第一章、流体流动
一、 二、 三、 四、
流体静力学 流体动力学 流体流动现象
流动阻力、复杂管路、流量计
一、流体静力学：
压力的表征： 静止流体中，在某一点 单位面积上所受的压力，称为静压力，简称压力，俗称压强。
表压强（力）＝绝对压强（力）
- 大气压强（力）
真空度＝大气压强 - 绝对压
大气压力、绝对压力、表压力（或真空度）之间的关系
流体静力学方程式及应用：
压力形式
p2 p1
g( z1 z2 ) 备注： 1) 在静止的、连续的同一液体内，处于同一能量形式
p1
zp1 g 2
z2 g
水平面上各点压力都相等。
此方程式只适用于静止的连通着的同一种连续的流体。 应用： U 型压差计
p1 p2 ( 0
) gR
倾斜液柱压差计 微差压差计
二、流体动力学
质量流量流量
m S kg/s
m=V
SS ρ
体积流量 S
mS=GA= π /4d2G V m
3
/s
质量流速 G kg/m 2s VS=uA= π /4d2u
(平均)流速
u m/s
G=uρ
连续性方程及重要引论：
u2 ( d1 ) 2
u1
d2
一实际流体的柏努利方程及应用（例题作业题）
以单位质量流体为基准：
1
2
p1
1
2
p2
J/kg
z1 g 2 u1
We z2 g p1
2 u2
1
2
Wf
p2 g
以单位重量流体为基准：
1
2
J/N=m z1 2g u1
g H e z2 2g u2
h f
输送机械的有效功率：
Ne msWe N
N e
输送机械的轴功率：
（运算效率进行简单数学变换）
应用解题要点：
1、 作图与确定衡算范围 : 指明流体流动方向，定出上、下游界面； 2、 截面的选取：两截面均应与流动方向垂直；
3、 基准水平面的选取：任意选取，必须与地面平行，用于确定流体位能的大小； 4、 两截面上的压力：单位一致、表示方法一致； 5、 单位必须一致：有关物理量的单位必须一致相匹配。
三、流体流动现象：
流体流动类型及雷诺准数： （ 1）层流区 （ 3）湍流区
Re<2000 （ 2）过渡区2000< Re<4000
Re>4000
本质区别 ：（质点运动及能量损失区别）层流与端流的区分不仅在于各有不同的
的是两种流型的质点运动方式有本质区别。
流体在管内作层流流动时，其质点沿管轴作有规则的平行运动，各质点互不碰撞，互不
Re 值，更重要
混合
流体在管内作湍流流动时，其质点作不规则的杂乱运动并相互碰撞，产生大大小小的旋涡。 由于质点碰撞而产生的附加阻力较自黏性所产生的阻力大得多， 加大。
所以碰撞将使流体前进阻力急剧
管截面速度大小分布：
无论是层流或揣流， 在管道任意截面上， 流体质点的速度均沿管径而变化， 管壁处速度为零，离开管壁以后速度渐增，到管中心处速度最大。
层流： 1、呈抛物线分布； 2、管中心最大速度为平均速度的 湍流： 1、层流内层； 2、过渡区或缓冲区；
3、湍流主体
2倍。
湍流时管壁处的速度也等于零， 靠近管壁的流体仍作层流流动， 这－作层流流动的流体薄层称为层流内层或层流底层。自层流内层往管中心推移，速度逐渐增大，出现了既非层流流动亦非 完全端流流动的区域，这区域称为缓冲层或过渡层，再往中心才是揣流主体。层流内层的厚度随 Re 值的增加而减小。 层流时的速度分布
1 u
2
u
max
湍流时的速度分布
u 0.8u max 四、流动阻力、复杂管路、流量计：
计算管道阻力的通式： （伯努利方程损失能）
范宁公式的几种形式：
圆直管道
hf
l u 2 d 2
p fW f l
非圆直管道
u 2
d 2
运算时，关键是找出 值，一般题目会告诉，仅用于期末考试，考研需扩充非圆
管当量直径：
当量直径： de
水力半径： r H =
de =4 r H （ 4 倍水力半径）
A
Π
A 与润湿周边长Π之比
）
（流体在通道里的流通截面积
流量计概述： （节流原理）
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。
孔板流量计的特点：恒截面、变压差，为差压式流量计。 文丘里流量计的能量损失远小于孔板流量计。
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。
复杂管路：（了解）
并联管路各支路的能量损失相等，主管的流量必等于各支管流量之和。 第二章、流体输送机械
一、离心泵的结构和工作原理 二、特性参数与特性曲线 三、气蚀现象与安装高度 四、工作点及流量调节
转化
离心泵：电动机
流体（动能）
静压能
一、离心泵的结构和工作原理：
离心泵的主要部件： 叶轮
泵壳 液体的汇集与能量的转换泵轴
密封 填料密封
机械密封（高级）
离心泵的的启动流程 ：
吸液（管泵，无自吸能力）
转能 排放
以提高液体的静压能与动能 （主要为静压能） 。
叶轮 其作用为将原动机的能量直接传给液体， 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。
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 能力。因此，离心泵在启动前必须
灌泵 。
气缚现象 ，表明离心泵无自吸
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汽压 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音，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 。
二、特性参数与特性曲线 ： 流量 Q：离心泵在单位时间内排送到管路系
统的液体体积。
压头（扬程） H：离心泵对单位重量（ 1N）的
液体所提供的有效能量。 效率 ： 总效率 = v
m
h
轴功率 N： 泵轴所需的功率 N
Ne
-Q 曲线对应的最高效率点为设计点，对 应的 Q、H、N值称为最佳工况参数，铭牌所 标出的参数就是此点的性能参数。 IS 水泵特性曲线表，书
P117）
（会使用
三、气蚀现象与安装高度 :
气蚀现象的危害：
①离心泵的性能下降， 泵的流量、 压头和效率均降低。 若生成大量的气泡， 则可能出现气缚现象，且使离心泵停止工作。
②产生噪声和振动，影响离心泵的正常运行和工作环境。 ③泵壳和叶轮的材料遭受损坏，降低了泵的使用寿命。
解决方案：为避免发生气蚀， 就应设法使叶片入口附近的压强高于输送温度下的液体饱和蒸气压。 通常，根据泵的抗气蚀性能，合理地确定泵的安装高度，是防止发生气蚀现象
离心泵的汽蚀余量：
2
的有效措施。
（ p 1/p g ） 与动压头（ u 1 /2 g ） 之和必 为防止气蚀现象发生，在离心泵人口处液体的静压头
（ p v/p g）某一数值，此数值即为离心泵的气蚀余量。 须大于操作温度下液体的饱和蒸气压头
NPSH
p1 g
u1 2 2g
pv g
NPSH HS
Hg抗气蚀性能好
必须汽蚀余量： (NPSH)r
离心泵的允许吸上真空度：
离心泵的允许安装高度 Hg （低于此高度 0.5-1m ）：
关离心泵先关阀门，后关电机，开离心泵先关出口阀，再启动电机。
四、工作点及流量调节：
管路特性与离心泵的工作点：
由两截面的伯努利方程所得
全程化简。
联解既得工作点。
离心泵的流量调节：
1、 改变阀门的开度（改变管路特性曲线）；
2、 改变泵的转速（改变泵的特性曲线）；减小叶轮直径也可以改变泵的特性曲线，但一般不
用。
3、 泵串联（压头大）或并联（流速大）
往复泵的流量调节： 1、 旁路调节；
2、 改变活塞冲程和往复次数。
第三章、非均相物系的分离（密度不同）
一、重力沉降 二、离心沉降 三、过滤 一、重力沉降：
沉降过程：
先加速（短），后匀速（长）沉降过程。
流型及沉降速度计算：（参考作业及例题）
层流区（滞流区）或斯托克斯定律区：（ 10 -4
5 10 计算方法： 1、试差法： 即先假设沉降属于某一流型 （譬如层流区） ，则可直接选用与该流型相应的沉降速度公式计算 然后按 ut 检验 Ret 值是否在原设的流型范围内。如果与原设一致，则求得的 ut 有效。否则，按算出的 Ret 值另选流型，并改用相应的公式求 ut 。 2、 摩擦数群法 ：书 p149 3、 K值法： 书 p150 沉降设备： u t ， 为满足除尘要求，气体在降尘室内的停留时间至少等于颗粒的沉降时间，所以： 单层降尘室生产能力： Vs 多层降尘室： Vs blu t （与高度 H无关，注意判断选择填空题） （ n 1)blu t （ n+1为隔板数， n层水平隔板，能力为单层的（ n+1）倍） 2 二、离心沉降： s离心加速度： （惯性离心力场强度） uT ；重力加速度 ：g R ；重力沉降速度 uT： 4d( s 离心沉降速度 ur ： C ) uT 2 4d( 3 ) g 3 R 离心分离因数 K ： KC ur UT 2 （离心沉降速度与重力沉降速度的比值，表征离心沉降是重力沉降的多少倍） uT gR 离心沉降设备： 旋风分离器： 利用惯性离心力的作用从气流中分离出尘粒的设备 性能指标： 1、 临界粒径 dc ：理论上在旋风分离器中能被完全分离下来的最小颗粒直径； 2、 分离效率： 总效率η 0；分效率η p（粒级效率）； 3、 分割粒径 d50： d50是粒级效率恰为 50%的颗粒直径； 4、 压力降△ p：气体经过旋风分离器时，由于进气管和排气管及主体器壁所引起的摩擦阻力， 流动时的局部阻力以及气体旋转运动所产生的动能损失等，造成气体的压力降。 （标准旋风） 标准旋风 Ne=5， =8.0 。 三、过滤： 过滤方式： 1、饼层过滤 ：饼层过滤时， 悬浮液置于过滤介质的一侧， 固体物沉积于介质表面而形成滤饼层。 过滤介质中微细孔道的直径可能大于悬浮液中部分颗位的直径，因而，过滤之初会有一些细 小颗粒穿过介质而使滤液浑浊，但是颗粒会在孔道中迅速地发生“架桥”现象（见图），使 小子孔道直径的细小颗粒也能被截拦，故当滤饼开始形成，滤液即变清，此后过滤才能有效 地进行。可见，在饼层过滤中，真正发挥截拦颗粒作用的主要是滤饼层而不是过滤 介质。饼 层过滤适用于处理固体含量较高 的悬浮液。 深床过滤： 在深床过滤中，固体颗粒并不形成滤饼，而是沉积于较厚的粒状过滤介质床层内部。 悬浮液中的颗粒尺寸小于床层孔道直径， 当颗粒随流体在床层内的曲折孔道中流过时， 便附在过 滤介质上。这种过滤适用于生产能力大而悬浮液中颗粒小、含量甚微 化及从合成纤维纺丝液中除去极细固体物质等均采用这种过滤方法。 的场合。自来水厂饮水的净 助滤剂的使用及注意： 为了减少可压缩滤饼的流动阻力， 有时将某种质地坚硬而能形成疏松饼层的另一种固体颗粒混入 悬浮液或预涂于过滤介质上，以形成疏松饼层，使滤液得以畅流。这种预混或预涂的粒状物质称为助滤剂。 对助滤剂的基本要求如下： ①应是能形成多孔饼层的刚性颗粒， 使滤饼有良好的渗透性、 较高的空隙率及较低的流动阻力； ②应具有化学稳定性，不与悬浮液发生化学反应，也不溶于液相中。应予注意，－般以获得清净滤液为目的时，采用助滤剂才是适宜的。恒压过滤方程式：（理解，书 P175） 对于一定的悬浊液，若 、 r ' 、及 皆可视为常数，令 k 1 r ' ， k——表征过滤物料特性 的常数， 数再令 ；恒压过滤时，压力差△ p不变， k、 A、s都是常 过滤常数的测定：书 P179, 包括压缩因子 板框压力机： 过滤时， 悬浮液在指定的压强下经滤浆通道自滤框角端的暗孔进入框内， 滤液分别穿过两侧 滤布，再经邻板板面流至滤液出口排走，固体则被截留于框内，如图所示，待滤饼充满滤框后，即停止过滤。 若滤饼需要洗涤，可将洗水压人洗水通道，经洗涤板角端的暗孔进入板面与滤布之间。 第四章 传 热 一、热传导、对流传热 二、总传热 三、换热器及强化传热途径 一、热传导、对流传热： 传热基本方式： 1、热传导（宏观无位移）：若物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微 观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导（又称导热）。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差，此时热量将从高温部分传向低温部分，或从高温物体传向与它接触的低温物体，直至 整个物体的各部分温度相等为止。 2、热对流（宏观有位移）：流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程称为热对流（简称 对流）。热对流仅发生在流体中。在流体中产生对流的原因有二： 一是因流体中各处的温度不 同而引起密度的差别， 使轻者上浮， 重者下沉， 流体质点产生相对位移， 这种对流称为自然对流；二是因泵（风机）或搅拌等外力所致的质点强制运动，这种对流称为强制对流。 3、热辐射（不需要介质）：因热的原因而产生的电磁波在空间的传递， 在真空中传 播。 称为热辐射。 所有物体 （包 括固体、液体和气体）都能将热能以电磁波形式发射出去，而不需要任何介质，也就是说它可以 4、对流传热： 流体流过固体壁面（流体温度与壁面温度不同）时的传热过程称为对流传热。 1 ）流体无相变的对流传热 分为两种情况。 ①强制对流传热，流体因外力作用而引起的流动； ②自然对流传热，仅因温度差而产生流体内部密度差引起的流体对 .. 流动。 。 流体在传热过程中不发生相变化，依据流体流动原因不同 ，可 2）流体有相变的对流传热 流体在传热过程中发生相变化，它分为两种情况 ①蒸气冷凝，气体在传热过程中全部或部分冷凝为液体；②液体沸腾，液体在传热过程中沸腾汽化，部分液体转变为气体 对流传热的温度分布情况 对流传热是集热对流和热传导于一体的综合现象。 此，减薄层流内层的厚度是强化对流传热的主要途径。 传热过程中热、冷流体（接触）热交换方式： （书 p211 ） 对流传热的热阻主要集中在层流内层， 因 1、直接接触式换热和混合式换热器； 2、蓄热式换热和蓄热器； 3、 典型的间壁式换热器：（列管换热器，区分壳程、管程、单 长， m。 / 多壳程、单 / 多管程） 特定的管壳式换热器传热面积： S=n dL S ——传热面积； n——管数； d——管径， m；L——管 传热速率和热通量： 传热速率 Q（又称热流量）指单位时间内通过传热面积的热量； 传热推动力（温度差） 传热速率 = ； Q= t R ——整个传热面的热阻， 。 C / W 传热热阻 q= R 热通量 q（又称传热速度）指单位面机的传热速率。 dQ ；q= t ； R ’——单位传热面积的热阻， m . C / W 2 。 dS R' 热传导基本规律： 傅里叶定律：傅立叶定律为热传导的基本定律， 表示通过等温表面的导热速率与温度梯度及传热面 积成正比，即： 通过平壁的稳态热传导： 1、单层平壁的热传导： Q .S. t S(t 1 b t ) t 2 1t 2 t R b b S q Q S t b t R' b——平壁厚度， m； 。 △ t ——温度差，导热推动力， C ； C /W； R b S b ——导热热阻， 。 R' ——导热热阻， 2 。 m . C / W。 2、多层平壁的热传导： 在稳态导热时，通过各层的导热速率必相等，即 Q=Q1=Q2=Q3 ; 热通量也相等： q=q1=q2=q3 （三层） （ n 层） 通过圆筒壁的热传导： 1、单层圆筒壁的热传导： Q .Sm.tb Sm 2 r mL r m ln r 2 / r 1 r2 r1 2 L （ t 1 t 2 ) ln r2 r1 2、多层圆筒壁的热传导： Q1=Q2=Q3=Qn （注意判断选择填空） q1>q2>q3>qn （n 层） 保温层的临界直径： 通常，热损失随保温层厚度的增加而减少。但是在小直径圆管外包扎性能不良的保温材料，随保泪层厚度增加， 可能反而使热损失增大。 （散热区、保温区， d0大于 B点保温才 有意义） 二、总传热：（参考习题及例题） 热量衡算： 总传热速率方程： Q=KS t m t m t2t 1 ln （△t2需大于△t1） t 2 t 1 总传热系数 K、总热阻 1 K 总热阻 =热阻之和 三、换热器及强化传热途径： 间壁式换热器的类型：（掌握原理书 p277） 管式换热器： 1、 蛇管式换热器 （沉浸式蛇管换热器、喷淋式蛇管换热器） 2、套管式换热器 3、 管壳式换热器 （固定管板式换热器、 U形管换热器） 板式换热器 ： 1、夹套式换热器 2、板式换热器 3、螺旋板式换热器（ I 、II 、III 翅片式换热器： 1、翅片管式换热器 2、版翅片式换热器 热管换热器 间壁式换热器强化传热途径： 形）、 1、增大平均温度差△ t m 2、增大传热面积 S 1) 翅化面； 2）异形表面； 3）多孔物质结构； 4）采用小直径传热管 。 3、增大总传热系数 K 1) 提高流体的流速； 2）增强流体的扰动； 3）在流体中加固体颗粒； 4）采用短管换热器； 5） 防止垢层形成和及时清除垢层。 第五章、蒸发（不挥发溶质） 一、概述及蒸发器 二、溶液沸点升高与温度差损失 三、多效蒸发及流程 一、概述及蒸发器： 单效蒸发与多效蒸发： 单效蒸发与多效蒸发在操作中一般用冷凝方法将二次燕汽不断地移出，否则蒸汽与沸腾溶液趋于平衡，使蒸发过程无法进行。若将二次蒸汽直接冷凝，而不利 用其冷凝热的操作称为单效蒸发。 若将二次蒸汽引到下一蒸发器作为加热蒸汽， 以利用其冷凝热，这种串联蒸发操作称为多效燕发。 常见蒸发器类型及原理（书 P302） 循环形（非膜式）蒸发器： 1、 中央循环管式（或标准式）蒸发器 2、 悬筐式蒸发器 3、 外热式蒸发器 4、 强制循环蒸发器 （单程型）膜式蒸发器： 1、 升膜蒸发器 2、 降膜蒸发器 3、 升 - 降膜蒸发器 4、 刮板搅拌薄膜蒸发器 直接加热蒸发器 二、溶液沸点升高与温度差损失： 溶液的沸点： 溶液中含有不挥发的溶质，在相同条件下，其蒸气压比纯水的低，所以溶液的沸点就比纯水 的要高，两者之差称为因溶液蒸气压下降而引起的 溶液沸点升高 8.5 度。 由于有沸点升高现象，使同条件下蒸发溶液时的有效温度差下降 高值相等，故沸点升高又称为 8.5 ℃，正好与溶液沸点升 沸点升高。 例如，常压下 20%（质量百分数） NaOH水溶液的沸点为 108.5 ℃，而水的沸点为 100℃，此时 温度差损失。 蒸发器内的操作压力高于冷凝 温度差损失：（书 P310） 温度差损失不仅仅是因为溶液中含有了不挥发性溶质引起的， 嚣以克服二次蒸汽从蒸发器流到冷凝器的阻力损失、 造成温度差损失。 1、 因溶液蒸气压下降而引起的温度差损失△ ’ 蒸发器的操作需维持一定的液面等因素都会 2、 因加热管内液柱静压力而引起的温度差损失△’’ 3、 由于管路流动阻力而引起的温度差损失△’’’ 三、多效蒸发及流程 : （书 P322，搞清楚前后黏度、压强、温度） P1>P2>P3 T1>T2 >T3 溶液的沸点必纯溶剂的高，冷凝液的沸点高于二次蒸汽。 第六章 蒸馏（液体混合物挥发度不同） 一、平衡关系 二、精馏原理及流程 三、精馏过程计算 一：平衡关系： 用饱和蒸气压和相平衡常数表示的气液平衡关系： 由拉乌尔定律 得出， p- 溶液上方组分平衡分压，- 在溶液温度下纯组分的饱和蒸气压，Pa。x- 溶液中组分的摩尔数。下标 A表示易挥发组分，示难挥发组分。 Xb=(1-Xa) 泡点方程式 xA p pB0 pA0 p B0 露点方程式 yA pA pA0 xA pA0 p pB0 p p p p道尔顿分压定律 得出。 A0 pB0 挥发度 vA pA 对于理想溶液 v p 0 x A 0 A p A。 VB同理表示 xA x A 相对挥发度 ：易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比 vA pA / xA vB pB / xB 相图：（ t-x-y 图）（ x-y 图） Pa。 p’表 B 3、相平衡方程式： y 1 ( x 1)x 4、简单蒸馏流程特点： 简单蒸馏是将原料液一次加入蒸馏釜中，在恒压下加热使之部分汽 化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，随着过程的进行，釜液中易挥发组分含量不断降低，当釜液 组成达到规定值时，即停止蒸馏操作，釜液一次排出。 二、精馏原理及流程： 原理：液体混合物经多次部分汽化和冷凝后，便可得 到几乎完全的分离。 流程：原料液经预热器加热到指定温度后．送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的 回流液体汇合后，逐板溢流，最后流人塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传热传质过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为地底产品（釜残掖），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进人冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 通常， 将原料液进入的那层板称为加料板， 加料板以上的塔段称为 精馏段 加料板以下的塔段（包括加料板）称为 提馏段 。 三、精馏过程计算： 总物料衡算 易挥发组分衡算 F=D+W FxF=Dy+Wx 塔顶易挥发组分的回收率 Dx D D FxF 100% 塔釜难挥发组分的回收率 W W (1 W 100% F (1 xF ) x)回流比: R L D 最小回流比Rmin xD yq yq xq R=(1.1~2.0) Rmin 操作线远离平衡线， NT 设备费 R L V V V , 冷凝器、再沸器热负荷 q线方程 操作费 进料热状况的影响及 q I I V I F I L ， CP t r r 及 将1kmol 原料变成饱和蒸汽所需 热量 1kmol原料的汽化潜热 V'= V+( q－ 1) F 并由此得到 L=L+qF 进料热状况对 q 值及 q 线的影响： q 线方程 y q q 1 x xF q 1 必过点 e（ x , x ） F F 操作线方程： 精馏段操作线方程： 总物料衡算 易挥发组分衡算 V=L+D Vyn+1=Lxn+DxD 操作线方程 y n 1 R R 1 xn 1 R 1 xD 必过点 a（ x D , x D ） 提馏段操作线方程： 总物料衡算 L‘ =V’ +W ， ， ， ， 易挥发组分衡算 L xm =V ym+1 +Wx 操作线方程 ym' 1 L' xm' W xW 必过点 C（ x V ' ' W , x ） W V 或 , L' ' W y x m 1 L' W m L' W x W 平衡线方程： y x 1 ( 1)x -------- 图形关系（记住）。 q=1, 斜率为 ，图像为 特殊 泡点 xq x F 进料 露点 q=0, 斜率为 0，图像为 1 、逐板计算法 理论版层数计算： 2 、图解法 逐板计算法： 平衡关系 操作关系 平衡关系 y1 XD X1 y 2 X2 计算到 X X （饱和液体进料状况， 其他为 X ) n F q 说明第 n 层是加料板（ n-1 层）。提馏段：同理 x , m x （ m-1 层）。 w 全塔效率与单板效率 E＝ N T 100% E mV yyn n 1 E mL xn 1 x xn 塔板上气液两相的非理想流动NP yy或n* n 1 n 1 xn* 1. 返混现象 液沫夹带 塔板上部分液体产生与液体主体流动方向相反的流动为液沫夹带（又称雾沫夹带） 即液滴被上升的气体夹带到上一层塔板上。 气泡夹带 塔板上部分气体产生与气体主体方向相反的流动为气泡夹带。 即气泡被下降的液体卷入下一层塔板上。 2. 气体和液体的不均匀分布 气体沿塔板的不均匀分布 由于液面落差 的存在，气体通过塔板时阻力大小不等，导致塔板 上气量分布不均。 液体沿塔板的不均匀分布 由于液体横向流过塔板时路径长短不一，使塔板的物质传递量减少。 不正确操作 液泛 在操作过程中，塔板上液体下降受阻并逐渐在塔板上积累，这种现象称为液泛（也称淹 塔）。根据引起液泛的原因不同，可以分为： （ 1）降液管液泛 液体流量过大降液管内液体不能及时排出或气体流量过大使降液管液面升高， 均会引起降液管液泛。 （ 2）夹带液泛气速过大导致液沫夹带量过大，板上液层增厚并各板液层相连造成液泛。 严重漏液 当气体通过筛孔的速度较小或气体分布不均匀时， 从孔道流下的液体量占液体流量 的 10％以上称为严重漏液。 第七章 吸 收（溶解度差异 ） 一、概述及平衡关系 二、传质理论 三、吸收塔计算 一、概述及平衡关系： 1、吸收依据： 混合物各组分在某种溶剂中溶解度差异 1 ）分离混合气体以回收所需的组分； 。 吸收 目的 4 2 ）除去有害组分以净化气体； 3 ）制备某种气体的溶液； ）工业废气的治理。 当气相中溶质的实际分压高于 2、吸收与解吸流程： 吸收过程进行的方向与限度取决于溶质在气液两相中的平衡关系。 质的实际分压低于与液相成平衡的溶质分压时， 这种过程称为脱收（或解吸） 温度与压强的影响： 与液相成平衡的溶质分应时，溶质便由气相向液相转移，即发生吸收过程。反之．如果气相中溶 溶质便由液相向气相转移， 即发生吸收的逆过程， 温度 有利于吸收，反之即为解吸 压强 有利于吸收，反之即为解吸 3 、平衡关系 : 摩尔比： Xi 液相中溶质的摩尔数 液相中溶剂的摩尔数 xi 1 xi Yi 气相中溶质的摩尔数 气相中惰性组分的摩尔 数 y i 1 yi 1 亨利定律 : * pi* Exi pi * c i EM S S H EMS H * H y i mx i m E p Y i mX i 4 、吸收剂的选择： 1 ）溶解度高（对溶质组分） 2 ）选择性高 3 ）挥发度小 4 ）黏性小 5 ）其他（无毒、无腐蚀、经济、合理等） 5 、相平衡关系在吸收中的应用： 1 ）判断传质方向： * * 若气液相平衡关系为 yi mxi 或 xi * y i / m，如果气相中溶质的实际组成 * yi 大于与液 相溶质组成相平衡的气相溶质组成 * * yi ，即 yi > yi （或液相的实际组成 xi 小于与气相组成 yi 相 平衡的液相组成 x i （或脱吸）。 ，即 xi < x i ，说明溶液还没有达到饱和状态，此时气相中的溶质必然要继 续溶解，传质的方向由气相到液相，即进行吸收；反之，传质方向则由液相到气相．即发生解吸 2 ）确定传质推动力： 传质过程的推动力通常用一相的实际组成与其平衡组成的偏离程度表示。 如图，在吸收塔内某截面 A-A处，溶质在气、液两相中的组成分别为 * yi 、 xi ，若在 操作条件下气液平衡关系为 y i mxi ，则在 xi - yi 坐标上可标绘出平衡线 OE 和 A-A 截面上的 yi 操作点 A，如国所示。 从图中可看出， 以气相组成差表示的动力为 * yi y i * ， 以液相组 成差表示的推动力为 x i xi x i （只能以一相来表征 ） p* i p 、c 同理，若气、液组成分别以 表示，并且相平衡方程为 i i c i 或 ci * H Hp 以气相 i * * 分压差表示的推动力为 yi y i - yi ， 以液相组成表示的推动力为 xi xi - xi a 吸收塔内两相量与组成的变化 b 吸收过程推动力 3 ）指明传质过程进行的极限： 二、传质理论： 扩 散 分子扩散：流体分子无规则的热运动 涡流扩散：流体质点的湍动 菲克定律： 当物质 A在介质 B中发生扩散时， 任一点处物质 A的扩散通量与该位置上 A的浓度梯度成正比： JADAB dcA dz （与 傅里叶定律 及牛顿黏性定律 有相似处） 等分子单向扩散（了解，下册书 设： p90） 它包含以下几点基本假 双膜理论： 双膜理论把两流体间的对流传质过程描述成如图所示的模式。 相互接触的气、液两相流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有 质以分子扩散方式通过此二膜层由气相主体进入液相主 在相界面处，气、液两相达到平 衡； 体； 一个很薄的停滞膜，吸收 在两个停滞膜以外的气、液两相主体中，由于流体充分湍动，物质组成均匀。 吸收速率方程式：（理解及应用条件，书下册 P104） 吸收速率， 指单位相际传质面积上单位时间内吸收的溶质量， 推动力 速率 ，推动力阻力 指组成差，吸收阻力倒数为吸收系数，所以“速率 =吸收系数 推动力 ”方程式： 液相： N DDP=常数 KG （一定情况下） A RT P （ P P ZAi ) KG( PA PAi ) ， RT Z g P A Bm g P Bm 三、吸收塔计算： 1、摩尔分率、摩尔比相关关系： 气相： nA yA n （气体总体积 =惰性体积） xA nA n 质量分数与摩尔分率的关系为： x wA /M A A ＝ wA /M A wB /M B w /M NN 摩尔比 YA nA X A nA nB nB 摩尔分率与摩尔比的关系为 x X y Y X x Y y 1 X 1 Y 1-x 1-y 摩尔浓度与分压之间的关系为 nA pA c A V RT 2．吸收操作线方程与操作线L Y L X (Y X 2) V 2 V Y L X (YL 1 X1) V V 液气比 L ( 1. 1 2. 0)( L ) min ， 最小液气比的计算 ： L Y1 Y2 V V V min X1* X 2 B 点移至水平线 Y=Y1 与平衡线的交点 B*时， X1=X1*, 此点对应有最小液气比。 这是理论上吸收液所能达到的最高组成，但此时过程的推动力已变为 传质面积， 实际上办不到。 或者当解吸平衡线为非下凹线时， 0，因而需要无限大的相际 操作线的极限位置为与平衡线相交， 此时，对应的气液比为最小气液比。以 V L 表示。对应的气体用量为最小用量，记作Vmin。 min V min X 2 X 1 即 L VX 2 X 1 min Y2* Y1 L Y2* Y1 1 塔高计算基本关系式（掌握方法，不用记公式 X 的计算为重点，参考作业） Z V Y1 dY KY aΩ Y2 Y Y * OG == H V 称为气相总传质单元高度 K Y aΩ Z N Y1 OG ·H OG （填料层高度） N OG = Y1 Y2 dY Y Y * 称为 气相总传质单元数 dY Y1 Y2 (Y Y * )m Y1 Y2 Y1 Y1 Y1 Y2 Ym NOG Y2YY* 1 Y2 ln Y2 传质单元数的计算 N OG ln 1 S Y1 式中 S 1 S mV L Y2 mX 2 S mX 2 为 解吸因数（脱吸因数）。 Y1 mX2 值的大小反映了溶质 A 吸收率的高低。 Y2 mX2 N OL 1 1 A ln 1 A Y1 mX 2 A Y1 mX1 式中 = L 称为 吸收因数。 A mV 吸收塔塔径的计算 D 4VS πu 第八章、塔设备 一、概述 二、板式塔及流体力学性质 三、填料塔 一、概述（了解）： 作用： 1、 使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又 能及时完善分离； 2、 在塔内使气、液两相最大限度的接近逆流，以提供最大的传质推动力。 性能评估指标： 1、 通量——单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速； 2、 分离效率——单位压降塔的分离效果，对板式塔以板效率表示，对填料塔以等板高度表示； 3、 适应能力——操作弹性，表现为对物料的适应性和对负荷波动的适应性； 塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应尽量满足流动阻力小、结构简单、金属耗量少、造价低、易于操作控制等要求。 二、板式塔及流体力学性质（了解）： 板式 塔的 种类 泡罩塔板 筛板 浮阀塔板 喷射形塔板 了解它们工作原理 塔板上 气液两 相的接 触状态： 板上压降： 鼓泡状（优良工作状态） 蜂窝状 泡沫状（为了减少雾沫夹带，大都控制在此状态） 喷射状（优良工作状态） 接触时间 压降增大 塔板效率 塔釜温度 需求板数 能耗 操作费 设备费 雾沫夹带： 上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带 漏液：错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板流动，在板上与垂直向上流动的气体进行错流 接触后由降液管流下。当上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体经孔道流下时，便会出现漏液现象。 液泛：塔内若气、液两相中之一的流量增大，使降液管内液体不能顺利下流，管内液体必然积累， 当管内液体增高到越过溢流堰顶部，于是两板间液体相连，该层塔板产生积液，井依次上升，这种现象称为液泛，亦称淹塔。 液面落差： 当液体横向流过板面时，为克服板面的摩擦阻力和极上部件（如泡罩、浮阀等）的局 部阻力，需要一定液位差，则在板面上形成液面落差，以 负荷性能图：（掌握，书下册 p158） 表示。 三、填料塔：（了解） 填料种类： 规整 填料 散装 格栅填料 波纹填料 脉冲填料 拉西环 鲍尔环 阶梯环 弧鞍与矩鞍 金属环矩鞍 填料 球形填料 P184） 流体流动性质（了解，书 第七章、干燥（相对湿度差异） 一、 一、 干燥概述 二、 空气性质及 H-I 图 三、 干燥过程物料衡算及热量衡算 四、 干燥动力学 干燥概述： 干燥操作的 必要条件 是物料表面的水汽压力必须大于干燥介质中水汽的分压，两者差 别 以维持一定的扩散推动力。 越大，干燥操作进行得越快。 所以干燥介质应及时将汽化的水汽带走， 若干燥介质为水汽所饱和，则推动力为零，这时干燥操作即停止进行。 对流干燥特点： 在对流于燥过程中，热空气将热量传给湿物料，物料表面水分即行汽化．并通过 表面外的气膜向气流主体扩散。与此同时，由于物料表面水分的汽化，物料内部与表面间存在水 分浓度的差别， 内部水分向表面扩散， 汽化的水汽由空气带走， 所以 干燥介质既是载热体又是载 湿体，它将热量传给物斜的同时把由物料中汽化出来的水分带走。因此， 合的操作．干燥速率由传热速率和传质速率共同控制。 干燥是 传热和传质相结 二、 空气性质及 H-I 图： 1、 空气性质各参数 湿度 H H 湿空气中水汽的质量 nv Mv ng Mg 0. 622 pv kg 水 湿空气中绝干气的质量 pv p 汽 kg 绝干气 饱和湿度 H s 0.622 ps p ps 相对湿度φ pv 100% ps 湿比容 H v a Hvv ( 0. 772 1. 244H) 273 t 1. 013 105 m 湿气 /kg 干气 3 273 干气℃ kJ/kg p 湿比热 cH 1.01 1 .88 HkJ/kg 焓 I (1. 01 1. 88H )t 2492H 干气 湿球温度： t w t 露点温度 t d krH w ( H w H ) pd Hp 0.622 H 由 pd 根据饱和水蒸汽压表查出相应的温度，即为该湿空气的露点。 绝热饱和温度 t as t ras (H as H ) ( 约等于湿球温度 ) cH 干球温度（理解四个温度之间的关系，书下册 不饱和空气： > w（ as） > d P249） d t t t t 饱和空气： t ＝ w（ as）＝ t t t 2、 空气 H-I 图：（熟悉理解，会用，书下册 构成线群：（ 5 条） P254） 1）等湿度线（等 H线）群 等湿度线是平行于纵铀的线群 2）等焓线（等 I 线）群 等焓线是平行于斜袖的线群 3）等干球温度线（等 t 线）群 不平行 4）等相对湿度线（等φ线）群 φ =100%的等φ线称为饱和空气线，此时空气为水汽所饱和 5）蒸汽分压线 三、干燥过程物料衡算及热量衡算： （作业及书上例题） 1、物料衡算： 湿基含水量 w 湿物料中水分的质量 湿物料总质量 X 100% w w 1 w X 1 X 干基含水量 湿物料中水分的质量 湿物料中绝干物料的质 X 量 水分蒸发量 W: LH1 GX1 LH2 GX（进出水相等）2 W L( H2 H1) G( X1 X2 ) kg 绝干料 /s W——单位时间内水分的蒸发量， kg/s; G ——单位时间内绝干物料的流量， 空气消耗量 L（绝干气） l 0( 真实进料湿空气） L( 1 H0 ) L( 1 H1 ) 干燥产品流量 G2: : （由图示做绝干物料衡算所得） G1 W G2 2、热量衡算： 干燥系统消耗的总热量 Q 加 热 空 气 干燥系统的热效率： 蒸发水分 加热物料 损失热量 定义式 化简式 四、干燥动力学： 物料含水划分： 1、平衡水与自由水： 总水 = 能否干燥 平衡水（ X *（)不能干燥） 自由水（能干燥） 平衡水：空气状态恒定，则物料将永远维持这么多的含水量，不会因接触时间延长而改变，这 种恒定的含水量称为该物料在固定空气状态下的平衡水分，又称平衡湿含量或平衡含水量，以X*表示，单位为 kg 水 /kg 绝干料 干燥产品含水量 X2≧X* 2、结合水与非结合水： 总水 =结合水分 +非结合水分 非结合水：物科中的吸附水分和孔隙中的水分，都属于非结合水，它与物料为机械结合．一般结 合力较弱．故极易除去。 结合水：通常细胞壁内的水分及小毛细管内的水分，都属于结合水，与物料结合较紧，蒸气压低 于同温度下纯水的饱和蒸气压，故较非结合水难于除去。 补充：干燥速率相关（本科学历不要求） 干燥曲线 : 物料含水量 X 及物料表面温度 θ与干燥时间τ的关系曲线 干燥速率曲线 : 干燥速率 U 与物料含水量 X 的关系曲线。分为恒速干燥阶段和降速干燥阶 段，两者之间的分界点为临界点，相应的物料含水量称为 临界含水量 。 （ 1） 恒速干燥阶段 在该阶段，物料内部的水分能及时扩散到物料表面， 使物料表面完全润湿，物料表面的温度等于空气的湿球温度， 汽化的水分为非结合水分。 该阶段为表面汽化控制， 干燥速率大小取决于物料外部的干燥条件，一般，提高空气的温度、降低空气的湿度或提高空气的流速，均能提高恒速干燥阶段的干燥速率。 （ 2）降速干燥阶段 随干燥时间的延长，由于物料的表面出现干区、实际汽化面积减小以及平衡蒸汽压较小等原因，使干燥速率逐渐下降。该阶段为物料内部扩散控制阶段，干燥速率的大小主要取决于物料本身的结构、形状和尺寸，而与外部干燥条件关系不大。 （ 3） 临界含水量 临界含水量因物料的性质、厚度和恒速阶段干燥速率的不同而异，通常吸水性物料的临界含水量比非吸水性的大；同一物料，恒速阶段干燥速率愈大，则临界含水量愈 高；物料愈厚，则临界含水量愈大。 因篇幅问题不能全部显示，请点此查看更多更全内容