化工原理考研复习资料

化工原理考研复习资料化工原理笔记第一章流体流动与输送设备第一节流体静力学流体静力学主要研究流体处于静止时各种物理量的变化规律。1-1-1密度单位体积流体的质量，称为流体的密度。p=f(p,T)液体密度 •般液体可视为不可压缩性流体，其密度基本上不随压力变化，但随温度变化，变化关系可从手册中查得。液体混合物的密度由下式计算：a}a2 an“=—++•・・+—PmP\Pl Pn式中，勺为液体混合物中/组分的质量分数；气体密度气体为可压缩性流体，当压力不太高、温度不太低时，可按理想气体状态方程计算pM一般在手册中查得的气体密度都是在一-定压力与温度下的数值，若条件不同，则此值需进行换算。气体混合物的密度由下式计算：Pm=P&+。矽2+…+。,血式中，。，为气体混合物中/组分的体积分数。PMmRT其中 "m=M%+河2%+…式中，尤为气体混合物中各组分的摩尔分率。对于理想气体，其摩尔分率y与体积分数0相同。1-1-2压力流体垂直作用于单位面积上的力，称为流体的静压强，又称为压力。在静止流体中，作用于任意点不同方向上的压力在数值上均相同。压力的单位按压力的定义，其单位为N/m,或Pa；以流体柱高度表示，如用米水柱或毫米汞柱等。标准大气压的换算关系：latm=1.013X10sPa=760mmHg=10.33mH,0压力的表示方法表压=绝对压力一大气压力真空度=大气压力一绝对压力1-1-3流体静力学基本方程静力学基本方程：压力形式 p2=p,+pg{zx-z2)能量形式 "+Z1g=^+Z2gPP适用条件：在重力场中静止、连续的同种不可压缩流体。(1)在重力场中，静止流体内部任一点的静压力与该点所在的垂直位置及流体的密度有关，而与该点所在的水平位置及容器的形状无关。(2)在静止的、连续的同种液体内，处于同一水平面上各点的压力处处相等。液面上方压力变化时，液体内部各点的压力也将发生相应的变化。(3)物理意义：静力学基本方程反映了静止流体内部能量守恒与转换的关系，在同一静止流体中，处在不同位置的位能和静压能各不相同二者可以相互转换，但两项能量总和恒为常量。应用：.压力及压差的测量U形压差计Pi-Pi=(A-P)gR若被测流体是气体，可简化为P\~PiKRgpoU形压差计也可测量流体的压力，测量时将U形管一端与被测点连接，另一端与大气相通，此时测得的是流体的表压或真空度。(2)倒U形压差计Pi-Pi=Rg"-Po)xRgp(3)双液体U管压差计P\-P2=rS{Pa-Pc).液位测量.液封高度的计算第二节流体动力学1-2-1流体的流量与流速一、流量体积流量(单位时间内流经管道任意截面的流体体积，n?/s或m7h。质量流量网单位时间内流经管道任意截面的流体质量，kg/s或kg/h。二、流速平均流速”单位时间内流体在流动方向上所流经的距离，m/so质量流速G单位时间内流经管道单位截面积的流体质量，kg/(m2-s)o相互关系：质量流量nkkg/stA=VsP)ms=GA="/G图 尸积流量人>%=M=n/"/4m'/s质量流速Gkg/(mL•s)t(平均)流速um/s」G=uP1-2-2定态流动与非定态流动流体流动系统中，若各截面上的温度、压力、流速等物理量仅随位置变化，而不随时间变化，这种流动称之为定态流动；若流体在各截面上的有关物理量既随位置变化，也随时间变化，则称为非定态流动。1-2-3定态流动系统的质量守恒——连续性方程msl=ms2=■■■=常数uxpxAx=u2p2A2=••・=常数八_，曲Jl&fr/K7TTH成色体)唳।%=常数uiAi=u2A2=~=常数V圆管“id；=u2dl="•=常数1-2-4定态流 动系统的机械能守恒——柏努利方程一、实际流体的柏努利方程以单位质量流体为基准：Zlg+:"J+—+=Z2g+\u2+—+2p 2pJ/kg以单位重量流体为基准:z.H——w.2+且-+H=z2H——1/224-0?+Ehf J/N=m2gpg 2gpg适用条件：(1)两截面间流体连续稳定流动；(2)适于不可压缩流体，如液体；对于气体，当Pf〈20%，可用两截面的平均密度。.计算。Pi二、理想流体的柏努利方程理想流体是指没有黏性(即流动中没有摩擦阻力)的不可压缩流体。12P1 12P2Z\S+-U\+一=22^+~M2+一2P 2p12Pl 12P2Z|+ 〃]+ =Z?+ 1^2+—-2g pg -2gpg表明理想流体在流动过程中任意截面上总机械能、总压头为常数,三、柏努利方程的讨论(1)当系统中的流体处于静止时，柏努利方程变为zs+El=z女+区

pP上式即为流体静力学基本方程式。(2)在柏努利方程式中，zg、工/、K分别表示单位质量流体在某截面上所具2P有的位能、动能和静压能；而以2环是指单位质量流体在两截面间获得或消耗的能量。输送机械的有效功率： Pc=m^Ve输送机械的轴功率： p=%四、柏努利方程的应用应用柏努利方程时需注意的问题：截面的选取所选取的截面应与流体的流动方向相垂直，并且两截面间流体应是定态连续流动。截面宜选在已知量多、计算方便处。栈面的物理量均取该截面上的平均值。基准水平面的选取基准水平面可以任意选取，但必须与地面平行。为计算方便，宜于选取两截面中位置较低的截面为基准水平面。若截面不是水平面，而是垂直于地面，则基准面应选管中心线的水平面。(3)计算中要注意各物理量的单位保持-致，对于压力还应注意表示方法一致。第三节管内流体流动现象1-3-1流体的黏度一、牛顿黏性定律牛顿黏性定律表明流体在流动中流体层间的内摩擦力或剪应力与法向速度梯度之间的关系，其表达式为TOC\o"1-5"\h\z♦ t d»F=uA—— 或 〃——dy dy牛顿黏性定律适用于层流。黏度是度量流体黏性大小的物理量，一般由实验测定。物理意义：促使流体在与流动相垂直方向上产生单位速度梯度时的剪应力。单位：Pa,s,cPlcP=10Pa,s影响因素：温度与压力液体：T\,u\；不考虑O的影响。气体：T\,Pf；一般在工程计算中也不考虑夕的影响。剪应力与速度梯度的关系符合牛顿黏性定律的流体，称为牛顿型流体；不符合牛顿黏性定律的流体称为非牛顿型流体。运动黏度为黏度〃与密度0的比值，单位为m2/s,也是流体的物理性质。1-3-2流体的流动型态一、流体流动类型层流(或滞流)流体质点仅沿着与管轴平行的方向作直线运动，流体分为若干层平行向前流动，质点之间互不混合；湍流(或紊流)流体质点除了沿管轴方向向前流动外，还有径向脉动，各质点的速度在大小和方向上都随时发生变化，质点互相碰撞和混合。二、流型判据——雷诺准数&=也 (1-28)而为无因次准数，是流体流动类型的判据。当段《2000时，流动为层流，此区称为层流区；当斤e24000时，一般出现湍流，此区称为湍流区；当2000<Re<4000时，流动可能是层流，也可能是湍流，该区称为不稳定的过渡区。根据和准数的大小将流动分为三个区域：层流区、过渡区、湍流区，但流动类型只有两种：层流与湍流。雷诺准数物理意义：表示流体流动中惯性力与黏性力的对比关系，反映流体流动的湍动程度。1-3-3流体在圆管内的速度分布一、层流时的速度分布由实验和理论已证明，层流时的速度分布为抛物线形状，管中心处速度为最大，管壁处速度为零。管截面上的平均速度与中心最大流速之间的关系为1M=2Mmax二、湍流时的速度分布湍流时速度分布由实验测定，管中心区速度最大，管壁处速度为零。管截面上的平均速度与中心区最大流速之间的关系为三、层流内层的概念当流体在管内处于湍流流动时，由于流体具有黏性和壁面的约束作用，紧靠壁面处仍有一薄层流体作层流流动，该薄层称为层流内层（或层流底层），层流内层为传递过程的主要阻力。其厚度与流体的湍动程度有关，流体的湍动程度越高，层流内层越薄。层流内层只能减薄，但不能消失。第四节流体流动阻力1-4-1流体在直管中的流动阻力一、直管阻力的通式范宁公式的几种形式：能量损失 -（d2rr-sixh 1 aIU~压头损失 4=—―ga2g压力损失 也勺a2二、层流时的摩擦系数层流时摩擦系数才是雷诺数和的函数人丝Re流体在直管内层流流动时能量损失的计算式为坐或 "『二土牛 ——哈根-泊谡叶方程表明层流时阻力与速度的一次方成正比。三、湍流时的摩擦系数因次分析法主要步骤（1）通过初步的实验和较系统的分析，找出影响过程的主要因素；（2）通过无因次化处理，将影响因素组合成几个无因次数群，减少变量数和实验工作量；

(3)建立过程的无因次数群关联式(通常采用基函数形式)，通过实验确定出关联式中各待定系数。因次分析法的基础：因次一致性，即每一个物理方程式的两边不仅数值相等，而且每一项都应具有相同的因次。因次分析法的基本定理：设影响某一物理现象的独立变量数为n个，这些变量的基本因次数为/个，则该物理现象可用N=(n—m)个独立的无因次数群表示。湍流时摩擦系数才是ke和相对粗糙度三的函数：a义=叭Re,a4-Re~—图：d(1)层流区AX20004:641Re,与土无关d%,hf8"(2)过渡区2000<Re<4000A=f(Re,-)d(3)湍流区Re>4000A=f(Re,-)d明，"84'2(4)完全湍流区2Re>Rec4=/(-)与斤e无关d%,A,8(阻力平方区) (虚线以上)四、非圆形管内的流动阻力此时仍可用圆管内流动阻力的计算式，但需用非圆形管道的当量直径代替圆管直径。当量直径4x当量直径4x流通截呼=4i润湿周边 n1-4~2局部阻力一、阻力系数法将局部阻力表示为动能的某一倍数,式中，4称为局部阻力系数，一般由实验测定。注意，计算突然扩大与突然缩小局部阻力时，”为小管中的大速度。进口阻力系数金口=0.5,出口阻力系数？出口=。二、当量长度法将流体流过管件或阀门的局部阻力，折合成直径相同、长度为。的直管所产生的阻力即 w：=^— 或 h；=九L巴d2 d2t式中4称为管件或阀门的当量长度，也是由实验测定。1-4-3流体在管路中的总阻力当管路直径相同时，总阻力：£%=匕+匕=(日+司合或 Z%=匕+匕'=Al+^le—d2注意：计算局部阻力时，可用局部阻力系数法，亦可用当量长度法，但不能用两种方法重复计算。第五节管路计算1-5-1简单管路在定态流动时，其基本特点为：(1)流体通过各管段的质量流量不变，对于不可压缩流体，则体积流量也不变，即匕i=嗑=嚷(2)整个管路的总能量损失等于各段能量损失之和，即£%=昨+%+%计算可分为两类：设计型和操作型。计算中注意试差法的应用。1-5-2复杂管路一、并联管路特点：(1)主管中的流量为并联的各支管流量之和，对于不可压缩性流体，则有匕=%+匕2+人3(2)并联管路中各支管的能量损失均相等，即注意：计算并联管路阻力时，可任选一根支管计算，而绝不能将各支管阻力加和在一起作为并联管路的阻力。二、分支管路与汇合管路特点：(1)总管流量等于各支管流量之和，对于不可压缩性流体，有

（2）虽然各支管的流量不等，但在分支处。点的总机械能为一定值，表明流体在各支管流动终了时的总机械能与能量损失之和必相等。—+zb^+Tmb+Z/b=~+zcS+~uc+2%fOCp 2 p 2第六节流速与流量的测量1-6-1测速管测速管测得的是流体在管截面某点处的速度，点速度与压力差的关系为:用U形压差计测量压差时〃=产（「注意测速管安装时的若干问题。1-6-2孔板流量计孔板流量计是利用流体流经孔板前后产生的压力差来实现流量测量。孔速 "。二g产器亘体积流量质量流量%体积流量质量流量%=CH$2Rgpg-p)A式中G为流量系数或孔流系数，C°=/（Re,」），常用值为G=0.6〜0.7。4孔板流量计的特点：恒截面、变压差，为差压式流量计。1-6-3文丘里（Venturi）流量计文丘里流量计也属差压式流量计，其流量方程也与孔板流量计相似，即式中G为文丘里流量计的流量系数（约为0.98〜0.99）。文丘里流量计的能量损失远小于孔板流量计。1-6-4转子流量计转子流量计是通过转子悬浮位置处环隙面积不同来反映流量的大小。"o="o=CR体积流量 …麦亟式中G为流量系数，4为转子上端面处环隙面积。转子流量计的特点：恒压差、恒环隙流速而变流通面积，属截面式流量计。转子流量计的刻度，是用20c的水（密度为1000kg/m3）或20℃和10L3kPa下的空气（密度为L2kg/m3）进行标定。当被测流体与上述条件不符时，应进行刻度换算。在同一刻度下，两种流体的流量为式中下标1表示标定流体的参数，下标2表示实际被测流体的参数。注意：转子流量计必须垂直安装；为便于检修，转子流量计应安装支路。第七节流体输送设备1~7~1离心泵一、离心泵的工作原理与构造.工作原理离心泵启动前，应先将泵壳和吸入管路充满被输送液体。启动后，泵轴带动叶轮高速旋转，在离心力的作用下，液体从叶轮中心甩向外缘。流体在此过程中获得能量，使静压能和动能均有所提高。液体离开叶轮进入泵壳后，由于泵壳中流道逐渐加宽，液体流速逐渐降低，又将一部分动能转变为静压能，使泵出口处液体的静压能进一步提高，最后以高压沿切线方向排出。液体从叶轮中心流向外缘时，在叶轮中心形成低压，在贮槽液面和泵吸入口之间压力差的作用下，将液体吸入叶轮。可见，只要叶轮不停地转动，液体便会连续不断地吸入和排出，达到输送的目的。气缚现象：离心泵启动前泵壳和吸入管路中没有充满液体，则泵壳内存有空气，而空气的密度又远小于液体的密度，故产生的离心力很小，因而叶轮中心处所形成的低压不足以将贮槽内液体吸入泵内，此时虽启动离心泵，也不能输送液体，此种现象称为气缚现象，表明离心泵无自吸能力。因此，离心泵在启动前必须灌泵。.离心泵的主要部件叶轮其作用为将原动机的能量直接传给液体，以提高液体的静压能与动能（主要为静压能）。泵壳具有汇集液体和能量转化双重功能。轴封装置其作用是防止泵壳内高压液体沿轴漏出或外界空气吸入泵的低压区。常用的轴封装置有填料密封和机械密封两种。二、离心泵的性能参数与特性曲线.性能参数流量Q离心泵单位时间内输送到管路系统的液体体积，m7s或mVh„压头（扬程）H单位重量的液体经离心泵后所获得的有效能量，J/N或m液柱。效率〃反映泵内能量损失，主要有容积损失、水力损失、机械损失。

轴功率p离心泵的轴功率是指由电机输入离心泵泵轴的功率，W或kWo离心泵的有效功率a是指液体实际上从离心泵所获得的功率。77=4x100%P泵的有效功率：gQHpg 或 P,=喘泵的轴功率为-T或尸嗡.特性曲线离心泵特性曲线是在一定转速下，用20c水测定，由从aaa 。三条曲线组成。（1）从。曲线：离心泵的压头在较大流量范围内随流量的增大而减小。不同型号的离心泵，止。曲线的形状有所不同。P\；（2）片0曲线：离心泵的轴功率随流量的增大而增大，当流量0=0时，泵轴消耗的功率最小。因此离心泵启动时应关闭出口阀门，使启动功率最小，以保护电机。P\；（3）rQ曲线：开始泵的效率随流量的增大而增大，达到一最大值后，又随流量的增加而下降。这说明离心泵在一定转速下有一最高效率点，该点称为离心泵的设计点。一般离心泵出厂时铭牌上标注的性能参数均为最高效率点下之值。高效率区通常为最高效率的92%左右的区域。.影响离心泵性能的主要因素密度：Ptf0不变，〃不变，〃基本不变,黏度：〃t 〃I,Pt：转速：比例定律@=2也=（区）2；£_=（均3Q1“2〃2 〃2 尸2 «2叶轮直径：切割定律旦=2；且=（幺）2;4=（2）3Q2d2h2d：p2三、离心泵的工作点与流量调节1.管路特性曲线管路特性曲线表示在特定的管路系统中，输液量与所需压头的关系，反映了被输送液体对输送机械的能量要求。管路特性方程 HC=A+BQ2甘rh j*bpn.8/+S/e其中 A=Az+—,B=2- 产Pg ngd管路特性曲线仅与管路的布局及操作条件有关，而与泵的性能无关。曲线的截距4与两贮槽间液位差〜及操作压力差”有关，曲线的陡度8与管路的阻力状况有关。高阻力管路系统的特性曲线较陡峭，低阻力管路系统的特性曲线较平坦。2.工作点泵安装W定的管路中，其特性曲线从0与管路特性曲线以-0的交点称为离心泵的工作点。若该点所对应的效率在离心泵的高效率区，则该工作点是适宜的。工作点所对应的流量与压头，可利用图解法求取，也可由管产特性方程： &=/（。）泵腐性方程： 〃=火。）联立求解。.流量调节（1）改变管路特性曲线最简单的调节方法是在离心泵排出管线上安装调节阀。改变阀门的开度，就是改变管路的阻力状况，从而使管路特性曲线发生变化。这种改变出口阀门开度调节流量的方法，操作简便、灵活，流量可以连续变化，故应用较广，尤其适用于调节幅度不大，而经常需要改变流量的场合。但当阀门关小时，不仅增加了管路的阻力，使增大的压头用于消耗阀门的附加阻力上，且使泵在低效率下工作，经济上不合理。（2）改变泵特性曲线通过改变泵的转速或直径改变泵的性能。由于切削叶轮为一次性调节，因而通常采用改变泵的转速来实现流量调节。这种调节方法，不额外增加阻力，且在一定范围内可保持泵在高效率下工作，能量利用率高。.离心泵的组合操作（1）并联操作两泵并联后，流量与压头均有所提高，但由于受管路特性曲线制约，管路阻力增大，两台泵并联的总输送量小于原单泵输送量的两倍。（2）串联操作两泵串联后，压头与流量也会提高，但两台泵串联的总压头仍小于原单泵压头的两倍。（3）组合方式的选择如果单台泵所提供的最大压头小于管路两端（Az+包），则只能采用串联操作。Pg

对于低阻输送管路，并联组合优于串联；而对于高阻输送管路，串联组合优于并联。四、离心泵的汽蚀现象与安装高度.汽蚀现象汽蚀现象是指当泵入口处压力等于或小于同温度下液体的饱和蒸气压时，液体发生汽化，气泡在高压作用下，迅速凝聚或破裂产生压力极大、频率极高的冲击，泵体强烈振动并发出噪声，液体流量、压头（出口压力）及效率明显下降。这种现象称为离心泵的汽蚀。.汽蚀余量实际汽蚀余量 NPSH=®』-®Pg2gPg允许汽蚀余量允许汽蚀余量（NFS，）允一般由泵制造厂通过汽蚀实验测定。泵正常操作时，实际汽蚀余量桥S，必须大于允许汽蚀余量（NPS/7）允，标准中规定应大于0.5m以上。.离心泵的允许安装高度离心泵的允许安装高度是指贮槽液面与泵的吸入口之间所允许的垂直距离。J%Pg2g4允=仁包一（稗S”）允-£〃皿Pg根据离心泵样本中提供的允许汽蚀余量（NFS"）允，即可确定离心泵的允许安装高度。实际安装时，为安全计，应再降低0.5〜1m。判断安装是否合适：若低于/允，则说明安装合适，不会发生汽蚀现象，否则，需调整安装高度。欲提高泵的允许安装高度，必须设法减小吸入管路的阻力。泵在安装时，应选用较大的吸入管路，管路尽可能地短，减少吸入管路的弯头、阀门等管件，而将调节阀安装在排出管线上。五、离心泵的类型与选用.离心泵的类型按输送液体性质和使用条件，离心泵可分为以下几种类型：（1）清水泵：适用于输送各种工业用水以及物理、化学性质类似于水的其它液体。（2）耐腐蚀泵：用于输送酸、碱、浓氨水等腐蚀性液体。(3)油泵：用于输送石油产品。(4)液下泵：通常安装在液体贮槽内，可用于输送化工过程中各种腐蚀性液体。(5)屏蔽泵：用于输送易燃易爆或剧毒的液体。.离心泵的选用基本步骤：(1)确定输送系统的流量和压头一般液体的输送量由生产任务决定。如果流量在一定范围内变化，应根据最大流量选泵，并根据情况，计算最大流量下的管路所需的压头。(2)选择离心泵的类型与型号根据被输送液体的性质及操作条件，确定泵的类型；再按已确定的流量和压头从泵样本中选出合适的型号。若没有完全合适的型号，则应选择压头和流量都稍大的型号；若同时有几个型号的泵均能满足要求，则应选择其中效率最高的泵。(3)核算泵的轴功率若输送液体的密度大于水的密度，则要核算泵的轴功率，以选择合适的电机。1-7-2其它类型化工用泵一、往复式泵.往复泵往复泵的构造及工作原理主要部件：泵缸、活塞、活塞杆、吸入阀和排出阀。工作原理：依靠活塞的往复运动，吸入并排出液体。(2)往复泵的流量与压头单动泵流量 ©="n当活塞直径、冲程及往复次数定时，往复泵的理论流量为••定值。往复泵的压头与泵的几何尺寸无关，与流量也无关。往复泵具有正位移特性，即流量仅与泵特性有关，而提供的压头只取决于管路状况。(3)往复泵的流量调节多采用旁路调节或改变活塞冲程或往复次数。往复泵适用于输送小流量、高压头、高黏度的液体，但不适于输送腐蚀性液体及有固体颗粒的悬浮液。.计量泵计量泵也为往复式泵，适用于要求输送量十分准确的液体或几种液体按比例输送的场合。.隔膜泵为输送腐蚀性液体或悬浮液的往复式泵。二、旋转泵旋转泵包括齿轮泵和螺杆泵，其工作原理是依靠泵内个或多个转子的旋转来吸液和排出液体。旋转泵与往复泵一样，也具有正位移特性，因此也采用旁路调节或改变旋转泵的转速，以达调节流量的目的。1-7-3气体输送设备一、离心式通风机.工作原理与结构离心式通风机的结构和单级离心泵相似，工作原理也与离心泵完全相同，藉蜗壳中叶轮旋转所产生的离心力将气体压力提高而排出。.性能参数与特性曲线流量（风量）Q是指单位时间内通风机输送的气体体积，以通风机进口处气体的状态计，m%或m7ho风压Pt是指单位体积的气体流经通风机后获得的能量，J/m，或Pa。Pt=他一回）+会；静风压 Ps=（P2-Pt）动风压 pk=全风压 Pt=Ps+Pk轴功率与效率p=PtQIOOO7特性曲线一定型号的离心式通风机的特性曲线以20℃,101.3kPa的空气作为工作介质进行测定，包括全风压与流量PT0静风压与流量区-0轴功率与流量任0和效率与流量TJ-。四条线。.离心式通风机的选用离心式通风机的选用与离心泵相仿，即根据输送气体的风量与风压，由通风机的产品样本来选择合适的型号。但应注意，通风机的风压与密度成正比，当使用条件与通风机标定条件（20℃、10L3kPa,空气的密度夕0=L2kg/m3）不符时，需将使用条件下的风压换算为标定条件下的风压，才能选择风机。换算关系为Pto=Pt-=Pj—PP二、往复式压缩机1. 往复压缩机的工作过程压缩机的一个工作过程是由膨胀、吸气、压缩和排出四个阶段组成的。余隙系数£:余隙体积匕与一个行程活塞扫过的体积（分一匕）之比容积系数九：在一个压缩循环中，气体吸入的体积（匕一K）与活塞扫过的体积（匕

一匕）之比4)=对于多变压缩过程，二者关系4)=1—£-14)=1—£-1p”容积系数九与压缩机的余隙系数£及压缩比（p」P\）有关。•余隙系数-定时，压缩比越大，容积系数越小；•压缩比一定时，余隙系数越大，容积系数越小。2.多级压缩压缩比大于8时，宜采用多级压缩多级压缩，每级适宜压缩比为3〜5。三、真空泵真空泵用于从设备内或系统中抽出气体，使其处于低于大气压下的状态。第二章非均相物系分离第一节概述混合物可以分为均相混合物和非均相混合物。非均相混合物的特点是在物系内部存在两种以上的相态，如悬浮液、乳浊液、含尘气体等。其中固体颗粒、微滴称为分散相或分散物质；而气体、液体称为连续相或分散介质。非均相物系分离的依据是连续相与分散相具有不同的物理性质，因此可以用机械的方法将两相分离。操作方式分为两种：(1)沉降分离颗粒相对于流体(静止或运动)运动的过程称沉降分离。分为重力沉降、离心沉降。(2)过滤流体相对于固体颗粒床层运动而实现固液分离的过程称过滤。分为重力过滤、离心过滤、加压过滤和真空过滤，也可分为恒压过滤、先恒速后恒压过滤。2-1-1脑均相分离在工业中的应用一、回收分散相二、净化连续相三、环境保护和安全生产2-1-2颗粒与颗粒群的特性颗粒的特性1、球形颗粒体积 上6表面积 S=JIJ比表面积 S/W61d2、非球形颗粒工业上遇到的固体颗粒大多是非球形颗粒体积当量直径d.表面积当量直径表面积当量直径4球形度(形状系数)0S=—Sp颗粒群的特性由大小不同的颗粒组成的集合体称为颗粒群。1、颗粒群粒径分布颗粒群的粒度组成情况即粒径分布。可用筛分分析法测定各种尺寸颗粒所占的分率。2、颗粒的平均粒径d._G,d.Xi=—Xj G台力3、颗粒的密度颗粒的真小::当不包括颗粒之间的空隙时，单位颗粒群体积内颗粒的质量,kg/m3o堆积密度（表观密度）：当包括颗粒之间的空隙时，单位颗粒群体积内颗粒的质量,kg/m\4、颗粒的粘附性和散粒性第二节 颗粒沉降2-2-1颗粒在流体中的沉降过程颗粒与流体在力场中作相对运动时，受到三个力的作用：质量力E浮力几、曳力Fao对于一定的颗粒和流体，重力人、浮力月一定，但曳力兄却随着颗粒运动速度而变化。当颗粒运动速度U等于某一数值后达到匀速运动，这时颗粒所受的诸力之和为零2产=~+居+K=02-2-2重力沉降及设备球形颗粒的自由沉降颗粒在重力沉降过程中不受周围颗粒和器壁的影响，称为自由沉降。固体颗粒在重力沉降过程中，因颗粒之间的相互影响而使颗粒不能正常沉降的过程称为干扰沉降。球形颗粒在静止流体中沉降时，颗粒受到的作用力有重力、浮力和阻力。当合力为零时，颗粒相对于流体的运动速度尸4称为沉降速度，又称为“终端速度”。„_14gd（A.P）,\ 3力其中♦是颗粒沉降时的阻力系数。并且，是颗粒对流体作相对运动时的雷诺数Re.的函数q=f（Re）=式皿）A，与Re的关系可由实验测定，如图2-2所示。图中将球形颗粒（。广1）的曲线分为三个区域，即（1）滞流区（10\ReW2）<=—Re1

(2)过渡区(2)过渡区(2<Re、<103)18.5Re：°(3)湍流区(10：＜屈＜2X10') ：=0.44对应各区的沉降速度4的计算式为：⑵过渡区 a=0.27 (2一0g超°6(3)湍流区a=1.74.37g在计算沉降速度4时，可使用试差法，即先假设颗粒沉降所属那个区域，选择相对应的计算公式进行计算，然后再将计算结果进行检，校核。影响重力沉降速度的因素(1)颗粒形状同••性质的固体颗粒，非球形颗粒的沉降阻力比球形颗粒的大的多，因此其沉降速度较球形颗粒的要小一些。(2)干扰沉降当颗粒的体积浓度〉0.2%时，干扰沉降不容忽视。(3)器壁效应当容器较小时，容器的壁面和底面均能增加颗粒沉降时的曳力，使颗粒的实际沉降速度较自由沉降速度低。重力沉降设备1、降尘室籍重力沉降从气流中除去尘粒的设备称为降尘室。气体的停留时间为 9=LU颗粒沉降所需沉降时间为 —"t沉降分离满足的基本条件为 8》九 或‘2世uux降尘室的生产能力为 Vs=blut多层降尘室的生产能力为2、沉降槽

籍重力沉降从悬浮液中分离出固体颗粒的设备称为沉降槽。如用于低浓度悬浮液分离时亦称为澄清器；用于中等浓度悬浮液的浓缩时，常称为浓缩器或增稠器。沉降槽适于处理颗粒不太小、浓度不太高，但处理量较大的悬浮液的分离。这种设备具有结构简单，可连续操作且增稠物浓度较均匀的优点，缺点是设备庞大，占地面积大、分离效率较低。2-2-3离心沉降及设备离心沉降速度与颗粒在重力场中相似，颗粒在离心力场中也受到三个力的作用，即惯性离心力、向心力和阻力。当三力平衡时，颗粒在径向上相对于流体的速度极为颗粒在此位置上的离心沉降速度uT3SR如颗粒沉降过程属于层流重力沉降速度计算式及所对应的流动区域仍可用于离心沉降，仅需将重力加速度g改为离心加速度M/a即可。如颗粒沉降过程属于层流18〃R应注意离心沉降速度“随旋转半径〃的变化而变化。离心分离因数人是离心分离设备的重要性能指标Kc="=""tRg人值愈高，离心沉降效果愈好。离心沉降设备1、旋风分离器构造及工作原理主体的上部为圆柱形筒体，下部为圆锥形。含尘气体切向进入旋风分离器，旋转过程中，颗粒在离心力的作用下被抛向器壁,与器壁撞击失去能量而落入锥底后，由排灰口排出。净化后的气体由顶部排气管排出。性能指标(1)临界粒径d旋风分离器能够分离出的最小颗粒直径称为临界粒径。标准旋风分离器，可取游5。(2)分离效率n总效率粒级效率„Cli~C2i粒级效率7,二 C”(3)压降Aq气体流经旋风分离器的压降是由气体流经器内时的膨胀、压缩、旋转、转向及对器壁的摩擦而消耗的能量。pu2

劭=7等对标准旋风分离器，：=8.0o2、旋液分离器旋液分离器是分离悬浮液的离心沉降设备，其构造及工作原理与旋风分离器类似。与后者不同的是直径小而圆锥部分长，这样的构造既可以增大离心力，又可以延长停留时间。由于液体的进口速度大，所以流动阻力也大，对器壁的磨损较严重。第三节过滤2-3-1概述过滤方式深层过滤与饼层过滤过滤介质作用是使滤液通过，截留固体颗粒并支撑滤饼。要求其具有多孔性、耐腐蚀性及足够的机械强度。工业常用的过滤介质有织物介质、多孔性固体介质及堆积的粒状介质等。滤饼与助滤剂滤饼可分为可压缩滤饼和不可压缩滤饼两种。对于不可压缩滤饼，为了减少过滤阻力可加入一些助滤剂。助滤剂是能形成多孔饼层的刚性颗粒，具有良好的物理、化学性质。使用的方法多用预涂法和掺滤法。2-3-2过滤基本方程式过滤速率是指单位时间内通过的滤液体积。过滤基本方程式表示过滤过程中某一瞬间的过滤速率与各有关因素的关系。dKA2^p~rpv(V+Ve)恒压过滤基本方程式恒压过滤的特点是过滤操作的总压差恒定，随着过滤时间的延长，滤饼厚度增大,过滤阻力增加，过滤速率降低。V2+2VcV=KA2t

q~+2q°q=Kt过滤常数a4测定过滤常数•般在恒压条件下测定。在已知过滤面积的过滤设备上，用待测悬浮液在恒压条件下实验测定。t12qeqK K3600%2-3-3过滤设备一、板框压滤机生产能力为二、转鼓真空过滤机3600%c60WKT0/2v生产能力为0=6呵二-+匕-匕生产能力为三、过滤离心机第四节过程强化与展望2-4-1沉降过程的强化选择合适的分离设备是达到较高分离效率的关键。对气-固混合物系 根据颗粒的粒径分布选择合适的分离设备。对液-固混合物系 考虑颗粒粒径分布及其含固量大小。若颗粒粒径很小，则需加入混凝剂或絮凝剂加速沉降。2-4-2过滤过程的强化利用助滤剂改变滤饼结构；利用混凝剂、絮凝剂改变悬浮液中颗粒聚集状态；利用动态过滤等新型过滤方法。动态过滤的典型设备为旋叶压滤机。第三章传热

第一节概述

1-1传热的基本方式热传递三种基本方式：传导、对流和辐射。传导是物体中温度较高部分分子，通过碰撞或振动将热能以动能形式传给相邻温度较低部分的分子，这种物体内分子不发生宏观位移的传热方式。对流是流体之间的宏观相对位移所产生的对流运动，将热量由空间中一处传到他处的现象。辐射是一种以电磁波传递热量的方式。工业的换热方法：间壁式换热、混合式换热和蓄热式换热。1-2稳定传热与不稳定传热稳定传热若传热系统中各点的温度仅随位置变而不随时间变，则此传热过程为稳定传热。不稳定传热若传热系统中各点的温度既随位置变乂随时间而变，则此传热过程为不稳定传热。第二节热传导2-1热传导的基本概念和付立叶定律付立叶定律：AQ=-AAS—式中负号表示热流体方向与温度梯度方向相反，即热量从高温传向低温。2-2导热系数付立叶定律中的比例系数义=^^，其值等于温度梯度下的热通量。因此,…ot儿值表示了物质导热能力的大小，是表征物质导热性能的参数，称为导热系数。2-3平壁的热传导.仅限于讨论以下条件的热传导⑴稳定导热；⑵平壁面积与平壁厚度相比很大，热量只沿垂直壁面的X方向作一维传导；⑶单层或多层平壁中每层都为均质材料，各层导热系数均为不随温度而变化的常数。.通过单层平壁的导热速率方程式为：AS导热通量表达式为：QZZ

.通过多层平壁的导热速度方程，根据串联过程的概念，利用速率与推动力和阻力之间的关系可以表示为：c)一小Z加(J= =-=—导热通量可表示为:2-4圆筒壁的导热.讨论仅限于如下条件：稳定导热、热量只沿径向传递的一维导热、无内热源、导热系数为常数。.单层圆筒壁的导热速率方程：nSmWif)Q= GF圆筒内外壁面的平均值其中％ 二9对于工程计算，当红《2时，可取q=2芋或Sm=2要In々 r. 2 2.多层圆筒壁导热速率方程应该注意，对于多层圆筒壁传导，通过各层的导热速率都相同，但热通量则由于各层平均传热面积不等而各不相同。.导热速率与导热温差及热阻的关系对于定态传热过程，通过各层的导热速率均相等。第三节对流传热L对流传热速率方程流体与壁面间的对流传热速率由牛顿冷却定律表达式:adS对流传热系数和传热面积以及温度差相对应。Q=a(T-Tw)SiQ=a(tw-t)S02.对流传热系数的物理意义a称为对流传热系数，表示流体与壁面间温差为1℃时，单位时间通过单位面积以对流传热方式传递的热量。a表示了对流传热的强度。第四节传热计算4-1热负荷Q的确定根据能量衡算，单位时间内热流体放出之热量等于冷流体吸收的热量，即。=%(乩「％)=匕(乩2-/)两流体均无相变化，则。=匕，但一4)=匕J&F)若热流体只有相变化而无温度的变化，例如饱和蒸气冷凝时，Q=Wvr=WccpQ(t2-tx)4-2总传热速率方程冷、热流体通过间壁的传热过程是热流体与壁面的对流传热，壁内的导热和另一侧壁面与冷流体的对流传热三个环节的串联过程。对于稳定传热过程，冷、热流体间的传热速率：4-3平均温度差.恒温传热：=TT.变温传热：逆流或并流△t)+A/.A/m m2.错流和折流时的按逆流计算，加以校正，即△，m=。4加1«式中A/m一一按逆流计算的对数平均温差，外一一温差校正系数，e/f(P，曲，尸=旦三；&=生271Tl 。4-4总传热系数.外表面为基准的总传热系数计算式为：」_=4+必+J_+&%+&KoaidiAdmandi.热面积传热面积So=itd^Ln式中：S 换热器传热的外表面积，L一一换热器管长，n一一换热器的管子根数。第五节对流传热系数关联式5-1影响对流传热系数的因数⑴流体物性，主要是比热容、导热系数、密度和黏度；⑵流体的流动状态；⑶流动的原因是强制对流还是流体自然对流；⑷传热面的形状、位置和大小；⑸传热过程中有无相态变化。5-2无相变时对流传热系数的关联式由对流传热过程的因次分析知，与对流传热有关的准数有：努塞尔特准数好名； 雷诺准数R心；A 〃普兰特准数P尸型； 格拉斯霍夫准数G尸侬”了。A F对不同的传热情况，需选用不同的对流传热的关联式，注意关联式的使用条件：适用范围、定性温度、特征尺寸。1.流体在管内作强制对流(1)流体在圆管内作强制湍流①低黏度流体(状2例£温水)NuR.023府7y流体被加热时，炉0.4；流体被冷却时,上0.3。

应用范围相>10000,0.7</^<120若々60,a=0.0234Re°"4 4特征尺寸管内径"o定性温度流体进、出口温度的算数平均值。②高黏度流体(//>2〃华温水)〃、。」4Nu=0,023/?e°8Pr上-应用范围检>10000,0.7V4V16700,—>60特征尺寸管内径九定性温度除外取壁温外，均取流体进、出口温度的算数平均值。/ 、°14令外=上-，为了避免试差，外项可取近似值，液体被加热时取1.05；液体被冷却时取0.95；气体被加热和冷却时均用l.Oo(2)流体在圆形直管内作强制滞流应用范围〃eV2300,0.6Va<6700,(HePr*)>100。特征尺寸管内径d。定性温度除〃w取壁温外，均取流体进、出口温度的算数平均值。(3)流体在弯管内作强制对流a'=41+1.77，)式中a'一—弯管中的对流传热系数；a一—直管中的对流传热系数；d 管内径；R一一弯管的弯曲半径。(4)流体在非圆形管中作强制对流仍可采用圆形直管内强制对流关联式，管内径改为当量直径：流体力学当量直径&=4流体力学当量直径&=4x流通截面积

润湿周边传热当量直径4=传热当量直径4=4〉流通截面积

传热周边在传热计算中，采用流体力学当量直径还是传热当量直径，由具体的关联式决定。2.流体在管外作强制对流列管式换热器壳方流体在管间流动时，对流传热系数：当列管式换热器装有圆缺型挡板时(缺口面积为25%的桥题解面积)应用范围叱2X1炉〜1X1。'特征尺寸管内径”。定性温度除〃w取壁温外，均取流体进、出口温度的算数平均值。当量直径的计算管子为正方形排列4=管子为正方形排列4=4俨-兀4)a/732兀12\4(3厂-7琮)管子为正三角形排列4=_Z-F—

叫式中t一一相邻两管之中心距；& 管外径。雷诺准数中的速度需根据流过管间的最大截面积/计算，即A=40(1—式中h一一两挡板间的距离；D 换热器外壳直径。5-3流体有相变时对流传热系数.蒸气在管外膜状冷凝的传热系数(1)饱和蒸气在垂直管或垂直板上膜状冷凝keV1800a=1.13(6g纪产Re>1800 a=0.0077(^-^-)'/35特征尺寸取垂直管长或板的高度定性温度蒸气冷凝潜热r取饱和温度北下的值，其余物性取液膜平均温度=痣+4)/2下的值。(2)蒸气在水平管外冷凝第六节辐射传热6—1黑体、镜体、透热体和灰体的概念.黑体：能全部吸收辐射能的物体，其吸收率4=1。黑体又称为绝对黑体。.镜体：又称绝对白体，是指能全部反射辐射能，即反射率〃=1的物体。.透热体：能透过全部辐射能，即透过全部辐射能，即透过率。=1的物体。.灰体：能以相同的吸收率且部分地吸收由零到8所有波长范围的辐射能物体。6-2斯蒂芬-波尔茨曼定律.物体的辐射能力指物体在一定温度下，单位时间内所发射的全部波长的总能量£(W/m2)o.黑体的辐射能力的表达式一斯蒂芬-波尔茨曼定律：一■，"■，阖6—3灰体的辐射能力及黑度,黑度：£灰体的辐射能力£与同温度下黑体辐射能力之比。即8.灰体的辐射能力£可由下式表达第七节换热器.各种类型的换热器的结构及特点套管式换热器套管式换热器是由两种大小不同的标准管连接或焊接而成的同心圆套筒，根据换热要求，可将几段套筒连接起来组成换热器。夹套式换热器夹套式换热器主要用于反应器的加热或冷却。夹套安装在容器外部，通常用钢或铸铁制成，可以焊在器壁上或者用螺钉固定在反应器的法兰盘或者器盖上。在用蒸气进行加热时，蒸气由上部连接管进入夹壁，冷凝水由下部连接管流出。在进行冷却时，则冷却水由下部进入，而由上部流出。板式换热器主要由‘、：组长方形的薄金属板平行排列、夹紧组装于支架上而构成。两相邻板片的边缘衬有垫片，压紧后可达到密封的目的，且可用垫片的厚度调节两板间流体通道的大小。每块板的四个角上，各开一个圆孔，其中有两个圆孔和板面上的流道相通，另外两个圆孔则不相通，它们的位置在相邻板上是错开的，以分别形成两流体的通道。冷、热流体交替地在板片两侧流过，通过金属板片进行换热。翅片式换热器翅片换热器的构造特点是在管子表面上有径向或轴向翅片。管外装置翅片，既可扩大传热面积，又可增加流体的湍动，从而提高换热器的传热效果。板翅式换热器板翅式换热器的结构型式很多，但其基本结构元件相同，即在两块平行的薄金属板(平隔板)间，夹入波纹状的金属翅片，两边以侧条密封，组成--个单元体。将各单元体进行不同的叠积和适当地排列，再用钎焊给予固定，即可得到常用的逆、并流和错流的板翅式换热器板翅式换执器的主要优占有•(1)总7专热系数高，‘传热效果好。(2)结构紧凑、轻巧牢固。(3)适应性强、操作范围广。板翅式换热器的缺点有：(1)设备流道小，易堵塞，压力降大；清洗和检修很困难。(2)隔板和翅片由薄铝片制成，故要求介质对铝不发生腐蚀。.列管式换热器传热计算的主要内容及方法；选适当的换热器。试算并初选设备规格(1)确定流体在换热器中的流动途径；(2)根据传热任务计算热负荷Q；(3)确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的型式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性；(4)计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数；(5)依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K值;(6)由总传热速率方程。=KS4„,,初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸(如乩£、〃及管子在管板上的排列等)，或按系列标准选择设备规格。计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压力降，检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压力降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压力降直至满足要求为止。核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻几和几.再计算总传热系数K比较人的初设值和计算值，若K'/K=\.15-1.25,则初选的换热器合适，否则需另设4值，重复以上计算步骤。上述计算步骤仅为一般原则，设计换热器时，视具体情况可以灵活变动。.传热过程的强化途径(1)增大传热面积；增大换热器单位体积的传热面积。(2)增大平均传热温差。平均温差的大小取决于两流体的温度和流动方式，采用逆流操作可获得较大的传热温差。（3）增大总传热系数。提高及值必须减少各项热阻。减少热阻的方法有：提高对流传热系数（加大流速）；防止结垢或及时清除垢层等。由于各项热阻在总热阻中所占的比重不同，只有设法大幅度减少对K值影响较大的热阻才能有效地增加总传热系数。第四章蒸发

第一节概述一、蒸发操作及其在工业中的应用蒸发操作主要用于提高溶质的浓度；浓缩溶液和回收溶剂；获得纯净的溶剂等。二、蒸发操作的特点蒸发操作是将溶液加热至沸点，使其中挥发性溶剂与不挥发性溶质的分离过程。蒸发操作进行的条件是供给溶剂汽化所需的热量，并将产生的蒸气及时排除。蒸发器的加热室通常采用间壁式换热器，其两侧为恒温。蒸发过程的特点是（与传热相比较）：因溶液沸点升高等因素会引起温度差损失；因蒸发过程耗热量很大，所以应充分考虑热能利用；因处理物料性质不同，故需充分考虑物料的特性及工艺条件，再选择或设计适宜的蒸发器。三、蒸发操作的分类可按蒸发模式、按操作条件（压力）及效数等进行分类。第二节单效蒸发与真空蒸发一、单效蒸发流程蒸发器由加热器和蒸发室组成，此外还需除沫器、冷凝器等。二、单效蒸发的设计计算1.蒸发水量的计算蒸发操作中，由于溶质是不挥发物质，因此，蒸发前后其质量不变，对它作物料衡算，可得蒸发量，即完成液的浓度为 x=J^1F-W.加热蒸气消耗量的计算加热蒸气用量由热量衡算确定。若只利用加热蒸气的冷凝潜热，则冷凝液在饱和温度下排出，其用量为小。（/「幻+竹，+&/J= 若溶液为沸点加热，且不计热损失，则为式中：?历称为单位蒸气消耗量，/为加热蒸气的冷凝潜热；r为二次蒸气的冷凝潜热。.蒸发器传热面积的计算4=0=Dr—KAtJK（TtJ（1）传热平均温度差△&的确定在蒸发操作中传热的平均温度差应为=7-乙，称为有效温度差，式中T为加热蒸气的温度；为溶液的沸点，此值需通过计算获得。若蒸发操作的热源为饱和水蒸气，则7可由水蒸气表查得。溶液的沸点通常是根据冷凝器的压力P，查饱和水蒸气表得二次蒸气得冷凝温度7,再计算出各种温度差损失/后，用下式计算：—T4-A温度差损失包括：a.溶液的沸点升高"，'=0常为溶液在常压下因溶质存在而较纯溶剂（水）的沸点升高值，即/常=心-7'，其中右为常压下溶液的沸点，可由手册查取。若蒸发操作在加压或真空条件下进行，则A常需乘以校正系数/=0.0162（Srr'式中/和r均指操作压力下二次蒸气的饱和温度和汽化潜热。b.液柱静压头引起的溶液沸点升高蒸发器加热室中有一定液位，因液面下的压力比液面表面压力高，则液面下的沸点比液面上的高，二者之差称为液柱静压头引起的溶液沸点升高，以』”表示，其值用料液高度一半处的压力区V= ，并用/”=&-4进行近似计算，式中心、a分别为A、p'压力水蒸气的饱和温度。c.管道阻力产生压降引起的温度差损失4”该损失是二次蒸气由分离室出口到冷凝器之间的压降所造成的温度差损失，通常MXJ"'=l℃o因此，蒸发过程中的总温度差损失/为溶液的沸点ti 4=/「+』=4'+/'+/''+/”'（2）总传热系数4的确定蒸发器的总传热系数可按下式计算K=-j j-一+4+彳+凡+——a,Xan上式影响《值各因素中，往往是尼和a成为其设计和操作中的主要问题。由于蒸发过程中，加热面处溶液中的水分汽化，浓度上升，因此溶液很易超过饱和状态，溶质析出并包裹固体杂质，附着于表面，形成污垢，所以兄往往是蒸发器总热阻的主要部分。为降低污垢热阻，工程中常采用的措施有：加快溶液循环速度，在溶液中加入晶种和微量的阻垢剂等。影响a的因素很多，如溶液的性质，沸腾传热的状况，操作条件和蒸发器的结构等。提高a的有效办法是增加溶液的循环速度和湍动程度等。通常总传热系数人仍主要靠现场实测确定，设计时也可查表取值估计。三、蒸发器的生产能力与生产强度1、蒸发器的生产能力蒸发器的生产能力可用单位时间内蒸发的水分量来表示。由于蒸发水分量取决于传热量的大小，因此其生产能力也可表示为Q=KA(T-t[)=Dr2、蒸发器的生产强度蒸发器的生产强度u简称蒸发强度，是指单位时间单位传热面积上所蒸发的水量,kg/(m2•h)Wu——A若为沸点进料，且不计热损失，根据。=心加„,=竹'，由上式可知，若蒸发操作的压力一定，则二次蒸气的汽化热r也可视为常数，因此，欲提高蒸发器的生产强度，主要途径是提高总传热系数｛和传热温度差△器(T-tD。前者，上面已述。提高传热温度差的方法：采用真空蒸发或选用高温热源，如高温导热油、熔盐或用电加热等。第三节多效蒸发采用多效蒸发的目的是为了减少新鲜蒸气用量，具体方法是将前-效的二次蒸气作为后一效的加热蒸气。一、多效蒸发流程.并流流程即加热蒸气和原料液均顺次流经各效。这种加料的特点是前一效到后一效可自动加料，后一效中的物料会产生自蒸发，可多蒸出部分水汽，但溶液的黏度会随效数的增加而增大，使传热系数逐效下降，所以并流加料不适宜处理随浓度增加而增加较高的物料。.逆流流程即加热蒸气走向与并流相同，而物料走向则与并流相反。这种加料的特点是各效中的传热系数较均匀，适于处理黏度随温度变化较大的物料。.平流流程即加热蒸气走向与并流相同，但原料液和完成液则分别从各效中加入和排出。这种流程适用于处理易结晶物料。二、多效蒸发设计计算多效蒸发需要计算的内容有：各效蒸发水量、加热蒸气消耗量及传热面积。由于其效数多，未知数也多，所以计算远较单效蒸发复杂。因此目前已采用电子计算机进行计算。但基本依据和原理仍然是物料衡算，热量衡算及传热速率方程。鉴于计算中出现未知参数，因此常采用试差法，其步骤如下：.根据物料衡算求出总蒸发量；.根据经验设定各效蒸发量，再估算各效溶液浓度。通常各效蒸发量可按各效蒸发量相等的原则设定，即%=%=.：=wn并流加料的蒸发过程，由于有自蒸发现象，则可按如下比例设定：若为两效 %：％=1:1.1若为三效 明：％:%=1:1.1:12根据设定得到各效蒸发量后，即可通过物料衡算求出各完成液的浓度；.设定各效操作压力以求各效溶液的沸点。通常按各效等压降原则设定，即相邻两效间的压差为：.应用热量衡算求出各效的加热蒸气用量和蒸发水量；.按照各效传热面积相等的原则分配各效的有效温度差，并根据传热效率方程求出各效的传热面积；.校验各效传热面积是否相等，若不等，则还需重新分配各效的有效温度差，重新计算，直到相等或相近时为止。三、多效蒸发效数的限制单效和多效蒸发过程中均存在温度差损失。若二者的操作条件相同，即加热蒸气压力和冷凝器压力相同时，多效蒸发的温度差损失较单效时的大，而且效数越多，温度差损失将越大。不难理解，随着效数的增加，分配到各效的有效温度差就越小，这将导致设备的生产强度下降。若欲完成一定的生产强度，则设备加热面积必须增大，使投资增加。通常，工程上以三效为多。四、蒸发过程的经济性和节能蒸发过程是一个能耗较大的单元操作，通常把能耗也作为评价其优劣的另一个重要评价指标，或称为加热蒸气的经济性，其定义为1kg蒸气可蒸发的水分量，即E=—D额外蒸气的引出，供其它设备使用，可大大提高其经济性，同时还降低了冷凝器的负荷，减少冷却水量。采用热泵蒸发也是提高经济性、减少能耗的有效措施。此外，充分利用冷凝水和冷凝水显热也是工程上采用的方法，不过它不适用于蒸气直接冷凝的场合。第四节蒸发设备了解各种蒸发器的工作原理、结构、操作特点和应用范围了解蒸发器的选型原则了解蒸发器附属设备的工作原理、结构及应用场合熟悉蒸发过程与设备的强化途径及开发新型设备的创新思路。第五章吸收5.1概述5.1.1化工生产中的传质过程传质分离过程：利用物系中不同组分的物理性质或化学性质的差异来造成一个两相物系，使其中某一组分或某些组分从一相转移到另一相，即进行相际传质，并由于混合物中各组分在两相间平衡分配不同，则可达到分离的目的。以传质分离过程为特征的基本单元操作：气体吸收，液体蒸馈，固体干燥，液-液萃取，结晶，吸附，膜分离等。本章介绍气体吸收。1.2相组成表示法.质量分数与摩尔分率（质量分数与摩尔分数）质量分数：是指在混合物中某组分的质量占混合物总质量的分率。摩尔分率：摩尔分率是指在混合物中某组分的摩尔数必占混合物总摩尔数n的分率。气相:液相:质量分数与摩尔分率的关系为:w^/M+wb/Mb+,,/M-.质量比与摩尔比质量比：是指混合物中某组分A的质量与惰性组分B（不参加传质的组分）的质量之比。摩尔比：是指混合物中某组分A的摩尔数与惰性组分B（不参加传质的组分）的摩尔数之比。质量分数与质量比的关系为<7Aaa= If摩尔分率与摩尔比的关系为丫X=\+xYy-i+y.质量浓度与摩尔浓度质量浓度定义为单位体积混合物中某组分的质量。摩尔浓度是指单位体积混合物中某组分的摩尔数。质量浓度与质量分数的关系为摩尔浓度与摩尔分率的关系为.气体的总压与理想气体混合物中组分的分压压力不太高（通常小于500kPa）,温度不太低时，总压与某组分的分压之间的关系为Pa=PYa摩尔比与分压之间的关系为y-PR1K一P-Pr摩尔浓度与分压之间的关系为c4n人VRT5.1.3气体吸收过程吸收操作的依据：是混合物各组分在某种溶剂（吸收剂）中溶解度（或化学反应活性）的差异。一个完整的吸收分离流程包括吸收和解吸两部分。能耗主要在解吸过程。5.1.4气体吸收过程的应用（1）分离混合气体以获得一定的组分或产物；（2）除去有害组分以净化或精制气体；（3）制备某种气体的溶液；（4）工业废气的治理；实际吸收过程往往同时兼有净化和回收等多重目的。5.1.5吸收剂的选用在选择吸收剂时，应从以下几方面考虑：（1）溶解度；（2）选择性；（3）溶解度对操作条件的敏感性；（4）挥发度；（5）黏性；（6）化学稳定性；（7）腐蚀性；（8）其它等要求。5.1.6吸收过程的分类.物理吸收和化学吸收在吸收过程中溶质与溶剂不发生显著化学反应，称为物理吸收。如果在吸收过程中，溶质与溶剂发生显著化学反应，则此吸收操作称为化学吸收。.单组分吸收与多组分吸收在吸收过程中，若混合气体中只有一个组分被吸收，其余组分可认为不溶于吸收剂，则称之为单组分吸收；如果混合气体中有两个或多个组分进入液相，则称为多组分吸收。.等温吸收与非等温吸收若热效应很小，或被吸收的组分在气相中的浓度很低，而吸收剂用量很大，液相的温度变化不显著，则可认为是等温吸收。若吸收过程中发生化学反应，其反应热很大，液相的温度明显变化，则该吸收过程为非等温吸收过程。.低浓度吸收与高浓度吸收被吸收的数量多时，称为高浓度吸收；反之，吸收称为低浓度吸收。对于低浓度吸收，可认为气液两相流经吸收塔的流率为常数，因溶解而产生的热效应很小，引起的液相温度变化不显著，故低浓度的吸收可视为等温吸收。本章重点研究低浓度、单组分、等温的物理吸收过程。.2气液相平衡关系.2.1气体在液体中的溶解度1.亨利定律总压不高（譬如不超过5X105Pa）时，在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与溶质在液相中的摩尔分率成正比，其比例系数为亨利系数。Pa=Ex当气体混合物和溶剂一定时，亨利系数仅随温度而改变，对于大多数物系，温度上升，后值增大，气体溶解度减少。在同一种溶剂中，难溶气体的£值很大，溶解度很小；而易溶气体的后值则很小，溶解度很大。亨利定律不同的表达形式：溶解度系数〃与亨利系数后的关系为：1EMS——Q HPs溶解度系数〃也是温度、溶质和溶剂的函数，但〃随温度的升高而降低，易溶气体〃值较大，难溶气体〃值较小。y*=mx相平衡常数勿与亨利系数£的关系为：m=-P相平衡常数勿随温度、压力和物系而变化。当物系一定时，若温度降低或总压升高，则加值变小，液相溶质的浓度x增加，有利于吸收操作。Y'=mX2.2相平衡关系在吸收过程中的应用.判断过程进行的方向吸收过程的充分必要条件是y>y或x<x反之，解吸过程。.指明过程进行的极限平衡状态是吸收过程的极限。.确定过程的推动力（^-/）为以气相中溶质摩尔分率差表示吸收过程的推动力；（x*-X）为以液相中溶质的摩尔分率差表示吸收过程的推动力；（“一人）为以气相分压差表示的吸收过程推动力，（入一以）为以液相摩尔浓度差表示的吸收过程推动力。5.3单相传质3.1定态的一维分子扩散.分子扩散与菲克定律分子扩散：在静止或滞流流体内部，若某一组分存在浓度差，则因分子无规则的热运动使该组分由浓度较高处传递至浓度较低处，这种现象称为分子扩散。扩散通量；单位时间内通过垂直于扩散方向的单位截面积扩散的物质量，称为扩散通量（扩散速率），以符号/表示，单位为kmol/Gn—s）。菲克定律数学表达式为

JA=-0AB骼

az在双组分混合物中，组分A在组分B中的扩散系数等于组分B在组分A中的扩散系数。即以.等分子反向扩散传质速率定义为：在任一固定的空间位置上，单位时间内通过垂直于传递方向的单位面积传递的物质量，记作也单纯等分子反向扩散速率方程积分式：气相：Na=2(Cq_cQZ液相：=-^-(p-pA2)RTz.单向扩散及速率方程液相： (…)式中_CB2~CB\式中CBm- "In组CbI气相:Na气相:Na=「一（夕ai-Pm）

RTzp.式中__ _Pb2_Pbi式中PBm-p-In组Pbi」二、———称为“漂流因子”或“移动因子”，无因次。PBm0sm漂流因子的意义：漂流因子的大小反映了总体流动对传质速率的影响程度，溶质的浓度愈大，其影响愈大。其值为总体流动使传质速率较单纯分子扩散增大的倍数。漂流因子特点：上漂流因子特点：上＞1或工＞1；Pbdi0sm当混合物中溶质A的浓度较低时上al,PBm3.2分子扩散系数扩散系数的物理意义为：单位浓度梯度下的扩散通量，单位为mVs。即:dc,Adz扩散系数反映了某组分在一定介质（气相或液相）中的扩散能力，是物质特性常数之一。其值随物系种类、温度、浓度或总压的不同而变化。.气体中的扩散系数通常气体中的扩散系数在压力不太高的条件下，仅与温度、压力有关。在常压下,气体扩散系数的范围约为IO'〜l（Tm7s。通常气体中的扩散系数与温度T的1.5次方成正比，与0成反比。.液体中的扩散系数溶质在液体中的扩散系数与物质的种类、温度有关，同时与溶液的浓度密切相关,溶液浓度增加，其黏度发生较大变化，溶液偏离理性溶液的程度也将发生变化。其值一般在1义10〜1义109m7s范围内，液体中的扩散系数通常与温度T成正比，与液体的黏度成反比。3.3单相对流传质机理对流传质：流动着的流体与壁面之间或两个有限互溶的流动流体之间发生的传质,通常称为对流传质。涡流扩散：由于质点的无规则运动，相互碰撞和混合，组分会从高浓度向低浓度方向传递，这种现象称为涡流扩散。有效膜：把对流传质的阻力全部集中在一层虚拟的膜层内，膜层内的传质形式仅为分子扩散。3.4单相对流传质速率方程.气相对流传质速率方程Na=«g（Pa-PaJ，Na=攵G（PA-PAi），Na=ky（y-yi）,&=1（丫（丫-工）式中kG 以气相分压差表示推动力的气相传质系数，kmol/（m;•s•kPa）；ky—以气相摩尔分率差表示推动力的气相传质系数，kmol/（m2-s）；kY—以气相摩尔比差表示推动力的气相传质系数，kmol/（m2-s）o气相传质系数间的关系： ky=pkGky=P%g.液相对流传质速率方程Na=^L（CAi-ca）Na=kx(Xj-x)N『kx（X「X）式中k-^液相摩尔浓度差表示推动力的液相传质系数，m/s；kx——以液相摩尔分率差表示推动力的液相传质系数，kmol/(m2•s)；kx——以液相摩尔比差表示推动力的液相传质系数，kmol/(m2-s)o液相传质系数之间的关系：kx=ckLkx=c%l5.4相际对流传质及总传质速率方程5.4.1双膜理论双膜模型的基本假设：(1)相互接触的气液两相存在一个稳定的相界面，界面两侧分别存在着稳定的气膜和液膜。膜内流体流动状态为层流，溶质A以分子扩散方式通过气膜和液膜，由气相主体传递到液相主体。(2)相界面处，气液两相达到相平衡，界面处无扩散阻力。(3)在气膜和液膜以外的气液主体中，由于流体的充分湍动，溶质A的浓度均匀，溶质主要以涡流扩散的形式传质。4O2吸收过程的总传质速率方程.气相总传质速率方程：Na=Kg(Pa-P；)Na=k,3")NA=Ky(y-『)式中Kg—以气相分压差(Pa-P：)表示推动力的气相总传质系数，kmol/(m2•s,kPa)；Ky——以气相摩尔分率差(歹-/)表示推动力的气相总传质系数，kmol/(m2•s)；降—以气相摩尔比差(丫-/)表示推动力的气相总传质系数，kmol/.液相总传质速率方程：Na=Kl(c：—Ca) Na=K*(x*-x)NyKx*-X)式中 Kl—以液相浓度差(c；-，a)表示推动力的液相总传质系数，m/s；

以液相摩尔分率差（x*-x）表示推动力的液相总传质系数，kmol/（mJ,s）；Kx——以液相摩尔比差（X*-X）表示推动力的液相总传质系数，kmol/（m2-s）.总传质系数与单相传质系数之间的关系及吸收过程中的控制步骤若吸收系统服从亨利定律或平衡关系在计算范围为直线 = 1 = 1 K、hkG = 1 KgHk、kG\ m \—= 1 K、, kxky111—= 1 K、kxmkv\m\ ———KykxkY111 ——+ KxkxmkY(1)气膜控制当上与尢数量级相当时，对于〃值较大的易溶气体，—,即传质阻力主要Kg%g集中在气相，此吸收过程由气相阻力控制（气膜控制）。（2）液膜控制对于〃值较小的难溶气体，当人与血数量级相当时，—即传质阻力主要Kl%l集中在液相，此吸收过程由液相阻力控制（液膜控制）。总传质系数间的关系mKv=KxmKY=KxpKg=KpKg=Ky%=KxcKl=Kx5吸收塔的计算5.1物料衡算和操作线方程.物料衡算及吸收液浓度的计算K（K--K）=L（%一%）厘（1-7）式中7——混合气中溶质A被吸收的百分率，称为回收率或吸收率。塔底排出液中溶质的浓度.吸收操作线方程与操作线y;去乂+d_去乂2）或丫=>+（『洛）这两个公式称为逆流吸收操作线方程式。逆流吸收操作线具有如下特点：（1）当定态连续吸收时，若L、v一定，乂、及恒定，则该吸收操作线在X〜1直角坐标图上为通过塔顶A（居人）及塔底B（几匕）的直线，其斜率为微。器称为吸收操作的液气比；（2）此操作线仅与吸收操作的液气比、塔底及塔顶溶质组成有关，与系统的平衡关系、塔型及操作条件八夕无关。（3）吸收操作时，吸收操作线在平衡线y*=/（x）的上方，且塔内某一截面侬处吸收的推动力为操作线上点｛（X,n与平衡线的垂直距离（〜尸）或水平距离（丫一心。操作线离平衡线愈远吸收的推动力愈大；解吸操作时，k1或下〈k故解吸操作线在平衡线的下方。5.5.2吸收剂用量与最小液气比最小液气比是针对一定的分离任务、操作条件和吸收物系，当塔内某截面吸收推动力为零时，达到分离程度所需塔高为无穷大时的液气比。以（上）表示。对应的吸收剂用量称为最小吸收剂用量，记作4™。通常吸收剂用量为最小用量的1.1〜2.0倍，即L=（1.1-2.0）Lmin需要指出的是，/值必须保证操作条件时，填料表面被液体充分润湿，即保证单位塔截面上单位时间内流下的液体量不得小于某一最低允许值。最小液气比的计算：若平衡关系符合亨利定律,m如果平衡线凹型曲线，则可按下式计算最小液气比X.为过塔顶操作线A作平衡线的切线，水平线六％与切线相交的横坐标。5.3吸收塔填料层高度的计算.塔高计算基本关系式此式为低浓度定态时吸收填料层高度计算基本公式。为气相总体积传质系数，单位为kmol/(m's)。体积传质系数的物理意义为：在单位推动力下，单位时间，单位体积填料层内吸收的溶质量。.传质单元数与传质单元高度」一称为气相总传质单元高度，以治表示。KYaQ，含不称为气相总传质单元数，以Nog表示。填料层高度Z=N0G•40G填料层高度可用下面的通式计算：多传质单元高度X传质单元数Z=Nolz=3gz=nl-h分别为液相总传质单元高式中 “OL=—^―、"g="-、"l=—分别为液相总传质单元高°KxaQgkyaQkxaQ度及气相、液相传质单元高度，m；底J长、Nl1置一分别为液相总传质单元数及气相、液相传质单元数。对传质单元高度和传质单元数还应作如下说明：（1）传质单元数N0G、N°l、七、Nl计算式中的分子为气相或液相组成变化，即分离效果（分离要求）；分母为吸收过程的推动力。若吸收要求愈高，吸收的推动力愈小，传质单元数就愈大。所以传质单元数反映了吸收过程的难易程度。当吸收要求一定时，欲减少传质单元数，则应设法增大吸收推动力。（2）传质单元的意义以N0G为例，由积分中值定理得知：v一产dY_Yy-Y20G_当气体流经一段填料，其气相中溶质组成变化（匕-K）等于该段填料平均吸收推动力（卜一产）.，即N0G=1时，该段填料为一个传质单元。（3）传质单元高度 以"0G为例，N0G=1时，Z=〃og。故传质单元高度的物理意义为完成一个传质单元分离效果所需的填料层高度。因在〃0G=—二中,KvaQ,为传质阻力，体积传质系数与填料性能和填料润湿情况有关,故传质单元Kya高度的数值反映了吸收设备传质效能的高低，“0G愈小，吸收设备传质效能愈高，完成一定分离任务所需填料层高度愈小。“QG与物系性质、操作条件、及传质设备结构参数有关。为减少填料层高度，应减少传质阻力，降低传质单元高度。（4）体积总传质系数与传质单元高度的关系体积总传质系数与传质单元高度同样反映了设备分离效能，但体积总传质系数随流体流量的变化较大，通常A^ocr0-7-0-8,而传质单元高度受流体流量变化的影响很小，7/oc=-^—OCK0-3-0-2,y通常”og的变化在615〜1.5m范围内，具体数值通过实验确定，故工程上常采用传质单元高度反映设备的分离效能。

(5)各种传质单元高度之间的关系 当气液平衡线斜率为加时H0G=/+叱/\J\.j U LHOL=HL+~~HgmV.mVHoi= H0G其中竺为解吸因数，其中竺为解吸因数，其倒数上7为吸收因数。mV吸收因数的意义：吸收操作线的斜率与平衡线斜率的比。.传质单元数的计算(1)对数平均推动力法当气液平衡线为直线时,N当气液平衡线为直线时,N二/q一一

00ky-y*式中△2——塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均值，称为对数平均推动力。Nol=pr,式中△2——塔顶与塔底两截面上吸收推动力的对数平均值，称为对数平均推动力。Nol=pr,dX_Xi-X2'X2X'-XAXm式中必一"InAy,ax2=x；-x2aV AY在使用平均推动力法时应注意，当空■<2、/<2时，对数平均推动力可用算A%术平均推动力替代，产生的误差小于4机当平衡线与操作线平行，即簧1时,(2)吸收因数法若气液平衡关系在吸收过程所涉及的组成范围内服从亨利定律式中 s=7为解吸因数(脱吸因数)。占二必值的大小反映了溶质A吸收率的高低。Y2-mX2参数S反映了吸收过程推动力的大小，其值为平衡线斜率与吸收操作线斜率的比值。液相总传质单元数用吸收因数法计算，其计算式为：N0l=—In(1-A)Y'~mX--+A0LAL7-mX}_式中片称为吸收因数。mV5.5.4吸收塔塔径的计算计算塔径关键是确定适宜的空塔气速，通常先确定液泛气速，然后考虑一个小于1的安全系数，计算出空塔气速。计算出的塔径，还应根据国家压力容器公称直径的标准进行圆整。5.5.5吸收塔的操作型计算吸收塔的操作型计算是指吸收塔塔高一定时，吸收操作条