《化 工 原 理》
绪论
化工过程与单元操作
1、化工过程：化工生产中的大量化学反应过程和物理加工过程。
2、单元操作：化工生产是由数个基本操作过程组成的，这些基本操作过程称单元过程。
3、单元操作的分类：（1）、流体流动过程；（2）、传热过程（3）、传质过程。
二、化工原理的性质和任务
1、性质：化工及相关专业基础技术课程。
2、任务（内容）：单元操作、流体流动、传热传质的基本原理；设备构造、 计算、选型。
三、物理量的单位和量钢
1、国际单位与法定单位：国际计量协会制定SI；我国84年颁布。
2、量纲：基本量纲；导出量纲。
基本量纲：在SI制中规定了7种基本物理量的量纲（长度L、质量M、时间T、电流I、热力学温度Θ、物质的量N、发光强度J）。
导出量纲：对基本量纲通过代数运算导出。
一般表达式：
例如，密度ρ的量纲写为：dimρ=ML-3
注意：量纲为1的物理量。
例如：液体的相对密度
dimd = ML-3/ML-3 = M0L0 = 1
3、量纲一致性方程（量纲和谐原理）
表达某一客观现象的物理量方程式，只要理论上合理，则方程两边各项量纲必相等。
4、单位一致性原则与单位换算
四、混合物浓度的表示方法
1、物质的量浓度和量分数（摩尔量）
量浓度：Ci=ni/V Kmol/m3 N/L3
量分数：xi=ni/n 1
2、物质的质量浓度和质量分数
质量浓度：ρi=mi/V kg/m3 M/L3
质量分数：wi=mi/m
3、摩尔比和质量比（两种组分）
摩尔比：X=nA/nB
质量比：X’=mA/mB
4、气体混合物组分的表示方法
摩尔分数：yi=ni/n
压力分数：
体积分数：
摩尔分数=压力分数=体积分数
五、单元操作中常用的基本概念
1、物料衡算
2、能量衡算
3、物系的平衡关系
4、传递速率
5、经济核算
第一章、流体流动
概述
流体及其相关概念
流体：气体+液体
流体流动：无数流体质点{微团}组成的连续介质在空间的位移。
拉格朗日法：描述每个质点在流场中随时间的变化规律。
欧拉法：用“流速场”这个概念来描述流体的运动
可压缩流体与不可压缩流体 P11
流体的体积不随压力和温度变。
流体的体积随压力和温度变。
流体基本特性：
流动性：流体抗拉、抗压能力极小的宏观表现。
二、流体的主要力学性质
1、惯性：质量表示惯性大小
（1）、密度：单位体积流体的质量。
Kg/m3 液体
Kg/m3 气体
理想气体：分子本身没有体积、分子间没有任何作用力。（低压气体）
气体标准状态：P13
理想气体标准状态密度、（1—4）
已知ρ0求任意P、T下的该气体密度：（1—5）
混合气体的密度：（1—6）
混合液体的密度：（1—7）
（2）比容：单位质量流体体积。
V=1/ρ
2、重力特性
（1）、容重：单位体积流体的重力。
γ=G/V N/m3
（2）、与ρ的关系：γ=ρ*g
3、粘滞性（粘性）
、粘性：流体内部质点间或流层间因相对运动而产生内摩擦力以反抗相对运动的性质。
、牛顿内摩擦定律（粘性定律）(p25)
（3）、粘性系数μ（动力粘性系数）：
当速度梯度为一时，表示单位面积上的内摩擦力。
N*S/m2 Pa*S
运动粘性系数：γ=μ/ρ m2/s
（4）、牛顿内摩擦定律的应用（例题：化工原理p25）
4、压缩性和热胀性
（1）、压缩性：流体受压、体积缩小、密度增大的性质。用压缩系数来表示。
米2/牛
（2）、热胀性、流体受热、体积膨胀、密度减小的性质。用热胀系数来表示。
T-1
5、表面张力特性
由于分子间的吸引力，在液体的自由表面上能够承受及其微小的张力，这种张力………。
发生在液体与液体，液体与气体，液体与固体接触面（曲面）。
气体不存在表面张力。
表面张力系数：单位长度上的表面张力。 牛/米
流体静力学基本方程式
一、流体的压力
1、基本概念
（1）、压力（压强）；总压力
（2）、绝对压力；相对压力；表压；真空度。
2、压强的三种单位：
（1）、大气压：atm
（2）、帕/千帕：Pa/Kpa
（3）、 mmHg柱/m水柱
1 atm =101.325 Kpa =760mmHg=10.33mH2o
1 atm（工程） =100 Kpa =760mmHg=10mH2o
1mmH2o=10Pa
二、流体静力学基本方程式
推导：
1、P=P0+ρgh Pa=N/m2=N*m/m3=J/m3
从能量的观点看，各项代表单位体积液体的能量。
2、Z+P/ρg=常数 m=N*m/N=J/N
从能量的观点看，各项代表单位重量液体的能量。
Z：位压头（位能）； P/ρg：静压头（静压能）
3、gZ+P/ρ=常数
从能量的观点看，各项代表单位质量液体的能量。
4、压力用柱高表示：
5、几点结论（对静止液体）
（1）、静压力始终沿着作用面内法线方向
（2）、液体内某一点的静压力各方向相等，大小与方向无关，仅与位置有关。
（3）、等压面：静止液体同一水平面上压力相等。
（4）、巴斯加定律：液面上的压力变化可以等值的在液体内传递。
（5）适用于气体。
三、流体静力学基本方程式的应用
1、静压强的计算：例题 流力（周谟仁）p19 2-2
例、容重为γa和γb的两种液体，装在如图所示的容器中。已知：γb=9.807KN/m2、大气压强Pa=98.07 KN/m2，其它尺寸如图，求γa和PA。
解：1）先求γa
由自由面上的压强等于大气压强可知:
P1= P4 = Pa=98.07 KN/m2
根据静止、同种、连续流体的水平面为等压面的规律：
P2= P3
2）再求A点的压强
PA = γb*0.85 + Pa= 106.407kPa
2、液体作用于平面上的总压力（了解）
结论：液体作用于任意形状上的总压力的大小，等于该平面的面积与其形心处静水压强的乘积。
3、压力测定
（1）、U形管
:
（2）、倾斜压差计
（3）、微压计
4、液面测定
5、确定液封高度
第三节、管道流体流动的基本方程式
一、流量与流速
1、体积流量/质量流量 G =ρ*V 1-14
2、平均流速/质量流速 ω=ρ*u Kg/m2s 1-17
3、管道直径的估算 1-18
二、稳定流与非稳定流
1、稳定流：任一点上物理参数不随时间变。
2、非稳定流：任一点上物理参数（或部分）随时间变。
三、连续性方程式
流场内任意两截面的流体：
G1=G2
ρ1A1u1=ρ2A2u2 连续性方程式 1-20
对不可压缩流体：流体速度与管道截面积成反比。
u1:u2:……u =1/A1:1/A2:……1/A
对圆形管道：
u1/u2=(d2/d1)2 1-23
四、柏努利方程
1、柏努利方程的推导
推导1：
假设：流体无粘性、连续介质、稳定流、
截面上流体速度、压力、密度均取平均值。
两端总压力：PA, -(P+dp)A
重力在x轴上的分量：gρAdxsinθ =gρAdz
力在x方向之合力：PA -(P+dp)A –gρAdz=-Adp-gρAdz 1-24
微元体动量的变化率：Gdu=ρAudu (G:质量流量) 1-25
由动量定律：ρAudu=-Adp-gρAdz 1-26
gz+ 柏努利方程 1-28
z+ 柏努利方程 1-29
推导2：
假设：不可压缩流体、无粘性、稳定流。
（1）压力做功
P1dA1u1dt- P2dA2u2dt=(P1-P2)dQdt
（2）、流体机械能增量
质量：ρdQdt;
动能增量：ρdQdt(u22/2-u12/2);
位能增量：ρgdQdt(Z2-Z1)
（3）、功能原理:外力对系统做功等于系统机械能的变化量。
(P1-P2)dQdt=ρdQdt(u22/2-u12/2)+ ρgdQdt(Z2-Z1)
gZ1+P1/ρ+ u12/2 = gZ2+P2/ρ+ u22/2 单位质量 J/Kg
Z1+P1/ρg+ u12/2g = Z2+P2/ρg+ u22/2g 单位重量 m=J/N
2、柏努利方程的物理意义
1-28式：单位质量的流体能量守恒方程式。
gz(位能) + P/ρ(静压能)= 势能
U2/2：动能
动能+势能 = 总机械能（总能量）
1-29式：单位重量的流体能量守恒方程式。
z(位置水头、位压头) + P/ρg(静压水头)= 势能
U2/2g：动压头
位压头+静压头=测压管水头
位压头+静压头+动压头 = 总压头（全压头）
结论：单位质量流体在流动中，其位能、静压能、动能可以相互转化，但总的机械能保持不变。
五、实际流体机械能衡算式
考虑流动损失时的柏努利方程
z1+ z2+ +∑Hf 1-30
考虑外加能量（流动机械）时的柏努利方程
z1+ z2+ +∑Hf 1-31
柏努利方程的应用
（1）、任取两截面、连续介质、稳定流。
（2）、基准面、两截面之一较低截面的水平面。
（3）、P同时取表压或绝对压力。
（4）、外加能量是对每公斤流体而言。
例（周谟仁p71 、3-13）、水流由水箱经前后相连的两管流出大气中。大小管断面的比例为2：1。全部水头损失见图，（1）、求出口流速、（2）、绘总水头线和测压管水头线、(3)、求BC的中点M处的压强。
解：（1）求流速。取断面1-1、2-2。基准面为管轴出口。
P1=0 Z1=8.2m u1=0
P2=0 Z2=0
8.2+0+0=0+0+u22/2g+h1-2
h1-2=0.5 u12/2g+ 0.1u22/2g+ 3.5u12/2g+ 2u22/2g
因为大小管断面的比例为2：1，u2=2u1
h1-2=3.1u22/2g u2==6.25m/s
(2)、绘总水头线和测压管水头线
（3）、M点压强
取1‘-2截面列柏努力方程
（沿程损失）
习题P56-6：
解：（1）、求压差计的读数
由静力学基本方程式：ρ1*g*1=ρ2*g*R
R=1250/1400=0.89m
(2)、A、B两弹簧压力计的读数：
A: PA =2.2*1250*9.8/1000 + 29.4
56.35Kpa
B: PB =1.2*1250*9.8/1000 + 29.4
44.10Kpa
习题p57-13
解：1、求主管内径：
V主=30*1000/（3600*998.2）=8.35*10-3m3/s
d=
2、支管1的流速：
A1=5.28*10-3m2
u1=20000/(998.2*3600*5.28*10-3)=1.05m/s
六、流体流动类型与雷偌准数
雷偌实验：
（1）、探讨流体的流动状态及其影响因素。
（2）、探讨流动状态与与流动阻力之间的关系。
两种流态及流态分析
（1）、层流：流场内流体一层一层的平行流动。
（2）、紊流：流场内流体质点的运动速度在大小和方向上都随时发生变化，质点间彼此碰撞并相互混合，这种流动状态称……
(3)、上临界速度：层流转变成紊流的临界速度Vk′。
（4）、下临界速度：紊流转变成层流的临界速度Vk 。
雷偌准数，流态判别准则
（1）、雷偌数：Re=
d:管径、u:流速、ρ:密度、μ:动力粘度
量纲：Re=[]
（2）、流态判别准则：
层流： Re=≤2000
紊流： Re=≥4000
过渡区： 2000<Re=<4000
例（化工p29 1-13）、有一内径为25mm的水管，如管中流速为1.0m/s，水温为20oC，求：（1）管道中水的流动类型；（2）、管道内水保持层流的最大流速。
解(1)、20oC时水的粘度为10-3Pa.s，密度为998.2Kg/m3，则
Re= = 2.5╳104>4000 紊流
（2）、因层流最大雷偌数为2000，即
Re==2000 umas=0.08m/s
七、流体在园管内的流速分布
1、流体在园管内层流时的流速分布
（1）、速度分布方程式
圆柱体两端的压力：F1=πr2p1 F2=πr2p2
圆柱体侧面的内摩擦力：F=-(2πrL)
由于流体做等速运动，合力为0：
πr2p1-πr2p2-(-2πrl)=0
两边积分：+C
由边界条件：r=R时 u=0
（2）、最大速度
当r=0、速度最大，
（3）、流量
dV=(2πrdr)
（4）、平均流速
u平均=V/πR2 = u平均=1/2 umax
(5)、哈根-泊素叶方程式
2、流体在园管内紊流时的流速分布
（1）、管截面的平均速度约为管中心的最大流速的0.82
（2）、流体在光滑管流动，Re≤105
ur=umax(1-r/R)1/7 1/7次方定律
（3）、层流底层、过渡层、紊流核心、
层流底层厚度：
流体流动的阻力
一、管、管件及阀门
二、流体在直管中的流动阻力
三、沿程阻力及阻力系数的计算
沿程阻力：
hf=
2、层流阻力系数：
λ=64/Re
3、紊流阻力系数：
管壁粗糙度的影响
光滑管、粗糙管、水力光滑管、水力粗糙管。
绝对粗糙度、ε
相对粗糙度、ε/d
(2)、量纲分析法
π定理：设影响某现象的物理量数为n个，这些物理量的基本量纲数为m个，则该物理现象可用N=(n-m)个独立的量纲为1的量之间的关系式表达。此类量纲为1的量称为准数。
(3)、尼古拉兹实验
I、层流区： λ=f1(Re)
II、临界过渡区：λ=f2(Re)
III、紊流光滑区：λ=f3(Re)
IV、紊流过渡区：λ=f4(Re、K/d)
V、紊流粗糙区（阻力平方区）：λ=f5(K/d)
（4）、园管紊流阻力系数
层流：
临界：
紊流光滑：
紊流过渡：
紊流粗糙：
园管λ主要计算公式
流态
Re
阻力区
断面流速分布
λ计算式
层流
<2000
λ=64/Re
临界
2000-4000
扎依琴柯公式
紊
流
光滑区
>4000
过渡区
粗糙区
（5）、非圆管阻力系数
当量直径：de=4A/∏
四：局部阻力损失
阻力系数法：
重要结论：流体自管内流出：ξ=1
流体自容器流入管内：ξ=0.5
当量长度法：
五、流体在管内流动的总阻力损失
1-60式
举例：p41 例1-16 1-17
六、减小阻力的措施
1、管道进口
平顺的管道进口可减小局部阻力系数90%以上。
2、渐扩管和突扩管
渐扩管——减小扩散角
突扩管——制成台阶式
3、弯管
阻力系数在一定范围内随曲率半径的增大而减小。对气体可加装倒流（叶）片。
4、三通
尽可能减小支管与合流管之间的夹角。
5、添加剂减阻
聚氧化乙烯(PEO)，聚丙烯酰胺(PAM),悬浮物（尼龙丝、石棉、纤维）。
管路计算
一、管路综合阻力系数
当流动在阻力平方区时，管路的阻力特性是一个常数，该常数用S表示.其管路阻力hf与S、Q由如下关系：
hf=S*Q2
S称为管路综合阻力系数：
s2/m5
若： Pf=S*Q2
kg/m7
二、串联管路
1、串联管路的流动规律
（1）、各管段流量相等：Q1=Q2=Q3
(2)、总管综合阻力系数等于各分段综合阻力系数之和。
S=S1+S2+S3
2、串联管路的工程计算
（1）、已知L、d、Q(u)求液面高差h
（2）、已知h、L、d、求流量或流速Q(u)
（3）、已知L、Q(u)求管径d
3、最适宜管径
三、并联管路
1、并联流动规律：
并联节点上的总流量为各支管流量之和；各支管上的阻力损失相等。
Q=Q1+Q2+Q3
Hfa-b=h1=h2=h3
2、流量分配律：
四、水力计算的两种基本类型
设计计算
已知管路布置、局部构件、用户所需流量，求管径d和压头H,选择风机或泵。
先确定合理流速u——确定管径d——计算压头H.(反算)。
校核计算
已知泵、风机（压头H），用户所需流量，管路布置，求管径d，流速u。
J=H/(l-l’)
J=(λ/d)*u2/2g
u=Q/(πd2/4)
五、复杂管路
1、支状管路
H=hf1-4-5+hf5-6+hf7-8
Q=Q1+Q2+Q3
2、环状管路
∑Q任意节点=0
∑h任意回路=0
（1）、将管网分成若干环路，按节点流量平衡确定Q，选定合理流速u，计算管径d。
（2）、对每一环路计算hfi(一般逆时针为正、顺时针为负)，求∑hfi
（3）、根据上面给定的流量Q，若计算出来∑hfi不为0，则每段管路应加校正流量ΔQ，以及阻力修正值Δhfi
ΔQ=-∑hfi/2∑（hfi/Qi）
(4)、用同样程序，计算第二次Q2、第三次Q3……、直至∑h任意回路=0
满足工程精度。
例1、某输送铁屑的除尘系统由两个吸气口，其中一段压力损失为40，另一点风量Q=5000m3/h,L=6m,λ=0.015,ξ=2.5，按阻力平衡要求，求该支管的管径。
解;查手册确定合理流速
u=19m/s
计算管径：d=300mm
H2=(λL/d +ξ)*γu2/2g
=(0.3+2.5)*23.76
=66.5mmH2O
阻力不平衡率：
(H1-H2)/H1=(40-66.5)/40=66%>10%
调整管径：
d=340mm
H3=(λL/d +ξ)*γu2/2g
=39.26mmH2O
(H1-H3)/H1=(40-39.26)/40=1.8%<10%
再算u。
例2、某两层楼的供水立管，管段1 :d1=20mm,L1=20m, ∑ξ1=15。管段2:d2=20mm,L2=10m, ∑ξ2=15。管路λ=0.025，Q=0.001m3/s，求Q1、Q2.
流量的测定
皮托管
孔板流量计
文丘里管
转子流量计
湿式气体流量计
作业答案：
5、169kP
6、R=0.89m PA = 56.38kP PB = 44.12kP
7、h=1.02m
9、ΔP=ρ汞gR1 + (ρ汞-ρ水)2
10、ΔP=13.64kP
12、Q=8.14m3/h G=4.07kg/s w=1440.2kg/m2 s
13、R=100mm u=1.05m/s
14、h=0.19m
15、Q=10.37m3/h h=2.2m
16、h水=4.99m h硫=2.73m h油=5.68m
17、Q=2.97m3/h P1=10.37kP
18、Q=22.75m3/h
24、
25、h1=0.00034mH2O h2=0.000095 mH2O
28、hf = 592.1J/kg
31、Δz=23.6m
32、w=528.9J/kg
37、h=0.39m
40、
第二章 流体输送机械
第一节、概述
1、液体输送机械：泵
按原理分类；离心式、往复式、齿轮式、漩涡式等。
按功能分类：清水泵、油泵、杂质泵、耐腐蚀泵、潜水泵、泥浆泵等。
2、气体输送机械：风机、压缩机、真空泵
风机：按原理分类；离心式、轴流式、旋转式等。
按功能分类；抽风机、鼓风机等。
第二节 离心泵
结构及工作原理
二、离心泵的主要部件
叶轮：开式叶轮、半开式叶轮、闭式叶轮
2、泵壳
三、主要性能参数
1、流量：单位时间内泵所输送的流体体积。M3/s
2、扬程：指单位重量的流体流经泵所获得的能量。J/N=m
3、功率
输入功率：电机传给泵轴的功率。
有效功率：单位时间内液体从泵中叶轮获得的有效能量。
功率损失：水力损失、容积损失、机械损失。
4、效率：有效功率与轴功率之比。
一般为0.6~0.65、大型泵0.9
四、离心泵的特性曲线
1、特性曲线：离心泵的扬程、功率、效率与流量之间的关系曲线。
H-Q曲线：Q上升、H下降
N-Q曲线：Q上升、N上升
η-Q曲线：开始Q上升、η上升，至最高点；Q上升、η下降。
2、特性曲线的影响因素
（1）、转速的影响：对同型号、同一种液体、效率不变。
Q1/Q2=n1/n2 H1/H2=(n1/n2)2 N1/N2=(n1/n2)3
——比例定律
泵的转速变化<20%，效率基本不变。
（2）、叶轮直径的影响
——切割定律
（3）、粘度的影响：粘度大、流量、扬程减小、轴功率增大、效率下降。
（4）、密度的影响：同种流体，密度变、扬程、流量不变。
五、离心泵的工作点与流量调节
1、管路特性曲线（阻力曲线）
H=H0+kQ2 管路特性方程
Δz、Δp两截面的位置差和压差
管路特性系数（管阻）
2、工况点：离心泵特性曲线与管路特性曲线的交点。
3、流量调节
（1）、改变阀门开度
（2）、改变泵的转速
（3）、切割叶轮外径
六、离心泵的串、并联操作
1、并联操作：两台泵的扬程相同、总流量为每台泵的流量之和（理论上）。实际如图：p71 2-11
2、串联操作：两台泵的流量相同、总扬程为每台泵的扬程之和（理论上）。实际如图：p71 2-12
七、离心泵的汽蚀现象与安装高度
1、汽蚀现象：
2、汽蚀余量
（1）、有效汽蚀余量：泵入口处压头与该点温度下流体饱和蒸汽压之差。
mmH2o
（2）、必需汽蚀余量：泵入口处至叶轮内压力最低点处的压头损失Δhr。Δhr越小越不容易发生汽蚀。
（3）、允许汽蚀余量Δh：
Δh=Δhr+0.3
3、汽蚀条件判断：
Δha>Δhr 不汽蚀
Δha=Δhr 开始发生汽蚀
Δha<Δhr 严重汽蚀
4、离心泵的最大安装高度
安装高度：
最大安装高度：
即当有效汽蚀余量Δha减小到允许汽蚀余量Δh时，开始发生汽蚀的安装高度。
八、离心泵的类型与选型
1、离心泵的类型
清水泵（IS型单级单吸）：IS50-32-250
IS：单级单吸
50：泵入口直径mm
32：出口直径mm
250：泵叶轮直径mm
2、选型
（1）、确定输送系统的流量与压头
（2）、选择泵的类型与型号
（3）、校核泵的特性参数
第三节、其它类型化工泵
第四节、气体输送机械
一、气体输送机械的分类
通风机、鼓风机、压缩机、真空泵
二、离心式通风机（多翼式、涡轮式）
1、工作原理与基本结构
2、性能参数：流量、风压、功率、效率
（1）、风压
风压：单位体积气体流经风机后获得的总机械能。
风压的数学表达式：2-20 2-21
全压pt、静压ps、动压pd的概念与关系：
全压=静压+动压(对风机为出口动压)
pt=ps+pd
全风压与扬程的关系：pt=ρgH
管道内的静压与全压图
（2）、轴功率与效率
轴功率：电机输入功率。
有效功率：风机输出功率。 wK
效率：全压效率 ； 静压效率
（3）、特性曲线：Q— p Q—N Q—η 曲线
三、离心式风机串并联运行
四、离心式风机命名方法
1、用途代号
排尘：C 防爆：B 防腐：F 冷却：LE
工业炉吹风：L 通风：T 耐温：W
2、举例
T4-72-11NO10c右900
T：普通离心通风机
4：全压系数0.4
72：比转速
1：进口吸入形式
1：设计序号
NO10：机号（叶轮外径）1m
C：传动方式
右：叶轮旋转方向
900：出风口位置
五、离心泵与离心风机的故障分析
1、离心泵
（1）、不出水和水量不足：
a、充水不足，进风管路漏气，堵塞。
b、总扬程超过规定。
c、转速太低，电机配置不当。
d、吸水高度安装太大。
（2）、耗用功率太大：
a、泵轴弯曲，轴承磨损。
b、流量及扬程超过规范。
c、直联传动轴心不准，皮带传动过紧。
d、叶轮螺母松动，叶轮与泵壳摩擦。
（3）、噪声、振动：
a、基础螺母松动。
b、叶轮损坏，局部堵塞。
c、传动联结不佳。
d、泵轴弯曲、叶轮平衡性不佳。
2、风机
（1）、压头偏高，流量减少：
a、进出管路、风门堵塞。
b、气体成分改变，密度增加（温度过低）。
（2）、压头偏低，流量增大：
a、温度过高，密度减小。
b、进风管破损，法兰不严（短路）。
（3）、风机不规则振动：
a、联结轴、皮带轮安装不争，松动。
b、基础灌浆不良，地脚螺丝松动。
c、与风机相联管路未加支撑，支撑固定不佳。
作业答案：
1、H=39.16m
2、方案一可行；方案二不可行（大于最大安装高度）
3、不变化； 读数增大； 轴功率增大
4、Q=15.5m3/h H=14.9m
5、管路特性曲线：H=10+501901Q2
Q=16.56m3/h H=20m
9、Hg = -0.69m
第三章、沉降与过滤
第一节、概述
一、非均相物系的分离
1、非均相物系
2、分散物质（分散相）
3、分散介质（连续相）
4、分散的目的：回收物质、净化物质、环保的需要。
5、常用分离方法：重力沉降、离心沉降、过滤。
二、颗粒与流体相对运动所受阻力
1、相对运动速度不同，流体对颗粒阻力不一样。
2、阻力计算
ξ：无因次阻力系数
计算式 3-3 3-4 3-5
重力沉降
一、沉降速度
1、球形颗粒的自由沉降
单个颗粒或颗粒群分散较好而不相互影响（接触、破暖）的沉降。
2、沉降速度的计算
颗粒受重力（3-6）、浮力（3-7）、阻力（3-8）作用
第一阶段：加速运动。加速运动时速度不断增加，阻力不断增大，
du/dτ不断降低，当du/dτ=0时，进入第二阶段。
第二阶段：匀速阶段。颗粒的运动速度ut称沉降速度或终端速度。
沉降速度：
对球形颗粒：
层流区：Re<2 斯托克斯定律
过渡区：2<Re<500 3-13
紊流区：500<Re<2*105 3-14
3、影响沉降速度的其他因素
（1）、颗粒形状
（2）、壁效应
（3）、干扰沉降
4、降尘室
（1）、类型：水平流动型；上升流动型
（2）、沉降原理
（3）、颗粒分离条件
停留时间>沉降时间 L/u>H/ut
（4）、临界粒径dpc：重力沉降室能100%除去的最小粒径。
（5）、临界沉降速度：临界粒径颗粒的沉降速度utc
（6）、沉降速度小（斯托克斯区）：
临界粒径 3-17
（7）、应用举例： 例3-2
5、悬浮液的沉聚
（1）、增稠器
（2）、絮凝剂
离心沉降
一、离心分离因素
颗粒所受离心力与重力之比Kc，表示离心力大小指标。
3-19
二、离心沉降速度
1、定义：颗粒在径向上相对流体的运动速度。
2、计算公式 3-20
3、处于斯托克斯区时： 3-21
三、旋风分离器
1、构造与操作原理
2、临界粒径 3-25
3、压力损失 3-26 3-27
4、应用举例： 例3-3
四、旋液分离器
1、构造与操作原理
2、作用：（1）、使液体增稠；（2）、颗粒分级
五、沉降式离心机
1、管式离心机
工作原理
（2）、沉降时间、停留时间、悬浮液处理量
对应dp粒径悬浮液处理量：
对应dpc（临界粒经）粒径悬浮液处理量：
2、碟式离心机
3、螺旋式离心机
第四节、过滤
一、悬浮液的过滤
1、基本概念
（1）、过滤
（2）、滤浆或料浆：悬浮液
（3）、过虑介质
（4）、滤饼（滤渣）
（5）、滤液
2、两种过滤方式
（1）、深层过滤：
含义：悬浮液中颗粒少，含量少，用较厚粒状床层做过滤介质。
特点：静电及分子力作用附着在孔道壁上；床层上没有滤饼形成。
（2）、滤饼过滤：
含义、液体通过过滤介质而颗粒沉积在过滤介质表面上、有滤饼形成。
特点：颗粒“架桥现象”；悬浮液中颗粒含量多。
3、过滤介质
（1）、织物介质：棉、麻、丝
（2）、堆积的粒状介质：砂、木炭、砾石
（3）、多孔性介质：陶瓷、塑料
4、助滤剂
（1）、作用：增加过滤空隙。
（2）、种类：硅藻土、珍珠岩、石棉、炭粉。
（3）、用法：a、先配置悬浮液；b、直接加入助滤剂
5、固体量、滤液量与滤渣量的关系
（1）、参数表
项目
质量
密度
固体
1
ρp
湿滤渣
c
ρc
湿滤渣含液量
c-1
ρ
（2）、体积关系
（3）、w的计算
kg（干渣）/m3（滤液）
w：单位体积滤液相对应的固体质量，（kg/m3滤液）
X：单位质量悬浮液所含固体质量，（kg干渣/kg滤液）
CX：单位质量悬浮液中的湿滤渣质量
CX：滤液质量
应用举例：例3-5
二、过滤速率基本方程式
1、过滤速率：单位时间滤过的滤液体积。M3/s
2、过滤速度：单位滤过面积的过滤速率。M/s
3、速率方程
过滤速度=过滤推动力/过滤阻力
过滤推动力：ΔP=ΔPc+ΔPm
过滤阻力：滤饼阻力+过滤介质阻力
层流过滤：由哈根—泊素叶方程得
3-35
过滤速度与两侧压差ΔPc成正比，与滤饼厚度、粘度成反比。
过滤推动力：ΔP=ΔPc+ΔPm
过滤阻力：滤饼阻力+过滤介质阻力=Rc+Rm=rμω(V+Ve)/A
速率方程： 3-38
速度方程： 3-38
三、恒压过滤
恒压过滤时v与τ的关系
恒压过滤方程
ΔP为常数，一定的悬浮液和过滤介质μ、r、w、ve均为常数。
V2+2vve=kA2τ
Q2+2qqe=kτ
3、常数测定
改写：
与q具有线性关系，可实验测得，作图求k、qe
四、过滤设备
1、板框压滤机
转筒真空过滤机
（1）生产能力：过滤机单位时间获得的滤液量Q。
（2）、浸液率
φ=转筒浸液面积/转筒总面积=浸液角度/3600
（3）、有效过滤时间：
（4）、Q的计算
若忽略qe
作业：
第二章：
1、H=39.16m
4、Q=15.5m3/h H=14.9m
5、H=10+501901Q2 Q=16.56m3/h=0.0046m3/s H=20m
9、Hg=-0.69m
第三章：
1、1.79m/s
3、ut=0.7m/s Q=140m3/s
5、L=75.33cm
6、29.87kg/m3
9、8.12m2
传热
第一节、概述
一、传热过程在化工生产中的应用
1、需要进行热量传递的，要求设备传热效率高。
2、需要保温隔热的
二、热量传递的基本型式
1、热传导：物体内部或两个直接接触的物体之间的传热。
2、热对流：在流体中，冷、热不同部位的流体质点做宏观移动和混合，将热量从高温处传到低温处的现象。
3、热辐射：物体因自身温度的原因激发产生电磁波，向空中传播的现象。波长0.38~100μm ，属可见光、红外线。
实际传热中，三种传热方式或单独或同时存在。
三、流体通过间壁换热与传热速率方程
1、间壁式换热器：冷、热流体的热交换。
2、传热速率与热流密度
（1）、传热速率（热流量）：指单位时间内通过传热面的热量用Q表示，单位w或J/s。
（2）、热流密度（热通量）: 指单位时间内通过单位面积的传热量用q表示，单位w/m2。
（3）、二者关系：q=Q/A
3、稳态传热与非稳态传热
4、两流体通过间壁的传热过程
对流—导热—对流，三个串联过程。
5、传热速率方程
传热推动力—温度Δtm
稳态：=推动力/热阻
K：比例系数，总传热系数，w/m2.k
第二节、热传导
傅立叶定律
1、温度场与温度梯度
（1）、温度场：某瞬时物体内各点的温度分布。
等温面、等温线
（2）、温度梯度：等温面法线方向上的温度变化率（最大）。
2、傅立叶定律
Q：热流量（w） q：热通量(w/m2)
3、导热系数λ
w/m.0C
温度梯度为10C/m，单位时间通过单位面积的热量，表示物体导热能力的大小。
一般规律（大小排序）:
纯金属—合金—建筑材料—液体—绝热材料—气体
金属—非金属
固态—液态
固体（银427）；液态（水0.6）；气态（氢0.6）——最大
二、平壁稳态传热
1、单层平壁稳态传热
=传热推动力/热阻
传热推动力：t1-t2
热阻:b/λA
q=Q/A= 热通量（热流密度）
举例：例4-1
2、多层平壁稳态传热
传热特点：Q =Q1 =Q2 =Q3
==传热总推动力/热阻
Δt=Δt1+Δt2+Δt3=t1-t4
R=R1+R2+R3
三、圆筒壁的稳态传热（t只沿r变化）
1、单层
对照4-8 4-9得：
圆筒壁内温度分布是一对数曲线。
热通量： Q与r无关；q与r有关。
工程上习惯用单位长度的热流量：
Q也可改写成单层平壁热传导形式：4-11式
2、多层（三层为例）
Q=Q1=Q2=Q3
4-12
q 4-12a
写成多层平壁热传导形式： p121
对流传热
一、对流传热方程与对流传热系数
1、传热过程
层流底层：热传导，热阻较大
过渡区：热传导+对流
紊流区：热对流
2、传热推动力：热流体,湍流主体最高温、壁面温度Tw；冷流体，壁面温度tw，湍流主体最低温。
3、对流传热的膜理论模型：p122
假设把过渡区和湍流主体热阻全部叠加到层流底层，构成一厚度为的流体膜（有效膜）,膜内为层流、膜外为湍流，所有热阻集中在有效膜内。这一传热模型称为…..。
4、对流传热方程
α：对流传热系数
二、影响对流传热系数的因素
1、流体的物理性质：密度、比热容、导热系数、粘度、膨胀系数
2、流体对流起因：强制对流、自然对流
3、流体流动状态：层流、湍流
4、流体的相态变化：沸腾、冷凝
5、传热面的形状：特性尺寸
三、量纲分析与相似准数
1、准数的符号及意义
2、准数使用的条件
——无相变、对流传热准数关联式一般形式
四、流体无相变时对流传热系数的经验关联式
1、流体在管内强制对流传热
（1）、圆形直管强制湍流时的对流传热系数
a、低粘度流体：4-19
b、高粘度流体：4-20
c、短管（l/d<60）
d、弯管
（2）、圆形直管内过渡流时的对流传热系数：4-21
（3）、圆形直管内强制层流时的对流传热系数：4-22
（4）、流体在非圆管内强制对流时的对流传热系数
2、流体在管外强制对流传热
大空间自然对流传热
选用对流传热系数关联式的注意事项：P134
五、流体有相变时的对流传热
传热计算
一、热量衡算
1、原理：单位时间内热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量。
2、计算公式:： 4—34
4-35
二、传热平均温度差
1、恒温传热：蒸汽冷凝、液体沸腾 冷凝、沸腾温度恒定
2、变温传热（列管式换热器）
（1）、一侧变温传热、两侧变温传热
（2）、换热器中流体流动的方式：逆流、并流、错流、折流
3、平均温度差Δtm
（1）、为什么提出平均温度差：
a、找出传热推动力。
b、便于将热量计算式写成传热基本方程的形式Q=KAΔtm
（2）、平均温度差的推导
（3）、对数平均温度差的计算：
通常Δt1为较大者；Δt2为较小者
3、折流、错流平均温度差的校核：4-40
三、总传热系数
1、总传热系数计算式的推导
注意：4-41a式：对应传热面积为A1
4-41b式：对应传热面积为A2
4-41c式：对应传热面积为Am
2、污垢热阻
3、平壁与薄壁管传热系数：4-43式 4-44式
4、换热器总传热系数的经验值
四、壁温计算
1、思路：热量从热流体通过间壁传给冷流体，两侧流体对壁面的对流传热及间壁的导热速率，在稳态条件下必相等。
2、计算式：4-45式
五、传热计算示例
1、计算式
Q=传热推动力/热阻
传热基本方程：Q=KAΔtm
平均温度差（间壁传热推动力）：
总传热系数： （A1为基准面）
热量衡算：
热传导方程：（）
对流传热方程：
对流传热系数的计算：4-18（4-19） 4-20
2、举例
第五节、热辐射
一、基本概念
1、热辐射：由物体温度所引起的热射线的传播过程。
2、吸收率：A=QA/Q
3、反射率：R=QR/Q
4、透射率：D=QD/Q
QA+QR+QD=Q
QA/Q+ QR/Q+ QD/Q=1
5、黑体、白体、灰体
黑体：QA=1
白体：QR=1
灰体：对各种波长辐射具有相同吸收率的理想化物体。
二、物体的辐射能力、斯蒂芬-波尔兹曼定律
1、辐射能力：物体在一定温度下单位时间、单位面积所发射的全部波长的总能量。E表示，w/m2
2、斯蒂芬-波尔兹曼定律（黑体）
3、实际物体的辐射能力（黑度）
灰体、大多数实际物体
三、克希霍夫定律
四、两固体间的相互辐射
1、高温物体1传给低温物体2的热量
2、工业上常遇见的几种辐射情况：p151
五、设备热损失的计算
第六节、换热器
一、换热器的分类
1、按用途分类：加热器、冷却器、蒸发器、冷凝器
2、按传递方式分类：
（1）、间壁式换热器
（2）、直接接触式换热器
（3）、蓄热式换热器
二、间壁式换热器
1、夹套式换热器
2、套管式换热器
3、蛇管式换热器
4、板式换热器
5、板翘式换热器
6、螺旋板式换热器
空冷式换热器
热管
9、列管式换热器
三、列管式换热器选用计算问题
1、流体流经管程、壳程的选择原则：P160
2、流体流速的选择：P160
换热管规格和排列方式：P161
4、折流挡板及对流换热系数的计算：P162
四、系列标准换热器的选用步骤
1、了解传热任务、掌握工艺特点与基本数据
（1）、冷、热流体的流量，进、出口温度，操作压力等。
（2）、冷、热流体的工艺特点，如腐蚀性、悬浮物等
（3）、冷、热流体的物性参数，如密度、粘度、比热容、导热系数。
2、选用计算内容与步骤
（1）、计算热负荷。
（2）、计算平均温度差，一般按单壳程多管程计算。
（3）、预选总传热系数，估算传热面积。
（4）、预选管径，管内流速，求管子根数，长度，预选换热器。
（5）、校核计算。
五、加热介质与冷却介质
1、载热体的选择原则：P165
2、工业上常用的载热体：P165
六、传热过程的强化
第五章、吸收（参看大气吸收部分）
第一节、概述
一、基本概念
1、传质过程
2、吸收、解吸
3、溶质、吸收剂
二、吸收的分类
1、物理吸收、化学吸收
2、单组分吸收、多组分吸收
3、等温吸收、非等温吸收
三、吸收设备
第二节、气液相平衡
1、气体在液相中的溶解度
2、亨利定律
（1）、亨利定律
总压不高（小于500kp），在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压于液相中溶质的摩尔分数成正比。
E：亨利系数，kPa
（2）、亨利定律的其他形式：5-2 5-3 5-9
（3）、亨利定律各系数间的关系
3、相平衡与吸收过程的关系
（1）、平衡是过程的极限
（2）、实际分压（或浓度）与平衡分压（或平衡浓度）的偏离程度表示吸收过程的推动力，偏离程度越大、推动力越大。
吸收过程的速率
一、吸收过程
1、吸收过程
（1）、溶质从气相主体传递到气、液两相界面。
（2）、在相界面上溶解而进入液体。
（3）、向液相主体传播。
2、相内传质的基本方式
（1）、分子扩散
（2）、揣流扩散
二、分子扩散与费克定律
1、扩散速率：单位时间通过单位面积扩散的物质量。J表示。
2、费克定律：
DAB：分子扩散系数
3、等摩尔逆向扩散（双组分）
（1）、扩散过程
（2）、传质速率方程：
4、组分A通过静止组分B的扩散(单相扩散)
（1）、扩散过程
（2）、传质速率方程：
分子扩散系数
三、单相内的对流传质
1、单相内对流传质的有效膜模型
（1）、对流传质的概念：流体与某一界面之间的传质，分子扩散与湍流扩散同时存在。
（2）、湿壁塔
（3）、有效膜模型
相界面存在层流膜，膜内有压力梯度（气体），分子扩散。
气相主体中的湍流扩散折换成层流膜。
膜内均为分子扩散。
2、气相、液相传质速率方程
（1）、气相传质速率方程
（2）、液相传质速率方程
四、两相间传质的双膜理论
（1）、气液两相接触，在相界面存在气、液两个层流流动的稳定膜层。
（2）、相界面上气液两相互成平衡。
（3）、吸收主要在膜层内进行，浓度梯度主要集中在两个膜层内。
五、总传质速率方程式
1、总传质速率方程式
KG：以气相推动力为基准的总传质系数
KL：以液相推动力为基准的总传质系数
2、总传质系数与气膜、液膜传质系数的关系
以气膜为基准：
相间传质总阻力=气膜阻力+液膜阻力
以液膜为基准：
相间传质总阻力=气膜阻力+液膜阻力
两种传质总阻力的关系：KG=HKL
3、气、液两相界面浓度
4、气膜控制与液膜控制
当溶质溶解度很大时，传质阻力集中于气膜，为气膜控制。KG=kG
当溶质溶解度很小时，传质阻力集中于液膜，为液膜控制。KL=kL
六、传质速率方程的各种表现形式
第四节、吸收塔的计算
一、物料衡算与操作线方程
1、物料衡算
V、L、Y、X分别代表进出塔的气、液流量和浓度，塔底
为1端（浓端），塔顶为2端（稀端）
2、吸收塔的操作线方程与操作线
（1）、m~n截面与塔底端作物料A的衡算：
（2）、 m~n截面与塔顶端作物料A的衡算：
二、吸收剂用量与最小液气比
1、吸收率
2、液气比：单位气体处理量所用吸收剂的用量。L/V
3、最小液气比：
三、填料塔高度的计算
1、基本计算公式：5-49
2、单元传质高度、单元传质数
（1）、单元传质高度、单元传质数的含义
（2）、单元传质高度、单元传质数与传质速率的关系
单元传质数（NOG）的大小反映了传质的难易程度。其它条件不变，NOG越小、传质推动力越大，所需填料层高度越小。
单元传质高度HOG可看成传质阻力，HOG越小，表示传质阻力越小，所需填料层高度越小。
填料层高度 = 单元传质高度×单元传质数
3、各种传质单元高度之间的关系
5-56
5-57
5-58
5-59
L/mV：吸收因数
4、传质单元数的计算
以NOG为例： 5-55
（1）、对数平均推动力法
气相对数平均推动力：
5-60
5-61
液相对数平均推动力：
5-63
5-62
（2）、吸收因数法
推导的计算公式5-65中有L/mV项，所以称为吸收因数法。
以吸收因数L/mV为参变量，做出NOG与的关系图。
查图求NOG。
（3）、图解积分法与数值积分法
四、吸收塔操作计算
1、已知条件：气相流量V；入、出口组成Y1、Y2；X1、X2一般知道一个。
2、应用公式：
（1）、操作线方程
（2）、气液相平衡关系（亨利定律）
（3）、传质速率方程
（4）、填料层高度计算公式
3、计算内容：液气比、液相出口组成X2
第五节、填料塔
一、吸收设备的类型及特点
1．对吸收设备的基本要求及类型：
(1)、对吸收设备的基本要求 ：
a、气液之间有较大的接触面积和一定的接触时间；
b、气液之间扰动强烈，吸收阻力小，吸收效率高；
c、操作稳定，并有合适的操作弹性；
d、气流通过时的压降小；
e、结构简单，制作维修方便，造价低廉；
f、针对具体情况，要求具有抗腐和防堵能力。
(2)、吸收设备的分类
a、具有固定相界面的吸收设备；
b、在气液两相流动过程中形成相界面的吸收设备；
c、有外部能量引入的吸收设备。
气态污染物吸收净化过程，处理一些低浓度的组分，且气
体量大，因而多选用气相为连续相、湍流程度较高、相界面大
的吸收设备。最常用的是填料塔，其次是板式塔，此外还有喷
洒塔和文丘里吸收器。
（3）、吸收塔的分类
a、填料塔
b、板式塔（泡罩塔、筛板塔、浮阀塔）
c、湍球塔
d、喷淋塔
e、喷射鼓泡塔
2、填料塔
（1）、结构
a、塔壳：由陶瓷、金属、玻璃钢、塑料等制成。
b、支承板：支承填料和填料上的持液量，有足够的强
度，一般由扁钢做成栅板形式。
c、液体喷淋装置：管式喷淋器、莲蓬头式喷洒器、盘式分布器。
d、液体再分布器：改善液体在填料层内的壁流效应。
e、除雾器（折板式、丝网式、填料式、旋流式）。
f、气流分布装置
g、排液装置
（2）、填料类型及基本要求类型：
a、实体填料：拉西环、鲍尔环、十字格环等。
b、网体填料：网环、波纹填料等。
基本要求：
a、要有较大的比表面积。
b、要有较高的空隙率：0.45-0.95.。
c、经济、实用、可靠：质量轻、造价低、坚固耐用，
不易堵塞。
基本参数：
a、填料个数
b、比表面积
c、空隙率
d、干填料因子及填料因子
（3）、一般技术指标
空塔气速：0.5~1.5m/s
压降：0.15~0.6kpa/m
液气比(L/G)：0.5~2.0kg/kg
塔径与填料尺寸比值：D/d>8
液体喷淋密度：10m3/(h.m2)
（4）、填料塔的优缺点：P316（大气）
3、板式塔
（1）、塔板的基本要求：
气液通过能力要大；分离效率高；塔板的压降小；结构简单、维护方便。
（2）、塔板的类型：泡罩塔板、筛板塔板、浮阀塔板。
（3）、筛板塔的主要技术指标：p318（大气）
4、湍球塔、喷淋塔、喷射鼓泡塔
5、填料塔与板式塔的比较与选用：
选用吸收设备时，需要考虑的因素很多。在下述情况下，应
优先考虑选用填料塔： ·
(1)所处理的物料具有强腐蚀性。因为填料形体简单，可以
方便的用陶瓷、玻璃、石墨、塑料等化学惰性材料制造。
(2)为了降低气相压降。因为填料塔的气流阻力远比板式塔低。
(3)传质阻力为气相控制的传质过程。由于在填料塔中气相处
于湍流状态，有助于降低气相传质阻力。
(4)易发沫的物料。板式塔在处理此类物料时易出现液乏现
象。
(5)直径小于0．8m的塔。小直径的板式塔在板结构上有困
难，造价高，而填料塔的经济性能更好一些。
在下述情况下，以选板式塔为宜：
(1)对于生产能力大的塔，即采用较大塔径时，宜采用板式
塔。因为板式塔以单位面积计的价格随塔径增大而减少，对
于大塔而言，板式塔检修、清理比填料塔容易。
(2)对于含有固体颗粒的物系宜选用液流通道较大的板式塔
型。
(3)传质阻力为液膜控制的传质过程。因为板式塔中，气体
在液层鼓泡，有利于处理液相阻力为主的系统。
(4)对于操作弹性要求高的场合。板式塔中以浮阀或其它浮
动型塔板的操作弹性为大。
(5)若占地面积受限制，用板式塔较适宜。因为对于同样处
理气体量，填料塔直径较大。
6．喷洒式吸收器
（1）、空心式
（2）、高气速并流式
（3）、机械式
二、填料塔内气液两相流动特性
1、气体通过填料层的压力降
2、压力与液泛速度的确定
三、塔径的计算
1、计算公式：5-70
2、举例
四、填料塔附件
第六章、蒸馏
第一节、概述、
1、蒸馏、精馏的含义
2、轻组分、重组分；低沸点组分、高沸点组分；易挥发组分、难挥发组分。
3、简单蒸馏、平衡蒸馏；常压、加压、减压蒸馏。
4、双组分、多组分蒸馏。
5、连续精馏、间歇精馏。
6、常压双组分连续精馏。
第二节、双组分溶液的汽液相平衡
一、溶液的蒸气压及拉乌尔定律
1、汽液平衡及饱和蒸气压
2、理想溶液、非理想溶液
3、拉乌尔定律：
二、温度—组成图（t-y-x图）
1、液相线（泡点线）、汽相线（露点线）
2、液相区、过热蒸气区、汽液共存区
三、气—液相平衡图（y—x图）
表示在一定压力下，汽相组成y和与之平衡的液相组成之间的关系。平衡时汽相中易挥发组分浓度总是大于液相的，故平衡线位于y=x的上方。
四、双组分非理想溶液
五、挥发度及相对挥发度
1、挥发度：汽相中组分A的分压PA与其平衡的液相中的摩尔分数之比。
2、相对挥发度：溶液中两组分挥发度之比。
压力不太高、汽相服从道尔顿定律
3、汽液相平衡方程式
6-10
第三节、蒸馏与精馏原理
一、简单蒸馏与平衡蒸馏
1、简单蒸馏原理
2、平衡蒸馏原理
二、精馏原理
1、多次部分汽化与部分冷凝
2、塔板的作用
精馏塔的分离过程
（1）、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜液）
（2）、精馏段、提馏段、加料板。
（3）、回流
双组分连续精馏塔的计算（设计）
计算任务：馏出液、釜液流量；
板塔数
填料高度
进料口位置
塔高、塔径
一、全塔物料恒算
1、恒算公式 6-12
2、回收率的概念
二、理论板塔的概念、恒摩尔流假设
1、理论板的概念
指离开该塔板的蒸汽和液体成平衡的塔板。
操作关系：任意板下降液体组成xn与下一板上升蒸汽组成yn+1之间的关系。
2、恒摩尔流假设
三、操作线方程（泡点进料）
1、精馏段操作线方程
的关系。
2、提馏段操作线方程
3、回流比
4、全凝器、全沸器
四、理论板数的确定
1、逐板计算法
（1）、溜出液组成与第一块板蒸汽组成相等：y1=xD
（2）、由相平衡方程求得x1
（3）、由操作线方程求y2
（4）、直到：xn<xF (精馏段)
xm<xW (提馏段)
2、图解法
直角梯级法、Mccabe与Thiele提出：M—T法
（1）、精馏段操作线的做法
（2）、提馏段操作线的做法
（3）、图解法求理论板的步骤：P234
五、进料热状态的影响、q线方程
1、进料热状态与热状态参数
（1）、5种热状态
（2）、热状态参数q
（3）、不同进料状态的q值及汽液关系
2、q线方程（进料方程）
3、提馏段操作线的做法
4、进料热状态的影响
六、回流比的影响及选择（泡点回流）
1、问题的提出？
增大回流比——精馏段操作线截距减小——操作线远离平衡线
——理论板数减少——投资少
理论板数减少——全凝器、全沸器负荷增加——操作费增加
适宜回流比
2、全回流与最少理论板数
（1）、全回流：D=0 W=0 F=0 R=∞，
（2）、操作线（无精馏、提馏之分）：操作线与y-x图上对角线重合。
Yn+1=xn
（3）、最少理论板数：操作线与y-x图上对角线重合，理论板数最少。
（4）、芬斯克公式（最少理论板计算式）：6-40
推导：
3、最小回流比
（1）、最小回流比的概念：回流减小，两操作线向平衡线移动，当交点落在平衡线上，所需理论板无穷多，对应的回流比称最小回流比。
（2）、夹紧点、恒浓区的概念：
（3）、最小回流比的求法：
作图法
解析法
4、适宜回流比：
R=(1.2~2.0)Rmin
七、理论板数的简捷计算：吉利兰关联图法
八、双组分精馏的操作计算
1、已知条件：相平衡曲线、总板数、加料板位置、原料量及组成、原料热状态q。
2、求解：产品组成或产量
九、精馏装置的热量恒算
1、冷凝器热负荷、冷却水用量
2、再沸器热负荷、加热剂用量
3、热能回收利用
间歇蒸馏
恒沸精馏、萃取精馏
板式塔
一、板塔结构
（1）、汽液通道
（2）、溢流堰
（3）、降液管
二、塔板的流体力学状况
1、汽液接触状态：鼓泡、泡沫、喷射
2、漏液
3、泡沫夹带
4、板塔压降
5、液泛
6、塔板上液体返混
7、塔板上液面落差
三、塔板效率
1、单板效率
（1）、概念：汽相（液相）经过实际塔板组成变化与经过理论塔板的组成变化之比。
（2）、计算式：6-49、6-50
2、全塔效率
（1）、概念：理论板数与实际板数之比。
（2）、计算式：6-51
四、塔高的确定
1、塔的有效段：Z=NPHT
2、全塔高度：有效段+塔顶+塔底
五、塔径
1、空塔汽速u
2、汽速下限和上限
3、塔径：
六、塔板负荷性能图
1、塔板负荷性能图的构成：五条线 P265
2、操作弹性
七：塔板型式
1、塔板形式
（1）、泡罩塔
（2）、浮阀塔板
（3）、筛孔塔板
（4）、导向筛板
（5）、垂直筛板
2、蒸馏塔的评价指标
第七章、干燥
概述
一、固体物料的去湿方法
1、机械去湿
2、加热去湿
二、湿物料的干燥方法
1、热传导干燥
2、对流传热干燥（本章重点）
3、红外线辐射干燥
4、微波加热干燥
5、冷冻干燥
三、对流干燥过程的传热与传质
湿空气的性质及焓湿图
一、湿空气的性质
1、含湿量的表示方法
（1）、湿空气中水汽分压Pv
（2）、相对湿度：
φ=0：干空气 φ=1：饱和湿空气
（2）、湿度：1kg干空气所对应的水汽质量。
2、湿空气的比容、比热容和焓
3、湿空气的温度
（1）、干球温度
（2）、湿球温度（测试原理、作用）：
（3）、露点
（4）、绝热饱和温度
二、焓湿图及其应用
1、焓湿图的结构
（1）、等湿线
（2）、等焓线
（3）、等温线
（4）、等相对湿度线
（5）、水气分压线
焓湿图的用法
干燥过程的物料衡算和热量衡算
一、物料含水量的表示
1、湿基含水量w
2、干基含水量X
3、w、X的关系：
二、物料衡算
1、干燥产品流量G2：G1(1-w1)=G2(1-w2)
2、水分蒸发量w：W=Gc(X1-X2)=L(H2-H1)
3、空气消耗量L：
三、干燥过程的热量衡算
1、预热器的加热量
2、干燥器的热量衡算
（1）、湿空气的焓：7-16
（2）、湿物料的焓：7-31
（3）、热量衡算式：7-32
第四节：物料的平衡含水量与干燥速率
一、干燥试验曲线
1、干燥试验装置与干燥曲线：X-τ、X-θ曲线
2、干燥过程的三阶段
（1）、预热阶段AB
空气向物料传递热量，物料温度上升；物料表面的水汽压力大于空气水汽压力，物料向空气传质
τ增大——θ增大——-dX/dτ(水分汽化速率)增大
水分汽化所需热量等于空气传入物料的热量——进入恒速干燥阶段。
（2）、恒速干燥阶段。BC
物料表面温度为该空气条件下的湿球温度tW；传热动力t-tW传质动力HW-H；物料表面湿润、水膜。
-dX/dτ(水分汽化速率)恒定。
（3）、降速干燥阶段CDE
物料含水量下降，内部水向表面水移动，-dX/dτ(水分汽化速率)下降。
第一降速阶段：出现不湿润点；第二降速阶段：表面完全不湿润。
平衡含水量：物料所产生的水汽压力，与空气水汽分压力相等时的含水量X*。
当物料含水量等于X*时：-dX/dτ=0 θ=t（空气温度）。
物料含水量X*为物料干燥的极限。
二、物料的平衡含水量曲线
1、平衡含水曲线：空气的相对湿度与平衡含水量之间的关系曲线。
2、自由水分与平衡水分
3、结合水分与非结合水分
三、恒定条件下的干燥速率与干燥时间
1、干燥速率曲线
（1）、干燥速率定义：
（2）、曲线构成：
2、恒速干燥阶段
（1）、特点
（2）、影响干燥速率的因素：
空气的温度和湿度；
空气流速；
空气与物料接触方式；
（3）、干燥时间计算
3、降速干燥阶段
（1）、特点、影响干燥速率的因素
（2）、4中典型的降速干燥曲线：
（3）、降速干燥时间计算
4、临界含水量Xc的讨论
第五节、干燥设备
一、对流干燥器简介
1、厢式干燥器
2、转筒
3、流化床
4、气流
5、喷雾
二、干燥器的选用
1、根据物料的形态选择干燥器类型
2、与干燥器大小与构造有关事项
3、与干燥产品质量有关事项
4、节约热能
5、其他
