第二章  流体流动与输送

1、连续性假定：化学工程中所研究的液体流动规律，不论是液体分子的微观运动，还是流体在生产装置内的整体机械运动，它都是由无数流体质点所组成的连续介质，因此可以取大量流体分子组成的微团为流体运动质点，并以这样的质点为研究对象。

2、理想流体：无黏性、在流动中不产生摩擦阻力的流体。

3、相对密度：物质密度与4℃纯水密度之比，用符号d表示，量纲为一。

4、平均密度：各组分密度与其相对体积分数乘积之和。

5、流体静力学方程应用：U形管压强计、微差压强计、液位计、液封。U形管压差计：,若被测流体为气体，则简化为：；微差压强计：；液位计：玻璃管液位与设备内液位登高；液封：。

6、流量：单位时间内通过导管任意横截面积的流体量为流量，单位：Kg·s-1。质量流量与体积流量的关系：。

7、流速：单位时间内流体在导管内流过的距离称为流速，单位：m·s-1。流速与体积流量：；流速与质量流量：。

8、流速的选择：建设投资费用和运行操作费用综合考虑经济流速。

9、稳态流动：在流体流动系统内，任一空间位置上的流量、流速、压力和密度等物理参数，只随空间位置的改变而改变，而不随时间变化的流动。在连续操作中，流体的流动大多为稳态流动。

10、层流：管中流动流体的质点只沿管轴方向平行流动，而不作垂直于管轴的径向扰动。（或称滞留），。

11、湍流：管中流动流体的质点相互扰混，使六题质点的流动速率和方向呈现不规则变化，甚至形成涡流，（或称紊流）

12、流型的判断——雷诺数：实验证明，流体的流动型态除与流速u的的大小有关外，还与管道的直径d、流体的密度和流体的黏度有关，即：。

13、黏性：流体流动时，往往产生阻碍流体流动的内摩擦力的流动特性。

14、黏度：一般由实验测定，与压强关系不大，但受温度影响。液体的黏度随温度的升高而减小，气体的黏度随温度的升高而增大。单位1P=100cP=0.1Pa·s=0.1N·s·m-2。

15、牛顿流体：服从牛顿黏性定律的流体，如水、空气，一般气体和低分子质量溶液等。

16、运动黏度：流体黏度μ与密度ρ之比，符号用ν表示，单位m2·s-1

17、边界层：壁面附近流速变化较大的区域，u=0-99%u0，流动阻力主要集中在此区域。

18、主流区：流速基本不变化，u≥98%u0，流动阻力可忽略。

19、稳定段长度L0：流体流动从管道入口开始形成边界层起直到发展到边界层在管道中心汇合为止的长度，与流体流动的雷诺数有关。

20、边界层分离：当流体通过曲面（圆柱体表面、球面等）流动时，则出现边界层脱离固体壁面的流动现象。还通常发生在管道截面突然收缩或扩大，突然改变流动方向，以及流动过程中遇到障碍物等处。

21、形体阻力:由于固体表面的形状致使流体流动时产生漩涡而导致的能量损失。

22、流速分布：一半管中心处的流速最大，越靠近管壁流速越小，紧靠管壁的流速等于零。平均流速为最大流速的一半，圆管内流体做稳态层流流动时的流速呈抛物线分布。

23、不可压缩流体：密度在流体流动中不发生变化，可视为常数。

24、直管阻力：又称沿程阻力，是流体沿直管流动时因摩擦而产生的能量损失。

25、局部阻力：流体通过管路中的管件、阀门时，由于变径、变向等局部障碍，导致边界层分离产生漩涡而造成的能量损失。流体流动阻力的大小与流体的性质、流动型态、管路的特性和长度等因素有关。

26、摩擦系数：1N流体在管道中流经一段与管道直径相等的距离所造成的压头损失与其所具有的动压头之比，与剪应力有关，是流体物理性质和流动形态的函数。

27、相对粗糙度：ε/d为管壁绝对粗糙度ε和管径d之比。量纲为一。粗糙度的大小并未改变层流的速度分布和内摩擦规律。

28、当量直径：①非圆形管道:流道横截面积的4倍除以流体浸润周边的长度，；②套管环隙：外管内径与内管外径之差，。③当量直径越大，阻力损失越小；圆管阻力损失小于方管。

29、流体流量的测量：孔板流量计、转子流量计。前者阻力损失较大。

30、流体流动连续方程：，适用于稳态流动流体。在圆管中有：。

31、流体流动系统的能量衡算：（1）位能：流体在重力作用下，因其距离基准面有一定高度而具有的能量，称为位能，表达式为：，单位：J·s-1或W；（2）动能：流体运动具有的能量，表达式为：，单位：J·s-1或W；（3）压力能：具有流动系统的流体应具有能克服该压强做功所需要的能量，表达式为：；（4）热力学能：；（5）输送机械获得能量：W；（6）摩擦能量损失：E失。

32、实际流体伯努利方程：，其中，为有效压头，即扬程，；为压头损失，。

33、流体动力学方程：，理想流体：W=0，E失=0。

34、流体静力学方程：或，W=0，hf=0，u1=u2=0，不可压缩流体。

35、范宁公式：或，适用于不可压缩流体的稳态流动，既可用层流，有可用湍流，层流时，，。

36、离心泵由叶轮和泵壳组成。

37、离心泵工作原理：先将液体注满泵壳，叶轮逆时针高速旋转，将液体甩向叶轮边缘，产生高的动压头，由于泵壳液体通道设计成界面扩大的形状，高速流体逐渐减速，由动压头变为静压头，所以液体流出泵壳时具有高压。在液体被甩向叶轮边缘的同时，叶轮中心液体减少，出现负压，则常压下液体不断补充至叶轮中心处，于是，离心泵叶轮源源不断输送液体。

38、气缚：离心泵启动时必须先使泵内充满液体，这一操作过程称为灌泵。如果不进行灌泵，泵内充满空气，则由于空气密度太小，造成的压差或泵吸收入口的真空度很小而不能将液体吸入泵内的现象。

39、避免气缚：①吸入管应不漏入空气②在吸入管底口安装底阀，不能使停电时泵内液体流出③不用于输送因抽吸而沸腾汽化的低沸点液体或高温液体。

40、扬程：泵对每牛顿重力的液体提供的能量，也称压头。单位m。

41、流量：泵在单位时间内输送液体的体积，又称送液能力。即为体积流量，单位m3·s-1。

42、轴功率：电动机或其它原动机直接传递给泵轴的功率，用P表示。轴功率大于有效功率Pe。离心泵的效率一般在50%-70%之间，有些大型泵可以超过80%。为泵选电动机时，考虑泵在超负荷运转以及机械传动功率，而计入适当的安全系数，配用电动机功率应大于轴功率。（轴功率越小，安全系数越大）

43、离心泵特性曲线：①流量增加，泵的扬程减小②流量增加，轴功率增大③随着流量的增加，离心泵效率先增加，达到峰值后反而下降。

44、高效区：由于输送条件的种种，往往不能保证泵在最高效率点下工作，于是将最高效率的92%区域规定为泵的高效区。

45、气蚀：提高泵的安装位置，叶轮进口的压强（离心泵的入口压强稍微大于输送液体在该温度下的饱和蒸气压）可能降至输送液体的饱和蒸气压，引起液体部分汽化，含气泡的液体进入叶轮后，因压强升高，气泡立即聚集，气泡的消失产生局部真空，周围液体以高速涌向气泡中心，造成冲击和振动。尤其当气泡的聚集发生在叶片表面附近时，众多液体质点犹如细小的高频水锤撞击着叶片；另外，气泡中心可能带有些氧气等对金属材料发生化学腐蚀作用。泵在这种状态下长期运转将导致叶片过早损坏的现象称为气蚀。

46、离心泵在产生气蚀条件下运转，泵体振动并发出噪声，流量、扬程和效率都将明显下降，严重时，吸不上液体。为避免气蚀现象，泵的安装高度不应太高，以保证叶轮中各处压强高于液体的饱和蒸气压 。

47、泵的安装高度：其中Hs称为允许吸上真空高度，用表示，也就是所谓的最大安装高度。第二项为吸入管路上的流体动压头，当较小时，Hg较大，故吸入管管径常大于压出管管径，其目的就是为了减小吸入管路中的流体动压头。第三项为吸入管路的阻力损失，为了减小阻力损失以增加泵的安装高度，在吸入管路上应尽量减少管件和阀门的个数。输送液体温度越高，允许吸上真空高度就越低。

48、泵的性能判定：①扬程②送液能力（体积流量）。

49、离心泵的类型：水泵（B型、D型、Sh型）、耐腐蚀泵（F型)、油泵（Y型）、泥浆泵（P型）。离心泵的流量调节通过关闭出口阀门的方式调节。

50、往复泵：主要由汽缸、活塞、排气阀和吸气阀组成，排气阀和吸气阀均为单向阀（膨胀体积过大）。分为单动和双动往复泵以及三联泵等。其流量调节方式为旁路加阀。

51、往复泵的压头与流量无关，它只受泵体和输液管路承压能力的，适用于输送压头高且流量比较大的液体；对于输送高黏性液体，其效果也比离心泵好，但不宜输送腐蚀性液体和夹有固体颗粒的悬浮液。

传热

第三章  热量传递

1、传热分类：包括稳态传热与非稳态传热。在传热进行时，物体各点温度不随时间而变、仅随位置变化的传热过程称为稳态传热。传热过程中，温度总是由温度高的物料传至温度低的物料。

2、传热的基本方式：按传热机理划分为热传导、热对流和热辐射。热传导是依靠物体内部自由电子运动或分子振动来传递热量。热对流是指流体各部分质点发生相对位移而引起的热量传递，只能发生在流体中。只要物体的温度高于绝对零度，物质的原子和分子就会振动而向外发射各种波长的电磁波，当波长为0.4~40um的电磁波被投射到另一物体上，能够被该物体吸收变成热能，故把这一波长范围内的电磁波称为热射线，由于热的原因而发出辐射能的现象称为热辐射。（黑体）

3、传热过程：将热量由壁面一侧通过壁面传到壁面另一侧的过程称为传热过程。

4、间壁式传热的三个步骤： 热流体对壁面的对流传热、间壁的热传导、壁面对冷流体的对流传热。也就是“对流-传导-对流”串联的复合传导方式。

5、面积热流量q：表示通过固体单位传热表面积热流量的大小，也称热流量密度。定义为：。

6、热流量：在数值上与传热量相等。但意义不同。热流量与传热面积和两流体的平均温度差成正比。

7、热流量计算公式为，传热量的计算公式。K为总传热系数，或；为两流体的平均温度差；q为面积热流量，。前者适用于流体，后者适用于固体表面。

8、等温面;指某一瞬间温度场中具有相同温度值的点组成的面，是平面或曲面。

9、温度梯度：温度随距离的变化率以沿与等面垂直的方向为最大，这一最大变化率的极限值称为温度梯度。

10、热平衡方程：换热其中两流体无相变时，；有相变化时，。为换热器的传热量，W；、为热、冷流体的质量流量，Kg·s-1；、为热、冷流体的比定压热容，KJ·Kg-1·K-1；T1、T2为热流体的进、出口温度，、为冷流体的进、出口温度，K；r为饱和蒸汽的冷凝潜热，KJ·Kg-1。

11、傅里叶定律：，q为面积热流量，λ为导热系数（），为温度梯度。负号表示热流方向和温度梯度方向相反。

12、导热系数：，导热系数在数值上等于单位时间内，温度梯度为1K·m-1时，经过单位导热面积所传递的热量。它是物质导热能力的标志，数值越大，表示物质导热能力越强。①气体导热系数最小，液体居中，固体（绝缘材料除外）导热系数最大②在固体材料中金属材料导热系数最大10-100，建筑材料次之0.1-1，绝缘材料最小0.01-0.1。

13、固体的导热系数不仅与物质的种类有关，还与物质的结构、密度、温度、湿度等因素有关。除水、甘油的导热系数岁温度升高而增加外，其它液体导热系数都随温度升高而减小。气体导热系数在很大压力变化范围之内变化很小，可以忽略，但随温度升高而增大。静止的气体导热系数值很小，其导热性能差，但对保温很有利。

14、平壁的稳态热传导：热流量：，其中为平壁导热系数，；为平壁厚度，m；T1、T2为平壁两侧温度，K。热流量正比于传热推动力，反比于热阻。热阻与导热系数、传热面积成反比，与壁厚成正比。多层平壁热传导：。

15、圆筒壁的稳态热传导：或，Am为圆筒内外表面积的对数平均值， 

16、传热有效膜：假设由一层厚度为δt的静止流体膜所具有的热阻，恰好和拟考查的对流传热过程的热阻相当，则将该静止的流体膜称为传热有效膜。定义，并且α与R互为倒数关系。（α实际不存在）

17、表示对流传关系的特征数：努塞尔数：，表示对流传热的特征数；雷诺数：，表示流动类型的特征数；普朗特数：，表示物性影响的特征准数；格拉晓夫数：，表示自然对流的特征数。

18、影响传热膜系数的的因素：（1）流体种类：分为液体、气体、蒸气三种，其中蒸气的传热膜系数最大，液体的传热膜系数最小，气体居中；（2）流体的性质：如密度、比定压热容、导热系数、黏度等；（3）流体的流型：当流体呈湍流流动时，α值随着Re的增大和层流内层的厚度减薄而增大，强制对流时流体的速度高于自然对流，故前者的传热膜系数较大；（4）对流的种类；（5）传热壁面的形状、位置和大小。

19、平面壁的总热流量方程式：，K为总传热系数，其物理意义为：间壁两侧流体主体温度之间的温度差为1K，单位时间通过单位间壁面积所传递的热量，单位为W·m-2·K-1。

20、圆筒壁的总热流量方程式：或。d0、dm、di分别表示圆管外径、平均直径和内径；K0为按外表面计算的传热系数，W·m-2·K-1。间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对流传热的热阻和间壁传导热租之和。以列管式换热器为例，管壁的热阻通常较小，可以忽略。当时，K值趋近并小于；反之，时，K值趋近并小于。若要提高K值，应改善传热膜系数较小一侧流体的传热条件。

21、清垢：常用机械法、化学法（酸碱处理）、溶剂法（或专门配置的表面活性剂处理）。

22、流体流向：并流（冷热流体在间壁两侧以相同的方向流动）、逆流（冷热流体在间壁两侧以相反的方向流动）、错流（冷热流体在间壁两侧彼此呈垂直方向流动）、折流（冷热流体之一在间壁一侧只按一个方向流动，而另一侧的流体先与其做并流流动，然后折回与其做逆流流动，如此往复）。

23、在相同K值的条件下，未完成同样的热负荷（Φ相同），采用逆流操作，可以节省传热面积；或在传热面积相同时采用逆流操作可以提高热流量。此外逆流操作还可以减少加热剂或冷却剂的使用量。并流操作只适用于在加热热敏材料时防止温度差过大的场合。

24、多层列管式换热器;由于流道变窄，流速增加，传热膜系数增大，对传热有利，但是流速增加使流体流动的沿程阻力增大，工业多用2-4程。

25、强化传热目的:减少初设计的传热面积，以减少传热器的体积和质量；提高换热器得换热能力；使换热器在较低温下工作；减少换热阻力，以减少换热器的动力消耗。

26、强化传热途径;增大传热面积；增大平均温度差；增大总传热系数（减小热阻——加大流速、清除垢层）。

第四章  传质分离基础

1、传质过程：在含有两个或两个以上组分的混合体系中，若有浓度梯度存在，某一组分（或某些组分）将由高浓度区向低浓度区移动，该移动过程称为传质过程。

2、分离过程：机械分离与传质分离。机械分离的对象是非均相的混合物料，利用该混合物中组分间的密度、尺寸等物性差异将其分离，包括过滤、沉淀、离心分离等。传质分离过程是针对各种均相混合物料的分离，包括气体吸收、液体精馏、液液萃取。

3、常见的传质分离操作：蒸馏、吸收与解吸、液液萃取、吸附、干燥、膜分离、热扩散。

4、传质机理：分子扩散和对流扩散。分子扩散是由物质分子的微观随机运动而产生的扩散，分为等物质的量反向稳态扩散和单方向扩散（属于稳态扩散，也称通过停滞介质的扩散）。依靠流体内部漩涡的强烈混合而引起的物质传递过程称为涡流扩散，湍流流体与两相界面之间物质的传递既有分子扩散也有涡流扩散，合称对流扩散。

5、Fick定律：，NA,0为组分A的分子扩散通量，即单位时间内，组分A通过与扩散方向相垂直的单位面积上的物质的量，mol·m-2·s-1；DAB为扩散系数，是物质分子扩散的属性，m2·s-1。

6、等物质的量反向稳态扩散：扩散发生在气相混合物内或两组分性质相似的液相中时，A相和B相的传质系数相等，多发生在蒸馏操作中。

7、等物质的量反向稳态扩散：当扩散物系为液体时：，D为双组分体系的扩散系数，m2·s-1；为组分沿扩散方向的距离，m；cA,1、cA,2分别为为截面1、2处组分A的浓度，mol·m-3；当扩散系为低压气体：，、分别为为截面1、2处组分A的分压。

8、单方向扩散：，其中，称为漂流因数，为组分A从气相主体扩散到相界面处的传质推动力。或，）。分子扩散系数D表示物质单位浓度梯度下，通过单位面积上的扩散速率，是物质的传递性质。对于气体物质。

9、对于体系中仅发生单纯的分子扩散而没有物料的主体流动存在下，组分的传质通量和其分子扩散通量相等。

10、双膜理论：①呈湍流流动的两流体接触面的两侧，分别存在着流体的有效膜层，溶质以稳态分子扩散形式通过这两个膜层，膜层的厚度岁流体的流动状态而变化②两流体间的传质阻力都集中在两个膜层内，膜层以外的两相流体主体，不存在浓度梯度③在两相接触的界面上，两相都达到平衡状态。

11、气液相际传质步骤：组分A从气相主体以湍流扩散方式达到气膜边界，分压为p；再以分子扩散方式穿过气膜层达到两相的界面，分压为pA,i；在界面上组分A不受任何阻力溶解与液相中，浓度为cA,i,,并与气相pA,i呈平衡；接着组分A又以分子扩散方式穿过液膜层达到液膜边界，浓度为cA；最后组分A以湍流扩散方式转移到液相主体。

第五章  吸收

1、吸收 ：利用气体混合物中各组分在同一溶剂中溶解性的差异，在混合气体中加入某种溶剂，使气体中的某一或某些组分向液相转移，实现气体混合物分离的操作。

2、吸收设备：最为常见的吸收设备为塔式设备，该设备中气液两相的接触方式有级式接触和连接接触。

3、吸收操作流程：富油贮槽-吸收塔-冷却器-换热器-泵1-泵2-洗油贮槽-解吸塔-冷凝-冷却器-液体分层器。从流程可知：（1）为了使吸收剂能循环使用，工业上采用吸收和解吸联合操作的流程。使溶解于吸收剂中溶质从吸收剂中分离出来的过程，称为解吸。（2）由于温度升高使气体组分在液相中的溶解度降低，因此富油在进入解吸塔之前需要预热至一定的温度；相反，从解吸塔出来的洗油因温度较高，需冷却后进入吸收塔，才有利于吸收过程的进行。（3）吸收一班采用逆流操作，即吸收剂由塔顶淋下，混合气体从塔底通入，以保持全塔的传质平均推动力最大，这与对流传热时两流体以逆流流动平均温度差最大的原理相同。

4、吸收分类：物理吸收和化学吸收、等温吸收和非等温吸收、单组分吸收和多组分吸收。

5、相律：F=C-Φ+2，C为组分数，Φ为相数，F表示影响因数，即自由度。

6、物质的量的比：（气相），（液相），物质的量的比与摩尔分数间的关系为，。

7、溶解度曲线：溶解度曲线上任意一点表示平衡状态时的气液组成，说明要使气体在溶液里达到某一浓度，液面上方必须维持该气体一定的平衡分压。同一物系，在相同温度下，气体的溶解度随着该组分在气相中的分压增大而增大，在相同的平衡分压下，气体的溶解度随温度的升高而减小。由溶解度曲线可知道：（1）在一定的温度下，气体在溶液里达到某一组成，被溶解的都呈现一定的分压。从这一点出发，可视为有三种气体：易溶气体（氨气）、中等可溶气体（二氧化硫）、微溶的气体（氧气）。微溶气体与液体接触时需要液面上方分压较大，易溶气体与液体接触时需要液面上方分压较小。（2）加压与降温有利于吸收，升温和减压有利于解吸。

8、亨利定律:在总压不大（小于0.5MPa）时，在一定温度下，稀溶液上方溶质的平衡分压与其在液相中的摩尔分数成正比： (E为亨利系数，单位Pa）；气相组成用平衡分压，液相组成用物质的量浓度表示，亨利定律为,（H为溶解度系数，单位mol·m-3·Pa-1），二者关系为；溶质在气相和液相中的组成均用摩尔分数表示，亨利定律为(m为相平衡常数，量纲为一），二者关系为(降低温度和增大总压都可使m值减小，气体的溶解度增大)。降温和加压有利于气体吸收过程的进行。其中，为溶质A在气相中的平衡分压，cA为液相中溶质A的物质的量浓度，mol·m-3；为与溶液成平衡时溶质在气相中的摩尔分数，xA为溶质早液相中的摩尔分数。

9、几个系数：亨利系数E的数值大小取决于物系的特征及物系的温度；溶解度系数H是温度的函数，对于同一个气、液体系，H随温度的升高而减小，易溶性气体，溶解度系数值很大，难溶气体则很小；相平衡常数m是溶解度的函数，当温度和压强一定时，易溶性气体的m值较小，难溶性气体的m值较大。

10、相平衡与吸收过程的关系：利用相平衡判断传质过程的方向（或,即发生吸收过程）；利用相平衡判断传质过程的极限：在一定温度和压力下，当气、液两相传质达到平衡时，净传质速率为零，所以平衡确定了吸收设备的操作极限。塔顶气体可能达到的最低摩尔分数为：，即是与进塔顶吸收剂平衡的气相摩尔分数；塔底液体可能达到的最高摩尔分数为：，即是进塔底混合气平衡的液相摩尔分数；分析传质过程的推动力，并判断过程进行的难易（与，实际摩尔分数与平衡摩尔分数差越大，传质过程的推动力越大，则传质速率越大）。

11、吸收速率方程与传质系数：

吸收速率方程（）：

，NA为溶质A通过气膜的传质通量，mol·m-2·s-1；pA为溶质A在气相主体中的分压，pA,i为溶质A在界面上气相一侧的分压；

，，yA、YA为分别表示溶质A在气相主体中的摩尔分数、物质的量的比；yA,i、YA,i为分别表示溶质A在界面上气相一侧的摩尔分数、物质的量的比；

，cA为溶质A在液相主体中的物质的量浓度；cA,i为界面上溶质A在液相中的浓度；

，，xA、XA为分别表示溶质A在液相主体中的摩尔分数、物质的量的比；xA,i、XA,i为分别表示溶质A在界面上液相中的摩尔分数、物质的量的比；

。

，，，pA为溶质A在气相主体中的分压，为与液相浓度cA呈平衡的分压；、为分别于液相组成xA，XA互呈平衡的气相组成；

，，，cA为溶质A在液相主体中的物质的量浓度，为与气相分压pA呈平衡的液相浓度；、为分别于气相组成yA，YA互呈平衡的气相组成；

。

传质系数：

为以气相分压差为传质推动力的气膜传质分系数mol·m-2·s-1·Pa（摩尔分数差、物质的量比差）

为以液相物质的量浓度差为传质推动力的液膜传质系数mol·s-1（摩尔分数差、物质的量比差）

为以气相分压差为传质总推动力的气相传质系数mol·m-2·s-1·Pa（气相摩尔分数差、气相物质的量比差）

为以液相物质的量浓度差为传质总推动力的液相传质系数mol·s-1（液相摩尔分数差、液相物质的量比差）

传质系数相互间的关系：

，；，；

，，当YA很小时，；

，，当浓度很稀时， 

； 

12、气膜控制：对于易溶性气体（HCl、氨气等），溶解度系数很大： 

说明传质过程的阻力几乎全部集中在气膜层中，称为气相阻力控制或气膜控制，这类气体只要扩散到相界面，便立即溶解于液相。此时应增大气速，以减薄气膜厚度，提高传质速率。

液膜控制：对于难溶性气体（氧气、二氧化碳等），溶解度系数很小： 

说明传质过程的阻力几乎全部集中在液膜层中，称为液相阻力控制或液膜控制。此时应增大液流量，增大液膜湍流程度。

13、气相组成以物质的量比YA、液相组成以物质的量比XA表示，又，则亨利定律表示为，， 当溶液浓度很低时，XA很小，，则

14、低浓度气体吸收特点：低浓度（摩尔分数小于5%-10%）气体的吸收过程，由于被吸收的溶质含量低，可以忽略溶解热的影响，吸收过程可作等温处理，同时由于全塔的混合气体量与液体量变化小，因此在全塔范围内传质分系数、可视为常数；若在操作条件变化范围内平衡线斜率变化小，传质系数、可视为常数处理。因此可以物料衡算、吸收速率和气液相平衡原理为依据，建立低浓度气体吸收过程的有关参数方程，从而分析、解决吸收过程的实际问题。

15、全塔物料衡算：，为单位时间内气体流过全塔被吸收的溶质的量，为单位时间内流过吸收塔的惰性气体的量，为单位时间内流过吸收塔的吸收剂的量，、分别为进塔和出塔气体中A的物质的量比，、分别为进塔和出塔液体中溶质A的物质的量比。变形公式为：。

16、逆流吸收过程的操作线方程：取塔的任一截面到塔顶对溶质做物料衡算，单位时间内有：整理得：表明塔内任一截面上相遇的气相组成与液相组成的关系，称为逆流吸收过程的操作线方程，作图得操作线方程为直线，在气液平衡线上端。

①操作线上端为塔顶状态，是全塔范围内气液组成的最低点，称为稀端；下端为塔底状态，是全塔范围内气液组成的最高点，称为浓端。

②操作线上任意一点M，与气液平衡线的垂直距离即为该截面以气相浓度差表示吸收过程的总推动力，与气液平衡线的水平距离即为该截面以液相浓度差表示吸收过程的总推动力。操作线与平衡线距离越远，表明实际状态偏离平衡程度越大，吸收过程的推动力越大，吸收速率将越大。

③吸收操作线方程是通过物料衡算得出的，它只与气液两相的流量和组成有关，与系统的平衡关系、操作温度、压强及填料结构等因素无关。

④进行吸收操作时，填料层内的任一截面上溶质在气相中的分压总是高于其接触的液面平衡分压，所以操作线总是位于平衡线上方；反之，解吸操作线位于平衡线下方。

17、影响吸收剂选择的因素：溶解度（吸收剂对溶质的溶解度应尽可能大，对其它组分的溶解度应尽可能小）、溶解度随温度变化敏感（在低温下溶解度较大，平衡分压小；随着温度升高，溶解度迅速下降，平衡分压能迅速上升。有利于吸收剂的再生或者溶质的解吸）、挥发性（吸收剂应有较低的蒸气压，减少吸收过程中容积的挥发）、黏度（低黏度，有利于物质的传送和液体的输送）、腐蚀性（腐蚀性小，降低设备的制造和维修费用）、低毒性、不易燃烧、价格低廉等方面。

18、吸收剂用量的确定：在其他条件一定时，吸收剂的用量大小，影响塔的吸收速率、溶剂的消耗量与输送量、溶剂的再生等操作费用。当吸收剂用量减小时，操作线向平衡线靠近，塔底状态点向右移动，塔底排出液组成增加，但传质推动力减小，吸收速率降低，达到指定分离要求所需的塔高必须增加。当吸收剂用量减小到操作线与平衡线相交时，即,塔底出塔液体与进塔气体达到平衡，此液相浓度是理论上能够达到的最大浓度，但是由于此时传质推动力为零，达到指定分离要求的塔高为无穷高，即设备费用无限大，实际不可能实现，仅表示一种极限状态，该状态下的液气比称为最小液气比，用表示，其中；相应吸收剂用量为最小吸收量，用表示。最小液气比的确定与平衡线形状有关。根据操作费用与设备费用的综合考虑，实际采用液气比为在其它条件不变时，吸收率η提高，最小液气比增大，所需要的吸收剂用量将增大。

19、体积传质系数：称为气相体积吸收系数，称为液相体积吸收系数，单位均为mol·m-3·s-1.物理意义可以理解为：在单位推动力作用下，单位时间内通过单位体积填料层被吸收的溶质的物质的量。

20、传质单元数：当吸收塔内两截面间的浓度变化等于这个范围内的传质推动力时，这一区域就称为传质单元。传质单元反应了吸收过程进行的难易程度，反映了工艺方法和操作条件对吸收过程的影响。

21、填料层高:表示完成一个传质单元浓度的变化所需要的填料层高度，是吸收设备性能优劣的反映，反映了设备结构和气相流动条件等因素对吸收过程的影响。

22、气相传质单元数： 式中，并且，，， (对数平均推动力法)

  (数学分析法)  

23、吸收塔的调节与分析：吸收操作的效果通常以吸收率η和出塔气体浓度表示。实际中，气体入塔条件和工艺要求已经给定，通常调节方式有：吸收剂的用量、进塔的浓度和吸收剂的温度。具体操作为：降低吸收剂的进塔浓度，降低吸收剂的温度、增大吸收剂的流量。

24、常见解吸操作：气提解吸法（气提法-常用载气为空气、氮气与二氧化碳等气体）、提馏法（以水蒸气为载气）。

25、多组分吸收：关键组分：全塔范围内均有吸收；轻组分：靠近塔顶的几级被吸收；重组分：主要在塔底附近吸收。

第六章  精馏

1、蒸馏：利用液体混合物中各组分的挥发度不同将液体部分汽化，当气液两相达到平衡时，则各组分在两相中的相对含量不同，气相中易挥发组分的含量高于液相中的该组分；而液相中的难挥发组分也会高于该组分在气相中的含量。常见的蒸馏方法有简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏。

2、精馏：利用液体混合物中各组分挥发度不同的性质，对液体混合物进行多次部分汽化和部分冷凝相结合的操作后，就会使气相中易挥发组分的含量越来越高，而液相中难挥发组分的含量也会越来越高，从而达到分离的目的。

3、精馏分类：从分离混合物组分的数目分为双组分精馏和多组分精馏；从操作压强分为常压精馏、减压精馏和加压精馏；从加入混合液中物系的特性分为共沸精馏、萃取精馏、溶盐精馏和反应精馏；从操作方式分为间歇精馏和连续精馏。最常见的精馏操作是多组分精馏。

4、气液平衡：气液平衡关系是在一定温度和压力条件下，气液两相达到平衡状态时，其组成在气液两相间的分配关系。因为精馏过程是气液两相间的传质过程，常用组分在两相中偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，故气液平衡关系是阐明精馏原理和进行精馏计算的理论依据，最直观清晰的表达方式为气液平衡相图。

5、气液平衡相图：①恒温下表示压力与组成的p-x-y图②恒压下表示沸点与组成的t-x-y图③平衡时气液两相组成的x-y图。最常用的相图是后两种。

6、t-x-y图：上曲线为t-y线，表示平衡温度t和气相浓度y之间的关系，称为饱和蒸气线或露点线；下曲线为t-x线，表示平衡温度t和液相浓度x之间的关系，称为饱和液体线或泡点线。上曲线和下曲线将t-x-y图分成三个区域，饱和液体线下方为液相区，表示未沸腾的液体；饱和蒸气线上方为过热蒸气区，表示过热蒸气；两曲线之间的区域称为气液共存区，表示此区域内气液两相共存。

7、对角线x=y：是利用图解法精馏计算的参考线。对于大多数互溶的混合溶液，当两相达到平衡时，气相易挥发组分浓度y总是大于液相易挥发组分浓度x，所以平衡曲线距离对角线越远，说明该溶液越易分离。

8、理想溶液：溶液中不同分子间的作用力和相同分子间的作用力完全相等。

9、拉乌尔定律：理想溶液中，当气液两相达到平衡时，溶液上方某一组分的蒸气压与溶液中该组分的摩尔分数成正比。即、，、分别为组分A、B在平衡气相中的分压、分别为纯组分A、B的饱和蒸气压。为相平衡时液相中组分A的摩尔分数，对应气相中组分A的摩尔分数为。

10、挥发度：指物质挥发的难易程度。纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。在同一温度下，蒸气压越大，表示液体越易挥发，而在溶液中，因各组分之间相互影响，使每一组分的蒸气压都比其纯态时低，因此混合液中某组分的挥发度用该组分在气相中的平衡分压与其在液相中的摩尔分数之比表示，即、。

11、相对挥发度：由于溶液中各组分的挥发度也随温度的变化而变化。定义相对挥发度为溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比，用α表示，即为，对于双组分理想溶液可得：整理得到：称为气液平衡方程。x-y相图可由此方程作出。值大小可用来判断混合液能否用蒸馏方法分离以及分离的难易程度，α值越大，两组分间的挥发度差别也越大，越容易分离，此时气液平衡线离对角线也就越远。若α=1，表明气液组成相同，不能用普通精馏方法分离该溶液。

12、平均相对挥发度：当温度变化时，相对挥发度可取操作温度范围内的平均值，即。

13、精馏原理：利用液体混合物中各组分的挥发度不同，在精馏塔顶部装有冷凝器，使最后达到塔顶的气体全部冷凝，冷凝后的液体部分作为产品，部分返回塔内，称为回流；在精馏塔底部装有再沸器，使达到塔底的液体部分作为产物，另一部分则被加热汽化，上升至塔中；这样将气液两相在精馏塔内进行多次部分汽化和部分冷凝，就可在塔顶气相中得到较纯的易挥发组分，在塔底液相中获得较纯的难挥发组分，从而达到分离均相混合物的目的。常见的精馏塔分板式塔和填料塔两种形式。

14、精馏流程：连续精馏包含精馏段（加料板以上部分）和提馏段（加料板以下部分，包括加料板）。间歇精馏只有精馏段。

15、精馏段作用：利用回流液将上升气体中的难挥发组分部分冷凝下来，所产生的冷凝热同时使塔板上的液体中易挥发组分部分汽化，对上升蒸气起到蒸馏提纯的作用，从而在塔顶得到较为纯粹的易挥发组分。

16、提馏段作用：利用上升蒸气使物料和精馏段回流液的混合液中易挥发组分逐步汽化，利用汽化的吸热，使上升蒸气中的部分难挥发组分冷凝下来，在提馏段内从上到下难挥发组分含量逐层升高，起到提取难挥发组分的作用，故在塔底得到较纯的难挥发组分。

17、恒摩尔流假定：恒摩尔汽化与恒摩尔溢流。前者指除了加料板以外在没有中间加料或出料的情况下，每一层塔板上升气流的物质的摩尔流量相等，但精馏段和提馏段上升蒸气的摩尔流量不一定相等；后者指除了加料板以外在没有中间加料或出料的情况下，每一层塔板下降液流的物质的摩尔流量相等，但精馏段和提馏段下降液流的摩尔流量不一定相等。满足上述假定必须满足的条件包括：混合物各组分的摩尔汽化热相等；精馏塔各部分保温性能好，热损失可以忽略不计；在各层塔板上液相显热的变化可以忽略不计。

18、理论塔板：根据恒摩尔流假定，由气相部分冷凝所放出的潜热恰好补偿液相部分汽化所需的潜热，使塔板上的温度保持不变。如果气液两相在塔板上充分接触后使得离开该板的气液两相达到了平衡，则其气液组成应符合气液平衡关系。这种塔板称为理论塔板。

19、全塔物料衡算：进入塔的物料=离开塔的物料量，即，易挥发组分的物料衡算：，式中：为原料液流量，mol·s-1；为塔顶产物流量；为塔底产物流量；为原料液中易挥发组分的摩尔分数；为塔顶流出液中易挥发组分的摩尔分数；塔底残液中易挥发组分的摩尔分数。

20、回流比：精馏段内，下降回流液的流量与馏出产品流量之比，即为。

21、精馏段操作线方程：，为第n+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分数，为第n层板上液相中易挥发组分的摩尔分数，为塔顶馏出液中易挥发组分的摩尔分数，R为回流比。根据恒摩尔流假定，为定值，在稳态连续精馏过程中，与均为定值，因此回流比R也固定不变，所以精馏段操作线方程为直线方程。

22、提馏段操作线方程：，为提馏段中第m+1层塔板上升气体的摩尔分数，为提馏段中第m层塔板下降液体的摩尔分数，为塔底釜残液中易挥发组分的摩尔分数。根据恒摩尔流假定，为定值，在稳态连续精馏过程中，与均为定值，所以精馏段操作线方程为直线方程。

23、关系式：，为提馏段下降液体流量，为精馏段下降回流液的流量，为加料板上的进料流量，δ为进料状况参数。当进料量为1kmol·h-1时，提馏段内的液体流量较精馏段内液体流量增加值即为δ，因此δ值又称为进料的液化摩尔分数。

24、进料方程：又称δ线方程，是精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程。当进料状况和组成一定时，其为直线方程。

25、逐板计算法：假设各层均为理论塔板，故由塔顶第一板下降的回流液组成与该板上升蒸气的组成符合气液平衡方程：；由变形式求出后，第二层塔板上升蒸气的组成由精馏段操作线方程：求出，直到，表明第n层为加料板，可作为提馏段第一板，故精馏段理论塔板数为n-1，以后逐板向下计算，操作关系应改用提馏段操作线方程：，直到为止，由于塔底再沸器内气液两相可视为平衡，因此再沸器相当于一块理论塔板，提馏段的理论塔板数为m-1，故精馏塔所需的理论塔板数为m+n-2。

26、回流比的选择：稳定回流是维持稳态连续精馏过程的必要条件，同时也是精馏过程重要的操作变量。回流比有两个极限值，上限为全回流，下限为最小回流比。

27、全回流：指塔顶上升蒸气冷凝后，全部送回塔顶作为回流，无产品取出，，回流比，此时两条操作线都与对角线重合，全塔无精馏段与提馏段之分，并且操作线和平衡线之间的距离最大，传质推动力最大，故所需的理论塔板数最少，用表示。此时（双组分），为全塔平均相对挥发度，且，当塔顶、塔底的相对挥发度相差不大时，α值可近似取塔顶和塔底相对挥发度的几何平均值。全回流操作时，，无实际意义。由于全回流操作在每一块理论塔板上气液两相的传质推动力都最大，在精馏的开工时常采用全回流操作尽快达到稳定平衡。此外，在研究塔内流体力学性能或测定填料塔的等板高度时也采用全回流。

28、最小回流比：当回流比R变小时，精馏段操作线的截距逐渐增大，两条操作线的交点向平衡线靠近，理论塔板数逐渐增多，当回流比减小到两操作线交点落在平衡线上时，理论塔板数增加到无穷多，此时的回流比称为最小回流比，用表示。它是确定适宜回流比的依据。此时，精馏段操作线方程的斜率为。整理得。

29、适宜回流比：从操作费用与设备费用综合考虑，确定总费用最少时的回流比即为适宜回流比。通常有。（随着回流比的增大，设备费用先减小后增大，操作费用逐渐增大，总费用先减小后增大）。对于较难分离的混合物，采用较大的回流比；若为了减少加热介质或冷却介质的用量，则应选较小的回流比。

30、进料状况：①温度低于泡点的冷夜，δ>1②处于泡点的液体，δ=1③温度介于泡点与露点之间的气液混合物，0<δ<1④温度处于露点的饱和蒸气，δ=0⑤温度高于露点的过热蒸气，δ<0。当进料组成、回流比和分离要求一定时，随着δ值的减小，提馏段操作线与精馏段操作线的交点逐渐向左下移动，提馏段操作斜率也随之增加。

31、板效率：单板效率、总板效率（即塔板效率）和点效率。

32、单板效率：又称默弗里板效率，用实际塔板上气相或液相组成变化与理论塔板上气相或液相组成的变化之比。以液相组成表示：，为与yn呈平衡的液相中易挥发组分的摩尔分数。

33、总板效率：用达到相同分离效果所需要的理论塔板数与实际塔板数之比表示，即为。总板效率既反映了塔中各单板效率的平均值，又体现了理论塔板数与实际塔板数接近的程度。

34、间歇精馏：最小回流比，为操作开始时馏出液的组成。

35、多组分精馏原理：若取多组分混合液中相对挥发度相差较大且相邻的两个主要组分为关键组分，则其中的易挥发组分称为轻关键组分，不易挥发组分称为重关键组分。在精馏时，比轻关键组分更易挥发的组分将全部进入塔顶馏出液中，比重关键组分更难挥发的组分将全部或接近全部进入釜残液中。

36、共沸精馏：向共沸溶液中加入第三组分（0为称夹带剂或共沸剂），若该组分能与原有溶液中的一个或多个组分形成共沸物，且这种新共沸物的挥发度显著高于或低于原有各组分的挥发度，则新共沸物中各组分的含量与原料液组成不同，可采用普通精馏方法予以分离。

37、萃取精馏:向原料也中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂），通过该组分的萃取作用改变原有组分间的相对挥发度。

38、共沸精馏与萃取精馏：①萃取剂比共沸剂容易选择，但萃取剂用量大，选择范围窄且大多数有毒②萃取剂的沸点通常比原有组分高许多，在萃取精馏过程中基本不汽化，能耗少③萃取精馏中，加入萃取剂的量变动范围大，故萃取剂的操作范围较宽，容易控制④萃取精馏不宜采用间歇操作，共沸精馏可以采用间歇操作⑤共沸精馏操作温度比萃取精馏低，更适宜热敏性物料的分离。

39、传质设备：填料塔与板式塔。填料塔适合分离易气泡物质、有腐蚀性的物料和热敏性物质，而板式塔有利于分离聚合或含有固体悬浮物的物料。

40、填料塔的填料特性:比表面积σ-单位体积填料层所具有的表面积称为比表面积。其值越大，气液间传质面积越大。孔隙率ε-单位体积填料层所具有的孔隙体积称为孔隙率。填料的孔隙率大表示气液通过的能力大，而气体的流动阻力小，一般在0.45与0.95之间为宜。

41、等板高度：指与一块理论塔板分离能力相当的填料层高度，以符号HETP表示。填料的传质效率越高，等板高度越小。

42、液泛：当气速增大到某一数值时，由于上升气流与下降液膜间的摩擦阻力增大，开始阻碍液体的顺利下流，使填料层内的持液量开始随气速的增大而增加，这种现象称为拦液现象。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速。超过载点气速后，如果气速继续增大，随着填料层内持液量的不断增多，而使塔内发生液泛，此时填料层内液体不能及时流下开始出现局部积液，压强急剧升高，气流出现脉动，大量液体被气流带至塔顶，致使塔的操作极不稳定，开始发生液泛现象时的空塔气速称为液泛气速。液泛气速是填料层正常操作气速的上限。实验表明，当空塔气速处于液泛气速与载点气速之间时，气体与液体间的湍动剧烈，气液间接触好，传质效率高。故操作气速应控制在液泛气速之下，影响液泛气速的因素有填料性能、流体物性与液气比。

43、填料塔的直径：，u为适宜的空塔气速，约为液泛气速的50%-85%。下载本文