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化工原理(上)总结第一章 连续介质假定理:质点一个紧挨着一个，质点间无空隙，即可认为流体充满其占据的空间。气体和液体具有易变形的特征，表现出流动性。气体和液体统称为流体。液体可视为不可压缩性流体；气体可视为可压缩性流体。流体的物理性质（1）流体的密度： kg/m3；气体的密度：当压力不太高、温度不太低时，可按理想气体考虑，即： 或 ；式中：0 标准状态（P0=101.3kPa，T0=273K）下气体的密度，kg/ m3。气体混合物：以1m3混合气体为基准式中：xv,i 混合物中i组分的体积分率。理想气体混合物： ，其中Mm为平均分子量： 式中：yi 混合物中 i组分的摩尔分率，在低压下，yi= xv,i。液体的密度：液体混合物，以1kg混合液体为基准式中：xw,I 混合物中i组分的质量分率。流体的重度和比重：重度：单位体积的流体所具有的重量，单位为N/m3，kgf/m3。比重：液体的比重通常指其密度与水在4时的密度之比，即 （无因次）流体的比体积（比容）v： 流体的黏度：牛顿黏性定律 ；剪应力，单位面积上的内摩擦力，N/m2；du/dy 速度梯度，与流动方向垂直的方向（径向）上的速度变化率，1/s；比例系数，即动力黏度，绝对黏度，简称黏度。1Pas=1 Ns /m2=10P=1000cP （厘泊）1P（泊）=1dyns/cm2黏度的影响因素：温度对流体黏度的影响很大，气体的黏度远小于液体的黏度。液体的黏度随温度的升高而减小，而气体的黏度却随温度的升高而增大。压力对液体的黏度基本没有影响，对气体黏度的影响也很小。流体静力学：流体的压力：流体垂直作用于单位面积上的力，称为流体的静压强，常用P表示。流体的压力具有垂直性、各方向上的均等性、连续性。压力的单位及换算1atm=1.013105Pa=10.33mH2O=760mmHg=1atm =1.033at；1at=1kgf/cm2 =9.087*104Pa=10mH2O=735.6mmHg压力的表示方法，以绝对真空（0atm）为基准计量的压力称为绝对压力，是流体的真实压力，以当地大气压为基准计量的压力称为表压或真空度。表压力=绝对压力-大气压力真空度=大气压力-绝对压力；流体静力学基本方程式或应用注意事项：方程适用于静力场中静止的单一连续流体。静止液体内部任一点压力的大小，与液体本身密度和该点距液面的高度有关，越深则其压力越大。利用一定高度的液体柱可以表示压强差的大小，这是液柱压差计的原理。当液面上方压力P0变化时，必以同样的大小传递到液体内部各点，这就是帕斯卡原理。静止、连续的同一液体的同一水平面上，各点压力相等，即等压面为一水平面。这就是液面计的依据连通器原理。在连续、静止的同一种流体中，静压能与位能守恒。流体静力学基本方程式的应用压力测量：利用流体静力学基本方程可以测量流体的静压强，使用的测压仪器一般称为液柱压差计，较为典型的有：U型管压差计、倒装U型管压差计、斜管压差计和微差压差计（双液压差计）。指示液选用原则： a. 与所测流体不互溶b. 与被测流体不起化学作用c.其密度应大于所测流体的密度 （0）d. 易于观察。普通 U 型管压差计： ；当被测流体为气体时，由于气体的密度相对于指示液的密度小得多（0），则： 倒装U型管压差计 斜管压差计 ； （倒装）；双液压差计：忽略扩大室内的液面变化时： 不忽略： 流体动力学：流量与流速:体积流量：单位时间内流体流过管路任一截面积的流体体积，以V表示，单位：m3/s或m3/h。所取截面应与流体流动方向相垂直。质量流量：单位时间内流体流过管路任一截面积的质量，以W表示，单位：kg/s或kg/h。体积流量与质量流量的关系：（3）（平均）流速：单位时间内流体在流动方向上流过的距离，以u表示，单位：m/s。工程上，平均流速一般是以流体的体积流量除以管路横截面积：质量流速：单位时间内流体流过管路单位截面积的质量，以G表示，单位kg/(m2s）。故在气体管路的分析和计算中，采用质量流速比较方便。稳定流动与不稳定流动：在流动系统中，如果与流动有关的各参数（u、P、等）只随位置变化，不随时间变化，为稳定流动。在流动系统中，如果与流动有关的各参数（u、p、等）不仅随位置变化，而且还随时间变化，为不稳定流动。物料衡算连续性方程：流体在一无分支管路中作稳定流动，如在流动过程中并没有流体的加入或泄漏，则从管路入口截面1进入的流体质量流量应等于从管路出口截面2流出的流体质量流量，这就是稳定流动的物料平衡方程式，也为连续性方程W1=W2或：u1A11= u2A22对不可压缩流体，可视为常数，则：u1A1=u2A2 ;对于圆形管路，则可写成说明不可压缩性流体稳定流动管路中，流速与管内径的平方成反比。机械能衡算：柏努利方程式柏努利方程形式： 式中各项的单位为J/kg。其中，We为单位质量流体通过衡算范围的过程中所接受的功，hf为单位质量流体在衡算范围内流动时的能量损失，又称为比能损失。柏努利方程的分析和讨论：应用条件：.流体作稳定流动，连续不间断；流体为不可压缩性流体，=const；III.整个流动过程为恒温过程，内能不变。柏努利方程的不同形式：以单位体积流体为衡算基准： 各项单位为Pa。以单位重量流体为衡算基准： ；各项的单位为m。式中，称为有效压头；，称为压头损失；而Z、分别称为位压头、动压头和静压头。总比能和流向判断；引入总比能E=Zg+，对于实际流体， hf0，实际流体总是从总比能高处流向总比能低处。各截面的总比能大小是判断流体流向的依据。外功We是输送设备对单位质量流体所作的有效功。单位时间输送设备对流体（不是单位质量流体）所作的有效功，称为有效功率，以Ne表示：Ne=WeW=WeV式中：W 流体的质量流量，kg/s；V 流体的体积流量，m3/s。应用柏努利方程进行计算时压强项可以用绝对压强值，也可用表压强值代入，但不能用真空度。流体在管内的阻力损失：流体流动的型态：层流（又称滞流）和湍流（又称紊流）。采用雷诺数Re判断流体的流动型态： 。Re2000时，层流型态；2000Re104；0.7Pr60。若l/di2cP）：或；式中 w流体在壁温下的黏度，Pas。使用条件：Re104；0.7Pr60。流体在圆直管中作强制层流时对流传热系数的计算：当自然对流影响可以忽略时：或 ；w流体在壁温下的黏度，Pas。使用条件：Re60。特征尺寸：管内径di。定性温度：除w取壁温tw（或Tw）外，其余均取进、出口温度的算术平均值。当自然对流影响不可忽略时： Gr格拉斯霍夫准数，无因次； 流体的体积膨胀系数，1/K；t流体与壁面间的温度差，K；l传热面特征尺寸，m。使用条件：水平管；Re50。特征尺寸：管内径di。定性温度：取壁温与流体进、出口平均温度的算术平均值。流体在换热器壳程强制对流传热系数的计算：；或；使用条件：Re=2103106；壳程装有圆缺形折流挡板，圆缺形面积为壳体截面的25%。特征尺寸：当量直径de。定性温度：除w取壁温外，其余均取进、出口温度的算术平均值。管子以正方形排列时当量直径为： 管子以正方形排列时当量直径为管外（壳程）流体流速按流体流过的最大流通面积S计算： t管心距，m；d0管外径，m；h折流板间距，m；D换热器外壳内径，m；S最大流通面积，m2。当Re=32104时，可按下式计算：另外，当换热器壳程无折流挡板，流体沿管束流动时，仍可按管内强制对流的公式计算，但需要将管内径改为管间的当量直径。饱和蒸汽在水平放置管外冷凝时的对流传热系数的计算：；r蒸汽的冷凝潜热，J/kg；冷凝液体的密度，kg/m3；冷凝液体的导热系数，W/(mK)；冷凝液体的黏度，Pas；d0管外径，m；nT在垂直方向上管子的根数，单根管子nT=1；t饱和蒸汽温度ts与壁温tw之差，K。定性温度：蒸汽冷凝潜热取饱和温度ts，其余取液膜平均温度tm=(ts+tw)/2。饱和蒸汽在垂直管外冷凝时的对流传热系数的计算：液膜为层流（Re2100）时：特征尺寸：式中的L取管长。定性温度：蒸汽冷凝潜热取饱和温度ts，其余取液膜平均温度tm=(ts+tw)/2。传热过程的计算：换热器的热负荷及热量衡算方程式：(1)当流体无相变化时:热流体放出的热量为或 冷流体吸收的热量为：或当流体仅有相变化时：热流体放出的热量为： 冷流体吸收的热量为当流体既有相变化又有温变时：热流体放出的热量为：冷流体吸收的热量为如果不考虑换热器的热损失时，热负荷取Q1或Q2均可。如果考虑换热器的热损失Q损(W)时，要以流经管程(即内管)的流体计算换热器的热负荷。 换热器中冷、热流体进行热交换时，根据能量守恒原理，则有如忽略热损失，则有或间壁两侧流体传热速率方程：K总传热系数，W/（m2K）；A传热面积，m2；平均传热温差，K。总传热系数K以传热管外表面积A0为基准：以传热管内表面积Ai为基准：分别为以传热管内、外表面积为基准计算的总传热系数， W/(m2K)； 分别为管内、管外对流传热系数，W/(m2K)；分别为管内、外径，m；分别为管内侧、外侧的污垢热阻，Km2/W；管壁的导热系数，W/(mK)；管壁的厚度，m；管子的平均直径，m。壁温的估算：热流体走管内时 或者 当热流体走管外时： 或（i）0=idid0逆流或并流平均传热温度差的计算：当2时： 当2时： 分别为换热器两端流体的传热温度差，K。恒温传热：tm=（Tt）m=T-t；单侧变温传热与流动方式无关，所以求时既可以按逆流来算也可以按并流来算。tm并=（T1-t1）-（T2-t2）ln（T1-t1）（T2-t2）；tm逆=（T1-t2）-（T2-t1）ln（T1-t2）（T2-t1）；你流时冷流体的终温可以超过热流体的终温，但并流时冷流体的终温永远低于热流体的终温。并流容易控制。传热单元计算法：逆流传热热效率：；热流体的传热单元数或冷流体的传热单元数R,并流传热热效率： NTU只表示热容量较小的流体的传热单元数；或R,。综合传热：T=0+R T 为综合传热膜系数。Q=AwT（tw-t）。保温层临界直径：dc=22T。换热器：列管式换热器分类：固定管板式换热器；热补偿方式：膨胀节；只限于用在壳程流体洁净及冷热流体温差不超过某一限度的场合。浮头式换热器：热补偿方式：浮头；可以允许两流体存在较大的温差。U型管式换热器：热补偿方式：u型管（只能为两管程）；只在管程流体洁净无垢的时候使用。壳程流体的最大允许流速一般约为管程的一半左右。辐射传热及管式加热炉：吸收率、透过率、反射率之间的关系：+=1黑体热辐射的基本定律：普朗克定律：；波长，m；T物体温度，K；e自然常数；常数，为3.74310-16W/m2；常数，为1.438710-2mK。维恩位移定律：说明物体温度越高，辐射短波的能力就越强。通常用来估算发射体的温度。斯蒂芬-波尔兹曼定律： 这里的为黑体的辐射常数，其值为5.6710-8W/m2K4，C0为5.67。兰贝特定律余弦定律： ；黑表面在法线方向上的辐射强度，W(m2sr)；给定方向与法线方向的夹角，sr。注意，以上三个基本定律只适用于黑体。固体的热辐射：黑度：实际固体的辐射能力及黑度、单色黑度、灰体；实际固体的辐射能力 ；灰体：在所有波长下，物体的单色黑度为常数的物体。固体的单色黑度和单色吸收率的关系-克希霍夫定律：物体表面的单色黑度等于它的单色吸收率。数学表达式如下：=；对于灰体=；气体的热辐射的特点：（1）不同的气体的辐射与吸收射能力不同；（2）气体辐射对波长有选择性；（3）气体辐射与吸收是在整个容积内进行的。（4）气体不能看成是灰体。角系数：黑表面A1在空间所有方向上发射的总能量直接到达另一黑表面A2的分率叫做表面A1对表面A2的叫系数或者形状因数。角系数的性质：归一性：如果由几个表面组成一个封闭体系，则其中任意表面i对其它表面的角系数之和为1。即 或 ；互换性：对任意两表面i，j(面积分别为Ai，Aj)有 可加性： ；两黑表面间的辐射换热：任意两黑表面之间交换的热量有： 上式中，称为有效辐射交换面积。几种简单情况下的角系数:（1）两无限接近平面： （2）一物包一物： （3）形成密闭系统的三凸面： 灰表面间的辐射换热：有效辐射：Eefi 净辐射： i表面的有效辐射为：对于黑体，由于不存在反射的问题， Eefi=E0i两灰体间净辐射能两个无限接近 平面： 一物包一物： 理论空气用量是指lkg液体燃料或1nm3气体燃料完全燃烧时理论上所需要的空气量。 管式炉中实际入炉空气量与理论空气用量之比称为过剩空气系数，通常用表示，即 全炉热效率: 烟气出炉带走的热量为Q2，油品带走的热量为Q，炉墙散热损失为QL。 过剩空气系数的测定与提高加热炉热效率的若干方法： 固体流态化：将大量固体颗粒悬浮于运动的流体之中，从而使颗粒具有类似流体的某些表观特性，这种流固接触状态称固体流态化。固定床阶段：固定床：固定不动的固体颗粒层；空床气速（表观速度）u 低；流体实际流速um沉降速度ut ；颗粒基本不动，床层高度不变；流化床阶段：表观速度u 曳力重力，床层开始流化床层空隙率；流体实际流速um = 颗粒沉降速度ut 时，流化状态达到极限，颗粒悬浮于流体中，形成流化床；颗粒彼此脱离，做不规则运动，但不脱离床层，床层有明显上界面。颗粒输送阶段：流体实际速度um 颗粒沉降速度ut，颗粒被带出气力输送阶段。聚式流态化：特征：s，形成气泡，长大并破裂，床层波动剧烈，膨胀程度不大，上界面起伏不定。颗粒分布不均匀，床层呈现两相结构，即颗粒浓度与空隙率分布较均匀且接近初始流化状态，的连续相(乳化相)和以气泡形式，夹带着少量颗粒穿过床层向上运动的不连续相(气泡相)。一般出现在流固两相密度差较大的体系，如气固流化床。散式流态化：特征：颗粒分散均匀，随流速增加床层均匀膨胀，床内空隙率均匀增加，床层上界面平稳，压降稳定、波动很小。 是较理想的流化状态。一般流固两相密度差较小的体系呈现散式流态化特征，如液固流化床。聚式与散式流态化的判断：气-固流态化与液-固流态化并不是区分聚式与散式流态化的唯一依据，在一定的条件下气-固床可以呈现散式流态化(密度小的颗粒在高压气体中流化)或者液-固床呈现聚式流态化(重金属颗粒在水中流化)行为。类似于液体的特性：充分流态化的床层表现出类似于液体的性质。密度比床层平均密度小的流体可以悬浮在床面上；床面保持水平；床层服从流体静力学关系，即高度差为L的两截面的压差p=gL ；颗粒具有与液体类似的流动性，可以从器壁的小孔喷出；两个联通的流化床能自行调整床层上表面使之在同一水平面上。节涌（腾涌）：粒径大，密度大的固体颗粒在直径小、高度大的容器中进行流化；气泡汇合占满床层，床层波动，压降波动； 床层稳定性下降，磨损严重。原因：颗粒粒径大，颗粒、流体密度差大；流体空床气速大，分布板开孔大易形成大气泡；床层高径比过大。后果：腾涌与沟流都会使气固两相接触不充分、不均匀、流化质量不高，使传热、传质和化学反应效率下降。沟流：颗粒粒径小，流体空床气速u小； 床层部分流化，部分形成“死床”； 气体与颗粒接触不好，过程严重恶化；流化部分空隙率大，床层压降较正常时低。影响因素：粒径：颗粒直径小，易内聚成较大粒团；粒子的形状与密度：球形度，密度P易发生沟流；粒子的湿度：湿度颗粒易粘结易发生沟流；流体分布板设计不完善，或升气孔太少。起始流化时： ； 该式适用于ReP 10的起始流化速度的计算； 对非球形颗粒：引入（将式中dP 用 dP 代替）； 不均匀颗粒：引入比表面积平均直径；带出速度ut流化床操作的上限：ut = 颗粒在流体中的沉降速度。操作范围：umfuut 流化数N ：N =实际操作流体速度/起始流化速度=u/umf 流化床高度及分离高度（TDH）：固体颗粒浓度达定值的这一点距离床层上界面的距离； 流化床膨胀高度以上颗粒可以依靠重力沉降回落的高度。即使设备出口再高也不能减少颗粒的带出量，TDH是使被气体带出床面的较大颗粒返回床层（密相区）所必需的高度，超过这一高度后颗粒将被带出；流化床的出口（或内旋分的入口）应位于分离高度之上，但不应过高；TDH 的确定对流化床气体出口位置的设计具有重要意义。 一般，气速uTDH。水平输送时：最低气速（沉积速度）：D点的临界气体速度。垂直管中稀相输送：最低气速（噎塞速度）：E点所对应的气速。大容积饱和沸腾曲线:气蚀:由于泵的安装高度太高而使泵吸入口的压力小于液体的饱和蒸汽压而引起的不正常操作；气缚：由于启动泵时未灌泵或由于泵体密封不严而引起的不正常操作。强化传热：提高传热系数K：采用多管程或多壳程；在壳程设置折流挡板；及时清除污垢等；采用相变、较大的流体。增大传热面积A：增大换热器单位体积的传热面积，如采用钉头管，螺旋管，翅片管等。提高传热温差：应尽量使冷、热两流体以逆流的方式流动传热，或者使温差校正系数0.8提高传热温度差，达到强化传热的目的。罗伯伊万斯假定:炉堂内烟气充分混合，各处烟气组成与温度均相同且等于出辐射室烟气的平均温度，即将炽热的烟气看成一发热面；将管排看成一吸热面，管壁温度为管内介质平均温度加上50。对流给未敷设管炉墙的热量等于其散热损失，将炉墙看成一全反射面。影响加热炉效率的因素：炉墙损失的热量，烟气带走的热量，燃料燃烧情况，及空气的入炉温度，过剩空气系数。提高加热炉效率的措施：提高空气入炉温度，尽量降低过剩空气系数及降低其温度，减少带走热量，被加热流体选择适当的入炉温度，选择合适的火嘴，改进燃烧情况，使燃料燃烧完全。冷热流体在管壳式换热器中换热时安排流体流程的原则：有腐蚀性、高温及高压流体走管程，降低对壳体材质的要求；有毒、易燃流体走管程降低泄漏；易于结垢的流体走易清洗的一侧，便于清扫；流量小、粘度大的流体走壳程，便于打到湍流；需要被冷却的流体一般走壳程，便于散热；蒸汽宜走壳程，便于冷凝液及不凝气的排放。离心泵的操作：安装高度应小于允许安装高度；尽量减少吸入管路阻力。启动前要灌泵：防止气缚，泵不上量；关闭出口阀启动：防止起动功率过大，烧坏电机，关阀运转不超过3分钟；检查：两表读数是否正常，轴承润滑情况，是否过强振动，泄漏，噪音等；关阀停泵：防止液体倒流，使叶轮倒转，甚至打坏叶轮；如长时间停泵，还应将泵体及管路中的液体放净，以免锈蚀或者冬季结冰冻裂。套管换热器内空气对流传热系数的测定原理：传热速率方程：Q=KAtm，用流量计测得空气的流量，温度计分别测得空气进、出口及饱和水蒸汽的温度，并且已知套管换热器的尺寸，由传热速率方程可求得总传热系数K，饱和水蒸汽与空气换热属于控制性热阻问题，于是K空气，于是可间接测的空气。离心泵性能试验：1蓄水池2底阀3真空表4离心泵5灌泵阀6压力表7流量调节阀8孔板流量计9活动接口10液位计 11、计量水槽（495495）mm12回流水槽13计量槽排水阀。需要记录的数据：水箱液体高度h1/mm水箱液体高度h2/mm时间t/s，N电/Kw，P真空表/MpaP，压力表/Mpa，P孔板压降/Kpa。当改变流量调节阀开度，使流量逐渐增大时，压力表和真空表的读数都逐渐减小。板框压滤机：虑浆温度下降，粘度上升，滤饼充满整个框的时间缩短；虑浆固含量c增加（比阻不变）滤饼充满整个滤框的时间缩短。现有两台单壳程单管程的传热面积均为=20m2的列管式空气加热器，每台加热器均由64根573.5mm钢管组成，壳程为170的饱和水蒸气冷凝（冷凝潜热为2054kJ/kg），空气入口温度t1=30，流量为2.5kg/s，以湍流方式通过管内。（该传热过程的控制热阻在空气侧）。（1）若两台换热器并联使用，通过每台换热器的空气流量均等，此时空气的对流传热系数为38W/(m2K)，求空气的出口温度t2及水蒸气的总冷凝量为多少？（2）若两台换热器串联使用，问此时空气的出口温度t2及水蒸气的总冷凝量为多少？假设空气的物性不随温度及压力而变化，视为常数，cp=1kJ/(kgK)。忽略热损失。 解:由题意，两台换热器并联时，可得：；传热过程的控制热阻在空气侧，则；代数得由得，（2）两台换热器串联联时 由得，某车间需将流率为30m3/h、浓度为10的NaOH水溶液由20预热至60，溶液走管程，然后加入压强为19.62kPa（表压）的反应器内。加热介质为127的饱和蒸汽。碱液管全部采用直径为763mm的钢管。当阀门全开时，管路、换热器及所有局部阻力的当量长度之和为330m。摩擦阻力系数可取为定值0.02。该车间库存一台两管程列管换热器，其规格为：列管尺寸：252mm长度： 3m总管数：72根,操作条件下，NaOH水溶液的物性常数为：密度=1100kg/m3，导热系数=0.58W/(m)，比热Cp=3.77kJ/(kg)，黏度=1.5cP。蒸汽冷凝传热系数为1104W/(m2)，该侧污垢热阻为0.0003m2/W，忽略管壁和热损失。试求：（1）库存换热器能否满足传热任务；（2）若离心泵的特性曲线方程为：H= 41.17-0.007Q2，H的单位为m，Q的单位为m3/h，碱液在上述管路中达到最大输送量时，求碱液的出口温度。（计算时总传热系数K、流体物性可视为不变） 解（1）由题：故可得：；所以,由解得，故，能够满足换热任务。（2）达到最大流量，实际上就是确定离心泵的工作点。先求管路特性曲线： 与泵的特性曲线联立，解得Q=32.74m3/h H=33