化工原理復習總結

1、流體流動基本概念與基本原理基本概念與基本原理一、流體靜力學基本方程式或ghpp0注意：1、應用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強的表示方法：絕壓大氣壓=表壓表壓常由壓強表來測量；大氣壓絕壓=真空度真空度常由真空表來測量。3、壓強單位的換算：1atm=760mmHg=10.33mH2O=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at4、應用：水平管路上兩點間壓強差與 U 型管壓差計讀數(shù) R 的關系：處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時靜止、連續(xù)和同一種液體。二、定態(tài)流動系統(tǒng)的連續(xù)性方程式物料衡算式三、定態(tài)流動的柏努利方程式能量衡算式1kg 流體：fhuPgZWe

2、uPgZ22222111J/kg討論點：1、流體的流動滿足連續(xù)性假設。2、理想流體，無外功輸入時，機械能守恒式：3、可壓縮流體,當p/p120%,仍可用上式，且=m。4、注意運用柏努利方程式解題時的一般步驟，截面與基準面選取的原則。5、流體密度的計算：理想氣體=PM/RT混合氣體vnnvvmxxx2211混合液體nwnwmwmxxx2211上式中：vix體積分率；wix質量分率。6、gz，u2/2，p/三項表示流體本身具有的能量，即位能、動能和靜壓能。hf為流經系統(tǒng)的能量損失。We為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設備重要參數(shù)。輸送設備有效功率 Ne=Wes，軸功率 N=Ne/（W

3、）7、1N 流體feHgugpZH22m（壓頭）1m3流體ffafehpphupghW而22,四、柏努利式中的hfI流動類型：1、雷諾準數(shù) Re 及流型Re=du/=du/，為動力粘度，單位為PaS；=/為運動粘度，單位m2/s。層流：Re2000，湍流：Re4000；2000Re4000 為不穩(wěn)定過渡區(qū)。2、牛頓粘性定律=(du/dy)氣體的粘度隨溫度升高而增加，液體的粘度隨溫度升高而降低。3、流型的比較：質點的運動方式；2222222111uPgZuPgZ速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的 0.5 倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。阻力，層流：粘度內摩擦力，湍流：粘度內摩擦力+

4、湍流切應力。II流體在管內流動時的阻力損失fffhhhJ/kg1、直管阻力損失 hfffpudlh22范寧公式(層流、湍流均適用).層流：23264)(dluhRRffee或即哈根泊稷葉公式。湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)） ：),(dRfe；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)） ：)(df，具體的定性關系參見摩擦因數(shù)圖，并定量分析 hf與 u 之間的關系。推廣到非圓型管潤濕周邊長流通截面積44Herdd注：不能用 de來計算截面積、流速等物理量。2、局部阻力損失 hf 阻力系數(shù)法，5 . 00 . 122cefuh當量長度法，22udlhef注意：截面取管出口內外側，對動能項及出口阻力損失項的計算有所不同。當管徑

5、不變時，2)(2udllhfe流體在變徑管中作穩(wěn)定流動，在管徑縮小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作穩(wěn)定流動流體由于流動而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長不變。流體流動時的摩擦阻力損失 hf所損失的是機械能中的靜壓能項。完全湍流（阻力平方區(qū)）時，粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù)值只取決于相對粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通過一管道流向壓力恒定的反應器，當管道上的閥門開度減小時，水流量將減小，摩擦系數(shù)增大，管道總阻力不變。五、管路計算I并聯(lián)管路：1、321VVVV2、321ffffhhhh各支路阻力損失相等。即并聯(lián)管路的特點是： （1）并聯(lián)管段的壓強降相等； （2）主管流量等于并聯(lián)的各管段流量之和； （3）

6、并聯(lián)各管段中管子長、直徑小的管段通過的流量小。II分支管路：1、321VVVV2、分支點處至各支管終了時的總機械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測量中的運用1、畢托管用來測量管道中流體的點速度。2、孔板流量計為定截面變壓差流量計，用來測量管道中流體的流量。隨著 Re增大其孔流系數(shù) C0先減小，后保持為定值。3、轉子流量計為定壓差變截面流量計。注意：轉子流量計的校正。測流體流量時，隨流量增加孔板流量計兩側壓差值將增加，若改用轉子流量計，隨流量增加轉子兩側壓差值將不變。離心泵基本概念與基本原理基本概念與基本原理一、工作原理基本部件：葉輪（612 片后彎葉片） ；泵殼（蝸殼） （集液和能量轉換裝

7、置） ；軸封裝置（填料函、機械端面密封） 。原理：借助高速旋轉的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無自吸能力，因此在啟動前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則將發(fā)生“氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應檢查進口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特性曲線1、壓頭 H，又稱揚程fHgpZH2、有效功率)(102kwHQNHgQWNsee軸功率3、離心泵的特性曲線通常包括QQNQH,曲線，這些曲線表示在一定轉速下輸送某種特定的液體時泵的性能。由QN 線上可看出：0Q時，minNN ，所以啟動泵和停泵都應關閉泵的出口閥。離心泵特性曲線測定實驗，泵啟動后出水管不出水，而泵進口處真空表

8、指示真空度很高，可能出現(xiàn)的故障原因是吸入管路堵塞。若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭減小，流量減小，效率減小，軸功率增大。三、離心泵的工作點1、泵在管路中的工作點為離心泵特性曲線（QH ）與管路特性曲線（eeQH ）的交點。管路特性曲線為：2eeBQKH。2、工作點的調節(jié)：既可改變QH 來實現(xiàn)，又可通過改變eeQH 來實現(xiàn)。具體措施有改變閥門的開度，改變泵的轉速，葉輪的直徑及泵的串、并聯(lián)操作。離心泵的流量調節(jié)閥安裝在離心泵的出口管路上，開大該閥門后，真空表讀數(shù)增大，壓力表讀數(shù)減小，泵的揚程將減小，軸功率將增大。兩臺同樣的離心泵并聯(lián)壓頭不變而流量加倍，串聯(lián)則流量不變壓頭加倍。四、離心泵的安裝

9、高度Hg為避免氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度Hg，注意氣蝕現(xiàn)象產生的原因。110212fsHguHHgsH為操作條件下的允許吸上真空度，m10fH為吸入管路的壓頭損失，m。210fvaHhgppHgh允許氣蝕余量，map液面上方壓強，Pa；vp操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時會發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。傳熱基本概念和基本理論基本概念和基本理論傳熱是由于溫度差引起的能量轉移，又稱熱傳遞。由熱力學第二定律可知，凡是有溫度差存在時，就必然發(fā)生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據(jù)傳熱機理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導（導熱） 、熱對流（對流）和熱輻射。熱傳導是物體各部分之間不發(fā)

10、生相對位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運動而引起的熱量傳遞；熱對流是流體各部分之間發(fā)生相對位移所引起的熱傳遞過程（包括由流體中各處的溫度不同引起的自然對流和由外力所致的質點的強制運動引起的強制對流） ，流體流過固體表面時發(fā)生的對流和熱傳導聯(lián)合作用的傳熱過程稱為對流傳熱（給熱） ；熱輻射是因熱的原因而產生的電磁波在空間的傳遞。任何物體只要在絕對零度以上，都能發(fā)射輻射能，只是在高溫時，熱輻射才能成為主要的傳熱方式。傳熱可依靠其中的一種方式或幾種方式同時進行。傳熱速率 Q 是指單位時間通過傳熱面的熱量（W） ；熱通量 q 是指每單位面積的傳熱速率（W/m2） 。熱傳導1導熱基本方程傅立葉

11、定律導熱系數(shù)， 表征物質導熱能力的大小， 是物質的物理性質之一， 單位為 W/ （m） 。純金屬的導熱系數(shù)一般隨溫度升高而降低，氣體的導熱系數(shù)隨溫度升高而增大。式中負號表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。2平壁的穩(wěn)定熱傳導單層平壁：多層（n 層）平壁：公式表明導熱速率與導熱推動力（溫度差）成正比，與導熱熱阻（R）成反比。由多層等厚平壁構成的導熱壁面中所用材料的導熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側的溫差愈小，但導熱速率相同。2圓筒壁的穩(wěn)定熱傳導單層圓筒壁：RtSbttQm21或1221ln)(2rrttlQ當 S2/S12 時，用對數(shù)平均值，即：當 S2/S12 時，用算術平均值，即：Sm

12、=（S1+S2）/2多層（n 層）圓筒壁：或一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當石棉泥受潮后，其保溫效果應降低，主要原因是因水的導熱系數(shù)大于保溫材料的導熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導熱系數(shù)增大，保溫效果降低。在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應該將導熱系數(shù)小的材料包在內層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對流傳熱1對流傳熱基本方程牛頓冷卻定律對流傳熱系數(shù)，單位為：W/（m2） ，在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對應。2與對流傳熱有關的無因次數(shù)群（或準數(shù)）表 1 準數(shù)的符號和意義準數(shù)名稱符號意義努塞爾特準數(shù)LNu=含有特定的傳熱膜系數(shù)， 表示對流傳熱的強度雷諾準數(shù)LuRe=反映流體的流

13、動狀態(tài)普蘭特準數(shù)CpPr=反映流體物性對傳熱的影響格拉斯霍夫準數(shù)gtL32Gr=反映因密度差而引起自然對流狀態(tài)3流體在圓形直管中作強制湍流流動時的傳熱膜系數(shù)對氣體或低粘度的液體對氣體或低粘度的液體Nu=0.023Re0.8Prn或LuCp=0.0230.8nL流體被加熱時，n=0.4；液體被冷卻時，n=0.3。定型幾何尺寸為管子內徑 di。定性溫度取流體進、出口溫度的算術平均值。應用范圍為 Re10000，Pr=0.7160，(l/d)60。對流過程是流體和壁面之間的傳熱過程，定性溫度是指確定準數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個區(qū)域，它們是自然對流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產中的沸騰

14、傳熱過程應維持在泡壯沸騰區(qū)操作。無相變的對流傳熱過程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動程度。引起自然對流傳熱的原因是系統(tǒng)內部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動。用無因次準數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關參數(shù)的關系：（1） 無相變對流傳熱 Nu=f（Re，Pr，Gr）（2） 自然對流傳熱 Nu=f（Gr，Pr）（3） 強制對流傳熱 Nu=f（Re，Pr）在兩流體的間壁換熱過程中， 計算式 Q=KSt， 式中t 表示為兩流體溫度差的平均值；S 表示為泛指傳熱面，與 K 相對應。在兩流體的間壁換熱過程中，計算式 Q=St，式中t=tw

15、-tm或 Tm-Tw；S 表示為一側的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。水在管內作湍流流動時，若使流速提高至原來的 2 倍，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的20.8倍。若管徑改為原來的 1/2 而流量相同，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的 40.820.2倍。 （設條件改變后，仍在湍流范圍）三、間壁兩側流體的熱交換間壁兩側流體熱交換的傳熱速率方程式Q=KStm式中 K 為總傳熱系數(shù)，單位為：W/（m2） ；tm為兩流體的平均溫度差，對兩流體作并流或逆流時的換熱器而言，當t1/t2110100對于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進料而言，q 值等于進料中的液相分率。L=L+qFV=V（q1）Fq

16、線方程（進料方程）為：y=q/（q1）xxF/（q1）上式表示兩操作線交點的軌跡方程。塔底再沸器相當于一層理論板（氣液兩相平衡） ，塔頂采用分凝器時，分凝器相當于一層理論板。由于冷液進料時提餾段內循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進料較氣液混合物進料所需理論板數(shù)為少。五、回流比及其選擇（1）全回流R=L/D=，操作線與對角線重合，操作線方程 yn=xn-1，達到給定分離程度所需理論板層數(shù)最少為 Nmin。（2）最小回流比當回流比逐漸減小時，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近，為達到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達到恒濃區(qū)（夾緊區(qū)）回流比最小，所需理論板無窮多。I正常平

17、衡線Rmin=（xDyq）/（yqxq）飽和液體進料時：xq=xF飽和蒸汽進料時：yq=yFII 不正常平衡線由 a（xD，yD）或 c（xW，yW）點向平衡線作切線，由切線斜率或截距求 Rmin。（3）適宜回流比R=（1.12）Rmin精餾設計中，當回流比增大時所需理論板數(shù)減少，同時蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質消耗量增加，操作費用相應增加，所需塔徑增大。精餾操作時，若 F、D、xF、q、R、加料板位置都不變，將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產品組成 xD變大。精餾設計中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費和設備費的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。六、板

18、效率和實際塔板數(shù)1單板效率（默弗里效率）EmV=（ynyn+1）/（yn*yn+1）EmL=（xn-1xn）/（xn-1xn*）2全塔效率E=（NT/NP）x100%精餾塔中第 n-1,n,n+1 塊理論板，yn+1yn，tn-1xn-1。精餾塔中第 n-1,n,n+1 塊實際板，xn*yn。如板式塔設計不合理或操作不當，可能產生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無法正常工作。負荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負荷上限和液相負荷下限。吸收基本概念和基本原理基本概念和基本原理利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱為吸收?；旌蠚怏w中能夠溶解的組分稱為吸收質或溶質（

19、A） ；不被吸收的組分稱為惰性組分或載體（B） ；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑（S） ；吸收所得溶液為吸收液（S+A） ；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。當氣相中溶質的的實際分壓高于與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從氣相向液相轉移，發(fā)生吸收過程；反之當氣相中溶質的的實際分壓低于與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從液相向氣相轉移，發(fā)生脫吸（解吸）過程。一、氣液相平衡傳質方向與傳質極限平衡狀態(tài)下氣相中溶質分壓稱為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質濃度稱為平衡濃度或飽和濃度溶解度。對于同一種溶質，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對吸收操作有利，升溫和減壓有利于脫吸操作。亨利定律：p*=ExE 為亨利系數(shù)，單

20、位為壓強單位，隨溫度升高而增大，難溶氣體（稀溶液）E 很大，易溶氣體 E 很小。對理想溶液 E 為吸收質的飽和蒸氣壓。p*=c/HH 為溶解度系數(shù)，單位：kmol/(kNm)，H=/(EMs)，隨溫度升高而減小，難溶氣體 H 很小，易溶氣體 H 很大。y*=mxm 相平衡常數(shù)，無因次，m=E/P，m 值愈大，氣體溶解度愈??；m 隨溫度升高而增加，隨壓力增加而減小。Y*=mX當溶液濃度很低時大多采用該式計算。X=x/(1-x);Y=y/(1-y);x,y摩爾分率，X,Y摩爾比濃度二、傳質理論傳質速率分子擴散憑借流體分子無規(guī)則熱運動傳遞物質的現(xiàn)象。推動力為濃度差，由菲克定律描述：JA= DAB(d

21、CA)/(dz)JA擴散通量，kmol/(m2s)DAB擴散系數(shù)渦流擴散憑借流體質點的湍動和旋渦傳遞物質的現(xiàn)象。等分子反向擴散傳質速率：氣相內 NA= D(pA1pA2)/RTz液相內 NA= D(cA1cA2)/z單相擴散傳質速率：氣相內 NA= JA+NcA/C=D (pApAi)/ RTz(P/pBm)=kG(pApAi)液相內 NA= D(cAicA)/z(C/cSm)=kL(cAicA)其中 P/pBm1 為漂流因數(shù)，反映總體流動對傳質速率的影響。pBm=(pB2pB1)/ln(pB2/pB1)一般而言，雙組分等分子反向擴散體現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分通過另一組分的單相擴散體現(xiàn)在吸

22、收單元操作中。氣相中，溫度升高物質的擴散系數(shù)增大，壓強升高則擴散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴散系數(shù)降低。在傳質理論中有代表性的三個模型分別為雙膜理論、溶質滲透理論和表面更新理論。傳質速率方程傳質速率=傳質推動力/傳質阻力N=kG(ppi)=kL(cic)=ky(y-yi)=kx(xix)N=KG(pp*)=KL(c*c)=KY(Y-Y*)=KX(X*X)注意傳質系數(shù)與推動力相對應，即傳質系數(shù)與推動力的范圍一致，傳質系數(shù)的單位與推動力的單位一致。吸收系數(shù)之間的關系：1/KG=1/kG+1/HkL1/KL=1/kL+H/kG1/KY=1/ky+m/kx1/KX=1/kx+1/mkyky=PkGkx=CkLKYPKGKXCKL氣膜控制與液膜控制的概念對于易溶氣體，H 很大，傳質阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時 KGkG，這種情況稱為“氣膜控制” ；反之，對于難溶氣體，H 很小，傳質阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時 KLkL，這種情況稱為“液膜控