
gZ1
u12 2
p1
We
gZ2
u22 2
p2
hf
式中 Z1=0 ，Z2=15m，u1=0，p1=0（表压） p2=－26670Pa（表压），Σhf=120J/kg
20
u2
3600
0.785 0.062
物理性质
(1) 溶解度：萃取剂在料液相中的溶解度要小。 (2) 密度：密度差大，有利于分层，不易产生第三相和乳化现象，
两液相可采用较高的相对速度逆流。 (3) 界面张力：界面张力大，有利于液滴的聚结和两相的分离；
另一方面，两相难以分散混合，需要更多外加能量。由于液滴 的聚结更重要，故一般选用使界面张力较大的萃取剂。 (4) 粘度：低粘度有利于两相的混合与分层，流动与传质，对萃 取有利。对大粘度萃取剂，可加入其它溶剂进行调节。
kA kB
➢ kA，kB ， 。 ➢ 表示 S 对 A、B 组分溶解能力差别，即 A、B 的分离程度。 ➢ kB一定：kA ， 。 ➢ kA一定：kB ， 。
选择与稀释剂互溶度小的溶剂，可增加分离效果。
化学稳定性
萃取剂的选择
萃取剂应不易水解和热解，耐酸、碱、盐、氧化剂或还原剂，腐 蚀性小。在原子能工业中，还应具有较高的抗辐射能力。
化工原理知识点总结复习重点(完美版)图文
第一章、流体流动一、 流体静力学 二、 流体动力学 三、 流体流动现象四、流动阻力、复杂管路、流量计一、流体静力学：● 压力的表征：静止流体中，在某一点单位面积上所受的压力，称为静压力，简称压力，俗称压强。
表压强（力）＝绝对压强（力）-大气压强（力） 真空度＝大气压强-绝对压大气压力、绝对压力、表压力（或真空度）之间的关系 ● 流体静力学方程式及应用：压力形式 )(2112z z g p p -+=ρ 备注：1)在静止的、连续的同一液体内，处于同一 能量形式g z p g z p 2211+=+ρρ水平面上各点压力都相等。
此方程式只适用于静止的连通着的同一种连续的流体。
应用：U 型压差计 gR p p )(021ρρ-=- 倾斜液柱压差计 微差压差计二、流体动力学● 流量质量流量 m S kg/sm S =V S ρ体积流量 V S m 3/s质量流速 G kg/m 2s(平均)流速 u m/s G=u ρ ● 连续性方程及重要引论：22112)(d d u u = ● 一实际流体的柏努利方程及应用（例题作业题） 以单位质量流体为基准：f e W pu g z W p u g z ∑+++=+++ρρ222212112121 J/kg 以单位重量流体为基准：f e h gp u g z H g p u g z ∑+++=+++ρρ222212112121 J/N=m 输送机械的有效功率： e s e W m N = 输送机械的轴功率： ηeN N =（运算效率进行简单数学变换）应用解题要点：1、 作图与确定衡算范围:指明流体流动方向，定出上、下游界面；2、 截面的选取：两截面均应与流动方向垂直；3、 基准水平面的选取：任意选取，必须与地面平行，用于确定流体位能的大小；4、 两截面上的压力：单位一致、表示方法一致；5、 单位必须一致：有关物理量的单位必须一致相匹配。
三、流体流动现象：流体流动类型及雷诺准数：（1）层流区 Re<2000 （2）过渡区 2000< Re<4000 （3）湍流区 Re>4000本质区别：（质点运动及能量损失区别）层流与端流的区分不仅在于各有不同的Re 值，更重要的是两种流型的质点运动方式有本质区别。
化工原理复习PPT
po o o v A = p A , vB = pB 与相对挥发度 α = A o pB
，
αx 用相对挥发度表示的平衡关系 y = 1 + (α − 1) x
用相对挥发度α判断能否用一般蒸馏方法分离及分离的难易： α=1，不能分离； α＞1 ，能分离（A为易挥发组分），α越大，越易分离。 α＜1 ，能分离（B为易挥发组分）。
第三节 蒸馏方及其原理 精馏原理：精馏塔内的温度分布和浓度分布。 连续精馏装置：精馏塔，精馏段及提馏段的划分与作用，塔 板的作用，回流（液相、气相）的作用。 第四节 双组分连续精馏塔的计算 一、物料衡算 物料衡算式： F = D + W
Fx F = Dx D + WxW
W 釜液的采出率： F = xD − xF xD − xW
N OG dY Y1 − Y2 =∫ = Y − Y * ∆Ym Y2
Y1
平均推动力法确定传质单元数：
∆Ym = ∆Y1 − ∆Y2 , ∆Y1 = (Y1 − Y1*), ∆Y2 = (Y2 − Y2 *) ∆Y1 ln ∆Y2
例6-15解法二，习题6-20①
第七章 蒸馏
第一节 概述 蒸馏分离的目的和依据， 溶液中易挥发组分的判断。 第二节 双组分溶液的气-液相平衡 一、理想溶液的气液相平衡 拉乌尔定律及应用：
吸收
相平衡常数m：m=E/p，与溶解度、E的关系，主要影响因素。 用摩尔比表示的平衡关系：Y * ≈ mX 三、气液相平衡与吸收过程的关系 相际传质方向的判断，相际传质的推动力。 第四节 吸收速率 控制因素及判断：气膜、液膜、双膜控制 第五节 吸收塔的计算（逆流操作） 一、物料衡算和操作线关系 V 物料衡算： B (Y1 − Y2 ) = LS ( X 1 − X 2 ) 吸收率： η = Y1 − Y2
化工原理下册PPT课件
xe
y m
0.1 0.94
0.106
即 x < xe，表明液相未饱和 发生吸收 致使气相被吸收为液相。
第14页/共50页
反之，若 y = 0.05 的含氨混合气 与液相 x = 0.1 的氨水接触，
则 y<ye , 或 x>xe ,
发生解
此时液相中部分氨将转入气相 吸过程
注意点：要搞清实际浓度与平衡浓度，二者不能混淆
第2页/共50页
第一节 概述
一、吸收过程
目的：气体混合物分离 依据：溶解度差异 应用： （1）制取液体产品 如三酸制备
（2）回收有价值的物质 如煤气中取苯 （3）除去有害成分以净化气体 环保中废气治理
二、过程实施与经济性
1、过程实施——吸收与解吸流程： 煤气脱苯
第3页/共50页
①一个完整的吸收分离过程一般包括吸收和解吸两个部分
吸收操作费用 溶剂损失——溶剂的挥发和变质 溶剂再生费用—是吸收操作经济性的体现
第7页/共50页
三、本章讨论要点 1、 单组分物理吸收 2、 微分接触设备——填料塔 3、填料吸收塔的设计与操作
本章重点：填料吸收塔的塔高计算 难点：传质过程有关概念
第8页/共50页
比较：
第二节 气液相平
衡传热
吸收
冷热流体间的热量传递、 气液两相间的物质传递 推动力是两流体间的温度差 两相间的浓度差?
推动力为实际浓度与平衡浓度的偏离程度
实际浓度
气相浓度 y
塔内某一截面处
液相浓度 x
平衡浓度
ye = mx y
xe m
（y,x） y-ye
xe-x
由图可见吸收推动力并非（y-x） 而是 y-ye 或 xe-x 即实际浓度与平衡浓度的偏离程度
化工原理下册复习PPT学习教案
对稀溶液，相平衡关系服从亨利定律 y*=mx
NA
y y* 1 Ky
Ky
y y*
1 1 m Ky ky kx
NA
x* x 1 Kx
Kx
x* x
1 1 1 K x kx mk y
第7页/共53页
总传质速率方程
优点：可避开难以确定的相界面组成 xi 和 yi。 对易溶气体，平衡常数 m 值小，平衡线很平：
1 m 1 1
ky kx
Ky ky
Ky ky
传质阻力主要集中在气相，此类传质过程称为气 相阻力控制过程，或称气膜控制过程。
第8页/共53页
总传质速率方程
对难溶气体，平衡常数 m 值大，平衡线很陡：
11
11
kx mk y
Kx kx
Kx kx
传质阻力主要集中在液相，此类过程称为液相阻 力控制过程，或液膜控制过程。
kg湿份蒸汽/kg绝干气体
对于空气-水系统： Mw=18.02，Mg=28.96
H 0.622 p P p
总压一定时，气体的湿度只与湿份蒸汽的分压有关
。
第35页/共53页
相对湿度（Relative humidity）
一定的系统总压和温度下，气体中湿份蒸汽的分压 p 与系统温度下湿份的饱和蒸汽压 ps 之比。
数பைடு நூலகம்比摩尔分数；
ci、xi、Xi — 溶质A在界面液相侧的摩尔浓度、摩
尔分数和比摩尔分数。
第5页/共53页
总传质速率方程 传递过程的阻力具有加和性。 根据双膜理论(相界面无阻力)
传质总阻力
气相传质阻 力
液相传质阻力
总传质速率 总传质推动力 y y* 1 Ky
化工原理总复习
吸收剂用量的确定
已知：V ,Y1,Y2, X 2，求L, X1。
L V min
Lmin
L 1.1 2.0Lmin
L V min
Y1 Y2
X
1
X
2
Y1 Y2 Y1 / m X 2
1/22/2021
47
（七） 填料层高度 传质单元高度 传质单元数
1/22/2021
Z V Y1 dY
1/22/2021
17
（三）
气体输送机械设备（类型） 静风压，动风压
1/22/2021
18
第三章 沉降与过滤
1/22/2021
19
（一）
均相物系，非均相物系 自由沉降速度以及主要影响因素
滞流区或斯托克斯定律 （自由沉降速度）
ut
4gd p p 3
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20
（二）
停留时间，沉降时间 临界粒径 沉降室的处理能力
p p0 gh
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5
（二）
流量(种类） 流速(计算方法) 连续性方程（质量守恒)
u qV , A
qm qV
qm Au Const
qV Au Const
1/22/2021
6
（三） 伯努利方程（各项名称意义，单位）
z1 g
1 2
u12
p1
W
z2g
1 2
u22
p2
hf
1/22/2021
41
1/22/2021
42
（五）
总传质速率方程 传质推动力 传质阻力 气膜控制与液膜控制
1/22/2021
43
1 1m KY kY kX
化工原理复习课件 共85页PPT资料
（5）旋风分离器的性能参数
气体处理量 分离效率 气体通过旋风分离器的压强降。
重点三：
过滤操作的基本概念 过滤基本方程式 恒压恒速过滤方程式
1. 过滤的基本概念
以多孔物质为介质，在外力的作用下，使悬浮液中的液体 通过介质的孔道，固体颗粒被截留在多孔介质上，从而实 现固液分离的操作。
2. 过滤基本方程式
2.旋风分离器
1、离心沉降速度ur
惯性离心力=
dd33
66
ss
uu22 TtTt RR
向心力=
d3
u2 Tt
6R
阻力=
d2
u
2 r
42
三力达到平衡，则：
d3
6
s
u2 tT R
d3
u2 Tt
d 2
u
2 r
0
6 R 42
（1）离心沉降速度的通式
ur
4d
⑨连接SF并延长至E’得脱溶剂后的量
E
M
S
③萃取剂极限用量 ：
原料量F及组成一定，增大S，M向S点靠近。
D点：最小溶剂用量，Smin
FD Smin F DS0
G点：最大溶剂用量，Smax
S max
F
GF GS 0
萃取操作S应满足下列条件：
Smin S Smax
A
FD M E
R
G S0
溶液中溶质浓度提高的单元操作称为蒸发，所用的设备称为蒸
发器。
2.加热蒸气和二次蒸气
蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸 气，而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸气也是水蒸
气。为了易于区别，前者称为加热蒸气或生蒸气，后者称为二 次蒸气。
气体处理量 分离效率 气体通过旋风分离器的压强降。
重点三：
过滤操作的基本概念 过滤基本方程式 恒压恒速过滤方程式
1. 过滤的基本概念
以多孔物质为介质，在外力的作用下，使悬浮液中的液体 通过介质的孔道，固体颗粒被截留在多孔介质上，从而实 现固液分离的操作。
2. 过滤基本方程式
2.旋风分离器
1、离心沉降速度ur
惯性离心力=
dd33
66
ss
uu22 TtTt RR
向心力=
d3
u2 Tt
6R
阻力=
d2
u
2 r
42
三力达到平衡，则：
d3
6
s
u2 tT R
d3
u2 Tt
d 2
u
2 r
0
6 R 42
（1）离心沉降速度的通式
ur
4d
⑨连接SF并延长至E’得脱溶剂后的量
E
M
S
③萃取剂极限用量 ：
原料量F及组成一定，增大S，M向S点靠近。
D点：最小溶剂用量，Smin
FD Smin F DS0
G点：最大溶剂用量，Smax
S max
F
GF GS 0
萃取操作S应满足下列条件：
Smin S Smax
A
FD M E
R
G S0
溶液中溶质浓度提高的单元操作称为蒸发，所用的设备称为蒸
发器。
2.加热蒸气和二次蒸气
蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸 气，而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸气也是水蒸
气。为了易于区别，前者称为加热蒸气或生蒸气，后者称为二 次蒸气。
化工原理复习总结
2 常数
对不可压缩流体： V su1A 1u2A 2 uA
在圆形管道内:
u1 u2
A2 A1
d2 d1
2
流速与管径的平方成反比。
3
3．伯努利方程P31-33 （1）理想流体的伯努利方程：
gzu2 p 常数
2
(2)实际流体的伯努利方程：应用注意事项
①对1kg流体：
Peqm W eqVρgH e
Pe P
摩擦阻力计算式：
Σhf λΣli dΣleiΣξiu 22
层流: 6/4Re湍流: f(du)
d
8
第 三 章 非均相物系的分离和固体流态化
均相物系和非均相物系
颗粒的特性（单一颗粒，颗粒群）
二、沉降分离
1、重力沉降
ut
4dg(s ) 3
——沉降速度表达式
ξ值是颗粒与流体相对运动时的雷诺数Ret的函数。
解：（1）F=D+W FxF=DxD+WxW D＝50kmol/h
（2） W＝50kmol/h 精馏段操作线方程为
27
第五章吸收
一．气液相平衡与吸收过程的关系
亨利定律及应用：判断过程方向、确定过程极限、
计算过程推动力。
二、传质分离过程
1、传质分离过程的种类、应用 2、单相中的传质 分子扩散：等子扩散与单向扩散 涡流扩散，对流扩散，扩散系数 3、双膜理论 基本论点 表达式：传质总阻力=气膜阻力+液膜阻力。
(2)局部阻力 阻力系数法
h'f
u2 ξ
2
进口： ξc 0.5
出口： ξe 1
当量长度法：
h'f
le u2
d2
总阻力：对等径管道：
对不可压缩流体： V su1A 1u2A 2 uA
在圆形管道内:
u1 u2
A2 A1
d2 d1
2
流速与管径的平方成反比。
3
3．伯努利方程P31-33 （1）理想流体的伯努利方程：
gzu2 p 常数
2
(2)实际流体的伯努利方程：应用注意事项
①对1kg流体：
Peqm W eqVρgH e
Pe P
摩擦阻力计算式：
Σhf λΣli dΣleiΣξiu 22
层流: 6/4Re湍流: f(du)
d
8
第 三 章 非均相物系的分离和固体流态化
均相物系和非均相物系
颗粒的特性（单一颗粒，颗粒群）
二、沉降分离
1、重力沉降
ut
4dg(s ) 3
——沉降速度表达式
ξ值是颗粒与流体相对运动时的雷诺数Ret的函数。
解：（1）F=D+W FxF=DxD+WxW D＝50kmol/h
（2） W＝50kmol/h 精馏段操作线方程为
27
第五章吸收
一．气液相平衡与吸收过程的关系
亨利定律及应用：判断过程方向、确定过程极限、
计算过程推动力。
二、传质分离过程
1、传质分离过程的种类、应用 2、单相中的传质 分子扩散：等子扩散与单向扩散 涡流扩散，对流扩散，扩散系数 3、双膜理论 基本论点 表达式：传质总阻力=气膜阻力+液膜阻力。
(2)局部阻力 阻力系数法
h'f
u2 ξ
2
进口： ξc 0.5
出口： ξe 1
当量长度法：
h'f
le u2
d2
总阻力：对等径管道：
烟台大学化工原理(下册)课件下册总结
G
S
1.0 1.0 联结线 单相区 溶解度曲线
A
溶解度曲线 单相区
联结线 Rn
Rn 两相区
溶解度曲线
En 两相区 S En 单相区 B
0 B
1.0
0
S 1.0
2. 物料平衡（杠杆规则）
A
S MF F MS
E MR R ME
E' R'F R' E'F
MFS
E’max
借助辅助曲线， 试差确定 R、E E’ E F
p* Ex
c p H
*
表示互成平衡的汽液相关 系。 可由液相组成计算平衡的 气相组成；或由气相组成 计算平衡的液相组成。
y mx
*
mX Y mX 1 1 m X
*
EMs EMs 1 H c M s M A
E m P
三、传质系数及传质速率方程
湿比热：c H c g Hc v 1.01 1.88 H f ( H ) 湿焓：I (1.01 1.88 H )t 2490 H cH t 2490 H
湿球温度： t w t
k H rt w
( H s ,t w H )
绝热饱和 t t r0 ( H H ) as 冷却温度： as cH
③ (S/F)min：主要针对多级逆流萃取 ④ 萃取液最大浓度
kA
y>x y=x >1 =1
斜率
>0 =0
意义
k 大有利于分离 两相浓度相等
y<x
<1
<0
yA < xA
β>1 β=1 β<1
化工原理复习总结
（3）液相负荷上限线：液体流率过大则降液管超负荷，液体在其中的停留时间过短使其中的泡沫来不及破碎，气体便被夹带到下一层板。
（4）漏液线（气相负荷下限线）：操作时防止塔板发生严重漏液现象所允许的最小气体负荷。气体流量过低便会出现漏液。
（5）液相负荷下限线：液体流量过低，板面上的液流便不能维持均匀。
2，塔板的操作弹性：上、下操作极限点的气体流量之比。,对一定结构尺寸的塔板，采用不同气液比时控制塔的操作弹性与生产能力的因素均可能不同。
影响因素：板间距，塔径，降液管截面积，塔板开孔率
3，上面拐点称泛点，下面拐点称载点。正常操作的空速应在载点气速之上，在泛点气速的0.8倍之下。L=0，即干填料时，气体在填料层呈湍流。
4，在板式塔塔板设计中，当哪些因素考虑不周时。将可能引起降液管液泛：板间距小、气体量大、液体量大。
5，精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减小，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增大，塔顶冷凝器中冷却介质消耗量增大。
6，在传质理论中有代表性的三个模型，双模理论、溶质渗透理论、表面更新理论。
7，间歇精馏，要求流出液浓度不变，应使回流比不断增加。
4,五种进料状态：冷液进料，q＞1，斜率＞零，V一撇＞V，L一撇＞L。饱和液体进料，q=1,斜率无穷大，V一撇=V，L一撇=L+F。气液混合物进料，1＞q＞0，斜率＜零，V一撇＜V ，L一撇＞L。饱和蒸汽进料，q=0，斜率=0，L一撇=L，V=V一撇+F。过热蒸汽进料，q＜0，斜率＞0，V一撇＜V，L一撇＞L。
答：干燥介质的温度、湿度、流速及与物料的接触方式
4．为什么在操作中要先开鼓风机送气，而后再开电热器？
答：干燥过程中，如果先开电热器，产生的热量如果没有鼓风机吹，将会使设备烧坏。先将风机打开，电热器散发的热量便能及时地被风带走。鼓风机起动需要很大的起动电流，如果电热器开着，可能会造成线路过载。但如果先开鼓风机，起动电流中便少了电热器的电流量，这样对于电路更安全。
（4）漏液线（气相负荷下限线）：操作时防止塔板发生严重漏液现象所允许的最小气体负荷。气体流量过低便会出现漏液。
（5）液相负荷下限线：液体流量过低，板面上的液流便不能维持均匀。
2，塔板的操作弹性：上、下操作极限点的气体流量之比。,对一定结构尺寸的塔板，采用不同气液比时控制塔的操作弹性与生产能力的因素均可能不同。
影响因素：板间距，塔径，降液管截面积，塔板开孔率
3，上面拐点称泛点，下面拐点称载点。正常操作的空速应在载点气速之上，在泛点气速的0.8倍之下。L=0，即干填料时，气体在填料层呈湍流。
4，在板式塔塔板设计中，当哪些因素考虑不周时。将可能引起降液管液泛：板间距小、气体量大、液体量大。
5，精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减小，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增大，塔顶冷凝器中冷却介质消耗量增大。
6，在传质理论中有代表性的三个模型，双模理论、溶质渗透理论、表面更新理论。
7，间歇精馏，要求流出液浓度不变，应使回流比不断增加。
4,五种进料状态：冷液进料，q＞1，斜率＞零，V一撇＞V，L一撇＞L。饱和液体进料，q=1,斜率无穷大，V一撇=V，L一撇=L+F。气液混合物进料，1＞q＞0，斜率＜零，V一撇＜V ，L一撇＞L。饱和蒸汽进料，q=0，斜率=0，L一撇=L，V=V一撇+F。过热蒸汽进料，q＜0，斜率＞0，V一撇＜V，L一撇＞L。
答：干燥介质的温度、湿度、流速及与物料的接触方式
4．为什么在操作中要先开鼓风机送气，而后再开电热器？
答：干燥过程中，如果先开电热器，产生的热量如果没有鼓风机吹，将会使设备烧坏。先将风机打开，电热器散发的热量便能及时地被风带走。鼓风机起动需要很大的起动电流，如果电热器开着，可能会造成线路过载。但如果先开鼓风机，起动电流中便少了电热器的电流量，这样对于电路更安全。
最新化工原理(下册期末复习 及试题教学讲义ppt
98.2%
例2－2在填料塔内用清水吸收空气中的丙酮蒸 气，丙酮初始含量为3％（体），若在该塔 中将其吸收掉98％，混合气入塔流率 V=0.02kmol/(m2.s)，操作压力 P=101.33kPa，温度T=293K，此时平衡关 系可用y=1.75x表示，体积总传质系数 KGa=1.58*10-4kmol/(m3.s.kPa)，若出塔水 溶液的丙酮溶度为平衡浓度的70%，
z
V ky
y1 dy y2 y yi
z
L
x1 dx
kx x2 xi x
NA NA
Ky( Kx(
y xe
yxe))
z
V Ky
y1 dy y2 y ye
z
L Kx
x1 dx x2 xe x
x xi xe
z
V Ky
y1 y2 ym
V 1 Ky 1 mV
• Ⅱ）平衡水份与自由水份
• Ⅲ）结合水份与非结合水份
• Ⅳ）四者之间互相关系
•
２、干燥时间计算
• ①恒定干燥 Ⅰ）干燥实验及曲线：X～τ, X～t
• Ⅱ）干燥速率曲线 等速干燥、降速干燥，临界含水量
• Ⅲ）干燥时间
• ②变动干燥
• Ⅰ）与恒定干燥过程的比较
•
• 例1－1 在一常压连续精馏塔中分离二元理 想混合物。塔顶上升的蒸气通过分凝器后， 3/5的蒸气冷凝成液体作为回流液，其浓度 为0.86。其余未凝的蒸气经全凝器后全部 冷凝为塔顶产品，其浓度为0.9（以上均为 轻组分A的摩尔分数）。若已知回流比为最 小回流比的1.2倍，当泡点进料时，
• 干燥过程的物、热衡算--干燥静力学
• １、物料水份量表示法：
• 湿、干基含水量
出现化工原理复习汇总下册可修改.ppt
整理
第七章：复 习 要 点
2.热量衡算: 恒mol流假设。 3.平衡关系： 已知相对挥发度α
yA
1
xA ( 1)xA
4.速率关系(传质)：HETP体现，一般0.2～1.0m
5.经济衡算优化： R=(1.1～2.0)Rmin
Rmin xD ye Rmin 1 xD xe
Rm in
xD ye
4．NOG求取公式
N
＝
OG
y 1－y 2 △y1－△y
2
ln
△y1 △y 2
＝ y1－y2 △y m
△ym＝△lyn1△－△△yy12 y2
N OG
1 (1 m
G
)
ln
[(1
m
G L
)
y y
1－ m 2－m
x2 x2
m
G] L
L
x2 0
1
G1
G
ln[(1 m )
m ]
(1 m G )
L 1
L
L
整理
第六章：复 习 要 点
整理
第六章：复 习 例 题
解：属于低浓气体吸收。 ① y2＝y1 (1- )=0.05×(1-0.98)=0.001 L=1000/18=55.556kmol/(m2h) 混合气平均分子量：
M均＝29×95％＋17×5％＝28.4 G=750/M均= 750/28.4= 26.408 kmol/(m2h) 1/A=mG/L=0.92×26.408/55.556=0.437
(2)当G' 2G时，(HOG )'' HOG (G'/G)0.2 0.671 20.2 0.77m
(1/A)'' (G '/G)(1/A) 0.437 2 0.874
第七章：复 习 要 点
2.热量衡算: 恒mol流假设。 3.平衡关系： 已知相对挥发度α
yA
1
xA ( 1)xA
4.速率关系(传质)：HETP体现，一般0.2～1.0m
5.经济衡算优化： R=(1.1～2.0)Rmin
Rmin xD ye Rmin 1 xD xe
Rm in
xD ye
4．NOG求取公式
N
＝
OG
y 1－y 2 △y1－△y
2
ln
△y1 △y 2
＝ y1－y2 △y m
△ym＝△lyn1△－△△yy12 y2
N OG
1 (1 m
G
)
ln
[(1
m
G L
)
y y
1－ m 2－m
x2 x2
m
G] L
L
x2 0
1
G1
G
ln[(1 m )
m ]
(1 m G )
L 1
L
L
整理
第六章：复 习 要 点
整理
第六章：复 习 例 题
解：属于低浓气体吸收。 ① y2＝y1 (1- )=0.05×(1-0.98)=0.001 L=1000/18=55.556kmol/(m2h) 混合气平均分子量：
M均＝29×95％＋17×5％＝28.4 G=750/M均= 750/28.4= 26.408 kmol/(m2h) 1/A=mG/L=0.92×26.408/55.556=0.437
(2)当G' 2G时，(HOG )'' HOG (G'/G)0.2 0.671 20.2 0.77m
(1/A)'' (G '/G)(1/A) 0.437 2 0.874
化工原理总结-精选版课件.ppt
4
d12
81l1Vs21 2d15
82l2Vs22
d
5 2
83l3Vs23
d
2 3
各支管的流量比 Vs1 : Vs2 : Vs3
d15 :
1l1
d
5 2
:
2l2
d
5 3
3l3
即d 增大，l下降，流量越大。
②分支管路：流体在主管处有分支，但最终不再汇合的管路称
分支管路。P55 例1-25
m A B
n
xwA xwB xwn ——液体混合物中各组分的质量分数
公式应用条件：混合前后体积不变，则1kg混合液的体积 等于各组分单独存在时的体积之和。
（3）气体密度的计算
气体的密度随温度和压强而变化
精心整理
当气体的压强不太高、温度不太低时，气体密度可按 理想气体状态方程 来计算。
m pM
（1）流量、流速；
（2）容器的相对位置；
（3）管路中的流体压强；
（4）管路中所需的外加能量。 精心整理
Re≤2000时，流动类型为层流； Re≥4000时，流动类型为湍流； 2000＜Re＜4000，过渡区，流动类型不稳定。
层流特点：质点始终沿着与管轴平行的方向作直线运 动，质点之间互不混合。圆管中的流体就如一层一层 的同心圆筒在平行地流动。（滞流）
压力可以有不同的计量基准
绝对压力:以绝对真空(即零大气压）为基准。
表压：以当地大气压为基准。
精心整理
表压＝绝对压力－大气压力 真空度＝大气压力－绝对压力
精心整理
一、压强与压强差的测量 （1）U形压差计 在正U形管中要求指示剂密度大于工作介质密度
p0 p1 Z1g
化工原理复习总结PPT课件
2
2l
dy
湍流
u
1
r
n
umax
1 2
4l
R2
u
1 2 umax
umax R
u 0.8umax
2021/4/6
3
阻力损失
因次分析法
hf
l
d
u2 2
32 l u
d2
层流区
64
Re
32 l u hf d 2
hf u
湍流区 Re,
d
de
4 管道截面积 浸润周边
阻力平方区 完全湍流区
d
hf u2
2021/4/6
4
管路计算
hf
l d
u2 2
hf
u2
2
hf
le
d
u2 2
简单管路 关小阀门 阀前压强增大 阀后压强减小
分支管路 某一支管阀门关小
其它支管流量增加 总管流量减小
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5
不要求的内容
1.3.3 动量守恒 湍流强度和尺度 1.6.3压缩性流体的管路计算 非牛顿流体的流动
颗粒特性 球形颗粒 dp、V、S、a
非球形颗粒de，形状系数ψ
分布函数曲线
颗粒群 频率函数曲线
dm
颗粒床层
床层体积 - 颗粒所占的体积 床层体积
aB
颗粒表面积 床层体积
a1 -
K a 2 1 2 u
L
3
数学模型法
2021/4/6
9
过滤原理及设备
滤饼过滤 滤饼 架桥
深层过滤
过滤速率 u dV dq
第一章主要内容
➢ 静力学基本方程及应用； ➢ 连续性方程（质量守恒）； ➢ 柏努利方程，机械能衡算式； ➢ 阻力损失计算； ➢ 管路计算； ➢ 流量测量；
化工原理复习的总结重点
化工原理绪论P7 1,21.从基本单位换算入手，将下列物理量的单位换算为 SI 单位。
(1 )水的黏度 卩=0.00856 g/(cm • s) (2) 密度 p =138.6 kgf ? s 2/m 4(3) 某物质的比热容 C =0.24 BTU/(lb •?)2(4) 传质系数 K G =34.2 kmol/(m ? h? atm) (5) 表面张力 d =74 dyn/cm( 6)导热系数 入=1 kcal/(m ? h? °C ) 解：本题为物理量的单位换算。
(1) 水的黏度基本物理量的换算关系为 1 kg=1000 g , 1m=100 cm血 卩=0.00856 i —1=8.56 x 10, kg /(m s)=8.56x 10，Pa s 则 [cm ，s 」1000g J 1m 一 "'丿(2)密度 基本物理量的换算关系为 1 kgf=9.81 N , 1 N=1 kg ? m/s 2(3)从附录二查出有关基本物理量的换算关系为1 BTU=1.055 kJ , l b=0.4536 kgC p =0.24BTU 1.055kJ 1lb 1 FHj b F 1BTU 0.4536kg 5 9 C=1.005kJ kg C(4) (5) 传质系数 基本物理量的换算关系为1 h=3600 s , 1 atm=101.33 kPaK G =34.2:也-||m 2 h atm 113600s 101.33kPa1atm= 9.378 10』kmol. m 2s kPa_ 5表面张力基本物理量的换算关系为1 dyn=1 x 10 N 1 m=100 cmc =74dyn 1 10钿 100cm[cm 」1dyn 」1m 」= 7.4 10‘N.m导热系数 基本物理量的换算关系为1 kcal=4.1868 x 103J, 1 h=3600 s.「kcall ]〔4.1868 心03J"T 1h ]卄几 .,■ =1「1.163J m s C =1.163W m Cm 2 h C 1kcal 3600s (6) 1kcal2. 乱堆25cm 拉西环的填料塔用于精馏操作时，等板高度可用下面经验公式计算，即H E =3.9A(2.78 汇 10^G B(12.01D C (0.3048Z 。
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Y2
Y
（Y*-Y）m
HOG
Y=（Y*-Y）m Y2
Y1
Y1
X X2 X1
Z=HOGNOG
V
HOG= KY a
Y1 dY
HOG= Y 2 Y Y *
传质单元高度的大小是由过程条件使决定的。
1、物料衡算（操作线方程） V（Y1-Y2）=L（X1-X2）
Y2 X2 2
Y2=Y1(1-φA) 通过物料衡算式可求L，X1
V
L
1
Y1 X1
图表示的吸收过程
Y Y1
Y*=f(X) B
Y2
T
X2
X1 X* 1
吸收剂用量的确定，最小吸收剂用量
(L V
)
min
(Y1 Y1
m
- Y2 ) X2
2、填料层高度计算
液膜控制：
1 1 1 KG kG kL H
Y
NA KY (Y - Y* ) Y*
NA K X (X* - X)
A X
X X*
四、吸收塔计算
• 掌握吸收操作线方程和其与平衡线之间的关系是描 述吸收过程、物料衡算、推动力、液气比等条件的 形象分析和吸收计算的基础。掌握由最小液气比的 计算求得操作液气比，最终求得操作液量。
x2 x1 xF
y1 y2y3 x（y）
x3 x2 x1 xF
精馏是将挥发度不同组分的混和液，在精馏
塔中同时多次进行部分汽化和部分冷凝，使 其分离成。
➢回流和上升的蒸汽是保证精馏过程连续稳 定操作两个必不可少的条件。（回流比）
➢如果离开塔板的汽液两相达到平衡状态， 我们称这种板为理论板
t x n－1， n-1 tn，xn yn
➢利用各组分在同一溶剂中溶解度不同而分 离气体混合物的操作称为吸收。
➢由于吸收过程是利用混合气体中各组分在 同一溶剂中有不同溶解度的特点，因而通 过选择适宜的吸收剂对混合气中的组分进 行选择性的吸收，就可以达到从混合气体 中分离出纯组分或使气体净制的目的。
➢吸收在生产中的目的:回收气体;净化气体;
制备气体的溶液;废气治理.
第1章 蒸馏
一、两组分溶液的汽液平衡
➢拉乌尔定律定义
理想溶液，挥发度，相对挥发度的概念，
清楚理想溶液的相对挥发度为两组分饱和
蒸汽压的比值，相对挥发度数值越远离1物
系越易分离。
xA
P pB0
p
0 A
pB0
log p0 A B t C
➢掌握对于理想溶液由相对挥发度得到平衡
关系。
y
1
x
1x
相图表示的气液平衡关系(t-x-y, x-y)
xW
xF
xD
3、理论板数计算 A、作图法
y
y 3
4
1 2
xW
xF
xD x
xW
xF
x
B、逐板计算法
➢ 从 y1=xD 开始，交替使用平衡方程和操作线方程， 直到计算至 x≤xW 为止。
五、回流比对精馏过程的影响与选择 从理论上讲，R值越大，塔所需的理论塔板数越少，
设备投资越低。但回流比越大，则操作费用增大。 减少回流比，操作费用降低,但塔的投资增大。所 以，对于一定的分离任务（F、xF、xw、xP一定）
Z L K X a
X1 dX X2 X* X
V,Y L,X
Z
dZ
Y+dY X+dX VL
体积吸收系数
V,Y1 L,X1
传质单元
➢ 当吸收塔中两截面间吸收质的浓度变化等于这 个范围内吸收的平均推动力时，这样的区域就 称为一个传质单元。那么这段填料层高度就是 一个传质单元高度（如图以气相为例）。
使两操作线正好落在平衡线时，所需的理
论板层数便要无限多（推动力为0）
RM
xD yq yq xq
六、进料状态对精馏过程的影响
(1)冷液进料 q＞1 (2)饱和液体进料 q=1
• 对于一定的分离任 务
(3)气液混合进料 0＜q＜1 (4)饱和蒸气进料 q=0
(5)过热蒸气进料 q＜0
第2章吸收
一、基本概念 1、原理
2、分类 物理吸收，化学吸收
3、一般流程，方向和程度
4、溶剂的选择原则
（溶解度，选择性，挥发性，粘度）
二、气液平衡关系 亨利定律 p*=Ex p*= c /H
y* E x mx P
X，Y
Y*
mX
1 (1 m) X
Y≈mX
三、吸收机理与吸收速率
1、分子扩散，费克定律
J
A
D AB
dCA dz
tn+1 tn
tn－1
n+1 n
n-1
tn＋1 , yn+1
xn-1 xn
yn+1xn-1
yn
yn-1 x（y）
四、两组分连续精馏的计算（理论板数计算）
1、恒摩尔流假定
2、物料衡算和操作线方程
F=D+W FxF=DxD+WxW
回收率=
Dx D Fx F
100%
A、精馏段的操作线方程（意义，形式，特征）
y
Rx R 1
1 R
1
xD
B、提馏段的操作线方程（意义，形式，特征）
ym1
L
L qF qF W
xm
L
W qF
W
xw
q
IV IVIF IL Nhomakorabea将1mol进料变为饱和蒸汽所需 的热量 原料液的千摩尔汽化潜 热
L′ = L + qF
y3
21
V = V′－（q－1）F 4
y q x xF
5
q 1 q 1
而言，应选择适当的回流比，使操作费用和设备 费用最低。
1、全回流和最少理论板数
• 操作线和平衡线的距离为最远。因此，达 到给定分离程度所需的理论板层数为最少。
2、最小回流比
➢当回流从全回流逐渐减小时，精馏段操作 线的截距随之逐渐增大，两操作线的位置
将向平衡线靠近，达到相同分离任务所需
的理论塔板数逐渐增加。当回流比减小到
y
1
y1
D
N
0
x1
1x
t/C
气相区
露点 两相区
露点线
泡点
泡点线 液相区
0
xA xf
yA 1.0
x(y)
• 线和区的意义，汽液两相组成变化的关系。
二、蒸馏 ➢了解简单蒸馏、平衡蒸馏（操作及特征）
三、精馏
1、精馏原理和流程 ➢t-x-y相图表示的精馏过程 ➢x-y相图表示的精馏过程 yy32
y1
1 2 3
稳态时：
NA
D Z
1 RT
pA
2、吸收机理：双膜理论 （基点，三个假设或要点）
3、吸收速率方程
A、膜吸收速率方程 NA kG (p - pi) NA (ci - c) 1 kL
kG
DP RTZG pBm
B、总吸收速率方程
NA
气膜控制
KG
(p
-
p*)
KG kG
NA KL (c * -c)
• 掌握对低浓度气体吸收的计算（填料层高度的计 算），传质单元高度，传质单元数的概念，重点是 以平均推动力法和吸收因数法为主计算传质单元高
度，并引入吸收的操作型问题的解法。了解吸收的
塔板数及解吸操作。
V,Y2 L,X2
• 基本公式： dGA VdY LdX
Z V KY a
Y1 dY Y2Y Y*