化工原理q是什么液化分率

『壹』 化学 化工原理

题目有问题，没给相对挥发度α，这样会没办法求出平衡关系式，以及最小回流比的数值。这题倒是不难，把阿尔法给我就能给你做出来。

还有，题目中的“沸点进料”有问题吧？应该是泡点进料~~~

最后，全凝器和再沸器的选型需要参考化学工艺手册，除了这个问题，其它的都能解决掉。

1、实际塔板数：

（度娘不让用公式编辑器，我就主要用文字叙述了）

先求进料的摩尔流量Qn,f

CS2的M=76.14；CCl4的M=153.82；且进料摩尔分数Xf=0.3

所以有：Qn,f=4000/(76.14*0.3+153.82*0.7)=30.65kmol/h

然后根据平衡数据作图，根据进料热状况参数q=1（因为是泡点进料），所以q线方程为:x=0.3=Xq，一条垂直于x轴的直线，交平衡线于一点，找出该点的纵坐标，亦即Yq，带入Rmin的计算式中可得：

Rmin=(Xd-Yq)/(Yq-Xq)=1.653，此即最小回流比。

操作回流比R=1.5*Rmin=2.4796

那么可得精馏段操作线方程：y=[R/(R+1)]*X+Xd/(R+1)，其中Xd即塔顶馏出液摩尔分数为0.95，y=0.7126X+0.273

把精馏段操作线也画到图上，其与q线方程有一个交点；然后在对角线上找到Xw=0.05处，这里也确定一个点，把两个点连起来就是提馏段操作线，然后按照规矩画阶梯就行了。

最后的结果是11块理论板可完成任务，但是操作弹性非常小。为了改善这个问题，再增加一块理论板。

那么总理论板数NT=12-1=11（多出来的一块是塔底再沸器）

那么根据全塔效率，实际板数=22块（不含塔釜）

该问中的图已经附上。

（2）塔径与塔高

塔高很简单，直接用HT=0.4与N=22相乘即可，有效高度=22*0.4=8.8m

塔径有点麻烦，首先需要计算塔内上升蒸汽体积流量Qv,v

根据全塔物料衡算式可得：Qn,d/Qn,f=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)=0.2778（馏出液采出率，它是物料衡算的一个推导结果）

解得Qn,d=8.514kmol/h

又Qn,f=Qn,d+Qn,w，那么Qn,w=30.65-8.514=22.136kmol/h

又根据回流比定义式：R=Qn,L/Qn,d=2.4796

解得Qn,l=21.111kmol/h

那么再根据提馏段物料衡算式：Qn,v=Qn,l+Qn,w

得：Qn,v=21.111+8.514=29.625kmol/h

视塔内上升蒸汽为理想气体混合物，

应用理想气体方程后，得Qv,v=(22.4/3600)*(T/T0)*(P0/P)*Qn,v=(22.4/3600)*(273.15+60/273.15)*(101.325/101.325)*Qn,v

（T=T0+60；P0=P=1atm，这是题设条件）

Qv,v=0.2248m^3/s

代入塔径计算式：D=(4*Qv,v/π*u)^0.5=0.5982m，其中u=0.8（空塔气速）

圆整后，D=600mm

（3）产量的确定

产量上面已经给出了：塔顶馏出液流量Qn,d=8.514kmol/h；塔釜残液流量Qn,w=22.136kmol/h

塔底再沸器与塔顶全凝器默认使用固定管板式列管换热器，计算全塔热负荷之后，代入牛顿冷却定律：Q=KSTm中计算即可，比较简单，这里就不再赘述了。得到计算换热面积之后需要打一个安全系数，取1.1即可，然后根据此实际换热面积，查找化学工艺手册，机械部关于固定管板式换热器有设计标准，管径，管数，壳径上面都能找到。

『贰』 进料状况的q值与液化分率的q值

/link?url=VJC75vIq_jK_ecWpJCeNPHyU__yvpp-n_-q8xNcCqibke3zim28G这个上面有你要的

『叁』 化工原理中液化率和进料热状况参数的概念一样吗

讲的是同一个东西q。

『肆』 化工原理Q和Qe的区别

q值变化即进料热状态变化，平衡线方程不变，精馏段操作线方程不变，提馏段操作线方程变化，q线方程变化
当q值变大时，q线方程斜率变化，q线绕着（xF,xF)顺时针旋转，提馏段操作线斜率减小

『伍』 化工原理精馏的q怎么理解

q代表物料热状况，其数值大小可以用来判断物料状态，小于零为过热蒸汽，专=0为饱和蒸汽，属0-1为气液混合，=1为饱和液，大于1为冷物料。从精馏过程来看，在平衡蒸馏中q是这样定义的，q=W/F，也就是表示液化分率。这样的话qF即为被液化的那部分进料，（1-q）F和(q-1)F表示汽化的部分。化工原理里的L`=L+qF和V=V`-(q-1)F便是这个意思。

『陆』 求化工原理知识点提要

一、流体力学及其输送

1.单元操作:物理化学变化的单个操作过程，如过滤、蒸馏、萃取。

2.四个基本概念:物料衡算、能量衡算、平衡关系、过程速率。

3.牛顿粘性定律:F=±τA=±μA/dy，(F:剪应力;A:面积;μ:粘度;/dy:速度梯度)。

4.两种流动形态:层流和湍流。流动形态的判据雷诺数Re=ρ/μ;层流-2000-过渡-4000-湍流。

5.连续性方程:A1u1=A2u2;伯努力方程:gz+p/ρ+1/2u2=C。

6.流体阻力=沿程阻力+局部阻力;范宁公式:沿程压降:Δpf=λlρu2/2d，沿程阻力:Hf=Δpf/ρg=λl
u2/2dg(λ:摩擦系数);层流时λ=64/Re，湍流时λ=F(Re，ε/d)，(ε:管壁粗糙度);局部阻力hf=ξu2/2g，(ξ:局部阻力系数，情况不同计算方法不同)

7.流量计:变压头流量计(测速管、孔板流量计、文丘里流量计);变截面流量计。
8.离心泵主要参数:流量、压头、效率、轴功率;工作点(提供与所需水头一致);安装高度(气蚀现象，气蚀余量);泵的型号(泵口直径和扬程);气体输送机械:通风机、鼓风机、压缩机、真空泵。

二、非均相机械分离

1.颗粒的沉降:层流沉降速度Vt=(ρp-ρ)gdp2/18μ，(ρp-ρ:颗粒与流体密度差，μ:流体粘度);重力沉降(沉降室，H/v=L/u，多层;增稠器，以得到稠浆为目的的沉淀);离心沉降(旋风分离器)。

2.过滤:深层过滤和滤饼过滤(常用，助滤剂增加滤饼刚性和空隙率);分类:压滤、离心过滤，间歇、连续;滤速的康采尼方程:u=(Δp/Lμ)ε3/5a2(1-ε)2，(ε:滤饼空隙率;a:颗粒比表面积;L:层厚)。

三、传热

1.传热方式:热传导(傅立叶定律)、对流传热(牛顿冷却定律)、辐射传热(四次方定律);热交换方式:间壁式传热、混合式传热、蓄热体传热(对蓄热体的周期性加热、冷却)。

2.傅立叶定律:dQ= -λdA ，(Q:热传导速率;A:等温面积;λ:比例系数; :温度梯度);
λ与温度的关系:λ=λ0(1+at)，(a:温度系数)。

3.不同情况下的热传导:单层平壁:Q=(t1-t2)/[b/(CmA)]=温差/热阻，(b:壁厚;Cm=(λ1-λ2)/2);
多层平壁:Q=(t1-tn+1)/ [bi /(λiA)];单层圆筒:Q=(t1-t2)/[b/(λAm)]，(A:圆筒侧面积，C=
(A2-A1)/ln(A2/A1)); 多层圆筒:Q=2πL(t1-t n+1)/ [1/λi [ln(ri+1/ri) ]。

4.对流传热类型:强制对流传热(外加机械能)、自然对流传热、(温差导致)、蒸汽冷凝传热(冷壁)、液体沸腾传热(热壁)，前两者无相变，后两者有相变;牛顿冷却定律:dQ=hdAΔt，(Δt>0;h:传热系数)。

5.吸收率A+反射率R+透射率D=1;黑体A=1，镜体R=1，透热体D=1，灰体A+R=1; 总辐射能E=Eλdλ，(Eλ:单色辐射能;λ:波长);
四次方定律:E=C(T/100)4=εC0(T/100)4，(C:灰体辐射常数;C0:黑体辐射常数;ε=C/C0:发射率或黑度);
两物体辐射传热:Q1-2=C1-2φA[(T1/100)4-(T2/100)4]，(φ:角系数;A:辐射面积;C1-2=1/[(1/C1)+(1/C2)-(1/C0)])

6.总传热速率方程:dQ=KmdA，(dQ:微元传热速率;Km:总传热系数;A:传热面积);
1/K=1/h1+bA1/λAm+A1/h2A2，(h1，h2:热、冷流体表面传热系数)。

7.换热器:夹套换热器、蛇管式换热器、套管式换热器、列管式换热器。

四、蒸馏

1.蒸馏分类:操作方式:连续蒸馏、间歇蒸馏;对分离的要求:简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏、特殊精馏;压力:常压蒸馏、加压蒸馏、减压蒸馏;组分:双组分蒸馏和多组分蒸馏(精馏)，常用精馏塔。

2.双组分溶液气液相平衡:液态泡点方程:xA=[p-pB(t)]/[pA(t)-pB(t)]，(xA:液态组分A的摩尔分数;p
(t):压强关于温度的函数); 气态露点方程:yA=pA/p=[pA(t)/p]×[p-pB(t)]/[pA(t)-pB(t)];
平衡常数KA=yA/xA，理想溶液:KA=p°A/p，即组分饱和蒸气压和总压之比;
挥发度:υA=pA/xA，相对挥发度:αAB=υA/υB，最终可导出气液平衡方程:y=αx/[1+(a-1)x]; 气液平衡相图:p-x图(等温)
、t-x(y)图(等压)、x-y图。

3.平衡蒸馏:qn(F)，xF加热至泡点以上tF，减压气化，温度达到平衡温度te，两相平衡qn(D)，yD和qn(W)，xW;
物料衡算:yD=qxW/(q-1)-xF/(q-1)，(液化率:q=qn(W)/qn(F));
热量衡算:tF=te+(1-q)γ/Cp,m，(Cp,m:原液的摩尔定压热容;γ:原液的摩尔气化潜热);平衡关系:yD=αxW/[1+(α-1)xW]。

4.简单蒸馏:持续加热至釜液组成和馏出液组成达到规定时停止; 关系式:ln[n(F)/n(W)]=
{ln(xF/xW)-αln[(1-xF)/(1-xW)]}/(α-1); 总物料衡算:n(F)=n(W)+n(D);易挥发组分衡算:n(F)xF
=n(W)xW+n(D)xD; 推出:xD= [n(F)xF-n(W)xW]/[n(F)-n(W)]。

5.精馏:多次部分气化部分冷凝(连续、间歇)，泡点不同采取不同的压力操作，塔板数从上至下记;
塔顶易挥发组分回收率:ηD=qn(D)xD/qn(F)xF×100%，釜中不易挥发组分回收率:ηW=qn(W)(1-xW)/[qn(F)(1-xF)]×100%;
精馏段总物料衡算:qn(V)=qn(D)+qn(L);精馏段易挥发组分衡算:qn(V)yn+1=qn(D)xD+qn(L)xn;(V:各层上升蒸汽量;D:塔顶馏出液量;L:各板下降的液量;yn+1:第n+1块板上升的蒸汽中易挥发组分的摩尔分数;xn:第n块板下降的液体中易挥发组分的摩尔分数)，精馏段操作线方程:yn+1=Rxn/(R+1)
+xD/(R+1)，(回流比R= qn(L)/qn(D));
提馏段段总物料衡算:qn(L’)=qn(V’)+qn(W);提馏段易挥发组分衡算:qn(L’)x’m=qn(V’)y’m+1 +qn(W)xW
;(W:釜液量)，提馏段操作线方程:y’m+1= qn(L’)x’m/qn(V’)-qn(W)xW/qn(V’);
总的物料衡算:qn(F)+qn(V’)+qn(L)=qn(V)+qn(L’)，乘上各焓值Hx即为热量衡算，qn(V)=qn(V’)+(1-q)qn(F)，(精馏进料热状态参数q=(HV-HF)/(HV-HL)，即单位原料液变为饱和蒸汽所需要的热量与单位原料液潜热之比);
进料方程:y=qx/(q-1)-xF/(q-1);理论塔板的计算逐板法和图解法，回流比R增大理论塔板数减小，解析法:全回流理论塔板数Nmin={lg[xD(1-xw)/[xw(1-xD)]]}/lgam-1，(am:全塔平均挥发度);
最小回流比Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)，(xq，yq:进料时)，R实=(1.1-2.0) Rmin; 全塔效率ET为理论塔板数与实际塔板数之比;
间歇精馏:分批精馏，一次进料待釜液达到指定组成后，放出残液，再次加料，用于分离量少而纯度要求高的物料，每批精馏气化物质的量n(V )=
(R+1)n(D)，所需时间τ=n(V)/qn(V); 特殊精馏:恒沸精馏(加第三组分，形成新的低恒沸物，增大相对挥发度)
、萃取精馏(加第三组分，增大相对挥发度)、加盐萃取精馏、分子蒸馏(针对高分子量、高沸点、高粘度、热稳定性极差的有机物)。

五、吸收

1.吸收剂的要求:对溶质的溶解度大，对其他成分溶解度小、易于再生、不易挥发、粘度低、无腐蚀性、无毒不易燃、价低，吸收率η=(mA除/mA进)×100%≈[
(y1-y2)/y1]×100%，(y1，y

2:进塔和出塔混合气中A的摩尔分数)。

3.稀溶液中亨利定律:c*A=HpA，(c*A:溶解度;H:溶解度系数;pA:气相分压);p*A=ExA，(xA:液相中溶质摩尔分数;E:亨利系数);y*=mx，(平衡常数m=E/p);E=ρs/HMs，(ρs，Ms:纯溶剂密度和相对分子质量)。

4.费克定律:jA=-DABdcA/dz，(jA:扩散速率;DAB:组分A在组分B中的扩散系数;dcA/dz:组分A在扩散方向z上的浓度梯度);
等分子扩散速率:NA= jA=D(pA,1-pA,2)/RTz;单向扩散:NA=D(pA,1-pA,2)p/RTz
pB,m，(p/pB,m:漂流因子，pB,m=
(pB,2-pB,1)/ln(pB,2/pB,1)，即对数平均值);同理，NA=D(cA,1-cA,2)c/zcB,m。

5.吸收塔操作线方程:qn(L)/qn(V)=(y1-y2)/(x1-x2)，(qn(V):二元混合气摩尔流量;qn(L):液相摩尔流量;x，y:任意一截面液气相摩尔流量);
最小液气比[qn(L)/qn(V)]min=(y1-y2)/(x*1-x2),qn(L)/qn(V)= (1.1-2.0) [qn(L)/qn(V)]min;
低浓度时填料塔高度h=qn(V) [dy/(y-y*)]/KyaS=qn(L)
[dx/(x*-x)]/KxaS=NOGHOG=NOLHOL，(K:传质系数;S:塔截面积;a:单位体积填料有效接触面积;NOG=
[dy/(y-y*)]:气相总传质单元数;HOG =qn(V)/KyaS:气相总传质单元高度);
相平衡线为直线时:NOG=ln[(1-S’)(y1-mx2)/(y2-mx2)+S’]/(1-S’)，NOL=ln[(1-A)(y1-mx2)/(y2-mx2)+A]/(1-A)，(吸收因数:A=1/S’=
qm(V)/mqm(V))。

6.填料塔:液体上进下出，气体下进上出，其中设有液体在分布器，可使其均匀分布于填料表面，塔顶可按转除末器。

六、干燥

1.绝对湿度δ=0.622pV/(p-pV)，(pV:水蒸汽分压);相对湿度φ=
pV/pS，(pS:水蒸汽饱和分压);湿焓I=Ig+δIv，(Ig:绝干空气的焓;Iv:水蒸汽的焓)。

2.物料的干基湿含量X=m水/m绝干，是基湿含量ω=m水/m总×100%，ω=X/(1+X);物料分类:非吸湿毛细孔物料、吸湿多孔物料和胶体无孔物料;物料与水分:总水分、平衡水分、自由水分、非结合水分、结合水分。

3.干燥过程物料衡算:qm,c(X1-X2)=qm,L(δ2-δ1)=qm,W，(qm,c:绝对干料的质量流量;qm,L:绝干空气质量流量;qm,W:干料蒸发出水分的质量流量)，即湿物料减少水分等于干空气中增加的水分;
热量衡算:q=qD+qP=qm,L(I2-I0)+qm,c(I’2-I’1)+qL，(qD:单位时间干燥器热量;qP:单位时间预热气热量;qL:单位时间热损失;I2:出干燥器的空气的焓;I0:进预热器的空气的焓;I’2，I’1:进出干燥器物料的焓)，qD=qm,L(I1-I0)
=qm,L(1.01+1.88δ0) (t1-t0)，qD=qm,L(I2-I1)+qm,c(I’2-I’1)+qL;
干燥器热效率:η=qd/qP×100%，(qd=qm,L(1.01+1.88δ0) (t1-t2))。

4.干燥速率U=h(t-tW)/rtw，(h:对流表面传热系数;t:恒定干燥条件下空气平均温度;tW:初始状态空气湿球温度;r:饱和蒸汽冷凝潜热);
恒速干燥阶段时间:τ1=qm,c(X1-Xc)/UcS，(Xc:临界湿含量;S:干燥面积)，降速干燥阶段时间:τ2=qm,c(Xc-X*)ln[(Xc-X*)/(
X2-X*)]/UcS。

5.干燥器分类:厢式干燥器、隧道干燥器、转筒干燥器、带式干燥器、转鼓干燥器、喷雾干燥、流化床干燥器、气流干燥器、微波高频干燥。

七、新型分离技术

1.超临界萃取:以超临界流体作萃取剂(密度接近于液体，而粘度接近于气体，扩散系数位于两者之间)，其具有很强的选择性和溶解能力，传质速率大;流程可分为:等温法、等压法和吸附吸收法。

2.膜分离技术:微滤、超滤、纳滤、反渗透、透析、电渗析、气膜膜分离、渗透气化(溶质发生相变化，再透过侧以气相状态存在)。

『柒』 化工原理中的液相分率是什么意思啊

液相：通常任何气体均能无限混合，所以系统内无论含有多少种气体都是一个相，称为气相。均匀的溶液也是一个相，称为液相。
液相分率是指气液两相流体中液相占总量的百分含量，可以是质量分率也可以是摩尔分率。

『捌』 化工原理

2.用煤油从苯蒸气与空气的混合物中回收苯，要求回收99%，入塔的混合气中含苯版4%（摩尔分数权，下同），入塔的煤油中含苯0.01%，操作压强为100kpa，平衡关系为Y*=0.40x，溶剂用量为最小用量的1.5倍，入塔混合气的摩尔流率为0.03kmol/m2/S,气相体积总传质系数Ky•a=0.032kmol/m3/S，求填料层高度。

『玖』 化工原理气液体积流率怎么求，V. L. D都是什么意思

气液体积流率一般通过物料守恒和轻组分物料守恒求得

V：气体摩尔流率，单位kmol/s
L：液体摩尔流率，单位kmol/s
D：塔顶轻组分摩尔流率，单位kmol/s

『拾』 化工原理 q值如何计算

q=2/3
你猜我是谁？O(∩_∩)O~