化工原理精选例题及化工原理公式.docx
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化工原理精选例题及化工原理公式
1.用连续精馏方法分离乙烯、乙烷混合物。
已知进料中含乙烯0.88（摩尔分数，下同），流量为200kmol/h。
今要求馏出液中乙烯的回收率为99.5%，釜液中乙烷的回收率为99.4%，试求所得馏出液、釜液的流量和组成。
2.例题：
设计一精馏塔，用以分离双组分混合物，已知原料液流量为100kmol/h，进料中含轻组分0.2（摩尔分数，下同），要求馏出液和釜液的组成分别为0.8和0.05。
泡点进料（饱和液体），物系的平均相对挥发度α=2.5，回流比R=2.7。
试求：
1）精馏段和提馏段操作线方程；2）从塔顶数第二块板下降的液相组成。
3.例题用一常压精馏塔分离某二元理想溶液，进料中含轻组分0.4（摩尔分数，下同），进料量为200kmol/h饱和蒸汽进料，要求馏出液和釜液的组成分别为0.97和0.02。
已知操作回流比R=3.0，物系的平均相对挥发度α=2.4，塔釜当作一块理论板处理。
试求：
（1）提馏段操作线方程；
（2）塔釜以上第一块理论板下降的液相组成。
（从塔底向上计算）
4.例题：
常压下分离丙酮水溶液的连续精馏塔，进料中丙酮50%（摩尔分数，下同），其中气相占80%，要求馏出液和釜液中丙酮的组成分别为95%和5%，回流比R=2.0，若进料流量为100kmol/h，分别计算精馏段和提馏段的气相和液相流量，并写出相应的两段操作线方程和q线方程。
5.在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液。
原料液组成为0.4（摩尔分数，下同），馏出液组成为0.95。
汽--液混合进料，其中汽相占1/3（摩尔数比），回流比为最小回流比的2倍，物系的平均相对挥发度为2.5，塔顶采用全凝器。
试求:
（1）精馏段操作线方程；
（2）从塔顶往下数第二层理论板的上升气相组成。
6.在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为1000kmol/h，组成为含苯0.4（摩尔分数，下同），馏出液组成为含苯0.9，苯在塔顶的回收率为90%，泡点进料（q=1），操作回流比为最小回流比的1.5倍，物系的平均相对挥发度为2.5。
试求：
（1）精馏段操作线方程；
（2）提馏段操作线方程。
7.板式精馏塔常压下分离苯-甲苯物系，塔顶采用全凝器，物系平均相对挥发度为2.5，进料是流量为150kmol/h，组成为0.4的饱和蒸汽，回流比为4.0，塔顶馏出液中苯的回收率为0.97，釜液中苯的组成为0.02。
试求：
（1） 塔顶产品流率，组成和釜液流率；
（2）精馏段、提馏段操作线方程；（3）实际回流比和最小回流比的比值。
8.某二元连续精馏塔，进料量100kmol/h，组成为0.5（易挥发组分mol分率），饱和液体进料。
塔顶、塔底产品量各为50kmol/h，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜用间接蒸汽加热，物系平均相对挥发度为2.0，精馏段操作线方程为yn+1=0.714xn+0.257，试求：
1塔顶、塔底产品组成（mol分数）和塔底产品中难挥发组分回收率；2 最小回流比；3 提馏段操作线方程。
9用常压精馏塔分离某二元理想溶液，其平均相对挥发度α=3，原料液组成0.5（摩尔分率），进料量为200kmol/h，饱和蒸汽进料，塔顶产品量为100kmol/h。
已知精馏段操作线方程为y=0.8x+0.19，塔釜用间接蒸汽加热，塔顶为全凝器。
试求：
（1）塔顶、塔底产品组成；
（2）提馏段操作线方程；（3）最小回流比Rmin；（4）若塔顶第一块板的液相单板效率为0.6，则离开塔顶第二块板的气相组成为多少。
10.在逆流吸收塔中，用洗油吸收焦炉气中的芳烃。
吸收塔压强为105kPa，温度为27℃，焦炉气流量为1000m3/h，其中所含芳烃组成为0.02（摩尔分数,下同），吸收率为95%，进塔洗油中所含芳烃组成为0.005。
若取吸收剂用量为最小用量的1.5倍。
试求进入塔顶的洗油摩尔流量及出塔吸收液组成。
（操作条件下气液平衡关系为Y*=0.125X）
11.在常压填料吸收塔中，用清水吸收废气中氨气，废气流量为2500m3/h（标准状态下），其中氨气浓度为0.02（摩尔分数），要求回收率不低于98%，若水用量为3.6m3/h，操作条件下平衡关系为Y=1.2X，气相总传质单元高度为0.7m。
试求：
（1）塔底、塔顶推动力及全塔对数平均推动力；
（2）气相总传质单元数；（3）填料层高度。
（水的密度可取为1000kg/m3）
12.空气和氨的混合气体，在直径为0.8m的填料吸收塔中用清水吸收其中的氨。
已知送入的空气量为47.93kmol/h，混合气体中氨的分压为1.34kPa，经过吸收后混合气中有99.5%的氨被吸收下来。
操作温度为20℃，压力为101.325kPa。
在操作条件下，平衡关系为Y*=0.75X。
若吸收剂（水）用量为52kmol/h。
已知氨的气相体积吸收总系数KYa=314kmol/（m3.h）。
试求：
（1）吸收液的出塔组成；
（2）所需填料层高度。
（用吸收因数法）
13.设计一逆流吸收的填料塔，在常温、常压下用清水吸收空气-丙酮混合气中的丙酮。
已知入塔混合气体流量为80kmol/h，含丙酮5%（摩尔分率），要求吸收率为95%。
该塔塔径为0.8m，操作条件下的平衡关系为Y*=2.0X，气相总体积传质系数Kya=150kmol/m3·h，出塔吸收液的饱和度为70%。
试求：
（1）用水量为多少，kg/h；
（2）用水量是最小用水量的多少倍；
（3）所需填料层高度。
14.在逆流填料吸收塔中，用纯溶剂吸收某混合气中的溶质。
在常压、27℃下操作时混合气流量为1200m3/h，进塔气体组成为0.05（摩尔分数）。
塔截面积为0.8m2，填料层高度为4m，气相体积总系数Kya=100kmol/（m3.h），气液平衡关系为直线，且吸收因数A=1，试求出塔气体组成Y2和回收率
15.在以内径为0.8m、填料层高度为4m的吸收塔中，用清水吸收混合气体中的溶质组分。
吸收塔操作压强为101.33kPa、温度为20℃，混合气体流量为1000m3/h，进塔气体组成为0.05，出塔气体组成为0.01（均为摩尔分数）。
吸收剂用量为96kmol/h。
操作条件下相平衡关系为Y*=2X。
试求：
（1）吸收剂用量为最小用量的倍数；
（2）气相体积吸收总系数KYa。
16..例某A、B、S三元体系的溶解度曲线如附图所示。
用纯溶剂S对A、B两组分混合液进行单级萃取。
原料液中溶质A的质量分数为0.3，处理量为100kg，要求萃余液中溶质A的质量分数不大于0.1。
在操作范围内分配系数kA为1.8，试求：
（1）纯溶剂S的用量；
（2）组分A的萃取率φA。
17.常压下某湿空气的温度为30oC、湿度为0.025kg水/kg（绝干气）。
试求：
（1）湿空气的相对湿度；
（2）水气分压；（3）湿空气的比体积；（4）湿空气的比热容；（5）湿空气的焓。
若将上述空气加热到50oC，上述参数哪些将发生变化，变化趋势如何？
18.在常压连续干燥器中将物料含水率由40％降至5％（均为湿基），湿物料的处理量为1000kg/h，空气初始温度为20℃，湿度为0.009kg水/kg绝干气，空气被加热到120℃后进干燥器，出干燥器时温度为40℃，湿度为0.039kg水/kg绝干气。
试求：
（1）水分的蒸发量；
（2）绝干空气的消耗量；（3）若干燥产品的收率为95%，求实际产品量；（4）若鼓风机装在新鲜空气的入口处，风机的风量应为多少？
19.某物料在常压连续理想干燥器中进行干燥，湿物料的处理量为2.0kg/s，物料含水率由5％降至1％（均为湿基），空气初始温度为20℃，湿度为0.005kg水/kg绝干气，空气进干燥器时温度为150℃，出干燥器时温度为70℃。
试求：
（1）除去的水分量；
（2）空气出干燥器时的湿度；（3）新鲜空气的消耗量，m3湿气/h；（4）预热器的传热量。
20.常压下以空气为干燥介质干燥某种湿物料，干空气用量为2000kg/h，温度为25℃，湿度为0.01kg水/kg干空气，空气经预热器加热至95℃后进入干燥器，要求将湿物料的含水量从10％干燥至1％（均为湿基），干燥器的生产能力为350kg/h（干燥产品），若干燥过程可视为理想干燥过程。
试求：
（1）水分蒸发量；
（2）离开干燥器的空气温度和湿度；（3）预热器对空气提供的热量。
21.用气流干燥器干燥某一湿物料，已知湿物料重150kg，含水率25%，要求产品的含水率为6%（均为湿基）。
已知其临界含水率为XC=0.2kg水/kg干物料。
试求：
（1）总共除去的水分量；
（2）恒速和降速阶段各除去多少水分？
22.在恒定干燥条件下，将物料由X1=0.33kg水/kg干物料干燥至X2=0.09kg水/kg干物料，共需7小时，若继续干燥至X2=0.07kg水/kg干物料，则再需多少时间？
已知物料的临界含水率为XC=0.16kg水/kg干物料。
平衡含水率X*=0.05kg水/kg干物料。
23.在常压连续干燥器中将固体湿物料由最初的含水量13%干燥到0.99%（均为湿基），干燥产品的产量为237kg/h。
已知新鲜空气温度为15℃、湿度为0.0073kg水/kg干空气，该空气在预热器中预热至90℃后进入干燥器，离开干燥器的废气湿度为0.023kg水/kg干空气。
试求：
（1）经预热后湿空气的湿度和焓；
（2）绝干空气消耗量；（3）预热器传热量。
24.利用气流干燥器将含水量20%的物料干燥到5%（均为湿基）。
已知湿物料处理量为1000kg/h。
空气初始温度为20℃，湿度为0.011kg/kg绝干气,空气经预热后进入干燥器,空气离开干燥器时温度为60℃、湿度为0.04kg/kg绝干气,干燥过程可视为等焓过程。
试求
（1）水分蒸发量；
（2）新鲜空气消耗量，kg湿气/h；（3）进干燥器时空气温度；（4）预热器传热量。
化工原理公式
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化工原理重要概念
《化工原理》重要概念
第一章 流体流动
质点 含有大量分子的流体微团，其尺寸远小于设备尺寸，但比起分子自由程却要大得多。
连续性假定 假定流体是由大量质点组成的、彼此间没有间隙、完全充满所占空间的连续介质。
拉格朗日法 选定一个流体质点 , 对其跟踪观察，描述其运动参数 （ 如位移、速度等 ） 与时间的关系。
欧拉法 在固定空间位置上观察流体质点的运动情况，如空间各点的速度、压强、密度等，即直接描述各有关运动参数在空间各点的分布情况和随时间的变化。
轨线与流线 轨线是同一流体质点在不同时间的位置连线，是拉格朗日法考察的结果。
流线是同一瞬间不同质点在速度方向上的连线，是欧拉法考察的结果。
系统与控制体 系统是采用拉格朗日法考察流体的。
控制体是采用欧拉法考察流体的。
理想流体与实际流体的区别 理想流体粘度为零，而实际流体粘度不为零。
粘性的物理本质 分子间的引力和分子的热运动。
通常液体的粘度随温度增加而减小，因为液体分子间距离较小，以分子间的引力为主。
气体的粘度随温度上升而增大，因为气体分子间距离较大，以分子的热运动为主。
总势能 流体的压强能与位能之和。
可压缩流体与不可压缩流体的区别 流体的密度是否与压强有关。
有关的称为可压缩流体，无关的称为不可压缩流体。
伯努利方程的物理意义 流体流动中的位能、压强能、动能之和保持不变。
平均流速 流体的平均流速是以体积流量相同为原则的。
动能校正因子 实际动能之平均值与平均速度之动能的比值。
均匀分布 同一横截面上流体速度相同。
均匀流段 各流线都是平行的直线并与截面垂直 , 在定态流动条件下该截面上的流体没有加速度 , 故沿该截面势能分布应服从静力学原理。
层流与湍流的本质区别 是否存在流体速度 u 、压强 p 的脉动性，即是否存在流体质点的脉动性。
第二章 流体输送机械
管路特性方程 管路对能量的需求，管路所需压头随流量的增加而增加。
输送机械的压头或扬程 流体输送机械向单位重量流体所提供的能量 （J/N） 。
离心泵主要构件 叶轮和蜗壳。
离心泵理论压头的影响因素 离心泵的压头与流量，转速，叶片形状及直径大小有关。
叶片后弯原因 使泵的效率高。
气缚现象 因泵内流体密度小而产生的压差小，无法吸上液体的现象。
离心泵特性曲线 离心泵的特性曲线指 H ｅ ～ q V ，η～ q V ， P ａ ～ q V 。
离心泵工作点 管路特性方程和泵的特性方程的交点。
离心泵的调节手段 调节出口阀，改变泵的转速。
汽蚀现象 液体在泵的最低压强处 （ 叶轮入口 ） 汽化形成气泡，又在叶轮中因压强升高而溃灭，造成液体对泵设备的冲击，引起振动和侵蚀的现象。
必需汽蚀余量 （NPSH）r 泵入口处液体具有的动能和压强能之和必须超过饱和蒸汽压强能多少
离心泵的选型 （ 类型、型号 ） ①根据泵的工作条件，确定泵的类型；②根据管路所需的流量、压头，确定泵的型号。
正位移特性 流量由泵决定，与管路特性无关。
往复泵的调节手段 旁路阀、改变泵的转速、冲程。
离心泵与往复泵的比较 （ 流量、压头 ） 前者流量均匀，随管路特性而变，后者流量不均匀，不随管路特性而变。
前者不易达到高压头，后者可达高压头。
前者流量调节用泵出口阀，无自吸作用，启动时关出口阀；后者流量调节用旁路阀，有自吸作用，启动时开足管路阀门。
通风机的全压、动风压 通风机给每立方米气体加入的能量为全压 （Pa=J/m 3 ） ，其中动能部分为动风压。
真空泵的主要性能参数 ① 极限真空 ；② 抽气速率。
第三章 液体的搅拌
搅拌目的 均相液体的混合，多相物体 （ 液液，气液，液固 ） 的分散和接触，强化传热。
搅拌器按工作原理分类 搅拌器按工作原理可分为旋桨式，涡轮式两大类。
旋桨式大流量，低压头；涡轮式小流量，高压头。
混合效果 搅拌器的混合效果可以用调匀度、分隔尺度来度量。
宏观混合 总体流动是大尺度的宏观混合；强烈的湍动或强剪切力场是小尺度的宏观混合。
微观混合 只有分子扩散才能达到微观混合。
总体流动和强剪切力场虽然本身不是微观混合，但是可以促进微观混合，缩短分子扩散的时间。
搅拌器的两个功能 产生总体流动；同时形成湍动或强剪切力场。
改善搅拌效果的工程措施 改善搅拌效果可采取增加搅拌转速、加挡板、偏心安装搅拌器、装导流筒等措施。
第四章 流体通过颗粒层的流动
非球形颗粒的当量直径 球形颗粒与实际非球形颗粒在某一方面相等，该球形的直径为非球形颗粒的当量直径，如体积当量直径、面积当量直径、比表面积当量直径等。
形状系数 等体积 球形的表面积与非球形颗粒的表面积之比。
分布函数 小于某一直径的颗粒占总量的分率。
频率函数 某一粒径范围内的颗粒占总量的分率与粒径范围之比。
颗粒群平均直径的基准 颗粒群的平均直径以 比表面积相等 为基准 。
因为颗粒层内流体为爬流流动，流动阻力主要与颗粒表面积的大小有关。
床层比表面 单位床层体积内的颗粒表面积。
床层空隙率 单位床层体积内的空隙体积。
数学模型法的主要步骤 数学模型法的主要步骤有 ①简化物理模型②建立数学模型③模型检验，实验确定模型参数。
架桥现象 尽管颗粒比网孔小，因相互拥挤而通不过网孔的现象。
过滤常数及影响因素 过滤常数是指 K 、 qe 。
K 与压差、悬浮液浓度、滤饼比阻、滤液粘度有关； qe 与过滤介质阻力有关。
它们在恒压下 才为常数 。
过滤机的生产能力 滤液量与总时间 （ 过滤时间和辅助时间 ） 之比。
最优过滤时间 使生产能力达到最大的过滤时间。
加快过滤速率的途径 ①改变滤饼结构；②改变颗粒聚集状态；③动态过滤。
第五章 颗粒的沉降和流态化
曳力 （ 表面曳力、形体曳力 ） 曳力是流体对固体的作用力，而阻力是固体壁对流体的力，两者为作用力与反作用力的关系。
表面曳力由作用在颗粒表面上的剪切力引起，形体曳力由作用在颗粒表面上的压强力扣除浮力的部分引起。
（ 自由 ） 沉降速度 颗粒自由沉降过程中 , 曳力、重力、浮力三者达到平衡时的相对运动速度。
离心分离因数 离心力与重力之比。
旋风分离器主要评价指标 分离效率、压降。
总效率 进入分离器后，除去的颗粒所占比例。
粒级效率 某一直径的颗粒的去除效率。
分割直径 粒级效率为 50% 的颗粒直径。
流化床的特点 混合均匀、传热传质快；压降恒定、与气速无关。
两种流化现象 散式流化和聚式流化。
聚式流化的两种极端情况 腾涌和沟流。
起始流化速度 随着操作气速逐渐增大，颗粒床层从固定床向流化床转变的空床速度。
带出速度 随着操作气速逐渐增大，流化床内颗粒全被带出的空床速度。
气力输送 利用气体在管内的流动来输送粉粒状固体的方法。
第六章 传热
传热过程的三种基本方式 直接接触式、间壁式、蓄热式。
载热体 为将冷工艺物料加热或热工艺物料冷却，必须用另一种流体供给或取走热量，此流体称为载热体。
用于加热的称为加热剂；用于冷却的称为冷却剂。
三种传热机理的物理本质 传导的物理本质是分子热运动、分子碰撞及自由电子迁移；对流的物理本质是流动流体载热；热辐射的物理本质是电磁波。
间壁换热传热过程的三个步骤 热量从热流体对流至壁面，经壁内热传导至另一侧，由壁面对流至冷流体。
导热系数 物质的导热系数与物质的种类、物态、温度、压力有关。
热阻 将传热速率表达成温差推动力除以阻力的形式，该阻力即为热阻。
推动力 高温物体向低温传热，两者的温度差就是推动力。
流动对传热的贡献 流动流体载热。
强制对流传热 在人为造成强制流动条件下的对流传热。
自然对流传热 因温差引起密度差，造成宏观流动条件下的对流传热。
自然对流传热时，加热、冷却面的位置应该是加热面在下，制冷面在上，这样有利于形成充分的对流流动。
努塞尔数、普朗特数的物理意义 努塞尔数的物理意义是对流传热速率与导热传热速率之比。
普朗特数的物理意义是动量扩散系数与热量扩散系数之比，在 α 关联式中表示了物性对传热的贡献。
α 关联式的定性尺寸、定性温度 用于确定关联式中的雷诺数等准数的长度变量、物性数据的温度。
比如，圆管内的强制对流传热，定性尺寸为管径 d 、定性温度为进出口平均温度。
大容积自然对流的自动模化区 自然对流α与高度 l 无关的区域。
液体沸腾的两个必要条件 过热度 tw-ts 、汽化核心。
核状沸腾 汽泡依次产生和脱离加热面，对液体剧烈搅动，使α随Δ t 急剧上升。
第七章 蒸发
蒸发操作及其目的
蒸发过程的特点
二次蒸汽
溶液沸点升高
疏水器
气液两相流的环状流动区域
加热蒸汽的经济性
蒸发器的生产强度
提高生产强度的途径
提高液体循环速度的意义
节能措施
杜林法则
多效蒸发的效数在技术经济上的限制
第八章 气体吸收
吸收的目的和基本依据 吸收的目的是分离气体混合物，吸收的基本依据是混合物中各组份在溶剂中的溶解度不同。
主要操作费 溶剂再生费用，溶剂损失费用。
解吸方法 升温、减压、吹气。
选择吸收溶剂的主要依据 溶解度大，选择性高，再生方便，蒸汽压低损失小。
相平衡常数及影响因素 m 、 E 、 H 均随温度上升而增大， E 、 H 与总压无关， m 反比于总压。
漂流因子 P/P Bm 表示了主体流动对传质的贡献。
（ 气、液 ） 扩散系数的影响因素 气体扩散系数与温度、压力有关；液体扩散系数与温度、粘度有关。
传质机理 分子扩散、对流传质。
气液相际物质传递步骤 气相对流，相界面溶解，液相对流。
有效膜理论与溶质渗透理论的结果差别 有效膜理论获得的结果为 k ∝ D ，溶质渗透理论考虑到微元传质的非定态性，获得的结果为 k ∝ D 0.5 。
传质速率方程式 传质速率为浓度差推动力与传质系数的乘积。
因工程上浓度有多种表达，推动力也就有多种形式，传质系数也有多种形式，使用时注意一一对应。
传质阻力控制 传质总阻力可分为两部分，气相阻力和液相阻力。
当 mky<>kx 时，为液相阻力控制。
低浓度气体吸收特点 ① G 、 L 为常量， ② 等温过程， ③ 传质系数沿塔高不变。
建立操作线方程的依据 塔段的物料衡算。
返混 少量流体自身由下游返回至上游的现象。
最小液气比 完成指定分离任务所需塔高为无穷大时的液气比。
NOG 的计算方法 对数平均推动力法，吸收因数法，数值积分法。
第九章 液体精馏
蒸馏的目的及基本依据 蒸馏的目的是分离液体混合物，它的基本依据 （ 原理 ） 是液体中各组分挥发度的不同。
主要操作费用 塔釜的加热和塔顶的冷却。
双组份汽液平衡自由度 自由度为 2（P 一定， t ～ x 或 y ； t 一定， P ～ x 或 y） ； P 一定后，自由度为 1 。
泡点 泡点指液相混合物加热至出现第一个汽泡时的温度。
露点 露点指气相混合物冷却至出现第一个液滴时的温度。
非理想物系 汽液相平衡关系偏离拉乌尔定律的成为非理想物系。
总压对相对挥发度的影响 压力降低，相对挥发度增加。
平衡蒸馏 连续过程且一级平衡。
简单蒸馏 间歇 过程且瞬时一级平衡。
连续精馏 连续过程且多级平衡。
间歇精馏 时变过程且多级平衡。
特殊精馏 恒沸精馏、萃取精馏等加第三组分改变α。
实现精馏的必要条件 回流液的逐板下降和蒸汽逐板上升，实现汽液传质、高度分离。
理论板 离开该板的汽液两相达到相平衡的理想化塔板。
板效率 经过一块塔板之后的实际增浓与理想增浓之比。
恒摩尔流假设及主要条件 在没有加料、出料的情况下，塔段内的汽相或液相摩尔流率各自不变。
组分摩尔汽化热相近，热损失不计，显热差不计。
加料热状态参数 q 值的含义及取值范围 一摩尔加料加热至饱和汽体所需热量与摩尔汽化潜热之比，表明加料热状态。
取值范围：
q<0 过热蒸汽， q=0 饱和蒸汽， 01 冷液。
建立操作线的依据 塔段物料衡算。
第十章 气液传质设备
板式塔的设计意图 ①气液两相在塔板上充分接触，②总体上气液逆流，提供最大推动力。
对传质过程最有利的理想流动条件 总体两相逆流，每块板上均匀错流。
三种气液接触状态 鼓泡状态：
气量低，气泡数量少，液层清晰。
泡沫状态：
气量较大，液体大部分以液膜形式存在于气泡之间，但仍为连续相。
喷射状态：
气量很大，
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