化工原理公式及各章節(jié)總結(jié)匯總

第一章流體流動(dòng)與輸送機(jī)械1.流體靜力學(xué)基本方程：1.流體靜力學(xué)基本方程：p2-Po+Pgh2.雙液位U型壓差計(jì)的指示：pi-p2=Rg（P—P2））2.3.伯努力方程：3.伯努力方程：zg+2U2+1214.實(shí)際流體機(jī)械能衡算方程：zg4.實(shí)際流體機(jī)械能衡算方程：zg+U2+紅=zg+U2+^-2+工W+1 21P2 22Pf5.雷諾數(shù)：Re畔6.范寧公式：Wf二九.丄.匕d232pluA5.雷諾數(shù)：Re畔6.范寧公式：Wf二九.丄.匕d232pluApPd2 P7.哈根-泊謖葉方程：Ap=32卩l(xiāng)ud28.局部阻力計(jì)算：流道突然擴(kuò)大：E=流產(chǎn)突然縮小：E( A—、二0.51-——IA2丿第二章非均相物系分離1?恒壓過濾方程：V+2VV二KA212e令q=V/A，q二Ve/A則此方程為：q2+2qq=ktee第三章傳熱1.傅立葉定律：dQ=—AdA ，Q=—AA1.往n dx2.熱導(dǎo)率與溫度的線性關(guān)系：九"。（1+勸3.單層壁的定態(tài)熱導(dǎo)率：Q=九At3.單層壁的定態(tài)熱導(dǎo)率：Q=九AT2，或Q=-T-b bAA

m4.單層圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：5.單層圓筒壁內(nèi)的溫度分布方程：2兀l(t—t t—tQ=—r~1 2)或Q二J21r bln—Ar AA1mQt=— lnr+C(由公式4推導(dǎo))2兀lA6.三層圓筒壁定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：Q2兀l(t—6.三層圓筒壁定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：Q1 1r1r1rln亠+ln3+ln亠尢r尢r尢r1 1 2 2 1 37.牛頓冷卻定律：Q=aA（t一t）,Q=aA(T—T)w8.al努塞爾數(shù)Nu=—普朗克數(shù)Pr=字格拉曉夫數(shù)Gr=昨如入 卩29.流體在圓形管內(nèi)做強(qiáng)制對(duì)流：Re>10000,0.6<Pr<1600,l/d>50Nu=0.023Re0"Prk，或a=0.023—0.丫CpH、〔〒丿k，其中當(dāng)加熱時(shí)，k二，冷卻時(shí)k=10.熱平衡方程：Q=q[r+c(T—T)]=qc(Nu=0.023Re0"Prk，或a=0.023—0.丫CpH、〔〒丿k，其中當(dāng)加熱時(shí)，k二，冷卻時(shí)k=10.熱平衡方程：Q=q[r+c(T—T)]=qc(t—t)m1 p1s2 m2p22 1無相變時(shí)：Q=qc(T—T)=qc(t—t)，若為飽和蒸氣冷凝：Q=qr=qc(t—t)21 m1 m2p221cm1p1 12 m2p211.1 1bd1總傳熱系數(shù)：虧=一+ ?一亠+Ka1d—i

d212.1考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：—K1=+ ?——1—+a九d1mbd1d-4+R+Rad22s113.總傳熱速率方程：Q=KAAt14.兩流體在換熱器中逆流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：lT一tln1 2T—t21KAqcm1p115.兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：lT一tln 1T—t22KAqcm1p1qc'1miplqc丿m2p2‘、

qc1+-■mlpl Iqc丿m2p216.T—tKA兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計(jì)算方程：ln卜=—T—tqc2 m2p2第四章蒸發(fā)1.蒸發(fā)水量的計(jì)算：Fx0=（F—W）xi=Lxi2.x水的蒸發(fā)量：W=F（1一7）x13.F完成時(shí)的溶液濃度：x=f—W單位蒸氣消耗量：D=-，此時(shí)原料液由預(yù)熱器加熱至沸點(diǎn)后進(jìn)料，且不計(jì)熱損失，r為加熱時(shí)的蒸氣汽化潛熱Drr'為二次蒸氣的汽化潛熱傳熱面積：A=~^，對(duì)加熱室作熱量衡算，求得Q二D(H-h)二Dr,At=T-ti,T為加熱蒸氣的溫度,KAt c 1mt］為操作條件下的溶液沸點(diǎn)。蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力：Q=KA(T-t)1W7?蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度(蒸發(fā)強(qiáng)度)：E=Q第六章蒸餾1.烏拉爾定律：pA=p0AxA，pA=p0(1-X)B2.道爾頓分定律：p=pA+1.烏拉爾定律：pA=p0AxA，pA=p0(1-X)B2.道爾頓分定律：p=pA+pB3.雙組分理想體系氣液平衡時(shí)，系統(tǒng)總壓、組分分壓與組成關(guān)系：pA=py=p0x，p=py=p0xA AAB B BB4.泡點(diǎn)方程：p-po一，露點(diǎn)方程:po-poABPop―py=A?Ap po-pAoBoB5.V揮發(fā)度：pAXAp=—BxB6.pAVX相對(duì)揮發(fā)度：a=「A=A-VpB BXB，或=yBXa■XB7.aX相平衡方程：y=T+RX8.全塔物料衡算：F=D+W，F(xiàn)XF=DxD+WxW9.10.11.精餾段操作線方程：V=9.10.11.精餾段操作線方程：V=L+D,令R=D(回流比)，則y=RVy=LX+DX，n+1 n D1X+ Xn+1R+1nR+1Dn+1DX-X餾出液采出率：〒=7WFX-DXWWX-X釜液采出率：石=—FFX-DXW12.提餾段操作線方程：總物料衡算：L'=V'+W，易揮發(fā)組分的物料衡算：L'X=V'y1+Wm m+ XWL' W即ym+1_L'-WXmL'-WXW飽和蒸氣的焓一原料的焓_每摩爾原料汽化為飽和蒸氣所需的熱量飽和蒸氣的焓一飽和流體的焓 原料的摩爾汽化潛熱qxq線方程（進(jìn)料方程）：y二——-x-―^1-x、 Wx丿W/x1-x、 Wx丿W/x D—-<1-x丿\

lgamlg芬斯克方程：N+1=—min第七章干燥1.v^二18n^二0.622pvp-p1.v^二18n^二0.622pvp-pvnaMa29na相對(duì)溫度：p二——vps4100%濕比熱容：c=c+cHHav濕空氣焓：I=I+HI，Hav1H)濕比體積：v=1:2.3.4.5.Hn:H二一在0~120°C時(shí)，c=1.01+1.88HH具體表達(dá)式為：I=I(1.01+1.88H)t+2492HHX22.44窖x半心2+1.244H人22.44孝從1.0134105pHppHp6.露點(diǎn)溫度：H二0.622-d，即p=6.p一p d0.622+Hd7.流體流動(dòng) 基本概念與基本原理一、流體靜力學(xué)基本方程式p=p+pg（z一z）2112或 p二p+Pgh0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)的表示方法：絕壓一大氣壓=表壓表壓常由壓強(qiáng)表來測(cè)量；大氣壓一絕壓=真空度真空度常由真空表來測(cè)量。3、 壓強(qiáng)單位的換算：latm=760mmHg===cm2=4、 應(yīng)用：水平管路上兩點(diǎn)間壓強(qiáng)差與U型管壓差計(jì)讀數(shù)R的關(guān)系：p—p=（P-P）gR12A處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時(shí)靜止、連續(xù)和同一種液體。

p豐常數(shù)Aw=uAp=uAp=s 1 1 1 2 2 2 一uAp一常數(shù)p=常數(shù)AV—uA—uA—?s 1 1 2 2 —uA—常數(shù)p=常數(shù)A圓形管中流動(dòng)u/u12—A/A—d2/d22121三、定態(tài)流動(dòng)的柏努利方程式----能量衡算式lkg流體:gZlkg流體:gZ+厶+佯+We=gZ+冬+

ip2 2pU2+Zh2f「J/kg]討論點(diǎn):1、流體的流動(dòng)滿足連續(xù)性假設(shè)。gz+約+U2二gz+厶+U21p2 2p22、理想流體，無外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式:3、 可壓縮流體，當(dāng)Ap/p<20%，仍可用上式，且P=P。1m4、 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P的計(jì)算：理想氣體P=pM/RT 混合氣體p二px+px+?-+pxm1v1 2v2 nvn混合液體-^―=亠1+Xw2+ +^-wnTOC\o"1-5"\h\zppp pm m 2 n上式中：X 體積分率；x. 質(zhì)量分率。vi wiW為流eW)6、 gz,U2/2,p/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。工hf為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失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)。輸送設(shè)備有效功率N=W?w,軸功率N=W為流eW)eese,ApAw27、 IN流體H-Az++—+H 「ml (壓頭)e pg 2g f1m3流體 Wp=Azpg+Ap+Aup+p^h [p] 而Ap=p》he 2 f a f .四、柏努利式中的工hfI．流動(dòng)類型：1、 雷諾準(zhǔn)數(shù)Re及流型Re=duP/u，U為動(dòng)力粘度，單位為「Pa?s］；層流:ReW2000，湍流:Re±4000；2000〈Re〈4000為不穩(wěn)定過渡區(qū)。2、 牛頓粘性定律t=u(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：①質(zhì)點(diǎn)的運(yùn)動(dòng)方式；②速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。③阻力，層流：粘度內(nèi)摩擦力，湍流：粘度內(nèi)摩擦力+湍流應(yīng)力。II．流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的阻力損失工h=h+h'[J/kg]fff7alU2Ap1、直管阻力損失h h=九萬片=一f 范寧公式（層流、湍流均適用）.ffd2p層流：九=/（Re）即九=或h= 哈根一泊稷葉公式。Re f pd2湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)）：九=f（Re,|）；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)）：九=f（|），具體的定性關(guān)系參見摩擦因dd數(shù)圖，并定量分析hf與u之間的關(guān)系。推廣到非圓型管d推廣到非圓型管d=de=4rH4x流通截面積

潤濕周邊長注：不能用d來計(jì)算截面積、流速等物理量。e2、局部阻力損失hu2、局部阻力損失hu2①阻力系數(shù)法，件=匚乙匚=1.0e匚=0.5clu2②當(dāng)量長度法，h'=X--fd2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)，％=（九豈孚丄+冀）uf d 2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)管路：1、V=V+V+V1232、》h=》h=》h=》h 各支路阻力損失相等。fflf2f3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、直徑小的管段通過的流量小。II.分支管路：1、V=V+V+V1232、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)，用來測(cè)量管道中流體的流量。隨著R增大其孔流系數(shù)C先減小，后保持e 0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)壓差值將丕變。離心泵 基本概念與基本原理一、 工作原理基本部件：葉輪（6~12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)檢杳進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、 性能參數(shù)及特性曲線Ap1、 壓頭H,又稱揚(yáng)程 H=AZ+ +HPgf2、 有效功率N=Ww=HgQp軸功率N=HgQPees 耳3、 離心泵的特性曲線通常包括H—Q,N—Qj—Q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N-Q線上可看出：Q=0時(shí)，N=N.，所以啟動(dòng)泵和停泵都應(yīng)關(guān)閉泵的出口閥。min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（H-Q）與管路特性曲線（H-Q）的交點(diǎn)。管路特性曲線為：e eH二K+BQ2。e e2、 工作點(diǎn)的調(diào)節(jié)：既可改變H-Q來實(shí)現(xiàn)，又可通過改變H-Q來實(shí)現(xiàn)。具體措施有改變閥門的開度，改變泵ee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WH，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。g21.H=H'-你—H H'為操作條件下的允許吸上真空度，mgs2g f0—1 sH 為吸入管路的壓頭損失，m。f0—12.H=pa—pv—(NPSH)-H (NPSH)允許氣蝕余量，mg Pg r f0—1 r

P液面上方壓強(qiáng)，Pa；aP操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。v離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時(shí)會(huì)發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。傳熱 基本概念和基本理論傳熱是由于溫度差引起的能量轉(zhuǎn)移，又稱熱傳遞。由熱力學(xué)第二定律可知，凡是有溫度差存在時(shí)，就必然發(fā)生熱從高溫處傳涕到低溫處。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)導(dǎo)熱基本方程 傅立葉定律dQ=-XdS色dn入 導(dǎo)熱系數(shù)，表征物質(zhì)導(dǎo)熱能力的大小，是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一，單位為W/（m?°C）。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。平壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層平壁多層（n層）平壁:nt_t_Q= 1n+1XSi公式表明導(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。2.圓筒壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層圓筒壁：或- t—t At以Q= ~廠b九Sm或- t—t At以Q= ~廠b九Sm2時(shí)，小2啟(t—t)

Q=I2-1r

ln2ri當(dāng)s/s21用對(duì)數(shù)平均值,即:S—S21l丄

ln2Si2時(shí),當(dāng)S/S21多層(n層)圓筒壁：t—tQ=In+lnb乙九Si=1imi用算術(shù)平均值,即:S=(S+S)m 1 2I n+1工￡ln■r7+r

入 ri i/2一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Q=aSAta 對(duì)流傳熱系數(shù)，單位為：W(m2?°C),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)的無因次數(shù)群(或準(zhǔn)數(shù))表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)a，表示對(duì)流傳熱的強(qiáng)度入LuP雷諾準(zhǔn)數(shù)Re=反映流體的流動(dòng)狀態(tài)普蘭特準(zhǔn)數(shù)Pr=CpU普蘭特準(zhǔn)數(shù)Pr=CpU反映流體物性對(duì)傳熱的影響B(tài)gAtL3P2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)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)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=0.023Re°$Prna=0.023色()0.8

d.卩i流體被加熱時(shí)，n=；液體被冷卻時(shí)，n=。定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑d。1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Re10000,Pr=~160,(l/d)60。對(duì)流過程是流體和壁面之間的傳熱過程，定性溫度是指確定準(zhǔn)數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個(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)，牛產(chǎn)中的沸騰傳熱過稈應(yīng)維持在泡狀沸騰區(qū)操作。無相變的對(duì)流傳熱過程中，熱阻主要集中在傳熱邊界戻或滯流層內(nèi)，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動(dòng)程度。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)。用無因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：無相變對(duì)流傳熱Nu=f(Re,Pr，Gr)自然對(duì)流傳熱 Nu=f(Gr，Pr)強(qiáng)制對(duì)流傳熱 Nu=f(Re，Pr)在兩流體的間壁換熱過程中，計(jì)算式Q=KSAt，式中At表示為兩流體溫度差的平均值;S表示為泛指傳熱面，與K相對(duì)應(yīng)。在兩流體的間壁換熱過程中，計(jì)算式0=SAt,式中At=t-t或T-T；S表示為一側(cè)的傳熱壁面。wm mw滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。

水在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來的倍。若管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來的X倍。(設(shè)條件改變后，仍在湍流范圍)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=KSatm式中K為總傳熱系數(shù)，單位為：W/(m2?°C)；At為兩流體的平均溫度差，對(duì)兩流體作并流或逆流時(shí)的換熱器而m言，At—AtTOC\o"1-5"\h\zAt= 1 2-m ln(At/At)12當(dāng)At/At〈2時(shí)，At可取算術(shù)平均值，即：At=(At+At)/21 2 m m 1 2基于管外表面積S的總傳熱系數(shù)Ko 01qbS

= +R1qbS

= +R+7—'ao入S

om+rSo+iSiS o—aSii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a。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t接訴a大的一側(cè)的流體溫度：總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接訴熱阻大的一側(cè)的a值。如在傳熱w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wc(T-T)=WcC(t-t)=KSAt等式成立的條件是穩(wěn)定傳熱、無熱損失、無相變化。hph1 2 pc2 1 m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a值，支撐管子。在確定列管換熱器冷熱流體的流徑時(shí)，一般來說，蒸汽走管外；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。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液相和氣相之間的質(zhì)量傳遞過程來實(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：p=p0x p=p0x=p0（1-x）AAABBBBA根據(jù)道爾頓分壓定律：PA=PyA 而P=pa+pAA AB則兩組分理想物系的氣液相平衡關(guān)系：P—po 泡點(diǎn)方程x= BAp0—p0ABp0X 露點(diǎn)方程=AAAP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表示，即u=作u=厶AxBxAB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：up/pyxCl=—A=A..B=A~BuxxyxB A B BA對(duì)于理想溶液:C=p0氣液平衡方程：y Cxy=1+（a-1）xa值的大小可用來判斷蒸餾分離的難易程度。a愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈易：a=l時(shí)不能用普通精餾方法分離。3．氣液平衡相圖

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^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。總壓對(duì)平衡曲線影響不大。二、精餾原理精餾過稈是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理講行的，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扌舌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)到相平衡時(shí)，該塔板稱為理論板。精餾過程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的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：Fx=Dx+WxFDW塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率Dxr=DDFxF“ W(1—xw)r= WW F(1—x)F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)組分操作線方程Vy=Lx+易揮發(fā)組分操作線方程n+1nDRxy=x+d—n+1R+1nR+1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n層板下降的液相組成x與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上升n蒸汽相組成yn+］之間的關(guān)系。在x—y坐標(biāo)上為直線，斜率為R/R+1，截距為XD/R+1。

2．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：Lx二V2．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：Lx二Vy+Wxm m+1WW操作線方程：y' = -Wxm+1VmV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X’與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上升蒸汽相組成y‘之間的關(guān)系。L除與L有關(guān)外，還受進(jìn)料量和進(jìn)料熱狀況的影響。m+r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)的過熱蒸汽。L-1”將Ikmol進(jìn)料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃縬=—v faIV-IL 原料液的千摩爾汽化潛熱不同進(jìn)料熱狀況下的q值進(jìn)料熱狀況冷液體飽和液體q值>11氣液混合物飽和蒸汽過熱蒸汽0~10<0對(duì)于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽講料而言,q值等于進(jìn)料中的液相分率。L=L+qF V=V'+(1-q)Fq-1 q-1qq-1 q-1上式表示兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸器相當(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nn-T minR=L/D=g，操作線與對(duì)角線重合，操作線方程y=x.，達(dá)到給定分離程度所需理論板層數(shù)最少為N。nn-T min2）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，所需理論板無窮多。I.正常平衡線'in—= q'in Dq飽和液體進(jìn)料時(shí)：Xq=XF飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：yq=y，II．不正常平衡線由a（%,丫。）或C（%,%）點(diǎn)向平衡線作切線，由切線斜率或截距求時(shí)3）適宜回流比R=（~2）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、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，貝y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，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大,操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。六、板效率和實(shí)際塔板數(shù)1．單板效率（默弗里效率）EmVyn+1EmVyn+1一yn+1E二mLn-1 nx一x*n-1 n2．全塔效率FNE=―TNP精餾塔中第n精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，y<y，t <t，y>X 。n+1nn-1nnn-1精餾塔中第n-l,n,n+1塊實(shí)際板，x*〈x,y*〉y。nnnn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，使塔無法正常工作。負(fù)荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負(fù)荷上限和液相負(fù)荷下限。

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*=Ex E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/H--h為溶解度系數(shù)，單位：kmol/（kN?m）,H=p/（EMS，隨溫度升高而減小，難溶氣體H很小，易溶氣體H很大。y*=mx m相平衡常數(shù)，無因次，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 當(dāng)溶液濃度很低時(shí)大多采用該式計(jì)算。X=x/（l-x）；Y=y/（l-y）； x,y 摩爾分率，X,Y 摩爾比濃度、傳質(zhì)理論 傳質(zhì)速率dC分子擴(kuò)散——憑借流體分子無規(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：J=-D--AAABdZJ--擴(kuò)散通量，kmol/（m2?s）D--擴(kuò)散系數(shù)A AB渦流擴(kuò)散——憑借流體質(zhì)點(diǎn)的湍動(dòng)和旋渦傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。等分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)D等分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)D代廠代2）RTZ液相內(nèi)NA=2^單相擴(kuò)散傳質(zhì)速率：(代-PAi2kG(P(代-PAi2kG(PA-AACRTZpBm—C液相內(nèi)N= (c-c)=k(c一c)AZcAiALAiA其中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。BmpBmp.—p..pBmp.—p..~B2 B1ln-PbtB1一般而言，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=k(p一p)=k(c一c)=k(Y一Y)=k(X—X)GiLiYiXiN=K(p-p*)=K(c*—c)=K(Y-Y*)=K(X*-X)GLYX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：111卜一HkGG11111卜一HkGG11m