化工原理下总复习

第1章精馏§1双组分气--液平衡１、相律、拉乌尔定律２、泡点、露点方程３、挥发度、相对挥发度、平衡线方程４、理想体系t-x、t-y、t-x-y、x-y图５、非理想体系t-x-y、t-x、t-y、x-y图§2平衡蒸馏与简单蒸馏１、平衡蒸馏：①方式，流程;②物料衡算③能量衡算;④气--液平衡关系２、简单蒸馏：①方式、流程、特点;②过程计算及讨论§3精馏原理与流程１、一次汽化与冷凝２、多次部分汽化与多次部分冷凝３、多次部分汽化与部分冷凝分离方式的存在问题讨论４、精馏的必要条件５、精馏塔结构与各塔段作用６、精馏操作的一般流程§4双组分连续精馏计算１、理论板概念、意义２、恒摩尔流假定及前提３、全塔物料衡算及操作线方程①全塔物料衡算方程②操作线方程：精馏段方程及提馏段方程③进料热状况：原料入塔状况板物、热衡算ｑ值参数意义及讨论④理论板数的求解：逐板计算法⑤再沸器和分凝器的理论板问题４、特殊情况下理论板数的求法①直接蒸汽加热;②侧线抽出塔③侧线输入塔④塔顶冷回流操作;⑤提馏塔操作（汽提、回收塔）５、回流比的影响及确定方法①最大回流比与最小理论板数--芬斯克方程②最小回流比--挟点与恒浓区③最小回流比计算：解析法;图解法④实际回流比确定原则：经济技术性（利弊分析）６、操作型问题计算①回流比对xW,xD影响②进料浓度xf对xw,xd的影响③灵敏板概念及作用，确定方法７、简捷法求理论板--吉利兰图应用８、板效率概念：全塔效率，默弗里板效率，点效率联系与区别９、连续精馏过程的热量衡算：①冷凝器;②再沸器③节能措施与进料热状态的关系§5间歇精馏１、恒回流比时间歇精馏的计算内容２、恒馏出液组成时间歇精馏的计算内容§6特殊精馏１、问题的提出、分离原理、应用场所２、恒沸精馏：挟带剂及要求３、萃取精馏：萃取剂的确定４、恒沸精馏与带取精馏的比较第2章吸收§1吸收概述及气－液相平衡1、概论①吸收操作中术语、名词②吸收操作方式分类③吸收与精馏的区别、联系２、气体溶解度与亨利定律①气体溶解度定义、单位②亨利定律：亨利常数与压强、温度的关系、几个亨利常数之间的关系③气、液相浓度的表示方法§2吸收传质机理与传质速率１、吸收过程气--液两相间的传质①传质步骤;②传质阻力;③传质机理：分子扩散、对流传质.２、分子扩散与费克定律费克定律：Ⅰ）定律、符号与意义Ⅱ）在封闭系统中的应用Ⅲ）在非封闭系统中的应用３、气相中稳定分子扩散①等分子反向扩散②单向扩散与主体流动③气相传质速率方程４、液相中的稳定分子扩散①与气相中扩散的相同点与不同点;②扩散系数５、对流传质与对流传理论①涡流扩散传质②对流传质与涡流扩散的联系与区别③对流传质理论Ⅰ）双膜理论Ⅱ）溶质渗透理论Ⅲ）表面更新理论６、吸收速率方程①以气膜侧表示法;②以液膜侧表示法③界面浓度确定方法;④总传质吸收系数与总传质速率方程的表示法⑤吸收系数之间的关系⑥吸收阻力讨论§3吸收塔的设计计算１、吸收塔的物料衡算与操作线方程①物料衡算：全塔衡算，任意塔段衡算与操作线方程②吸收剂用量的决定：最小液--气比实际液--气比确定的原则：经济性与技术性综合考虑③关于并流吸收：操作线方程过程特点２、填料吸收塔高度计算方法之一①填料塔高度计算公式②传质单元数与传质单元高度③传质单元数的求取Ⅰ）图解积分法Ⅱ）解析法：解吸因子法、对数平均浓度法Ⅲ）直接图解梯级法（Baker法）３、板式或填料式吸收塔高度计算方法之二①理论板与等板高度②理论板的求取：图解梯级法、解析法（克莱姆塞法）§4吸收系数１、影响吸收传质系数的因素２、吸收系数与传热系数的类比性３、吸收系数的侧定：经验公式及关联法，因次分析手段§5解吸及其他条件下的吸收１、解吸：①解吸原理、方法、操作条件②解吸计算２、高浓度吸收：计算原则及总传质系数KYa与Y的关系３、非等温吸收：①原因及解决方法②对平衡线的影响第3章塔设备§1板式塔１、板式塔主要特点２、塔板类型与结构①塔板类型②错流塔板的几种基本型式Ⅰ）泡罩板：结构、特点;Ⅱ）筛板：结构、特点Ⅲ）浮阀板：结构、特点;Ⅳ）喷射板：结构、特点３、板式塔的流体力学特性①塔板压降：干板压降、对传质的影响②液泛：现象，发生场合，利弊分析③雾沫挟带：现象，利弊分析④漏液：发生场所，影响⑤液面落差：产生原因，影响⑥操作弹性图：操作点及弹性比§2填料塔１、基本结构与特点２、填料：①性能参数：比表面、空隙率、填料因子等②类型及结构：拉西环、鲍尔环、鞍形环、丝网填料等３、填料塔的流体力学性能①气、液相在塔中的分布情况②气体在填料层中的压降损失、载点、泛点及泛点气速;③液体在填料上的润湿作用４、填料塔的设计计算①计算内容：塔径、塔高、压降②等板高度法－默奇公式③工业经验数据第十一章液--液萃取概述①萃取原理;②基本术语;③一般流程;④杠杆规则§1三元体系液--液平衡相图及萃取操作原理１、三元体系相图表示法：图形，浓度方向２、相平衡关系在相图中的表示：①几种互溶状态：完全互溶、部分互溶②平衡线（溶解曲线）和辅助（连结）线的求法--实验法;③分配系数及分配曲线④温度对溶解曲线的影响;⑤杠杆规则３、萃取过程的相图表示：Ⅰ）混合组成及量Ⅱ）萃取、萃余相量Ⅲ)适宜的萃取（溶剂）用量Ⅳ）以脱溶剂基表示的萃取、萃余相量Ⅴ）萃取操作的极限浓度４、萃取剂的选择原则：选择性，互溶度，萃取剂的回收难易性、物系影响。§2萃取过程计算１、单级萃取①物料衡算②杠杆规则２、多级错流萃取①流程②计算--座标图解法：三角等边（等腰）座标图解及讨论直角座标图解及讨论解析法计算及讨论３、多级逆流萃取①流程及特点②计算Ⅰ）S-B部分互溶计算：三角座标图解法及讨论直角座标图解法及讨论Ⅱ）S-B完全不互溶：分配曲线为非直线时的图解计算分配曲线为直线时的图解和解析计算Ⅲ）关于萃取剂用量讨论习题讲解1.连续精馏塔的加料状态有等种，如果某连续精馏塔再沸器的汽化量为40Kmol/h，加料量为50Kmol/h，塔顶回流比为2，馏出液的产量为30Kmol/h，则该塔的加料状态应为。2.在相同条件下将筛板塔、泡罩塔、浮阀塔进行相比，操作弹性最大的是，单板压降最大的是，造价最低的是。3.精馏塔设计时，若F，xf，xw，xD，V等条件均不变，将进料热状态从q＞1变为q＜1，设计所需理论板数将。某二元理想物系的相对挥发度为2.5，全回流操作时，已知塔内某块理论板的气相组成为0.625，则下层塔板的气相组成为0.4。当分离要求和回流比一定时，进料的值最小，此时分离所需的理论板数。某连续精馏塔,已知其精馏段操作线方程为y=0.667x+0.32,且塔顶产品量为100kmol/h，则馏出液组成xD=_,塔顶上升蒸气量V=_。某精馏塔设计时，若将塔釜由原来间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热，而保持xF，D／Ｆ，ｑ，Ｒ，xD不变，则Ｗ／Ｆ将，xw将，提馏段操作线斜率将，理论板数将。增加，减小，不变，增加是3种气体在吸收过程中的脱吸因数，已知，且吸收过程的操作条件相同，试将3种气体按溶解度大小排序如下_______。当气体处理量及初、终浓度已被确定，若减少吸收剂用量，操作线的斜率将______，其结果是使出塔吸收液的浓度______，而吸收推动力相应_______。双组分气体（A、B）进行稳定分子扩散，JA,NA及分别表示在传质方向上某截面处溶质A的分子扩散速率与传质速率，当系统的漂流因数大于1时，JA____JB；NA____NB321,,sss321sss习题讲解1.在板式精馏塔内分离某二元理想溶液。原料液流量为100kmol/h，饱和蒸气进料，进料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率）。塔顶馏出液量和塔釜液量相同。塔顶为全凝器。塔釜用间接蒸汽加热。精馏段操作线方程为：y=0.8x+0.18试求：1.塔顶和塔底产品的组成；2.提馏段操作线方程式；3.若平均相对挥发度为3，塔顶第一层塔板的液相默弗里板效率为0.6，求离开塔顶第二层塔板的蒸气组成。4、解：1）物料衡算：WDFwDFWxDxFxDWD2100kmolD5050/Wkmolh0.81RR4R0.181DxR0.1810.1859DxRWx509.0505.01001.0509.0505.0100wxhkmolRDLL200504hkmolDRFqVV15010050)14(100)01()1()1(VWxxVLyw200500.11.3330.333150150xx1*10.6DMLDxxExx9.01Dxy9.0213)1(111111xxxxy75.01x6.075.09.09.01x81.01x828.018.081.08.02y分离苯和甲苯混合液，塔顶为全凝器，塔釜间歇蒸汽加热。苯对甲苯的平均相对挥发度为2.47。已知为饱和蒸汽进料，进料流量为150Kmol/h，进料组成为0.4（摩尔系数），操作回流比为4，馏出液中苯的回收率为0.97，塔釜采出液组成0.02。试求：(1)塔顶馏出液的组成；(2)精馏段及提馏段操作线方程。（3）回流比与最小回流比的比值。解：(1)由题意可知：DxD/FxF=0.97,则WxW/FxF=0.0397.0604.015097.0,/60,/9002.04.015003.0DxhkmolWFDhkmolW(2)操作线方程194.08.01497.0144,11xxyRxxRRyD∵q=0L'=L+qF=RD=4×60=240kmol/h012.0`6.102.09024090`90240240`,``11mmmWmmxxyxWqFLWxWqFLqFLy(3)因饱和蒸汽进料，则q=0,yq=xF=0.4,2125.04.047.147.24.0)1(qqqyyx31.104.34,04.32125.04.04.097.0minminRRxyyxRqqqD用一精馏塔分离二元理想混合物，塔顶为全凝器冷凝，泡点温度下回流，原料液中含轻组分0.5(摩尔分数，下同)，操作回流比取最小回流比的１.４倍，所得塔顶产品组成为0.95，釜液组成为0.05，料液的处理量为100kmol/h．料液的平均相对挥发度为３，若进料时蒸气量占一半，试求：（1）提馏段上升蒸气量；（2）自塔顶第2层板上升的蒸气组成。第二章吸收1)S1、S2、S3是3种气体在吸收过程中的脱吸因数，已知S1＞S2＞S3，且吸收过程的操作条件相同，试将3种气体按溶解度大小排序如下_______。【答案】第3种最大，第2种次之，第1种最小2)当气体处理量及初、终浓度已被确定，若减少吸收剂用量，操作线的斜率将______，其结果是使出塔吸收液的浓度______，而吸收推动力相应_______。【答案】变小；变大；变小3)低浓度难溶气体的逆流吸收操作系统，若仅增加液体量，而不改变其他条件，则此塔的气相总传质单元数将，气体出口浓度将。【答案】增大；下降4)推动力（P－P*）与吸收系数_____相对应。5)低浓度气体吸收中,已知平衡关系y=2x，kxa=0.2Kmol/m3·s，kya=2×10-4Kmol/m3·s，则此体系属______控制，总传质系数近似为kya=________Kmol/m3·s.【答案】气膜2×10-41.在直径为0.8m的填料吸收塔中，用水吸收分压为1330Pa的氨—空气混合气体中的氨。经过吸收操作后，混合气中99.5%的氨被水吸收。已知入塔的惰性气体