化工原理期末復習課件

化工原理期末復習2010年1月化工原理期末復習2010年1月1第四章傳熱1.本章應掌握的內容

①單層、多層平壁熱傳導速率方程，單層、多層圓筒壁熱傳導速率方程及其應用。②換熱器的能量衡算，總傳熱速率方程和總傳熱系數的計算，并用平均溫度差法進行傳熱計算。③對流傳熱系數的影響因素及準數關聯式。

④傳熱的基本方程式。⑤換熱器的結果形式和強化途徑。第四章傳熱1.本章應掌握的內容①單層、多層平壁熱傳導速22.本章學習要點

4．1傳熱過程概述（1）傳熱的基本方式有三種基本方式，即熱傳導、對流傳熱和輻射傳熱。（2）傳熱過程中冷熱流體（接觸）熱交換方式①冷熱流體接觸方式及換熱器混合式換熱器、蓄熱式換熱、間壁式換熱器。②冷、熱流體通過間壁兩側的傳熱過程三個基本步驟a．熱流體以對流方式將熱量傳遞給管壁。b．熱量以熱傳導方式由管壁的一側傳遞至另一側。c．傳遞至另一側的熱量又以對流方式傳遞給冷流體。2.本章學習要點4．1傳熱過程概述3（3）典型的間壁式換熱器套管式換熱器是最簡單的間壁式換熱器，冷熱流體分別流經內管和環(huán)隙，而進行熱的傳遞。管殼式換熱器是應用最廣泛的換熱設備。在管殼式換熱器中，在管內流動的流體稱為管程流體，而另一種在殼與管束之間從管外表面流過的流體稱為殼程流體。傳熱速率和熱通量是評價換熱器性能的重要指標。傳熱速率Q是指單位時間內通過傳熱面的熱量，其單位為W，可表示傳熱的快慢。熱通量則是指每單位面積的傳熱速率，其單位為W/m2。（4）載熱體及其選擇起加熱作用的載熱體稱為加熱劑（或加熱介質）；起冷卻（冷凝）作用的載熱體稱為冷卻劑（或冷卻介質）。對于一定的傳熱過程，選擇的載熱體及工藝條件決定了需要提供或取出的熱量，從而決定了傳熱過程的操作費用。（3）典型的間壁式換熱器44．2熱傳導熱量不依靠宏觀混合運動而從物體中的高溫區(qū)向低溫區(qū)移動的過程叫熱傳導，簡稱導熱。（1）基本概念和傅立葉定律①溫度場和溫度梯度a．溫度場溫度場就是任一瞬間物體或系統(tǒng)內各點的溫度分布總和。若溫度場內各點的溫度不隨時間變化，即為定態(tài)溫度場，否則稱為非定態(tài)溫度場。b．等溫面溫度場中同一時刻下相同溫度各點所組成的面積為等溫面。溫度不同的等溫面彼此不相交。c．溫度梯度將兩相鄰等溫面的溫度差與其垂直距離之比的極限稱為溫度梯度。對定態(tài)定態(tài)一維溫度場，溫度梯度可表示為：。溫度梯度為向量，它的正方向是指向溫度增加的方向。通常，將溫度梯度的標量也稱為溫度梯度。4．2熱傳導（1）基本概念和傅立葉定律5②傅立葉定律描述熱傳導現象的物理定律為傅立葉定律（Fourier’sLaw），其數學表達式為：

式中的負號表示熱傳導服從熱力學第二定律，即熱通量的方向與溫度梯度的方向相反。（2）導熱系數導熱系數的定義式為：

該式表明，導熱系數在數值上等于單位溫度梯度下的熱通量。導熱系數λ表征了物質的導熱能力的大小，是物質的物理性質之一。導熱系數的大小和物質的形態(tài)、組成、密度、溫度及壓強有關。一般來說，金屬的導熱系數最大，非金屬次之，液體較小、氣體最小。②傅立葉定律式中的負號表示熱傳導服從熱力學第二定律6（3）平面壁的熱傳導①單層平壁熱傳導假設材料均勻，導熱系數不隨溫度變化，平壁內的溫度僅沿垂直于平壁的方向變化，忽略熱損失。是最簡單的定態(tài)、一維、平壁熱傳導，則有：此式適用于λ為常數的定態(tài)傳熱過程。此式表明導熱系數與導熱推動力成正比，與導熱熱阻成反比；還可以看出，導熱距離愈大、傳熱面積和導熱系數愈小，則導熱熱阻愈大。②多層平壁熱傳導（3）平面壁的熱傳導②多層平壁熱傳導7（4）圓筒壁的熱傳導化工生產中，經常遇到圓筒壁的熱傳導問題，它與平壁熱傳導的不同之處在于圓筒壁的傳熱面積和熱通量不再是常量，而是隨半徑而變；同時溫度也隨半徑而變，但傳熱速率在穩(wěn)態(tài)時依然是常量。①單層圓壁的熱傳導速率方程②多層圓壁的熱傳導速率方程4．3對流傳熱概述4．3．1對流傳熱速率方程和對流傳熱系數（1）對流傳熱速率方程對流傳熱是一個復雜的傳熱過程，影響對流傳熱速率的因素很多，因此目前的工程計算仍按半經驗法處理。（4）圓筒壁的熱傳導8對流傳熱速率方程可以用牛頓冷卻定律表示為：

（2）對流傳熱系數的定義式：對流傳熱系數在數值上等于單位溫度差下、單位傳熱面積的對流傳熱速率，其單位為w/(m2?℃），它反映了對流傳熱的快慢，愈大表示對流傳熱愈快。對流傳熱系數不是流體的物理性質，而是受諸多種因素影響的一個系數，反映了對流傳熱熱阻的大小。4．3．2對流傳熱機理（1）對流傳熱分析當湍流的流體流經固體壁面形成湍流邊界層時，固體壁面處的熱量首先以熱傳導方式通過靜止的流體層進入層流內層，在層流內層中傳熱方式亦為熱傳導；然后熱流經層流內層進入緩沖層，在這層流體中，兼有熱傳導和渦流傳熱兩種傳熱方式；熱流最后由緩沖層進入湍流核心，湍流核心的熱量傳遞以漩渦傳熱為主。

對流傳熱速率方程可以用牛頓冷卻定律表示為：（2）對流傳熱系數9（2）熱邊界層當流體流過固體壁面時，若二者溫度不同，則壁面附近的流體受壁面溫度的影響將建立一個穩(wěn)定梯度，一般將流動流體中存在溫度梯度的區(qū)域稱為溫度邊界層，亦稱熱邊界層。

4．4傳熱過程計算換熱器的傳熱計算包括設計型和校核型兩類計算。但是無論哪種類型的計算都是以熱量衡算和總傳熱速率方程為基礎。(1)熱量衡算式：

流體有相變:

（2）總傳熱速率微分方程和總傳熱系數①總傳熱速率方程的微分形式（2）熱邊界層4．4傳熱過程計算(1)熱量衡算式：流體有相10②總傳熱系數③提高總傳熱系數途徑分析若傳熱面為平壁或薄管壁，當管壁熱阻和污垢熱阻均可忽略時：②總傳熱系數③提高總傳熱系數途徑分析若傳熱面為平壁或薄管壁11（3）平均溫度差法

總傳熱速率方程式

平均溫度差

（4）傳熱單元數法①傳熱效率若熱流體為最小值流體

若冷流體為最小值流體

②傳熱單元數NTU以冷流體為例

對于不同的流動形式，可利用ε—NTU算圖進行計算

（3）平均溫度差法總傳熱速率方程式平均溫度差（4）傳熱124．5對流傳熱系數關聯式（1）影響對流傳熱系數的因素

①流體流動型態(tài)：湍流α>滯流α②流體對流情況：強制對流α>自然對流α③流體的物理性質：↑λ、↑ρ、↑cP、↑β→α↑，↑μ→α↓④傳熱面的形狀大小和位置粗糙面α↑小管短管α↑錯列α↑⑤流體的相態(tài)變化：有相變α>無相變α（2）準數的名稱、符號和含義準數名稱符號準數式含義努塞爾準數表示對流傳熱系數的準數雷諾準數表示慣性力與捻性力之比，是表征流動狀態(tài)的準數普蘭特準數表示速度邊界層與熱邊界層相對厚度的一個參數，反映與傳熱有關的流體物性格拉霍夫準數表示由溫度差引起的浮力與粘性力之比4．5對流傳熱系數關聯式（1）影響對流傳熱系數的因素（2）準13（3）流體無相變時的對流傳熱系數①流體在光滑圓形直管內作強制湍流(當流體為低粘度流體時)當流體被加熱時，n=0.4；當流體被冷卻時，n=0.3。應用范圍：>10000，0.7<<120，>60（L為管長）。

②自然對流

4．6間壁式換熱器（1）換熱器的結構形式

間壁式換熱器按換熱面的形狀可分為管式換熱器、板式換熱器和熱管換熱器幾大類。管式換熱器又分為管殼式（列管式）換熱器、蛇管式換熱器、套管式換熱器和翹片式換熱器。列管式換熱器是應用最普遍的通用標準換熱器，根據其結構特點分為固定管板式、浮頭式、U形管式等類型。（3）流體無相變時的對流傳熱系數①流體在光滑圓形直管內作強14（2）換熱器傳熱過程的強化①增大傳熱面積②增大平均溫度差③增大總傳熱系數兩流體通過間壁換熱內容聯系圖（2）換熱器傳熱過程的強化兩流體通過間壁換熱內容聯系圖15圓筒壁導熱計算典型例題有一蒸汽管道，其外徑為426mm，長50m，管外覆蓋一層厚為400mm的保溫層。保溫材料的導熱系數隨溫度而變化，其關系式為；W/(m·oC)（式中t溫度oC）。現已測得水蒸汽管道的外表面溫度為150oC，保溫層表面溫度為40oC。試計算該管道的散熱量以及保溫層的溫度分布。解：（1）將保溫層視為單層圓筒壁壁面平均溫度℃

導熱系數：·℃）

典型例題有一蒸汽管道，其外徑為426mm，長50m，管外覆蓋16壁面平均面積

=118.8㎡

散熱量Q解得：=191000W=19.1KW（2）設在保溫層半徑r處的溫度為t則有：壁面平均面積17換熱器的核算現有一單程列管換熱器，管子尺寸25×2.5mm，管長5m，共40根.擬用來將1.7×104kg/h的苯從30℃加熱至70℃，殼程（管外）為120℃水蒸汽冷凝，水蒸氣冷凝傳熱系數0=104W/(m2?℃)，考慮管內側污垢熱阻℃/W,管外側污垢熱阻及熱損失忽略不計。試求：（1）總傳熱系數，并判斷該換熱器是否合用；（2）若使用上述換熱器，則實際操作時苯的出口溫度。已知：管材的導熱系數=45W/(m℃)；操作范圍內苯的物性參數可視為不變：=900kg/m3，Cp=1.80kJ/(kg℃)，=0.14W/(m℃)，=0.47×10-3Pas。換熱器的核算現有一單程列管換熱器，管子尺寸2518解：（1）求K并核算S

W/(m2?℃)解：W/(m2?℃)19℃現有換熱面積

∴滿足要求(2)計算苯的實際出口溫度℃℃現有換熱面積∴滿足要求(2)計算苯的實際出口溫度20換熱器的操作與調節(jié)有一套管式換熱器，在管徑為38×2mm的內管中有流速為1.5m/s的水從25℃加熱至55℃，在內管與外套管的環(huán)隙中有壓力為140kPa的飽和水蒸氣冷凝放熱，其對流傳熱系數0=104W/(m2?K)，水蒸氣冷凝側的污垢熱阻取10-4m2?K/W，水側為10-4m2?KW。管壁熱阻忽略不計，試求水蒸氣消耗量和傳熱面積。換熱器的操作與調節(jié)有一套管式換熱器，在管徑為321解：（1）水蒸氣耗量計算水的定性溫度

℃，查得40℃水的物性為：

=992.2kg/m3，Cp=4.174kJ/(kg℃)，=63.38×10-2W/(m℃)，=65.6×10-5Pas，Pr=4.31。內管直徑d1＝0.034m，水的流速u=1.5m/s。

水的質量流量

熱負荷水蒸氣耗量

（2）傳熱面積計算＞10000解：（1）水蒸氣耗量計算水的定性溫度℃，查得40℃水的物性22W/(m2?℃)tm＝℃W/(m2?℃)tm＝℃23第五章吸收1.本章應掌握的內容氣液平衡關系式的表達和應用；吸收過程的機理和吸收速率方程式；吸收塔的物料衡算、操作線關系和液氣比的確定；填料層高度的計算；影響吸收過程的因素分析等。2.本章學習要點5．1描述吸收過程的基本關系對低濃度氣體混合物的吸收，通?？勺鋈缦录僭O：①流經填料塔的混合氣體流量[kmol/(m2?s)]和液體流量[kmol/(m2?s)]可視為常數。②吸收過程是等溫進行的，因此可不考慮熱量衡算。第五章吸收1.本章應掌握的內容氣液平衡關系式的245．1．1氣液平衡關系（1）氣液平衡關系的表達式（亨利定律）①②③

E、H和m三個常數之間的關系為：，。（2）氣液平衡關系的的應用①判斷過程的方向②計算過程的推動力③確定過程的極限5．1．2吸收過程的機理和吸收速率方程（1）菲克定律5．1．1氣液平衡關系（1）氣液平衡關系的表達式（亨利定律25（2）定態(tài)的對流擴散速率方程對氣相對液相（3）雙膜理論①相界面間存在氣膜、液膜。②相界面處氣液平衡，界面上無傳質阻力。③氣液相主體湍流，無濃度差?；菊擖c：局限：對具有自由界面的兩相系統(tǒng)在高度湍動情況下不適用。（2）定態(tài)的對流擴散速率方程對氣相對液相（326

（4）吸收速率方程吸收速率方程的一般表達式為：吸收速率=（吸收系數）╳（吸收推動力）=（吸收推動力）/（吸收阻力）①用分吸收系數表示的吸收速率方程②用總吸收系數表示的吸收速率方程（4）吸收速率方程②用總吸收系數表示的吸收速率方程27各種吸收系數之間的關系①總吸收系數與分吸收系數的關系

②總系數之間的關系當總壓小于506.5kPa，且氣、液相濃度很低時，則有：

吸收速率方程適用范圍：（1）某截面的吸收；（2）服從亨利定律的吸收。5．1．3吸收塔的物料衡算（1）全塔的物料衡算

下標1、2分別表示塔底和塔頂

各種吸收系數之間的關系①總吸收系數與分吸收系數的關系②28回收率（又稱吸收率）的定義式為：（2）吸收操作線方程和操作線在塔頂或塔底與塔中任意截面間列溶質的物料衡算，可整理得：或上二式是等效的，皆可稱逆流吸收塔的操作線方程。

吸收過程操作線總是位于平衡曲線的上方，兩線相距愈遠，表示吸收推動力愈大，有利于吸收過程。應注意操作線是由物料衡算所決定的，僅與V、L及兩相組成有關，而與壓強、溫度等無關。

（3）吸收劑最小用量和適宜量回收率（又稱吸收率）的定義式為：（2）吸收操作線方程和操作29吸收劑用量的大小與吸收的操作費用和設備費用密切相關。在L>Lmin前提下，若L愈大，塔高可降低，設備費用較低，但操作費用較高；反之，若L愈小，則操作費用減低而設備費用增高。故選擇適宜的吸收劑用量，使兩者費用之和最低。為此需通過經濟衡算確定適宜的吸收劑用量和適宜的液氣比。但是一般取經驗值即：。。吸收塔塔徑

5．2填料層高度的計算（1）傳質單元數法根據吸收速率方程，推導出填料層高度的關系式稱為傳質單元數和傳質單元高度法。①基本公式Z=（傳質單元數）×（傳質單元高度）。。吸收塔塔徑5．2填料層高度的計算30②傳質單元高度

③傳質單元數傳質單元數求法：a．平均推動力法平衡關系和操作線均為直線時，總傳質單元數的計算式為：b．脫吸因子素法（解析法）該法于平均推動力法等效，適用條件也相同。式中—脫吸因子，為平衡線斜率和操作線斜率之比。當平衡關系為曲線時，應用圖解積分法或數值積分法求得。②傳質單元高度③傳質單元數傳質單元數求法：b．脫吸因子素法31（2）等板高度法Z=NT（HETP）吸收塔理論板可用以下兩法求得：①梯級圖解法與兩組分精餾塔理論板圖解法相同。②解析法式中A=為吸收因子。

5．3影響吸收過程的因素分析通常生產中可從以下兩個方面來強化吸收過程：（1）增大吸收推動力①增加吸收劑用量L或增大氣液比L/V，這樣操作線位置上移，吸收平均推動力增大。②改變相平衡關系，可通過降低吸收劑穩(wěn)度、提高操作壓強或將吸收劑改性，從而使相平衡常數m減小，這樣平衡線位置下移，吸收平均推動力增大。③降低吸收劑入口組成X2，這樣液相進口處推動力增大，全塔平均推動力也隨之增大。（2）等板高度法式中A=為吸收因子。5．3影響吸收過程的因32（2）減小吸收過程阻力（即提高傳質系數）①開發(fā)和采用新型填料，使填料的比表面積增加。②改變操作條件，對氣膜控制的物系，宜增大氣速和增強氣相湍動；對液膜控制的物系，宜增大液速和湍動。此外吸收穩(wěn)定不能過低，否則分子擴散系數減小、粘度增大，致使吸收阻力增加。典型例題吸收氣液平衡問題總壓為1atm、溫度為20℃時，1000kg水中溶解15kgNH3，此時溶液上方氣相中NH3的平衡分壓為2266Pa。試求此時之溶解度系數H、亨利系數E、相平衡常數m。解：首先將此氣液相組成換算為y與x。NH3的摩爾質量為17kg/kmol，溶液的量為15kgNH3與1000kg水之和。故（2）減小吸收過程阻力（即提高傳質系數）典型例題總壓為1at33

E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa溶劑水的密度ρs=1000kg/m3，摩爾質量Ms=18kg/kmol，

kmol/（m3·kPa）H值也可直接算出:溶液中NH3的濃度為kmol/m3

E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa溶34kmol/（m3·kPa）吸收塔設計型計算

在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收原料氣中的甲醇。已知原料氣中含甲醇0.5kg/5m3，處理氣量為0.278Hm3/s，吸收后的溶液中甲醇濃度5％（mol%）。設在標準狀況下操作，吸收平衡關系為Y*＝1.15X，甲醇的回收率為98％，KYa=26.41mol/m3·s），塔內氣體的空塔流速為0.5m/s，試求：(1)水的用量；(2)塔徑；(3)填料層的高度。kmol/（m3·kPa）吸收塔設計型計算35解：首先對已知數據進行處理

kmol甲醇/kmol混合氣

kmol甲醇/kmol惰氣

kmol甲醇/kmol水kmol甲醇/kmol惰氣

①求水的用量L＝1043kg/h②求塔徑D解：首先對已知數據進行處理kmol甲醇/kmol混合氣km36③求填料層高度Z

因為

所以用脫吸因素法算所得結果一致。③求填料層高度Z因為所以用脫吸因素法算所得結果一致。37吸收塔操作型計算吸收塔操作型計算38化工原理期末復習課件391.本章應掌握的內容本章討論的重點為兩組分精餾過程的計算，主要應掌握的內容包括：相平衡關系的表達和應用；精餾塔的物料衡算和操作線關系；回流比的確定；理論板數的求法；影響精餾過程的主要因素分析等。2.本章學習要點6．1描述精餾過程的基本關系

第六章蒸餾6.1.1氣液相平衡關系氣液相平衡是蒸餾過程的熱力學基礎，因此了解氣液平衡是理解和掌握蒸餾過程的基本條件。1.本章應掌握的內容本章討論的重點為兩組分精餾過程的計算，主40（1）氣液平衡的作用①選擇分離方法依據物系的氣液相平衡關系，對特定的分離任務，可確定或選擇分離方法，例如對相對揮發(fā)度近于1的物系，宜采用特殊精餾或萃取等分離操作。②在相圖（t-x-y）上說明蒸餾原理利用多次部分氣化和部分冷凝的操作?？墒刮锵档玫剿枰母呒兌确蛛x。相對揮發(fā)度愈大，相圖（x-y)中平衡線偏離對角線愈遠，分離愈易。③氣液平衡關系是精餾過程的特征方程即是計算理論板數的基本方程之一。④利用氣液平衡關系，可分析、判斷精餾操作中的實際問題

例如在精餾塔中，恒壓下操作，溫度和組成間具有對應關系，因此可利用易于測量的溫度來判斷難于測量的濃度。實際生產中，時常在精餾塔的適應部位（靈敏板）上安裝溫度計，用它來控制、調節(jié)整個精餾過程。（1）氣液平衡的作用41（2）氣液平衡的表達方式

①用t-x-y和x-y相圖表示精餾過程的分析多用t-x-y圖，過程計算多用x-y圖

了解沸點、泡點和露點的概念

②用氣液平衡方程表示

拉烏爾定律

具體表達形式（2）氣液平衡的表達方式①用t-x-y和x-y相圖表示精餾426.1.2物料衡算（1）全塔物料衡算：

（2）精餾段物料衡算（精餾段操作線方程）：式中，R=L/D為回流比

（3）進料線方程（q線方程）

（4）提餾段物料衡算（提餾段操作線方程）：

式中

6.1.2物料衡算（1）全塔物料衡算：（2）精餾段物料衡算（436.1.3傳遞速率關系精餾過程本質上氣液兩相傳質過程，在塔板上發(fā)生的傳遞過程是很復雜的，即塔板上兩相的傳質及傳熱速率不僅決定于物系的性質與操作條件，而且還與塔板類型及結構有關，因此很難用簡單的數學方程描述。（1）理論板的概念所謂理論板是指氣液兩相皆充分混合且無傳遞過程阻力的理想塔板。也就是說氣液兩相在理論板進行接觸傳遞的結果，將使離開該板的兩相在傳熱傳質兩方面達到平衡狀態(tài)，即兩相的溫度相等，組成互成平衡，符合相平衡方程。（2)塔板效率與實際塔板數塔板效率是用來描述實際塔板的分離能力與理論板的差異。塔板效率主要：①單板效率、(也稱默弗里（Murphree）板效率）6.1.3傳遞速率關系（2)塔板效率與實際塔板數①單板效率、44氣相默弗里板效率

液相默弗里板效率

②全塔效率

式中，NT為理論板數，NP為實際板數。

③點效率6．2精餾過程設計（或操作）變量和條件的選定6.2.1精餾塔的操作壓強精餾按操作壓強可分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。因前者設備、流程簡單和操作容易，故工業(yè)上多采用常壓精餾。一般選擇原則如下：氣相默弗里板效率液相默弗里板效率②全塔效率式中，NT為45①在常壓下沸點在室溫到150℃左右的混合物，宜采用常壓精餾。②在常壓下沸點較高或者在較高溫度下易發(fā)生分解、聚合等變質現象的混合物常采用減壓精餾。③在常壓下沸點在室溫以下的混合物，一般采用加壓精餾。6.2.1精餾過程的加熱方式和冷凝方式（1）加熱方式精餾的加熱方式分為間接蒸汽加熱和直接蒸汽加熱兩種，工業(yè)生產中大多采用前者。當欲分離的為水與易揮發(fā)組分（如乙醇等）構成的混合液時，宜采用直接蒸汽加熱方式，這樣可節(jié)省再沸器，提高傳熱速率。但是由于精餾塔中加入水蒸氣，使從塔底排出的水量增加，若餾出液組成維持一定，則隨塔釜液損失的易揮發(fā)組分增多，使其回收率減少。若保持相同的回收率，必須降低，這樣提餾段理論板數就應增加。在設計中，通常將再沸器視為一塊理論板。①在常壓下沸點在室溫到150℃左右的混合物，宜采用常壓精餾。46（2）冷凝方式精餾塔的冷凝方式一般分為以下兩類：全凝器冷凝塔頂上升蒸汽進入冷凝器被全部冷凝成飽和液體，部分液體作為回流，其余部分作為塔頂產品。這種冷凝方式的特點是便于調節(jié)回流比，但較難保持回流溫度。因該法流程較簡單，工業(yè)生產上大多采用這種冷凝方式。分凝器冷凝塔頂上升蒸汽先進入一個或幾個分凝器，冷凝的液體作為回流或部分作為初餾產品；從分凝器出來的蒸汽進入全凝器，冷凝液作為塔頂產品。在設計中，分凝器可視為一塊理論板。6.2.3回流比的選擇（1）全回流：其特點是操作線與對角線重合，精餾段、提餾段操作線均可寫成由于全回流沒有產品的采出，所以不具備生產意義，常在精餾塔開停工、調試和實驗室研究時采用。（2）冷凝方式47（2）最小回流比：對特定的分離任務和要求，需無窮多理論板時的回流比，定義為最小回流比。（3）適宜回流比：適宜回流比應通過經濟核算確定。操作費用和設備費用之和最低時的回流比為最佳回流比。在設計中一般取經驗值，即上式中最小回流比的倍數由設計者選定，從耗能角度考慮宜取低限，對難分離物系，宜取高限。6．3連續(xù)精餾塔理論板數的計算（1）逐板法（2）圖解法（2）最小回流比：對特定的分離任務和要求，需無窮多理論板時的48

其原理與逐板計算法完全相同，只是將逐板計算過程通過作圖來實現。作圖時，將跨過三線（精餾段、提餾段操作線和q線）交點d的梯級定為加料板。這種進料為最佳位置進料。（3）捷算法捷算法是利用吉利蘭關聯圖，由橫坐標查圖（通過關聯式）求得縱坐標從而求出理論板數

芬克斯（Fenske）方程

6．4精餾操作條件的優(yōu)化及操作分析6.4.1精餾操作條件的優(yōu)化（1）選擇最佳的進料位置：兩操作線交點稍下的位置。（2）保持全塔物料平衡：

其原理與逐板計算法完全相同，只是將逐板計算過程通過作49（3）選擇適宜的塔頂回流：適宜的回流比及回流溫度。（4）選擇合適的進料熱狀況：工業(yè)上多采用飽和液體進料，以節(jié)省能耗。（5）在靈敏板進行溫度控制。6.4.2操作型問題定性分析（1）影響精餾操作的因素分析①影響精餾操作的主要因素有：物系特性和操作壓強；生產能力和產品質量；回流比和進料熱狀況；塔設備情況；再沸器和冷凝器的熱負荷。②上述因素以應遵循的基本關系：相平衡關系；物料衡算關系；理論板數關系；塔板效率關系；熱負荷關系。（2）操作型問題定性分析所謂操作型問題是指設備給定的條件下，計算或分析某操作條件改變后分離效果的變化，或者提出為獲得合格產品需采用的調節(jié)措施等

（3）選擇適宜的塔頂回流：適宜的回流比及回流溫度。50典型例題精餾氣液平衡問題典型例題51化工原理期末復習課件52逐板法求理論板的基本思想

【例6－2】在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯溶液，塔釜間接蒸氣加熱，塔頂全凝器，泡點回流。進料中含甲苯65%（摩爾分率，下同），進料量為100kmol/h，以飽和液體狀態(tài)進入第三塊板。已知塔頂餾出液量為40kmol/h，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度為2.5，精餾段操作線方程為y=0.8x+0.16，各板的效率均為1。試求：（1）塔頂、塔底的出料組成；（2）提餾段操作線方程；（3）離開第四塊板的液相組成。逐板法求理論板的基本思想【例6－2】在連續(xù)精餾53[解]

，F=100kmol/h，q=0，D=40kmol/h，α=2.5。（1）精餾段的操作線方程為R=4W=F–D=100–40=60kmol/h（2）

提餾段的操作線方程為[解]，F=100kmol/h，q=0，D=40kmol/54利用逐板計算法求理論板數N第三塊板加料，因此

滿足提餾段的操作線方程，則利用逐板計算法求理論板數N第三塊板加料，因此滿足提餾段的操55【例4-3】在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35（易揮發(fā)組分摩爾分率，下同），飽和蒸氣加料。塔頂采出率為40%，且已知精餾段操作線方程為y=0.75x+0.20，試求：1．提餾段操作線方程：2．若塔頂第一板下降的液相組成為0.7，求該板的氣相默弗里效率Emv1。解：先由精餾段操作線方程求得R和xD，再任意假設原料液流量F，通過全塔物料衡算求得D、W及xw，而后即可求出提餾段操作線方程，Emv1可由默夫里效率定義式求得。1．提餾段操作線方程由精餾段操作線方程知板效率的計算【例4-3】在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系56解得R=3.0解得xD=0.8設原料液流量F=100kmol/h，則D=0.4×100=40kmol/h，W=60kmol/h因q=0，故L′=L=RD=3×40=120kmol/hV′=V－（1－q）F=（R+1）D－（1－q）F=4×40－100=60kmol/h提餾段操作線方程為

解得R=3.0解得xD=0.8設原料液流572．板效率Emv1由默弗里板效率定義知：其中y1=xD=0.8

y2=0.75×0.7+0.2=0.725

故

本題要求掌握操作線方程的含義以及默弗里效率的定義。2．板效率Emv1其中y1=xD=0.8故58【例6－4】用一連續(xù)精餾塔分離苯－甲苯液體混合物，塔頂設全凝器，塔底設再沸器，露點進料。通過取樣測得原料液組成為0.6（摩爾分數，下同），餾出液組成為0.9，釜殘液組成為0.02。設該塔在適宜位置進料。試求：（1）每獲得1kmol/h餾出液時的原料液用量F；（2）若回流比為2，它相當于最小回流比的多少倍？（3）假設原料液加到加料板上后，該板的液相組成仍為0.6，求上升到加料板上的氣相組成。（物系的平均相對揮發(fā)度為3）（4）因長期操作。再沸器結垢，試問對塔頂、塔底產品質量有何影響？寫出分析過程（假設此時F、D、q、不變）。為維持塔頂、塔底產品質量不變，應采取何種措施？說明理由。物料衡算與操作線分析

【例6－4】用一連續(xù)精餾塔分離苯－甲苯液體混合物，塔頂設全凝59③求Rmin，

④求R/Rmin，（倍）

（3）求上升到加料板上的氣相組成。因加料板是提餾段第一層板，故所求量為y2①露點進料q＝0，已知F＝1.52kmol/h，W＝0.52kmol/h，xW＝0.02，x1＝0.6

kmol/h②提餾段操作線方程為：③求Rmin，（倍）（3）求上升到加料板上的氣60代入已知量：

即

③所求

（4）再沸器內結垢，導致傳熱不良，↓，而D又不變。由

得R↓，精餾段操作線斜率=R/（R+1）↓，

靠近平衡線，不利于分離，故

代入已知量：即③所求（4）再沸器內結垢，導致傳熱不良，61由全塔物料衡算可知，當F、D、W、不變、

↓時，↑。

要想、不變，

應及時清除污垢，或提高再沸器的加熱蒸汽壓力，以使保持不變或略有增大。

由全塔物料衡算可知，當F、D、W、不變、↓時，↑。要想、621.本章應掌握的內容學習本章應重點掌握：濕空氣的性質參數及濕度圖、濕物料中含水性質、干燥過程的物料衡算及熱量衡算。一般掌握干燥過程的速率及干燥時間的計算。了解干燥器的類型及使用場合，提高干燥熱效率及強化干燥過程的措施。2.本章學習要點7．1濕空氣的性質由于干燥過程所用的干燥介質一般多為空氣，且隨干燥過程的進行，空氣實際上成為空氣與水蒸氣的混合物（常稱之為濕空氣），可見空氣（濕空氣）的性質的計算是干燥計算的基礎。第七章干燥1.本章應掌握的內容學習本章應重點掌握：濕空氣的性質參數及濕637.1.1濕空氣的含水量的表示方法7.1.2濕空氣溫度的表示方法干球溫度t，簡稱溫度，指空氣的真實溫度，可直接用普通溫度計測量。濕球溫度：

指大量的空氣與少量的水經過長時間絕熱接觸后達到的穩(wěn)定溫度。7.1.1濕空氣的含水量的表示方法7.1.2濕空氣溫度的表示64露點溫度在總壓不變的條件下，不飽和濕空氣冷卻達到飽和狀態(tài)時的溫度。絕熱飽和溫度指少量的空氣與大量的水經長時間絕熱接觸后達到的穩(wěn)定溫度。7.1.3濕空氣的其他性質濕空氣的比熱容，單位為kJ/kg?oC濕空氣的焓，I的單位為kJ/kg。濕空氣的比容，單位為m3/Kg。

71.4濕度圖濕空氣的各種性質之間存在著一定的函數關系，這些關系除了可用前面介紹的公式表示外，還可以用濕空氣的性質圖來表示。在總壓一定的條件下，只要已知任意兩個獨立的性質參數，濕空氣的其他性質便可從圖中讀出，既方便又迅速。從形式上看，常用的有濕度-焓（H-I）圖、溫度-濕度（t-H）圖。

露點溫度在總壓不變的條件下，不飽和濕空氣冷卻達到飽和狀態(tài)時的657.2干燥靜力學7.2.1濕物料的性質濕基含量：

干基含水量：

且有：濕物料的比熱容

濕物料的焓

7.2.2干燥過程的物料衡算干物料量7.2干燥靜力學濕基含量：干基含水量：且有：濕物料的比熱66水蒸氣用量（水分蒸發(fā)量）所需加熱空氣量：7.2.3干燥過程的熱量衡算理想干燥器為等焓過程：

預熱器的輸入熱量熱量衡算的普遍式（實際干燥器）為干燥器的熱效率水蒸氣用量（水分蒸發(fā)量）所需加熱空氣量：7.2.3干燥過67理想干燥器的熱效率干燥器的熱效率愈高表明干燥系統(tǒng)的熱利用率愈好，可通過以下措施降低干燥操作的能耗，提高干燥器的熱效率：⑴提高H2而降低t2可提高干燥操作的熱效率。⑵提高空氣的入口溫度t1可提高干燥器的熱效率。⑶利用廢氣（離開干燥器時的空氣）來預熱空氣或物料，回廢氣中帶走的熱量。⑷采用二級干燥。⑸利用內換熱器。7.3干燥動力學73.1干燥速率恒速干燥階段的速率：理想干燥器的熱效率干燥器的熱效率愈高表明干燥系統(tǒng)的熱利用率687.3.2恒定干燥條件下的干燥時間恒速階段：降速階段：若將降速階段的干燥曲線可近似作為直線處理，則干燥條件可表示為7.3.2恒定干燥條件下的干燥時間恒速階段：降速階段：若69思考題：1.氣溫下降，應添加衣服，把保暖性好的衣服穿在里面好，還是穿在外面好？為什么？2.若將一盤熱水和一盤冷水同時放在冰箱中，哪盤水冷卻快些？為什么？3.強化傳熱的主要途徑有哪些？4.簡述影響對流傳熱分系數的主要因素？5.欲提高填料塔吸收塔的回收率，你認為應從哪些方面著手？6.雙膜理論的基本論點有哪些？有何局限性？7.何為分子擴散？8.精餾過程中回流比增加，其操作費用和設備費用如何變化？適宜回流比應為多少？思考題：709.在連續(xù)精餾操作過程中，如何進行操作條件的優(yōu)化？10.固體物料與一定狀態(tài)的濕空氣進行接觸干燥時，可否獲得絕干物料？為什么？11.提高干燥系統(tǒng)的熱效率有哪些主要錯施？12.簡述干燥中的臨界含水量受哪些因素影響。9.在連續(xù)精餾操作過程中，如何進行操作條件的優(yōu)化？71思考題答案：1.因為保暖性好的衣服導熱系數小，熱阻大，熱損失小，所以把保暖性好的衣服穿在里面好。2.熱水冷卻快些，因為熱水與冰箱內溫差大些，對流傳熱速率快些。3.①增大傳熱面積，改進傳熱面結構：粗糙、短管、麻花鐵；②增大傳熱溫度差：逆流、提高加熱劑溫度；③提高傳熱總系數K：↑λ、↑α小、及時消除污垢。4.①流體流動型態(tài)：湍流α>滯流α②流體對流情況：強制對流α>自然對流α③流體的物理性質：↑λ、↑ρ、↑C→α↑↑μ→α↓④傳熱面的形狀大小和位置粗糙面α↑小管短管α↑錯列α↑5.（1）降低操作溫度或增大壓力，可使吸收速率提高，使回收率提高；（2）在保證不發(fā)生“液泛”的前提下適當提高氣速；（3）適當提高吸收劑的用量；（4）適當增加填料層高度。（5）使噴淋均勻，保證填料被充分潤濕。思考題答案：726.雙膜理論是吸收過程的簡化模型，其基本論點：①相界面間存在氣膜、液膜。②相界面處氣液平衡，界面上無傳質阻力。③氣液相主體湍流，無濃度差。局限：對具有自由界面的兩相系統(tǒng)在高度湍動情況下不適用。7.當流體內部存在某組分的濃度差時，由于流體分子無規(guī)則運動，導致該組分從高濃度處向低濃度處傳遞，這種傳質方式稱為分子擴散。8.精餾過程中回流比增加，其操作費用增加、設備費先減少后增加；適宜回流比應是最小回流比的1.1至2.0倍。9.（1）最佳進料位置的選擇；（2）保持物料平衡；（3）適宜的塔頂回流；（4）適宜的進料熱狀況（如泡點進料）；（5）控制靈敏板的溫度。6.雙膜理論是吸收過程的簡化模型，其基本論點：7310.不行。因為物料即便是干燥到極限時還含有水分，此水分即平衡水分。在一定干燥條件下此水分是不能除去的。11.（1）提高H2而降低t2；（2）提高空氣的入口溫度t1；（3）利用廢氣預熱空氣或物料；（4）采用二級干燥；（5）利用內換熱器。12.臨界含水量隨物料的性質、厚度及干燥速率而變，例如，無孔吸水物料的臨界含水量比多孔物料的大；在一定的干燥條件下，物料的厚度越厚，臨界含水量越大；干燥介質溫度高，濕度低，則恒速干燥段的干燥速率大，這可能使物料表面板結，較早的進入降速干燥段，臨界含水量較大。10.不行。因為物料即便是干燥到極限時還含有水分，此水分即平74題型：填空題24分，12小題每題2分選擇題16分，8小題每題2分簡答題20分，4小題每題5分計算題40分，3小題每題分值12、14、14分題型：75化工原理期末復習2010年1月化工原理期末復習2010年1月76第四章傳熱1.本章應掌握的內容

①單層、多層平壁熱傳導速率方程，單層、多層圓筒壁熱傳導速率方程及其應用。②換熱器的能量衡算，總傳熱速率方程和總傳熱系數的計算，并用平均溫度差法進行傳熱計算。③對流傳熱系數的影響因素及準數關聯式。

④傳熱的基本方程式。⑤換熱器的結果形式和強化途徑。第四章傳熱1.本章應掌握的內容①單層、多層平壁熱傳導速772.本章學習要點

4．1傳熱過程概述（1）傳熱的基本方式有三種基本方式，即熱傳導、對流傳熱和輻射傳熱。（2）傳熱過程中冷熱流體（接觸）熱交換方式①冷熱流體接觸方式及換熱器混合式換熱器、蓄熱式換熱、間壁式換熱器。②冷、熱流體通過間壁兩側的傳熱過程三個基本步驟a．熱流體以對流方式將熱量傳遞給管壁。b．熱量以熱傳導方式由管壁的一側傳遞至另一側。c．傳遞至另一側的熱量又以對流方式傳遞給冷流體。2.本章學習要點4．1傳熱過程概述78（3）典型的間壁式換熱器套管式換熱器是最簡單的間壁式換熱器，冷熱流體分別流經內管和環(huán)隙，而進行熱的傳遞。管殼式換熱器是應用最廣泛的換熱設備。在管殼式換熱器中，在管內流動的流體稱為管程流體，而另一種在殼與管束之間從管外表面流過的流體稱為殼程流體。傳熱速率和熱通量是評價換熱器性能的重要指標。傳熱速率Q是指單位時間內通過傳熱面的熱量，其單位為W，可表示傳熱的快慢。熱通量則是指每單位面積的傳熱速率，其單位為W/m2。（4）載熱體及其選擇起加熱作用的載熱體稱為加熱劑（或加熱介質）；起冷卻（冷凝）作用的載熱體稱為冷卻劑（或冷卻介質）。對于一定的傳熱過程，選擇的載熱體及工藝條件決定了需要提供或取出的熱量，從而決定了傳熱過程的操作費用。（3）典型的間壁式換熱器794．2熱傳導熱量不依靠宏觀混合運動而從物體中的高溫區(qū)向低溫區(qū)移動的過程叫熱傳導，簡稱導熱。（1）基本概念和傅立葉定律①溫度場和溫度梯度a．溫度場溫度場就是任一瞬間物體或系統(tǒng)內各點的溫度分布總和。若溫度場內各點的溫度不隨時間變化，即為定態(tài)溫度場，否則稱為非定態(tài)溫度場。b．等溫面溫度場中同一時刻下相同溫度各點所組成的面積為等溫面。溫度不同的等溫面彼此不相交。c．溫度梯度將兩相鄰等溫面的溫度差與其垂直距離之比的極限稱為溫度梯度。對定態(tài)定態(tài)一維溫度場，溫度梯度可表示為：。溫度梯度為向量，它的正方向是指向溫度增加的方向。通常，將溫度梯度的標量也稱為溫度梯度。4．2熱傳導（1）基本概念和傅立葉定律80②傅立葉定律描述熱傳導現象的物理定律為傅立葉定律（Fourier’sLaw），其數學表達式為：

式中的負號表示熱傳導服從熱力學第二定律，即熱通量的方向與溫度梯度的方向相反。（2）導熱系數導熱系數的定義式為：

該式表明，導熱系數在數值上等于單位溫度梯度下的熱通量。導熱系數λ表征了物質的導熱能力的大小，是物質的物理性質之一。導熱系數的大小和物質的形態(tài)、組成、密度、溫度及壓強有關。一般來說，金屬的導熱系數最大，非金屬次之，液體較小、氣體最小。②傅立葉定律式中的負號表示熱傳導服從熱力學第二定律81（3）平面壁的熱傳導①單層平壁熱傳導假設材料均勻，導熱系數不隨溫度變化，平壁內的溫度僅沿垂直于平壁的方向變化，忽略熱損失。是最簡單的定態(tài)、一維、平壁熱傳導，則有：此式適用于λ為常數的定態(tài)傳熱過程。此式表明導熱系數與導熱推動力成正比，與導熱熱阻成反比；還可以看出，導熱距離愈大、傳熱面積和導熱系數愈小，則導熱熱阻愈大。②多層平壁熱傳導（3）平面壁的熱傳導②多層平壁熱傳導82（4）圓筒壁的熱傳導化工生產中，經常遇到圓筒壁的熱傳導問題，它與平壁熱傳導的不同之處在于圓筒壁的傳熱面積和熱通量不再是常量，而是隨半徑而變；同時溫度也隨半徑而變，但傳熱速率在穩(wěn)態(tài)時依然是常量。①單層圓壁的熱傳導速率方程②多層圓壁的熱傳導速率方程4．3對流傳熱概述4．3．1對流傳熱速率方程和對流傳熱系數（1）對流傳熱速率方程對流傳熱是一個復雜的傳熱過程，影響對流傳熱速率的因素很多，因此目前的工程計算仍按半經驗法處理。（4）圓筒壁的熱傳導83對流傳熱速率方程可以用牛頓冷卻定律表示為：

（2）對流傳熱系數的定義式：對流傳熱系數在數值上等于單位溫度差下、單位傳熱面積的對流傳熱速率，其單位為w/(m2?℃），它反映了對流傳熱的快慢，愈大表示對流傳熱愈快。對流傳熱系數不是流體的物理性質，而是受諸多種因素影響的一個系數，反映了對流傳熱熱阻的大小。4．3．2對流傳熱機理（1）對流傳熱分析當湍流的流體流經固體壁面形成湍流邊界層時，固體壁面處的熱量首先以熱傳導方式通過靜止的流體層進入層流內層，在層流內層中傳熱方式亦為熱傳導；然后熱流經層流內層進入緩沖層，在這層流體中，兼有熱傳導和渦流傳熱兩種傳熱方式；熱流最后由緩沖層進入湍流核心，湍流核心的熱量傳遞以漩渦傳熱為主。

對流傳熱速率方程可以用牛頓冷卻定律表示為：（2）對流傳熱系數84（2）熱邊界層當流體流過固體壁面時，若二者溫度不同，則壁面附近的流體受壁面溫度的影響將建立一個穩(wěn)定梯度，一般將流動流體中存在溫度梯度的區(qū)域稱為溫度邊界層，亦稱熱邊界層。

4．4傳熱過程計算換熱器的傳熱計算包括設計型和校核型兩類計算。但是無論哪種類型的計算都是以熱量衡算和總傳熱速率方程為基礎。(1)熱量衡算式：

流體有相變:

（2）總傳熱速率微分方程和總傳熱系數①總傳熱速率方程的微分形式（2）熱邊界層4．4傳熱過程計算(1)熱量衡算式：流體有相85②總傳熱系數③提高總傳熱系數途徑分析若傳熱面為平壁或薄管壁，當管壁熱阻和污垢熱阻均可忽略時：②總傳熱系數③提高總傳熱系數途徑分析若傳熱面為平壁或薄管壁86（3）平均溫度差法

總傳熱速率方程式

平均溫度差

（4）傳熱單元數法①傳熱效率若熱流體為最小值流體

若冷流體為最小值流體

②傳熱單元數NTU以冷流體為例

對于不同的流動形式，可利用ε—NTU算圖進行計算

（3）平均溫度差法總傳熱速率方程式平均溫度差（4）傳熱874．5對流傳熱系數關聯式（1）影響對流傳熱系數的因素

①流體流動型態(tài)：湍流α>滯流α②流體對流情況：強制對流α>自然對流α③流體的物理性質：↑λ、↑ρ、↑cP、↑β→α↑，↑μ→α↓④傳熱面的形狀大小和位置粗糙面α↑小管短管α↑錯列α↑⑤流體的相態(tài)變化：有相變α>無相變α（2）準數的名稱、符號和含義準數名稱符號準數式含義努塞爾準數表示對流傳熱系數的準數雷諾準數表示慣性力與捻性力之比，是表征流動狀態(tài)的準數普蘭特準數表示速度邊界層與熱邊界層相對厚度的一個參數，反映與傳熱有關的流體物性格拉霍夫準數表示由溫度差引起的浮力與粘性力之比4．5對流傳熱系數關聯式（1）影響對流傳熱系數的因素（2）準88（3）流體無相變時的對流傳熱系數①流體在光滑圓形直管內作強制湍流(當流體為低粘度流體時)當流體被加熱時，n=0.4；當流體被冷卻時，n=0.3。應用范圍：>10000，0.7<<120，>60（L為管長）。

②自然對流

4．6間壁式換熱器（1）換熱器的結構形式

間壁式換熱器按換熱面的形狀可分為管式換熱器、板式換熱器和熱管換熱器幾大類。管式換熱器又分為管殼式（列管式）換熱器、蛇管式換熱器、套管式換熱器和翹片式換熱器。列管式換熱器是應用最普遍的通用標準換熱器，根據其結構特點分為固定管板式、浮頭式、U形管式等類型。（3）流體無相變時的對流傳熱系數①流體在光滑圓形直管內作強89（2）換熱器傳熱過程的強化①增大傳熱面積②增大平均溫度差③增大總傳熱系數兩流體通過間壁換熱內容聯系圖（2）換熱器傳熱過程的強化兩流體通過間壁換熱內容聯系圖90圓筒壁導熱計算典型例題有一蒸汽管道，其外徑為426mm，長50m，管外覆蓋一層厚為400mm的保溫層。保溫材料的導熱系數隨溫度而變化，其關系式為；W/(m·oC)（式中t溫度oC）?，F已測得水蒸汽管道的外表面溫度為150oC，保溫層表面溫度為40oC。試計算該管道的散熱量以及保溫層的溫度分布。解：（1）將保溫層視為單層圓筒壁壁面平均溫度℃

導熱系數：·℃）

典型例題有一蒸汽管道，其外徑為426mm，長50m，管外覆蓋91壁面平均面積

=118.8㎡

散熱量Q解得：=191000W=19.1KW（2）設在保溫層半徑r處的溫度為t則有：壁面平均面積92換熱器的核算現有一單程列管換熱器，管子尺寸25×2.5mm，管長5m，共40根.擬用來將1.7×104kg/h的苯從30℃加熱至70℃，殼程（管外）為120℃水蒸汽冷凝，水蒸氣冷凝傳熱系數0=104W/(m2?℃)，考慮管內側污垢熱阻℃/W,管外側污垢熱阻及熱損失忽略不計。試求：（1）總傳熱系數，并判斷該換熱器是否合用；（2）若使用上述換熱器，則實際操作時苯的出口溫度。已知：管材的導熱系數=45W/(m℃)；操作范圍內苯的物性參數可視為不變：=900kg/m3，Cp=1.80kJ/(kg℃)，=0.14W/(m℃)，=0.47×10-3Pas。換熱器的核算現有一單程列管換熱器，管子尺寸2593解：（1）求K并核算S

W/(m2?℃)解：W/(m2?℃)94℃現有換熱面積

∴滿足要求(2)計算苯的實際出口溫度℃℃現有換熱面積∴滿足要求(2)計算苯的實際出口溫度95換熱器的操作與調節(jié)有一套管式換熱器，在管徑為38×2mm的內管中有流速為1.5m/s的水從25℃加熱至55℃，在內管與外套管的環(huán)隙中有壓力為140kPa的飽和水蒸氣冷凝放熱，其對流傳熱系數0=104W/(m2?K)，水蒸氣冷凝側的污垢熱阻取10-4m2?K/W，水側為10-4m2?KW。管壁熱阻忽略不計，試求水蒸氣消耗量和傳熱面積。換熱器的操作與調節(jié)有一套管式換熱器，在管徑為396解：（1）水蒸氣耗量計算水的定性溫度

℃，查得40℃水的物性為：

=992.2kg/m3，Cp=4.174kJ/(kg℃)，=63.38×10-2W/(m℃)，=65.6×10-5Pas，Pr=4.31。內管直徑d1＝0.034m，水的流速u=1.5m/s。

水的質量流量

熱負荷水蒸氣耗量

（2）傳熱面積計算＞10000解：（1）水蒸氣耗量計算水的定性溫度℃，查得40℃水的物性97W/(m2?℃)tm＝℃W/(m2?℃)tm＝℃98第五章吸收1.本章應掌握的內容氣液平衡關系式的表達和應用；吸收過程的機理和吸收速率方程式；吸收塔的物料衡算、操作線關系和液氣比的確定；填料層高度的計算；影響吸收過程的因素分析等。2.本章學習要點5．1描述吸收過程的基本關系對低濃度氣體混合物的吸收，通?？勺鋈缦录僭O：①流經填料塔的混合氣體流量[kmol/(m2?s)]和液體流量[kmol/(m2?s)]可視為常數。②吸收過程是等溫進行的，因此可不考慮熱量衡算。第五章吸收1.本章應掌握的內容氣液平衡關系式的995．1．1氣液平衡關系（1）氣液平衡關系的表達式（亨利定律）①②③

E、H和m三個常數之間的關系為：，。（2）氣液平衡關系的的應用①判斷過程的方向②計算過程的推動力③確定過程的極限5．1．2吸收過程的機理和吸收速率方程（1）菲克定律5．1．1氣液平衡關系（1）氣液平衡關系的表達式（亨利定律100（2）定態(tài)的對流擴散速率方程對氣相對液相（3）雙膜理論①相界面間存在氣膜、液膜。②相界面處氣液平衡，界面上無傳質阻力。③氣液相主體湍流，無濃度差?；菊擖c：局限：對具有自由界面的兩相系統(tǒng)在高度湍動情況下不適用。（2）定態(tài)的對流擴散速率方程對氣相對液相（3101

（4）吸收速率方程吸收速率方程的一般表達式為：吸收速率=（吸收系數）╳（吸收推動力）=（吸收推動力）/（吸收阻力）①用分吸收系數表示的吸收速率方程②用總吸收系數表示的吸收速率方程（4）吸收速率方程②用總吸收系數表示的吸收速率方程102各種吸收系數之間的關系①總吸收系數與分吸收系數的關系

②總系數之間的關系當總壓小于506.5kPa，且氣、液相濃度很低時，則有：

吸收速率方程適用范圍：（1）某截面的吸收；（2）服從亨利定律的吸收。5．1．3吸收塔的物料衡算（1）全塔的物料衡算

下標1、2分別表示塔底和塔頂

各種吸收系數之間的關系①總吸收系數與分吸收系數的關系②103回收率（又稱吸收率）的定義式為：（2）吸收操作線方程和操作線在塔頂或塔底與塔中任意截面間列溶質的物料衡算，可整理得：或上二式是等效的，皆可稱逆流吸收塔的操作線方程。

吸收過程操作線總是位于平衡曲線的上方，兩線相距愈遠，表示吸收推動力愈大，有利于吸收過程。應注意操作線是由物料衡算所決定的，僅與V、L及兩相組成有關，而與壓強、溫度等無關。

（3）吸收劑最小用量和適宜量回收率（又稱吸收率）的定義式為：（2）吸收操作線方程和操作104吸收劑用量的大小與吸收的操作費用和設備費用密切相關。在L>Lmin前提下，若L愈大，塔高可降低，設備費用較低，但操作費用較高；反之，若L愈小，則操作費用減低而設備費用增高。故選擇適宜的吸收劑用量，使兩者費用之和最低。為此需通過經濟衡算確定適宜的吸收劑用量和適宜的液氣比。但是一般取經驗值即：。。吸收塔塔徑

5．2填料層高度的計算（1）傳質單元數法根據吸收速率方程，推導出填料層高度的關系式稱為傳質單元數和傳質單元高度法。①基本公式Z=（傳質單元數）×（傳質單元高度）。。吸收塔塔徑5．2填料層高度的計算105②傳質單元高度

③傳質單元數傳質單元數求法：a．平均推動力法平衡關系和操作線均為直線時，總傳質單元數的計算式為：b．脫吸因子素法（解析法）該法于平均推動力法等效，適用條件也相同。式中—脫吸因子，為平衡線斜率和操作線斜率之比。當平衡關系為曲線時，應用圖解積分法或數值積分法求得。②傳質單元高度③傳質單元數傳質單元數求法：b．脫吸因子素法106（2）等板高度法Z=NT（HETP）吸收塔理論板可用以下兩法求得：①梯級圖解法與兩組分精餾塔理論板圖解法相同。②解析法式中A=為吸收因子。

5．3影響吸收過程的因素分析通常生產中可從以下兩個方面來強化吸收過程：（1）增大吸收推動力①增加吸收劑用量L或增大氣液比L/V，這樣操作線位置上移，吸收平均推動力增大。②改變相平衡關系，可通過降低吸收劑穩(wěn)度、提高操作壓強或將吸收劑改性，從而使相平衡常數m減小，這樣平衡線位置下移，吸收平均推動力增大。③降低吸收劑入口組成X2，這樣液相進口處推動力增大，全塔平均推動力也隨之增大。（2）等板高度法式中A=為吸收因子。5．3影響吸收過程的因107（2）減小吸收過程阻力（即提高傳質系數）①開發(fā)和采用新型填料，使填料的比表面積增加。②改變操作條件，對氣膜控制的物系，宜增大氣速和增強氣相湍動；對液膜控制的物系，宜增大液速和湍動。此外吸收穩(wěn)定不能過低，否則分子擴散系數減小、粘度增大，致使吸收阻力增加。典型例題吸收氣液平衡問題總壓為1atm、溫度為20℃時，1000kg水中溶解15kgNH3，此時溶液上方氣相中NH3的平衡分壓為2266Pa。試求此時之溶解度系數H、亨利系數E、相平衡常數m。解：首先將此氣液相組成換算為y與x。NH3的摩爾質量為17kg/kmol，溶液的量為15kgNH3與1000kg水之和。故（2）減小吸收過程阻力（即提高傳質系數）典型例題總壓為1at108

E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa溶劑水的密度ρs=1000kg/m3，摩爾質量Ms=18kg/kmol，

kmol/（m3·kPa）H值也可直接算出:溶液中NH3的濃度為kmol/m3

E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa溶109kmol/（m3·kPa）吸收塔設計型計算

在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收原料氣中的甲醇。已知原料氣中含甲醇0.5kg/5m3，處理氣量為0.278Hm3/s，吸收后的溶液中甲醇濃度5％（mol%）。設在標準狀況下操作，吸收平衡關系為Y*＝1.15X，甲醇的回收率為98％，KYa=26.41mol/m3·s），塔內氣體的空塔流速為0.5m/s，試求：(1)水的用量；(2)塔徑；(3)填料層的高度。kmol/（m3·kPa）吸收塔設計型計算110解：首先對已知數據進行處理

kmol甲醇/kmol混合氣

kmol甲醇/kmol惰氣

kmol甲醇/kmol水kmol甲醇/kmol惰氣

①求水的用量L＝1043kg/h②求塔徑D解：首先對已知數據進行處理kmol甲醇/kmol混合氣km111③求填料層高度Z

因為

所以用脫吸因素法算所得結果一致。③求填料層高度Z因為所以用脫吸因素法算所得結果一致。112吸收塔操作型計算吸收塔操作型計算113化工原理期末復習課件1141.本章應掌握的內容本章討論的重點為兩組分精餾過程的計算，主要應掌握的內容包括：相平衡關系的表達和應用；精餾塔的物料衡算和操作線關系；回流比的確定；理論板數的求法；影響精餾過程的主要因素分析等。2.本章學習要點6．1描述精餾過程的基本關系

第六章蒸餾6.1.1氣液相平衡關系氣液相平衡是蒸餾過程的熱力學基礎，因此了解氣液平衡是理解和掌握蒸餾過程的基本條件。1.本章應掌握的內容本章討論的重點為兩組分精餾過程的計算，主115（1）氣液平衡的作用①選擇分離方法依據物系的氣液相平衡關系，對特定的分離任務，可確定或選擇分離方法，例如對相對揮發(fā)度近于1的物系，宜采用特殊精餾或萃取等分離操作。②在相圖（t-x-y）上說明蒸餾原理利用多次部分氣化和部分冷凝的操作?？墒刮锵档玫剿枰母呒兌确蛛x。相對揮發(fā)度愈大，相圖（x-y)中平衡線偏離對角線愈遠，分離愈易。③氣液平衡關系是精餾過程的特征方程即是計算理論板數的基本方程之一。④利用氣液平衡關系，可分析、判斷精餾操作中的實際問題

例如在精餾塔中，恒壓下操作，溫度和組成間具有對應關系，因此可利用易于測量的溫度來判斷難于測量的濃度。實際生產中，時常在精餾塔的適應部位（靈敏板）上安裝溫度計，用它來控制、調節(jié)整個精餾過程。（1）氣液平衡的作用116（2）氣液平衡的表達方式

①用t-x-y和x-y相圖表示精餾過程的分析多用t-x-y圖，過程計算多用x-y圖

了解沸點、泡點和露點的概念

②用氣液平衡方程表示

拉烏爾定律

具體表達形式（2）氣液平衡的表達方式①用t-x-y和x-y相圖表示精餾1176.1.2物料衡算（1）全塔物料衡算：

（2）精餾段物料衡算（精餾段操作線方程）：式中，R=L/D為回流比

（3）進料線方程（q線方程）

（4）提餾段物料衡算（提餾段操作線方程）：

式中

6.1.2物料衡算（1）全塔物料衡算：（2）精餾段物料衡算（1186.1.3傳遞速率關系精餾過程本質上氣液兩相傳質過程，在塔板上發(fā)生的傳遞過程是很復雜的，即塔板上兩相的傳質及傳熱速率不僅決定于物系的性質與操作條件，而且還與塔板類型及結構有關，因此很難用簡單的數學方程描述。（1）理論板的概念所謂理論板是指氣液兩相皆充分混合且無傳遞過程阻力的理想塔板。也就是說氣液兩相在理論板進行接觸傳遞的結果，將使離開該板的兩相在傳熱傳質兩方面達到平衡狀態(tài)，即兩相的溫度相等，組成互成平衡，符合相平衡方程。（2)塔板效率與實際塔板數塔板效率是用來描述實際塔板的分離能力與理論板的差異。塔板效率主要：①單板效率、(也稱默弗里（Murphree）板效率）6.1.3傳遞速率關系（2)塔板效率與實際塔板數①單板效率、119氣相默弗里板效率

液相默弗里板效率

②全塔效率

式中，NT為理論板數，NP為實際板數。

③點效率6．2精餾過程設計（或操作）變量和條件的選定6.2.1精餾塔的操作壓強精餾按操作壓強可分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。因前者設備、流程簡單和操作容易，故工業(yè)上多采用常壓精餾。一般選擇原則如下：氣相默弗里板效率液相默弗里板效率②全塔效率式中，NT為120①在常壓下沸點在室溫到150℃左右的混合物，宜采用常壓精餾。②在常壓下沸點較高或者在較高溫度下易發(fā)生分解、聚合等變質現象的混合物常采用減壓精餾。③在常壓下沸點在室溫以下的混合物，一般采用加壓精餾。6.2.1精餾過程的加熱方式和冷凝方式（1）加熱方式精餾的加熱方式分為間接蒸汽加熱和直接蒸汽加熱兩種，工業(yè)生產中大多采用前者。當欲分離的為水與易揮發(fā)組分（如乙醇等）構成的混合液時，宜采用直接蒸汽加熱方式，這樣可節(jié)省再沸器，提高傳熱速率。但是由于精餾塔中加入水蒸氣，使從塔底排出的水量增加，若餾出液組成維持一定，則隨塔釜液損失的易揮發(fā)組分增多，使其回收率減少。若保持相同的回收率，必須降低，這樣提餾段理論板數就應增加。在設計中，通常將再沸器視為一塊理論板。①在常壓下沸點在室溫到150℃左右的混合物，宜采用常壓精餾。121（2）冷凝方式精餾塔的冷凝方式一般分為以下兩類：全凝器冷凝塔頂上升蒸汽進入冷凝器被全部冷凝成飽和液體，部分液體作為回流，其余部分作為塔頂產品。這種冷凝方式的特點是便于調節(jié)回流比，但較難保持回流溫度。因該法流程較簡單，工業(yè)生產上大多采用這種冷凝方式。分凝器冷凝塔頂上升蒸汽先進入一個或幾個分凝器，冷凝的液體作為回流或部分作為初餾產品；從分凝器出來的蒸汽進入全凝器，冷凝液作為塔頂產品。在設計中，分凝器可視為一塊理論板。6.2.3回流比的選擇（1）全回流：其特點是操作線與對角線重合，精餾段、提餾段操作線均可寫成由于全回流沒有產品的采出，所以不具備生產意義，常在精餾塔開停工、調試和實驗室研究時采用。（2）冷凝方式122（2）最小回流比：對特定的分離任務和要求，需無窮多理論板時的回流比，定義為最小回流比。（3）適宜回流比：適宜回流比應通過經濟核算確定。操作費用和設備費用之和最低時的回流比為最佳回流比。在設計中一般取經驗值，即上式中最小回流比的倍數由設計者選定，從耗能角度考慮宜取低限，對難分離物系，宜取高限。6．3連續(xù)精餾塔理論板數的計算（1）逐板法（2）圖解法（2）最小回流比：對特定的分離任務和要求，需無窮多理論板時的123

其原理與逐板計算法完全相同，只是將逐板計算過程通過作圖來實現。作圖時，將跨過三線（精餾段、提餾段操作線和q線）交點d的梯級定為加料板。這種進料為最佳位置進料。（3）捷算法捷算法是利用吉利蘭關聯圖，由橫坐標查圖（通過關聯式）求得縱坐標從而求出理論板數

芬克斯（Fenske）方程

6．4精餾操作條件的優(yōu)化及操作分析6.4.1精餾操作條件的優(yōu)化（1）選擇最佳的進料位置：兩操作線交點稍下的位置。（2）保持全塔物料平衡：

其原理與逐板計算法完全相同，只是將逐板計算過程通過作124（3）選擇適宜的塔頂回流：適宜的回流比及回流溫度。（4）選擇合適的進料熱狀況：工業(yè)上多采用飽和液體進料，以節(jié)省能耗。（5）在靈敏板進行溫度控制。6.4.2操作型問題定性分析（1）影響精餾操作的因素分析①影響精