化工原理上下册课件

1、化工原理主讲：赵海萍电子课件化工原理教程化工原理实验教学化工原理课程设计化工原理例题与习题化工原理试题库化工原理教程绪论第一章流体流动第二章流体输送机械第三章非均相物系分离第四章传热第五章蒸发操作第六章气体吸收第七章液体蒸馏第八章干燥绪论 一、化工生产过程化工生产是将其原料经过化工手段加工生成产品的加工过程。化工生产过程，不论其生产规模大小，其核心是化学反应过程及其设备反应器（发生化学变化的主要场所）。为了使生产过程得以有效的进行，反应器内必须保持一个比较适合的反应条件，如：一定的温度、压力和物料的组成等。因此，原料在进入反应器之前必须进行一定的处理，使其具备一定的温度、纯度和压力等（统称为前

2、处理）。化学反应结束以后，为了得到一定纯度的产品，从反应器出来的混合物必须经过一定的处理，如：冷却、过滤、精制等（统称为后处理）。从上述可以看出：化工生产是将原料通过化学、物理的加工手段，加工成产品的过程。1、化学加工手段：也就是使原料在一定条件下发生化学反应，得到产物的加工手段。（化学工艺课程的范畴）2、物理加工手段：物料输送、提纯、混合、加热（冷却）等过程。（化工原理课程的范畴）。二、化工单元操作的概念上述的前后处理过程，绝大部分都是进行的是纯粹物理过程，但却是化工生产中所不能缺少的步骤，各种化工产品的生产过程中所涉及的各种物理变化过程均可归纳为若干个称之为化工原理单元操作。 由于化工生产

3、的多样性（包括产品、原料、过程的多样性），但是对物理加工的过程进行深入研究发现，物理加工主要包括三个大的方面：流体力学过程、传热过程和传质（物质传输过程）。即三大类单元操作。类别单元操作流体动力过程 流体输送沉降过滤流态化传热过程加热冷却传质过程蒸发吸收蒸馏萃取干燥具体见下表：举例：电解食盐水生产NaOH的过程（略）。化工原理就是研究这些实现物理变化的单元操作的，研究化工单元操作不仅对化工生产有用，而且对石油、冶金、食品、制药等工业的生产都起到重要作用。三、本课程性质、任务和内容1、课程性质本课程属于工程技术基础课程。2、课程任务通过本课程的学习，掌握各单元操作的基本原理和有关典型设备的工艺尺

4、寸的设计或选型，并熟悉其结构、性能。通过本课程的学习，培养学生从工程观点分析和处理有关化工单元操作中各种问题的能力，以使学生在生产实践中能对生产设备具备操作、管理和设计的能力。 3、课程内容 主要讨论三大类单元操作： A、流体动力过程 B、传热过程 C、传质过程 根据操作方式，单元操作可以分为连续操作（定态操作）和间歇操作（非定态操作）两大类。 四、四个基本概念 1、物料衡算 以物质守衡定律为基础，分析和计算一定衡算范围内进、出物料和组成之间的数量关系。 进行物料衡算，首先定出衡算基准，一般以一定时间内的物料为基准（时间基准）。根据质量守恒定律，输入衡算范围的各段物 流量必须等于输出衡算范围的

5、各段物流量与积累于衡算范围的物料量之和。 即: G1=G0+GA 式中:G1输入物料的总和; G0输出物料的总和; GA累积物料的总和。 2、热量衡算 以能量守衡定律为基础，分析和计算一定衡算范围内进、出能量和各项能量之间的数量关系。 与物料衡算不同，除时间基准外，还要选定物流焓的基准态。物流焓的基准态包括：基准压强p0、基准温度t0、基准相态。 Q1=Q0+QL Q1随物料进入衡算范围的总热量（KJ或KW）; Q0随物料流出衡算范围的总热量（KJ或KW）; QL向衡算范围以外损失的总热量（KJ或KW）。 3、平衡关系 物系在自然发生变化时，其变化必然趋向一定方向，如任其发展，结果必然达到一定

6、的平衡状态。 在平衡状态下，物系的温度、组成、压强等均到了宏观的停止。 在平衡状态被人为打破后，物系将从新趋向新的平衡。 平衡状态是物系变化的极限，是实际操作所追求的理想条件。是我们推知单元操作能否进行和能进行到何中程度的依据，也是我们进行设备工艺尺寸设计的理论依据。 4、过程速率 物系处于非平衡状态，就必然发生使物系趋向于平衡的过程。但是以什么样的速度趋向于平衡，这并不决定于平衡关系。而是决定于多种因素。一般我们用过程速率来表示： 过程速率=（过程推动力）/（过程阻力） 对上述公式中的各因素对于不獤的过程有不同的理解。如：传热的过程推动力是温度差；过程阻力则主要是物质的传热能力。 五、量纲一

7、致性、单位一致性 量纲就是物理量通过几个基本物理量的幂次方的乘积来表示的关系。根据物理规律建立的理论公式，公式中的每一个符号都代表一个物理量，此方程式中各项的量纲必须一致（即量纲一致性）。 单位一致性就是要求公式中使用各个物理量的单位必须是同一套单位制中的单位（要求使用国际单位制中的各个基本单位）。1 流体流动 处在液体和气体状态下的物体统称为流体。具有流动性、抗剪性和抗张能力很小，无固定形状，变形很容易。 流体是有大量彼此之间有一定间隙的分子组成，是个进行着杂乱无章运动的体系。 对一般工程问题我们不需要讨论单个分子的运动。而是将流体看成由无数个质点（或微团）所组成的一个连续介质。这就是我们所

8、谓的连续性假设。 实践证明，在绝大部分情况下是成立的。 1.1 流体的基本性质 一、流体的密度 单位体积的流体所具有的质量。 表达式： 式中： m流体的质量（kg）流体的体积（m）流体的密度（kgm） 单位质量的流体所具有的体积称为比容。 表达式： 其单位为mkg，数值上等于密度的倒数。 、液体的密度 液体的密度随体积变化很小，一般忽略不计。 、气体的密度 理想气体的密度医科根据理想气体方程得出： 、混合物的密度 液体混合物的平均密度： 混合气体的密度： 二、流体的粘度 在外力的作用下，流体内部各层之间产生相对运动。有相对运动则就有相互作用力，该作用力起到“抗拒”相对运动的作用，此特性就是流体

9、的粘性。 衡量粘性大小的物理量是粘度，粘度越大，则流体的流动性就越差。 1）、牛顿粘性定律 如图所示： 实验证明：F 引入比例系数 F= 就是流体的粘度。 单位面积上的内摩擦力： = 2）、流体的粘度 根据上式可以看出：流体粘度的物理含义是：使流体产生单位速度梯度所需要的内摩擦力（剪应力）。单位：PaS（SI制） 1厘泊（CP）=102泊（P）=10-3Pas 运动粘度的概念 一般使用的是动力粘度。 1.2 流体静力学 流体静力学主要是研究流体在外力（重力和压力）的作用 下，流 体处于平衡状态的规律。 垂直作用于单位面积上的压力称为流体的静压强，简称为压强。 表达式： 式中：p流体的静电压（N

10、m即Pa）； P垂直作用于流体表面的压力（N）； A作用的面积（m）。 常用的压强单位一般还有atm（标准大气压）、mmHg（毫米汞柱）、at（工程大气压）等。 1atm=760mmHg=10.33mH2O； 1at=735.6mmHg=10mH2O。2、压强的表达基准1）、表压2）、绝对压强3）、真空度三者的关系如下图：二、流体静力学基本方程1、基本方程的推导如图所示：平面A的面积为A离液面的深度为Z外压为P0则A上的压强PA为：PA= P0+gZ具体推导过程略。2、基本方程的应用P= PA-P0=gZ三、基本方程的应用1、测量压强与压强差2、液位的测量3、液封高度的计算 1.3 管内流动的

11、守恒原理 流体流动是化工生产的普遍现象，它应当遵守质量守恒、机械能守恒原理。 一、流量和流速 1、流量 单位时间内通过管道任一截面的流体的量为流体的流量。按照“量”的单位不同，可分为：体积流量和质量流量。 体积流量：VS（m3/S或m3/h） 质量流量：ws（kg/s或kg/h） VS=ws 2、流速 单位时间内流体在流动方向上通过的距离，为流速。用u表示。 uA=Vs uA= ws 例题：见课本P29 二、质量守恒与连续性方程 在流动系统中，若流体在各个截面上的流速、密度、压强等只随位置改变，而不随时间改变，则我们称为定态流动。 流体在定态流动时，遵循连续性方程。 2-2 1-1 Ws1 W

12、s2 如上图所示： 根据质量守恒定律，有： Ws1=Ws2 而 Ws1=u1A11 Ws2=u2A22 A1=d12/4 A2=d22/4 代入有： u1/u2= d22/ d12 ， 此式即为连续性方程。 三、能量守恒与柏努利方程 流体在做定态流动时，根据能量守恒定律，对任意截面进行能量衡算。 1、定态流动时的总能量衡算A、内能 物质内部能量的总和，用U表示。单位是:kJ/kgB、位能 物体因受重力作用，在不同的高度所具有的能量。m.g.z(kJ/kg)C、动能 物体因运动而具有的能量。mu2/2D、静压能 流体的静压强是推动流体流动的动力，即静压强对流体做功。pVs（kJ/kg）E、热 流

13、体温度变化，而带来的热能的变化，被加热则为为正，被冷却则为负。用Q来表示。（kJ/kg）F、功 流体流动获得机械能为正（用We来表示）；流体损失机械能为负(用Hf表示)。 2、定态流动时的机械能衡算和柏努利方程 如前图：对1-1和2-2截面进行能量衡算。 上式中：若物质的内能无变化，则U1=U2 pVs=pws/ 上式若以1kg流体为衡算对象，则有：3、关于柏努利方程的讨论 见课本P36（略）4、柏努利方程的应用 例1：见课本P37 例2：见课本P38 例3：见课本P391.4流体流动现象 一、流体流动类型 1、雷诺实验 1883年雷诺通过实验揭示了流体流动有两中不同的流动类型：层流和湍流。

14、2、两种流动形态 层流和湍流 3、雷诺准数 在雷诺实验中，还发现流体以何种流动形态流动，与管道直径d、流体密度、流体粘度和流速u有关。将四个参数构成数群： 式中Re为雷诺准数（简称雷诺数）。 实验证明：Re2000为层流；2000Re4000为过渡流态；Re4000为湍流。 二、层流与湍流 1、流体质点的区别 层流时，流体的质点是沿着管轴进行规则平行分层运动、质点之间既不碰撞，也不相互混合。 湍流时，流体的质点是作不规则的杂乱的运动、质点之间有碰撞，也相互混合，从而产生大大小小的旋涡。 2、速度分布A、层流时的速度分布 式中：u为平均流速 umax为最大流速 流速分布如图。 2、湍流时的速度分

15、布 湍流时的速度分布与Re数的大小有关。如图。的值与Re数有关。具体见课本P45页关联图。 三、流体边界层 板面附近流速变化大（存在较大的速度梯度）的区域称为流动边界层。从平板前缘开始一段长度内，边界层总是处于滞流状态，称为滞流边界层。 1.5阻力损失 流体在管道中流动，由于受到阻力的作用，必然要克服阻力而做功，对流体而言就是能量损失。根据阻力产生部位的不同，可以分为直管阻力和局部阻力。直管阻力是流体流经一定管径的直管时，由于流体的内摩擦力（即粘性力）而产生的阻力。局部阻力主要是由于体流经管路中管件、阀门及管截面形状和尺寸突然扩大和缩小等局部地方引起流体边界层分离造成的阻力。 一、化工管路 化

16、工管路设计是化工设计的重点工作之一，而化工管路由两部分组成：直管和管件。 1、直管（管子） 直管有以下几种材料的： A、钢管（包括无缝钢管、有缝钢管） B、铸铁管 C、有色金属管（包括铜管、铝管、铅管等） D、非金属材料管（包括陶瓷管、玻璃管、橡胶管、塑料管等） 2、管件 要将管子连接成管路，必须使用各种管件，是管路延长、转向或分（合流）等。 A、改变管路流向的 B、形成支路的 C、改变管路直径的 D、连接管路的 E、控制流体流量的 3、阀门 A、截止阀 B、闸阀 C、节流阀 D、止回阀 E、旋塞（考克）二、流体在直管中的阻力损失计算 流体的阻力损失包含了两项：hf和hf。 其中：hf为直管阻

17、力损失。 1、直管阻力计算的通式 如图：所示为一水平直管内流体作定态流动。在1-1和2-2截面间进行衡算。 因为管路中无局部阻力产生的管件。同时Z1=Z2；u1=u2则可以列出柏努利方程如下：可以简化成：分析在直径为d、长度为l的直管中的阻力大小：推动力P=P1-P2=（p1-p2）A而 阻力由于处于力的平衡状态： P=F有： 有： 在式两边分别乘以有：令，则：上式为计算直管阻力的范宁公式。上式中称为摩擦系数，摩擦应力与流体流动类型有关，因此也因流体不同的流动类型而变化。 （1）层流时： ；只与Re值有关，和管壁粗糙度无关； （2）湍流时的与Re值和相对粗糙度（/d）有关，具体数据在关联图中查

18、取（图见P62，粗糙度见P55表格）。2、非圆形管道的当量直径 在化工生产中经常会遇到非圆形管道或者设备。 当量直径de是水力半径的4倍。 de=4rH三、流体流动的局部阻力损失计算 流体在管路中流动，在管件处由于流速、方向的改变，使流体受到的阻力损失，为局部阻力损失。表示为hf1、阻力系数法 克服局部阻力所引起的能量损失，可以表示为动能的倍数，即： 或： 式中称为局部阻力系数。 关于的讨论：（1）、突然扩大或突然缩小，式中的流速u应该以小截面处的流速为准，根据小管与大管的截面积之比，在图中查取（图见P67）。（2）、进口与出口，流体从容器中流出，或流入容器中，可按照大截面积与小截面积之比为1

19、或为0来计算（流速u与前面相同，P67图）。（3）流体从管子直接排入管外空间时，管口内侧截面上的压强应取与管外压强相等，同时此处流体还具有动能，故出口阻力损失不应该计算在内！（4）其他数据可以在P68的表中查取。2、当量长度法 流体流经管件或阀门时造成的阻力损失可以折合成相当于流体流过相同直径、长度为le的直管阻力损失，即可以采用直管阻力计算公式计算： 式中le为当量长度，由实验测得，单位为m。我们在常见的数据手册中查到的通常是le/d，表示管道直径的多少倍，常见管件的数据见表（P68）3、总的阻力损失 管路的总能量损失，又称为总阻力损失，包括所有直管阻力和所有局部阻力。等径管路的总阻力损失计

20、算式为：或者： （式中：；） 1.6、管路计算 一、简单管路和复杂管路 1、简单管路 全部流体从入口到出口在一根管道中，并无分支的连续流动。为简单管路。 （1）等径管路是最简单的一种管路，它的阻力损失的计算也是最简单的。 （2）串联管路总阻力损失是各直管阻力损失和各局部阻力损失的总和。（如图） 2、复杂管路 （1）并联管路 如图所示：为并联管路。 Vs=Vs1+Vs2+Vs3 （2）分支管路 如图所示：为分支管路。 注意：流量关系、主管的阻力损失关系 （3）汇总管路 如图所示为汇总管路。 二、简单管路计算 此类管路计算机中常遇到的问题归纳起来，主要有以下三种情况： 1、已经规定出管径、管长、管

21、件和流体的流速，求流体流过此管路的阻力损失。依据计算结果选择流体输送机械。根据： 计算出： 再计算输送机械的功率消耗。（注意：的单位是J/kg，功率消耗的单位是J/s）。 2、已经规定出管径、管长、管件和允许的阻力损失，求管路的输送能力。 3、已经管长、管件、允许的阻力损失和需要的流量，求管径。 本计算机一般采用试差的办法进行计算！即先假设一个，根据这个管径进行计算。 例：管路的总长度（ ）为100m，要求水在钢管中的流量为27m3/h，输送过程允许的压头损失为4mH2O，试确定管路直径。 及 所以有： 1.7流量测量 测量流体的流量和流速，无论是在化工生产的操作还是在化工实验中都有很重要的作

22、用。 测量原理：本节讲述的几种都是基于流体动力学原理的。 一、毕托管测速计 1、结构 如图所示为毕托管的结构示意图。毕托管是由内外两层套管组成。其中内管和外管在图示A、B点处开两个测量孔，下接U形压差计。 2、原理A、B两点的冲压：A、B两点之间的压差（冲压）则：3、毕托管的安装（1）直管长度要达到100d。（2）毕托管与直管的轴线要重合。（3）毕托管的直径要d/50。 二、孔板流量计 1、结构 如图：所示为孔板流量计的结构示意图。 主要是一个标准孔板和一个U形压差计组成。 2、工作原理 通过孔板将流体的流速改变，不考虑阻力损失，列出动力学方程： 根据连续性方程有： 有： 考虑到阻力损失和U形

23、压差计测量点位置的因素，引入校正系数。C1和C2，有： 令：C0=则有： 三、文丘利管略（原理与孔板相同） 四、转子流量计 1、结构如图：所示为转子流量计的结构示意图。 2、工作原理主要是靠转子的上下移动实现对流量的读数的。2 流体输送机械在化工生产中，为了满足工艺要求，常需要将流体从一地方输送到另一个地方，或从低压输送到高压。流体输送机械就是对流体做功，以完成输送任务的机械。本章主要介绍化工中常用的流体输送设备的基本结构、工作原理和特性。2.1流体输送机械流体输送机械的种类很多，主要有两大类：离心泵和正位移泵。一、离心泵1、离心泵的工作原理 离心泵是一种叶片式泵。如图所示。 流体在泵内，在叶

24、轮的带动下，高速旋转，旋转的流体的离心力的作用下，被高速“甩”出叶轮，从而获得能量（动能）。同时在叶轮的中心部位，产生负压。流体在此负压作用下，从吸入口处被吸入泵内。2、离心泵的主要部件A、泵壳（蜗壳）采用渐开线形的泵壳。有利于流体在叶轮和泵壳之间的通道流动时将动能转化为静压能。 B、叶轮 叶轮是泵对流体做功的部件，也是泵内高速旋转的部件，叶轮的好坏直接关系到泵的性能好坏。 叶轮一般有三种类型的：开式、半开式、封闭式叶轮。 C、吸入管 吸入管是离心泵吸入流体的部位，在叶轮的中心和吸入管的入口处的负压的大小对泵的性能的影响要特别注意。 D、密封装置 密封装置有：动密封和静密封两类。此处主要是动密

25、封。 离心泵上的密封主要是填料函密封。 E、电机 电机是离心泵的动力装置，我们选择离心泵的动力装置要按照泵的铭牌上的要求选择。 注意电机的类型：Y型是异步电机；B表示防爆电机。4、离心泵的性能曲线离心泵的生产厂家，通过实验测定的方法，将泵的H-Q、N-Q、-Q关系曲线绘制在一张图上，并附在说明书上。一般是在一定转速和常压下以常温的清水为实验流体测定。A、H-Q表示泵的流量和扬程的关系，一般离心泵的扬程随流量的增加而下降。B、N-Q表示泵的流量与轴功率的关系，一般离心泵的轴功率随流量的增加而增加。C、-Q表示泵的效率与流量的关系，一般情况下，离心泵的效率随流量的增加而增加到一个极高值，而后又下降

26、。5、离心泵的类型A、清水泵该类流体主要是针对输送清水设计的，原型号用B表示，新的使用SH表示。是一类使用广泛的泵，既应用于工业生产，还使用于农业生产、水利、灌溉。B、耐腐蚀泵原型号F，新型号为IH，是一类输送腐蚀性液体的泵。可以通过更换耐腐蚀元件，达到适应不同液体的目的。C、油泵型号代码为Y，是一类广泛使用于输送有机液体的泵。D、杂质泵主要是输送含有固体杂质的混合液体的泵，型号代码：P二、其他类型的泵简介（略）2.2 气体输送机械气体输送机械的基本原理及其操作原理，与液体输送机械类似，也可以分为离心式、往复式等几类。但由于气体具有可压缩性，在气体在被压送的同时，气体的体积、压强、温度也随之变

27、化，这些导致气体输送机械在结构、形状有很大的不同。 一般根据气体压强的变化将气体输送机械分为以下几类：1、通风机：出口压强在15Kpa以下（表压，下同）压缩比11.5。2、鼓风机：出口压强在15300Kpa，压缩比小于4。3、压缩机：出口压强在300Kpa以上，压缩比在4以上。4、真空泵：出口压强在当地的大气压，但入口压强小于大气压。一、离心通风机1、工作原理与离心泵相同（略）2、结构同样具有：机壳、叶轮、吸入口和排出口组成。3、特性参数A、风量：是指出口处排出的风的体积（以进口处的状态计算）。B、风压：是指单位体积的气体流过风机时获得的能量，由于单位与压强单位一直，故称为风压。D、轴功率：传

28、动轴所需要的功率。E、效率：传动轴的功率不是完全用来对气体做功，气体获得的功与轴功率之比。 二、离心鼓风机和压缩机离心鼓风机与压缩机的结构和操作原理与离心通风机相似。有单级和多级之分。多级鼓风机其实就是下一级以上一级的出口为入口，进行进一步加压。三、往复压缩机和真空泵1、往复压缩机结构如图：由于气体是可以被压缩的，故行程与压强的关系曲线，与往复泵的曲线有点不同。特点：具有很高的压缩比，输出压强可以达到很高的值。 3.0 非均相物系的分离 非均相物系的概念：是指物系中含有两个或以上的相。例如：气-液混合物系，液-固混合物系，液-液混合物系等。对非均相物系而言，被分散的为分散相（或分散内相，是不连

29、续的），另一相则为分散外相（是连续的，又称为连续相）。 非均相物系的分离，就是将混合物系分离开。 分离的目的有：1、净化分散介质以获得纯净的气体或液体。2、收取分散物质，以获得成品。3、保护环境。 3.1过滤操作一、过滤操作的基本概念1、过滤过滤操作是利用外力是悬浮液通过多孔性介质，固体颗粒被截留，滤液通过介质，而实现固体颗粒与液体分离的操作。2、滤液通过多孔性介质后的液体。3、滤饼被截留在多孔性介质上的固体颗粒。4、滤浆过滤之前的固体与液体的混合物。5、过滤介质过滤操作中使用的多孔性介质。有：A、织物介质（滤布）；B、堆积性介质；C、多孔性固体介质二、过滤操作的原理1、过滤压强差如图所示：过

30、滤压强差就是滤液和滤浆之间的静压强差。该压强差是过滤得以进行的推动力，要提高过滤速度就要提高这个静压强差。提高静压强差的方法；加大滤浆侧的静压强或者降低滤液侧的静压强。由此而得到两类过滤操作：压滤和抽滤。 三、典型过滤设备（一）、叶滤机1、结构如图所示：由一个一端封闭侧面开小孔的管外罩滤布，组成滤叶。若干个滤叶连接在一个总管上，并封闭于密闭容器内形成叶滤机。2、工作原理滤浆在密闭容器内压强的作用下，滤液通过滤布流入总管。滤饼附着与滤叶的外表面。 （二）、板框式压滤机1、结构如图所示；由滤板和滤框交替叠合构成，在板和框之间压滤布。板和框在相同位置打孔，形成滤浆的入口和滤液的出口。2、原理（略）上

31、述两种压滤机，存在的缺点：滤饼的卸除比较麻烦。适用于固体颗粒含量比较低的滤浆的过滤。（三）、滚筒式真空抽滤机1、结构如图所示：由滚筒、滤浆槽、洗涤喷头、刮刀和分配板组成。2、工作原理滚筒上任意一个单元，在滚筒滚动一周，要经历：抽滤、洗涤、吹松和刮除几个阶段。 3.2 沉降沉降操作是利用将悬浮在流体中的固形物和流体的密度不同，在外力的作用下，实现分离的目的操作。根据外力的不同，可以分为：沉降和离心分离两类。一、降尘室1、结构是在流体通道上增加一个截面很大的容器。如下图。2、原理由于降低了流体的流速，使流动的Re数变小，固体颗粒在重力的作用下，发生沉降分离。固体颗粒大的沉降速度快，颗粒小的沉降速度

32、慢。因此固体颗粒在沉降室内的分布是先大后小。实践证明：沉降室对气固混合物的分离效果与沉降室的底板面积大小有关，而与沉降室的高度无关。 二、沉降槽（增稠器）1、结构如图所示：由圆桶和锥形容器构成，其中混合物的入口在中间位置，清液由四周的溢流槽溢出，泥浆从底部由泥浆泵抽出。2、原理（略）该设备只能对混合物中的固体颗粒进行增稠，而不能实现完全的分离。 三、旋风分离器1、结构结构如图所示：2、工作原理气体在入口管的导引下，在圆桶内形成旋风，离心力是固体颗粒和气体分离，气体从中心的管道流出分离器。该分离装置，不需要动力，无运动部件，工作可靠。提高分离效果的关键是各部分的尺寸比例关系。因此国家标准中有“标

33、准”分离器一说。 4.0 传热4.1概述一、传热的目的及应用1、传热的概念无论是固体、液体、气体，凡是存在温度差，就必然导致热自发的从高温处向低温处传递，这一过程就是热量传递过程，简称传热。2、传热的目的传热过程广泛的存在于化工生产过程，且在其中具有极其重要的地位和作用。3、研究传热的目的A、强化传热过程；B、弱化传热过程； 二、热量传递的基本方式1、热传导热传导简称导热，它是物质各部分之间不发生宏观的相对位移的情况下，物质分子热运动的传递。2、对流传热由于流体的流动，将热量由一个地方带到另一个地方。A、自然对流：流体温度发生变化时，密度也相应发生变化，密度小的流体向上流动，密度大的向下流动。

34、B、强制对流：由于外力的作用使流体发生流动的对流传热。3、辐射传热凡是温度高于绝对0度的物质，都有向外发射电磁波的能力，波所具有的能量为辐射能。热量以辐射能的形式向外传递的传热方式称为辐射传热。 三、工业生产中流体常用换热方式1、间壁式换热冷、热流体之间隔着一个固体的间壁，在换热的过程中相互不接触。如图：为单管程列管式换热器2、混合式换热器冷、热流体直接接触完成热量的传递；如图：为机械通风式凉水塔该类换热器具有结构简单、效率高的特点；但是也具有显著的缺点：适用范围很狭窄。3、蓄热式换热器冷、热流体周期性的通过换热器，轮流对蓄热体进行加热、冷却，从而完成换热。如图：为蓄热式换热器。四、定态传热和

35、非定态传热连续进行的传热过程为定态传热；间歇性进行的传热为非定态传热。定态传热的特点：输入系统的热量等于输出系统的热量；对于系统内任意一点，温度不随时间而变化，温度仅仅是位置的函数，而与时间无关。五、传热速度与热通量1、传热速度单位时间内通过传热面所传递的热量，用Q表示，其单位为W（瓦）。2、热通量单位时间内通过单位传热面面积的热量，用q表示，其单位为W/m2。上述两者的关系是： （W/m2）4.2热传导一、热传导的基本概念1、温度场某一瞬间物体内温度的分布称为温度场。一般情况下温度场是空间和时间的函数：若温度随时间变化，则为非定态传热。2、等温面和温度梯度A、等温面温度场内温度相等各点组成的

36、曲面，称为等温面。可能是平面也可能是曲面。B、温度梯度等温面的各点温度都是相等的，因此在等温面上没有热量传递的，热量传递只发生在温度不同的等温面之间。若两个等温面之间的温度差为t，在法线上的距离为n，则温度梯度表示为：2、傅立叶定律傅立叶定律表明：传热速率Q与温度梯度gradt、垂直于导热方向的传热面积S成正比。对一维定态传热可以写成： 或 3、导热系数上述各式中的作为比例系数为导热系数。的大小表示物质导热能力的大小。它的物理意义可以表述为：单位温度梯度下的热通量。数学式可以表示为：二、平壁定态热传导1、单层平壁热传导如图：所示单层平壁，建立坐标系，并在其中取厚度为dx的微元。传热速率有：由于

37、x=0时，t=tw1；x=时，t=tw2；对上式进行积分有：或者写成：式中： （热阻）2、多层平壁热传导如图：所示为三层平壁定态热传导示意图。因为是定态热传导，因此有：而： （1） （2） （3）将上述三式相加，且 ，有： =t或者写成：三、圆筒壁定态热传导1、单层圆筒壁定态热传导如图：在内直径和外直径之间，取半径为r的微层，厚度为dr，温差为dt，则有：对上式进行积分有：令： 有：式中： （热阻） 2、多层圆筒壁定态热传导如图：定态传热时： 将相加，有：4.3对流传热一、牛顿冷却定律1、对流传热过程如图：为间壁对流传热热流体将热量传递给间壁，热量在间壁内做热传导，再传递给冷流体。冷、热流体与

38、间壁接触处，均存在层流内层，层流内层的存在是对流传热的热阻主要集中处。2、牛顿冷却定律流体被壁面加热时：流体被壁面冷却时：对于整个对流传热过程来说，由于流体温度是变化的，因此值也是在变化的，引入平均对流给热系数的概念后有：二、影响对流给热系数的因素1、流体流动产生的原因流体流动产生的原因有：自然对流和强制对流。强制对流的给热系数要比自然对流的给热系数大。2、流动型态及流速的影响由于流动型态的不同，影响层流内层的厚度，Re数大则，层流内层薄，对流给热系数就大。3、流体物理性质的影响影响流体对流给热系数的物理性质有：粘度、比热、体积膨胀系数等。4、流体温度的影响5、流体相变6、换热面的几何形状4.

39、4 传热计算工业生产中的换热大多数是通过间壁式换热器来实现的，在所传热量中辐射传热所占比例很小，故在传热计算中辐射传热部分忽略。一、热量衡算1、热负荷的计算换热器中冷热流体单位时间内交换的热量，称为换热器的热负荷表示为Q。一个能满足要求的换热器必须使其传热速率等于（或略大于）热负荷。热流体放出的热量Qh，冷流体吸收的热量Qc，热量损失Qf。若热量损失能忽略时：Q=Qh=Qc若热量损失不能忽略时：Qh=Qc+Qf如图中所示。其中：Qh =Q1-Q2; Qc =Q4-Q3。2、载热体换热量计算A、显热法适用于流体没有发生相变化的。B、潜热法此适用于有相变。C、焓差法此法在有无相变均可采用。二、传热

40、基本方程改写成：三、传热系数1、传热系数K值的计算在定态传热时： 总传热量 热流体对间壁的给热 间壁的热传导 间壁对冷流体的给热而：有：或： 或：上述K1；Ki；Km分别表示对应于内表面积、管的平均表面积、外表面积的传热系数。四、传热计算的两类问题1、设计性计算根据工艺要求（热负荷）计算换热器的传热面积，从而设计换热器的结构。2、验证性计算已知换热器的换热面积和换热器的结构，计算它所能达到的换热量。验证是否符合工艺要求。 5.0蒸发 5.1蒸发操作概述一、蒸发操作的概念1、概念是将含有不挥发溶质的溶液加热，使溶剂不断挥发并移去以提高溶液浓度的操作。2、蒸发操作的特点A、溶质不挥发B、伴随传热过

41、程C、溶液性质对蒸发操作的影响D、溶液费点的改变3、溶液浓度的表示质量百分比：二、蒸发设备1、自然循环蒸发器的结构和特点如右图：为典型自然循环蒸发器。结构特点：流体在加热器的列管内被加热、汽化，同时进行如图中箭头所示的自然循环（由于密度差，形成的自然流动）。由于溶液在加热器内就开始汽化，溶液夹带着大量汽泡，影响溶液和列管之间的传热，同时溶质也可能在管内结晶，形成垢层。 2、强制循环蒸发器的结构和特点如右图：为典型强制循环蒸发器的结构示意图通过外加循环泵和除沫器的方式，来提高溶液在蒸发器中的循环，同时由于外加了一个除沫器，提高了列管内的静压强，使溶液在管内不沸腾（或少沸腾），提高管壁与溶液的传热

42、效率。三、蒸发操作流程（一）、间歇性蒸发操作如图为间歇性蒸发操作流程。特点：稀溶液一次性加入，加热蒸发产生二次蒸汽，由于溶液浓度的逐步提高，蒸发操作体系的温度是逐步提高的。等一个周期完成以后，再次加料进行下一批次的蒸发操作。 （二）、连续性蒸发操作1、单级蒸发操作如图所示：单级蒸发是原料液连续不断加入蒸发器，经加热蒸发形成二次蒸汽和完成液，二次蒸汽和完成液也是连续不断的产生。主要适用于蒸发溶剂量（或蒸发量）不大的溶液。缺点：二次蒸汽所含热量没充分利用。2、多级蒸发操作为充分利用二次蒸汽所含热量，可以将上级蒸发操作产生的二次蒸汽作为下一级的加热蒸汽。如图所示： 多级蒸发操作的特点：溶液的流向和热

43、量的流向逆向。对热量能充分利用。 四、物质和能量衡算1、物质计算如图所示：对溶液而言，有：对加热蒸汽而言，有：物质的总量不变。2、热量衡算或者：当溶液浓缩热忽略不计，且： 及则有：从上述，可以看出，对蒸发操作进行热量衡算的根本目的是为计算加热蒸汽的用量。 6.0气体吸收6.1 概述一、吸收：气体吸收是用液体吸收剂吸收气体的单元操作。二、吸收基本原理 利用气体混合物中各组分在某一液体吸收剂中溶解度的不同，从而将其中溶解度最大的组分分离出来。三、吸收的特点 吸收是一种组分从气相传入夜相的单向扩散传质过程。四、传质过程 借扩散进行物质传递的过程称为传质过程。除吸收外，蒸馏.萃取.吸收.干燥等过程，也

44、都属于传质过程。五、吸收剂的选择 1 吸收剂应对被分离组分有较大的溶解度，以减少吸收剂用量，从而降低回收吸收剂的能量消耗； 2 吸收剂应有较高的选择性，即对于溶质能选择性溶解，而对其余组分则基本不吸收或吸收较少； 3 吸收剂应易于再生，以减少“解吸”的设备费用和操作费用； 4 吸收剂的蒸汽压要低，以减少吸收过程中的挥发损失； 5 吸收剂应有较低的粘度、较高的化学稳定性； 6 吸收剂应尽可能价廉易得、无毒、不易燃、腐蚀性小。 6.2吸收过程中的相平衡关系6.2.1相组成的表示方法1 质量分率2 摩尔分率3 比质量分率4 比摩尔分率5 质量浓度6 摩尔浓度7 气体混合物的组成 6.2.2 气体在液

45、体中的溶解度 1 气体的溶解度：正逆扩散速率达到相等，于是就出现了平衡。相平衡时，气体吸收质在溶液中的浓度，就是吸收质在该条件下的溶解度。气体的溶解度是在一定条件下吸收可能达到的最高限度，它与气体和溶剂的性质有关，并受温度和压力的影响。此时的溶液已被吸收质所饱和，被称为饱和溶液，溶液的浓度被称为平衡浓度或饱和浓度。相平衡时，气相和液相中吸收质的组成不再变化，此时溶液上方溶解气体的分压，成为平衡分压。 2 溶解度曲线 a在同一种溶剂中，不同气体的溶解度有很大差异； b同一溶质在相同的温度下，随着溶质气体分压的提高，在液相中的溶解度加大； c同一溶质在相同的分压下，溶解度随温度降低而增大。6.2.

46、3亨利定律 亨利定律是描述互成平衡的气、液两相间组成关系的数学表达式。它适用于溶解度曲线中低浓度的直线部分。由于相组成有多种表达方式，致使亨利定律有多种形式。 1. 式中： 液相中吸收质的浓度 ； 与液相平衡的气相吸收质的分压 或 ； H溶解度系数 或 。 2. 式中： 液相中吸收质的摩尔分率； 亨利系数 。 3. 即 式中： 与液相平衡的气相中吸收质的摩尔分率； x 与液相平衡的气相中吸收质的摩尔分率； 相平衡常数（无量纲）； 混合气体总压 。 4. 式中：Y*溶质在气相中的比摩尔分率； X溶质在液相中的比摩尔分率； 相平衡常数（无量纲）。 6.3吸收机理和吸收速率6.3.1传质的基本方式

47、吸收过程是溶剂从气相转移到液相的过程。由于溶剂从气相转移到液相是通过扩散进行的，因此传质过程也称为扩散过程。扩散有两种基本方式： （1）分子扩散：由于分子受热运动造成质量迁移的现象。在静止或滞流的流体中，某一组分由浓度高的部位向浓度低的部位的移动、是通过分子扩散进行的，（如一滴墨水滴入水中的扩散就是分子扩散）；当组分垂直于层流流动的薄层时，由于组分的移动方向垂直于流体的流动方向。因此可以断定，在这种情况下物质垂直穿过层流薄膜也只有分子扩散才可完成。 根据费克（Fick）定律即单位时间传递的物质量与传质面积和沿传质方向的浓度梯度成正比，在稳定条件下 式中 扩散速率 ； 式中 分子扩散通量 ； 传

48、质面积 ； 浓度梯度 ； 浓度差 ； 扩散系数 。 扩散距离 。 当式中 ；（2）涡流扩散 由于流体质点湍流、脉动、造成大量漩涡将物质从高浓度传递到低浓度的扩散。与给热相似。 质点移动与混合 共同点 方向从高到低 阻力小 分子扩散和涡流扩散总称对流扩散吸收同时存在分子扩散与涡流扩散即真正的层流膜内是分子扩散，膜外是涡流扩散，而涡流扩散比较复杂，不能定量计算，故把膜外（气相主体与气膜外缘与液相主体与液膜外缘）的涡流扩散阻力折合成相当分子扩散的一定厚度虚拟膜加在真正的层流膜上，形成气液相界面两侧的双膜，通过费克定律表示出来。 6.3.2吸收过程的机理 1双膜理论双膜理论的基本点：（1）当气液两相作

49、相对运动时，在两相接触面（界面）的两侧存在着作层流流动的稳定的气膜和液膜。吸收质通过双膜由气相传入液相。（2）界面上气液两相平衡。（3）吸收过程的阻力主要集中在界面两侧的气膜和液膜上，吸收速率主要决定于通过此双膜的扩散速率。因此提高气液两流体的相对运动速度，可以减少气膜和液膜的厚度，增大吸收速率。 6.3.3 吸收速率方程一、在吸收操作中，单位时间内单位相际传质面积上吸收的溶质量为吸收速率。表示吸收速率与吸收推动力之间的关系式即为吸收速率方程式。1.气膜吸收速率方程式 亦即 (1)式中： 吸收质A的分子扩散速率 ； 气膜吸收系数 ； Y、Yi吸收质A在气相主体与相界面处的比摩尔分率。 式中1/

50、kY为吸收质通过气膜的扩散阻力，这个阻力的表达形式是与气膜推动力(Y-Yi)相对应的。2.液膜吸收速率方程式 亦即 (2)式中： 吸收质A的分子扩散速率 ； 液膜吸收系数 ； Y、Yi吸收质A在相界面与液相主体处的比摩尔分率。 式中1/kX为吸收质通过液膜的扩散阻力，这个阻力的表达形式是与液膜推动力(Xi-X)相对应的。3.吸收速率总方程 界面上气液两相处于平衡状态，故在亨利定律适用的范围内 即 另外，设与浓度 （摩尔分率）溶液平衡的气相中吸收质的摩尔分率 为 则： 将 、 代入（2）式 （3） 令 则： （4） 总阻力=气膜阻力+液膜阻力 （4）式是用气相浓度差 表示的总推动力的吸收速率方程

51、，简称为气相总吸收速率方程式， 是以气相浓度差 表示总推动力时的吸收传质系数，简称为气相吸收传质总系数。单位 用同样的方法也可以推导得 令 则 （6） 式（6）是用液相总浓度差 表示推动力的吸收速率方程式，简称液相总吸收速率方程。 是以总浓度差 表示推动力时的吸收传质系数，称为液相吸收传质总系数。单位6.3.4吸收总系数1 吸收系数的确定 吸收系数往往是通过实验直接测得的，也可以用经验公式或用准数关联式的方法求算。2 吸收总系数与吸收膜系数的关系 式中：m相平衡常数，由求 出； 1/KY、1/KX与推动力（Y、X）对应的总阻力。式中：P气相总压（kPa）； C液相总浓度（kmol(溶液+吸收剂

52、)/m3）； kG以分压差（p）为推动力的气膜吸收系数（kmol吸收质/m2skPa）； KG以分压差（p）为推动力的气相吸收系数（kmol吸收质/m2skPa）； kL以浓度差（C）为推动力的液膜吸收系数（kmol吸收质/（m2skmol吸收质/m3） KL以浓度差（C）为推动力的液相吸收系数（kmol吸收质/（m2skmol吸收质/m3）6.4吸收过程的计算6.4.1物料衡算与操作线方程一、吸收塔的物料衡算 根据质量守恒原则：入方物料=出方物料 将上式整理可得：式中： 单位时间通过吸收塔的惰气量 ； 单位时间通过吸收塔的吸收剂量 ； 、 、 、 分别表示进塔、出塔气相中和出塔、进塔液相中吸

53、收质的比摩尔分率 ；二 .吸收塔的操作线方程 将（1）可整理为： （2） 全塔操作线方程 溶质吸收率或回收率 用（2）式可求得塔底吸收液浓度 。 我们可以在塔截面任意高度取一截面 与塔底端面之间作吸收质的物料衡算，如前图： 整理得： 上式称为逆流吸收塔的操作线方程。 、 、 是工艺上确定的， 与精馏操作线方程一样是斜截式方程直线的斜率。 逆流吸收塔的操作线方程 表示在吸收塔任一截面上，气 液两相中吸收质的浓度关系， 它在坐标图上为一条直线AT， 直线端点A表示塔顶的液相浓度 和气相浓度（稀端），端点B表 示塔底的液相浓度和气相浓度 （浓端）。直线上的任一点（X、Y）则表示塔中任一截面 液相气相

54、的浓度。AT线为任一塔截面的操作线，AB线为全塔操作线。 6.4.2 吸收剂用量的确定 1 液气比 由全塔操作线方程改写，得： L/V称为吸收剂单位耗用量或液气比。即处理单位惰性气体所需要的吸收剂量。而也就是操作线的斜率。 2 最小液气比 吸收剂的单位耗用量L/V，在理论上其值不能低于一定的最小值(L/V)min。(L/V)min称为最小液气比。相应的吸收剂用量成为最小的吸收剂用量。若平衡关系服从亨利定律，即 ，则最小液气比亦可按下式计算： 当操作线端点B与平衡线相交或相切时的液气比为最小液气比，此时塔底的推动力等于零，所需要的接触面积和吸收塔的尺寸为无限大。 3.操作液气比的确定 吸收操作时

55、选用的液气比必须较上述的理论最小值大。但是如果L/V过大，则吸收剂单位耗氧量太大，操作费用增加；而若L/V过小，则为达一定的吸收效果，吸收塔必须增高，设备费用就增大。根据生产实践经验，一般选择实际液气比为最小液气比的1.22倍。 6.5 填料塔的工艺设计 一、塔径的计算 式中 塔径 ； u空塔速度 ； 操作条件下混合气、体积流量 有波动时取最大值。 一般以进塔底流量为准而其它的也相应取塔底下的值。 二、填料层高度的计算 1 .填料层高度的基本计算式： 式中：Z填料层的高度(m)； VP填料层的体积(m3)； F吸收所需的传质界面(m2)； a单位体积填料的有效吸收面积(1/m)； 塔的截面积(

56、m2)，等于D2/4，其中D为塔径(m)。 在吸收操作中，填料塔不同横截面上的传质推动力是变化的。因此，对于全塔吸收速率方程而言，应该用全塔的平均推动力作为Ym（或Xm）吸收速率方程式中的推动力。这样，以比摩尔分率差为推动力的吸收速率方程式可以写成： 则 或 式中：GA单位时间内吸收的物质量（kmol/s）； F吸收所需传质面积（m2）； Ym、Xm全塔范围内以比摩尔分率表示的平均推动力。 吸收的物质量GA可由全塔物料衡算式， 即 求出。 2 用对数平均推动力法计算填料层的高度。 由填料层高度的基本计算式、吸收速率方程和全塔总物料衡算式，可得填料吸收塔所需填料层高度的具体计算式如下： 或 当吸

57、收操作达到稳定时，式中a、V、L均为定值，若吸收总系数KY或KX也可取为定值或取全塔平均值，则填料层高度的计算便取决于吸收过程平均推动力Ym或Xm的计算。对于气相：当 同理,对于液相：当 3理论板层数的计算 理论板：离开该板的气液两相互相成平衡，而且塔板上的液相组成是均匀的。 梯级图解法求理论板层数示意图表示一个逆流操作的板式吸收塔实际工作状况，为简化推导，假定每层塔板都为理论板。 一、梯级图解法求理论板层数 以X为横坐标，Y为纵坐标，在 相图上画出平衡线OE，操作线BT。由T点开始画梯级直到B为止，梯级数即为理论板层数。上下两层板气液关系在操作线上，同一层理论板气液关系在平衡线上；即实际板上

58、XY操作关系都在操作线上，理论板上XY平衡关系都在平衡线上， 适用范围：气液相任意浓度（高浓度、低浓度）、任意表示方法（摩尔分率、比摩尔分率）的气体吸收或脱吸过程。 二、解析法求理论板层数 （略）6.6 脱吸及其它条件下的吸收一 .脱吸：使溶解于液相中的气体释放出来的操作称为脱吸（解吸）。二.脱吸的方法：使溶液与惰性气体或蒸汽逆流接触。三. 其它条件下的吸收 高浓度气体吸收/低浓度吸收 非等温吸收 多组分吸收 化学吸收 7.0液体的蒸馏7.1 概述一、蒸馏操作的应用蒸发操作主要应用于分离（或浓缩）溶质不挥发的溶液，而对于溶质和溶剂均挥发的溶液要用蒸馏操作来完成。我们通常将容易挥发的组分称为轻组

59、分；不太容易挥发的组分称为重组分。二、蒸馏操作的分类按照操作是否连续可以分为：1、间歇性蒸馏2、连续性蒸馏按照操作压强可以分为：1、常压蒸馏2、减压蒸馏3、加压蒸馏 按照蒸馏操作的级数可分为1、单级蒸馏2、多级蒸馏3、精馏（含一般精馏和特殊精馏） 7.2双组分溶液的气液相平衡一、拉乌尔定律蒸馏操作的物系各组分之间均存在挥发性的差异，对理想物系而言，将混合物（A、B双组分混合物系）放置到一个密闭容器中去（如图），经足够的时间，气相组成和液相组成达到平衡，气相总压强为P，有： ( 道尔顿分压定律）而式中PA、PB与该温度下的饱和蒸汽压的关系是： 和 而： 蒸汽若为理想气体，则气相组成： 二、挥发度

60、和相对挥发度1、挥发度对与纯物质而言，挥发度是它的饱和蒸汽压，但当它与其它物质相称均相溶液后，挥发度i=Pi/xi对于双组分混合物系： 2、相对挥发度即两组分挥发度的相对值。因为对于双组分混合物系达到气液相平衡时：引入相对挥发度后，有：由于：则有： 上式为气液相平衡方程。三、气液相平衡相图1、相图（t-x-y）的绘制将组成为x的混合溶液逐步提高温度，当溶液中出现第一个气泡时，记下温度t1（泡点温度），继续加热，直到溶液只剩最后一滴液体时记下温度t2（露点温度）。将不同组成的溶液分别测定泡点温度和露点温度，并绘制图形，得到如图所示的相图。图中两条曲线分别是露点线和泡点线。当x=0时，实际是纯净的