化工单元操作在制药生产中的应用课件

化工單元操作在制藥生產中的應用緒論0.1化工（制藥）生產與單元操作1.化工生產過程原料預處理化學反應產物後處理物理過程單元操作化學反應過程反應器物理過程單元操作0.1化工（制藥）生產與單元操作2.單元操作（UnitOperation）

單元操作按其遵循的基本規律分類：（1）遵循流體動力學基本規律的單元操作：包括流體輸送、沉降、過濾、固體流態化等；（2）遵循熱量傳遞基本規律的單元操作：包括加熱、冷卻、冷凝、蒸發等；（3）遵循品質傳遞基本規律的單元操作：包括蒸餾、吸收、萃取、結晶、乾燥、膜分離等；0.1化工（制藥）生產與單元操作單元操作的基本原理；單元操作典型設備的結構；單元操作設備選型設計計算。研究內容高效率、低能耗、環保；開發新的單元操作單元操作集成工藝與技術。研究方向3單元操作的研究內容與方向：0.2單位制與單位換算一、基本單位與導出單位基本單位：選擇幾個獨立的物理量，根據方便原則規定單位；導出單位：由有關基本單位組合而成。單位制度的不同，在於所規定的基本單位及單位大小不同。0.2單位制與單位換算基本單位：7個，化工中常用有5個，即長度（米），品質（千克），時間（秒），溫度（K），物質的量（摩爾）國際單位制SI制基本單位：長度（釐米cm），品質（克g），時間（秒s）物理單位制CGS制基本單位：長度（米），重量或力（千克力kgf），時間（秒）工程單位制我國法定單位制為國際單位制（即SI制）二、常用單位制三、單位換算物理量的單位換算換算因數：同一物理量，若單位不同其數值就不同，二者包括單位在內的比值稱為換算因數（見附錄二中）經驗公式的單位換算經驗公式是根據實驗數據整理而成的，式中各符號只代表物理量的數字部分，其單位必須採用指定單位。0.2單位制與單位換算

0.3物料衡算與能量衡算

一、物料衡算

1、畫出流程示意圖，標出物料流向與流量、組成等；物料衡算的步驟2、用虛線劃出衡算範圍；3、定出衡算基準；4、列出衡算式並求解。二、能量衡算

機械能、熱量、電能、磁能、化學能、原子能等統稱能量，化工生產中常以熱量為主，下麵以熱量衡算為例說明能量衡算過程。注意：作熱量衡算時，由於焓是相對值，與溫度基準有關，故應說明基準溫度。習慣上選0℃為基溫，並規定0℃時液態的焓為零。0.3物料衡算與能量衡算

0.4化工原理課程的兩條主線

1、傳遞過程（從物理本質上說又下列三種）(1)動量傳遞過程（單相或多相流動）；(2)熱量傳遞過程——傳熱(3)品質傳遞過程——傳質上表所列各單元操作皆歸屬傳遞過程，於是，傳遞過程成為統一的研究對象，也是聯繫各單元操作的一條主線。三傳一反構成各種工藝製造過程，三傳又有彼此類似的規律可以合在一起研究，形成傳遞過程這門學科，是單元操作在理論方面的深入發展0.4化工原理課程的兩條主線2、研究方法論必要性化工原理是一門工程學科，對一些過程作出如實的、逼真的數學描述幾乎是不可能的。採用直接的數學描述和方程求解的方法將是十分困難的。因此，探求合理的研究方法是發展這門工程學科的重要方面。(1)試驗研究方法（經驗方法）優點、不足(2)數學模型方法（半理論半經驗方法）必要性、廣泛被應用0.5

化工原理課程所回答的問題（1）如何根據各單元操作在技術上和經濟上的特點，進行“過程和設備”的選擇，以適應指定物系的特徵，經濟而有效地滿足工藝要求（2）如何進行過程的計算和設備的設計。在缺乏數據的情況下，如何組織實驗以取得必要的設計數據。（3）如何進行操作和調節以適應生產的不同要求。在操作發生故障時如何尋找故障的緣由。當然，當生產提出新的要求而需要工程技術人員發展新的單元操作時，已有的單元操作發展的歷史將對如何根據一個物理或物理化學的原理發展一個有效的過程，如何調動有利的並克服不利的工程因素發展一種新設備，提供有用的借鑒。

離心泵換熱器旋風分離器填料塔板式塔第一章流體流動流體流動規律是化工原理課程的重要基礎，主要原因有以下三個方面：（1）流動阻力及流量計算（2）流動對傳熱、傳質及化學反應的影響（3）流體的混合效果1.1.1重要概念一.密度定義:單位體積流體的品質稱為密度.公式:

式中ρ--------流體的密度，kg/m3；

m--------流體的品質，kg；

V--------流體的體積，m3。在研究流體流動時，若壓力與溫度變化不大時，則可認為液體的密度為常數。密度為常數的流體稱為不可壓縮流體。

嚴格說來，真實流體都是可壓縮流體,不可壓縮流體只是在研究流體流動時，對於密度變化較小的真實流體的一種簡化。本章中如不加說明均指不可壓縮流體。1.1.1重要概念二.氣體密度一般來說氣體是可壓縮的，稱為可壓縮流體。但是，在壓力和溫度變化率很小的情況下，也可將氣體當作不可壓縮流體來處理。當氣體的壓力不太高，溫度又不太低時，可近似按理想氣體狀態方程來計算密度。由

計算

p--------氣體的絕對壓強，kPa或kN/m2；

M--------氣體的摩爾品質，kg/kmol；

T--------氣體的絕對溫度，K；

R--------氣體常數，8.314kJ/(kmolK)。1.1.2流體的靜壓強

一.靜壓強流體垂直作用於單位面積上的力，稱為壓強，或稱為靜壓強。其運算式為

式中p--------流體的靜壓強，Pa；

FV-------垂直作用於流體表面上的力，N；

A--------作用面的面積，m2。1.1.2流體的靜壓強二.靜壓強的單位1．

按壓強的定義，壓強是單位面積上的壓力，其單位應為Pa，也稱為帕斯卡。其105倍稱為巴（bar），

即1bar=105Pa。常用單位有：Pa、KPa、Mpa。2．

直接以液柱高表示：mH2O、cmCCl4、mmHg等。3.以大氣壓強表示：atm（物理大氣壓）、at（工程大氣壓）

1atm=1.013

105Pa=10.33mH2O=760mmHg

1at=9.81

104Pa=10mH2O=735mmHg1.1.2流體的靜壓強三.靜壓強的表示方法絕對壓強（ata）：以絕對真空為基準量得的壓強；表壓強（atg）：以大氣壓強為基準量得的壓強。

真空度表壓強以大氣壓為起點計算，所以有正負，負表壓強就稱為真空度，其相互關係如下圖所示。注意符號:atm--------物理大氣壓；

at--------工程大氣壓；

ata--------絕對壓強；

atg--------表壓強。1.1.3流體靜力學基本方程

流體靜力學基本方程是描述靜止流體內部，流體在壓力和重力作用下的平衡規律。當流體品質一定時，其重力可認為不變，而壓力會隨高度變化而變化。所以實質上是描述靜止流體內部壓強的變化規律。

p2=p1+ρg(Z1-Z2)

(2)p=p0+ρgh (3)

1.1.3流體靜力學基本方程重點討論：1.方程應用條件：靜止，連續，同一流體。靜止------受力平衡連續------能夠積分同一流體------密度一定2.

當p0一定時，靜止流體中任一點的壓力與流體密度ρ和所處高度h有關。所以同一高度處靜壓力相等。3.當表面壓強p0變化時，內部壓強p也發生同樣大小的變化。4.

由p=p0+ρgh可得：h=P表/ρg這就是用流體高度表示壓強單位的計量依據。從公式可知，密度ρ會有影響，因此必須注明流體的名稱。靜力學基本方程主要應用於壓強，壓強差，液面等方面的測量。U型測壓管、U型壓差計、微差壓差計、玻璃管液面計和液封高度的確定均可以此計算。1.2流體在管內的流動

化工生產中的流體極大多數在密閉的管道或設備中流動，本節主要討論流體在管內流動的規律，即討論流體在流動過程中，流體所具有的位能、靜壓能和動能是如何變化的規律。從而為解決流體流動這一單元操作中出現的工程問題打下基礎。流體流動應服從一般的守恆原理：品質守恆和能量守恆。從這些守恆原理可得到反映流體流動規律的基本方程式連續性方程式（品質守恆）柏努利方程式（能量守恆）這是兩個非常重要的方程式，請大家注意。1.2.1流量

單位時間內流過管道任一截面的流體量稱為流量。若流體量用體積來計算，稱為體積流量，以Vs表示，其單位為m3/s；若流體量用品質來計算，則稱為品質流量，以ws表示，其單位為kg/s。體積流量與品質流量的關係為：ws=Vsρ

式中ρ--------流體的密度，kg/m3。注意，流量是一種暫態的特性，不是一段時間的累計量。1.2.2流速單位時間內流體在流動方向上所流經的距離稱為流速。以u表示，其單位為m/s。

流體流過管路時，在管路任一截面上各點的流速沿管徑而變化，即在管截面中心處流速最大，越靠近管壁流速就越小，在管壁處的流速為零。流體在管截面上各點的流速分佈規律較為複雜，在工程中為簡便起見，流速通常採用整個管截面上的平均流速，即用流量相等的原則來計算平均流速。其運算式為：

式中A--------與流動方向相垂直的管路截面積，m2

。流量與流速的關係為：ws=Vsρ=uAρ

1.2.2流速由於氣體的體積流量隨溫度和壓強而變化，因而氣體的流速亦隨之而變。因此採用品質流速就較為方便。品質流速即單位時間內流體流過管路截面積的品質，以G表示，其運算式為：

式中G--------品質流速，亦稱品質通量；kg/m2s。1.2.3管路直徑的估算及選擇一般管路的截面均為圓形，若以d表示管路內徑，則

於是。所以流體輸送管路的直徑可根據流量及流速進行計算，所以選擇的u越小，則d越大，那麼對於相同的流量，所用的材料就越多，所以材料費、檢修費等基建費也會相應增加。相反，選擇的u越大，則d就越小，材料費等費用會減少，但由於流體在管路中流動的阻力與u成正比，所以阻力損失會增大，即操作費用就會增加。所以應綜合考慮，使兩項費用之和最小。通常流體流動允許壓強降：水24.5kpa/100m管空氣5.1kpa/100m管可以此來衡量所選擇的管徑是否合適。對於長距離與大流量輸送流體，d應按前述的經濟核算原則進行選擇；而對於車間內部，通常管道較短，也不太粗，這時可根據經驗來選擇d。一般液體流速為0.5—3m/s，氣體為10—30m/s，蒸汽為20—50m/s。某些流體在管路中常用流速範圍1.2.4連續性方程

設流體在管道中作連續穩定流動，從截面2--2流出，若在管道兩截面之間流體無漏損，根據品質守恆定律，從截面1--1進入的流體品質流量ws1應等於從2--2截面流出的流體品質流量ws2，即ws1=ws2

因為ws=uAρ，所以u1A1ρ1=u2A2ρ2

此關係可推廣到管道的任一截面，即

ws=u1A1ρ1=u2A2ρ2=uAρ=常數上式稱為連續性方程。若流體不可壓縮，ρ=常數，則上式可簡化為

Vs=u1A1=u2A2=uA=常數

1.2.4連續性方程由此可知，在連續穩定的不可壓縮流體的流動中，流體流速與管道的截面積成反比，截面積越大流速越小，反之亦然。管道截面大多為圓形，故連續性方程又可改寫為:

由上式可知，管內不同截面流速之比與其相應管徑的平方成反比。1.2.5柏努利方程

在上圖所示的穩定流動系統中，流體從1--1截面流入，從2--2截面流出。流體本身所具有的能量有以下幾種形式：1.

位能相當於品質為m的流體自基準水平面升舉到某高度Z所作的功，即位能=mgZ

位能的單位[mgZ]=kgm=Nm=J

2．動能品質為m、流速為u的流體所具有的動能為動能=動能的單位

1.2.5柏努利方程3．靜壓能設品質為m、體積為V1的流體通過如圖所示的1-1截面時，把該流體推進此截面所流經的距離為V1/A1，則流體帶進系統的靜壓能為：輸入靜壓能=p1A1V1/A1=p1V1

靜壓能的單位

4．內能單位品質流體的內能以U表示，品質為m的流體所具有的內能為：內能=mU

內能的單位除此之外，能量也可以其他途徑進入流體，它們是：（1）熱單位品質流體通過時吸熱或放熱，以Qe表示，品質為m的流體吸收或放出的熱量為：熱量=mQe

熱量的單位（2）功單位品質流體獲得的能量以We表示，品質為m的流體接受的功為：功=mWe

功的單位流體接受外功為正，向外界作功則為負。1.2.5柏努利方程流體通過截面1--1輸入的總能量用下標1標明，經過截面2--2輸出的總能量用下標2標明，則對此流動系統的總能量衡算為：設單位品質流體在流動時因克服流動阻力而損失的能量為∑hf，其單位為J/kg。於是上式成為1.2.5柏努利方程若流體流動時不產生流動阻力，則流體的能量損失∑hf=0，這種流體稱為理想流體。實際上這種流體並不存在。但這種設想可以使流體流動問題的處理變得簡單，對於理想流體流動，又沒有外功加入，即∑hf=0，We=0時，上式可簡化為：此式即為柏努利方程。1.3流體在管內的流動阻力流體流動中的作用力（1）體積力（品質力）與流體的品質成正比，對於均質的流體也與流體的體積成正比。如流體在重力場中運動時受到的重力就是一種體積力，F＝mg。（2）表面力與流體的表面積成正比。若取流體中任一微小的平面，作用於其上的表面力可分為：

①垂直與表面的力P，稱為壓力。單位面積上所受的壓力稱為壓強p。②平行於表面的力F，稱為剪力（切力）。單位面積上所受的剪力稱為應力τ。1.3.1

牛頓粘性定律式中：μ——流體的粘度，Pa.s（N.s/m2）;

——法向速度梯度，1/s。根據牛頓粘性定律，對一定τ，μ↑，↓;μ↓，↑流體流動時產生內摩擦力的性質，稱為粘性。流體粘性越大，其流動性就越小。1.3.1

牛頓粘性定律流動的流體內部相鄰的速度不同的兩流體層間存在相互作用力，即速度快的流體層有著拖動與之相鄰的速度慢的流體層向前運動的力，而同時速度慢的流體層有著阻礙與之相鄰的速度快的流體層向前運動的力流體內部速度不同的相鄰兩流體層之間的這種相互作用力就稱為流體的內摩擦力或粘性力F，單位面積上的F即為τSI制：Pa.sCGS制：cP（厘泊）1Pa.S=10P=1000cP運動粘度SI制的單位為m2/s粘度μ又稱為動力粘度。μ的變化規律液體：μ＝f（t），與壓強p無關，溫度t↑，μ↓氣體：p<40atm時μ＝f（t）與p無關，溫度t↑，μ↑μ＝0，流體無粘性（理想流體，圖1-5，實際不存在）μ的變化規律服從牛頓粘性定律的流體稱為牛頓型流體（大多數如水、空氣），本章主要研究牛頓型流體的流動規律，1.3.2

流動類型與雷諾數

雷諾實驗流體流動存在著兩種截然不同的流型。在前一種流型中，流體質點作直線運動，即流體分層運動，層次分明，彼此互不混雜，故才能使著色線流保持著線形。這種流型被稱為層流或滯流。在後一種流型中流體在總體上沿管道向前運動，同時還在各個方向作隨機的脈動，正是這種混亂運動使著色線抖動、彎曲以至斷裂沖散。這種流型稱為湍流或紊流。不同的流型對流體中的品質、熱量傳遞將產生不同的影響。為此，工程設計上需事先判定流型。對管內流動而言，實驗表明流動的幾何尺寸（管徑d）、流動的平均速度u以及流體性質（密度和粘度）對流型的轉變有影響。雷諾發現，可以將這些影響因素綜合成一個無因次數群duρ/μ作為流型的判據，此數群被稱為雷諾數，以符號Re表示。1.3.2流動類型與雷諾數雷諾指出：（1）當Re≤2000時，必定出現層流，此為層流區；（2）當2000<Re<4000時，有時出現層流，有時出現湍流，依賴於環境。此為過渡區；（3）當Re≥4000時，一般都出現湍流，此為湍流區。當Re<2000時，任何擾動只能暫時地使之偏離層流，一旦擾動消失，層流狀態必將恢復。當Re數超過2000時，層流不再是穩定的，但是否出現湍流，決定於外界的擾動。如果擾動很小，不足以使流型轉變，則層流仍然能夠存在。當Re>4000時，則微小的擾動就可以觸發流型的轉變，因而一般情況下總出現湍流。根據Re的數值將流動劃為三個區：層流區、過渡區及湍流區，但只有兩種流型。過渡區不是一種過渡的流型，它只表示在此區內可能出現層流也可能出現湍流，需視外界擾動而定。流體在圓管內的速度分佈

理論分析和實驗都已證明，層流時的速度沿管徑按拋物線規律分佈，如圖所示，截面上各點速度的平均值u等於管中心處最大速度umax的0.5倍。流體在圓管內的速度分佈

湍流時的速度分佈目前還不能完全利用理論推導求得。經實驗方法得出湍流時圓管內速度分佈曲線如圖所示。此時速度分佈曲線不再是嚴格的拋物線，曲線頂部區域比較平坦，Re數值越大，曲線頂部的區域就越廣闊平坦，但靠管壁處的速度驟然下降，曲線較陡。截面上各點速度的平均值u近似等於0.82umax。即使湍流時，管壁處的流體速度也等於零，而靠近管壁的流體仍作層流流動，這一流體薄層稱層流底層。管內流速越大，層流底層就越薄，流體粘度越大，層流底層就越厚。湍流主體與層流底層之間存在著過渡層。1.3.3流體流動的阻力損失

管路系統主要由直管和管件組成，無論直管或管件都對流動有一定的阻力，消耗一定的機械能。直管造成的機械能損失稱為直管阻力損失，管件造成的機械能損失稱為局部阻力損失。在運用柏努利方程時，先分別計算直管阻力與局部阻力損失的數值，然後進行加和。層流時直管阻力損失計算

流體在均勻直管中作穩定流動時，由柏努利方程可知，流體的能量損失為：

對於均勻直管u1=u2，水準管路Z1=Z2，故只要測出兩截面上的靜壓能，就可以知道兩截面間的能量損失。而層流時的能量損失可從理論推導得出：層流時直管阻力損失計算哈根—泊謖葉公式則能量損失為：將上式改寫為直管能量損失計算的一般方程式：上式即為層流直管阻力損失計算的公式。其中λ稱為摩擦係數，層流時λ=64/Re。令則湍流時直管阻力計算

而湍流時，引起阻力的原因不只是內摩擦力，所以不再服從牛頓粘性定律。因而湍流時直管阻力損失計算公式不能用理論推導得到，要用實驗方法得到。對均勻直管：上式即為層流時直管阻力損失計算公式，對於湍流其中ε/d稱為相對粗糙度。實驗結果可表示為λ與Re和ε/d的關係如下圖所示。對光滑管及無嚴重腐蝕的工業管道，該圖誤差範圍約在±10%。摩擦係數λ與Re及相對粗糙度的關係

1）摩擦係數λ與Re的關係在圖上有四個不同的區域：（1）層流區

Re≤2000,λ與管壁粗糙度無關,和Re准數呈直線下降關係。其運算式為λ=64/Re。（2）過渡區

2000<Re<4000，在此區域內層流和湍流的λ-Re曲線都可應用，但為安全計，一般將湍流時的曲線延伸來查取λ。（3）湍流區

Re≥4000及虛線以上的區域。這個區的特點是λ與Re及ε/d都有關。當ε/d一定時，λ隨Re的增大而減小，Re增至某一數值後λ值下降緩慢，當Re一定時，λ隨ε/d增大而增大。（4）完全湍流區圖中虛線以上區域。此區內各λ-Re曲線趨於水準，即λ只與ε/d有關，而與Re無關。在一定的管路中，由於λ、ε/d均為常數，當l/d一定時，hf與u2成正比，所以此區又稱阻力平方區。2）管壁粗糙度對λ的影響管壁粗糙面凸出部分的平均高度，稱絕對粗糙度，以ε表示。絕對粗糙度與管內徑d之比值ε/d稱相對粗糙度。層流時，流體層平行於管道軸線，流速較慢，對管壁凸出部分沒有什麼碰撞作用，所以粗糙度對λ值無影響。湍流時，若層流底層的厚度大於壁面的絕對粗糙度，則管壁粗糙度對λ值的影響與層流相近。隨著Re值增加，層流底層的厚度變薄，當管壁凸出處部分地暴露在層流底層之外的湍流區域時，流動的流體沖過凸起處時會引起旋渦，使能量損失增大。在Re數一定時，管壁粗糙度越大，能量損失也越大。1.3.4局部阻力損失

化工管路中使用的管件種類繁多，各種管件都會產生阻力損失。和直管阻力的沿程均勻分佈不同，這種阻力損失集中在管件所在處，因而稱為局部阻力損失。其他管件，如各種閥門都會由於流道的急劇改變而發生類似的現象，造成局部阻力損失。局部阻力損失的計算有兩種近似的方法：阻力係數法及當量長度法。

局部阻力損失的計算

一、阻力係數法近似認為局部阻力損失服從平方定律，即：式中常用管件的ξ值可從一些資料中查得。二、當量長度法近似認為局部阻力損失可以相當於某個長度的直管的損失，即：式中le為管件及閥件的當量長度，由實驗測得。

必須注意，對於擴大和縮小，以上兩式中的u是用小管截面的平均速度。實際應用時，長距離輸送以直管阻力損失為主，車間管路則往往以局部阻力為主。

第二章流體輸送機械一、制藥生產過程中為什麼要流體輸送機械？

化工生產中大都是連續流動的各種物料或產品。由於工藝需要常需將流體由低處送至高處；由低壓設備送至高壓設備；或者克服管道阻力由一車間（某地）水準地送至另一車間（另一地）。為了達到這些目的，必須對流體作功以提高流體能量，完成輸送任務。這就需要流體輸送機械。二、為什麼要用不同結構和特性的輸送機械？

這是因為化工廠中輸送的流體種類繁多：

1、流體種類有強腐蝕性的、高粘度的、含有固體懸浮物的、易揮發的、易燃易爆的以及有毒的等等；

2、溫度和壓強又有高低之分；

3、不同生產過程所需提供的流量和壓頭又各異。所以需要有各種結構和特性的輸送機械。三、化工流體輸送機械分類

一般可分為四類：即離心式、往復式、旋轉式和流體動力作用式。這四種類型機械均有國產產品，且大多數已成為系列化產品。2-1-1離心泵的工作原理離心泵的種類很多，但工作原理相同，構造大同小異。其主要工作部件是旋轉葉輪和固定的泵殼（如圖所示）。葉輪是離心泵直接對液體作功的部件，其上通常有6到12片後彎葉片（即葉片彎曲方向與旋轉方向相反）。離心泵工作時，葉輪由電機驅動作高速旋轉運動，迫使葉片間的液體也隨之作旋轉運動。同時因離心力的作用，使液體由葉輪中心向外緣作徑向運動。液體在流經葉輪的運動過程中獲得能量，並以高速離開葉輪外緣進入蝸形泵殼。在泵殼內，由於流道的逐漸擴大而減速，又將部分動能轉化為靜壓能，達到較高的壓強，最後沿切向流入壓出管道。

2-1-1離心泵的工作原理在液體受迫由葉輪中心流向外緣的同時，在葉輪中心處形成真空。泵的吸入管路一端與葉輪中心處相通，另一端則浸沒在輸送的液體內，在液面壓力（常為大氣壓）與泵內壓力（負壓）的壓差作用下，液體經吸入管路進入泵內，只要葉輪的轉動不停，離心泵便不斷地吸入和排出液體。由此可見離心泵主要是依靠高速旋轉的葉輪所產生的離心力來輸送液體，故名離心泵。2-1-1離心泵的工作原理離心泵若在啟動前未充滿液體，則泵記憶體在空氣，由於空氣密度很小，所產生的離心力也很小。吸入口處所形成的真空不足以將液體吸入泵內，雖啟動離心泵，但不能輸送液體，這種現象就稱為“氣縛”。所以離心泵啟動前必須向殼體內灌滿液體，在吸入管底部安裝帶濾網的底閥。底閥為止逆閥，防止啟動前灌入的液體從泵內漏失。濾網防止固體物質進入泵內。靠近泵出口處的壓出管道上裝有調節閥，供調節流量時使用。離心泵的主要性能參數1.

離心泵的理論壓頭此式即為離心泵基本方程式。表示離心泵的理論壓頭與流量、葉輪的轉速和直徑、葉片的幾何形狀之間的關係。由式（2-11）可看出，當葉片幾何尺寸（b，β）與流量一定時，離心泵的理論壓頭隨葉輪的轉速或直徑的增加而加大。離心泵的主要性能參數2.離心泵的功率與效率2.1泵的有效功率與效率泵在運轉過程中由於存在種種損失，使泵的實際（有效）壓頭和流量均較理論值為低，而輸入泵的功率較理論值為高，設H─泵的有效壓頭，即單位量液體在重力場中從泵獲得的能量，m；Q─泵的實際流量，m3/s；ρ─液體密度，kg/m3；Ne─泵的有效功率，即單位時間內液體從泵處獲得的機械能，W。有效功率可寫成Ne=QHρg

由電機輸入離心泵的功率稱為泵的軸功率，以N表示。有效功率與軸功率之比定義為泵的總效率η，即

2.2泵內損失

（1）容積損失ηv

（2）水力損失ηh

（3）機械損失ηM

離心泵的總效率即包括上述三部分：η=ηvηhηM

離心泵的特性曲線

離心泵的性能參數H、Q、η及N之間並非孤立的，而是相互聯繫相互制約的。其具體定量關係由實驗測定，並將測定結果用曲線形式表示，即為特性曲線。

左圖即為4B20型清水泵在轉速n=2900轉/分鐘條件下測得的特性曲線。離心泵的特性曲線關於特性曲線，由此圖可見：（1）離心泵的壓頭H隨流量Q的增加而降低；（2）離心泵的軸功率N隨著流量Q的增大而上升，流量為零時軸功率最小。所以離心泵啟動時，應關閉泵的出口閥門，使啟動電流減小，保護電機；（3）隨著流量Q的增大，泵的效率η也隨之上升，並達到一最大值。以後流量再增大，效率就下降。這說明離心泵在一定轉速下有一最高效率點，稱為設計點。與最高效率點對應的Q、H、P值稱為最佳工況參數。根據輸送條件的要求，離心泵往往不可能正好在最佳工況點運轉，因此一般只能規定一個工作範圍，稱為泵的高效率區，通常為最高效率的92%左右。離心泵的轉數和葉輪直徑對特性曲線的影響

離心泵的特性曲線是在一定轉速下測定的，當轉速由n1改變為n2時，與流量、壓頭及功率的近似關係為：當轉速變化小於20%時，可認為效率不變，用上式計算誤差不大。當葉輪直徑變化不大，轉速不變時，葉輪直徑與流量、壓頭及功率之間的近似關係為液體物理性質對離心泵特性的影響

（1）密度的影響由離心泵的基本方程式可知，離心泵的壓頭、流量均與液體的密度無關，所以效率也不隨液體的密度而改變，但軸功率會隨著液體密度而變化。（2）粘度的影響所輸送的液體粘度越大，泵內能量損失越多，泵的壓頭、流量都要減小，效率下降，而軸功率則要增大。離心泵的工作點與流量調節

一、工作點離心泵的特性曲線是泵本身固有的特性，它與外界使用情況無關。但是，一旦泵被安排在一定的管路系統中工作時，其實際工作情況就不僅與離心泵本身的特性有關，而且還取決於管路的工作特性。所以，要選好和用好離心泵，就還要同時考慮到管路的特性。在特定管路中輸送液體時，管路所需壓頭He隨著流量Qe的平方而變化。將此關係繪在座標紙上即為相應管路特性曲線。離心泵的工作點與流量調節若將離心泵的特性曲線與其所在管路特性曲線繪於同一座標紙上，如上圖所示，此兩線交點M稱為泵的工作點。選泵時，要求工作點所對應的流量和壓頭既能滿足管路系統的要求，又正好是離心泵所提供的，即Q=Qe，H=He。

離心泵的工作點與流量調節二、流量調節1）改變閥門的開度改變離心泵出口管線上的閥門開關，其實質是改變管路特性曲線。如圖所示，當閥門關小時，管路的局部阻力加大，管路特性曲線變陡，工作點由M移至M1，流量由QM減小到QM1。當閥門開大時，管路阻力減小，管路特性曲線變得平坦一些，工作點移至M2，流量加大到QM2。用閥門調節流量迅速方便，且流量可以連續變化，適合化工連續生產的特點。所以應用十分廣泛。缺點是閥門關小時，阻力損失加大，能量消耗增多，不很經濟。離心泵的工作點與流量調節2）改變泵的轉速改變泵的轉速實質上是改變泵的特性曲線。泵原來轉速為n，工作點為M，如下圖所示，若把泵的轉速提高到n1，泵的特性曲線H–Q往上移，工作點由M移至M1，流量由QM加大到QM1。若把泵的轉速降至n2，工作點移至M2，流量降至QM2。這種調節方法需要變速裝置或價格昂貴的變速原動機，且難以做到連續調節流量，故化工生產中很少採用。離心泵的安裝高度

一、汽蝕現象

在如圖所示的管路中，在液面0—0與泵進口附近截面1—1之間無外加能量，液體靠壓強差流動。因此，提高泵的安裝位置，葉輪進口處的壓強可能降至被輸送液體的飽和蒸汽壓，引起液體部分汽化。汽蝕現象實際上，泵中壓強最低處位於葉輪內緣葉片的背面，當泵的安裝位置高至一定距離，首先在該處發生汽化並產生汽泡。含汽泡的液體進入葉輪後，因壓強升高，汽泡立即凝聚，汽泡的消失產生局部真空，周圍液體以高速湧向汽泡中心，造成衝擊和振動。尤其是當汽泡的凝聚發生在葉片表面附近時，眾多液體質點猶如細小的高頻水錘撞擊著葉片；另外汽泡中還可能帶有氧氣等對金屬材料發生化學腐蝕作用。泵在這種狀態下長期運轉，將會導致葉片的過早損壞，這種現象稱為泵的汽蝕。離心泵在產生汽蝕條件下運轉，泵體振動併發出噪音，流量、揚程和效率都明顯下降，嚴重時甚至吸不上液體。為了避免汽蝕現象，泵的安裝位置不能太高，以保證葉輪中各處的壓強高於液體的飽和蒸汽壓。離心泵的安裝高度

一般採用兩種指標對泵的安裝高度加以限制，以免發生汽蝕，現將這兩種指標介紹如下：（1）允許吸上真空高度允許吸上真空高度Hs是指泵入口出壓力p1可允許達到的最高真空度，其運算式為：式中Hs—離心泵的允許吸上真空高度，m液柱；

pa—大氣壓強，Pa；

ρ—被輸送液體的密度，kg/m3。離心泵的安裝高度在前圖所示的截面0—0與泵進口附近截面1—1間列柏努利方程：式中Hg——離心泵的允許安裝高度，m；∑Hf0-1——液體從截面0—0到1—1的壓頭損失，m。由於貯槽是敞口的，p0為大氣壓pa，上式可寫為

所以

此式可用於計算泵的安裝高度。離心泵的安裝高度由上式可知，為了提高泵的允許安裝高度，應該儘量減小u12/2g和∑Hf0-1。為了減小u12/2g，在同一流量下應選用直徑稍大的吸入管路；為了減小∑Hf0-1，應儘量減少阻力元件如彎頭、截止閥等，吸入管路也盡可能地短。注意，工廠在泵出廠時給出的Hs是在介質為清水，20℃，大氣壓為10mH2O時的值。若使用介質條件變化，要對Hs作適當修正。離心泵的安裝高度（2）汽蝕餘量汽蝕餘量⊿h是指離心泵入口處，液體的靜壓頭p1/ρg與動壓頭u12/2g之和大於液體在操作溫度下的飽和蒸汽壓頭pv/ρg的某一最小指定值，即因為將以上兩式合併，可得出汽蝕餘量與允許安裝高度之間的關係

式中p0——液面上方的壓強，若液位槽為敞口，則p0=pa。應當注意，泵產品樣本上的⊿h值也是按輸送20℃水而規定的。當輸送其他液體時，需進行校正。離心泵的類型與選用

一、類型

離心泵的種類很多，化工生產中常用的離心泵有清水泵、耐腐蝕泵、油泵、液下泵、遮罩泵、雜質泵、管道泵和低溫用泵等。在化工生產中除了離心泵之外，還會用到其他一些種類的泵，包括往復泵、計量泵、旋轉泵以及旋渦泵等等。二、選用離心泵的選用原則上可分為兩步：（1）根據被輸送液體的性質和操作條件，確定泵的類型；（2）根據具體管路佈置情況對泵提出的流量、壓頭要求，確定泵的型號。離心泵的類型與選用在泵樣本中，各種類型的離心泵都附有系列特性曲線，以便於泵的選用。每一種型號的泵都有其最佳的工作範圍，有時會有幾種型號的泵同時在最佳工作範圍內滿足流量Q及壓頭H的要求，這時可分別確定各泵的工作點，比較各泵在工作點的效率。一般總是選擇其中效率最高的一種，但同時也應考慮泵的價格。2-2-1往復泵的構造及操作原理

往復泵裝置如圖所示。往復泵是利用活塞的往復運動，將能量傳遞給液體，以完成液體輸送任務，往復泵輸送液體的流量只與活塞的位移有關，而與管路情況無關，但往復泵的壓頭只與管路情況有關。這種特性稱為正位移特性，具有這種特性的泵稱為正位移泵。2-2-1往復泵的構造及操作原理往復泵的構造、操作原理與離心泵一樣，往復泵也是借助泵體內減壓而吸入液體，所以吸入高度也有一定的限制。往復泵的低壓是靠泵體內活塞移動使空間擴大而形成的。往復泵在開動之前，沒有充滿液體也能吸液，故具有自吸能力。往復泵的構造、操作原理離心泵可以用出口閥門來調節流量，但對往復泵此法卻不能採用。因為往復泵屬正位移泵，其流量只與泵的幾何尺寸和泵的往復次數有關，而與管路特性無關。安裝調節閥非但不能改變流量，而且還會造成危險。一旦出口閥完全關閉，泵缸內的壓強將會急劇上升，導致機件破損或電機燒毀，根據往復泵的特點，其流量調節的方法是：2-2-2往復泵的流量調節（1）旁路調節如上圖所示，在往復泵出口處裝上旁路，使一部分液體返回進口處。在旁路上裝調節閥，通過閥門調節旁路流量，可以達到調節主管流量的目的。這種方法簡單方便，但很不經濟，只適用於變化幅度較小的經常性調節。（2）改變原動機的轉速，調節活塞往復次數改變原動機的轉速和活塞的行程，可以改變泵的流量。因電動機是通過減速裝置與往復泵相連接的，改變減速裝置的傳動比可以方便地改變轉速，達到流量調節的目的。因此改變轉速調節法是最常用的經濟方法。此外，對輸送易燃、易爆液體的蒸汽推動往復泵，可改變蒸汽進入量使活塞往復次數改變，從而實現流量的調節。2-3氣體輸送機械

氣體輸送機械的結構和原理與液體輸送機械大體相同。但是氣體具有可壓縮性和比液體小得多的密度（約為液體密度的千分之一左右），從而使氣體輸送具有某些不同於液體輸送的特點。氣體輸送機械根據它所能產生的進、出口壓強差或壓強比（稱為壓縮比）進行如下分類：1）通風機：出口壓強不大於1.47

104Pa（表壓），壓縮比為1~1.15；2）鼓風機：出口壓強為（1.47~29.4）

104Pa（表壓），壓縮比小於4；（3）壓縮機：出口壓強為29.4

104Pa（表壓）以上，壓縮比大於4；（4）真空泵：用於減壓，出口壓力為1大氣壓，其壓縮比由真空度決定。此外，氣體輸送機械按其機構與工作原理又可分為離心式、往復式、旋轉式和流體作用式。

第三章

機械分離和固體流態化

3.1概述混合物可以分為兩大類。凡物系內部各處物料性質均勻，且不存在相介面者，稱為均相混合物。凡物系內部有隔開兩相的介面存在，且介面兩側物料性質截然不同者，稱為非均相混合物或非均相物系。非均相物系中，處於分散狀態的物質，如懸浮液中的固體顆粒、乳濁液中的液滴、泡沫液中的氣泡，稱為分散相或分散物質；包圍著分散物質的流體，則稱為連續相或分散介質。由於非均相物系中分散相和連續相具有不同的物理性質，工業上一般採用機械方法將兩相進行分離。工業上分離非均相混合物的目的是：3.1概述1）回收有價值的分散物質例如從某些類型乾燥器出來的氣體及從結晶機出來的晶漿中都帶有一定量的固體顆粒，必須回收這些懸浮的顆粒作為產品。2）淨化分散介質以滿足後繼生產工藝的要求例如某些催化反應的原料氣中夾帶有會影響催化劑活性的雜質，因此，在氣體進入反應器之前，必須除去其中塵粒狀的雜質。3）環境保護和安全生產為了保護人類生態環境，要求排放的廢氣或廢液濃度達到排放標準；很多含碳物質及金屬細粉與空氣形成爆炸物，必須除去這些物質以消除隱患。3.2離心沉降

重力沉降速度ut離心沉降速度ur依靠慣性離心力的作用而實現的沉降過程叫作離心沉降。流體帶著密度大於流體的顆粒旋轉時，受到慣性離心力、向心力和阻力的作用，當三力達到平衡時，顆粒在徑向相對於流體的速度ur即為顆粒在此位置的離心沉降速度。式中：d–粒徑，mmμ–流體粘度，PaS

ρS

–顆粒密度，Kg/m3ρ

–顆粒密度，Kg/m3

ζ–曳力係數3.2離心沉降離心沉降與重力沉降的比較：1）離心沉降速度ur計算公式中將重力沉降速度計算公式中的加速度g改為離心加速度；2）離心沉降方向不是向下而是向外；3）離心力隨旋轉半徑而變，離心沉降速度ur也隨顆粒的位置而變。同一顆粒在同種介質中的離心沉降速度與重力沉降速度的比值比值Kc稱為分離因數：

（3-15）Kc是顆粒所在位置上的慣性離心力場強度與重力場強度之比。分離因數是離心分離設備的重要性能指標。3.2.1離心分離設備

3.3流體通過顆粒床層的流動

3.3.1顆粒床層的特性一、床層空隙率ε

影響空隙率ε值的因素有顆粒的大小、形狀、粒度分佈與充填方式等。一般亂堆床層的空隙率大致在0.47~0.70之間。二、床層的比表面積ab單位床層體積具有的顆粒表面積稱為床層的比表面積ab。若忽略顆粒之間接觸面積的影響，則

ab=（1－ε）a

（3-16）式中

ab─床層比表面積，m2/m3；

a─顆粒的比表面積，m2/m3；

ε─床層空隙率。3.3流體通過顆粒床層的流動3.3.2過濾及過濾基本方程一、概述過濾操作如圖所示。實現過濾操作的外力可以是重力、壓強差或慣性離心力。1．過濾方式工業上過濾基本方式有兩種：深層過濾和濾餅過濾。在深層過濾操作中，顆粒尺寸比過濾介質孔徑小，顆粒附著在孔道壁面上，過濾在過濾介質內部進行。濾餅過濾中，固體顆粒被截留在過濾介質表面上，形成一顆粒層，稱為濾餅。3.3.2過濾及過濾基本方程2．濾餅的壓縮性當濾餅兩側的壓強差增大時，顆粒的形狀和顆粒間的空隙都不發生明顯變化，單位厚度床層的流動阻力可視作恒定，這類濾餅稱為不可壓縮濾餅，反之稱為可壓縮濾餅。二、過濾基本方程

1．過濾速度與過濾速率單位時間獲得的濾液體積稱為過濾速率，單位為m3/s。單位過濾面積上的過濾速率稱為過濾速度，單位為m/s。任一瞬間的過濾速度u、過濾速率分別為：

（3-21b）（3-21c）式中V——濾液量，m3；

θ——過濾時間，s；

A——過濾面積，m2。3.3.3過濾設備

1．板框壓濾機

3.3.3過濾設備2．葉濾機

3.3.3過濾設備3．回轉真空過濾機

3.3.4過濾機的生產能力過濾機的生產能力通常是指單位時間獲得的濾液體積。1．間歇過濾機的生產能力間歇過濾機的整個操作週期T為T=θ+θW+θD式中θ─一個操作迴圈內的過濾時間，s；

θW

─一個操作迴圈內的洗滌時間，s；

θD

─一個操作迴圈內輔助操作所需時間，s。生產能力Q的計算式為（3-42）3.3.4過濾機的生產能力2.連續過濾機的生產能力以轉筒真空過濾機為例。轉筒表面浸入濾漿中的分數為浸沒度ψ：

（3-43）轉筒回轉一周所用時間T，在此週期內過濾時間為

（3-44）N─轉筒轉速，r/minK

─過濾常數轉筒每轉一周所得的濾液體積為

（3-45）3.3.4過濾機的生產能力生產能力為（3-46）

當濾布阻力可以忽略時，θe=0、Ve=0，則上式簡化為（3-46a）第四章傳熱4.1概述傳熱是由於溫度差引起的能量的轉移，又稱熱量傳遞過程。根據熱力學第二定律，凡是存在溫度差就必然導致熱量自發的從高溫處向低溫處傳遞，因此傳熱是自然界和工程技術領域中普遍存在的一種傳遞現象。在化工生產中，傳遞過程的應用更是十分廣泛。在化學工業中幾乎所有的化工生產過程均伴有傳熱操作。化工生產中對傳熱的要求通常有以下兩種情況：一種是強化傳熱，比如各種換熱設備中的傳熱；另一種是削弱傳熱過程，如設備和管道的保溫。學習傳熱的目的主要是能夠分析影響傳熱速率的因素，掌握控制熱量傳遞速率的一般規律，以便根據生產要求來強化或削弱熱量的傳遞，正確地計算和選擇適宜的傳熱設備和保溫措施。4.1.1傳熱過程及其基本方式熱的傳遞是由於物體內或系統內的兩部分間有溫度差存在而引起的，淨的熱流是由高溫處流向低溫處,顯然傳遞的推動力是溫度差，其極限是溫度平衡.根據傳熱機理的不同，熱的傳遞有三種基本方式：導熱、對流傳熱和輻射傳熱。1.導熱（熱傳導）：因為分子的微觀振動，熱量從高溫物體流向與之接觸的低溫物體，或同物體內高溫部分向低溫部分進行的熱量傳遞過程稱為導熱，也稱為熱傳導。2.對流傳熱（熱對流）:對流傳熱是指流體中質點發生相對位移而引起的熱交換。對流傳熱僅僅發生在流體中。但要注意，在對流傳熱時，必然伴隨著流體質點間的熱傳導。若將兩者合併處理時，一般也稱為對流傳熱，也可稱為熱對流或給熱。4.1.1傳熱過程及其基本方式3.輻射傳熱(熱輻射):高溫物體因熱的原因而產生的電磁波在空間傳遞而被低溫物體所吸收並轉化為熱能的過程稱為輻射傳熱.輻射傳熱不僅有熱量的轉移,而且還伴有能量的轉換.4.1.2傳熱速率傳熱速率有兩種表示方法:1.熱流量Q:單位時間內在整個傳熱面積上由熱流體傳給冷流體的熱量。2.熱通量q:單位傳熱面積上通過的熱流量。4.2熱傳導一.傅立葉定律

Q＝-λ·S·(dt/dn)

q＝Q/S＝-λ·(dt/dn)

λ－導熱係數W/(m·k)

dt/dn－溫度梯度k/m

（指向溫度增加的方向）傅立葉定律表明:在熱傳導時,其傳熱速率與溫度梯度及傳熱面積成正比。必須注意，λ作為導熱係數是表示材料導熱性能的一個參數，λ越大，表明該材料導熱越快。和粘度μ一樣，導熱係數λ也是分子微觀運動的一種宏觀表現。4.2熱傳導二.導熱係數１.物理意義:當導熱面積S=1m2,溫度梯度為1k/m時,單位時間內以熱傳遞方式傳遞的熱量。２.導熱係數的大致範圍金屬的最大，非金屬的次之，液體的較小，而氣體的最小。（1）固體的導熱係數固體的導熱係數大多與溫度有關，對於大多數均質固體，其λ值與溫度大致呈線性關係：λ＝λ0（1＋a't）同種金屬材料在不同溫度下的導熱係數可在化工手冊中查到，當溫度變化範圍不大時，一般採用該溫度範圍內的平均值。4.2熱傳導（2）液體的導熱係數液態金屬的導熱係數比一般液體要高，而且大多數液態金屬的導熱係數隨溫度的升高而減小。在非金屬液體中，水的導熱係數最大。除水和甘油外，絕大多數液體的導熱係數隨溫度的升高而略有減小。一般說來純液體的導熱係數比其溶液的要大。（3）氣體的導熱係數氣體的導熱係數隨溫度的升高而增大。在相當大壓強範圍內，氣體的導熱係數與壓強幾乎無關。由於氣體的導熱係數太小，因而不利於導熱，但有利於保溫和絕熱。工業上的保溫材料，例如玻璃棉等，就是因為其空隙中有氣體，所以導熱係數低，適用於保溫隔熱。4.2熱傳導三.傅立葉定律的應用１.單層平壁熱傳導(1)單層如圖4-6所示Q＝(t1-t2)/(b/λS)=△t/R4.2熱傳導(2)三層如圖4-7所示Q＝λ1S(t1-t2)/b1=λ2S(t2-t3)/b2=λ3S(t3-t4)/b3＝(t1-t4)/[(b1/λ1S+b2/λ2S+b3/λ3S)](3)N層Q＝總推動力／總熱阻4.2熱傳導２.圓筒壁熱傳導單層如圖4-8所示

Q＝-λS·(dt/dr)=-λ·2πrL·(dt/dr)Q＝2πLλ(t1-t2)/ln(r2/r1)或Q＝(t1-t2)λSm/b其中b＝r2-r1,Sm＝2πrmL,rm＝(r2-r1)/ln(r2/r1)

當r2/r1<2時,rm＝(r2＋r1)/24.3對流傳熱一.對流傳熱的概念和傳熱速率方程１.對流傳熱假設對流傳熱過程是在厚度為δt的有效膜內進行的，而且膜內只有熱傳導，δt是集中了全部傳熱溫差並以導熱方式傳熱的虛擬膜厚。

Q＝λ·S·△t/δt

Q＝α1S（T1-Tw）或Q＝α２S（tｗ-t）

α－對流傳熱膜係數△t－流體和壁的溫差4.3對流傳熱2.對流傳熱係數αα的物理意義:單位時間內當壁面與流體主體的溫度差為1K時,每一平方米固體壁面與流體之間傳遞的熱量。二.影響α的因素１.流體的種類及相變化情況２.流體的物理性質ρ、μ、Cp、λ３.流體運動狀態依Re劃分４.對流狀況自然對流、強制對流５.傳熱壁的形狀、大小及安裝位置4.3對流傳熱三.無相變流體α的確定(因次分析法)關聯式f(Nu，Re，Pr，Gr)=0或Nu=CRem·Prn·Gri

c、m、n、i由實驗測得四.對流傳熱係數的經驗關聯式１.管內的強制對流1)流體在圓形直管內作強制湍流2)流體在圓形直管內作強制層流一般在換熱器等設備中，為了提高α，多呈湍流流動２.管外強制對流1)流體垂直於管束流動;2)流體在換熱器管間流動4.3對流傳熱4.3對流傳熱4.4傳熱計算4.4.1能量衡算若Q損=0,單位時間內，熱流體放出的熱量應等於冷流體吸收的熱量。即Q＝Qh＝Qc無相變 Qh＝Wh·Cph(T1-T2)Qc＝Wc·Cpc(t2-t1)有相變 Qh＝Wh·rn

Qc＝Wc·rc4.4傳熱計算4.4.2.總傳熱速率方程１.微分式dQ＝KdS(T-t)1/（KdS）=1/（αidSi）+b/（λdSm）+1/（α0dS0）２.總傳熱係數K(1)傳熱面為平壁1/K=1/α1+b/λ+1/α2(2)傳熱面為圓筒壁1/K0=1/α2+bd0/λdm+do/α1di(3)污垢熱阻1/K0=do/α1di+Rsid0/dibd0/λdm+Rs0+1/α24.4傳熱計算３.提高總傳熱係數的途徑傳熱過程的總熱阻1/K是由各串聯環節的熱阻疊加而成，原則上減小任何環節的熱阻都可以提高傳熱係數。但是，當各個環節的熱阻相差較大時，總熱阻的數值將主要由其中的最大熱阻所決定。此時強化傳熱的關鍵在於提高該環節的傳熱係數。例如：當管壁熱阻和污垢熱阻均可忽略時，污垢熱阻式可簡化為1/k=1/α1+1/α2若α1》α2，則1/k≈1/α2，欲要提高K值，關鍵在於提高對流傳熱係數較小一側的α2。若污垢熱阻為控制因素，則必須設法減慢污垢形成的速率或及時清除污垢。4.5.換熱器的類型4.5.1.間壁式換熱器１.管式換熱器(1)蛇管換熱器

a.沉浸式蛇管換熱器優點：結構簡單，能承受高壓，可用耐腐蝕性材料製作缺點：管內液體湍動程度低，管外對流係數小。

b.噴淋式蛇管換熱器和沉浸式蛇管換熱器相比噴淋式蛇管換熱器的傳熱效果大為改善。(2)套管式換熱器能夠承受高壓強、總傳熱係數大、傳熱推動力大。4.5.換熱器的類型(3)列管式換熱器a.固定管板式結構簡單、造價低廉但由於殼程不易清洗和檢修，因此殼方流體應是較潔淨且不易起垢的b.U型管換熱器結構簡單、重量輕，適用於高溫和高壓的場合。其主要缺點是管內清洗比較困難，因此管內流體必須潔淨。管板的利用率較差。c.浮頭式換熱器優點：可以補償熱膨脹，便於清洗和檢修。缺點：結構複雜、金屬耗量較多、造價較高。4.5.換熱器的類型２.板式換熱器(1)夾套式換熱器廣泛應用於反應過程的加熱和冷卻。結構簡單，但其加熱面受容器壁面限制，總傳熱係數也不高。可在釜內安裝攪拌器以提高總傳熱係數，也可在釜內部安裝蛇管以補充傳熱面的不足。板式換熱器優點：由於流體在板片間流動湍動程度高，而且板片又薄，故總傳熱係數K大。板片間隙小(一般為4-6mm)，結構緊湊，金屬耗量可減少一半以上。具有可拆結構，可根據需要調整板片數目以增減傳熱面積。操作靈活性大，檢修清洗也很方便。缺點：允許操作的壓強和溫度比較低。通常操作壓強不超過2MPa，壓強過高易滲漏。操作溫度受墊片材料的耐熱性限制，一般不超過250℃4.5.換熱器的類型螺旋板式換熱器優點：總傳熱係數高、不易堵塞、能利用低溫熱源和精密控制溫度和結構緊湊。缺點：操作壓強和溫度不宜太高、不易檢修。4.5.2列管式換熱器的選用列管式換熱器選用時應注意的問題：1.冷、熱流體流動通道的選擇在列管式換熱器內，冷、熱流體流動通道可根據以下原則進行選擇。

(1)不潔淨和易結垢的液體宜走管程，因為管內清洗方便；

(2)腐蝕性的流體宜走管程，以免管束和殼體同時受腐蝕；

(3)壓強高的流體宜走管內，以免殼體承受壓力；4.5.2列管式換熱器的選用(4)飽和蒸汽宜走殼程，因為飽和蒸汽比較清淨，對流傳熱係數與流速無關且冷凝液易排出；(5)被冷卻的液體宜走殼程，便於散熱；(6)若兩流體溫差較大，對於剛性結構的換熱器，宜將對流傳熱係數大的流體通入殼程，可減少熱應力；

(7)流量小而粘度大的液體一般宜走殼程，因在殼程Re〉100即可達到湍流，但這不是絕對，如流動阻力損失允許，將這種流體通入管內並採用多管程結構，反而能得到更多的對流傳熱係數。第五章蒸餾5.1概述化工生產中所處理的原料、中間產物、粗產品等幾乎都是混合物，而且大部分是均相物系。為進一步加工和使用，常需要將這些混合物分離為較純淨或幾乎純態的物質。對於均相物系必須要造成一個兩相物系，利用原物系中各組份間某種物性的差異，而使其中某個組分（或某些組分）從一相轉移到另一相，以達到分離的目的。物質在相間的轉移過程稱為品質傳遞過程或分離操作。化學工業中常見的傳質過程由整流、吸收、乾燥和吸附等單元操作。5.1概述蒸餾時分離液體混合物的典型單元操作。這種操作是利用液體混合物中各組份揮發度不同的特性實現分離的目的。例如，加熱乙醇水溶液，使之部分汽化，由於乙醇的沸點較水低，即其揮發度較水高，故汽化出來的蒸汽中，乙醇的組成（即濃度），必然比原來溶液的要高。若將汽化的蒸汽全部冷凝，則可得到乙醇含量較高的冷凝液，從而使乙醇和水得到初步分離。通常，將沸點低的組分稱為易揮發組分，沸點高的組分稱為難揮發組分。多次進行部分氣化或部分冷凝以後，最終可以在氣相中得到較純的易揮發組分，而在液相中得到較純的難揮發組分。這就叫精餾。5.1概述一、混合物的分離：

5.1概述例1.氣態混合物-吸收（溶解度差異）如圖所示

例2.液態混合物-蒸餾(揮發度差異)如圖所示在1atm下，水的沸點（bp）：100ºC乙醇沸點（bp）：78.4ºC

（揮發度大）料液氣化後，冷凝液中乙醇量高於原料液初步分離手段----簡單蒸餾5.1概述二、蒸餾的分類1、間歇蒸餾和連續蒸餾。2、簡單蒸餾，平衡蒸餾，精餾和特殊精餾。3、常壓蒸餾，加壓蒸餾，減壓蒸餾。4、雙組份蒸餾，多組份蒸餾。5.2兩組分理想物系汽液平衡1)飽和蒸汽壓定義：一定溫度下，與同種物質的液態（或固態）處於平衡狀態時的蒸氣所產生的壓強，稱為飽和蒸汽壓。

a)純組分A

Antoine方程：

pº--純組分的飽和蒸汽壓mmHg

T--K5.2兩組分理想物系汽液平衡b)混合液體（A+B）

根據拉烏爾定律，理想溶液上方的平衡分壓為pA=pA°xA

(5-2a)pB=pB°xB=pB°(1－xA)

(5-2b)式中

p----溶液上方組分的平衡分壓(Pa)；

p----在溶液溫度下純組成的飽和蒸汽壓(Pa)；

x----溶液中組成的摩爾分率。下標A表示易揮發組分，B表示難揮發組分。5.2兩組分理想物系汽液平衡5.2.1理想溶液的汽液相平衡所謂理想物系是指液相和氣相應符合以下條件。

(1)液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律。根據溶液中同分子間與異分子間作用力的差異，可將溶液分為理想溶液和非理想溶液。嚴格地說，理想溶液是不存在的，但對於性質及相近、分子結構相似的組分所組成的溶液，例如苯-甲苯、甲醇-乙醇、烴類同系物等都可視為理想溶液。

(2)氣相為理想氣體，遵循道爾頓分壓定律。當總壓不太高（一般不高於104kPa)時氣相可視為理想氣體。5.2兩組分理想物系汽液平衡1)平衡組成的計算

設恒壓Pt下進行蒸餾，液相--理想溶液，氣相--理想氣體

Pt=pA+pB=pAºxA+pBºxB即

Pt=pAºxA+pBº(1-xA)

5.2兩組分理想物系汽液平衡2）相平衡圖a）t-x-y圖5.2兩組分理想物系汽液平衡b）x-y圖

由t-x-y圖中，每一ti下對應x,y即得5.2兩組分理想物系汽液平衡3)揮發度和相對揮發度a)揮發度（V）2.相對揮發度（α）

5.3簡單蒸餾和平衡蒸餾異同點共同：料液經一次汽化冷凝，只能是液體混合物得到初步分離不同：簡單蒸餾是間歇不穩定操作

平衡蒸餾是連續穩定操作

若汽化率相同，簡單蒸餾較平衡蒸餾可獲得更好的分離效果，及流出液組成更高。5.3簡單蒸餾和平衡蒸餾異同點5.3.1平衡蒸餾（閃蒸）

平衡蒸餾（閃蒸）是一種單級蒸餾操作，既可以間歇又可以連續進行上圖所示為連續操作的平衡蒸餾裝置。

平衡蒸餾計算所應用的基本關係是物料衡算、熱量衡算和汽液平衡關係。

物料衡算：

F=D+W

FxF=DxD+Wxw

令(液化率)5.3簡單蒸餾和平衡蒸餾異同點5.3.2簡單蒸餾（微分蒸餾）5.4精餾原理多次部分氣化多次部分冷凝示意圖1)多次部分氣化和多次部分冷凝流程的不足：a）需多個冷卻器及加熱器，設備費高，流程複雜b）需大量冷卻劑及加熱劑，能耗高，操作費高c）中間餾分多，最終產品極少。5.4精餾原理2)工程上解決辦法：有回流的多次部分氣化、冷凝示意圖5.4精餾原理採用設備：篩板塔5.4精餾原理板式精餾塔

5.5雙組分連續精餾的計算5.5.1理論板的概念和恒摩爾流假定1)理論板：指離開這塊板的氣液兩相達到平衡即

2)恒摩爾流假設精餾段：L1=L2=...=Ln=L

V1=V2=...=Vn=V提餾段：L1'=L2'=...=Ln'=L'

V1'=V2'=...=Vn'=V'5.5雙組分連續精餾的計算恒摩爾流假設內容：①恒摩爾氣流

精餾操作時，在精餾塔的精餾段內，每層板的上升蒸汽摩爾流量都是相等的，在提餾段內也是如此，但兩段的上升蒸汽摩爾流量卻不一定相等，即：

V1=V2=...=Vn=V

V1'=V2'=...=Vm'=V'

式中

V----精餾段中上升蒸汽摩爾流量（kmol/h)；

V'---提餾段中上升蒸汽摩爾流量（kmol/h)。②恒摩爾液流

精餾操作時，在塔的精餾段內，每層板下降的液體