化工原理重点内容纲要

化工原理重点内容纲要

目录

第一章流体流动与输送设备（3）

第一节流体静力学（3）第二节流体动力学（5）第三节管内流体流动现象（7）第四节流体流动阻力（8）第五节管路计算（11）第六节流速与流量的测量（11）第七节流体输送设备（13）第二章非均相物系分离（21）

第一节概述（21）第二节颗粒沉降（22）第三节过滤（25）第四节过程强化与展望（27）第三章传热（28）第一节概述（28）第二节热传导（28）第三节对流传热（30）第四节传热计算（30）第五节对流传热系数关联式（31）第六节辐射传热（34）第七节换热器（35）第四章蒸发（37）第一节概述（37）第二节单效蒸发与真空蒸发（37）第三节多效蒸发（40）第四节蒸发设备（41）第五章气体吸收（42）第一节概述（42）第二节气液相平衡关系（45）

第三节单相传质（46）第四节相际对流传质及总传质速率方程（49）第五节吸收塔的计算（51）第六节填料塔（58）第六章蒸馏（60）第一节概述（60）第二节双组分物系的气液相平衡（60）第三节简单蒸馏和平衡蒸馏（62）第四节精馏（63）第五节双组分连续精馏的计算（63）第六节间歇精馏（67）第七节恒沸精馏与萃取精馏（67）第八节板式塔（67）第九节过程的强化与展望（69）第七章干燥（71）第一节概述（71）第二节湿空气的性质及湿度图（71）第三节干燥过程的物料衡算与热量衡算（73）第四节干燥速率和干燥时间（75）第五节干燥器（76）第六节过程强化与展望（78）

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。f(p,T)

液体密度一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：

1a1a2anm12n

式中，ai为液体混合物中i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

pMRT

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：

m1112nn

式中，i为气体混合物中i组分的体积分数。

pMRT

或m其中Mm

mM1y1M2y2Mnyn

式中，yi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φ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

（1）按压力的定义，其单位为N/m2，或Pa；（2）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：

1atm=1.013×10Pa=760mmHg=10.33mH2O压力的表示方法

表压=绝对压力－大气压力真空度=大气压力－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p2p1g(z1z2)能量形式

p1z1gp2z2g

5

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：

1.压力及压差的测量（1）U形压差计

p1p2(0)gR

若被测流体是气体，可简化为

p1p2Rg0U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

p1p2Rg(0)Rg

（3）双液体U管压差计

p1p2Rg(AC)2.液位测量3.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VS单位时间内流经管道任意截面的流体体积，m/s或m/h。质量流量mS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u单位时间内流体在流动方向上所流经的距离，m/s。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/（m2s）。相互关系：

质量流量mSkg/smS=VSρ体积流量VSm/s

333

mS=GA=πd2G/4VS=uA=πd2u/4质量流速Gkg/（m2s）(平均)流速um/sG=uρ1-2-2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

mS1mS2常数u22A2u11A1常数

ρ=常数（不可压缩流体）VS1VS2常数u1A1u2A2常数

22u1d1u2d2常数

圆管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：z1g以单位重量流体为基准：

z112gu1212u12p1Wez2g12u22p2WfJ/kg

p1gHez212gu22p2ghfJ/N=m

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p1p220%，可用两截面的平均密度ρ

p1m计算。

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。

z1g1212gu12p1p1z2g121u22p2p2

z1u12gz22gu22g

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

z1gp1z2gp2

上式即为流体静力学基本方程式。

2（2）在柏努利方程式中，zg、u、

1p2分别表示单位质量流体在某截面上所具有的位

能、动能和静压能；而We、ΣWf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：PemsWe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：（1）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。截面的物理量均取该截面上的平均值。

（2）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一致，对于压力还应注意表示方法一致。

Pe

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

..FAdudy或dudy

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：Pas，cP1cP=10-3Pas影响因素：温度与压力

液体：T↑，μ↓；不考虑p的影响。

气体：T↑，μ↑；一般在工程计算中也不考虑p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μ与密度ρ的比值，单位为m/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

Redu2

（1-28）

Re为无因次准数，是流体流动类型的判据。

（1）当Re≤201*时，流动为层流，此区称为层流区；（2）当Re≥4000时，一般出现湍流，此区称为湍流区；

（3）当201*

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Wflu2d2

压头损失

压力损失pfWf二、层流时的摩擦系数

层流时摩擦系数λ是雷诺数Re的函数

64Re

lud22

流体在直管内层流流动时能量损失的计算式为

Wf32lud2

或pf32lud2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（通常采用幂函数形式），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m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λ是Re和相对粗糙度

(Re,dd的函数：

)

λ-Re-

d图：

d（1）层流区ReRecλ=f（(阻力平方区)(虚线以上)

四、非圆形管内的流动阻力

d无关Wf,hf∝u1

d）

）Wf,hf∝u1~2

d）与Re无关Wf,hf∝u2

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de41-4-2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，

Wf"流通截面积润湿周边＝4A

u22或h"fu22g

式中，ζ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，u为小管中的大速度。

进口阻力系数进口0.5，出口阻力系数出口1。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le的直管所产生的阻力即

"Wfleu2d2或h"fleu2d2g

式中le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：

WfWfWf"lud2"2或WfWfWflleu2d2

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VS1VS2VS3(2)整个管路的总能量损失等于各段能量损失之和，即

WfWf1Wf2Wf3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

VSVS1VS2VS3

（2）并联管路中各支管的能量损失均相等，即

Wf1Wf2Wf3WfAB

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

VSVS1VS2（2）虽然各支管的流量不等，但在分支处O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。

pBzBg12uBWfOB2pCzCg122uCWfOC

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：

.u用U形压差计测量压差时

.2p

u2Rg(0)

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u0C02Rg(0)

体积流量VSu0A0C0A02Rg(0)

质量流量mSC0A02Rg(0)式中C0为流量系数或孔流系数，C0f(Re,A0A1)，常用值为C0＝0.6～0.7。

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VSCVA02Rg(0)

式中CV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。环隙流速u0CR2(f)VfgAf

体积流量VsCRAR2(f)VfgAf

式中CR为流量系数，AR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20℃的水（密度为1000kg/m3）或20℃和101.3kPa下的空气

（密度为1.2kg/m）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

VS2VS13

1(f2)2(f1)

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

1.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。

2.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1.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，m3/s或m3/h。

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η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kW。离心泵的有效功率Pe是指液体实际上从离心泵所获得的功率。

PeP100%

QH102泵的有效功率：PeQHg或Pe泵的轴功率为P2.特性曲线

QHg（1kw=102kgm/s）

或PQH102

离心泵特性曲线是在一定转速下，用20℃水测定，由H-Q、P-Q、η-Q三条曲线组成。（1）H-Q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，H-Q曲线的形状有所不同。

（2）P-Q曲线：离心泵的轴功率随流量的增大而增大，当流量Q＝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。

（3）-Q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

14P

P/kW

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。

3.影响离心泵性能的主要因素

密度：ρ↑→Q不变，H不变，η基本不变，P↑；黏度：μ↑→Q↓，H↓，η↓，P↑；转速：比例定律

Q1Q2n1n2;H1H2(n1n2);2P1P2(n1n23)

叶轮直径：切割定律

Q1Q2D1D2;H1H2(D1D2);2P1P2(D1D23)

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。

2管路特性方程HeABQ

H管路特性曲线其中Azpg，B8πg2lled5

HMH~QMH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A与两贮槽间液位差z及操作压

e~Q泵特性曲线QMQ力差p有关，曲线的陡度B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

泵安装在特定的管路中，其特性曲线H-Q与管路特性曲线He-Q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

管路特性方程：Hef(Q)泵特性方程：H(Q)联立求解。

3.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。

4.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(zp)，则只能采用串联操作。

g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1.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。

2.汽蚀余量

实际汽蚀余量NPSH

p1gu122gpVg16

允许汽蚀余量(NPSH)允p1允gu122gpVg

(NPSH)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。

3.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。Hg允p0pVp0p1允gu122ghf01

Hg允g（NPSH）hf01允根据离心泵样本中提供的允许汽蚀余量(NPSH)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Hg实低于Hg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1.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。2.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1.往复泵

（1）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QTASn

当活塞直径、冲程及往复次数一定时，往复泵的理论流量为一定值。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。

2．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。3．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一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1.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。

2.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，m3/s或m3/h。

风压pT是指单位体积的气体流经通风机后获得的能量，J/m3或Pa。

pT(p2p1)2u2

2静风压ps＝(p2p1)动风压pk＝

2u2

2全风压pTpspk

轴功率与效率

PpTQ1000

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pT-Q静风压与流量ps-Q轴功率与流量P-Q和效率与流量-Q四条线。

3.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℃、101.3kPa，空气的密度0＝1.2kg/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

pT0pT0pT1.2

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VA与一个行程活塞扫过的体积（VCVA）之比

VAVCVA

容积系数λ0：在一个压缩循环中，气体吸入的体积（VCVB）与活塞扫过的体积（VCVA）之比

0VCVBVCVA

对于多变压缩过程，二者关系

1kp2101p1容积系数λ

0与压缩机的余隙系数

及压缩比（p2p1）有关。

余隙系数一定时，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非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V=

πd3

表面积S=πd2

比表面积S/V=6/d

2、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dede=36VPSP

表面积当量直径desdes=

S

球形度（形状系数）φs＝

颗粒群的特性

SP

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

da1ni1xidixi＝

GiG

3、颗粒的密度

颗粒的真密度：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/m。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/m3。4、颗粒的粘附性和散粒性

3

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F、浮力Fb、、曳力Fd。对于一定的颗粒和流体，重力Fg、浮力Fb一定，但曳力Fd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

F球形颗粒的自由沉降

FFbFd0

2-2-2重力沉降及设备

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u=ut，ut称为沉降速度，又称为“终端速度”。

ut=

4gd(s)3

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Ret的函数

=f(Ret)=f(

dut)

与Ret的关系可由实验测定，如图2-2所示。图中将球形颗粒（φs=1）的曲线分为三个

区域，即

（1）滞流区（10-4

24Ret

（2）过渡区（2

沉降分离满足的基本条件为θ≥θ

t或

luhut

降尘室的生产能力为Vsblut多层降尘室的生产能力为Vs(n1)blut2、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ur

ur4d(s)uT3R2

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uT2/R即可。

d(s)uT如颗粒沉降过程属于层流ut=

18R22应注意离心沉降速度ur随旋转半径R的变化而变化。离心分离因数Kc是离心分离设备的重要性能指标

KcurutuT2Rg

Kc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dc

旋风分离器能够分离出的最小颗粒直径称为临界粒径。

dc9BπNsui

标准旋风分离器，可取N=5。（2）分离效率η

总效率0C1C2C1

粒级效率iC1iC2iC1i

0（3）压降Δpf

ixi

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。

pf对标准旋风分离器，＝8.0。2、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。

ui22

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。

dVdtAprv(VVe)2

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。

V22VeVKAt

22q2qeqKt

过滤常数K、qe测定

过滤常数一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。

tq1Kq2qeK

2-3-3过滤设备一、板框压滤机

生产能力为Q二、转鼓真空过滤机

生产能力为Q60n三、过滤离心机

26

3600VT

60ΨKAn2Ve2Ve

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又随时间而变，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∶

dQdStn

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ddStn，其值等于温度梯度下的热通量。因此，λ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

1．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。

2．通过单层平壁的导热速率方程式为：Qt1t2btR

S导热通量表达式为：qQStbtR

3．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：

Qt1tn1ni1biiStR导热通量可表示为：

2－4圆筒壁的导热

1．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。

2．单层圆筒壁的导热速率方程：QSm(t1t2)r2r1

圆筒内外壁面的平均值

Sm2πL(r2r1)lnr2r1r2r12πrmL

其中rmr2r1lnr2r1对于工程计算，当

≤2时，可取rmr2r12或SmS2S12

3．多层圆筒壁导热速率方程

Qt1tn1ni1bi

iSmi29

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。

4．导热速率与导热温差及热阻的关系导热速率导热温度差导热阻力tR

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

1.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：

dQTTw1(TTw)dS

dS对流传热系数和传热面积以及温度差相对应。

Q(TTw)Si

Q(twt)S0

2.对流传热系数的物理意义

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。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

QWk(Hk1Hk2)Wc(Hc2Hc1)

两流体均无相变化，则

QWkcpk(T1T2)Wccpc(t2t1)

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，

QWkrWccpc(t2t1)

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1．恒温传热：

tmTt

2．变温传热：逆流或并流

tmt2t1lnt2t1

当≤2时t2t12tm

3．错流和折流时的tm按逆流计算，加以校正，即

"tmttm

"式中tm－按逆流计算的对数平均温差，

t－温差校正系数，t=f(P，R)，P4－4总传热系数

1.外表面为基准的总传热系数计算式为：

1K0d0bd01Rsid0diRs0

t2t1T1t1;RT1T2t2t1

ididm02.热面积

传热面积S0πd0Ln式中：So－换热器传热的外表面积，

L－换热器管长，n－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Nu=

l；雷诺准数Re=

lu；

gtl232普兰特准数Pr=

cp；格拉斯霍夫准数Gr=。

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(2常温水)

Nu=0.023Re0.8Prn

流体被加热时，n=0.4；流体被冷却时，n=0.3。应用范围Re＞10000，0.7＜Pr＜120

0.7d0.8ni60,0.023RePr1若didiLRetL特征尺寸管内径di。

定性温度流体进、出口温度的算数平均值。②高黏度流体(2常温水)

0.83Nu0.023RePrw10.14

应用范围Re＞10000，0.7＜Pr＜16700，

Ldi＞60

特征尺寸管内径di。

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。

令

＝w0.14，为了避免试差，u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1.0。

（2）流体在圆形直管内作强制滞流

1/31/3dNu1.86RePriL1/3w0.14

应用范围Re＜2300，0.6＜Pr＜6700，RePrdi＞100。L特征尺寸管内径di。

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

式中′－弯管中的对流传热系数；

－直管中的对流传热系数；

d－管内径；

R－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de4流通截面积润湿周边

传热当量直径de4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）

deu00.36de0.551/3Prw0.14

应用范围Re=2×～1×

特征尺寸管内径de。

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

24(tπ4d0)2管子为正方形排列deπd0

4(32tπd02π4d0)2管子为正三角形排列de

式中t－相邻两管之中心距；

do－管外径。

雷诺准数中的速度需根据流过管间的最大截面积A计算，即

式中h－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1．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Re＜18001.13(rg23Lt2)1/4

Re＞18000.0077(g23)1/3Re0.4

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ts下的值，其余物性取液膜平均温度

tm(twts)/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

１．黑体：能全部吸收辐射能的物体，其吸收率Ａ＝１。黑体又称为绝对黑体。２．镜体：又称绝对白体，是指能全部反射辐射能，即反射率Ｒ＝１的物体。３．透热体：能透过全部辐射能，即透过全部辐射能，即透过率Ｄ＝１的物体。４．灰体：能以相同的吸收率且部分地吸收由零到∞所有波长范围的辐射能物体。6－2斯蒂芬－波尔茨曼定律

１.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Ｅ（Ｗ／m2）。

２．黑体的辐射能力的表达式－斯蒂芬－波尔茨曼定律：

6－3灰体的辐射能力及黑度

１．黑度：ε灰体的辐射能力E与同温度下黑体辐射能力之比。即

２．灰体的辐射能力E可由下式表达

第七节换热器

1．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

主要由一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，组成一个单元体。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

板翅式换热器的主要优点有：

(1)总传热系数高，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。2．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QKStm，初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸(如d、L、n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Rsi和Rso，再计算总传热系数K’比较K的初设值和计算值，若K’／K＝1.15～1.25，则初选的换热器合适，否则需另设K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。3．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Ｋ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）：

1．因溶液沸点升高等因素会引起温度差损失；

2．因蒸发过程耗热量很大，所以应充分考虑热能利用；

3．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

WF(1完成液的浓度为x12.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

D

x0x1)

Fx0FW

FC0(t1t0)Wr"QLr38

若溶液为沸点加热，且不计热损失，则为

DWr"r

式中：D/W称为单位蒸气消耗量，r为加热蒸气的冷凝潜热；r为二次蒸气的冷凝潜热。

3.蒸发器传热面积的计算AQKtmDrK(Tt1)

（1）传热平均温度差Δtm的确定

在蒸发操作中传热的平均温度差应为tmTt1，称为有效温度差，式中T为加热蒸气的温度；t1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T可由水蒸气表查得。

溶液的沸点t1，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T’，再计算出各种温度差损失Δ后，用下式计算：

t1TΔ

"温度差损失包括：a.溶液的沸点升高Δ"

Δ"fΔ"常

Δ’

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Δ常tAT"，其

1中tA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Δ’常需乘以校正系数f0.0162(T"273)r"2

式中T’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Δ""

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Δ""表示，其值用料液高度一半处的压力pavp"avgh2，并用Δ""tavtb进行近似计算，

式中tav、tb分别为pav、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Δ"""

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，通常取

Δ"""=1℃。

因此，蒸发过程中的总温度差损失Δ为

Δ＝Δ"＋Δ""＋Δ"""

溶液的沸点t1t1tc"Δtc"Δ"Δ""Δ"""

（2）总传热系数K的确定蒸发器的总传热系数可按下式计算

K11iRibR01

0上式影响K值各因素中，往往是Ri和i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Ri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i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i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K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

QKA(Tt1)Dr

2、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/(m2h)

uWA

"若为沸点进料，且不计热损失，根据QKAtmDrWr，则uWAKtmr"

‘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K和传热温度差Δtm（T－t1）。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，具体方法是将前一效的二次蒸气作为后一效的加热蒸气。

一、多效蒸发流程

1．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。

2．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。

3．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：

1.根据物料衡算求出总蒸发量；

2.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

W1W2Wn

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W1:W21:1.1若为三效W1:W2:W31:1.1:1.2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；

3.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:

PP1Pcn

4.应用热量衡算求出各效的加热蒸气用量和蒸发水量；

5.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；

6.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

EWD

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

一、了解各种蒸发器的工作原理、结构、操作特点和应用范围二、了解蒸发器的选型原则

三、了解蒸发器附属设备的工作原理、结构及应用场合

四、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,液体蒸馏,固体干燥,液-液萃取,结晶,吸附,膜分离等。本章介绍气体吸收。5．1．2相组成表示法

1．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。

wAmAm

摩尔分率：摩尔分率是指在混合物中某组分的摩尔数nA占混合物总摩尔数n的分率。

气相：yAnAnnAn

液相：xA质量分数与摩尔分率的关系为：

xA＝

wA/MwA/MAAwB/MBwN/M

N2．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。

aAmAmB

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。

YAnAnBnAnB

XA

质量分数与质量比的关系为

wAaA1aAwA1-wA

aA摩尔分率与摩尔比的关系为

x

X1XY1Yx1-x

yX

Y3．质量浓度与摩尔浓度

y1-y

质量浓度定义为单位体积混合物中某组分的质量。

GAmAV

摩尔浓度是指单位体积混合物中某组分的摩尔数。

cAnAV

质量浓度与质量分数的关系为

GAwA

摩尔浓度与摩尔分率的关系为

cAxAc

4．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

pApyA

摩尔比与分压之间的关系为

YApAppA

摩尔浓度与分压之间的关系为

cAnAVpART

5．1．3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1．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。2．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。3．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。4．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。5．2气液相平衡关系

5．2．1气体在液体中的溶解度1．亨利定律

总压不高（譬如不超过5×10Pa）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。

5

pAEx*

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，E值增大，气体溶解度减少。在同一种溶剂中，难溶气体的E值很大，溶解度很小；而易溶气体的E值则很小，溶解度很大。

亨利定律不同的表达形式：

*（1）pAcAH

溶解度系数H与亨利系数E的关系为：

1HEMSS

溶解度系数H也是温度、溶质和溶剂的函数，但H随温度的升高而降低，易溶气体H值较大，难溶气体H值较小。（2）y*mx

相平衡常数m与亨利系数E的关系为：mEp

相平衡常数m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m值变小，液相溶质的浓度x增加，有利于吸收操作。（3）Y*mX

5．2．2相平衡关系在吸收过程中的应用1．判断过程进行的方向

吸收过程的充分必要条件是

yy或x

反之，解吸过程。2．指明过程进行的极限

平衡状态是吸收过程的极限。3．确定过程的推动力

（yy*）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；(pA－p*A)为以气相分压差表示的吸收过程推动力，(cA－cA)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

5．3．1定态的一维分子扩散1．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J表示，单位为kmol/(m2s)。

菲克定律数学表达式为JADABdcAdz*

**

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DAB=DBA=D2．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N。

单纯等分子反向扩散速率方程积分式：

气相：NA

Dz(cA1cA2)

液相：NA3．单向扩散及速率方程液相：NADczcBmDRTz(pA1pA2)

(cA1cA2)

式中cBmcB2cB1lncB2cB1

气相：NADpRTzpBm(pA1pA2)

式中pBmpB2pB1lnpB2pB1。

ppBm、

ccSm称为“漂流因子”或“移动因子”，无因次。

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：

ppBm1或

ccSm1；当混合物中溶质A的浓度较低时

ppBm1，

ccSm1。

5．3．2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m2/s。即：

DJAdcAdz

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。1．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10-5～10-4m2/s。通常气体中的扩散系数与温度T的1.5次方成正比，与p

成反比。2．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1×10～1×10m/s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。5．3．3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。

5．3．4单相对流传质速率方程1．气相对流传质速率方程

NAkG(pApAi)，NAkG(pApAi)，NAky(yyi)，NAkY(YYi)

-10

-92

式中kG以气相分压差表示推动力的气相传质系数，kmol/（m2skPa）；

ky以气相摩尔分率差表示推动力的气相传质系数，kmol/（m2s）；kY以气相摩尔比差表示推动力的气相传质系数，kmol/（ms）。气相传质系数间的关系：kypkG

kYpkG

2

2．液相对流传质速率方程

NAkL(cAicA)

NAkx(xix)

NAkX(XiX)

式中kL以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/（m2s）；

。kX以液相摩尔比差表示推动力的液相传质系数，kmol/（ms）液相传质系数之间的关系：kxckL

kXckL

2

5．4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。

5．4。2吸收过程的总传质速率方程1．气相总传质速率方程：

NAKG(pApA)

*NAKy(yy)

NAKY(YY)

*式中KG以气相分压差（pApA）表示推动力的气相总传质系数，kmol/（m2skPa）；

***2

Ky以气相摩尔分率差（yy）表示推动力的气相总传质系数，kmol/（ms）；

KY以气相摩尔比差（YY*）表示推动力的气相总传质系数，kmol/（m2s）。2．液相总传质速率方程：

NAKL(cAcA)NAKx(xx)

**NAKX(X*X)

*式中KL以液相浓度差（cAcA）表示推动力的液相总传质系数，m/s；

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