化工原理总结演示文稿

化工原理总结演示文稿目前一页\总数一百一十七页\编于一点（优选）化工原理总结目前二页\总数一百一十七页\编于一点混合液体的密度：公式应用条件：混合前后体积不变，则1kg混合液的体积等于各组分单独存在时的体积之和。（3）气体密度的计算气体的密度随温度和压强而变化

——液体混合物中各组分的质量分数目前三页\总数一百一十七页\编于一点

当气体的压强不太高、温度不太低时，气体密度可按理想气体状态方程来计算。

上式中的ρ0为标准状态下气体的密度，T0、p0分别为标准状态下气体的绝对温度和绝对压强。混合气体的密度：目前四页\总数一百一十七页\编于一点（2）流体的粘度液体的粘度随温度升高而减小，气体的粘度则随温度升高而增大。压强变化时，液体的粘度基本不变；气体的粘度随压强增加而增加的很少，在一般工程计算中可忽略不计。国际单位制中粘度的单位为Pa•s物理单位制的粘度单位为P（泊）和cP（厘泊），它们的换算关系如下：

1Pa•s=10P=1000cP（重点）粘度与密度之比称为运动粘度，以ν表示混合气体和液体的黏度用P141-8、1-9计算目前五页\总数一百一十七页\编于一点（1）压力的单位在SI制中，压力的单位是N/m2，称为帕斯卡，以Pa表示。也可用其它单位表示：atm（标准大气压）、at（工程大气压），某流体柱高度或kgf/cm2等。（2）单位换算1at=9.81×104Pa=1.0kgf/cm2=10.0mH2O=735.6mmHg1atm=1.013×105Pa=1.033kgf/cm2=10.33mH2O=760mmHg（3）压力的基准

压力可以有不同的计量基准绝对压力:以绝对真空(即零大气压）为基准。表压：以当地大气压为基准。目前六页\总数一百一十七页\编于一点表压＝绝对压力－大气压力真空度＝大气压力－绝对压力目前七页\总数一百一十七页\编于一点（1）U形压差计在正U形管中要求指示剂密度大于工作介质密度一、压强与压强差的测量目前八页\总数一百一十七页\编于一点1.3流体流动的基本方程1.3.1流量与流速

(一)流量（1）体积流量：

单位时间内流体流经管道任一截面的流体的体积，称为体积流量，以表示，其单位为m3/s或m3/h。（2）质量流量

:

单位时间内流体流经管道任一截面的流体的质量，称为质量流量，以表示，其单位为kg/s或kg/h。体积流量与质量流量之间的关系为

目前九页\总数一百一十七页\编于一点（二）流速(1)平均流速：流速是指单位时间内液体质点在流动方向上所流经的距离。流量与流速关系为：u＝Vs/A（重点）

(2)质量流速：单位时间内流体流经管道单位截面的质量称为质量流速（massvelocity），以G表示，单位为kg/m2·s。G＝Ws/A=ρAu/A=ρu（重点）例1-3用内径105mm的钢管输送压力为2atm、温度为120℃的空气。已知空气在标准状态下的体积流量为630m3/h，试求此空气在管内的流速和质量流速（取空气的平均分子量为Mm=28.9）。目前十页\总数一百一十七页\编于一点

1.3.3连续性方程式根据质量守恒定律，从截面1-1进入的流体质量流量应等于从截面2-2流出的流体质量流量，即Ws1＝Ws2

ρ1A1u1＝ρ2A2u2此关系可推广到管道的任一截面，即ρAu＝常数。若液体不可压缩，ρ＝常数，则上式可简化为Au＝常数。对于圆形管道，可得

（重点）目前十一页\总数一百一十七页\编于一点H称为压头或扬程，其物理意义为单位重量流体流经泵所获得的能量，单位为m。

We为单位质量流体流经泵所获得的能量，也称为有效功，单位为J/kg。

（非常重要）实际流体的柏努利方程式（单位质量）有效功率：单位时间输送设备所作的有效功。以Ne表示：目前十二页\总数一百一十七页\编于一点（重点）离心泵的轴功率用N表示：实际流体的柏努利方程式（单位体积）,单位为Pa柏努力方程式的应用（1）流量、流速；（2）容器的相对位置；（3）管路中的流体压强；（4）管路中所需的外加能量。Ws的单位必须是kg/s目前十三页\总数一百一十七页\编于一点层流特点：质点始终沿着与管轴平行的方向作直线运动，质点之间互不混合。圆管中的流体就如一层一层的同心圆筒在平行地流动。（滞流）湍流特点：流体质点除了沿着管道向前流动外，各质点还作剧烈的径向脉动。（紊流）层流与湍流的区别：层流只有轴向运动，而湍流不仅有轴向运动，而且还有径向运动。Re≤2000时，流动类型为层流；Re≥4000时，流动类型为湍流；2000＜Re＜4000，过渡区，流动类型不稳定。目前十四页\总数一百一十七页\编于一点流体在圆管内流动时的速度分布

层流流动时的速度分布为抛物线形状。管中心的流速最大，向管壁的方向渐减，靠管壁的流速为零。平均速度为最大速度的一半。

目前十五页\总数一百一十七页\编于一点湍流速度分布：类似抛物线，顶部宽阔而平坦，管壁较陡。Re↑，顶部越平坦，管壁越陡。（近似）u=0.82umax层流底层：δ，在靠近管壁的区域，仍有一极薄的流体作层流流动，称为层流内层或层流底层。流体的湍流程度越大，层流底层越薄。层流底层的存在，对传质、传热有重要影响。

u↑,湍动程度↑，δ↓。目前十六页\总数一百一十七页\编于一点

1.5流体在管内的流动阻力流动阻力产生的内因是流体的粘性，外因是流动。流体在管内流动的总阻力=直管阻力+局部阻力直管阻力：指流体流经直管时，由于流体流动产生的内摩擦力而产生的阻力。局部阻力：指流体流经管件、阀门等由于改变方向产生旋涡而产生的阻力。目前十七页\总数一百一十七页\编于一点1.5.1流体在直管中的流动阻力（1）计算圆形直管阻力的通式（范宁公式）λ—摩擦系数，λ与流体流动状况、管路粗糙度有关或（2）管壁粗糙度对摩擦系数的影响化工所用管道分为光滑管和粗糙管。管径常以ΦA*B表示，其中A指管外径，B指管壁厚度目前十八页\总数一百一十七页\编于一点（3）层流时的摩擦系数层流时的哈根-波谡叶方程（重点）（4）湍流时的摩擦系数湍流时摩擦系数是通过因次分析（量纲分析）和实验得到与Re和相对粗糙度的关系。并绘在图上，P44，该图可分为四个区域：目前十九页\总数一百一十七页\编于一点①层流区：Re≤2000，λ与Re为直线关系，而与ε/d无关。阻力损失与速度的一次方成正比。λ可计算，也可以查图。λ=64/Reλ=f(Re)②过渡区：

2000<Re<4000，流动类型不稳定，为安全起见，一般按湍流计算λ。③湍流区：Re≥4000及虚线以下的区域λ=f(Re,ε/d)。Re较小，λ集中；Re较大，λ分散ε/d=const：Re↑，λ↓；Re=const：ε/d↑，λ↑④完全湍流区：λ仅与ε/d有关，而与Re无关。Re一定时，λ随ε/d增大而增大，阻力损失与速度的平方成正比，称为阻力平方区。目前二十页\总数一百一十七页\编于一点（5）流体在非圆形直管内的流动阻力当流体在非圆型管内湍流流动时，计算阻力时d用当量直径de代替。当量直径：4倍的流通截面积除以流体润湿周边长度de——当量直径，m；rH——水力半径，m。

对于矩形管长为a,宽为b目前二十一页\总数一百一十七页\编于一点（1）阻力系数法u为管中流体流速，ξ为局部阻力系数管件不同ξ也不同，其值由实验测定突然扩大时，

突然缩小时，注意：计算突然扩大或突然缩小的局部阻力损失时，流速u均为细管中的流速。当流体从管道中流入截面较大的容器，或气体从管道排放到大气中，ξ=1流体自容器进入管的入口，相当于自很大的截面突然缩小到很小的截面，ξ=0.5目前二十二页\总数一百一十七页\编于一点2、当量长度法此法是将流体流过管件或阀门所产生的局部阻力损失，折合成流体流过长度为Le的直管的阻力损失。Le由实验测定。P48管路系统的总能量损失管路系统的总阻力损失包括直管阻力损失和所有管件、阀门等的局部阻力损失。若管路系统中的管径d不变，则总阻力损失计算式为：目前二十三页\总数一百一十七页\编于一点(2)已知d、l和∑hf及管路设置，求管路的输送量Vs。(3)已知l、∑hf、Vs及管路设置，确定输送管路的管径。（1）简单管路（2）复杂管路①并联管路并联管路特点：总流量等于各支管流量之和；a)V＝V1＋V2＋V3单位质量流体流经各支管的阻力损失相等。

b)hf1=hf2=hf3=hfAB123AB目前二十四页\总数一百一十七页\编于一点根据hf1=hf2=hf3各支管的流量比即d增大，l下降，流量越大。②分支管路：流体在主管处有分支，但最终不再汇合的管路称分支管路。P55例1-25V＝V1＋V2＋V3＋……可在分支处将其分为若干简单管路，然后按一般的简单管路计算，在计算分支管路所需的能量时，须按耗用量最大的那支管路计算。目前二十五页\总数一百一十七页\编于一点测量流量的原理：管道中流体的流量愈大，在孔板前后产生的压差ΔP=P1-P2也越大，Vs与ΔP互为一一对应的关系。所以只要用差压计测出孔板前后的差ΔP，就能知道流量Vs。C0:流量系数或孔流系数，无因次，其数值在0.6左右，可通过实验测得。P71（重点）目前二十六页\总数一百一十七页\编于一点第2章流体输送机械概述

流体从低处→高处；低压处→高压处；所在地→较远处；

需要对流体做功，增加流体的机械能。流体输送设备（通用机械）：液体输送设备——泵；气体输送设备——

通风机、鼓风机、压缩机或真空泵。作用：向系统输入能量，补充所需机械能；用于流体的输送或加压。目前二十七页\总数一百一十七页\编于一点（3）效率泵的效率就是反映能量损失的大小。能量损失的原因①容积损失：泵的泄漏造成的。容积效率η1。②水力损失：由于流体流过叶轮、泵壳时产生的能量损失。水力效率η2。③机械损失：泵在运转时，在轴承、轴封装置等机械部件接触处由于机械磨擦而消耗部分能量，机械效率η3。泵的总效率η（又称效率）η＝η1×η2×η3

对离心泵来说，一般0.6~0.85左右，大型泵可达0.90。目前二十八页\总数一百一十七页\编于一点（4）轴功率离心泵的轴功率是指泵轴所需的功率。当泵直接由电动机带动时，它即是电机传给泵轴的功率，以N表示，其单位为W或KW。泵的有效功率可写成

由于有容积损失、水力损失与机械损失，所以泵的轴功率N要大于液体实际得到的有效功率，即泵在运转时可能发生超负荷，所配电动机的功率应比泵的轴功率大。在机电产品样本中所列出的泵的轴功率，除非特殊说明以外，均系指输送清水时的数值。目前二十九页\总数一百一十七页\编于一点2离心泵的特性曲线

一、离心泵的特征曲线（1）H--Q曲线（2）N--Q（3）η--QQ↑,H↓Q↑,N↑Q=0,η=0

注意：特性曲线是在一定转速下测定。目前三十页\总数一百一十七页\编于一点最高效率点称为设计点。离心泵的铭牌上标出的性能参数就是指该泵在运行时效率最高点的性能参数。

启动离心泵时，为了减小启动功率，应将出口阀关闭。高效率区：ηmax×92%3、离心泵的性能的改变和换算1）液体物性对离心泵特性的影响(1)密度的影响

离心泵的压头、流量、效率均与液体的密度无关。但泵的轴功率与输送液体的密度有关，随液体密度而改变。因此，当被输送液体与水不同时，原离心泵特性曲线中的N—Q曲线不再适用。目前三十一页\总数一百一十七页\编于一点(2)粘度的影响

若被输送液体的粘度大于常温下清水的粘度，则泵体内部液体的能量损失增大，因此泵的压头、流量都要减小，效率下降，而轴功率增大，亦即泵的特性曲线发生改变。

2）离心泵的转速对特性曲线的影响

当转速n改变时，泵的流量Q、压头H及功率N也相应改变。对同一型号泵、同一种液体，在效率η不变的条件下，Q、H、N随n的变化关系如下式表示。目前三十二页\总数一百一十七页\编于一点适用条件：同一型号泵、同一种液体，在效率η不变的前提下。

3）叶轮直径对离心泵特性的影响当离心泵的转速一定时，通过切割叶轮直径D，使其变小，也能改变特性曲线。(称为切割定律)适用条件：同一型号泵、同一液体、同一转速下直径D的切割量小于5-10％。

比例定律目前三十三页\总数一百一十七页\编于一点汽蚀原因：当离心泵入口处压力p1≤饱和蒸汽压汽蚀危害：噪音、震动，流量、扬程明显下降汽蚀避免：最低点压强＞饱和蒸汽压造成泵入口处压力过低的原因：①离心泵的安装高度Hg高；②泵吸入管路局部阻力过大；③液体温度高。2离心泵的抗气蚀性能

离心泵的抗气蚀性能可用气蚀余量和允许吸上真空度表示。目前三十四页\总数一百一十七页\编于一点1）离心泵的气蚀余量油泵用Δh----气蚀余量2）离心泵的允许吸上真空度——称之为允许吸上真空度由泵的制造厂家在98.1KPa（10mH2O）大气压下，用20℃清水实验测得。

若操作条件与上述实验条件不一致或输送其它液体时，可按P882-28的公式换算。目前三十五页\总数一百一十七页\编于一点工作点：泵的特性曲线H-Qv与管路的特性曲线H-Q的交点。适宜工作点：工作点所对应效率在最高效率区。2

离心泵的流量调节1)改变泵出口阀门开度实质：改变管路特性曲线，泵特性曲线不变。目前三十六页\总数一百一十七页\编于一点

优点：迅速方便，连续调节。代价：阀门阻力损失↑。适用场合：流量调节幅度不大，需经常调节的地方。泵出口阀：两套(手动阀和自动阀)阀门开小：B↑曲线变陡Q↓H↑阀门开大：B↓曲线变平坦Q↑H↓

目前三十七页\总数一百一十七页\编于一点2)改变泵的转速或切削叶轮的直径实质：改变泵特性曲线，管路特性不变。

转速n增大，泵特性曲线上移，则：Q↑H↑转速n减小，泵特性曲线下移，则：Q↓H↓目前三十八页\总数一百一十七页\编于一点3离心泵的并联和串联

(1)离心泵的并联并联后的总流量必低于单台泵流量的两倍，而且并联压头略高于单台泵的压头

。目前三十九页\总数一百一十七页\编于一点(2)．串联操作泵型号相同，首尾相连。两台泵串联操作的总压头必低于单台泵压头的两倍。目前四十页\总数一百一十七页\编于一点（3）离心泵组合方式的选择

对于管路特性曲线较平坦的低阻力型管路，采用并联组合方式可获得较串联组合方式为高的流量和压头反之，对于管路特性曲线较陡的高阻力型管路，则宜采用串联组合方式。目前四十一页\总数一百一十七页\编于一点第4章传热4.1概述传热在化工生产中的应用热力学第二定律：只要存在温度差，热量会自发从高温传递向低温，直至温度相等。传热方向：传热极限：传热推动力：高温→低温温度相等温度差传热应用：科研、生产、生活目前四十二页\总数一百一十七页\编于一点传热的基本方式1.热传导：固体主要传热方式分子无规则热运动，使相邻分子间传热。传热速率相对较慢。

单纯的导热，物体各部分之间无宏观运动。2.热对流：流体主要传热方式流动中，流体质点相互碰撞，传热。传热速率与流动状态密切相关。对流类型：①强制对流：流体的运动受到外力的作用。②自然对流：流体的运动是由于流体内部冷、热部分的密度不同而引起。工程中通常将流体和固体壁面之间的传热称为对流传热。目前四十三页\总数一百一十七页\编于一点物体温度↑，热辐射能力↑。实际传热过程：几种传热方式可同时存在。3．热辐射热辐射：因热的原因而产生的电磁波在空间的传递。辐射传热：物体间相互辐射和吸收能量的总结果。方向：高温→低温热辐射的电磁波波长范围0.38～100μm，可见光和红外线范围。特点：两物体不相接触，也不需任何介质。目前四十四页\总数一百一十七页\编于一点1.固体的导热系数

金属是最好的导热体。λ纯金属＞λ合金

t

↑,λ↓

非金属：t

↑,λ↑2.液体的导热系数

金属液体：t

↑,λ↓非金属液体：t

↑,λ↑。λ金属液体＞λ非金属液体λ纯液体＞λ溶液溶液的λ：经验公式，查手册。3.气体的导热系数λ=f(T），t

↑,λ↑

气体的导热系数很小，故对导热不利，但对保温有利。目前四十五页\总数一百一十七页\编于一点通过平壁的稳态热传导（1）单层平壁的稳态热传导

①导热系数λ=const;②温度只沿着垂直于壁面的x轴方向变化，等温面皆为垂直于x轴的平行平面。一维稳态的热传导目前四十六页\总数一百一十七页\编于一点x/mt2t1t/℃t2t3t4多层平壁稳态导热温度分布Q

（2）多层平壁的稳态热传导条件：多层平壁一维稳态导热(x方向)。则：目前四十七页\总数一百一十七页\编于一点（1）单层圆筒壁的稳态热传导

问题：与平壁稳态导热的异同点相同点：一维稳态导热，Q=常数不同点：1、热流方向不同2、传热面积沿径向不同目前四十八页\总数一百一十七页\编于一点

（2）多层圆筒壁的稳态热传导各层厚分别为b1=r2-r1；b2=r3-r2，b3=r4-r3；各层材料的导热系数λ1、λ2、λ3r1r2r3r4t1t2t3t4λ1λ2λ3目前四十九页\总数一百一十七页\编于一点

（2）有相变传热

例4-4试计算压力为147.1kPa，流量为1500kg/h的饱和水蒸汽冷凝后并降温至50℃时所放出的热量。

目前五十页\总数一百一十七页\编于一点4.4.2总传热速率方程和总传热系数（1）总传热速率方程K：总传热系数，W/（m2.k）

注意：K与S相对应，同选Si、Sm或So

（2）总传热系数获取方法：①选取经验值P177②实验测定K值；QSΔtm→K③计算重点目前五十一页\总数一百一十七页\编于一点如果考虑污垢热阻

工程上规定，以传热管外表面积So为基准目前五十二页\总数一百一十七页\编于一点若传热面为平壁或薄管壁时：

（忽略管壁热阻和污垢热阻）结论：K值总是接近热阻大的一侧流体的a值（a小），总热阻由热阻较大一侧流体控制，如果要提高K，首先要提高a小。ai、ao相差不太大时，两者必须同时提高。圆筒壁：So≠Si≠Sm，SO=πdOL，Si=πdiL，Sm=πdmL。目前五十三页\总数一百一十七页\编于一点4.5.3流体无相变时对流传热系数的经验关联式强制对流传热和自然对流。强制对流自然对流

1流体在管内强制对流时的对流传热系数(1)流体在圆形直管内强制湍流时的对流传热系数

①低粘度的流体Nu=0.023Re0.8Prn

当流体被加热时，式中n=0.4；流体被冷却时，n=0.3适用范围：Re＞104，0.7＜Pr＜120，管长与管径之比L/d≥60，μ＜2×10-3Pa·s；特性尺寸：管内径di；定性温度：tm=（t1+t2）/2目前五十四页\总数一百一十七页\编于一点

②高粘度液体

适用范围：Re＞104，0.7＜Pr＜120，长径比L/d≥60；特性尺寸：管内径di；定性温度：除粘度μw取壁温外，tm=（t1+t2）/2

当液体被加热时当液体被冷却时

对于气体，不管是加热或冷却，皆取1③短管对于L/d＜60的短管，管子入口处拢动较大，所以a较高，需要修正，乘以短管修正系数

④弯管

式中：R——弯管的曲率半径Rdi目前五十五页\总数一百一十七页\编于一点4.5.4流体有相变时的对流传热蒸汽冷凝和液体沸腾α相变＞＞α无相变1．蒸汽冷凝时的对流传热蒸汽冷凝传热：当饱和蒸汽与低于饱和温度的壁面接触时，将冷凝成液滴并释放出气化潜热。(1)蒸汽冷凝的两种方式①膜状冷凝：冷凝液能够润湿壁面，在壁面上形成一层完整的液膜。②滴状冷凝：冷凝液不能够润湿壁面，在壁面上形成许多的小液滴。

α膜状冷凝小于

α滴状冷凝工业冷凝器的设计都按膜状冷凝考虑。目前五十六页\总数一百一十七页\编于一点大容器饱和沸腾曲线AB段，自然对流区，Δt较小时，传热以自然对流为主。BC段，核状沸腾区，汽泡产生速度大，α上升很快。CDE段，膜状沸腾区，当Δt增大到一定程度，汽泡产生速度大于脱离的速度，使传热困难，对流传热系数α下降。工业一般控制在核状沸腾区控制Δt＜Δtc核状沸腾也称为泡状沸腾目前五十七页\总数一百一十七页\编于一点吸收率反射率透射率黑体：能全部吸收辐射能的物体A=1。白体：能全部反射辐射能的物体R=1。（镜体）透热体：能全部透过辐射能的物体D=1。灰体：能以相同的吸收率A，吸收全部波长辐射能的物体。（工业上，多数物体都可近似视为灰体）目前五十八页\总数一百一十七页\编于一点

4.7换热器

换热器的种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为三大类：

●间壁式

●直接接触式（混合式）

●蓄热式

目前五十九页\总数一百一十七页\编于一点二、列管式换热器的设计时应考虑的问题（一）流体流径的选择P279管程和壳程选择原则：（1）

不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便；

（2）

腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；

（3）

压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力；

（4）饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出；（5）流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流；（6）

需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。

目前六十页\总数一百一十七页\编于一点4-7-3换热器的传热强化途径

总传热速率方程：

强化方法：（一）增大传热面积S

关于传热面积S的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积S，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。

(二）增大传热平均温度差

（三）增大总传热系数K

（设法减小对K值影响较大的热阻）减小热阻的主要方法有(1)加大流速；（2）防止结垢和及时地清除垢层。

目前六十一页\总数一百一十七页\编于一点5.1湿空气的性质及湿度图5-1-1湿空气的性质

一、湿度又称为湿含量。它以湿空气中所含水蒸气的质量与绝对干空气的质量之比表示，用符号Ｈ表示，其单位为kg水气/kg干空气

第5章干燥目前六十二页\总数一百一十七页\编于一点二、相对湿度百分数湿空气为饱和空气湿空气为绝干空气三、比容（湿容积）在p总=101.3kPa时

重点目前六十三页\总数一百一十七页\编于一点六、干球温度和湿球温度

对于某一定干球温度的湿空气，其相应的温度越低，湿球温度值越低，并且干球温度大于湿球温度，而对于饱和湿空气而言，其湿球温度与干球温度相等。目前六十四页\总数一百一十七页\编于一点八、露点不饱和的湿空气在湿含量Ｈ不变的情况下冷却，达到饱和状态时的温度，称为该湿空气的露点，用符号表示。

露点是湿空气的一个物理性质，当达到露点时，空气的湿度为饱和湿度。当空气从露点继续冷却时，其中部分水蒸气便会以水的形式凝结出来。对于不饱和湿空气为对于饱和的湿空气则有

目前六十五页\总数一百一十七页\编于一点5.2干燥过程的物料衡算与热量衡算（本章重点）5-2-1湿物料中含水量的表示方法一、湿基含水量

是以湿物料为计算基准的水分的质量百分数，即二、干基含水量Ｘ

是以湿物料中绝对干物料为计算基准的水分的质量比，即湿物料中水分质量与绝对干料的质量之比。

目前六十六页\总数一百一十七页\编于一点

第一章蒸馏本章重点：二组分连续精馏塔的计算

目前六十七页\总数一百一十七页\编于一点

2）用相对挥发度表示的气液平衡关系蒸馏的依据是混合液中各组分挥发度的不同。在一定条件下纯组分的挥发度由该组分在给定条件下的饱和蒸气压表示。在混合溶液中，其挥发度用它在气相中的分压与其液相中摩尔分率的比表示。习惯上将易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比称为相对挥发度，以表示。目前六十八页\总数一百一十七页\编于一点用相对挥发度表示的易挥发组分A的气液相平衡方程式

在一定温度范围内，α可近似为常数。α值的大小反映了混合液分离的难易程度。若α=1，则表明这种混合液不能用普通方法分离。α越大,分离越容易。3两组分理想溶液的气液平衡相图蒸馏中常用的相图有恒压下的温度-组成图和气液平衡相图。1）温度-组成图（t-x-y图）蒸馏通常在一定外压下进行，溶液的温度随组成而变，故恒压下的温度组成图（t-x-y图）对蒸馏过程的分析具有重要意义。

重点目前六十九页\总数一百一十七页\编于一点1.4精馏原理和流程

1.4.1精馏过程原理和条件精馏：利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。精馏的原理:多次部分汽化、多次的部分冷凝。精馏过程既传热又传质，属传质过程控制。目前七十页\总数一百一十七页\编于一点1.5两组分连续精馏的计算计算内容：馏出液及釜液的流量、塔板数或填料高度、进料口的位置、塔高、塔径等。

1.5.1理论板的概念及恒摩尔流假定1、理论板的概念

理论板指离开该板的气相组成与离开该板的液相组成之间互成平衡的理想化塔板。

2、恒摩尔流假定（1）恒摩尔气流

精馏段：V1=V2=…=Vn=V

目前七十一页\总数一百一十七页\编于一点

提馏段：V1’=V2’=…=Vn’=V’（除饱和液体进料外,其余V≠V‘）（2）恒摩尔液流

精馏段：L1=L2=…=Ln=L

提馏段：

恒摩尔流假定成立的条件：(1)各组分的摩尔汽化潜热相等；（主要条件）(2)气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；(3)塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。目前七十二页\总数一百一十七页\编于一点1.5.2物料衡算和操作线方程1、全塔物料衡算（重点）塔顶易挥发组分的回收率塔底难挥发组分的回收率

目前七十三页\总数一百一十七页\编于一点2、精馏段操作线方程（重点）例用连续精馏方法分离乙烯、乙烷混合物。已知进料中含乙烯0.88（摩尔分数，下同），流量为200kmol/h。今要求馏出液中乙烯的回收率为99.5%，釜液中乙烷的回收率为99.4%，试求所得馏出液、釜液的流量和组成。目前七十四页\总数一百一十七页\编于一点3、提馏段操作线方程1.5.3进料热状况的影响（1）过冷液体（温度低于泡点）；q>1（2）饱和液体（温度等于泡点）；q=1（3）气液混合物（温度在泡点和露点之间）；0<q<1（4）饱和蒸气（温度等于露点）；q=0（5）过热蒸气（温度高于露点）。

q<0（重点）目前七十五页\总数一百一十七页\编于一点进料热状况参数q精馏段与提馏段物流之间的关系为：（重点）

q>1

q=1q=0～1q=0q<0过冷液体进料

饱和液体进料

气液混合物进料

饱和蒸气进料

过热蒸气进料

目前七十六页\总数一百一十七页\编于一点1.5.4理论板层数的求法

相平衡关系精馏操作方程提馏段操作线方程

1、逐板计算法逐板计算法是利用相平衡方程和操作线方程，根据塔顶馏出液或塔釜液的组成，从塔顶或塔底开始向塔的进料板方向计算。计算精馏段理论板数，利用精馏段操作线方程和相平衡方程；计算提馏段理论板数，利用提馏段操作线方程和相平衡方程。精馏段理论板数与提馏段理论板数之和，即为全塔理论板数。目前七十七页\总数一百一十七页\编于一点2、q线方程

在进料板上，同时满足精馏段和提馏段的物料衡算，故两操作线的交点落在进料板上。当q为定值，改变塔操作的回流比时，两操作线交点轨迹即q线。

当一定操作回流比条件下，不同热状态对提馏段存在显著的影响（重点）目前七十八页\总数一百一十七页\编于一点3图解法（1）在直角坐标系中绘出物系的相平衡曲线和对角线。

（2）绘出精馏段操作线（精馏段操作线通过D、C两点）。（3）绘出q线（q线与精馏段操作线相交于Q点）（4）连接W点与q线与精馏段操作线的交点Q，得到提馏段操作线。（5）在平衡线与精馏段操作线之间作梯级，当梯级跨过两操作线的交点时，应改在提馏段操作线与平衡线之间作梯级，直至梯级达到或跨过点w为止。此时，梯级数N（含再沸器）为所求的理论塔板数N，跨过两操作线交点的板为进料板。目前七十九页\总数一百一十七页\编于一点（重点）3、适宜回流比

以获得精馏总成本最低的回流比为最优回流比。总成本为投资费用和操作费用之和。

操作费用和投资费用之和最小的回流比为最适宜的回流比。这一回流比R通常选最小回流比倍数经验范围：大多数文献建议

R=（1.1～2.0）Rmin目前八十页\总数一百一十七页\编于一点1.7

恒沸精馏和萃取精馏恒沸精馏和萃取精馏方法的应用条件：

（1）一些具有恒沸点的非理想溶液；（2）有些相对挥发度接近1的体系。1.7.1恒沸精馏

在双组分混合液中加入第三组分（称为夹带剂），该组分能与原溶液中的一个或两个组分形成一新的最低恒沸物，恒沸物从塔顶蒸出，塔底引出较纯产品，这种精馏称之为恒沸精馏。

乙醇-水常压下恒沸点为78.15℃，其恒沸点组成是，乙醇0.894，水0.006（摩尔分数）。当加入夹带剂苯时，即可形成更低沸点的三元恒沸物。其组成是：苯0.544，乙醇0.23，水0.226，沸点为64.6℃。在较低温度下，苯与乙醇、水不互溶而分层，从而苯被分离出来。目前八十一页\总数一百一十七页\编于一点对夹带剂的要求是：①夹带剂应能与被分离组分形成新的恒沸物，且该恒沸物易于和塔底组分分离；②新恒沸物中夹带剂的含量要少；③新恒沸物最好为非均相混合物；④价格低廉、安全可靠。1.7.2萃取精馏

萃取精馏是向原料液中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂），以改变原组分间的相对挥发度而达到分离要求的特殊精馏方法。萃取剂本身挥发性很小，不与混合物形成共沸物，却能显著地增大原混合物组分间的相对挥发度，以便采用精馏方法加以分离。常压下环己烷与苯相对挥发度接近１，若以糠醛作为萃取剂，则苯由易挥发组分变为难挥发组分，且相对挥发度发生显著改变。苯的沸点80.1℃，环己烷的沸点80.73℃目前八十二页\总数一百一十七页\编于一点选择萃取剂的原则：①萃取剂应使原组分间相对挥发度发生显著的变化；②萃取剂本身的挥发性小，且不与原组分形成恒沸物；③无毒、无腐蚀性，热稳定性高；④来源方便，价格低廉。与恒沸精馏相比，萃取精馏具有以下特点：①可以作为萃取剂的物质较多，故萃取剂比夹带剂易于选择；②萃取剂以液态从塔顶加入，从塔底流出，不像夹带剂以气态形式夹带组分从塔顶流出，故萃取精馏的能耗较少；③萃取剂的加入量可以在较大范围内变动，而适宜夹带剂的量多为一定，故萃取精馏的操作方式灵活，易控制；④萃取精馏不宜采用间歇操作，而恒沸精馏则可采用间歇操作方式。目前八十三页\总数一百一十七页\编于一点本章重点：填料吸收塔的工艺计算第2章吸收目前八十四页\总数一百一十七页\编于一点2-1-1气体的溶解度

在一定温度和压力下，气液两相接触时将发生溶质气体向液相转移，使其在液相中的浓度增加，当长期充分接触后，液相中溶质浓度不再增加达到饱和，这时两相达到相平衡。此时，溶质在液相中的浓度称为平衡溶解度。简称为溶解度。

溶解度随温度和溶质气体的分压不同而不同，平衡时溶质在气相中的分压称为平衡分压。溶质组分在两相中的组成服从相平衡关系。加压和降温有利于吸收操作，反之，升温和减压对解吸有利。但加压、减压费用太高一般不采用。

2.1气体吸收的相平衡关系目前八十五页\总数一百一十七页\编于一点2-1-2亨利定律

（适用于稀溶液）当总压不高（一般小于500KPa）时，在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在着如下的关系：式中:Pi*--溶质A在气相中的平衡分压,kPaxi--溶质在液相中的摩尔分率,E—亨利系数，kPa说明：同一溶剂中，易溶气体的E值很小，难溶的很大。亨利定律其它几种表达形式:

目前八十六页\总数一百一十七页\编于一点亨利定律各系数之间的关系:

（重点）H值随温度升高而减小，易溶气体H值大，难溶则小目前八十七页\总数一百一十七页\编于一点2.1.3吸收剂的选择：P48（１）对被吸收的组分要有较大的溶解度，且有较好的选择性。

（２）要有较低的蒸气压，以减少吸收过程中溶剂的挥发损失。（３）要有较好的化学稳定性，以免使用过程中变质。（４）腐蚀性要小,以减小设备费用和维修费。（5）吸收后的溶剂应易于再生。目前八十八页\总数一百一十七页\编于一点2.1.4相平衡关系在吸收过程中的应用P531．判断传质进行的方向

不平衡的气液两相接触后所发生的传质过程是吸收还是解吸，取决于相平衡关系。

吸收过程平衡过程解吸过程目前八十九页\总数一百一十七页\编于一点2．确定传质的推动力在吸收过程中，通常以实际的气、液相组成与其平衡组成的偏离程度来表示吸收过程推动力。实际组成偏离平衡组成越远，过程推动力越大，过程速率也越快。

以气相表示的吸收过程推动力以液相表示的吸收过程推动力目前九十页\总数一百一十七页\编于一点2.3

吸收塔的计算（本章重点）已知：V-----惰性气体的摩尔流量,kmol/hY1-----进塔气体中溶质摩尔比Y2-----离塔气体中溶质摩尔比X2-----进塔吸收液中溶质的摩尔比求：(1)完成分离任务所需吸收剂的用量L(2)出塔液体中溶质的摩尔比X1(3)所需的填料层高度Z(4)填料塔塔径D目前九十一页\总数一百一十七页\编于一点吸收塔的物料衡算与操作线方程

出塔气体摩尔比Y2的给出形式:（1）如果溶质是有害气体，一般直接规定Y2的值。（2）如果吸收的目的是回收有用物质，则以回收率的形式给出。（重要）目前九十二页\总数一百一十七页\编于一点

2.3.2吸收剂的用量的决定（重要）若平衡关系可用（重点）目前九十三页\总数一百一十七页\编于一点吸收剂用量的大小从设备费和操作费两方面影响生产过程的经济效益，应权衡利弊，选择适宜液气比，使总费用为最小。一般情况下P74例2-8目前九十四页\总数一百一十七页\编于一点2-3-3塔径的计算Vs---在操作条件下混合气体的体积流量，m3/s

u----混合气体的空塔速度，m/s

在吸收过程中，由于溶质不断进入液相，故混合气体流量由塔底至塔顶逐渐渐小。在计算塔径时，一般应以塔底的气体流量为依据。目前九十五页\总数一百一十七页\编于一点2.3.4填料层高度的计算1、填料层高度的基本计算式目前九十六页\总数一百一十七页\编于一点2）脱吸因数(S)法（吸收因数法A)应用前提是：在吸收过程涉及的浓度范围内平衡关系可以用线性方程Y*=mX+b(注：b可以＝0或≠0)表示的情况。吸收因数脱吸因数目前九十七页\总数一百一十七页\编于一点X=X2+V/L（Y-Y2）（重点）P118目前九十八页\总数一百一十七页\编于一点3）对数平均推动力法应用前提：在吸收过程涉及的浓度范围内平衡关系可以用线性方程Y*=mX+b(注：b可以＝0或≠0)表示的情况。（重点）（重点）目前九十九页\总数一百一十七页\编于一点——气相对数平均推动力。同理，液相总传质单元数为：

或可用算术平均值代替对数平均值。

——液相对数平均推动力目前一百页\总数一百一十七页\编于一点第3章蒸馏和吸收塔设备3.1概述

1、塔设备基本功能（1）是为混合物的气、液两相提供多级的充分、有效的接触与及时、完全分离的条件；（2）在塔内使气、液两相最大限度接近逆流，以提供最大的传质推动力。2、塔设备性能评价指标生产能力、分离效率、操作弹性。

3、塔设备的分类板式塔和填料塔

目前一百零一页\总数一百一十七页\编于一点3.2板式塔板式塔性能要求：①生产能力大；②塔板效率高；③具有适当的操作弹性；④塔板阻力小；⑤塔结构简单，易于加工制造，维修保养。液相总流向—重力，顶底，板上横向流过；气相总流向—压差，底顶，穿过每层板。总体上—气液两相逆流接触；塔板上—气液两相错流接触。目前一百零二页\总数一百一十七页\编于一点六、负荷性能图目前一百零三页\总数一百一十七页\编于一点第4章液-液萃取4.1概述液-液萃取（抽提）：利用液体混合物中各组分对溶剂溶解度的差异来分离或提纯物质的传质过程。目的:分离液-液混合物。依据:利用混合物中各组分在某一溶剂中的溶解度之间的差异。（1）几个基本概念①萃取剂(溶剂)S：所用的溶剂；

②原料液F：所处理的混合液；③溶质A：原料液中易溶于溶剂的组