化工原理公式及各个章节总结

第一章流体流动与输送机械

1.流体静力学根本方程：P2=P。+Pgh

2.双液位U型压差计的指示：P|-〃2=-22))

伯努力方程：Z]g+二〃；+△=z,g+不〃：+力~

3.

2p"2"p

4.实际流体机械能衡算方程：Z]g+—"；+—=ZfgH----+EWy+

2P~2-p

5.雷诺数：Re二%

4

,卢士八十1/i，232〃山5f

6.氾宁公式：U7mf=z--------=—・=--

d2pci1p

7.哈根-泊漫叶力程：△〃「二巴丝

d-

(41\2(A\\

8.局部阻力计算：流道突然扩大：1-2流产突然缩小：4=0.51——

IA2)(A2)

第二章非均相物系别离

1.恒压过滤方程：匕+2匕V=KA2t

2

'l=YlN,/=血/4那么此方程为：q+2qeq=kt

第三章传热

1.傅立叶定律：dQ=-^lA—,Q=-AA—

Sadx

2.热导率与温度的线性关系：4=4(1+m)

3.单层壁的定态热导率：Q=£4仁旦，或。=

4单层员倘壁的定态热传导方程：0="与或。=宁

5.单层圆筒壁内的温度分布方程：t=一一2-lnr+C（由公式4推导）

2加4

6.三层圆筒壁定态热传导方程：Q二二-----2M储一乙-----

11△1।G11〃

一In—H----In—+一In—

4142G44

7.牛顿冷却定律：Q=a4（（T）,0=aA（Tw-T）

8.努塞尔数可〃=卓普朗克数Pr=2W格拉晓夫数=2竺上

9.流体在圆形管内做强制对流：

Rc>10000,0.6<Pr<1600,//J>50

10.热平衡方程：Q=%”J〃+C“（7；-%）]=或2cp2«2一。）

无相变M：Q=qmFpi（T]-T?）=qm2cp2a2-G，假设为饱和蒸气冷凝：Q=4"二4/力。2一I）

11.总传热系数：1=—++—A

4dma2d2

12.考虑热阻的总传热系数方程：—++—+

K%4dtna2d2-d2

13.总传热速率方程：Q=KAM

/

14.两流体在换热器中逆流不发生相变的计算方程：Inn二红二一9一1-3旺比

Clm\Cp\Chn2Cp2)

%”|C•川

15.两流体在换热器中并流不发生相变的计算方程:

q"12cp2)

16.两流体在换热器中以饱和蒸气加热冷流体的计算方程：In——L=_22_

TT?qm2cp2

第四章蒸发

1.蒸发水量的计算：FxQ=（F-W）xi=Lx]

2.水的蒸发量：W二产（1一包）

3.完成时的溶液浓度：x=—」

F-W

W，

4.单位蒸气消耗量：—此时原料液由预热器加热至沸点后进料，且不计热损失，I■为加热时的蒸气汽化潜热

Dr

产为二次蒸气的汽化潜热

5.传热面积：A=-^—,对加热室作热量衡算，求得Q=O（〃-%.）=;>,2=TT1,T为加热蒸气的温度,

3

ti为操作条件下的溶液沸点。

6.蒸发器的生产能力：。二KA（T—乙）

W

7.蒸发器的生产强度（蒸发强度）：E=—

第六章蒸储

I.乌拉尔定律：PA=〃5A，〃A=P：（1—XA）

2.道尔顿分定律：p=pA+PB

3.双组分理想体系气液平衡时，系统总压、组分分压与组成关系：PA=pyA=〃％八，PB=叽=成/

4.泡点方程：,露点方程：%二乙.PF

PA-P°BPP、PZ

—PA

5.挥发度：“A=——

PA

6.相对挥发度：。=匕=区，或'二。・丛

%PR_）为XB

,%

ax

7.相平衡方程;)'=

1+(a-l)x

8.全塔物料衡算：F=D+W,lV

FXF=DXD+tVV

9.储出液采出率：g="八

釜液采出率：-=^—

1().

FxD-xW

11.精值段操作线方程：V-L+D,Vyn+}=Lxn+DxD,y向=「%+2必

VV

JR1

令R=一（回流比），那么），的二——%+——X。

Dn]R+l"R+l

12.提偏段操作线方程：总物料衡算：L'=U+W,易挥发组分的物料衡算：L'xm=V'ymJ+WKW

HIIL'W

A

）m+l-L，_wX，"-LWH

sH-hF饱和蒸气的焰-原料的焰每摩尔原料汽化为饱和蒸气所需的热量

・"H-h饱和蒸气的焙一饱和流体的焰原料的摩尔汽化潜热

qxF

14.q线方程（进料方程）：y=­；x-----

4TqT

15.芬斯克方程：7Vinin+1=

lg%

第七章枯燥

湿度：H=4^"=史区=().622—

1.

%M.29%P-Pr

2.相对温度：。=RxlOO%

Px

3.湿比热容：呢=c“+cv”，在0~120℃时，cH=1.01+1.88H

4.湿空气嬉：=/"+"/「，具体表达式为：IH=/（1.01+1.88/7V+2492/7

(L旦］x22.4x出工必现273+「1.013x10’

5.湿比体积:=(0.772+1.244H)x22.4x------x

p

(2918J273273P

Hp

6.露点温度:H=0.622•—^―，如Pd=

P-Pa0.622+〃

7.

流体流动——根本概念与根本原理

一、流体静力学根本方程式

〃2=P1+居伍-Z2）

或〃=Po+Pgh

注意：1、应用条件：静止的连通着的同一种连续的流体。

2、压强的表示方法：绝压一大气压二藜甚表压常由压强表来测量;

大气压—绝压二真空度真空度常由真空表来测量。

3、压强单位的换算：

9

4、应用：水平管路上两点间压强差与U型管压差计读数R的关系：

P1-P2=（P「P）gR

处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须时静止、连续和司一种液体。

二、定态流动系统的连续性方程式——物料衡算式

PA工常数，％=〃］AP［=“2A2P2....uAp二常数

pA=常数Vs=ulA1=U2A2...........=LIA=常数

PA=常数，圆形管中流动〃J“2=4/A=片/d；

三、定态流动的柏努利方程式——能量衡算式

生+匕+助

1心流体:必+但+=M+fJ/kg]

P2,

讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。

2.理想流体，无外功输入时,机械能守恒式：

P，/7P、层

gZ|+」+子=gZ?+—+=

P2p2

3、可压缩流体，当Ap/pi<20%,仍可用上式，且〃=到】1。

4、注意运用柏努利方程式解题时的•般步骤，截面与基准面选取的原则。

5、流体密度〃的计算：

Xx

理想气体p=pM/RT混合气体pm=p1xvl+P2V2+…+Pnvn

混合液体_L=%L+%1+...+&L

pnP,nPlPn

上式中：儿,?——体积分率；xh7.——质量分率。

6、gz,炉/2,p/p三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。Z/“为流经系统的能最损失。We为流体

在两截面间所获得的有效功，是决定流体输送设备重要参数。输送设备有效功率Nc=Wc-Ws，轴功率N=Nc勿［W）

7、1N流体He=^Z+^-+—+Hf1m］（压头）

Pg2g

In?流体Wep=Azpg+A/?十△”「+阿I’[pa]而△〃/=pLhf,

四、柏努利式中的

I.流动类型：

1、雷诺准数Re及流型Re=dup/f.b"为动力粘度，单位为［Pa-s］；

层流:/?c<2000,温流：/?c>4000；2000<Re<4000为不稳定过渡区。

2^牛顿粘性定律r="（d"/dy）

气体的粘度随温度升高而增加,液体的粘度随温度升高而隆低。

3、流型的比拟：①质点的运动方式；

②速度分布，层流：抛物线型，平均速度为最大速度的倍；

湍流：碰撞和混和使速度平均化。

③阻力，层流：粘度内摩擦力，

湍流：粘度内摩擦力+湍流应力。

II.流体在管内流动时的阻力损失

2〃/=〃/+/[J/kg]

/u2△1）f

\、直管阻力损失hthf=2--=一"范宁公式（层流、湍流均适用）.

a2p

层流：几=/（检）即%=丝或人=必丝哈根一泊稷叶公式。

Repd"

湍流区（非阻力平方区）：2=f（Reg）；高度湍流区（阻力平方区）：4=/（]），具体的定性关系参见摩擦因

数图，并定量分析自与〃之间的关系。

4x流通截面积

推广到非圆型管d=4=4%

润湿周边长

注：不能用4来计算截面枳、流速等物理量。

2

2、局部阻力损失%①阻力系数法，/"=*=1.0£=0.5

②当量长度法，叫=/上

'd2

注意：截面取管出口内外侧，对动能项及出口阻力损失项的计算有所不同。

当管径不变时，型/

流体在变径管中作稳定流动，在管径缩小的地方其静压能减小。流体在等径管中作稳定流动流体由于流动而有摩

擦阻力损失,流体的流速沿管长不变。流体流动时的摩擦阻力损失柝所损失的是机械能中的跑强缠。完全湍流〔阻

力平方区）时，粗糙管的摩擦系数数值只取决于相对粗糙度。

水由敞口恒液位的高位槽通过一管道流向压力恒定的反响器，当管道上的阀门开度减小时，水流量将减小,摩擦

系数增大,管道总阻力不变。

五、管路计算

I.并联管路：1、V=V1+V2+V.

2、%=Z%=Eh,?=即各支路阻力损失相等。

即并联管路的特点是；（I）并联管段的压强降相等;

（2）主管流量等于并联的各管段遍量之用；

（3）并联各管段中管子长、直径乙、的管段通过的流量小。

II.分支管路：I、V=V1+V2+V.

2、分支点处至各支管终了时的总机械能和能量损失之和相等。

六、柏式在流量测显中的运用

1、生任萱用来测量管道中流体的点速度。

2、孔板流量计为定截面变压差流昼计,用来测量管道中流体的流量。随着凡增大其孔流系数Co先减小，后保持

为定值。

3、转子流量计为定压差变截面流身计。注意：转子流量计的校正。

测流体流量时，随流量增加孔板流量计两侧压差值将增加，假设改用转子流量计，随流量增加转子两侧压差值将

不变。

离心泵一根本概念与根本原理

一、工作原理

根本部件：吐地（6~12片后弯叶片）;一壳（蜗壳）（集液和能量转换装置）；轴封装置（填料函、机械端面密封）。

原理：借助高速旋转的叶轮不断吸入、排出液体。

注意：离心泵无自吸能力，因此在启动前必须先灌泵,且吸入管路必须有底阀，否则将发生.“气缚”现象。

某离心泵运行一年后如发现有气缚现象，那么应检查进LI管路是否有泄漏现象。

二、性能参数及特性曲线

1、压头H,又称扬程〃=AZ+包+

__________Pg

2、有效功率Ne=WeW,=HgQp轴功率\「=及@

〃

3、亶心泵的特性曲线通常包括，———Q曲线,这些曲线表示在一定技速下输送某种特定的液体时泵

的性能。由N—Q线上可看出：Q=0时,N=Nmm，所以启动泵和停泵都应关闭泵的出口阀。

离心泵特性曲线测定实验，泵启动后出水管不出水，而泵进口处真空表指示真空度很高，可能出现的故障原因是

吸入管路堵塞。

假设被输送的流体粘度增高，那么离心泵的压头减小,流量减小,效率减小,轴功率增大。

三、离心泵的工作点

1、泵在管路中的工作点为离心泉特性曲线（H-Q）与管路特性曲线的交点。管路特性曲线为：

He=K+BQ：°

2、工作点的调节：既可改变来实现，乂可通过改变Q,来实现。具体措施有改变阀门的开度，改变泵

的转速，叶轮的直径及泵的串、并联操作。

离心泉的流量调节阀安装在离心泵的出口管路上，开大该阀门后，真空表读数增大,压力表读数减小,泉的扬程

将减小,轴功率将增大。

两台同样的离心泵正联压头不变而流量加倍，里联那么流量不变压头加倍。

四、离心泵的安装高度

为防止久蚀现象的发生，离心泵的安装高度注意气蚀现象产生的原因。

1.为操作条件下的允许吸上真空度，m

“川_1为吸入管路的压头损失，

2.HR=PbP'_（NPSH）,_“fo_1（NPSH）r允许气蚀余量，m

p,液面上方压强，Pa；p、,操作温度下的液体饱和蒸汽压，Pao

离心泵的安装高度超过允许安装高度时会发生气蚀现象。

传热一根本概念和根本理论

传热是由于调度差引起的能量转移，又称热传递。由热力学第二定律可知，但凡有温度差存在时，就必然发生起

从高温处传递到低温处。

根据传热机理的不同，热传递有三种根本方式：热传导（导热）、热对流（对流）和热辐射。热传导是物体各局部

之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递；热对流是流体各局部之间

发生相对位移所引起的热传递过程（包括由流体中各处的温度不同引起的直纲述和由外力所致的质点的强制运动引

起的强制对流）,流体流过固体外表时发生的对流和热传导联合作用的传热过程称为对•流传热（给热）;热辐射是因热

的原因而产生的电磁波在空间的传递。任何物体只要在绝对零度以匕都能发射辐射能，只是在高温时，热辐射才能

成为主要的传热方式。传热可依靠其中的一种方式或几种方式同时进行。

传热速率。是指单位时间通过传热面的热量（W）；热通量a是指每单位面积的传热速率（W/n】2）。

一、热传导

1.导热根本方程——傅立叶定律

X——导热系数，表征物质导热能力的大小，是物质的物理性质之一，单位为W/纯金属的导热系数一般

随温度升高而降低，气体的导热系数随温度升高而增大。

式中负号表示热流方向总是和温度剃度的方向相反。

2.平壁的稳定热传导

单层平壁：

多层（n层）平壁;

公式说明导热速率与导热推动力（温度差）成正比，与导热热阻（R）成反比。

由多层等厚平壁构成的导热壁面中所用材料的导热系数愈大，那么该壁面的热阻愈小,其两侧的温差愈小,但导

热速率框同。

2.圆筒壁的稳定热传导

单层圆筒壁：

△/或

当S2/S>2时，用对数平均值，即:

当S2/S&时,用算术平均值,即:Sm=（S1+S2）/2

多层（n层）圆筒壁:

•包有石棉泥保温层的蒸汽管道，当石棉泥受潮后，其保温效果应降低,主要原因是因水的导热系数大于保温材

料的导热系数,受潮后，使保温层材料导热系数增大，保温效果降低，

在包有两层相同厚度保温材料的圆形管道匕应该将导热系数小的材料包在内层,其原因是为了减少热损失,降

低壁面温度。

二、对流传热

1.对流传热根本方程——牛顿冷却定律

Q=aS\t

a——对流传热系数，单位为：W/在换热器中与传热面积和温度差相对应。

2.与对流传热有关的无因次数群（或准数）

表1准数的符号和意义

准数名称符号意义

努塞尔特准数..含有特定的传热膜系数a,表示对流传热的强度

Nu=

，

X

雷诺准数Re=反映流体的流Z力状态

普兰特准数Pr=反映流体物性对传热的影响

陀小L3P2

格拉斯霍夫准数Gr=反映因密度差而引起自然对流状态

3.流体在圆形直管中作强制湍流流动时的传热膜系数

对气体或低粘度的液体

M/=O.O23Re08Pd

。=0.0234（3）。,8（%

4〃A

流体被加热时，；液体被冷却时，，

定型几何尺寸为管子内径&。

定性温度取流体进、出口温度的算术平均值。

应用范围为双>10000,。尸0.7~160,(41)>60。

对流过程是流体和壁面之间的传热过程，定性温度是指确定准数中各物性参数的温度。

沸腾传热可分为三个区域,它们是自然对流区、泡状沸腾区和膜状沸腾区,生产中的沸腾传热过程应维持在泡状

沸腾区操作。

无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在传热边界层或滞流层内,减少热阻的辰有效的措施是提高流体湍动程

度。

引起自然对流传热的原因是系统内部的温度差，使各局部流体密度不同而引起上升、下降的流动。

用无因次准数方程形式表示以下各种传热情况下诸有关参数的关系：

(1)无相变对流传热Nu=f(Re,Pr,Gr)

(2)自然对流传热Nu=f{Gr,Pr)

(3)强制对流传热Ni<=f(Re,Pr)

在两流体的间壁换热过程中，计算式Q=KSN,式中A/表示为两流体温度差的平均值:S表示为泛指传热面，与K

相对应。

在两流体的间壁换热过程中，计算式Q=aSAt,式中△片0加或乙-八；S表示为一侧的传热壁面。

滴状冷凝的膜系数大于膜状冷凝膜系数。

水在管内作湍流流动时，假设使流速提高至原来的2倍，那么其对流传热系数约为原来的2倍。假设管径改为原

来的1/2而流量相同，那么其对流传热系数约为原来的4x2倍。(设条件改变后，仍在湍流范围)

三、间壁两侧流体的热交换

间壁两侧流体热交换的传热速率方程式

Q=KSAlni

式中K为总传热系数，单位为：W/Afm为两流体的平均温度差，对两流体作并流或逆流时的换热器而

言，

.A/,—A/,

Ar,„=---!-----

"InCA/j/Ar,)

当加1/人友<2时,A.可取算术平均值,即：A/m=(A/I+A/2)/2

基于管外外表积S°的总传热系数K。

K°ao°g略

四、换热器

间壁式换热器有夹套式、蛇管式、套管式、列管式、板式、螺旋板式、板翅式等。提高间壁式换热器传热系数的

主要途径是提高流体流速、增强人工扰动;防止结垢，及时去除污垢。消除列管换热器温差应力常用的方法有三种,

即在壳体上加膨胀节，采用浮头式结构或采用U型管式结构。翅片式换热器安装翅片的目的是增加传热面积；增强流

休的湍动程度以提直为提高冷凝器的冷凝效果，操作时要及时排除不凝气和冷凝水。

间壁换热器管壁温度而接近a大的一侧的流体温度;总传热系数K的数值接近热阻大的一侧的a值。如在传热实

验中用饱和水蒸气加热空气，总传热系数接近于窒1速1的对流传热膜系数，而壁温接近于丞翟述1的温度。

对于间壁换热器⑺--尸卬山”9-a二右八治等式成立的条件是稳定传热、无热损失、无相变化。

列管换热器，在壳程设置折流挡板的目的是增大壳程流体的湍动程度，强化对流传热，提高a值，支撑管子。

在碓定列管换热器冷热流体的流径时，一般来说，蒸汽走管外；易结垢的流体走管内：高压流体走管内；有腐蚀

性的流体走管内；粘度大或流量小的流体走管外。

蒸储根本概念和根本原理

利用各组分捶发度丕回将液体混合物局部汽化而使混合物得到别离的单元操作称为蒸储。这种别离操作是通过液

相和气柜之间的质量传递过程来实现的。

对于均相物系，必须造成一个两相物系才能将均相混合物别离。蒸储操作采用改变状态参数的方法（如加热和冷

却）使混合物系内部产生出第二个物相（气相）；吸收操作中那么采用从外界引入另一相物质（吸收剂）的方法形成两

相系统。

一、两组分溶液的气液平衡

1.拉乌尔定律

理想盗液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：

PA=/MMAA〃产（1-XA）

根据道尔顿分压定律：p,\=Pyf\而P=〃A+〃B

那么两组分理想物系的气液相平衡关系：

p-A------泡点方程

=或区------露点方程

"p

对于任•理想溶液，利用一定温度下纯组分饱和蒸汽压数据可求得平衡的气液相组成；反之，•相组成，可求得

与之平衡的另一相组成和温度（试差法）。

2.用相对挥发度表示气液平衡关系

溶液中各组分的挥发度v可用它在蒸汽中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分率来表示，即

^A=—

溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比为相对拨发度。其表达式有:

〃=2=区/在

%4/•%

对于理想溶液:

气液平衡方程:

l+((7-l)X

纥值的大小可用来判断蒸储别离的难易程度。a愈大,挥发度差异愈大，别离愈易；a=l时不能用小通用来方法别

离。

3.气液平衡相图

（1）温度一组成图

该图由饱和蒸汽线（露点线）、饱和液体线（泡点线）组成，饱和液体线以下区域为液相区,饱和蒸汽线上方区域

为过热蒸汽区,两曲线之间区域为气液共存区。

气液两相呈平衡状态时,气液两相温度相同,但气相组成大于液相组成:假设气液两相组成相同,那么气相露点

温度大于液相泡点温度。

⑵X-），图

片y图表示液相组成工与之平衡的气相组成），之间的关系曲线图，平衡线位于对角线的上方。平衡线偏离对角线愈

远，表示该溶液愈易别।离。总压对平衡曲线影响不大。

二、精储原理

精微过程是利用屡次局部汽化和屡次局部冷凝的原理进行的,精播操作的依据是混合物中各组分挥发度的差异,

实现精傕操作的必要条件包括塔顶液相回流和塔底产生上升蒸汽。精福塔中各级易挥发组分浓度由上至下逐级降低;

精储塔佗塔顶温度总是低王塔底温度，原因之一是：塔顶易挥发组分浓度高于塔底，相应沸点较低;原因之二是：#

在压降使塔底压力高于塔顶，塔底沸点较高。

当塔板中离开的气相与液相之间到达相平衡时,该塔板称为理论板。

精傕过程中，再沸器的作用是提供一定曷的上升蒸汽流,途凝圈的作用是提供塔顶液相产品及保证由适宜的液相

回流。

三、两组分连续精储的计算

1.全塔物料衡算

总物料衡算：F=D+W

易挥发组分：Fxv=Dxn+VErw

塔顶易挥发组分回收率:

塔底难挥发组分回收率：〃一W（F）

2FQf）

精微段物料衡算和操作线方程

总物料衡算：V=L+D

易挥发组分：Vyn+I=Lxn+DXD

RA

操作线方程:D

其中：R=UD——回流比

上式表示在一定操作条件下，精微段内自任意第n层板下降的液相组成即与其相邻的下一层板（第n+1层板）上升

蒸汽相组成为之间的关系。在x-y坐标上为直线，斜率为R/R+1,载距为3/R+l。

2.提储段物料衡算和操作线方程

总物料衡算：L'=V'+W

f

易挥发组分：Lx'm=vym^+班％w

rw

操作线方程：

上式表示在一定操作条件下，提锚段内自任意第m层板下降的液相组成Km与其相邻的下一层板（第m+1层板）上

升蒸汽桂组成四向之间的关系。川除与L有关外，还受进料量和进料热状况的影响。

四、进料热状况参数

实际操作中，参加精福塔的原料液可能有五种热状况：（1）温度低于泡点的冷液体；［2）泡点下的饱和液体；（3）

温度介于泡点和露点的气液混合物；（4）露点下的饱和蒸汽：（5）温度高于露点的过热蒸汽。

\-IF将1灯〃〃进料变为饱和蒸汽所融热量

原料液的千摩尔汽化前

不同进料热状况下的夕值

进料热状况冷液体饱和液体气液混合物饱和蒸汽过热蒸汽

q值>110~10<0

对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽进料而言,g值等于进料中的液相分率。

L'=L+qFV=Vr+（\-q）F

4线方程（进料方程）为：y=旦

q-\q-\

上式表示两操作线交点的轨迹方程。

塔底再沸器相当于一层理论板〔气波两相平衡），塔顶采用分凝器时，分凝器相当于•一层理论板。由于冷液进料时

提储段内循环量增大，别离程度提高，冷液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。

五、回流比及其选择

（1）全回流

R=L：D=8,操作线与对角线重:合，操作线方程为=后」，到达给定别离程度所需理论板层数及少为Nmm。

（2）最小回流比

当I川流比逐渐减小时，精微段操作线截距随之逐渐增大，两操作线位置将向平衡线靠近,为到达相同别离程度所

需理论板层数亦逐渐增多。到达恒浓区（夹紧区）回流比最小,所需理论板无穷多。

I.正常平衡线

Km-X「yq

Knin+1XD~Xq

饱和液体进料时：Xq=XF

饱和蒸汽进料时：J'q-y'F

II.不正常平衡线

由a（AD，），D）或C（XW，XW）点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求凡m。

（3）适宜回流比

R=3.1~2）Rrnin

精储设计中，当回流比增大时所需理论板数减少，同时蒸镯釜中所需加热蒸汽消耗量增加1，塔顶冷凝器中冷却介

质消耗量增加,操作费用相应增加，所需塔径增大。

精馔操作时，假设F、。、如、小R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流改为冷回流，那么塔顶产品组成功变

大。

精谯设计中，I可流比愈大,操作能耗愈大,随着回流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现先减小后增大的

过程。

六、板效率和实际塔板数

1.单板效率（默弗里效率）

2.全塔效率

精储塔中第1块理论板，）%+1V.W，G-Vn，yn>Xn.\O

精饰塔中第1块实际板，品*<。，Jn*>yno

如板式塔设计不合理或操作不当，可能产生液泛、漏液、及雾沫夹带等不正常现象,使塔无法卫常工作。

负荷性能图有五条线，分别是雾沫夹带、液泛、漏液、液相负荷上限和液相负荷卜限。

吸收根本概念和根本原理

利用各组分渣解度不同而别离气体混合物的单元操作称为吸收，混合气体中能够溶解的组分称为吸收质或溶质

(A)；不被吸收的组分称为惰性组分或载体(B)；吸收操作所用的溶剂称为吸收剂(S)；吸收所得溶液为吸收液(S+A)；

吸收塔排出的气体为吸收尾气。

当气相中溶质的的实际分压氤王与液相成平衡的溶质分压时，溶质从气相向液相转移,发生吸收过程；反之当气

相中溶质的的实际分压低生与液相成平衡的溶质分压时，溶质从液相向气相转移,发生脱吸(解吸：过程。

一、气-液相平衡-------传质方向与传质极限

平衡状态下气相中溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度-----溶解

度。

对于同一种溶质，渣解度随温度的升高而减小，加压和降温对吸收操作有利,升温和减压有利于脱吸操作。

亨利定律：/9*=EV——E为亨利系数，单位为压强单位，随温度升高而增大，难溶气体

(稀溶液)E很大，易溶气体E很小。对理想溶液E为吸收质的饱和蒸气压。

〃*=c/H—H为溶解度系数，单位：kmol/(kNm),H=p/(EMS),随温度升高

而减小，难溶气体H很小，易溶气体H很大。

y*=mx——m相平衡常数，无因次，m=E/P,m值愈大，气体溶解度愈小；

m随温度升高而增加，随压力增加而减小。

Y*=mX—当溶液浓度很低时大多采用该苴计算。

X=x/(1-A);r=y/(l-y)；苍y——摩尔分率，X,Y—摩尔比浓度

二、传质理论——传质速率

分子扩散一凭借流体分子无规则热运动传递物质的现象。推动力为浓度差，由菲克定律描述：JA=-DAB

dZ

JA—扩散通量，kmol/(m2-s)DAB—扩散系数

涡流扩散——凭借流体质点的湍动和旋涡传递物质的现象。

等分子反向扩散传质速率：气相内NA=D0「PQ

ARTZ

f

液相内£>(CA1-cA2)

“Z

单相扩散传质速率：

气相内NA=JA+》P(/\-PM)=%(〃A一/入)

CRTZPBm

n1r

液相内=——(eAi-cA)=kL(cAi-cA)

Z%

其中为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。

__"B2-PB1

“Bm~~—

In公

PBI

一般而言，双组分等分子反向扩散表达在精储单元操作中,而一组分通过另一组分的单相扩散表达在吸收单元操

作中。

气相中，温度升高物质的扩散系数增大,压强升相那么扩散系数降低;液相中粘度增加扩散系数降低。

在传质理论中有代表性的三个模型分别为磁理逡、溶质渗透理论和外表更新理论。

传质速率方程——传质速率二传质推动力/传质阻力

N=kii(p-pi)=kL(ci-c)=k^Y-Yi)=kx(Xl-X)

N=KG（P—P*）==3（丫-y*）=Kx（X*—X）

注意传质系数与推动力相对应，即传质系数与推动力的范围一致,传质系数的单位与推动力的单位一致。

吸收系数之间的关系：

±

1=1IJL-

冗"—丁瓦^rh

11

11W一

----=----d------晨

心

人氏Y

%Y=尸七k乂=CkL

气膜控制与液膜控制的概念

对于易溶气体,H很大，传质阻力绝大局部存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略，此时KG〜kG，这种情况称为“气

膜控制":反之，对于难溶气体,H很小，传质阻力绝大局部存在于漫膜之中，气膜阻力可以忽略，此时尽通，这种

情况称为“液膜控制"O

三、物料衡算——操作线方程与液气比

全塔物料衡算:逆流操作

V(Yl-Y2)=L(Xi-