化工原理基本概念

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非定态流动：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。牛顿粘性定律：对于一定的流体，内摩擦力F与两流体层的速度差du成正比，与两层之间的垂直距离dy成反比，与两层间的接触面积A成正比，即（1-26）duF=|iA—dy式中：F——内摩擦力，N；（1-26）dU——法向速度梯度，即在与流体流动方向相垂直的y方向流体速度的变化率，1/s；dyU——比例系数，称为流体的粘度或动力粘度，Pa.s。一般，单位面积上的内摩擦力称为剪应力，以t表示，单位为Pa，则式（1-26）变为T=^牛（1-26a）dy式（1-26）、（1-26a）称为牛顿粘性定律，表明流体层间的内摩擦力或剪应力与法向速度梯度成正比。牛顿型流体：剪应力与速度梯度的关系符合牛顿粘性定律的流体，称为牛顿型流体，包括所有气体和大多数液体。非牛顿型流体：不符合牛顿粘性定律的流体称为非牛顿型流体，如高分子溶液、胶体溶液及悬浮液等。本章讨论的均为牛顿型流体。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，质点无径向脉动，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变化，质点互相碰撞和混合。雷诺数Re：流体的流动类型可用雷诺数Re判断。(1-28)dpuRe=(1-28)Re准数是一个无因次的数群。大量的实验结果表明，流体在直管内流动时，当ReW2000时，流动为层流，此区称为层流区；当ReN4000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，与外界干扰有关，该区称为不稳定的过渡区。边界层：流速降为主体流速的99%以内的区域称为边界层。边界层厚度：边界层外缘于垂直壁面间的距离称为边界层厚度。适宜流速的选择应根据经济核算确定，通常可选用经验数据：通常水及低粘度液体的流速为1〜3m/s，一般常压气体流速为10饱和蒸汽流速为20-40m/s等。一般，密度大或粘度大的流体，流速取小一些；对于含有固体杂质的流体，流速宜取得大一些，以避免固体杂质沉积在管道中。层流边界层与湍流边界层:边界层流型也分为层流边界层与湍流边界层。在平板的前段，边界层内的流型为层流，称为层流边界层。离平板前沿一段距离后，边界层内的流型转为湍流，称为湍流边界层。直管阻力：流体流经一定直径的直管时由于内摩擦而产生的阻力；局部阻力：流体流经管件、阀门等局部地方由于流速大小及方向的改变而引起的阻力。范宁(Fanning)公式:流体在直管内流动阻力的通式，称为范宁(Fanning)公式…lU2Wf=x-—式中人为无因次系数，称为摩擦系数或摩擦因数，与流体流动的Re及管壁状况有关。范宁公式对层流与湍流均适用，只是两种情况下摩擦系数人不同。根据柏努利方程的其它形式，也可写出相应的范宁公式表示式：压头损失1.lu2气5d2g压力损失lP"2Ap=Ad^2~能量损失..」Mn-a—d2FR压力损失叫.一现，

哈根-泊谡叶（Hagen-Poiseuille）方程：是流体在直管内作层流流动时压力损失的计算式。一一，入32|ilu压力损失：耸=—fd2一.…64层流时摩擦系数的计算式：人=即层流时摩擦系数入是雷诺数Re的函数。Re（层流时的流动阻力或摩擦系数与管壁粗糙度无关，只与Re有关。）湍流时的摩擦系数：（1）可以查莫狄（Moody）摩擦系数图。（2）对于湍流时的摩擦系数入，除了用Moody图查取外，还可以利用一些经验公式计算。这里介绍适用于光滑管的柏拉修斯（Blasius）式:°0.3164人=Reo.25其适用范围为Re=5X103〜105。此时能量损失W/勺与速度u的1.75次方成正比。考莱布鲁克（Colebrook）式*=1.74-2log三+(2*=1.74-2log三+(2s18.7)IdRe、E光滑管：玻璃管、铜管、铅管及塑料管等称为光滑管；粗糙管：钢管、铸铁管等。绝对粗糙度:管道壁面凸出部分的平均高度，称为绝对粗糙度，以s表示。相对粗糙度:绝对粗糙度与管径的比值即s：d，称为相对粗糙度。（工业管道的绝对粗糙度数值见教材。）水力光滑管：管壁粗糙度对流动阻力的影响与层流时相近，此为水力光滑管完全湍流粗糙管：Re不再影响摩擦系数的大小，流动进入了完全湍流区，此为完全湍流粗糙管。当量直径定义为：d=4x流通截面积=4xA当量直径定乂为.e润湿周边n注意，当量直径只用于非圆形管道流动阻力的计算，而不能用于流通面积及流速的计算。局部阻力局部阻力有两种计算方法：阻力系数法和当量长度法。阻力系数法克服局部阻力所消耗的机械能，可以表示为动能的某一倍数，即…u2,u2.一七=Cyhf=[2-式中Z称为局部阻力系数，一般由实验测定。常用管件及阀门的局部阻力系数见教材。注意表中当管截面突然扩大和突然缩小时，以上两式中的速度u均以小管中的速度计。当流体自容器进入管内，匚进口=0.5，称为进口阻力系数；当流体自管子进入容器或从管子排放到管外空间，匚出口二1,称为出口阻力系数。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le的直管所产生的阻力即w'=x[二h'=xJu式中l称为管件或阀门的当量长度。fd2fd2ge同样，管件与阀门的当量长度也是由实验测定，有时也以管道直径的倍数l-d表示。见教e材。离心泵的主要部件：叶轮，泵壳，泵轴气缚现象：如果离心泵在启动前壳内充满的是气体，则启动后叶轮中心气体被抛时不能在该处形成足够大的真空度，这样槽内液体便不能被吸上。这一现象称为气缚。(通过第一章的一个例题加以类比说明)。为防止气缚现象的发生，离心泵启动前要用外来的液体将泵壳内空间灌满。这一步操作称为灌泵。为防止灌入泵壳内的液体因重力流入低位槽内，在泵吸入管路的入口处装有止逆阀(底阀)；如果泵的位置低于槽内液面，则启动时无需灌泵。离心泵的压头：是指泵对单位重量流体提供的机械能离心泵的主要性能参数(叶轮)转速n：1000~3000rpm；2900rpm最常见。流量Q：以体积流量来表示的泵的输液能力，与叶轮结构、尺寸和转速有关。压头(扬程)H：泵向单位重量流体提供的机械能。与流量、叶轮结构、尺寸和转速有关。扬程并不代表升举高度。功率：(A)有效功率Ne:离心泵单位时间内对流体做的功——Ne=HQpg；(B)轴功率N:单位时间内由电机输入离心泵的能量。

（5）效率门：由于以下三方面的原因，由电机传给泵的能量不可能100%地传给液体，因此离心泵都有一个效率的问题，它反映了泵对外加能量的利用程度：门=Ne/N（A）容积损失；（B）水力损失；（C）机械损失。Q离心泵的性能曲线HQ离心泵的安装高度：是指要被输送的液体所在贮槽的液面到离心泵入口处的垂直距离（泵的实际安装高度低于允许安装高度，则操作时就不会发生汽蚀。）汽蚀现象：①被输送流体在叶轮中心处发生汽化，产生大量汽泡；汽泡在由叶中心向周边运动时，由于压力增加而急剧凝结，产生局部真空，周围液体以很高的流速冲向真空区域；当汽泡的冷凝发生在叶片表面附近时，众多液滴尤如细小的高频水锤撞击叶片。离心泵在汽蚀状态下工作：泵体振动并发出噪音；②压头、流量在幅度下降，严重时不能输送液体；③时间长久，在水锤冲击和液体中微量溶解氧对金属化学腐蚀的双重作用下，叶片表面出现斑痕和裂缝，甚至呈海绵状逐渐脱落。①汽蚀余量NPSH:泵入口处的动压头与静压头之和与以液柱高度表示的被输送液体在操作温度下的饱和蒸汽压之差.NPSH=—PvpNPSH=—Pvpg+〜[pg2gJ△h的物理意义：Ah越小，表明泵入口处的压力pe或叶轮中心处的压力pK越低，离心泵的操作状态越接近汽蚀。②允许汽蚀余量NPSH允许为避免汽蚀现象发生，离心泵入口处压力不能过低，而应有一最低允许值P1允，此时所对应的汽蚀余量称为允许汽蚀余量，以（NPSH）允表示，即(NPSHr=P1允+穿-PV-

允pg2gp②允许汽蚀余量NPSH允许（NPSH）允一般由泵制造厂通过汽蚀实验测定，并作为离心泵的性能列于泵产品样本中（离心油泵的汽蚀余量用险表示）。泵正常操作时，实际汽蚀余量NPSH必须大于允许汽蚀余量（NPSH）允，标准中规定应大于0.5m以上。由gH允许计算泵的允许安装高度乙允许一台泵的允许汽蚀余量数值由泵的生产厂家提供，供用户计算泵的允许安装高度。在s至e间列柏努利方程：(2、P(2、P-P+上-£hpg[pg2gJf(s7)=P—P

pg/u2+f-[pg2gpgJpgf(s~e)弋—NPSH-卖hf(s-e)嘛-NPSH允一备hf(s-疽z允许上式中最后一个等式即为允许安装高度的计算方法。离心泵的安装高度只要低于允许安装高度，就不会发生汽蚀。允许汽蚀余量的校正NPSH允是在一个大气压下用20°C的清水测定的，当使用条件与此不同时，应根据液体密度、蒸汽压和液面压力进行修正，然后才能用于允许安装高度的计算。求校正系数的曲线常载于泵的说明书中。汽蚀现象的产生可以有以下三方面的原因：①离心泵的安装高度太高；②被输送流体的温度太高，液体蒸汽压过高；③吸入管路的阻力或压头损失太高。气体输送机械的分类气体输送机械也可以按工作原理分为：离心式、旋转式、往复式以及喷射式等。按出口压力（终压）和压缩比不同分为如下几类：通风机：终压（表压，下同）不大于15kPa（约1500mmH2）），压缩比1至1.15鼓风机：终压15~300kPa，压缩比小于4。压缩机：终压在300kPa以上，压缩比大于4。真空泵：在设备内造成负压，终压为大气压，压缩比由真空度决定。非均相混合物的特点是体系内包含一个以上的相，相界面两侧物质的性质完全不同，如由固体颗粒与液体构成的悬浮液、由固体颗粒与气体构成的含尘气体等。这类混合物的分离就是将不同的相分开，通常采用机械的方法。降尘室是一种庞大而低效的设备，通常只能捕获大于50顷的粗颗粒热负荷Q’：工艺要求，热流体或冷流体达到指定温度需要吸收或放出的热量，J/s或肌传热速率Q：（又称热流量），单位时间内通过传热面传递的热量，J/s或W。

热流密度q：(又称热通量)，单位时间内通过单位传热面传递的热量，J/(s・m2)或W/m2。式中A——总传热面积，m2。稳态传热：传热系统中传热速率、热通量及温度等有关物理量分布规律不随时间而变，仅为位置的函数。连续生产过程的传热多为稳态传热。Q,q,t■-=f(x,y,z)非稳态传热：传热系统中传热速率、热通量及温度有关物理量分布规律不仅要随位置而变，也是时间的函数。.・=Q,q,t…=f(x,y,.・=温度场：某一时刻，物体(或空间)各点的温度分布。t=f(x,y,z,0)式中t某点的温度，°C；x,y,z某点的坐标；0时间。不稳定温度场：各点的温度随时间而改变的温度场。t=f(x,y,z,0)稳定温度场：任一点的温度均不随时间而改变的温度场。t=f(x,y,z)等温面：在同一时刻，温度场中所有温度相同的点组成的面。不同温度的等温面不相交。温度梯度：两等温面的温度差①与其间的垂直距离An之比，在An趋于零时的极限(即表示温度场内某一点等温面法线方向的温度变化率)。At6gradt=lim—=—A〃T0Andn傅立叶定律：某一微元的热传导速率(单位时间内传导的热量)与该微元等温面的法向温度梯度及该微元的导热面积成正比。人61dQ=—X-dA——6n式中dQ——热传导速率，W或J/s；dA导热面积，m2；61/6n温度梯度，C/m或K/m；X——导热系数，表征材料导热性能的物性参数，X越大，导热性能越好，W/(m・C)或W/(m•K)。用热通量来表示:一维稳态热传导:dQ.61q==-V—用热通量来表示:一维稳态热传导:dA6ndQ=-kdA——dx导热系数定义由傅立叶定律给出：dt/dn物理意义：温度梯度为1时，单位时间内通过单位传热面积的热通量；导热系数在数值上等于单位温度梯度下的热通量，人个，导热性能越好。从强化传热来看，选用<大的材料；相反要削弱传热，选用人小的材料。（1）固体纯金属T个，人J，纯金属比合金的人大。非金属T个，人个，同样温度下，P越大，人越大。（2）液体液体分为金属液体和非金属液体两类，金属液体导热系数较高，后者较低。而在非金属液体中，水的导热系数最大。除水和甘油等少量液体物质外，绝大多数液体T个，人J（略微）。一般来说，纯液体的人大于溶液人。（3）气体气体T个，人个。在通常压力范围内，p对人的影响一般不考虑。一般来说，制金属固体）>制非金属固体）>制液体）>X（气体）。人的大概范围：制金属固体101〜102W/（m-K））、X（建筑材料10-1〜100W/（m-K））、X（绝缘材料10-2〜10-1W/（m・K））、X（液体10-1W/（m•K））、X（气体10-2〜10-1W/（m・K））。一维温度场：假设平壁内温度只沿x方向变化，j和z方向上无温度变化，即这是一维温度场。传热过程的计算在实际生产中，需要冷热两种流体进行热交换，但不允许它们混合，为此需要采用间壁式的换热器。此时，冷、热两流体分别处在间壁两侧，两流体间的热交换包括了固体壁面的导热和流体与固体壁面间的对流传热。关于导热和对流传热在前面已介绍过，本节主要在此基础上进一步讨论间壁式换热器的传热计算。4.4.1总传热系数和总传热速率方程一、总传热速率方程间壁丙圈流撕购理间壁两侧流体的热交换过程包括如下三个串联的传热过程。流体在换热器中沿管长方向的温度分布如图所示，现截取一段微元来进行研究，其传热面积为dA,微元壁内、外流体温度分别为T、t(平均温度)，则单位时间通过dA冷、热流体交换的热量dQ应正比于壁面两侧流体的温差，即dQ=KdA(T-1)前已述及，两流体的热交换过程由三个串联的传热过程组成：管外对流：dQ1=a1dA1(T-Tw)管壁热传导：dQ2=bdAm(Tw-tw)管内对流：dQ3=a2dA2(tw—t)对于稳定传热：dQ=dQ=dQ=dQ-dQ=T-Tw=Tw-tw=tw-t=L-l,,乂1b11b1a1dA1XdAa2dA2a1dA1XdAa2dA2T_t与dQ=KdA(T-1)，即dQ=一厂对比，得：KdA11b1=++KdAa/A]KdAma2^2式中K——总传热系数，w/m2-Ko讨论：当传热面为平面时，dA=dA]=dA尸dA，则：上—^^+―12mKa1人a2当传热面为圆筒壁时，两侧的传热面积不等，如以外表面为基准(在换热器系列化标准中常如此规定)，即取上式中dA=dA1，则：J1_+bdA1+XdA_或J1_+bd1+1d1Ka人dAadAKa人dad式中K1——'以换热管的外表面为基准的总传热系数；"22dm换热管的对数平均直径，dm=(d1-d2)/ln红dmd2以内表面为基准:以壁表面为基准:d^b_Ld^以内表面为基准:以壁表面为基准:d^b_Ld^a1d1人a2d2对于薄层圆筒壁红＜2d

21/K值的物理意义:近似用平壁计算(误差＜4%,工程计算可接受)。1bd^_1勺K1a1人da2d2二、总传热速率方程若想求出整个换热器的Q需要对dQ=KdA(T-1)积分，因为K和(T—t)均具有局部性，因此积分有困难。为此，可以将该式中K取整个换热器的平均值K,(T—t)也取为整个换热器上的平均值Atm，则积分结果如下：Q=KAA二、总传热速率方程若想求出整个换热器的Q此式即为总传'热速率方程；式中K为平均总传热系数；Atm为平均温度差。三、污垢热阻换热器使用一段时间后，传热速率Q会下降，这往往是由于传热表面有污垢积存的缘故，污垢的存在增加了传热热阻。虽然此层污垢不厚，由于其导热系数小，热阻大，在计算K值时不可忽略。通常根据经验直接估计污垢热阻值，将其考虑在K中，即—=—+R+b妇R红+上红Ka11"m2d2a2d2式中R1＞R2——传热面两侧的污垢热阻，m2-K/Wo为消除污垢热阻的影响，应定期清洗换热器。4.4.3平均温差的计算前已述及，在沿管长方向的不同部分，冷、热流体温度差不同，本节讨论如何计算其平均值Atm，就冷、热流体的相互流动方向而言，可以有不同的流动型式，传热平均温差Atm的计算方法因流动型式而异。按照参与热交换的冷热流体在沿换热器传热面流动时，各点温度变化情况，可分为恒温差传热和变温差传热。一、恒温差传热恒温差传热：两侧流体均发生相变，且温度不变，则冷热流体温差处处相等，不随换热器位置而变的情况。如间壁的一侧液体保持恒定的沸腾温度t下蒸发；而间壁的另一侧，饱和蒸汽在温度T下冷凝过程，此时传热面两侧的温度差保持均一不变，称为恒温差传热。A=T-1二、变温差传热变温差传热是指传热温度随换热器位置而变的情况。当间壁传热过程中一侧或两侧的流体。沿着传热壁面在不同位置点温度不同，因此传热温度差也必随换热器位置而变化，该过程可分为单侧变温和双侧变温两种情况。单侧变温如用蒸汽加热一冷流体，蒸汽冷凝放出潜热，冷凝温度T不变，而冷流体的温度从t1

上升到t2。或者热流体温度从T1下降T2,放出显热去加热另一较低温度t下沸腾的液体，后者温度始终保持在沸点t。双侧变温此时平均温度差Atm与换热器内冷热流体流动方向有关，下面先来介绍工业上常见的几种流动型式。逆流并流错流折流逆流并流错流折流舫确均星受恩时的并流：参与换热的两种流体沿传热面平行而同向的流动。逆流：参与换热的两种流体沿传热面平行而反向的流体。沿传热面的局部温度差（T-t）是变化的，所以在计算传热速率时必须用积分的方法求出整个传热面上的平均温度差Atm。下面以逆流操作（两侧流体无相变）为例，推旱tm的计算式。如图所示，热流体的质量流量G］，比热容cp1，进出口温度为L、T2；冷流体的质量流量G2，比热容cp2，进出口温度为J、t2。在如下假定条件下（稳定传热过程）：1）稳定操作，G］，G2为定值；2）cp1、cp2及K沿传热面为定值；3）换热器无损失。现取换热器中一微元段为研究对象，其传热面积为dA，在dA内热流体因放出热量温度下降dT，冷流体因吸收热量温度升高dt，传热量为dQ。dA段热量衡算的微分式：dQ=G1cpidT=G2cp2dtdA段传热速率方程的微分式：dQ=K（T-1）dAd(T—t)—dtdQ=G^CpidT=G》cp》dt=K(T—t)dAdTK(T—t)dA=1/G1cpi-1/G2cp2(1/G1cpi-1/Gd(T—t)—dt-dtd(T--dtd(T-1)分离变量：K(T-1)dA=dT1/G=i-1/G2Cp之d/G"/G2Cp?)逆流：TLT23=1-t2七T2-t1J《—12(a)A=0时，At==-t112A=A时，At2==2-11代入式8)中，得：21fKdA=¥d(T-1)叫=¥J)(1/G1CP1-fKdA=¥d(T-1)叫=¥J)(1/G1CP1-1/G2Cp2)dAtAt(1/Gc-1/Gc)At1KA=(1/G1Cp11，In—1--1/G2Cp2)At2(b)对整个换热器做热量衡算：Q=G]Cp1(=1-=2)=G2Cp2(t2-11)得：^==^；_x_-G2Cp2虹二七代入3)中G1Cp1QG2Cp2Q,At(=-=)-(t-1)(=-1)-(=-1)At-AtIn—=K^^-1——2】'2—=K^^-1―2】'2—=K^—12At2QQQQ=KA叫-At2=KAAtAtmIn—1At2At1-At2——对数平均温差。Atln—1At2Atm1)2)3)受)4)讨论：上式虽然是从逆流推导来的，但也适用于并流。习惯上将较大温差记为AJ，较小温差记为At2；当At/AqvZ，则可用算术平均值代替At=(At+At)/2(误差＜4%，工程计算可接12m12当At1=At2，Atm=At1=At2(2)错流和折流在大多数的列管换热器中，两流体并非简单的逆流或并流，因为传热的好坏，除考虑温度差的大小外，还要考虑到影响传热系数的多种因素以及换热器的结构是否紧凑合理等。所以实际上两流体的流向，是比较复杂的多程流动，或是相互垂直的交叉流动。错流：两种流体的流向垂直交叉。折流：一流体只沿一个方向流动，另一流体反复来回折流；或者两流体都反复折回。复杂流：几种流动型式的组合。对于这些情况，通常采用Underwood和Bowan提出的图算法(也可采用理论求解Atm的计算式，但形式太复杂)。1)先按逆流计算对数平均温差Atm逆2）求平均温差校正系数中9=f（P,R）12-«_冷流体温升-="=两流体最初温差IR=T「T2=热流体温降「查图D912-[=冷流体温升J3）求平均传热温差Z=中&*mm逆平均温差校正系数9<1，这是由于在列管换热器内增设了折流挡板及采用多管程，使得换热的冷、热流体在换热器内呈折流或错流，导致实际平均传热温差恒低于纯逆流时的平均传热温差。三、流向的选择如前所述的各种流动型式，逆流和并流可以看成是两种极端情况。在流体进出口温度相同的条件下，逆流的平均温差最大，并流最小，其它流动型式的Atm介于两者之间。从提高传热推动力来言，逆流最佳。1）在热负荷Q、K相同时，采用逆流可以较小的传热面积A完成相同的换热任务；2）在热负荷Q、A相同时，可以节省加热和冷却介质的用量或多回收热。3）逆流时，传热面上冷热流体间的温度差较为均匀。在某些方面并流也优于逆流。如工艺上要求加热某一热敏性物质时，要求加热温度不高于某值（并流t2max<T2）；或者易固化物质冷却时，要求冷却温度不低于某值（并流T2min<t2），如易于控制流体出口温度。采用折流和其它复杂流型的目的是为了提高传热系数以，从而提高K来减小传热面积。9用来表示某种流动型式在给定工况下接近逆流的程度，综合利弊，最好使9>0.9,绝不能使9<0.8，否则另外选其他流型。当换热器一侧流体发生相变，可能其温度保持不变，此时就无所谓逆并流，不论何种流动形式，只要进出口温度相同，^丛tm均相等。4.4.4壁温的计算在热损失和某些对流传热系数（如自然对流、强制层流、冷凝、沸腾等）的计算中都需要知道壁温。此外选择换热器类型和管材时，也需要知道壁温。下面来看壁温的计算。对于稳态传热：Q=KAMm利用上面的公式计算壁温，得:利用上面的公式计算壁温，得:bQ讨论:一般换热器金属壁的人大，即b/XAm小，热阻小，tW=TW；当t=T，得二3=纣土，说明传热面两侧的温度差之比等于两侧热阻之比，WWT—t1/a2A2即哪侧热阻大温差大；如a1>>a2，得：（T-Tw）<<（Tw—t），TW接近于T，即a大，热阻小侧流体的温度。12**如果两侧有污垢，还应考虑污垢热阻的影响。Q-KAZ-―^-^w—-Twf-——LSI——m/1八、1b/1八、1LR1）AXT（?+R2官11m22蒸馏：是利用混合物中各组分挥发性的差异，而将混合物中各组分进行分离的单元操作。用于均相液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分的目的。易挥发组分（或轻组分）:挥发快的组分称为易挥发组分或轻组分，以A表示；难挥发组分（或重组分）:挥发慢的组分称为难挥发组分或重组分，以B表示。蒸馏操作的分类：Q按蒸馅方式可分为简单蒸馅，平衡蒸馅、精馅及特殊精馅等多种方式；Q按物系的组分数可分为双组分精馅和多组分精馅；Q按操作压力可分为常压蒸馅、加压蒸馅和减压（真空）蒸馅；Q按操作方式又分为间歇精馅和连续精馅。双组分溶液的气液相平衡汽液相平衡：是指溶液与其上方蒸汽达到平衡时气液两相间各组分组成的关系。理想物系：溶液中不同组分的分子间作用力和相同组分的分子间作用力完全相等。液相为理想溶液、气相为理想气体的混合物物系.液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律气相为理想气体，遵循道尔顿定律拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。p-pOxp=pox=po（1-x）AAABBBBAA:易挥发组分，沸点低组分B:难挥发组分，沸点高组分x:液相中易挥发组分的摩尔分数；1-x:难挥发组分的摩尔分数y:气相中易挥发组分的摩尔分数；1-y:难挥发组分的摩尔分数（泡点方程）溶液涕腾时,总压等于各液分的蒸气压一P：*Pe-P.+勺一#理恩气体温冶物服从道来弱介压定律；Pa=pyA-py.】，_P*〕ya—7?（露点方程）□FT_P仁P点—如Jp—N=P-p-p'Lp必一群用饷和蒸气压表示的气液平蔺美系在总压一定的条件下，对于理想溶液，只要溶液的饱和温度已知，根据A,B组分的蒸气压数据，查出饱和蒸汽压PA0,PB0,则可以采用泡点方程确定液相组成xA，采用露点方程确定与液相呈平衡的气相组成yA。温度组成图但y口图）r-x-j图即温度一组成图。图中有两条曲线，曲线①为饱和液体线（或泡点线）。曲线②为饱和蒸气线或露点线，可由露点方程得到。这两条曲线将图形分成三个区域：分别为液相区，气液共存区和过热蒸气区。图6-1苯-甲苯体系的图6-1苯-甲苯体系的T-xF--,r貌.毛相沮成与平衡云度宅闻的关*.位和瓶气维，算点芸t--x^,海相蛆面与平折温蛊之间的奖系.饱和液■布浅，心案00.2L4#,60.EL.O气液相平衡图（y^x图）在一定外压下，气相组成j和与之平衡的液相组成x之间的关系，称气液相平衡图。j-x图可通过t-x-j图作出，图6-2是苯-甲苯混合液的j-x图。图6-2苯-甲苯体系的相平⑵十腿岛时■匍图6-2苯-甲苯体系的相平⑵十腿岛时■匍也超虱气/础对于A和B组成的双组分混合液有：P（6-6a）（6-6b）V=—^AXAPV——B-BXB（6-6a）（6-6b）式中：Va，Vb一组份A，B的挥发度;Pa，Pb一汽液平衡时，组分A，B在气相中的分压;Xa,Xb——汽液平衡时，组分A,B在液相中的摩尔分率。在理想溶液中，各组分的挥发度在数值上等于其饱和蒸汽压。相对挥发度：溶液中两组分挥发度之比，以符号a表示。或写成:(6-8)X—a—A-yBxb（6-9）相对挥发度a值的大小，表示气相中两组分的浓度比是液相中浓度比的倍数。所以或写成:(6-8)X—a—A-yBxb（6-9）相对挥发度a值的大小，表示气相中两组分的浓度比是液相中浓度比的倍数。所以a值可作为混合物采用蒸馏法分离的难易标志，若a大于1,y>x，说明该溶液可以用蒸馏方法来分离,a越大,A组分越易分离；若a=1，则说明混合物的气相组分与液相组分相等；则普通蒸馏方式将无法分离此混合物；a<1,则重新定义轻组分与重组分，使a>1。对于二元混合物，当总压不高时，可得相平衡方程（汽液平衡方程）：axy—1+(a-1)x(6-10)对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，故有:a=K—^0（6-11）vbP0即理想溶液的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸汽压之比。平均相对挥发度am对于精馏塔，由于每块塔上x,y组成不同，温度不同，a也会有所变化，因此对于整个精馏塔，一般采用相对挥发度的平均值，即平均相对挥发度来表示以符号am表示。即：a=胛顶xa釜(6-13)式中：a顶一一:塔顶的相对挥发度；a釜一一塔釜的相对挥发度。物料衡算总物料：Ijp=d+jrF,D,牙-职料谯、气拓、荣相产■:济庠木流圣，巨朝官易挥发组分:=Dy+Wx物料衡算总物料：Ijp=d+jrF,D,牙-职料谯、气拓、荣相产■:济庠木流圣，巨朝官易挥发组分:=Dy+WxI£ppX科溪.气相.浪相产品前组成j,摩奉好票.热♦衡算对加热器热量衡算Q-FcAT-i.)京科液逐压进入分离爵，物料放出的显热等于部分汽RL所需卷魏F*-p=DF.『乎一样液离开加粮嚣的湛度3匕］、；'*T=匕+(1F)—疽¥1i=,1二i十液化分率上蒸馏与精馏的区别※平衡、简单蒸馏是单级分离过程一一次部分汽化一混合物部分分离※精馏是多级分离过程一多次部分汽化和部分冷凝一混合物几乎完全分离※蒸馏---当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；※精馏---当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥发度比较接近时采用的分离方法。精馏精慵操作流程将原利液凯孔的房板粹为如枇,加册以F的塔段.件用群把匕升藻％中翁棒夏组分吐一步捉浓.每为情愉殴，刎料拔以下的塔玲〔向括加科板)，佐件冲是从F降琅体中捉取期挥苴组耳耕为耘愠段B{A)

两组分许绒雄御的计管涅论械的概念卸恒摩尔流倘定理论板：在其上气、液两拍都充分混合，且传质及传热逆程阻力均为零的理想化塔板，无论进入理论板的气、液附相组成如何，离开谖板时气、液两相达到平衡状态，即眄相温度相等.组成互成平衡，如戒关素可由平衡关.系来恒摩尔流：每层塔板的上升蒸气的摩尔流量担定’下降遂休的摩尔流量也恒定*恒摩尔气流精is段歧=^2=氏=一=『=cmistaiit提馋段耳'=虬'=虬'=---=欧=constant2一恒摩尔液流精锚段£=』,[=儿=...=£=cctishnt提锚段L'=&=£「=，，，=E'=mimnL在精悔塔的塔板上气液两相接麻珀，若有nKrn<)l;h的蒸气冷凝，相应<Jikmol/h液体气化，物料衡算与操作线方程JC1.全塔物料衡算总物料：JCF=Z/i匠FrD,W—燎耕谯、慵出藏套我液摩尔流墨,姬以易挥发组分：F*f=D-id+W-Xv所，由，用—易样发组分的摩尔分兼(1)规定易挥发纽分在馅出液和釜残液刊组成；(2)猊定偏出液蛆成列和塔顶易挥发组分回收率;塔顶易挥发组分的回收率:n-=期*L00%D耻现定偏出液组成乌和塔顶彖出率D/F町If')h100%塔成雄提发蛆分的回收率『(L「昨)精循段操作线方程lr=L+D易挥发纽分=E/+D吒LD+'一,亦仍K__2__K__1LD%+一任L+DnL+DD精惚.段操作浅.亳忌物料LID…D!D(Z+£))/Z)In+(Z+D)/£)司流1：二R~L/DR]lr=L+D易挥发纽分=E/+D吒LD+'一,亦仍K__2__K__1LD%+一任L+DnL+DD精惚.段操作浅.亳物理意义：n握下降的液相组成与招部的n+1板上升蒸气组成之间的关系由恒厚尔濡的倨定.，E为定值*昼连续定态操作中。和气也是定值，R是常量值线方程回流的主妾作用：就运提供不*藏炊也娘既担,崎与成汽牧巴担楼触岑峨拉世箜条#…；wMI工用峭穿苔P7I-T塔N的浅衍回流为塔底的汽构回流,为岳块差板提供T汽.液收源一该直线过对角线上呀功皿点,以狄诳1)为斜率，或在》轴上的截距为岂该直线过对角线上呀功皿点,以狄诳1)为斜率，或在》轴上的截距为岂总物料：V=V'+W易挥发组念：LrXE—&Lf-WmL「一甲*物理意义：m板下降的液相组成与相邻的”1板上升蒸气组成之间的关系根据恒摩尔流的假定，A，为定值，且连续定态挥作中步和明他是定使，是直线方程q线方程（进料方程）q线方程为精馏段操作线与提馏段操作线交点（q点）轨迹的方程，因此可以由精馏段操作线方程式与提馏段操作线方程式联立求解得