化學(xué)工程基礎(chǔ)復(fù)習資料總結(jié)

《化學(xué)工程基礎(chǔ)》復(fù)習資料

第2章、流體流動與輸送

1、連續(xù)性假定：化學(xué)工程中所研究的液體流動規(guī)律，不論是液體分子的微觀

運動，還是流涕在生產(chǎn)裝置內(nèi)的整體機械運動，它都是由無數(shù)流體質(zhì)點所組成的連

續(xù)介質(zhì)，因此可以取大量流體分子組成的微團為流體運動質(zhì)點，并以這樣的質(zhì)點為

研究對象。

2、理想流體：無黏性、在流動中不產(chǎn)生摩擦阻力的流體。

3、相對密度：物質(zhì)密度與4c純水密度之比，用符號d表示，量綱為一。

4、平均密度：各組分密度與其相對體積分數(shù)乘積之和。

5、流體靜力學(xué)方程應(yīng)用：U行管壓差計、微差壓差計、液位計、液封。

6、流量：單位時間內(nèi)通過導(dǎo)管任意橫截面積的流體量為流量。

7、流速：單位時間內(nèi)流體在導(dǎo)管內(nèi)流過的距離稱為流速。

8、流速的選擇：建設(shè)投資費用和運行操作費用綜合考慮經(jīng)濟流速。

9、穩(wěn)態(tài)流動；在流體流動系統(tǒng)內(nèi)，任一空間位置上的流量、流速、壓力和密

度等物理參數(shù)，只隨空間位置的改變而改變，而不隨時間變化的流動。

10、層流：管中流動流體的質(zhì)點只沿管軸方向平行流動，而不作垂直于管軸

的徑向擾動。（或稱滯留）

11、湍流：管中流動流體的質(zhì)點相互擾混，使六題質(zhì)點的流動速率和方向呈

現(xiàn)不規(guī)則變化，甚至形成渦流0（或稱紊流）

12、黏性：流體流動時，往往產(chǎn)生阻礙流體流動的內(nèi)摩擦力的流動特性。

13、黏度：一般由實驗測定，與壓強關(guān)系不大，但受溫度影響。液體的黏度

隨溫度的升高而減小，氣體的黏度隨溫度的升高而增大。單位

1P=100CP=0.IPa?s=0.IN?s?nr2

14、運動黏度：流體黏度Li與密度P之比，符號用v表示，單位茂-s-1

15、邊界層：壁面附近流速變化較大的區(qū)域，u二0~99%，流動阻力主要集中

在此區(qū)域。

16、主流區(qū)：流蘇基本不變化，u》98%u,流動阻力可忽略。

17、穩(wěn)定段長度L：流體流動從管道入口開始形成邊界層起直到發(fā)展到邊界

層在管道中心匯合為止的長度C

18、邊界層分離：當流體通過曲面（圓柱體表面、球面等）流動時，則出現(xiàn)

邊界層脫離固體壁面的流動現(xiàn)象。還通常發(fā)生在管道截面突然收縮或擴大，突然改

變流動方向，以及流動過程中遇到障礙物等處。

19、形體阻力:由于固體表面的形狀致使流體流動時產(chǎn)生漩渦而導(dǎo)致的能量損

失。

20、流速分布：一半管中心處的流速最大，越靠近管壁流速越小，緊靠管壁

的流速等于零。平均流速為最大流速的一半。

21、不可壓縮流體：

22、直管阻力：又稱沿程阻力，是流體沿直管流動時因摩擦而產(chǎn)生的能量損

失Q

23、局部阻力：流體通過管路中的管件、閥門時，由于變徑、變向等局部障

礙，導(dǎo)致邊界層分離產(chǎn)生漩渦而造成的能量損失。

24、摩擦系數(shù)；1N流體在管道中流經(jīng)一段與管道直徑相等的距離所造成的壓

頭損失與其所具有的動壓頭之比。

25、相對粗糙度：￡/d為管壁絕對粗糙度￡和管徑d之比。量綱為一。粗

糙度的大小并未改變層流的速度分布和內(nèi)摩擦規(guī)律。

26、當量直徑；①非圓形管道:流道橫截面積的4倍除以流體浸潤周邊的長

度;②套管環(huán)隙：外管內(nèi)徑與內(nèi)管外徑之差。③當量直徑越大，阻力損失越小；圓

管阻力損失小于方管。

27、流體流量的測量：孔板流量計、轉(zhuǎn)子流量計。前者阻力損失較大。

28、離心泵工作原理：先將液體注滿泵殼，葉輪逆時針高速旋轉(zhuǎn)，將液體甩

向葉輪邊緣，產(chǎn)生高的動壓頭，由于泵殼液體通道設(shè)計成界面擴大的形狀，高速流

體逐漸減速，由動壓頭變?yōu)殪o壓頭，所以液體流出泵殼時具有高壓。在液體被甩向

葉輪邊緣的同時，葉輪中心液體減少，出現(xiàn)負壓，則常壓下液體不斷補充至葉輪中

心處，于是，離心泵葉輪源源不斷輸送液體。

29、氣縛：離心泵啟動時必須先使泵內(nèi)充滿液體，這一操作過程稱為灌泵。

如果不進行灌泵，泵內(nèi)充滿空氣，則由于空氣密度太小，造成的壓差或泵吸收入口

的真空度很小而不能將液體吸入泵內(nèi)的現(xiàn)象。

30、避免氣縛；①吸入管應(yīng)不漏入空氣②在吸入管底口安裝底閥，不能使停

電時泵內(nèi)液體流出③不用于輸送因抽吸而沸騰汽化的低沸點液體或高溫液體。

31、揚程：泵對每牛頓重力的液體提供的能量，也稱壓頭。單位m。

32、流量：泵在單位時間內(nèi)輸送液體的體積，又稱送液能力。即為體積流

量，單位m3?s-1.

33、軸功率；電動機或其它原動機直接傳遞給泵軸的功率，用P表示。軸功

率大于有效功率Pe。離心泵的效率一般在50%、70%之間，有些大型泵可以超過

80%o為泵選電動機時，考慮泵在超負荷運轉(zhuǎn)以及機械傳動功率，而計入適當?shù)陌?/p>

全系數(shù)，配用電動機功率應(yīng)大于軸功率。（軸功率越小，安全系數(shù)越大）

34、離心泵特性曲線：①流量增加，泵的揚程減小②流量增加，軸功率增大

③隨著流量的增加，離心泵效率先增加，達到峰值后反而下降。

35、高效區(qū)：由于輸送條件的種種限制，往往不能保證泵在最高效率點下工

作，于是將最高效率的92%區(qū)域規(guī)定為泵的高效區(qū)。

36、氣蝕：提高泵的安裝位置，葉輪進口的壓強（離心泵的入口壓強稍微大

于輸送液體在該溫度下的飽和蒸氣壓）可能降至輸送液體的飽和蒸氣壓，引起液體

部分汽化，含氣泡的液體進入葉輪后，因壓強升高，旗袍立即聚集，氣泡的消失產(chǎn)

生局部真空，周圍液體以高速涌向氣泡中心，造成沖擊和振動,尤其當氣泡的聚集

發(fā)生在葉片表面附近時，眾多液體質(zhì)點猶如細小的高頻水錘撞擊著葉片，；另外，

氣泡中心可能帶有些氧氣等對金屬材料發(fā)生化學(xué)腐蝕作用。泵在這種狀態(tài)下長期運

轉(zhuǎn)將導(dǎo)致葉片過早損壞的現(xiàn)象稱為氣蝕。

37、離心泵在產(chǎn)生氣蝕條件下運轉(zhuǎn)，泵體振動并發(fā)出噪聲，流量、揚程和效

率都將明顯下降，嚴重時，吸不上液體。為避免氣蝕現(xiàn)象，泵的安裝高度不應(yīng)太

高，以保證葉輪中各處壓強高于液體的飽和蒸氣壓。

38、泵的安裝高度：

其中

3

稱為允許吸上真空高度，用

IX】

表示，也就是所謂的最大安裝高度。第二項為吸入管路上的流體動壓頭，當較小

時，

回

較大，故吸入管管徑常大于壓出管管徑，其目的就是為了減小吸入管路中的流體動

壓頭。第三項

為吸入管路的阻力損失，為了減小阻力損失以增加泵的安裝高度，在吸入管路上應(yīng)

盡量減少管件和閥門的個數(shù)。輸送液體溫度越高，允許吸上真空高度就越低。

39、泵的性能判定；①揚程②送液能力（體積流量）。

40、離心泵的類型，水泵（B型、D型、Sh'型）、耐腐蝕泵（F型）、油泵

（Y型）、泥漿泵（P型）。離心泵的流量調(diào)節(jié)通過關(guān)閉出口腐門的方式調(diào)節(jié)。

41、往復(fù)泵：主要由汽缸、活塞、排氣閥和吸氣閥組成，排氣閥和吸氣閥均

為單向閥（膨脹體積過大）。分為單動和雙動往復(fù)泵以及三聯(lián)泵等。其流量調(diào)節(jié)方

式為旁路加閥6

42、往復(fù)泵的壓頭與流量無關(guān)，它只受泵體和輸液管路承壓能力的限制，適

用于輸送壓頭高且流量比較大的液體；對于輸送高黏性液體，其效果也比離心泵

好，但不宜輸送腐蝕性液體和夾有固體顆粒的懸浮液。

第3章、熱量傳遞

43、傳熱分類：包括穩(wěn)態(tài)傳熱與非穩(wěn)態(tài)傳熱。在傳熱進行時，物體各點溫度

不隨時間而變、僅隨位置變化的傳熱過程稱為穩(wěn)態(tài)傳熱。傳熱過程中，溫度總是由

溫度高的物料傳至溫度低的物料。

44、傳熱的基本方式：按傳熱機理劃分為熱傳導(dǎo)、熱對流和熱輻射。熱傳導(dǎo)

是依靠物體內(nèi)部自由電子運動或分子振動來傳遞熱量。熱對流是指流體各部分質(zhì)點

發(fā)生相對位移而引起的熱量傳遞，只能發(fā)生在流體中°只要物體的溫度高于絕對零

度，物質(zhì)的原子和分子就會振動而向外發(fā)射各種波長的電磁波，當波長為

0.4~40um的電磁波被投射到另一物體上，能夠唄該物體吸收變成熱能，故把這一

波長范圍內(nèi)的電磁波稱為熱射線，由于熱的原因而發(fā)出輻射能的現(xiàn)象稱為熱輻射。

（黑體）

45、傳熱過程：將熱量由壁面一側(cè)通過壁面?zhèn)鞯奖诿媪硪粋?cè)的過程稱為傳熱

過程。

46、間壁式傳熱的三個步驟：熱流體對壁面的對流傳熱、間壁的熱傳導(dǎo)、壁

面對冷流體的對流傳熱。也就是“對流-傳導(dǎo)-對流”串聯(lián)的復(fù)合傳導(dǎo)方式。

47、面積熱流量q：表示通過固體單位傳熱表面積熱流量的大小，也稱熱流

量密度。定義為

S

0

48、熱流量：在數(shù)值上與傳熱量相等。但意義不同。熱流量與傳熱面積和兩

流體的平均溫度差成正比。

49、熱流量計算公式為

,傳熱量的計算公式

山

,K為總傳熱系數(shù)，

13

為兩流體的平均溫度差，q為面積熱流量。前者適用于流體，后者適用于固體表

面6

50、等溫面:指某一瞬間溫度場中具有相同溫度值的點組成的面，是平面或曲

面。

51、溫度梯度：溫度隨距離的變化率以沿與等面垂直的方向為最大，這一最

大變化率的極限值稱為溫度梯度。

52、傅里葉定律；

3

q為面積熱流量，入為導(dǎo)熱系數(shù)，

0

為溫度梯度。負號表示熱流方向和溫度梯度方向相反。

53、導(dǎo)熱系數(shù)：

S

,導(dǎo)熱系數(shù)在數(shù)值上等于單位時間內(nèi)，溫度梯度為1K-ID-1時，經(jīng)過單位到熱面積

所傳遞的熱量6它是物質(zhì)導(dǎo)熱能力的標志，數(shù)值越大，表示物質(zhì)導(dǎo)熱能力越強。①

氣體導(dǎo)熱系數(shù)最小，液體居中，固體（絕緣材料除外）導(dǎo)熱系數(shù)最大②在固體材料

中金屬材料導(dǎo)熱系數(shù)最大10-100,建筑材料次之o.1T,絕緣勸料最小0.01-

0.Io

54、固體的導(dǎo)熱系數(shù)不僅與物質(zhì)的種類有關(guān)，還與物質(zhì)的結(jié)構(gòu)、密度、溫

度、濕度等因素有關(guān)。除水、甘油的導(dǎo)熱系數(shù)歲溫度升高而增加外，其它液體導(dǎo)熱

系數(shù)都隨溫度升高而減小。氣體導(dǎo)熱系數(shù)在很大壓力變化范圍之內(nèi)變化很小，可以

忽略，但隨溫度升高而增大。靜止的氣體導(dǎo)熱系數(shù)值很小，其導(dǎo)熱性能差，但對保

溫很有利。

55、熱流量中：

,熱流量正比于傳熱推動力，反比于熱阻。熱阻與導(dǎo)熱系數(shù)、傳熱面積成反比，與

壁厚成正比。

56、傳熱有效膜：假設(shè)由一層厚度為3的靜止流體膜所具有的熱阻，恰好和

擬考查的對流傳熱過程的熱阻相當，則將該靜止的流體膜稱為傳熱有效膜。定義

s

,并且a與R互為倒數(shù)關(guān)系。（U實際不存在）

57、流體；分為液體、氣體、蒸氣三種。其中蒸氣的傳熱膜系數(shù)最大，液體

的傳熱膜系數(shù)最小，氣體居中e

58、當流體呈湍流流動時，a值隨著Re的增大和層流內(nèi)層的厚度減薄而增

大。強制對流時流體的速度高于自然對流，故前者的傳熱膜系數(shù)較大。

59、間壁兩側(cè)流體間傳熱的總熱阻：等于兩側(cè)流體的對流傳熱的熱阻與間壁

傳熱熱租之和。

60、K值：提高K值通常應(yīng)改善傳熱膜系數(shù)較小一側(cè)流體的傳熱條件。

61、清垢：常用機械法、化學(xué)法（酸堿處理）、溶劑法（或?qū)ｉT配置的表面

活性劑處理）。

62、流體流向：并流（冷熱流體在間壁兩側(cè)以相同的方向流動）、逆流（冷

熱流體在間壁兩側(cè)以相反的方向流動）、錯流（冷熱流體在間壁兩側(cè)彼此呈垂直方

向流動）、折流（冷熱流體之一在間壁一側(cè)只按一個方向流動，而另一側(cè)的流體先

與其做并流流動，然后折回與其做逆流流動，如此往復(fù)）。

63、在相同K值的條件下，未完成同樣的熱負荷（中相同），采用逆流操

作，可以節(jié)省傳熱面積；或在傳熱面積相同時采用逆流操作可以提高熱流兔。此外

逆流操作還可以減少加熱劑或冷卻劑的使用量。并流操作只適用于在加熱熱敏材料

時防止溫度差過大的場合。

64、多層列管式換熱器;由于流道變窄，流速增加，傳熱膜系數(shù)增大，對傳熱

有利，但是流速增加使流體流動的沿程阻力增大，工業(yè)多用2~4程。

65、強化傳熱目的:減少初設(shè)計的傳熱面積，以減少傳熱器的體積和質(zhì)量：提

高換熱器得換熱能力：使換熱器在較低溫下工作：減少換熱阻力，以減少換熱器的

動力消耗。

66、強化傳熱途徑;增大傳熱面積；增大平均溫度差；增大總傳熱系數(shù)（減小

熱阻一一加大流速、清除垢層）。

第4章、傳質(zhì)分離基礎(chǔ)

67、傳質(zhì)過程；在含有兩個或兩個以上組分的混合體系中，若有濃度梯度存

在，某一組分（或某些組分）將由高濃度區(qū)向低濃度區(qū)移動，該移動過程稱為傳質(zhì)

過程。

68、分離過程：機械分離與傳質(zhì)分離。機械分離的對象是非均相的混合物

料，利用該混合物中組分間的密度、尺寸等物性差異將其分離，包括過濾、沉淀、

離心分離等。傳質(zhì)分離過程是針對各種均相混合物料的分離，包括氣體吸收、液體

精儲、液液萃取。

69、常見的傳質(zhì)分離操作：蒸儲、吸收與解吸、液液萃取、吸附、干燥、膜

分離、熱擴散。

70、傳質(zhì)機理：分子擴散和對流擴散。分子擴散是由物質(zhì)分子的微觀隨機運

動而產(chǎn)生的擴散，分為等物質(zhì)的量反向穩(wěn)態(tài)擴散和單方向擴散（屬于穩(wěn)態(tài)擴散，也

稱通過停滯介質(zhì)的擴散）。依靠流體內(nèi)部漩渦的強烈混合而引起的物質(zhì)傳遞過程稱

為渦流獷散，湍流流體與兩相界面之間物質(zhì)的傳遞既有分子獷散也有渦流擴散，合

稱對流擴散。

71、Fick定律：

EH3

a

為組分A的分子擴散通量，即單位時間內(nèi)，組分A通過與擴散方向相垂直的單位面

積上的物質(zhì)的量，

為擴散系數(shù)，是物質(zhì)分子擴散的屬性。

72、等物質(zhì)的量反向穩(wěn)態(tài)擴散，擴散發(fā)生在氣相混合物內(nèi)或兩組分性質(zhì)相似

的液相中時，A相和B相的傳質(zhì)系數(shù)相等。

73、對于體系中僅發(fā)生單純的分子擴散而沒有物料的主體流動存在下，組分

的傳質(zhì)通量和其分子擴散通量相等e

74、雙膜理論：①呈湍流流動的兩流體接觸面的兩側(cè)，分別存在著流體的有

效膜層，溶質(zhì)以穩(wěn)態(tài)分子擴散形式通過這兩個膜層，膜層的厚度歲流體的流動狀態(tài)

而變化②兩流體間的傳質(zhì)阻力都集中在兩個膜層內(nèi)，膜層以外的兩相流體主體，不

存在濃度梯度③在兩相接觸的界面上，兩相都達到平衡狀態(tài)。

75、氣液相際傳質(zhì)步驟：組分A從氣相主體以湍流擴散方式達到氣膜邊界，

分壓為P；再以分子擴散方式穿過氣膜層達到兩相的界面，分壓為pAi；在界面上

組分A不受任何阻力溶解與液相中，濃度為cAi”并與氣相pAi呈平衡；接著組分

A又以分子擴散方式穿過液膜層達到液膜邊界，濃度為cA；最后組分A以湍流擴散

方式轉(zhuǎn)移到液相主體。

第5章、吸收

76、混合氣體和溶劑在一定溫度和壓力下，經(jīng)長期充分接觸后，達到一種動

態(tài)平衡6即：吸收速率=解吸速率.這種狀態(tài)被稱為氣液相平衡6

76、吸收：利用氣體混合物中各組分在同一溶劑中溶解性的差異，在混合氣

體中加入某種溶劑，使氣體中的某一或某些組分向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)氣體混合物分離

的操作。

77、吸收操作流程：富油貯槽-吸收塔-冷卻器-換熱器（泵廠回收溶劑）-泵

2-解吸塔（-洗油貯槽）■冷凝冷卻器-液體分層器-分離。

78、吸收分類；物理吸收和化學(xué)吸收、等溫吸收和非等溫吸收、單組分吸收

和多組分吸收。

79、相律：F=C-0）+2,C為獨立組分數(shù)，①為相數(shù)，F(xiàn)表示影響因數(shù)，即自

80、物質(zhì)的量的比:

（氣相），

（液相），物質(zhì)的量的比與摩爾分數(shù)間的關(guān)系為

國

國

81、溶解度曲線：溶解度曲線上任意一點表示平衡狀態(tài)時的氣液組成，說明

要使氣體在溶液里達到某一濃度，液面上方必須維持該氣體一定的平衡分壓Q同一

物系，在相同溫度下，氣體的溶解度隨著該組分在氣相中的分壓增大而增大，在相

同的平衡分壓下，氣體的溶解度隨溫度的升高而減小6

82、氣體分類：易溶氣體（氨氣）、中等可溶氣體（二氧化硫）、微溶的氣

體（氧氣）。微溶氣體與液體接觸時需要液面上方分壓較大，易溶氣體與液體接觸

時需要液面上方分壓較小。并且易知加壓與降溫有利于吸收，升溫和減壓有利于解

吸。

83、亨利定律:在總壓不大（小于5MPa）時，在一定溫度下，稀溶液上方溶

質(zhì)的平衡分壓與其在液相中的摩爾分數(shù)成正比

IX|

（E為亨利系數(shù)，單位Pa）；氣相組成用平衡分壓，液相組成用物質(zhì)的量濃度表

示，亨利定律為

S

,（II為溶解度系數(shù)，單位

）?二者關(guān)系為

a

；溶質(zhì)在氣相和液相中的組成均用摩爾分數(shù)表示，亨利定律為

（m為相平衡常數(shù)，量綱為一），二者關(guān)系為

□

（降低溫度和增大總壓都可使m值減小，氣體的溶解度增大）。

84、相平衡與吸收過程的關(guān)系；利用a相平衡判斷傳質(zhì)過程的方向（

或者

國

，即發(fā)生吸收過程）：利用相平衡判斷傳質(zhì)過程的極限（

日

）；分析傳質(zhì)過程的推動力，并判斷過程進行的難易（

與

越大，表示傳質(zhì)過程的推動力越大，則傳質(zhì)速率越大）。

85、吸收速率方程與傳質(zhì)系數(shù)：

為以氣相分壓差為傳質(zhì)推動力的氣膜傳質(zhì)分系數(shù)

a

為以液相物質(zhì)的量濃度差為傳質(zhì)推動力的液膜傳質(zhì)系數(shù)

日

回

為以氣相分壓差為傳質(zhì)總推動力的氣相傳質(zhì)系數(shù)

a

為以液相物質(zhì)的量濃度差為傳質(zhì)總推動力的液相傳質(zhì)系數(shù)

日

它們存在以下關(guān)系式：

\X1

IX■

r^i

目

目

IX1

1X■

口

當

S

很小時,

當濃度很稀時，

IT

86、氣膜控制：對于易溶性氣體（HC1、氨氣等），溶解度系數(shù)很大

S

說明傳質(zhì)過程的阻力幾乎全部集中在氣膜層中，稱為氣相阻力控制或氣膜控

制，這類氣體只要擴散到相界面，便立即溶解于液相。此時應(yīng)增大液流量，增大液

膜湍流程度。

液膜控制：對于難溶性氣體（氧氣、二氧化碳等），溶解度系數(shù)很小

□

說明傳質(zhì)過程的阻力幾乎全部集中在液膜層中，稱為液相阻力控制或液膜控

制。此時應(yīng)增大氣速，以減薄氣膜厚度，提高傳質(zhì)速率。

87、氣相組成以物質(zhì)的量比

國

、液相組成以物質(zhì)的量比

回

表不，又

則亨利定律表示為

國

當溶液濃度很低時,

回

很小，

[x]

則

日

88、低濃度氣體吸收特點：低濃度（摩爾分數(shù)小于氣體的吸收過

程，由于被吸收的溶質(zhì)含量低，可以忽略溶解熱的影響，吸收過程可作等溫處理，

同時由于全塔的混合氣體量與液體量變化小，因此在全塔范圍內(nèi)傳質(zhì)分系數(shù)

0

S

可視為常數(shù)；若在操作條件變化范圍內(nèi)平衡線斜率變化小，傳質(zhì)系數(shù)

、

回

可視為常數(shù)處理。因此可以物料衡算、吸收速率和氣液相平衡原理為依據(jù)，建立低

濃度氣體吸收過程的有關(guān)參數(shù)方程，從而分析、解決吸收過程的實際問題。

89、逆流吸收過程的操作線方程：取塔的任一截面到塔頂對溶質(zhì)做物料衡

算，單位時間內(nèi)有：

I,J

整理得：

表明塔內(nèi)任一截面上相遇的氣相組成

S

與液相組成

a

的關(guān)系，作圖得操作線方程為直線，在氣液平衡線上端。

①操作線下端為塔頂狀態(tài)，是全塔范圍內(nèi)氣液組成的最低點，稱為稀端；上

端為塔低狀態(tài)，是全塔范圍內(nèi)氣液組成的最高點，稱為濃端Q

②操作線上任意一點M,與氣液平衡線的垂直距離即為該截面以氣相濃度差

表示吸收過程的總推動力，與氣液平衡線的水平距離即為該截面以液相濃度差表示

吸收過程的總推動力。操作線與平衡線距離越遠，表明實際狀態(tài)偏離平衡程度越

大，吸收過程的推動力越大，吸收速率將越大。

③吸收操作線方程是通過物料衡算得出的，它只與氣液兩相的流量和組成有

關(guān)，與系統(tǒng)的平衡關(guān)系、操作溫度、壓強及填料結(jié)構(gòu)等因素無關(guān)。

④進行吸收操作時，填料層內(nèi)的任一截面上溶質(zhì)在氣相中的分壓總是高于其

接觸的液面平衡分壓，所以操作線總是位于平衡線上方；反之，解吸操作線位于平

衡線下方。

90、影響吸收劑選擇的因素：溶解度（吸收劑對溶質(zhì)的溶解度應(yīng)盡可能大，

對其它組分的溶解度應(yīng)盡可能?。⑷芙舛入S溫度變化敏感（在低溫下溶解度較

大，平衡分壓小；隨著溫度升高，溶解度迅速下降，平衡分壓能迅速上升。有利于

吸收劑的再生或者溶質(zhì)的解吸）、揮發(fā)性（吸收劑應(yīng)有較低的蒸氣壓，減少吸收過

程中容積的揮發(fā)〉、黏度（低黏度，有利于物質(zhì)的傳送和液體的輸送）、腐蝕性

（腐蝕性小，降低設(shè)備的制造和維修費用）、低毒性、不易燃燒、價格低廉等方

面。

91、吸收劑用量的確定：當吸收劑用量減小時，操作線向平衡線靠近，塔底

狀態(tài)點向右移動，塔底排出液組成增加，但傳質(zhì)推動力減小，吸收速率降低，達到

指定分離要求所需的塔高必須增加。當吸收劑用量減小到操作線與平衡線相交時，

即

IX|

，塔底出塔液體與進塔氣體達到平衡，此液相濃度是理論上能夠達到的最大濃度，

但是由于此時傳質(zhì)推動力為零，達到指定分離要求的塔高為無窮高，即設(shè)備費用無

限大，實際不可能實現(xiàn)，僅表示一種極限狀態(tài)，該狀態(tài)下的液氣比稱為最小液氣

比，用

表示；相應(yīng)吸收劑用量為最小吸收量，用

回

表示。最小液氣比的確定與平衡線形狀有關(guān)。根據(jù)操作費用與設(shè)備費用的綜合考

慮，實際采用液氣比為

在其它條件不變時，吸收率n提高，最小液氣比增大，所需要的吸收劑用量將增

大。

92、體積傳質(zhì)系數(shù)；

稱為氣相體積吸收系數(shù)，

a

稱為液相體積吸收系數(shù)，單位均為

.物理意義可以理解為：在單位推動力作用下，單位時間內(nèi)通過單位體積填料層被

吸收的溶質(zhì)的物質(zhì)的量。

93、傳質(zhì)單元數(shù)

□

:當吸收塔內(nèi)兩截面間的濃度變化等于這個范圍內(nèi)的傳質(zhì)推動力時，這一區(qū)域就稱

為傳質(zhì)單元。傳質(zhì)單元反應(yīng)了吸收過程進行的難易程度，反映了工藝方法和操作條

件對吸收過程的影響。

94、填料層高

S

:表示完成一個傳質(zhì)單元濃度的變化所需要的填料層高度，是吸收設(shè)備性能優(yōu)劣的

反映，反映了設(shè)備結(jié)構(gòu)和氣相流動條件等因素對吸收過程的影響°

叵］

95、氣相傳質(zhì)單元數(shù)

□

目

式中

,并且

（對數(shù)平均推動力法）

（數(shù)學(xué)分析法）

96、吸收塔的調(diào)節(jié)與分析：吸收操作的效果通常以吸收率n和出塔氣體濃度

回

表示。實際中，氣體入塔條件和工藝要求已經(jīng)給定，通常調(diào)節(jié)方式有；吸收劑的用

量、進塔的濃度和吸收劑的溫度6具體操作為：降低吸收劑的進塔濃度

回

，降低吸收劑的溫度、增大吸收劑的流量。

97、常見解吸操作，氣提解吸法（氣提法-常用載氣為空氣、氮氣與二氧化碳

等氣體）、提倒法（以水蒸氣為載氣）。

98、多組分吸收；關(guān)鍵組分；全塔范圍內(nèi)均有吸收；輕組分：靠近塔頂?shù)膬?/p>

級被吸收；重組分：主要在塔底附近吸收。

第6章、精儲

99、蒸儲：利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同將液體部分汽化，當氣液

兩相達到平衡時，則各組分在兩相中的相對含量不同，氣相中易揮發(fā)組分的含量高

于液相中的該組分；而液相中的難揮發(fā)組分也會高于該組分在氣相中的含量。

100,精儲：利用液體混合物中各組分揮發(fā)度不同的性質(zhì)，對液體混合物進行

多次部分汽化和部分冷凝相結(jié)合的操作后，就會使氣相中易揮發(fā)組分的含量越來越

高，而液相中難揮發(fā)組分的含量也會越來越高，從而達到分離的目的。

10k精儲分類：從分離混合物組分的數(shù)目分為雙組分精像和多組分精儲；從

操作壓強分為常壓精儲、減壓精儲和加壓精儲；從加入混合液中物系的特性分為共

沸精儲、萃取精儲、溶鹽精儲和反應(yīng)精儲：從操作方式分為間歇精窗和連續(xù)精儲。

最常見的精饋操作是多組分精保。

102、氣液平衡：氣液平衡關(guān)系是在一定溫度和壓力條件下，氣液兩相達到平

衡狀態(tài)時，其組成在氣液兩相間的分配關(guān)系。因為精微過程是氣液兩相間的傳質(zhì)過

程，常用組分在兩相中偏離平衡的程度來衡量傳質(zhì)推動力的大小，故氣液平衡關(guān)系

是闡明精儲原理和進行精饋計算的理論依據(jù)，最直觀清晰的表達方式為氣液平衡相

圖。

103、氣液平衡相圖；①恒溫下表示壓力與組成的p-x-y圖②恒壓下表示沸點

與組成的t-x-y圖③平衡時氣液兩相組成的x-y圖。最常用的用圖是后兩種。

104、t-x-y圖：上曲線為t-y線，表示平衡溫度t和氣相濃度y之間的關(guān)

系，稱為飽和蒸氣線或露點線；下曲線為t-x線，表示平衡溫度t和液相濃度x之

間的關(guān)系，稱為飽和液體線或泡點線。上曲線和下曲線將t-x-y圖分成三個區(qū)域，

飽和液體線下方為液相區(qū)，表示未沸騰的液體；飽和蒸氣線上方為過熱蒸氣區(qū)，表

示過熱蒸氣；兩曲線之間的區(qū)域稱為氣液共存區(qū)，表示此區(qū)域內(nèi)氣液兩相共存。

105、對角線x二y：是利用圖解法精儲計算的參考線。對于大多數(shù)互溶的混合

溶液，當兩相達到平衡時，氣相易揮發(fā)組分濃度y總是大于液用易揮發(fā)組分濃度

x,所以平衡曲線距離對角線越遠，說明該溶液越易分離。

106、理想溶液：溶液中不同分子間的作用力和相同分子間的作用力完全相

等6

107、拉烏爾定律：理想溶液中，當氣液兩相達到平衡時，溶液上方某一組分

的蒸氣壓與溶液中該組分的摩爾分數(shù)成正比。即

口

3

、

a

分別為組分A、B在平衡氣相中的分壓

0

0

分別為純組分A、B的飽和蒸氣壓。

S

為相平衡時液相中組分A的摩爾分數(shù)，對應(yīng)氣相中組分A的摩爾分數(shù)為

108、揮發(fā)度：指物質(zhì)揮發(fā)的難易程度。純液體的揮發(fā)度是指該液體在一定溫

度下的飽和蒸氣壓。在同一溫度下，蒸氣壓越大，表示液體液體越易揮發(fā)，而在溶

液中，因各組分之間相互影響，使每一組分的蒸氣壓都比其純態(tài)時低，因此混合液

中某組分的揮發(fā)度用該組分在氣相中的平衡分壓與其在液相中的摩爾分數(shù)之比表

示，即

109、相對揮發(fā)度：由于溶液中各組分的揮發(fā)度也隨溫度的變化而變化。定義

相對揮發(fā)度為溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度

S

與難揮發(fā)組分的揮發(fā)度

回

之比，用?表示，即為

,對于雙組分理想溶液可得：

目

整理得到：

目

稱為氣液平衡方程。x-y相圖可由此方程作出。A值大小可用來判斷混合液能否用

蒸儲方法分離以及分離的難易程度，a值越大，兩組分間的揮發(fā)度差別也越大，

越容易分離，此時氣液平衡線離對角線也就越遠。若表明氣液組成相同，

不能用普通精饋方法分離該溶液。

110、平均相對揮發(fā)度：當溫度變化時，相對揮發(fā)度可取操作溫度范圍內(nèi)的平

均值，即

目

111、精儲原理：利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同，在精儲塔頂部裝有

冷凝器，使最后達到塔頂?shù)臍怏w全部冷凝，冷凝后的液體部分作為產(chǎn)品，部分返回

塔內(nèi)，稱為回流；在精微塔底部裝有再沸器，使達到塔底的液體部分作為產(chǎn)物，另

一部分則被加熱汽化，上升至塔中：這樣將氣液兩相在精儲塔內(nèi)進行多次部分汽化

和部分冷凝，就可在塔頂氣相中得到較純的易揮發(fā)組分，在塔底液相中獲得較純的

難揮發(fā)組分，從而達到分離均相混合物的目的。

112、精儲流程：連續(xù)精鏢包含精福段（加料板以上部分）和提偏段（加料板

以下部分，包括加料板）。間歇精儲只有精儲段。

113、精耀段作用；利用回流液將上升氣體中的難揮發(fā)組分部分冷凝下來，所

產(chǎn)生的冷凝熱同時使塔板上的液體中易揮發(fā)組分部分汽化，對上升蒸氣起到蒸儲提

純的作用，從而在塔頂?shù)玫捷^為純粹的易揮發(fā)組分。

114、提儲段作用：利用上升蒸氣使物料和精鐳段回流液的混合液中易揮發(fā)組

分逐步汽化，利用汽化的吸熱，使上升蒸氣中的部分難揮發(fā)組分冷凝下來，在提儲

段內(nèi)從上到下難揮發(fā)組分含量逐層升高，起到提取難揮發(fā)組分的作用，故在塔底得

到較純的難揮發(fā)組分。

115、恒摩爾流假定：恒摩爾汽化與恒摩爾溢流。前者指除了加料板以外在沒

有中間加料或出料的情況下，每一層塔板上升氣流的物質(zhì)的摩爾流量相等，但精微

段和提儲段上升蒸氣的摩爾流量不一定相等；后者指除了加料板以外在沒有中間加

料或出料的情況下，每一層塔板下降液流的物質(zhì)的摩爾流量相等，但精儲段和提儲

段下降液流的摩爾流量不一定相等。滿足上述假定必須滿足的條件包括：混合物各

組分的摩爾汽化熱相等：精鐳塔各部分保溫性能好，熱損失可以忽略不計；在各層

塔板上液相顯熱的變化可以忽略不計。

116、理論塔板；根據(jù)恒摩爾流假定，由氣相部分冷凝所放出的潛熱恰好補償

液相部分汽化所需的潛熱，使塔板上的溫度保持不變。如果氣液兩相在塔板上充分

接觸后使得離開該板的氣液兩相達到了平衡，則其氣液組成應(yīng)符合氣液平衡關(guān)系。

這種塔板稱為理論塔板。

117、回流比；精儲段內(nèi)，下降回流液的流量

回

與儲出產(chǎn)品流量

兇

之比，即為

s

118、精微段操作線方程：

回

為第n+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，

a

為第n層板上液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，

S

為塔頂鐳出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，R為回流比。根據(jù)恒摩爾流假定，

為定值，在穩(wěn)態(tài)連續(xù)精餡過程中，

回

與

回

均為定值，因此回流比R也固定不變，所以精微段操作線方程為直線方程。

119、提儲段操作線方程：

□

為提儲段中第m+1層塔板上升氣體的摩爾分數(shù)，

0

為提儲段中第m層塔板下降液體的摩爾分數(shù)，

為塔底釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)。根據(jù)恒摩爾流假定,

為定值，在穩(wěn)態(tài)連續(xù)精儲過程中，

a

與

a

均為定值，所以精饋段操作線方程為直線方程。

120、

□

關(guān)系式：

[*I

岡

為提播段下降液體流量，

13

為精偏段下降回流液的流量，

回

為加料板上的進料流量，6為進料狀況參數(shù)。當進料量為1

口

時，提饋段內(nèi)的液體流量較精偏段內(nèi)液體流量增加值即為6,因此5值又稱為進

料的液化摩爾分數(shù)。

121、進料方程;

Ix|

又稱5線方程，是精餛段操作線與提館段操作線交點的軌跡方程。當進料狀況和

組成一定時，其為直線方程。

122、逐板計算法；假設(shè)各層均為理論塔板，故由塔頂?shù)谝话逑陆档幕亓饕航M

成

0

與該板上升蒸氣的組成

0

符合氣液平衡方程，

日

;由變形式

日

求出

后，第二層塔板上升蒸氣的組成

S

由精微段操作線方程，

r^i

求出，直到

a

,表明第n層為加料板，可作為提饋段第一板，故精鐳段理論塔板數(shù)為

，以后逐板向下計算，操作關(guān)系應(yīng)改用提微段操作線方程：

,直到

國

為止，由于塔底再沸器內(nèi)氣液兩相可視為平衡，因此再沸器相當于一塊理論塔板,

提餡段的理論塔板數(shù)為

國

,故精鐳塔所需的理論塔板數(shù)為

123、回流比的選擇：回流比有兩個極限值，上限為全回流，下限為最小回流

比。

124、全回流；指塔頂上升蒸氣冷凝后，全部送回塔頂作為回流，無產(chǎn)品取

國

,回流比

3

,此時兩條操作線都與對角線重合，全塔無精儲段與提儲段之分，并且操作線和平

衡線之間的距離最大，傳質(zhì)推動力最大，故所需的理論塔板數(shù)最少，用

表示。此時

[HJ

（雙組分），

3

為全塔平均相對揮發(fā)度，且

，當塔頂、塔底的相對揮發(fā)度相差不大時，a值可近似取塔頂和塔底相對揮發(fā)度

的幾何平均值

IX1

O全回流操作時，

目

,無實際意義。由于全回流操作在每一塊理論塔板上氣液兩相的傳質(zhì)推動力都最

大，在精儲的開工時常采用全回流操作盡快達到穩(wěn)定平衡。此外，在研究塔內(nèi)流體

力學(xué)性能或測定填料塔的等板高度時也采用全回流。

125、最小回流比；當回流比R變小時，精循段操作線的截距

a

逐漸增大，兩條操作線的交點向平衡線靠近，理論塔板數(shù)逐漸增多，當回流比減小

到兩操作線交點落在平衡線上時，理論塔板數(shù)增加到無窮多，此時的回流比稱為最

小回流比，用

a

表示。它是確定適宜回流比的依據(jù)。此時，精儲段操作線方程的斜率為

EH]

。整理得

目

126、適宜回流比：從操作費用與設(shè)備費用綜合考慮，確定總費用最少時的回

流比即為適宜回流比。通常有

IX■

0（隨著