化工原理總復(fù)習(xí)重點(diǎn)

1、總復(fù)習(xí)資料流體流動(dòng)基本概念與基本原理（單位換算、質(zhì)量衡算、能量衡算、過(guò)程速率的概念，略）一、流體靜力學(xué)基本方程式 或 注意：1、應(yīng)用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強(qiáng)表示方法：絕壓大氣壓=表壓，表壓常由壓強(qiáng)表來(lái)測(cè)量； 大氣壓絕壓=真空度，真空度常由真空表來(lái)測(cè)量。3、壓強(qiáng)單位的換算： 1atm=760mmHg=10.33mH2O=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at4、應(yīng)用：水平管路兩點(diǎn)間壓強(qiáng)差與U型管壓差計(jì)讀數(shù)R的關(guān)系：二、定態(tài)流動(dòng)系統(tǒng)的連續(xù)性方程式物料衡算式三、定態(tài)流動(dòng)的柏努利方程式能量衡算式1 kg流體：J/kg討論點(diǎn)：1、流體的流動(dòng)滿足連續(xù)性假設(shè)。2、

2、理想流體，無(wú)外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式：3、可壓縮流體,當(dāng)p/p1<20%,仍可用上式，且=m。4、注意運(yùn)用柏努利方程式解題時(shí)的一般步驟，截面與基準(zhǔn)面選取的原則。5、流體密度的計(jì)算：理想氣體 =PM/RT 混合氣體 混合液體 上式中：體積分率；質(zhì)量分率。6、gz，u2/2，p/三項(xiàng)表示流體本身具有的能量，即位能、動(dòng)能和靜壓能。hf為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失。We為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設(shè)備重要參數(shù)。7、1N流體 ：，m （壓頭）1m3流體：四、柏努利式中的hfI. 流動(dòng)類型：1、雷諾準(zhǔn)數(shù)Re及流型 Re=du/=du/，為動(dòng)力粘度，單位為Pa·S；=/為運(yùn)動(dòng)粘度，

3、單位m2/s。層流：Re2000，湍流：Re4000；2000<Re<4000為不穩(wěn)定過(guò)渡區(qū)。2、牛頓粘性定律 =(du/dy)氣體的粘度隨溫度升高而增加，液體的粘度隨溫度升高而降低。3、流型的比較：質(zhì)點(diǎn)的運(yùn)動(dòng)方式；速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的0.5倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。層流：粘性內(nèi)摩擦力，湍流：粘性內(nèi)摩擦力+湍流切應(yīng)力。II. 流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的阻力損失 J/kg1、 直管阻力損失hf ：，范寧公式（層流、湍流均適用）。2、 層流：，哈根泊稷葉公式。湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)）：；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)）：，具體的定性關(guān)系參見摩擦因數(shù)圖，并定量分析hf與u

4、之間的關(guān)系。推廣到非圓型管 注：不能用de來(lái)計(jì)算截面積、流速等物理量。2、局部阻力損失hf 阻力系數(shù)法， 當(dāng)量長(zhǎng)度法，注意：截面取管出口內(nèi)外側(cè)，對(duì)動(dòng)能項(xiàng)及出口阻力損失項(xiàng)的計(jì)算有所不同。當(dāng)管徑不變時(shí)，流體在變徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)，在管徑縮小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)流體由于流動(dòng)而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長(zhǎng)不變。流體流動(dòng)時(shí)的摩擦阻力損失hf所損失的是機(jī)械能中的靜壓能項(xiàng)。完全湍流（阻力平方區(qū)）時(shí)，粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù)值只取決于相對(duì)粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通過(guò)一管道流向壓力恒定的反應(yīng)器，當(dāng)管道上的閥門開度減小時(shí)，水流量將減小，摩擦系數(shù)增大，管道總阻力不變。五、管路計(jì)算I. 并聯(lián)

5、管路：1、2、，各支路阻力損失相等。即并聯(lián)管路的特點(diǎn)是：（1）并聯(lián)管段的壓強(qiáng)降相等； （2）主管流量等于并聯(lián)的各管段流量之和；（3）并聯(lián)各管段中管子長(zhǎng)、直徑小管段通過(guò)的流量小。II分支管路：1、2、分支點(diǎn)處至各支管終了時(shí)的總機(jī)械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測(cè)量中的運(yùn)用1、畢托管用來(lái)測(cè)量管道中流體的點(diǎn)速度。2、孔板流量計(jì)為定截面變壓差流量計(jì)，用來(lái)測(cè)量管道中流體的流量。隨著Re增大其孔流系數(shù)C0先減小，后保持為定值。3、轉(zhuǎn)子流量計(jì)為定壓差變截面流量計(jì)。注意：轉(zhuǎn)子流量計(jì)的校正。測(cè)流體流量時(shí)，隨流量增加孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差值將增加，若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩側(cè)壓差值將不變。離心泵基本概念

6、與基本原理一、工作原理基本部件：葉輪（612片后彎葉片）；泵殼（蝸殼）（集液和能量轉(zhuǎn)換裝置）；軸封裝置（填料函、機(jī)械端面密封）。原理：借助高速旋轉(zhuǎn)的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無(wú)自吸能力，因此在啟動(dòng)前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則將發(fā)生“氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運(yùn)行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應(yīng)檢查進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特性曲線1、壓頭H，又稱揚(yáng)程 2、有效功率 3、離心泵的特性曲線通常包括曲線，這些曲線表示在一定轉(zhuǎn)速下輸送某種特定的液體時(shí)泵的性能。由線上可看出：時(shí)，所以啟動(dòng)泵和停泵都應(yīng)關(guān)閉泵的出口閥。離心泵特性曲線測(cè)定實(shí)驗(yàn)，泵啟動(dòng)后出水管不出水，而泵進(jìn)口處真空表指示

7、真空度很高，可能出現(xiàn)的故障原因是吸入管路堵塞。若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭減小，流量減小，效率減小，軸功率增大。三、離心泵的工作點(diǎn)1、泵在管路中的工作點(diǎn)為離心泵特性曲線（）與管路特性曲線（）的交點(diǎn)。管路特性曲線為：。2、工作點(diǎn)的調(diào)節(jié)：既可改變來(lái)實(shí)現(xiàn)，又可通過(guò)改變來(lái)實(shí)現(xiàn)。具體措施有改變閥門的開度，改變泵的轉(zhuǎn)速，葉輪的直徑及泵的串、并聯(lián)操作。離心泵的流量調(diào)節(jié)閥安裝在離心泵的出口管路上，開大該閥門后，真空表讀數(shù)增大，壓力表讀數(shù)減小，泵的揚(yáng)程將減小，軸功率將增大。兩臺(tái)同樣的離心泵并聯(lián)壓頭不變而流量加倍，串聯(lián)則流量不變壓頭加倍。四、離心泵的安裝高度Hg為避免氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度 H

8、g，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。1，為操作條件下的允許吸上真空度，m為吸入管路的壓頭損失，m。2. ， 允許氣蝕余量，m液面上方壓強(qiáng)，Pa；操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。離心泵安裝高度超過(guò)允許安裝高度時(shí)會(huì)發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。其他類型的流體輸送設(shè)備非均相物系分離重力沉降的概念、沉降速度的計(jì)算、影響沉降的因素、沉降器的設(shè)計(jì)原則離心沉降的概念、離心沉降的設(shè)備特點(diǎn)、影響離心沉降的因素，影響離心沉降設(shè)備分離性能的因素，旋風(fēng)分離器為什么通常組合使用？過(guò)濾的概念、過(guò)濾速度、過(guò)濾速率、過(guò)濾速度的計(jì)算、過(guò)濾設(shè)備特點(diǎn)、過(guò)濾設(shè)備生產(chǎn)能力計(jì)算，過(guò)濾設(shè)備洗滌速率計(jì)算、過(guò)濾常數(shù)測(cè)定。傳 熱基本概念和基本理論傳熱是由于溫度差引起

9、的能量轉(zhuǎn)移，又稱熱傳遞。由熱力學(xué)第二定律可知，有溫度差存在時(shí)，就必然發(fā)生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據(jù)傳熱機(jī)理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導(dǎo)（導(dǎo)熱）、熱對(duì)流（對(duì)流）和熱輻射。熱傳導(dǎo)是物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱量傳遞；熱對(duì)流是流體各部分之間發(fā)生相對(duì)位移所引起的熱傳遞過(guò)程（包括由流體中各處的溫度不同引起的自然對(duì)流和由外力所致的質(zhì)點(diǎn)的強(qiáng)制運(yùn)動(dòng)引起的強(qiáng)制對(duì)流），流體流過(guò)固體表面時(shí)發(fā)生的對(duì)流和熱傳導(dǎo)聯(lián)合作用的傳熱過(guò)程稱為對(duì)流傳熱（給熱）；熱輻射是因熱的原因而產(chǎn)生的電磁波在空間的傳遞。任何物體只要在絕對(duì)零度以上，都能發(fā)射輻射能，只是在高溫時(shí)，熱輻

10、射才能成為主要的傳熱方式。傳熱可依靠其中的一種方式或幾種方式同時(shí)進(jìn)行。傳熱速率Q是指單位時(shí)間通過(guò)傳熱面的熱量（W）；熱通量q是指每單位面積的傳熱速率（W/m2）。一、熱傳導(dǎo)1. 導(dǎo)熱基本方程傅立葉定律 導(dǎo)熱系數(shù)，表征物質(zhì)導(dǎo)熱能力的大小， W/（m·）。純金屬的導(dǎo)熱系數(shù)一般隨溫度升高而降低，氣體的導(dǎo)熱系數(shù)隨溫度升高而增大。式中負(fù)號(hào)表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。2 平壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層平壁： 多層（n層）平壁：導(dǎo)熱速率與導(dǎo)熱推動(dòng)力(溫度差)成正比，與導(dǎo)熱熱阻(R)成反比。由多層等厚平壁構(gòu)成的導(dǎo)熱壁面中所用材料的導(dǎo)熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側(cè)的溫差愈小，但導(dǎo)熱速率相同。3

11、圓筒壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層圓筒壁： 或 當(dāng)S2/S1>2時(shí)，用對(duì)數(shù)平均值，當(dāng)S2/S1£2時(shí)，用算術(shù)平均值，Sm=（S1+S2）/2多層（n層）圓筒壁：或 一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當(dāng)石棉泥受潮后，其保溫效果應(yīng)降低，主要原因是因水的導(dǎo)熱系數(shù)大于保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導(dǎo)熱系數(shù)增大，保溫效果降低。在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)熱系數(shù)小的材料包在內(nèi)層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對(duì)流傳熱1對(duì)流傳熱基本方程牛頓冷卻定律 對(duì)流傳熱系數(shù)， W/（m2·），在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對(duì)應(yīng)。2與對(duì)流傳熱有關(guān)的無(wú)因次數(shù)群（或準(zhǔn)數(shù)）表

12、1 準(zhǔn)數(shù)的符號(hào)和意義準(zhǔn)數(shù)名稱符 號(hào)意 義努塞爾特準(zhǔn)數(shù)Nu含有特定的傳熱膜系數(shù)，表示對(duì)流傳熱的強(qiáng)度雷諾準(zhǔn)數(shù)RePr反映流體的流動(dòng)狀態(tài)普蘭特準(zhǔn)數(shù)反映流體物性對(duì)傳熱的影響格拉斯霍夫準(zhǔn)數(shù)Gr反映因密度差而引起自然對(duì)流狀態(tài)用無(wú)因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：（1） 無(wú)相變對(duì)流傳熱 Nu=f（Re，Pr，Gr）（2） 自然對(duì)流傳熱 Nu=f（Gr，Pr）（3） 強(qiáng)制對(duì)流傳熱 Nu=f（Re，Pr）3 流體在圓形直管中作強(qiáng)制湍流流動(dòng)時(shí)的傳熱膜系數(shù)對(duì)氣體或低粘度的液體 Nu=0.023Re0.8Prn流體被加熱時(shí)，n=0.4；液體被冷卻時(shí)，n=0.3；為什么？定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑di。

13、定性溫度取流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。應(yīng)用范圍為Re>10000，Pr=0.7160，(l / d)>60。水在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來(lái)的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的 20.8倍。若管徑改為原來(lái)的1/2而流量相同，則對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)40.8×20.2倍。(設(shè)條件改變后，仍在湍流范圍)無(wú)相變的對(duì)流傳熱過(guò)程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內(nèi)，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動(dòng)程度。² 引起自然對(duì)流傳熱的原因是系統(tǒng)內(nèi)部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動(dòng)。² 滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。² 沸騰傳

14、熱可分為三個(gè)區(qū)域，它們是自然對(duì)流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產(chǎn)中的沸騰傳熱過(guò)程應(yīng)維持在泡壯沸騰區(qū)操作。三、間壁兩側(cè)流體的熱交換間壁兩側(cè)流體熱交換的傳熱速率方程式 Q=KStm式中：K為總傳熱系數(shù)，W/（m2·）； tm為兩流體的平均溫度差兩流體作并流或逆流時(shí): 當(dāng)t1/t2< 2時(shí)，tm （t1+t2）/2基于管外表面積So的總傳熱系數(shù)Ko四、換熱器間壁式換熱器有夾套式、蛇管式、套管式、列管式、板式、螺旋板式、板翅式等。提高間壁式換熱器傳熱系數(shù)的主要途徑是提高流體流速、增強(qiáng)人工擾動(dòng)；防止結(jié)垢，及時(shí)清除污垢。消除列管換熱器溫差應(yīng)力常用的方法有三種，即在殼體上加膨脹節(jié)，采用浮頭式

15、結(jié)構(gòu)或采用U型管式結(jié)構(gòu)。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強(qiáng)流體的湍動(dòng)程度以提高。為提高冷凝器的冷凝效果，操作時(shí)要及時(shí)排除不凝氣和冷凝水。間壁換熱器管壁溫度tw接近大的一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接近熱阻大的一側(cè)的值。如在傳熱實(shí)驗(yàn)中用飽和水蒸氣加熱空氣，總傳熱系數(shù)接近于空氣側(cè)的對(duì)流傳熱膜系數(shù)，而壁溫接近于水蒸氣側(cè)的溫度。對(duì)于間壁換熱器m1Cp1(T1-T2)=m2Cp2(t1-t2)=KStm等式成立的條件是穩(wěn)定傳熱、無(wú)熱損失、無(wú)相變化。列管換熱器，在殼程設(shè)置折流擋板的目的是增大殼程流體的湍動(dòng)程度，強(qiáng)化對(duì)流傳熱，提高值，支撐管子。在確定列管換熱器冷熱流體的流徑時(shí)，一般來(lái)說(shuō)，蒸汽

16、走管外；易結(jié)垢的流體走管內(nèi)；高壓流體走管內(nèi)；有腐蝕性的流體走管內(nèi)；粘度大或流量小的流體走管外。吸 收基本概念和基本原理利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱為吸收?；旌蠚怏w中能夠溶解的組分稱為吸收質(zhì)或溶質(zhì)（A）；不被吸收的組分稱為惰性組分或載體（B）；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑（S）；吸收所得溶液為吸收液（S+A）；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從氣相向液相轉(zhuǎn)移，發(fā)生吸收過(guò)程；反之當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從液相向氣相轉(zhuǎn)移，發(fā)生脫吸（解吸）過(guò)程。一、氣液相平衡傳質(zhì)方向與傳質(zhì)極限平衡狀態(tài)下氣相中溶

17、質(zhì)分壓稱為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質(zhì)濃度稱為平衡濃度或飽和濃度溶解度。對(duì)于同一種溶質(zhì)，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對(duì)吸收操作有利，升溫和減壓有利于脫吸操作。亨利定律：p*=ExE為亨利系數(shù)，單位為壓強(qiáng)單位，隨溫度升高而增大，難溶氣體（稀溶液）：E很大，易溶氣體E很小。對(duì)理想溶液E為吸收質(zhì)的飽和蒸氣壓。 p*=c/HH為溶解度系數(shù)，單位：kmol/(kN·m)，H=/(EMs)，隨溫度升高而減小，難溶氣體H很小，易溶氣體H很大。 y*=mxm相平衡常數(shù)，無(wú)因次，m=E/P，m值愈大，氣體溶解度愈??；m隨溫度升高而增加，隨壓力增加而減小。 Y*=mX溶液濃度很低時(shí)多采用該式

18、計(jì)算。X=x/(1-x)；Y=y/(1-y)；x，y摩爾分率，X，Y摩爾比濃度二、傳質(zhì)理論傳質(zhì)速率分子擴(kuò)散憑借流體分子無(wú)規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。推動(dòng)力為濃度差，由菲克定律描述：JA= DAB(dCA)/(dz) JA擴(kuò)散通量，kmol/(m2·s)；DAB擴(kuò)散系數(shù)渦流擴(kuò)散憑借流體質(zhì)點(diǎn)湍動(dòng)和旋渦傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。等分子反向擴(kuò)散：氣相內(nèi) NA = D(pA1pA2)/RTz 液相內(nèi) NA = D¢(cA1cA2)/z單相擴(kuò)散：氣相內(nèi)NA=JA+NcA/C=D(pApAi)/ RTz·(P/pBm)=kG(pApAi) 液相內(nèi)NA = D¢(cAicA)/z&

19、#183;(C/cSm)=kL(cAicA)P/pBm>1為漂流因數(shù)，反映總體流動(dòng)對(duì)傳質(zhì)速率的影響。 pBm=(pB2pB1) / ln(pB2/pB1)通常，雙組分等分子反向擴(kuò)散體現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分通過(guò)另一組分的單相擴(kuò)散體現(xiàn)在吸收單元操作中。氣相中，溫度升高物質(zhì)的擴(kuò)散系數(shù)增大，壓強(qiáng)升高則擴(kuò)散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴(kuò)散系數(shù)降低。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個(gè)模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論和表面更新理論。傳質(zhì)速率方程：傳質(zhì)速率=傳質(zhì)推動(dòng)力/傳質(zhì)阻力N=kG(ppi)=kL(cic)=ky(y-yi)=kx(xix)N=KG(pp*)=KL(c*c)=KY(Y-Y*)=KX(X*X

20、)注意傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力相對(duì)應(yīng)，即傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力的范圍一致，傳質(zhì)系數(shù)的單位與推動(dòng)力的單位一致。吸收系數(shù)之間的關(guān)系：1/KG=1/kG+1/HkL 1/KL=1/kL+H/kG 1/KY=1/ky+m/kx 1/KX=1/kx+1/mkyky=PkG kx=CkL KYPKG KXCKL氣膜控制與液膜控制的概念對(duì)于易溶氣體，H很大，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時(shí)KGkG，這種情況稱為“氣膜控制”；反之，對(duì)于難溶氣體，H很小，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時(shí)KLkL，這種情況稱為“液膜控制”。三、物料衡算操作線方程與液氣比（1：塔底，2：塔頂）全塔物料

21、衡算： V(Y1Y2)=L(X1X2) 逆流操作吸收操作線方程：Y=LX/V+(Y1LX1/V) 吸收操作時(shí)塔內(nèi)任一截面上溶質(zhì)在氣相中的實(shí)際分壓總是高于與其接觸的液相平衡分壓，所以吸收操作線總是位于平衡線的上方。最小液氣比：（L/V）min=(Y1Y2)/(X1*X2) 液氣比即操作線的斜率若平衡關(guān)系符合亨利定律，則（L/V）min=(Y1Y2)/(Y1/mX2)改變操作條件，增加吸收劑用量，操作線斜率增大，操作線向遠(yuǎn)離平衡線的方向偏移，吸收過(guò)程推動(dòng)力增大，設(shè)備費(fèi)用減少。四、填料層高度計(jì)算氣液相平衡、傳質(zhì)速率和物料衡算相結(jié)合取微元物料衡算求得填料層高度。填料層高度=傳質(zhì)單元高度×傳質(zhì)

22、單元數(shù)即 z=HOG×NOG=HOL×NOL=HG×NG=HL×NLNOG氣相總傳質(zhì)單元數(shù)（氣體流經(jīng)一段填料后其組成變化等于該段填料的總的平均推動(dòng)力則為一個(gè)傳質(zhì)單元）HOG氣相總傳質(zhì)單元高度（一個(gè)傳質(zhì)單元所對(duì)應(yīng)的填料高度）1平均推動(dòng)力法（適合平衡線為直線）：z=HOG×NOG=(V/Kya)·(Y1Y2)/Ym=(L/Kxa)·(X1X2)/Xm對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力Ym=(Y1Y2)/ln(Y1/Y2)當(dāng)Y1/Y2<2時(shí)，可用算術(shù)平均推動(dòng)力Ym=(Y1+Y2)/22脫吸因數(shù)法（平衡線為直線）：NOG=(1/S)·l

23、n(1S)·(Y1Y2*)/(Y2Y2*)+SS脫吸因數(shù)，平衡線與操作線斜率之比（mV/L），反映吸收推動(dòng)力的大小。S增大，液氣比減小，吸收推動(dòng)力變小，NOG增大氣體吸收中，表示設(shè)備（填料）效能高低的一個(gè)量是傳質(zhì)單元高度，表示傳質(zhì)任務(wù)難易程度的一個(gè)量是傳質(zhì)單元數(shù)。蒸 餾基本概念和基本原理利用各組分揮發(fā)度不同將液體混合物部分汽化而使混合物得到分離的單元操作稱為蒸餾。這種分離操作是通過(guò)液相和氣相之間的質(zhì)量傳遞過(guò)程來(lái)實(shí)現(xiàn)的。對(duì)于均相物系，必須造成一個(gè)兩相物系才能將均相混合物分離。蒸餾操作采用改變狀態(tài)參數(shù)的辦法（如加熱和冷卻）使混合物系內(nèi)部產(chǎn)生出第二個(gè)物相（氣相）；吸收操作中則采用從外界引入

24、另一相物質(zhì)（吸收劑）的辦法形成兩相系統(tǒng)。一、兩組分溶液的氣液平衡1 拉烏爾定律理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律：pA=pA0xA ，pB=pB0xB=pB0（1-xA）根據(jù)道爾頓分壓定律：pA=PyA 而 P=pA+pB 則兩組分理想物系的氣液相平衡關(guān)系：xA=（P-pB0）/（pA0-pB0）泡點(diǎn)方程yA=pA0xA/P露點(diǎn)方程對(duì)于任一理想溶液，利用一定溫度下純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可求得平衡的氣液相組成；反之，已知一相組成，可求得與之平衡的另一相組成和溫度（試差法）。2 用相對(duì)揮發(fā)度表示氣液平衡關(guān)系溶液中各組分的揮發(fā)度v可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分率來(lái)表示：vA=pA/x

25、A，vB=pB/xB 溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對(duì)難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比為相對(duì)揮發(fā)度。其表達(dá)式有：=vA/vB=（pA/xA）/（pB/xB）=yAxB/yBxA 對(duì)于理想溶液： =pA0/pB0 氣液平衡方程： y=x / 1+(-1) x值大小可用來(lái)判斷蒸餾分離的難易程度。愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈易；=1時(shí)不能用普通精餾方法分離。3 氣液平衡相圖（1） 溫度組成（t-x-y）圖該圖由飽和蒸汽線（露點(diǎn)線）、飽和液體線（泡點(diǎn)線）組成，飽和液體線以下區(qū)域?yàn)橐合鄥^(qū)，飽和蒸汽線上方區(qū)域?yàn)檫^(guò)熱蒸汽區(qū)，兩曲線之間區(qū)域?yàn)闅庖汗泊鎱^(qū)。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度相同，但氣相組成大于液相組成；若氣液兩

26、相組成相同，則氣相露點(diǎn)溫度大于液相泡點(diǎn)溫度。（2）x-y圖x-y圖表示液相組成x與之平衡的氣相組成y之間的關(guān)系曲線圖，平衡線位于對(duì)角線的上方。平衡線偏離對(duì)角線愈遠(yuǎn)，表示該溶液愈易分離?？倝簩?duì)平衡曲線影響不大。二、精餾原理精餾過(guò)程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進(jìn)行的，精餾操作的依據(jù)是混合物中各組分揮發(fā)度的差異，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產(chǎn)生上升蒸汽。精餾塔中各級(jí)易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)降低；精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發(fā)組分濃度高于塔底，相應(yīng)沸點(diǎn)較低；原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點(diǎn)較高。當(dāng)塔板中離開的氣相與液相之間達(dá)到相平衡

27、時(shí)，該塔板稱為理論板。精餾過(guò)程中，再沸器作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器作用是提供塔頂液相產(chǎn)品及保證由適宜的液相回流。三、兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算1全塔物料衡算總物料衡算： F=D+W 易揮發(fā)組分： FxF=DxD+WxW 塔頂易揮發(fā)組分回收率： D=（DxD/FxF）x100%塔底難揮發(fā)組分回收率： W=W（1-xW）/F（1-xF）x100%2精餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算：V=L+D 易揮發(fā)組分：Vyn+1=Lxn+DxD 操作線方程： yn+1=（L/V）xn+（D/V）xD=R/（R+1）xn+1/（R+1）xD 其中：R=L/D回流比上式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第

28、n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上升蒸汽相組成yn+1之間的關(guān)系。在xy坐標(biāo)上為直線，斜率為R/R+1，截距為xD/R+1。3. 提餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算： L¢=V ¢+W 易揮發(fā)組分： L¢xm¢ =V¢ym+1¢+WxW 操作線方程： ym+1¢=（L¢/V ¢）xm¢（W/V ¢）xW 上式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降的液相組成xm¢與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上升蒸汽相組成ym+1¢之間的關(guān)系

29、。L¢除與L有關(guān)外，還受進(jìn)料量和進(jìn)料熱狀況的影響。四、進(jìn)料熱狀況參數(shù)實(shí)際操作中，加入精餾塔的原料液可能有五種熱狀況：（1）溫度低于泡點(diǎn)的冷液體；（2）泡點(diǎn)下的飽和液體；（3）溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)的氣液混合物；（4）露點(diǎn)下的飽和蒸汽；（5）溫度高于露點(diǎn)的過(guò)熱蒸汽。不同進(jìn)料熱狀況下的q值進(jìn)料熱狀況冷液體飽和液體氣液混合物飽和蒸汽過(guò)熱蒸汽q值>11010<0對(duì)于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進(jìn)料而言，q值等于進(jìn)料中的液相分率。L¢=L+qF V=V ¢-(q-1)Fq線方程（進(jìn)料方程）：y =q/(q1)xxF/(q1)上式表示兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸

30、器相當(dāng)于一層理論板（氣液兩相平衡），塔頂采用分凝器時(shí)，分凝器相當(dāng)于一層理論板。由于冷液進(jìn)料時(shí)提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進(jìn)料較氣液混合物進(jìn)料所需理論板數(shù)為少。五、回流比及其選擇（1） 全回流R=L/D=，操作線與對(duì)角線重合，操作線方程yn=xn-1，達(dá)到給定分離程度所需理論板層數(shù)最少為Nmin。（2） 最小回流比當(dāng)回流比逐漸減小時(shí)，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近，為達(dá)到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達(dá)到恒濃區(qū)（夾緊區(qū)）回流比最小，所需理論板無(wú)窮多。u 正常平衡線：Rmin=(xDyq)/(yqxq)飽和液體進(jìn)料時(shí)：xq=xF；飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：yq=y

31、Fu 不正常平衡線：由a（xD，yD）或c（xW，yW）點(diǎn)向平衡線作切線，由切線斜率或截距求Rmin。（3） 適宜回流比 R=（1.12）Rmin 精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減少，同時(shí)蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量增加，操作費(fèi)用相應(yīng)增加，所需塔徑增大。精餾操作時(shí)，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不變，將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xD變大。精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過(guò)程。六、板效率和實(shí)際塔板數(shù)u 單板效率（默弗里效率）EmV=（ynyn+1）/（yn*yn+1） EmL=

32、（xn-1xn）/（xn-1xn*）u 全塔效率E=（NT/NP）´ 100%精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1<yn，tn-1<tn，yn>xn-1。精餾塔中第n-1,n,n+1塊實(shí)際板，xn*<xn，yn*>yn。如板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無(wú)法正常工作。連續(xù)精餾的設(shè)備組成及輔助設(shè)備、設(shè)備作用精餾塔、塔頂冷凝器和塔底再沸器，輔助設(shè)備包括原料液預(yù)熱器、產(chǎn)品冷卻器、回流液泵干 燥基本概念和基本原理同一物料，如恒速段的干燥速率增加，則臨界含水量增大，物料平衡水分隨溫度升高而減小。不飽和濕空氣當(dāng)溫

33、度升高時(shí)，濕球溫度升高，絕對(duì)濕度不變，相對(duì)濕度降低，露點(diǎn)不變，比容增大，焓增大。區(qū)除可除水分與不可除水分的分界點(diǎn)是平衡濕含量。恒定干燥條件下的干燥速率曲線一般包括恒速干燥階段（包括預(yù)熱段）和降速干燥階段，其中兩干燥階段的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)的物料含水量稱為臨界含水量。恒速干燥階段也稱為表面汽化控制階段，降速階段也稱為內(nèi)部遷移控制階段。不飽和空氣：t>tas(或tw)>td. 飽和空氣：t=tas=td.已知濕空氣的下列任一對(duì)參數(shù)：t-tw，t-td，t-，可由濕焓圖查得其它參數(shù)。物料中總水分可分為非結(jié)合水分與結(jié)合水分，也可分為自由水分和平衡水分。物料中水分超過(guò)平衡水分的部分水分為自由水分，可用

34、干燥方法除去；水分大于xB*（與=100%濕空氣接觸時(shí)的平衡水分）部分為非結(jié)合水，小于xB*水分為結(jié)合水。計(jì)算題：1、為測(cè)量腐蝕性液體貯槽中的存液量，采用圖示的裝置。測(cè)量時(shí)通入壓縮空氣，控制調(diào)節(jié)閥使空氣緩慢地鼓泡通過(guò)觀察瓶。今測(cè)得U形壓差計(jì)讀數(shù)為R=130mm，通氣管距貯槽底面h=20cm，貯槽直徑為2m，液體密度為980kg/m3。試求貯槽內(nèi)液體的貯存量為多少噸？ 解：由題意得：R=130mm，h=20cm，D=2m，980kg/，。觀察瓶 壓縮空氣HRh（1） 管道內(nèi)空氣緩慢鼓泡u=0，可用靜力學(xué)原理求解。（2） 空氣的很小，忽略空氣柱的影響。 如圖所示，用泵將水從貯槽送至敞口高位槽，兩槽

35、液面均恒定不變，輸送管路尺寸為f83×3.5mm，泵的進(jìn)出口管道上分別安裝有真空表和壓力表，真空表安裝位置離貯槽的水面高度H1為4.8m，壓力表安裝位置離貯槽的水面高度H2為5m。當(dāng)輸水量為36m3/h時(shí)，進(jìn)水管道全部阻力損失為1.96J/kg，出水管道全部阻力損失為4.9J/kg，壓力表讀數(shù)為2.452×105Pa，泵的效率為70%，水的密度r為1000kg/m3，試求：（1）兩槽液面的高度差H為多少？（2）泵所需的實(shí)際功率為多少kW？（3）真空表的讀數(shù)為多少kgf/cm2？解：（1）兩槽液面的高度差H 在壓力表所在截面2-2´與高位槽液面3-3´間列

36、柏努利方程，以貯槽液面為基準(zhǔn)水平面，得： 其中， , u3=0, p3=0, p2=2.452×105Pa, H2=5m, u2=Vs/A=2.205m/s代入上式得： （2）泵所需的實(shí)際功率在貯槽液面0-0´與高位槽液面3-3´間列柏努利方程，以貯槽液面為基準(zhǔn)水平面，有： 其中， , u2= u3=0, p2= p3=0, H0=0， H=29.4m代入方程求得： We=298.64J/kg， 故 ， =70%， （3）真空表的讀數(shù)在貯槽液面0-0´與真空表截面1-1´間列柏努利方程，有： 其中， , H0=0， u0=0, p0=0, H1

37、=4.8m, u1=2.205m/s代入上式得， 2 一臥式列管冷凝器，鋼質(zhì)換熱管長(zhǎng)為3m，直徑為f25×2mm。水以0.7m/s的流速在管內(nèi)流過(guò)，并從17被加熱到37。流量為1.25kg/s、溫度為72烴的飽和蒸氣在管外冷凝成同溫度的液體。烴蒸氣的冷凝潛熱為315kJ/kg。已測(cè)得：蒸氣冷凝傳熱系數(shù)a0=800W/(m2·)，管內(nèi)側(cè)熱阻為外側(cè)的40%，污垢熱阻又為管內(nèi)側(cè)熱阻的70%，試核算：（1）換熱器每程提供的傳熱面積（外表面為基準(zhǔn)）；（2）換熱管的總根數(shù)；（3）換熱器的管程數(shù)。計(jì)算時(shí)可忽略管壁熱阻及熱損失，水的比熱為4.18kJ/(kg·)解： （1）換熱器

38、每程提供的傳熱面積（外表面為基準(zhǔn)），S1；由題意知，水以0.7m/s的流速在管內(nèi)流過(guò)，欲求S1，需先知道每程的管子數(shù)，每程的管子數(shù)等于所需冷卻水的總流量與單管內(nèi)水的流量之比。 兩流體交換的熱量為： 又 ， ，則 單管內(nèi)水的流量為：每程所需管子數(shù)為：取每程管子數(shù)為20， 則每程所能提供的傳熱外表面積為： (2) 換熱管的總根數(shù)；由所需的總傳熱面積可求取換熱管的總根數(shù)。 由題給數(shù)據(jù)， 則任務(wù)所需的傳熱外表面積為： 換熱管總根數(shù)為： 取 (2) 換熱器的管程數(shù)。由題意管程數(shù)為： 3 在一單程逆流列管換熱器中用水冷卻空氣，兩流體的進(jìn)口溫度分別為20和110。在換熱器使用的初期，冷卻水及空氣的出口溫度分

39、別為45和40，使用一年后，由于污垢熱阻的影響，在冷熱流體的流量和進(jìn)口溫度不變的情況下，冷卻水出口溫度降至38，試求：（1）空氣出口溫度為多少？（2）總傳熱系數(shù)為原來(lái)的多少倍？（3）若使冷卻水加大一倍，空氣流量及兩流體進(jìn)口溫度不變，冷熱流體的出口溫度各為多少？（a水>>a空氣）（4）冷卻水流量加大后，換熱器的傳熱速率有何變化？變?yōu)槎嗌?？解?使用初期 使用一年后 110 40 110 45 20 38 20（1）空氣出口溫度題意可得：使用初期 （1） 使用一年后 （2）兩式相比（2）/（1），得 則：=59.6（2）總傳熱系數(shù) 方程(2)式/(1)式，得： 故 （3）冷熱流體的出口

40、溫度一年后 （3） （4）方程（4）式/（3），得： 整理前半式的方程 （5）又因 ， 故 由等比定理 則 整理得， （6）聯(lián)立（5）和（6），可得： ， （4）冷卻水流量加大后，換熱器的傳熱速率有何變化？變?yōu)槎嗌伲?則 1 某填料塔用水吸收混合氣中丙酮蒸汽?；旌蠚饬魉贋閂=16kol/，操作壓力P=101.3kPa。已知容積傳質(zhì)系數(shù)，相平衡關(guān)系為（式中氣相分壓的單位是kPa，平衡濃度單位是）。求：（1）容積總傳質(zhì)系數(shù)及傳質(zhì)單元高度；（2）液相阻力占總傳質(zhì)阻力的百分?jǐn)?shù)。解： （1）由亨利定律 =（1） 液相阻力占總阻力的百分?jǐn)?shù)為： 3 某填料吸收塔用含溶質(zhì)的溶劑逆流吸收混合氣中的可溶組分，采用

41、液氣比L/V=3，氣體入口質(zhì)量分?jǐn)?shù)回收率可達(dá)。已知物系的平衡關(guān)系為y=2x。今因解吸不良使吸收劑入口摩爾分?jǐn)?shù)升至，試求：（1） 可溶組分的回收率下降至多少？（2） 液相出塔摩爾分?jǐn)?shù)升高至多少？解： （1） = 當(dāng)上升時(shí)，由于不變，不變 也不變，即（3） 物料衡算 =1某塔頂蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的氣、液兩相互成平衡。氣相作產(chǎn)品，液相作回流，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時(shí)為，分凝時(shí)為。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時(shí)的精餾段操作線方程。解： 由精餾段一截面與塔頂（包括分凝器在內(nèi)）作物料衡算。 1 2yo分凝器， 若回流比為R 則 y1對(duì)于全凝時(shí) xD精餾段操作線 可知：當(dāng)選用的回

42、流比一致，且時(shí)兩種情況的操作線完全一致。在圖上重合，分凝器相當(dāng)于一塊理論板。2用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量100kmol/h，易揮發(fā)組分xF=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品xD=0.9，塔底釜液xW=0.05（皆摩爾分率），操作回流比R=1.61，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度=2.25，塔頂為全凝器，求：(1) 塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；(2) 第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；(3) 寫出提餾段操作線數(shù)值方程；(4) 最小回流比。解：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）； F=D+W=100 （1） （2）上述兩式聯(lián)立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/

43、h（2）第一塊塔板下降的液體組成x1為多少； 因塔頂為全凝器， （3）寫出提餾段操作線數(shù)值方程； 則 （4）最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, 5、本題附圖所示為一雙錐分級(jí)器，利用它可將密度不同或尺寸不同的粒子混合物分開?；旌狭Ｗ佑缮喜考尤?，水經(jīng)可調(diào)錐與外壁的環(huán)形間隙向上流過(guò)。沉降速度大于水在環(huán)隙處上升流速的顆粒進(jìn)入底流，而沉降速度小于該流速的顆粒則被溢流帶出。利用此雙錐分級(jí)器對(duì)方鉛礦與石英兩種粒子混合物分離。已知：粒子形狀 正方體粒子尺寸 棱長(zhǎng)為0.080.7mm方鉛礦密度 s1=7500kg/m3石英密度 s2=2650kg/m320水的密度和粘度 =998.2kg/m3 =1.005

44、5;10-3 Pa·s假定粒子在上升水流中作自由沉降，試求：1）欲得純方鉛礦粒，水的上升流速至少應(yīng)取多少m/s？2）所得純方鉛礦粒的尺寸范圍。解：1)水的上升流速 為了得到純方鉛礦粒，應(yīng)使全部石英粒子被溢流帶出，應(yīng)按最大石英粒子的自由沉降速度決定水的上升流速。 對(duì)于正方體顆粒，先算出其當(dāng)量直徑和球形度。 設(shè)l代表棱長(zhǎng)，Vp代表一個(gè)顆粒的體積。用摩擦數(shù)群法求最大石英粒子的沉降速度s=0.806，查圖得，Ret=60，則：2）純方鉛礦的尺寸范圍 所得到的純方鉛礦粒尺寸最小的沉降速度應(yīng)等于0.0696m/s 用摩擦數(shù)群法計(jì)算該粒子的當(dāng)量直徑。s=0.806，查圖得，Ret=22，則：與此當(dāng)

45、量直徑相對(duì)應(yīng)的正方體的棱長(zhǎng)為：所得方鉛礦的棱長(zhǎng)范圍為0.25650.7mm。6：擬采用降塵室除去常壓爐氣中的球形塵粒。降塵室的寬和長(zhǎng)分別為2m和6m,氣體處理量為1標(biāo)m3/s，爐氣溫度為427，相應(yīng)的密度=0.5kg/m3，粘度=3.4×10-5Pa.s，固體密度S=4000kg/m3操作條件下，規(guī)定氣體速度不大于0.5m/s，試求：1降塵室的總高度H，m；2理論上能完全分離下來(lái)的最小顆粒尺寸；3. 粒徑為40m的顆粒的回收百分率；4. 欲使粒徑為10m的顆粒完全分離下來(lái)，需在降降塵室內(nèi)設(shè)置幾層水平隔板？解：1）降塵室的總高度H2）理論上能完全出去的最小顆粒尺寸 用試差法由ut求dmin。假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū) 核算沉降流型 原假設(shè)正確 3、粒徑為40m的顆粒的回收百分率粒徑為40m的顆粒定在滯流區(qū) ，其沉降速度 氣體通過(guò)降沉室的時(shí)間為： 直徑為40m