化工原理复习总结考点

（能源化工行业）化工原理复习总结考点20XX年XX月多年的企业咨询顾问经验，经过实战蛉证可以落地执彳招勺卓越管理方案，值得您下载拥有 流体流动一基本概念和基本原理流体静力学基本方程式或注意：1、应用条件：静止的连通着的同壹种连续的流体。2、压强的表示方法：绝压一大气压=表压表压常由压强表来测量;大气压一绝压=真空度真空度常由真空表来测量。3、压强单位的换算： latm=760nuiiHg=10.33niH20=10133kPa=1.033kgf7cni2=1.033at4、应用：水平管路上俩点间压强差和U型管压差计读数R的关系:处于同壹水平面的液体，维持等压面的条件必须时静止、连续和同壹种液体。二、定态流动系统的连续性方程式一物料衡算式三、定态流动的柏努利方程式能量衡算式1kg 流体：J/kg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:7 Pl 匹7 RgZi + + - = gZ2 + +P2p3、可压缩流体，当Ap/pl20%,仍可用上式，且口 = 口口1。4、注意运用柏努利方程式解题时的壹般步骤，截面和基准面选取的原则。5、流体密度P的计算:理想气体P =PM/RT混合气体混合液体上式中：体积分率；质量分率。6、gz, u2/2, p/P三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。 Ehf为流经系统的能量损失。We为流体在俩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Ne=WePs,轴功率N=Ne/n(W)7、IN流体m(压头)lni3流体，柏努利式中的hf流动类型：1、雷诺准数Re及流型Re=du p / u =du/ v , u为动力粘度，单位为Pa-S； v = p/p为运动粘度，单位o层流：Re2000,湍流：Re4000； 2000Re60o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壮沸腾区操作。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 阻的最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，使各部分流体密度不同而引 起上升、下降的流动。用无因次准数方程形式表示下列各种传热情况下诸有关参数的关系：无相变对流传热Nu=f (Re, Pr, Gt)自然对流传热Nu=f (Gi, Pi )强制对流传热Nu=f (Re, Pi)在俩流体的间壁换热过程中，计算式Q=KSAt,式中At表示为俩流体温度 差的平均值；S表示为泛指传热面，和K相对应。在俩流体的间壁换热过程中，计算式Q=aSAt,式中AtMtw-tm或Tm-Tw； S表示为壹侧的传热壁面。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，若使流速提高至原来的2倍，则其对流传热系数约 为原来的20.8倍。若管径改为原来的1/2而流量相同，则其对流传热系数约 为原来的40.8X20.2倍。(设条件改变后，仍在湍流范围) 三、间壁俩侧流体的热交换间壁俩侧流体热交换的传热速率方程式Q=KS A tm式中K为总传热系数，单位为：W/ (m2-)； Atm为俩流体的平均温度差, 对俩流体作且流或逆流时的换热器而言，当Atl/At2V2时，Atm可取算术平均值，即：A tm= ( Atl+At2) /2基于管外表面积So的总传热系数Ko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，及时清除污垢。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；增强流体的湍动程度以提高为提高冷 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tw接近a大的壹侧的流体温度；总传热系数K的数值 接近热阻大的壹侧的a值。如在传热实验中用饱和水蒸气加热空气，总传热 系数接近于空气侧的对流传热膜系数，而壁温接近于水蒸气侧的温度。对于间壁换热器mlCpl(Tl-T2)=ni2Cp2(tl-t2)=KS Atm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。值，支撑管子。在确定列管换热器冷热流体的流径时，壹般来说，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。蒸储基本概念和基本原理利用各组分挥发度不同将液体混合物部分汽化而使混合物得到分离的单元 操作称为蒸镭。这种分离操作是通过液相和气相之间的质量传递过程来实现 的。对于均相物系，必须造成壹个俩相物系才能将均相混合物分离。蒸储操作采 用改变状态参数的办法(如加热和冷却)使混合物系内部产生出第二个物相 (气相)；吸收操作中则采用从外界引入另壹相物质(吸收剂)的办法形成 俩相系统。俩组分溶液的气液平衡拉乌尔定律理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：pA=pAOxApB=pBOxB=pBO (1xA)根据道尔顿分压定律：pA=PyA而P=pA+pB则俩组分理想物系的气液相平衡关系：xA= (PpBO) / (pAOpBO)泡点方程yA=pA0xA,P露点方程对于任壹理想溶液，利用壹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，已知壹相组成，可求得和之平衡的另壹相组成和温度(试 差法)。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和之平衡的液相中的摩尔 分率来表示，即vA=pA/xAvB=pB/xB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挥发度。其表 达式有：a =vA/vB= (pA/xA) / (pB/xB) =yAxB/yBxA对于理想溶液：a =pA0/pB0气液平衡方程：y=ax/l+ ( a1) xA值的大小可用来判断蒸馀分离的难易程度。a愈大，挥发度差异愈大，分 离愈易；a =1时不能用普通精镯方法分离。气液平衡相图温度一组成(t-x-y)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，俩曲线之间区域为气 液共存区。气液俩相呈平衡状态时，气液俩相温度相同，但气相组成大于液相组成；若 气液俩相组成相同，则气相露点温度大于液相泡点温度。(2) x-y 图x-y图表示液相组成x和之平衡的气相组成y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，表示该溶液愈易分离。总压对平 衡曲线影响不大。精储原理精镭过程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理进行的，精谭操作的依 据是混合物中各组分挥发度的差异，实现精储操作的必要条件包括塔顶液相 回流和塔底产生上升蒸汽。精饰塔中各级易挥发组分浓度由上至下逐级降 低；精谭塔的塔顶温度总是低于塔底温度，原因之壹是：塔顶易挥发组分浓 度高于塔底，相应沸点较低；原因之二是：存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和液相之间达到相平衡时，该塔板称为理论板。精镭过程中，再沸器的作用是提供壹定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提 供塔顶液相产品及保证由适宜的液相回流。俩组分连续精饰的计算全塔物料衡算总物料衡算：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD十WxW塔顶易挥发组分回收率：HD= (DxD. FxF) xlOO%塔底难挥发组分回收率：H W=W (1-xW) /F (1-xF) 100%精储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+ l=Lxii+DxD操作线方程：yn+l= (LAO xn十(D./V) xD=Rz (R+l) xii+l/ (R+l) xD 其中：R=L/D回流比上式表示在壹定操作条件下，精饰段内自任意第n层板下降的液相组成xn 和其相邻的下壹层板(第n+l层板)上升蒸汽相组成yn+1之间的关系。在x -y坐标上为直线，斜率为RR+1,截距为xD/R+l。提储段物料衡算和操作线方程总物料衡算：L=V+W易挥发组分：Lxm=Vym十1十WxW操作线方程：ym+l = (L/V) xin (W/V) xW上式表示在壹定操作条件下，提饰段内自任意第m层板下降的液相组成xm 和其相邻的下壹层板(第血十1层板)上升蒸汽相组成ym十1之间的关系。L 除和L有关外，仍受进料量和进料热状况的影响。进料热状况参数实际操作中，加入精饰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。不同进料热状况下的q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110-100对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽进料而言，q值等于进料中的液相分 率。L=L+qFV=V (q1) Fq 线方程(进料方程)为：y=q/ (q1) xxF/ (q1)上式表示俩操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于壹层理论板(气液俩相平衡)，塔顶采用分凝器时，分凝 器相当于壹层理论板。由于冷液进料时提镭段内循环量增大，分离程度提高, 冷液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。回流比及其选择全回流R=L/D=8,操作线和对角线重合，操作线方程yn=xn-i,达到给定分离程度 所需理论板层数最少为Nnuiio最小回流比当回流比逐渐减小时，精镭段操作线截距随之逐渐增大，俩操作线位置将向 平衡线靠近，为达到相同分离程度所需理论板层数亦逐渐增多。达到恒浓区 (夹紧区)回流比最小，所需理论板无穷多。正常平衡线Riiiui= (xD-yq) / (yq-xq)饱和液体进料时：xq=xF饱和蒸汽进料时：yq=yF不正常平衡线由a (xD, yD)或c (xW, yW)点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求Riiuiio适宜回流比R= (1.1-2) Rimn精镭设计中，当回流比增大时所需理论板数减少，同时蒸锵釜中所需加热蒸 汽消耗量增加，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。精微操作时，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流改 为冷回流，则塔顶产品组成xD变大。精微设计中，回流比愈大，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。板效率和实际塔板数单板效率(默弗里效率)EmV= (yn-yn+1) / (yn*yn+1)EniL= (xii-1xii) / (xn-1xii*)全塔效率E= (NT/NP) xlOO%精镭塔中第 n-1 ,n,n+1 块理论板，yn+1 yn, tn-lxii-lo精微塔中第n-1,n,n十1块实际板，xii*yiio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，使塔无法正常工作。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 负荷下限。吸收基本概念和基本原理利用各组分溶解度不同而分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高于和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于和液相成平 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。气-液相平衡传质方向和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。对于同壹种溶质，溶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：p*=ExE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。 p*=c/HH为溶解度系数，单位：kinol/(kN m), 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*=mxm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式计算。X=x/(l-x);Y=y/(l-y);x,y摩尔分率，X,Y摩尔比浓度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(dCA)/(dz)JA扩散通量，kmol/(m2s)DAB扩 散系数涡流扩散一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=D(pAl-pA2)/RTz液相内 NA=D,(cAl-cA2)/z单 相 扩 散 传 质 速 率： 气 相 内NA=JA+N cA/C=D(pA-pAi)/RT z (P/pBm)=kG(pA-pAi)液相内 NA=D (cAi-cAj/z- (C/cSm)=kL(cAi-cA)其中P/pBml为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。pBm=(pB2-pB l)/ln(pB2/pB 1)壹般而言，双组分等分子反向扩散体当下精谭单元操作中，而壹组分通过另 壹组分的单相扩散体当下吸收单元操作中。气相中，温度升高物质的扩散系数增大，压强升高则扩散系数降低；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双膜理论、溶质渗透理论和表面更 新理论。传质速率方程传质速率=传质推动力/传质阻力N=kG(p-pi)=kL(ci-c)=ky(y-yi)=kx(xi-x)N=KG(p-p *)=KL(c * yAKY( Y-Y* 尸 KX(X*X)注意传质系数和推动力相对应，即传质系数和推动力的范围壹致，传质系数 的单位和推动力的单位壹致。吸收系数之间的关系：l/KG=l/kG+LHkLLKL=l/kL 十 H/kGLKY=l/ky+m/kxLKX=l/kx+l/mky ky=PkGkx=CkLKY PKGKX CKL气膜控制和液膜控制的概念对于易溶气体，H很大，传质阻力绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力能够 忽略，此时KG七kG,这种情况称为“气膜控制”；反之，对于难溶气体，H 很小，传质阻力绝大部分存在于液膜之中，气膜阻力能够忽略，此时KLQ kL,这种情况称为“液膜控制二物料衡算操作线方程和液气比全塔物料衡算：V(Y1-Y2尸L(X1-X2)逆流操作吸收操作线方程：Y=LX/V十(Y1-LX1/V)1 塔底，2塔顶吸收操作时塔内任壹截面上溶质在气相中的实际分压总是高于和其接触的 液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。最小液气比：(L/V) mm=(Yl-Y2)/(Xl*-X2)液气比即操作线的斜率若平衡关系符合亨利定律，则(L/V) niHi=(Yl-Y2)/(Yl/m-X2)溶剂改性改变平衡关系降低温度增加传质推动力提高压力川提高吸收效率的途径增加液气,减小传质阻力采用新型填料改变操作条件增加吸收剂用量，操作线斜率增大，操作线向远离平衡线的方向偏移，吸收 过程推动力增大，设备费用减少。填料层高度计算气液相平衡、传质速率和物料衡算相结合取微元物料衡算求得填料层高度。填料层高度=传质单元高度X传质单元数B|J z=HOG X NOG=HOL X NOL=HG X NG=HL X NLNOG气相总传质单元数(气体流经壹段填料后其组成变化等于该段填料 的总的平均推动力则为壹个传质单元)HOG气相总传质单元高度(壹个传质单元所对应的填料高度)1 .平均推动力法(适合平衡线为直线)：z=HOG X NOG=(V/Kya Q ) (Y1-Y2)/ A Ym=(L/Kxa Q )-(Xl-X2)/ A Xin对数平均推动力 A Ym=( AY1-A Y2)/ln(AYl/A Y2)当 Yl/A Y2tas（或tw）td.饱和空气:t=tas=td.己知湿空气的下列任壹对参数：t-tw, id, t-4）,可由湿焰图查得其它参数。 物料中总水分可分为非结合水分和结合水分，也可分为自由水分和平衡水 分。物料中水分超过平衡水分的部分水分为自由水分，可用干燥方法除去； 水分大于xB* （和6=100%湿空气接触时的平衡水分）部分为非结合水，小 于xB*水分为结合水。