化学工程基础

1、第一章 流体的流动及输送,表 压 = 绝对压力 大气压力 真空度 = 大气压力 绝对压力,1.2.2 流体压力的表示方法,绝对压力 以绝对零压为基准测得的压力。 表压或真空度 以大气压为基准测得的压力。,1.2.3 流体静力学平衡方程,适用于重力场中静止、连续的同种不可压缩性流体；,1.3 流体在管内流动的基本方程,1. 体积流量 单位时间内流经管道任意截面的流体体积。 VSm3/s或m3/h 2.质量流量 单位时间内流经管道任意截面的流体质量。 mSkg/s或kg/h。,二者关系：,一、流量,1.3.1 流体的流量与流速,二、流速,流速 （平均流速） 单位时间内流体质点在流动方向上所流经的距

2、离。,流量与流速的关系：,m/s,1.3.2 定态流动与非定态流动,定态流动：流体流动空间各点的运动参数（温度、压力、流速等物理量）仅随位置变化，而不随时间变化；,非定态流动：流体流动空间各点的运动参数（温度、压力、流速等物理量）既随位置变化，也随时间变化。,1.3.3 定态流动系统的质量守恒连续性方程,对于定态流动系统，在管路中流体没有增加和漏失的情况下：,推广至任意截面,连续性方程,不可压缩性流体，,圆形管道 ：,即不可压缩流体在管路中任意截面的流速与管内径的平方成反比 。,(1) 以单位质量流体为基准,设1kg流体损失的能量为hf（J/kg），有：,(1),式中各项单位为J/kg。,1.

3、3.4 定态流动系统的能量守恒柏努利方程,（2）以单位重量流体为基准,将(1)式各项同除重力加速度g :,令,式中各项单位为,z 位压头,动压头,He外加压头或有效压头。,静压头,总压头,hf压头损失,3理想流体的机械能衡算,理想流体是指流动中没有摩擦阻力的流体；并且 无外功加入时有：,（3）,（4）,柏努利方程式,4. 柏努利方程的讨论,（1）若流体处于静止，u=0，Wf =0，We=0，则柏努利方程变为,说明柏努利方程即变为流体的静力学方程，它也可表示流体静止状态。,（2）理想流体在流动过程中任意截面上总机械能、总压头为常数，即,柏努利方程的讨论,（1）理想流体在流动过程中任意截面上总机械

4、能、总压头为常数，即,（2）zg、 、 某截面上单位质量流体所具有的位能、动能和静压能 ；,We、hf 在两截面间单位质量流体获得或消耗的能量。,有效功率 ：,轴功率 ：,（1）根据题意画出流动系统的示意图，标明流体的流动方向，定出上、下游截面，明确流动系统的衡算范围 ；,（2）位能基准面的选取 必须与地面平行； 宜于选取两截面中位置较低的截面； 若截面不是水平面，而是垂直于地面，则基准面应选过管中心线的水平面。,柏努利方程的应用,（4）各物理量的单位应保持一致，压力表示方法也应一致，即同为绝压或同为表压,如果是真空度，应将它换算为绝压或表压值。,（3）截面的选取 与流体的流动方向相垂直； 两

5、截面间流体应是定态连续流动； 截面宜选在已知量多、计算方便处。,一、流型判据雷诺准数,无因次数群,1.4.2 流体的流动型态,判断流型 Re2000时，流动为层流，此区称为层流区； Re4000时，一般出现湍流，此区称为湍流区； 2000 Re 4000 时，流动可能是层流，也可能是湍流，该区称为不稳定的过渡区。,管截面上的平均速度 :,即层流流动时的平均速度为管中心最大速度的1/2。,即流体在圆形直管内层流流动时，其速度呈抛物线分布。,1.4.3 流体在圆管内的速度分布,一、层流时的速度分布,管中心部分为湍流主体，速度分布较均匀。Re数越大，速度分布曲线越平坦。其平均速度u约为最大速度的0.

6、82倍。,靠近管壁处为边界层区，沿半径方向的速度梯度较大。其邻近管壁处具有一层流底层，层流底层厚度随Re数增大而减小。,二、湍流时的速度分布,1.5 流体流动的阻力损失,直管阻力损失：流体流经一定直径的直管时由于内摩擦而产生的阻力损失。 局部阻力损失：流体流经管件、阀门及设备进出口等局部地方时由于流速大小及方向改变而引起的阻力损失。,直管阻力通式,摩擦系数（摩擦因数）,这些公式层流与湍流均适用；,单位体积流体损失的机械能,单位重量流体损失的机械能,J/kg,J/m3=Pa,单位质量流体损失的机械能,J/N=m,层流时阻力损失与速度的一次方成正比 。,三、层流时的阻力损失,1.5.2 局部阻力损

7、失,一、阻力系数法,将局部阻力表示为动能的某一倍数。,或,局部阻力系数,J/kg,J/N=m,J/m3=Pa,1. 突然扩大,流体自管子进入容器，或从管子直接排放到管外空间时，其出口阻力系数为1。,2.突然缩小,流体自容器进入管内，可看作很大的截面A1进入很小的截面A2，其进口阻力系数为0.5。,二、当量长度法,将流体流过管件或阀门的局部阻力，折合成直径相同、长度为Le的直管所产生的阻力 。,Le 管件或阀门的当量长度，m。,总阻力：,减少流动阻力的途径：,管路尽可能短，尽量走直线，少拐弯； 尽量不安装不必要的管件和阀门等； 管径适当大些。,1.8 流体输送机械,流体输送机械是指为流体提供机械

8、能的机械设备,分类： （1）叶轮式：借助于高速旋转的叶轮使流体获得能 量。包括离心泵、离心压缩机 （2）容积式：利用活塞或转子的挤压使流体升压以获得能量。包括往复式泵等 （3）喷射式：依靠能量转换原理以实现输送流体任务。如喷射泵,离心泵的基本部件是叶轮和泵壳,（一）离心泵的工作原理,离心泵在启动前需先向壳内充满被输送的液体。 离心泵之所以能输送液体，主要是依靠高速旋转的叶轮，液体在惯性离心力的作用下获得了能量，提高了压强。,气缚现象,如果泵内和吸入管内没有充满液体，存在空气，叶轮旋转后，密度极小的空气的离心力很小，中轮中心处形不成必要的真空度，吸不上液体，离心泵无法工作，这种现象叫气缚现象。,

9、（二）离心泵的性能参数,1.流量（Q） : 离心泵在单位时间送到管路系统的液体体积，常用单位为m3/s； 2.压头（He） ：又称扬程。指离心泵对单位重量的液体所能提供的有效能量，其单位为m； 3.效率（） ：由原动机提供给泵轴的能量不能全部为液体所获得，通常用效率来反映能量损失； 4.轴功率（N）： 指离心泵的泵轴所需的功率，单位为W或kW,（三）离心泵的特性曲线,通常，离心泵的特性曲线由制造厂附于泵的样本或说明书中，是指导正确选择和操作离心泵的主要依据，对于一定的泵和一定的液体，在一定转速下，具有以下特性曲线。 1. H-Q曲线：表示泵的压头与流量的关系 2. N-Q曲线：表示泵的轴功率与

10、流量的关系 3.-Q曲线：表示泵的效率与流量的关系,离心泵的压头He一般是随流量Q的增大而下降，这是离心泵的一个重要特性。,离心泵的轴功率N随流量增大而上升，流量为0时轴功率最小，所以离心泵启动时，应关闭泵的出口阀门，使启动功率及启动电流最小，以保护电机。,离心泵的效率随流量增大开始上升，上升达到一个最大值后，效率随流量增大而下降。这说明在一定转速下，离心泵存在最高效率点。,离心泵的有效功率是指液体从叶轮获得的实际能量，通常用Ne表示，其可由泵的流量和扬程求得,有效功率与轴功率的比值为离心泵的效率,（四）离心泵的气缚现象与气蚀现象,当泵叶片入口附近的最低压强等于或小于输送温度下液体饱和蒸汽压时

11、，部分液体将在该处汽化并产生的汽泡，被液流带入叶轮内压力较高处凝结或破裂。由于凝结点处产生瞬间真空，造成周围液体高速冲击该点，产生剧烈的冲击。,气蚀现象,2.1 传热的三种基本方式,一、热传导 热量从物体内温度较高的部分传递到温度较低的部分，或传递到与之接触的另一物体的过程称为热传导，又称导热。 特点：没有物质的宏观位移.,第二章 传热,二、热对流,定义：由于流体质点发生相对位移而引起的热量传递过程。 特点： 热对流只发生在流体中。 流体各部分间产生相对位移。,三、热辐射,定义：因热的原因而产生的电磁波在空间的传递。 物体之间相互辐射和吸收能量的总结果，称为辐射传热。由于高温物体发射的能量比吸

12、收的多，而低温物体则相反，从而使净热量从高温物体传递向低温物体。,传热速率Q：热流量，单位时间内通过换热器的整个传热面传递的热量，单位 J/s或W。 热流密度q：热通量，单位时间内通过单位传热面积传递的热量，单位 J/(s. m2)或W/m2。,2.2 传热过程的基本概念,一、传热速率（热流量）及热流密度（热通量）,二、稳态传热与非稳态传热,稳态传热：温度仅随位置变化而不随时间变化的传热方式。 显著特点是传热速率Q为常量。 连续传热过程属于稳态传热。 非稳态传热：温度既随位置变化又随时间变化的传热方式。 显著特点是传热速率Q为变量。 间歇传热过程属于非稳态传热。,设不随t而变,式中Q 热流量或

13、传热速率，W或J/s； S 平壁的面积，m2； b 平壁的厚度，m； 平壁的导热系数，W/(m)或W/(mK)； t1,t2 平壁两侧的温度，。,通过平壁的稳定热传导,推广至n层：,通过多层平壁的稳态热传导,三、各层的温差,设不随t而变,式中Q 热流量或传热速率，W或J/s； 导热系数，W/(m)或W/(mK)； t1,t2 圆筒壁两侧的温度，； r1,r2 圆筒壁内外半径，m。,通过圆筒壁的稳定热传导,也可以为写为,对数平均面积,通过圆筒壁的稳定热传导,2.7.1 对流传热速率牛顿冷却定律,式中 Q 对流传热速率，W； 对流传热系数，W/(m2)； Tw 壁温，； T 流体平均温度，； S

14、传热面积，m2。,2.7 对流传热,Nusselt，表示对流传热系数的准数,Reynolds，流动型态对对流传热的影响,Prandtl，流体物性对对流传热的影响,Grashof，自然对流对对流传热的影响,一、流体在管内的强制对流（可不考虑自然对流影响）,适用范围： Re10000，0.760,2.7.3 无相变时对流传热系数的经验关联式,1圆形直管内的湍流,流体被加热时，n0.4；被冷却时，n0.3。,低粘度流体在圆管内被加热，且无相变化强制湍流时，对流传热系数的准数关联式为,低粘度流体在圆管内被冷却，且无相变化强制湍流时，对流传热系数的准数关联式为,强化措施： u, u0.8 d, 1/d0

15、.2 ,无相变时,热量衡算：,式中 Q 热冷流体放出或吸收的热量，J/s； W1,W2热冷流体的质量流量，kg/s； cp1,cp2 热冷流体的比热容， J/(kg. ) ； h1,h2 冷流体的进出口焓，J/kg； H1,H2 热流体的进出口焓， J/kg 。,热量衡算：,相变时,热量衡算：,式中 r 热流体的汽化潜热，kJ/kg； TS 热流体的饱和温度，。,传热计算的出发点和核心：,二、总传热速率方程,式中 K平均总传热系数； tm对数平均温度差。,总传热速率方程,提高较小一侧有效,逆流和并流时的tm,逆流,并流,（误差4%，工程计算可接受） 4）当t1t2，,对数平均温差。,讨论： 1

16、）上式虽然是从逆流推导来的，但也适用于并流。 2）习惯上将较大温差记为t1，较小温差记为t2； 3）当t1/t22，则可用算术平均值代替,1、 稳态分子扩散,分子扩散分两种形式：等分子反向扩散；一组分通过 另一停滞组分的扩散。,1等分子反向扩散速率方程,(1)等分子反向扩散,液相：,气相：,第三章 传质分离过程,2亨利定律,（1）亨利定律内容 总压不高时，在一定温度下，稀溶液上方气相中溶质的平衡分压与溶质在液相中的摩尔分数成正比，其比例系数为亨利系数。,2）,m相平衡常数，无因次。,3）气液两相的组成用摩尔比表示的享利定律,当液相组成X很小时有,5.2.2. 相平衡关系在吸收过程中的应用,y

17、y*或x* x或,吸收过程：,5.4.1 吸收塔的物料衡算与操作线方程,一、全塔物料衡算,物料衡算,吸收塔的传质负荷，即气体通过填料塔时，单位时间内溶质被吸收剂吸收的量 (kmol/s)，为,进塔气量 V 和组成 Y1 是吸收任务规定的，进塔吸收剂温度和组成 X2 一般由工艺条件所确定，出塔气体组成 Y2 则由任务给定的吸收率 求出,二、操作线方程与操作线,同理，若在任一截面与塔顶端面间作溶质A的物料衡算，有,上两式均称为吸收操作线方程，代表逆流操作时塔内任一截面上的气、液两相组成 Y 和 X 之间的关系。 （L/V）称为吸收塔操作的液气比。,1. 操作线方程:通过物料衡算塔中任一截面气液组成

18、所满足的方程 2. 若取填料层任一截面与塔的塔底端面之间的填料层为物料衡算的控制体，则所得溶质 A 的物料衡算式为,操作线方程与操作线,讨论： 因吸收操作时，YY*或X*X,故吸收操作线在平衡线Y*=f(X)的上方，操作线离平衡线愈远吸收推动力愈大，相反，解吸操作线在平衡线下方,Y,X,o,Y*=f(X),A,Y1,X1,X2,Y2,B,Y,X,X*,Y*,P,Y- Y*,X*-X,5.4.2 吸收剂用量的决定,吸收剂用量 L 或液气比 L/G 在吸收塔的设计计算和塔的操作调节中是一个很重要的参数。 吸收塔的设计计算中，气体处理量G，以及进、出塔组成 Y1、Y2 由设计任务给定，吸收剂入塔组成

19、 X2 则是由工艺条件决定或设计人员选定。,可知吸收剂出塔浓度 X1 与吸收剂用量 L 是相互制约的。,由全塔物料衡算式,选取的 L/G ，操作线斜率 ，操作线与平衡线的距离 ，塔内传质推动力 ，完成一定分离任务所需塔高 ； L/G ，吸收剂用量L ，吸收剂出塔浓度 X1 ，循环和再生费用 ； 若L/G ，吸收剂出塔浓度 X1 ，塔内传质推动力 ，完成相同任务所需塔高 ，设备费用 。,吸收剂用量的确定,不同液气比 L/G 下的操作线图直观反映了这一关系。,Y,X,o,Y*=f(X),A,Y1,X1,X2,Y2,B,L/G,Y- Y*,A,X1,(L/G),X1,max,(L/G)min,C,最

20、小液气比(L/G)min,要达到规定的分离要求，或完成必需的传质负荷量 GA=G(Y1-Y2)，L/G 的减小是有限的。 当 L/G 下降到某一值时，操作线将与平衡线相交或者相切，此时对应的 L/G 称为最小液气比，用(L/G)min表示，而对应的 X1 则用 X1,max 表示。,最小液气比(L/G)min,随 L/G 的减小，操作线与平衡线是相交还是相切取决于平衡线的形状。,Y,X,o,Y*=f(X),Y1,X2,Y2,B,X1,max=X1*,(L/G)min,C,Y,X,o,Y*=f(X),Y1,X2,Y2,B,X1*,(L/G)min,C,X1,max,两线在 Y1 处相交时，X1,

21、max=X1*； 两线在中间某个浓度处相切时， X1,maxX1* 。,最小液气比的计算式：,在最小液气比下操作时，在塔的某截面上（塔底或塔内）气、液两相达平衡，传质推动力为零，完成规定传质任务所需的塔高为无穷大。对一定高度的塔而言，在最小液气比下操作则不能达到分离要求。 实际液气比应在大于最小液气比的基础上，兼顾设备费用和操作费用两方面因素，按总费用最低的原则来选取。 根据生产实践经验，一般取,吸收剂用量的确定,5.4.3 填料层高度的计算,低浓度气体吸收填料层高度的计算,体积传质系数：实际应用中，常将传质系数与比表面积 a 的乘积（KYa 及 KXa）作为一个完整的物理量看待，称为体积传质

22、系数或体积吸收系数，单位为 kmol/(s.m3) 。 体积传质系数的物理意义：传质推动力为一个单位时，单位时间，单位体积填料层内吸收的溶质摩尔量。,二、传质单元数与传质单元高度,对气相总传质系数和推动力：,HOG 气相总传质单元高度，m； NOG 气相总传质单元数，无因次。,HOL 液相总传质单元高度，m； NOL 液相总传质单元数，无因次。,若令,对液相总传质系数和推动力：,若令,三、传质单元数的计算,对于低浓度的气体吸收，用总传质单元数计算填料层高度 Z 时，可避开界面组成 yi 和 xi。 若平衡线为直线或在所涉及的浓度范围内为直线段，直接积分就可得 NOG 或 NOL 的解析式，其求

23、解方式主要有对数平均推动力法和吸收因子法。下面以求解 NOG 为例。,以气相为基准的全塔的对数平均传质推动力,气相传质单元数的计算,液相传质单元数的计算,当用（X*-X）作传质推动力时，对平衡线为直线的情况，用完全类似的方法可导出与 NOG 计算式并列的 NOL 计算式,以液相为基准的全塔的对数平均传质推动力,蒸馏是利用物系中各组分的挥发度差异来达到分离目的,蒸馏,精馏原理 而精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分气化和多次部分冷凝的多级分离过程。,精馏塔必须从塔底引入上升蒸气流和从塔顶引入下降液流。,气液两相在塔板上同时进行传质和传热过程，通过一块板块便发生一次

24、部分气化和部分冷凝的过程。,离开第n板的液相中易挥发组分的浓度较进入该板时减低，而离开第n板的气相中易挥发组的浓度较进入该板时增高。,精馏塔操作中，从塔顶到塔底温度逐渐增大。,三、 精馏装置及流程,精馏段:加料板以上的塔段.上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向气相传递，完成上升蒸气轻组分精制。 提馏段:加料板及其以下的塔段.下降液体中轻组分向气相传递，气相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。 塔顶冷凝器的作用: 获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流. 再沸器的作用: 提供一定量的上升蒸气流.,连续精馏操作流程,6.3.2 物料衡算和操作线方程 一、全塔物料衡算,以单位时间为基准，对

25、连续精馏塔作全塔物料衡算：,连续精馏塔的物料衡算,在精馏计算中，对易挥发组分或难挥发组分， 有时还用回收率来表示，即：,塔顶易挥发组分回收率,塔底难挥发组分回收率,二、精馏段操作线方程,在图中虚线范围内作 物料衡算，以单位时间 为计算基准，即：,精馏段操作线方程的推导,式中 xn精馏段中第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率 yn+1精馏段中第n+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率,由上两式整理后得：,令R=L/D称为回流比，则：,以上两式均称为精馏段操作线方程式。在x-y图 中，均表示为线性关系，其斜率为R/（R+1）， 截距为xD/(R+1)。,在精馏计算中，对易挥发组分或难挥发组分，

26、有时还用回收率来表示，即：,塔顶易挥发组分回收率,令R=L/D称为回流比，则：,以上两式均称为精馏段操作线方程式。在x-y图 中，均表示为线性关系，其斜率为R/（R+1）， 截距为xD/(R+1)。,精馏段操作线方程,三、提馏段操作线方程,在图中虚线范围内作 物料衡算，以单位时间 为计算基准，即：,提馏段操作线方程的推导,式中 xm提馏段中第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率 ym+1提馏段中第m+1层板上 升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。,由上两式整理后得提馏段操作线方程式：,在x-y图中，此提馏段操作线方程式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第 m 层板下降液体组成xm 与其相邻的下层板

27、（第m+1层）上升蒸气组成y m+1 之间的关系。根据恒摩尔流假定，L 为定值，且在定态操作时，W和xW也为定值，故上式在x-y图中也是直线。,提馏操作线： c点：y =x= xW 斜率：L/ (L-W) 截距：-WxW /(L-W),操作线方程在图上的画法,精馏操作线： a点：y =x= xD 斜率：R/(R+1) 截距：xD /(R+1),x,y,0,1.0,1.0,xD,a,b,xW,c,d,e,进料热状况的影响 一、进料热状况 提馏段下降的液体量L除与精馏段回流液体量L有关外，还受进料量及进料热状况的影响。,实际生产中，入塔原料可有五种不同的热状态： 冷液体，q1 饱和液体，q=1,

28、L=L+F, V=V (3) 气液两相混合物，0q1 (4) 饱和蒸汽，q=0, L=L, V=F+V, q 线方程或进料方程,全回流时操作线为,回流比的选择 (Determination of reflux ratio),全回流是指将精馏塔塔顶上升蒸汽冷凝液全部回流入塔。达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以 Nmin 表示。,对于一定的进料和分离要求： R，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动； 进料不变则 q 线不变。操作线交点 P 将向平衡线靠近。 R，提馏段操作线也向平衡线移动。 结论： R，达到指定分离程度所需理论板数将增多。,最小回流比 (Minimum reflux ra

29、tio),最小回流比(Rmin)：R，两操作线交点 P 落在平衡线上，所需的理论板数为无穷多。 P 点称为挟点，其附近称为恒浓区或挟紧区。,釜式反应器 特点：其高度与直径相等或稍高，约为直径的13倍，内设搅拌装置和档板。 均相、多相反应过程均可使用。 管式反应器 特点：长度远大于管径，内部没有任何构件。 多用于均相反应。,化学反应工程,1、体积,反应器体积(VR),反应设备中的全部空间所占有的体积,反应体积(V) （反应器的有效体积） 反应器中实际进行化学反应的区域所占有的体积，它不一定与反应器体积相同。,1.5 化学反应工程的基本概验,3、空时与空速的概念,空时连续流动反应器中，反应体积与指

30、定状态下的流体入口体积流率之比，称为空时。,(因次:时间),空时越小,表明该反应器的生产能力越大。对于恒容反应（物料的密度不变，qv不变），物料在反应器内的平均停留时间等于空时。,3、空时与空速的概念,空速连续流动反应器中，指定状态下的流体入口体积流率与反应器的反应体积之比，称为空速。,空速越大，表明反应器的生产能力越大。,(因次:时间-1),等温变容反应系统,工业生产中，液相反应一般按恒容过程处理，无论反应是否引起总摩尔数的改变，都不会带来很大的误差。 对于气相反应，反应前后体系物质的总摩尔数可能变化，进而影响到反应体积的变化，此为变容过程，最终对反应过程造成较大影响。 分子数发生变化的气相

31、反应在间歇反应器中，由于容积恒定，仍按恒容过程处理。,变容过程,反应前,转化率为 时,组分,A,B,P,总计,膨胀因子,膨胀因子是指转化1molA 时,反应混合物总摩尔数的变化。其值有可能取正数、负数及0。,等温等压下,4 理想间歇釜式反应器（IBR）,特点: 反应器内物料温度均一、浓度均一。 实际操作时间包括反应时间tr和辅助生产时间t,反应体积,其中的qv,0为单位时间内处理的反应物料体积；而tr为反应时间，t为辅助时间，两者之和为操作时间。,反应器体积,其中的 为装填系数，由经验确定，一般为0.40.80。,反应时间的计算,对反应,有,恒容反应有,连续釜式反应器的特点： 基本在定态下操作，有进有出。 反应器内的参数不随时间变化。 多用于液相反应，恒容操作。 出口处的浓度、温度等于反应器内的浓度、温度。,反应速率可按出口物料组成计算。,理想连续釜式反应器（CSTR）,等温连续釜式反应器CSTR的计算,对稳态操作有:,其物料衡算通式为,等温连续釜式反应器CSTR的计算,当进入反应器的物料A转化率不为0时，有,全混流模型,基本假定: 径向混合和轴向返混都达到最大。