化工原理公式及各個(gè)章節(jié)總結(jié)計(jì)劃匯總化工原理公式及各個(gè)章節(jié)總結(jié)計(jì)劃匯總17/17化工原理公式及各個(gè)章節(jié)總結(jié)計(jì)劃匯總第一章流體流動(dòng)與輸送機(jī)械1.流體靜力學(xué)基本方程：p2p0gh2.雙液位U型壓差計(jì)的指示:p1p2Rg(12))3.伯努力方程：z1g1u12p1z2g1u22p2224.實(shí)質(zhì)流體機(jī)械能衡算方程：z1g12p112p2Wf+u1z2gu2225.雷諾數(shù)：duRe6.lu232lupf范寧公式：Wf2d2d7.哈根-泊謖葉方程：pf32lud22A18.局部阻力計(jì)算：流道突然擴(kuò)大：1A1流產(chǎn)突然減?。?.51A2A2第二章非均相物系分別1.恒壓過(guò)濾方程：V22VeVKA2t令qV/A，qeVe/A則此方程為：q22qeqkt第三章傳熱1.傅立葉定律：dQdAt，QAdtndx2.熱導(dǎo)率與溫度的線性關(guān)系：0(1t)3.單層壁的定態(tài)熱導(dǎo)率：QAt1t2tb，或QbAm單層圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：?jiǎn)螌訄A筒壁內(nèi)的溫度分布方程：

Q2l(t1t2)或Qt1t21lnr2br1AmQlnrC（由公式4推導(dǎo)）2l6.三層圓筒壁定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：Q2l(t1t41lnr31lnr41lnr21r12r21r37.牛頓冷卻定律：QA(twt)，QA(TwT)lCp格拉曉夫數(shù)Grgtl328.努塞爾數(shù)Nu普朗克數(shù)Pr2流體在圓形管內(nèi)做逼迫對(duì)流：Re10000，0.6Pr1600，l/d500.8kNu0.023Re0.8Prk，或0.023duCp，其中當(dāng)加熱時(shí)，k=，冷卻時(shí)k=d10.熱均衡方程：Qqm1[rcp1(TsT2)]qm2cp2(t2t1)無(wú)相變時(shí)：Qqm1cp1(T1T2)qm2cp2(t2t1)，若為飽和蒸氣冷凝：Qqm1rqm2cp2(t2t1)11.11bd11d1總傳熱系數(shù)：dmd2K1212.考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：11bd11d1d1Kdm2d2Rs1Rs2d21總傳熱速率方程：QKAt14.lnT1t2KAqm1cp1兩流體在換熱器中逆流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：1T2t1qm1cp1qm2cp2Tt1KAqm1cp115.兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：ln11T2t2qm1cp1qm2cp216.兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計(jì)算方程：Tt1KAlnt2qm2cp2T第四章蒸發(fā)1.蒸發(fā)水量的計(jì)算：Fx0(FW)x1Lx12.水的蒸發(fā)量：WF(1x0)x13.完成時(shí)的溶液濃度：

x

F04.單位蒸氣耗資量：

FWWr'，此時(shí)原料液由預(yù)熱器加熱至沸點(diǎn)后進(jìn)料，且不計(jì)熱損失，r為加熱時(shí)的蒸氣汽化潛熱Dr’為二次蒸氣的汽化潛熱5.傳熱面積：AQQD(Hhc)Dr，tTt1，T為加熱蒸氣的溫度，，對(duì)加熱室作熱量衡算，求得Ktmt1為操作條件下的溶液沸點(diǎn)。6.蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力：QKA(Tt1)7.蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度（蒸發(fā)強(qiáng)度）：E

WQ第六章蒸餾1.烏拉爾定律：pApA0xA，pApB0(1xA)2.道爾頓分定律：ppApB3.雙組分理想系統(tǒng)氣液均衡時(shí)，系統(tǒng)總壓、組分分壓與組成關(guān)系：pApyApA0xA，pBpyBpB0xB4.泡點(diǎn)方程：xAppBo，露點(diǎn)方程：yApAoppBopAopBoppAopBo5.揮發(fā)度：A相對(duì)揮發(fā)度:

AB

px

ApB，BAxBpAxAyAxApB，或xByBxB7.相均衡方程：y

x1(1)x8.全塔物料衡算：FDW，F(xiàn)xFDxDWxW9.餾出液采出率：DxFxWxDxW10.釜液采出率：WxDxFFxDxW11.精餾段操作線方程：VLD，Vyn1LxnDxD，yn1LxnDxDLR1VV令RxD（回流比），則yn1xnRDR1112.提餾段操作線方程：總物料衡算：L'V'W，易揮發(fā)組分的物料衡算：L'xmV'ym1WxW即ym1L'xmWxWL'WL'W13.HhF'飽和蒸氣的焓—原料的焓每摩爾原料汽化為飽和蒸氣所需的熱量qh飽和蒸氣的焓—飽和流體的焓原料的摩爾汽化潛熱H14.qxxFq線方程（進(jìn)料方程）：yq1q1lgxD1xWxDxW15.1芬斯克方程：Nmin1lgm第七章干燥1.nvMv18nv0.622pv濕度：H29nappvnaMa2.相對(duì)溫度：pv100%ps3.濕比熱容：cHcacvH，在0~120℃時(shí)，cH1.011.88H4.濕空氣焓：IHIaHIv，詳盡表達(dá)式為：IHI(1.011.88H)t2492H5.濕比體積：vH1H22.4273t1.0131050.772273t1.0131052918273p1.244H22.4p2736.露點(diǎn)溫度：H0.622pd，即pdHpHppd0.6227.流體流動(dòng)–––基本看法與基根源理一、流體靜力學(xué)基本方程式p2p1g(z1z2)或pp0gh注意：1、應(yīng)用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強(qiáng)的表示方法：絕壓—大氣壓=表壓表壓常由壓強(qiáng)表來(lái)測(cè)量；大氣壓—絕壓=真空度真空度常由真空表來(lái)測(cè)量。3、壓強(qiáng)單位的換算：1atm=760mmHg===cm2=4、應(yīng)用：水平管路上兩點(diǎn)間壓強(qiáng)差與U型管壓差計(jì)讀數(shù)R的關(guān)系：p1p2(A)gR處于同一水平面的液體，保持等壓面的條件一準(zhǔn)時(shí)靜止、連續(xù)和同一種液體。二、定態(tài)流動(dòng)系統(tǒng)的連續(xù)性方程式––––物料衡算式A常數(shù),wsu1A11u2A22uA常數(shù)A常數(shù),Vsu1A1u2A2uA常數(shù)A常數(shù),圓形管中流動(dòng)u1/u2A2/A1d22/d12三、定態(tài)流動(dòng)的柏努利方程式––––能量衡算式p1u12gZ2p2u22hf[J/kg]1kg流體：gZ1We22談?wù)擖c(diǎn)：1、流體的流動(dòng)滿足連續(xù)性假設(shè)。2、理想流體，無(wú)外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式：p1u12gZ2p2u22gZ1223、可壓縮流體,當(dāng)p/p1<20%,仍可用上式，且ρ=ρm。4、注意運(yùn)用柏努利方程式解題時(shí)的一般步驟，截面與基準(zhǔn)面采用的原則。5、流體密度ρ的計(jì)算：理想氣體=M/R混雜氣體m1xv12xv2nxvnρpT混雜液體1xw1xw2xwnmm2n上式中：xvi––––體積分率；xwi––––質(zhì)量分率。6、g，2/2，/三項(xiàng)表示流體自己擁有的能量，即位能、動(dòng)能和靜壓能?！苃f為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失。e為流zupρW體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設(shè)備重要參數(shù)。輸送設(shè)備有效功率N=W·w，軸功率N=N/η（W）eese7、1N流體Hepu2Hf[m]（壓頭）Z2gg3Wezgpu2hfpa而pfhf,1m流體2四、柏努利式中的∑hfI．流動(dòng)種類：1、雷諾準(zhǔn)數(shù)Re及流型Re=duρ/μ，μ為動(dòng)力粘度，單位為[Pa·s]；層流：Re≤2000，湍流：Re≥4000；2000<Re<4000為不牢固過(guò)渡區(qū)。2、牛頓粘性定律τ=μ(du/dy)氣體的粘度隨溫度高升而增加，液體的粘度隨溫度高升而降低。3、流型的比較：①質(zhì)點(diǎn)的運(yùn)動(dòng)方式；②速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。③阻力，層流：粘度內(nèi)摩擦力，湍流：粘度內(nèi)摩擦力+湍流應(yīng)力。II．流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的阻力損失hfhfhf'[J/kg]1、直管阻力損失fhflu2pf范寧公式(層流、湍流均適用).hd2層流：f(Re)6432lu哈根—泊稷葉公式。即或hfd2Re湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)）：f(Re,)；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)）：f()，詳盡的定性關(guān)系拜會(huì)摩擦因dd數(shù)圖，并定量解析hf與u之間的關(guān)系。實(shí)行到非圓型管dde4rH4流通截面積潤(rùn)濕周邊長(zhǎng)注：不能夠用de來(lái)計(jì)算截面積、流速等物理量。2、局部阻力損失h′f①阻力系數(shù)法，h'fu2e1.0c0.52②當(dāng)量長(zhǎng)度法，h'fleu2d2注意：截面取管出口內(nèi)外側(cè)，對(duì)動(dòng)能項(xiàng)及出口阻力損失項(xiàng)的計(jì)算有所不同樣。當(dāng)管徑不變時(shí)，hf((lle))u2d2流體在變徑管中作牢固流動(dòng)，在管徑減小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作牢固流動(dòng)流體由于流動(dòng)而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長(zhǎng)不變。流體流動(dòng)時(shí)的摩擦阻力損失hf所損失的是機(jī)械能中的靜壓能項(xiàng)。完好湍流（阻力平方區(qū)）時(shí)，粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù)值只取決于相對(duì)粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽經(jīng)過(guò)一管道流向壓力恒定的反響器，當(dāng)管道上的閥門開度減小時(shí)，水流量將減小，摩擦系數(shù)增大，管道總阻力不變。五、管路計(jì)算I．并聯(lián)管路：1、VV1V2V32、hfhf1hf2hf3各支路阻力損失相等。即并聯(lián)管路的特點(diǎn)是：（1）并聯(lián)管段的壓強(qiáng)降相等；2）主管流量等于并聯(lián)的各管段流量之和；3）并聯(lián)各管段中管子長(zhǎng)、直徑小的管段經(jīng)過(guò)的流量小。II．分支管路：1、VV1V2V32、分支點(diǎn)處至各支管終了時(shí)的總機(jī)械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測(cè)量中的運(yùn)用1、畢托管用來(lái)測(cè)量管道中流體的點(diǎn)速度。2、孔板流量計(jì)為定截面變壓差流量計(jì)，用來(lái)測(cè)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(zhuǎn)子流量計(jì)為定壓差變截面流量計(jì)。注意：轉(zhuǎn)子流量計(jì)的校正。測(cè)流體流量時(shí)，隨流量增加孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差值將增加，若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩側(cè)壓差值將不變。離心泵–––––基本看法與基根源理一、工作原理基本部件：葉輪（6~12片后彎葉片）；泵殼（蝸殼）（集液和能量變換裝置）；軸封裝置（填料函、機(jī)械端面密封）。原理：借助高速旋轉(zhuǎn)的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無(wú)自吸能力，因此在啟動(dòng)前必定先灌泵，且吸入管路必定有底閥，否則將發(fā)生“氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運(yùn)行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應(yīng)檢查進(jìn)口管路可否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特點(diǎn)曲線1、壓頭H，又稱揚(yáng)程HpHfZg2、有效功率NeWewsHgQHgQ軸功率N3、離心泵的特點(diǎn)曲線平時(shí)包括HQ,NQ,Q曲線，這些曲線表示在必然轉(zhuǎn)速下輸送某種特定的液體時(shí)泵的性能。由NQ線上可看出：Q0時(shí)，NNmin，因此啟動(dòng)泵和停泵都應(yīng)關(guān)閉泵的出口閥。離心泵特點(diǎn)曲線測(cè)定實(shí)驗(yàn)，泵啟動(dòng)后出水管不出水，而泵進(jìn)口處真空表指示真空度很高，可能出現(xiàn)的故障原因是吸入管路擁堵。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(diǎn)1、泵在管路中的工作點(diǎn)為離心泵特點(diǎn)曲線（HQ）與管路特點(diǎn)曲線（HeQe）的交點(diǎn)。管路特點(diǎn)曲線為：HeKBQe2。2、工作點(diǎn)的調(diào)治：既可改變HQ來(lái)實(shí)現(xiàn)，又可經(jīng)過(guò)改變HeQe來(lái)實(shí)現(xiàn)。詳盡措施有改變閥門的開度，改變泵的轉(zhuǎn)速，葉輪的直徑及泵的串、并聯(lián)操作。離心泵的流量調(diào)治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(yáng)程將減小，軸功率將增大。兩臺(tái)同樣的離心泵并聯(lián)壓頭不變而流量加倍，串通則流量不變壓頭加倍。四、離心泵的安裝高度Hg為防范氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度≤Hg，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。1．HgHs'u12Hf01Hs'為操作條件下的贊同吸上真空度，m2gHf01為吸入管路的壓頭損失，m。papv(NPSH)rHf01(NPSH)r贊同氣蝕余量，m2．Hggpa液面上方壓強(qiáng)，Pa；pv操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。離心泵的安裝高度高出贊同安裝高度時(shí)會(huì)發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。傳熱–––基本看法和基本理論傳熱是由于溫度差引起的能量轉(zhuǎn)移，又稱熱傳達(dá)。由熱力學(xué)第二定律可知，凡是有溫度差存在時(shí)，就必然發(fā)生熱從高溫處傳達(dá)到低溫處。依照傳熱機(jī)理的不同樣，熱傳達(dá)有三種基本方式：熱傳導(dǎo)（導(dǎo)熱）、熱對(duì)流（對(duì)流）和熱輻射。熱傳導(dǎo)是物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱量傳達(dá)；熱對(duì)流是流體各部分之間發(fā)生相對(duì)位移所引起的熱傳達(dá)過(guò)程（包括由流體中各處的溫度不同樣引起的自然對(duì)流和由外力所致的質(zhì)點(diǎn)的逼迫運(yùn)動(dòng)引起的逼迫對(duì)流），流體流過(guò)固體表面時(shí)發(fā)生的對(duì)流和熱傳導(dǎo)結(jié)合作用的傳熱過(guò)程稱為對(duì)流傳熱（給熱）；熱輻射是因熱的原因此產(chǎn)生的電磁波在空間的傳達(dá)。任何物體只要在絕對(duì)零度以上，都能發(fā)射輻射能，可是在高溫時(shí)，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(shí)進(jìn)行。2傳熱速率Q是指單位時(shí)間經(jīng)過(guò)傳熱面的熱量（W）；熱通量q是指每單位面積的傳熱速率（W/m）。一、熱傳導(dǎo)1．導(dǎo)熱基本方程––––傅立葉定律dQdS

tnλ––––導(dǎo)熱系數(shù)，表征物質(zhì)導(dǎo)熱能力的大小，是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一，單位為W/（m·℃）。純金屬的導(dǎo)熱系數(shù)一般隨溫度高升而降低，氣體的導(dǎo)熱系數(shù)隨溫度高升而增大。式中負(fù)號(hào)表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。2．平壁的牢固熱傳導(dǎo)單層平壁：t1t2tQbRS多層（n層）平壁：Qt1tn1tnbinRiSi1i1公式表示導(dǎo)熱速率與導(dǎo)熱推動(dòng)力（溫度差）成正比，與導(dǎo)熱熱阻（R）成反比。由多層等厚平壁組成的導(dǎo)熱壁面中所用資料的導(dǎo)熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側(cè)的溫差愈小，但導(dǎo)熱速率同樣。2．圓筒壁的牢固熱傳導(dǎo)單層圓筒壁：t1t2t或2l(t1t2)QRQbr2Smlnr1當(dāng)S2/S1?2時(shí)，用對(duì)數(shù)平均值，即：S2S1SmS2lnS1當(dāng)S2/S1?2時(shí)，用算術(shù)平均值，即：S=（S+S）/2m12多層（n層）圓筒壁：t1tn12l(t1tn1)QQnbi1lnri1i1iSmiiri一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當(dāng)石棉泥受潮后，其保溫收效應(yīng)降低，主要原因是因水的導(dǎo)熱系數(shù)大于保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù)，受潮后，使保溫層資料導(dǎo)熱系數(shù)增大，保溫收效降低。在包有兩層同樣厚度保溫資料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)熱系數(shù)小的資料包在內(nèi)層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對(duì)流傳熱1．對(duì)流傳熱基本方程––––牛頓冷卻定律QSt2α––––對(duì)流傳熱系數(shù)，單位為：W/（m·℃），在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對(duì)應(yīng)。2．與對(duì)流傳熱有關(guān)的無(wú)因次數(shù)群（或準(zhǔn)數(shù)）表1準(zhǔn)數(shù)的符號(hào)和意義準(zhǔn)數(shù)名稱符號(hào)意義αL努塞爾特準(zhǔn)數(shù)Nu=含有特定的傳熱膜系數(shù)α，表示對(duì)流傳熱的強(qiáng)度λLuρ雷諾準(zhǔn)數(shù)Re=反響流體的流動(dòng)狀態(tài)μCpμ普蘭特準(zhǔn)數(shù)Pr=反響流體物性對(duì)傳熱的影響λβgtL3ρ2格拉斯霍夫準(zhǔn)數(shù)Gr=反響因密度差而引起自然對(duì)流狀態(tài)μ3．流體在圓形直管中作逼迫湍流流動(dòng)時(shí)的傳熱膜系數(shù)對(duì)氣體或低粘度的液體Nu0.023Re0.8Prndiu)0.8cp)n0.023((di流體被加熱時(shí)，n=；液體被冷卻時(shí)，n=。定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑di。定性溫度取流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。應(yīng)用范圍為Re?10000，Pr=~160，(l/d)?60。對(duì)流過(guò)程是流體和壁面之間的傳熱過(guò)程，定性溫度是指確定準(zhǔn)數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個(gè)地域，它們是自然對(duì)流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產(chǎn)中的沸騰傳熱過(guò)程應(yīng)保持在泡狀沸騰區(qū)操作。無(wú)相變的對(duì)流傳熱過(guò)程中，熱阻主要集中在傳熱界線層或滯流層內(nèi)，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動(dòng)程度。引起自然對(duì)流傳熱的原因是系統(tǒng)內(nèi)部的溫度差，使各部分流體密度不同樣而引起上升、下降的流動(dòng)。用無(wú)因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示以下各種傳熱情況下諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：（1）無(wú)相變對(duì)流傳熱Nu=f（Re，Pr，Gr）（2）自然對(duì)流傳熱Nu=f（Gr，Pr）（3）逼迫對(duì)流傳熱Nu=f（Re，Pr）在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)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?jìng)鳠崦?，與K相對(duì)應(yīng)。在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)算式Q=?St，式中t=tw-tm或Tm-Tw；S表示為一側(cè)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(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來(lái)的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的倍。若管徑改為原來(lái)的1/2而流量同樣，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的×倍。（設(shè)條件改變后，仍在湍流范圍）三、間壁兩側(cè)流體的熱交換間壁兩側(cè)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(duì)兩流體作并流或逆流時(shí)的換熱器而言，tmt1t2t1/t2)ln(當(dāng)t1/t2<2時(shí)，tm可取算術(shù)平均值，即：tm=（t1+t2）/2基于管表面面積So的總傳熱系數(shù)Ko11RobSoRiSoSoKooSmSiiSi四、換熱器間壁式換熱器有夾套式、蛇管式、套管式、列管式、板式、螺旋板式、板翅式等。提高間壁式換熱器傳熱系數(shù)的主要路子是提高流體流速、增強(qiáng)者工擾動(dòng)；防范結(jié)垢，及時(shí)除掉污垢。除掉列管換熱器溫差應(yīng)力常用的方法有三種，即在殼體上加膨脹節(jié)，采用浮頭式結(jié)構(gòu)或采用U型管式結(jié)構(gòu)。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強(qiáng)流體的湍動(dòng)程度以提高α。為提高冷凝器的冷凝收效，操作時(shí)要及時(shí)消除不凝氣和冷凝水。間壁換熱器管壁溫度tw湊近α大的一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值湊近熱阻大的一側(cè)的α值。如在傳熱實(shí)驗(yàn)中用飽和水蒸氣加熱空氣，總傳熱系數(shù)湊近于空氣側(cè)的對(duì)流傳熱膜系數(shù)，而壁溫湊近于水蒸氣側(cè)的溫度。對(duì)于間壁換熱器WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)=KStm等式成立的條件是牢固傳熱、無(wú)熱損失、無(wú)相變化。列管換熱器，在殼程設(shè)置折流擋板的目的是增大殼程流體的湍動(dòng)程度，增強(qiáng)對(duì)流傳熱，提高α值，支撐管子。在確定列管換熱器冷熱流體的流徑時(shí)，一般來(lái)說(shuō)，蒸汽走管外；易結(jié)垢的流體走管內(nèi)；高壓流體走管內(nèi)；有腐化性的流體走管內(nèi)；粘度大或流量小的流體走管外。蒸餾––––基本看法和基根源理利用各組分揮發(fā)度不同樣將液體混雜物部分汽化而使混雜物獲得分其他單元操作稱為蒸餾。這種分別操作是經(jīng)過(guò)液相平易相之間的質(zhì)量傳達(dá)過(guò)程來(lái)實(shí)現(xiàn)的。對(duì)于均相物系，必定造成一個(gè)兩相物系才能將均相混雜物分別。蒸餾操作采用改變狀態(tài)參數(shù)的方法（如加熱和冷卻）使混雜物系內(nèi)部產(chǎn)生出第二個(gè)物相（氣相）；吸取操作中則采用從外界引入另一相物質(zhì)（吸取劑）的方法形成兩相系統(tǒng)。一、兩組分溶液的氣液均衡1．拉烏爾定律理想溶液的氣液均衡關(guān)系依照拉烏爾定律：p0x00AAABBBBA依照道爾頓分壓定律：p=Py而P=p+pAAAB則兩組分理想物系的氣液相均衡關(guān)系：xAPpB0———泡點(diǎn)方程pA0pB0yAp0AxA———露點(diǎn)方程P對(duì)于任一理想溶液，利用必然溫度下純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可求得均衡的氣液相組成；反之，已知一相組成，可求得與之均衡的另一相組成和溫度（試差法）。2．用相對(duì)揮發(fā)度表示氣液均衡關(guān)系溶液中各組分的揮發(fā)度v可用它在蒸汽中的分壓和與之均衡的液相中的摩爾分率來(lái)表示，即ApAB=pBxAxB溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對(duì)難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比為相對(duì)揮發(fā)度。其表達(dá)式有：ApApByAxBBxAxByBxA對(duì)于理想溶液：pA0pB0氣液均衡方程：xy1(1)xα值的大小可用來(lái)判斷蒸餾分其他難易程度。α愈大，揮發(fā)度差異愈大，分別愈易；α=1時(shí)不能夠用一般精餾方法分別。3．氣液均衡相圖（1）溫度—組成（t-x-y）圖該圖由飽和蒸汽線（露點(diǎn)線）、飽和液體線（泡點(diǎn)線）組成，飽和液體線以下地域?yàn)橐合鄥^(qū)，飽和蒸汽線上方地域?yàn)檫^(guò)熱蒸汽區(qū)，兩曲線之間地域?yàn)闅庖汗泊鎱^(qū)。氣液兩相呈均衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度同樣，但氣相組成大于液相組成；若氣液兩相組成同樣，則氣相露點(diǎn)溫度大于液相泡點(diǎn)溫度。2）x-y圖x-y圖表示液相組成x與之均衡的氣相組成y之間的關(guān)系曲線圖，均衡線位于對(duì)角線的上方。均衡線偏離對(duì)角線愈遠(yuǎn)，表示該溶液愈易分別。總壓對(duì)均衡曲線影響不大。二、精餾原理精餾過(guò)程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進(jìn)行的，精餾操作的依照是混雜物中各組分揮發(fā)度的差異，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產(chǎn)生上升蒸汽。精餾塔中各級(jí)易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)降低；精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發(fā)組分濃度高于塔底，相應(yīng)沸點(diǎn)較低；原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點(diǎn)較高。當(dāng)塔板中走開的氣相與液相之間達(dá)到相均衡時(shí)，該塔板稱為理論板。精餾過(guò)程中，再沸器的作用是供應(yīng)必然量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是供應(yīng)塔頂液相產(chǎn)品及保證由適合的液相回流。三、兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算1．全塔物料衡算總物料衡算：FDW易揮發(fā)組分：FxFDxDWxW塔頂易揮發(fā)組分回收率：DDxDFxF塔底難揮發(fā)組分回收率：WW(1xW)F(1xF)精餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算：VLD易揮發(fā)組分：Vyn+1LxnDxD操作線方程：yn+1RxnxDR1R1其中：=/——回流比RLD上式表示在必然操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上升蒸汽相組成yn+1之間的關(guān)系。在x—y坐標(biāo)上為直線，斜率為/+1，截距為xD/+1。RRR2．提餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算：LVW易揮發(fā)組分：LxmVym+1WxWWym+1LW操作線方程：xmxWVV上式表示在必然操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降的液相組成x′m與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上升蒸汽相組成y′m+1之間的關(guān)系。L′除與L有關(guān)外，還受進(jìn)料量和進(jìn)料熱情況的影響。四、進(jìn)料熱情況參數(shù)實(shí)質(zhì)操作中，加入精餾塔的原料液可能有五種熱情況：（1）溫度低于泡點(diǎn)的冷液體；（2）泡點(diǎn)下的飽和液體；（3）溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)的氣液混雜物；（4）露點(diǎn)下的飽和蒸汽；（5）溫度高于露點(diǎn)的過(guò)熱蒸汽。IVIF將1kmol進(jìn)料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃縬IL原料液的千摩爾汽化潛熱IV不同樣進(jìn)料熱情況下的q值進(jìn)料熱情況冷液體飽和液體氣液混雜物飽和蒸汽過(guò)熱蒸汽q值>110~10<0對(duì)于飽和液體、氣液混雜物和飽和蒸汽進(jìn)料而言，q值等于進(jìn)料中的液相分率。LLqFVV(1q)Fq線方程（進(jìn)料方程）為：yqxF1xqq1上式表示兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸器相當(dāng)于一層理論板（氣液兩相均衡），塔頂采用分凝器時(shí)，分凝器相當(dāng)于一層理論板。由于冷液進(jìn)料時(shí)提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分別程度提高，冷液進(jìn)料較氣液混雜物進(jìn)料所需理論板數(shù)為少。五、回流比及其選擇（1）全回流=/=∞，操作線與對(duì)角線重合，操作線方程yn=n-1，達(dá)到給定分別程度所需理論板層數(shù)最少為min。RLDxN（2）最小回流比當(dāng)回流比逐漸減小時(shí)，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線地址將向均衡線湊近，為達(dá)到同樣分別程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增加。達(dá)到恒濃區(qū)（夾緊區(qū)）回流比最小，所需理論板無(wú)量多。I．正常均衡線RminxDyqRmin1xDxq飽和液體進(jìn)料時(shí)：xq=xF飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：yq=yFII．不正常均衡線由a（xD，yD）或

c（xW，xW）點(diǎn)向均衡線作切線，由切線斜率或截距求

Rmin。（3）適合回流比R=（~2）Rmin精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減少，同時(shí)蒸餾釜中所需加熱蒸汽耗資量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)耗資量增加，操作花銷相應(yīng)增加，所需塔徑增大。精餾操作時(shí)，若F、D、xF、q、R、加料板地址都不變，將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xD變大。精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將表現(xiàn)先減小后增大的過(guò)程。六、板效率和實(shí)質(zhì)塔板數(shù)1．單板效率（默弗里效率）ynyn+1xn-1xnEmVyn+1EmLxn*yn*xn-12．全塔效率ENTNP精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1<yn，tn-1<tn，yn>xn-1。精餾塔中第n-1,n,n+1塊實(shí)質(zhì)板，xn*<xn，yn*>yn。如板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正常現(xiàn)象，使塔無(wú)法正常工作。負(fù)荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負(fù)荷上限和液相負(fù)荷下限。汲取––––基本看法和基根源理利用各組分溶解度不同樣而分別氣體混雜物的單元操作稱為吸取?；祀s氣體中能夠溶解的組分稱為吸取質(zhì)或溶質(zhì)A）；不被吸取的組分稱為惰性組分或載體（B）；吸取操作所用的溶劑稱為吸取劑（S）；吸取所得溶液為吸取液（S+A）；吸取塔排出的氣體為吸取尾氣。當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)質(zhì)分壓高于與液相成均衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從氣相向液相轉(zhuǎn)移，發(fā)生吸取過(guò)程；反之當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)質(zhì)分壓低于與液相成均衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從液相向氣相轉(zhuǎn)移，發(fā)生脫吸（解吸）過(guò)程。一、氣–液相均衡–––––––傳質(zhì)方向與傳質(zhì)極限均衡狀態(tài)下氣相中溶質(zhì)分壓稱為均衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質(zhì)濃度稱為均衡濃度或飽和濃度––––––溶解度。對(duì)于同一種溶質(zhì)，溶解度隨溫度的高升而減小，加壓和降溫對(duì)吸取操作有利，升平易減壓有利于脫吸操作。亨利定律：p*=Ex––––E為亨利系數(shù)，單位為壓強(qiáng)單位，隨溫度高升而增大，難溶氣體（稀溶液）E很大，易溶氣體E很小。對(duì)理想溶液E為吸取質(zhì)的飽和蒸氣壓。p*=c/H––H為溶解度系數(shù)，單位：kmol/(kN·m)，H=ρ/(EMs)，隨溫度高升而減小，難溶氣體H很小，易溶氣體H很大。y*=mx––––m相均衡常數(shù)，無(wú)因次，m=E/P，m值愈大，氣體溶解度愈?。籱隨溫度高升而增加，隨壓力增加而減小。*=m–––當(dāng)溶液濃度很低時(shí)大多采用該式計(jì)算。YX=/(1-x);=y/(1-y);x,y––––摩爾分率，,––––摩爾比濃度XxYXY二、傳質(zhì)理論––––傳質(zhì)速率分子擴(kuò)散–––依靠流體分子無(wú)規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)傳達(dá)物質(zhì)的現(xiàn)象。推動(dòng)力為濃度差，由菲克定律描述：JADABdCAdZJA––擴(kuò)散通量，kmol/(m2·s)DAB––擴(kuò)散系數(shù)渦流擴(kuò)散–––依靠流體質(zhì)點(diǎn)的湍動(dòng)和旋渦傳達(dá)物質(zhì)的現(xiàn)象。均分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)NAD(pA1pA2)RTZ液相內(nèi)NAD(CA1cA2)Z單相擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)NAJANcADP(pApAi)kG(pApAi)CRTZpBm液相內(nèi)NADC(cAicA)kL(cAicA)Zcsm其中/Bm>1為漂流因數(shù)，反響整體流動(dòng)對(duì)傳質(zhì)速率的影響。PppB2pB1pBmlnpB2pB1一般而言，雙組分均分子反向擴(kuò)散表現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分經(jīng)過(guò)另一組分的單相擴(kuò)散表現(xiàn)在吸取單元操作中。氣相中，溫度高升物質(zhì)的擴(kuò)散系數(shù)增大，壓強(qiáng)高升則擴(kuò)散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴(kuò)散系數(shù)降低。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個(gè)模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)浸透理論和表面更新理論。傳質(zhì)速率方程––––傳質(zhì)速率=傳質(zhì)推動(dòng)力/傳質(zhì)阻力NkG(ppi)kL(cic)kY(YYi)kX(XiX)NKG(pp*)KL(c*c)KY(YY*)KX(X*X)注意傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力相對(duì)應(yīng)，即傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力的范圍一致，傳質(zhì)系數(shù)的單位與推動(dòng)力的單位一致。吸取系數(shù)之間的關(guān)系：11111HKGkGHkLKLkLkG11m111KYkYkXKXkXmkYkYPkGkXCkL氣膜控制與液膜控制的看法對(duì)于