1、 期末复习期末复习2010年年 1月月第四章第四章 传热传热1.1.本章应掌握的内容本章应掌握的内容 单层、多层平壁热传导速率方程，单层、多层圆筒壁热传导速率方程及其应用。换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算，并用平均温度差法进行传热计算。对流传热系数的影响因素及准数关联式。传热的基本方程式。换热器的结果形式和强化途径。2.2.本章学习要点本章学习要点 41传热过程概述（1）传热的基本方式有三种基本方式，即热传导、对流传热和辐射传热。（2）传热过程中冷热流体（接触）热交换方式冷热流体接触方式及换热器 混合式换热器、蓄热式换热、间壁式换热器。冷、热流体通过间壁两侧的传热过程三个基本
2、步骤a热流体以对流方式将热量传递给管壁。b热量以热传导方式由管壁的一侧传递至另一侧。c传递至另一侧的热量又以对流方式传递给冷流体。（3）典型的间壁式换热器 套管式换热器是最简单的间壁式换热器，冷热流体分别流经内管和环隙，而进行热的传递。管壳式换热器是应用最广泛的换热设备。在管壳式换热器中，在管内流动的流体称为管程流体，而另一种在壳与管束之间从管外表面流过的流体称为壳程流体。传热速率和热通量是评价换热器性能的重要指标。传热速率Q是指单位时间内通过传热面的热量，其单位为W，可表示传热的快慢。热通量则是指每单位面积的传热速率，其单位为W/m2。（4）载热体及其选择 起加热作用的载热体称为加热剂（或加
3、热介质）；起冷却（冷凝）作用的载热体称为冷却剂（或冷却介质）。对于一定的传热过程，选择的载热体及工艺条件决定了需要提供或取出的热量，从而决定了传热过程的操作费用。42热传导 热量不依靠宏观混合运动而从物体中的高温区向低温区移动的过程叫热传导，简称导热。（1）基本概念和傅立叶定律温度场和温度梯度a温度场 温度场就是任一瞬间物体或系统内各点的温度分布总和。若温度场内各点的温度不随时间变化，即为定态温度场，否则称为非定态温度场。b等温面 温度场中同一时刻下相同温度各点所组成的面积为等温面。温度不同的等温面彼此不相交。c温度梯度 将两相邻等温面的温度差与其垂直距离之比的极限称为温度梯度。对定态定态一维
4、温度场，温度梯度可表示为：。温度梯度为向量，它的正方向是指向温度增加的方向。通常，将温度梯度的标量也称为温度梯度。dxdtgradt 傅立叶定律描述热传导现象的物理定律为傅立叶定律（Fouriers Law），其数学表达式为：ntdSdQ 式中的负号表示热传导服从热力学第二定律，即热通量的方向与温度梯度的方向相反。（2）导热系数导热系数的定义式为：该式表明，导热系数在数值上等于单位温度梯度下的热通量。导热系数表征了物质的导热能力的大小，是物质的物理性质之一。导热系数的大小和物质的形态、组成、密度、温度及压强有关。一般来说，金属的导热系数最大，非金属次之，液体较小、气体最小。ntdSdQ/（3）
5、平面壁的热传导单层平壁热传导假设材料均匀，导热系数不随温度变化，平壁内的温度仅沿垂直于平壁的方向变化，忽略热损失。是最简单的定态、一维、平壁热传导，则有：此式适用于为常数的定态传热过程。此式表明导热系数与导热推动力成正比，与导热热阻成反比；还可以看出，导热距离愈大、传热面积和导热系数愈小，则导热热阻愈大。RtttbSQ)(21过程传递速率热传导热阻热传导推动力RtSbttQ21多层平壁热传导SbttQiin11（4）圆筒壁的热传导 化工生产中，经常遇到圆筒壁的热传导问题，它与平壁热传导的不同之处在于圆筒壁的传热面积和热通量不再是常量，而是随半径而变；同时温度也随半径而变，但传热速率在稳态时依然
6、是常量。单层圆壁的热传导速率方程 多层圆壁的热传导速率方程 43对流传热概述431对流传热速率方程和对流传热系数（1）对流传热速率方程对流传热是一个复杂的传热过程，影响对流传热速率的因素很多，因此目前的工程计算仍按半经验法处理。12211221)/ln()(2rrttSrrttLQmniiiinnimiiinrrLttSbttQ1111111ln21对流传热速率方程可以用牛顿冷却定律表示为：SttSQ/1（2）对流传热系数的定义式：对流传热系数在数值上等于单位温度差下、单位传热面积的对流传热速率，其单位为w/(m2），它反映了对流传热的快慢，愈大表示对流传热愈快。对流传热系数不是流体的物理性质
7、，而是受诸多种因素影响的一个系数，反映了对流传热热阻的大小。432对流传热机理（1）对流传热分析 当湍流的流体流经固体壁面形成湍流边界层时，固体壁面处的热量首先以热传导方式通过静止的流体层进入层流内层，在层流内层中传热方式亦为热传导；然后热流经层流内层进入缓冲层，在这层流体中，兼有热传导和涡流传热两种传热方式；热流最后由缓冲层进入湍流核心，湍流核心的热量传递以漩涡传热为主。tSQ（2）热边界层 当流体流过固体壁面时，若二者温度不同，则壁面附近的流体受壁面温度的影响将建立一个稳定梯度，一般将流动流体中存在温度梯度的区域称为温度边界层，亦称热边界层。WWWdydttdydtTT44传热过程计算换热
8、器的传热计算包括设计型和校核型两类计算。但是无论哪种类型的计算都是以热量衡算和总传热速率方程为基础。(1)热量衡算式：)()(122ttcWTTcrWQpccsphh )()(1221ttcWTTcWQpccphh 流体有相变:（2）总传热速率微分方程和总传热系数总传热速率方程的微分形式mmiidStTKdStTKdStTKdQ)()()(00 总传热系数00000011smisiiiRdbdddRddK提高总传热系数途径分析 若传热面为平壁或薄管壁，当管壁热阻和污垢热阻均可忽略时：00111 iK（3）平均温度差法 总传热速率方程式 mtKSQ 平均温度差 1212lntttttm （4）传
9、热单元数法传热效率 maxQQ最最大大可可能能的的传传热热量量实实际际的的传传热热量量 11211121)()(tTTTtTcWTTcWphhphh 11121112)()(tTtttTcWttcWpccpcc 若热流体为最小值流体 若冷流体为最小值流体 传热单元数NTU以冷流体为例 21)(ttctTdtNTU对于不同的流动形式，可利用NTU算图进行计算 45对流传热系数关联式（1）影响对流传热系数的因素 流体流动型态：湍流滞流 流体对流情况：强制对流自然对流 流体的物理性质：、cP、，传热面的形状大小和位置 粗糙面 小管短管 错列 流体的相态变化：有相变无相变（2）准数的名称、符号和含义N
10、u lRe luPr pcGr223 tgl 准数名称符号准数式含义努塞尔准数表示对流传热系数的准数雷诺准数表示惯性力与捻性力之比，是表征流动状态的准数普兰特准数表示速度边界层与热边界层相对厚度的一个参数，反映与传热有关的流体物性格拉霍夫准数表示由温度差引起的浮力与粘性力之比（3）流体无相变时的对流传热系数 流体在光滑圆形直管内作强制湍流(当流体为低粘度流体时)npiicudd 8.0023.0当流体被加热时，n=0.4；当流体被冷却时，n=0.3。应用范围：10000，0.7 60（L为管长）。RePridL/自然对流 nGrcNuPr)(46间壁式换热器（1）换热器的结构形式 间壁式换热器
11、按换热面的形状可分为管式换热器、板式换热器和热管换热器几大类。管式换热器又分为管壳式（列管式）换热器、蛇管式换热器、套管式换热器和翘片式换热器。列管式换热器是应用最普遍的通用标准换热器，根据其结构特点分为固定管板式、浮头式、U形管式等类型。（2）换热器传热过程的强化增大传热面积增大平均温度差增大总传热系数两流体通过间壁换热内容联系图圆筒壁导热计算圆筒壁导热计算典型例题典型例题有一蒸汽管道，其外径为426mm，长50m，管外覆盖一层厚为400mm的保温层。保温材料的导热系数随温度而变化，其关系式为；W/(mC)（式中t温度C）。现已测得水蒸汽管道的外表面温度为150C，保温层表面温度为40C。试
12、计算该管道的散热量以及保温层的温度分布。t41095.0解：（1）将保温层视为单层圆筒壁壁面平均温度95240150)(2121tttm 导热系数：mWm/(586.0951095.04）213.0613.0ln)213.0613.0(5014.32ln)(21212rrrrLSm.8.118586.0213.0613.0401501221mmSrrtt4111091.1213.0ln)150(5014.32ln)(2rtrrttLQm5.10ln8.103rt壁面平均面积 =118.8 散热量Q 解得：=191000W=19.1KW（2）设在保温层半径r处的温度为t则有：换热器的核算换热器的
13、核算 现有一单程列管换热器，管子尺寸252.5mm，管长5m，共40根.拟用来将1.7104kg/h的苯从30加热至70，壳程（管外）为120水蒸汽冷凝，水蒸气冷凝传热系数0=104W/(m2)，考虑管内侧污垢热阻 /W,管外侧污垢热阻及热损失忽略不计。试求：（1）总传热系数，并判断该换热器是否合用；（2）若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度。已知：管材的导热系数=45 W/(m)；操作范围内苯的物性参数可视为不变：=900kg/m3，Cp=1.80kJ/(kg)，=0.14W/(m)，=0.4710-3 Pas。241033.8mRSi解：（1）求K并核算SsmdnquV/418.00
14、2.04403600900/107.1424204.614.01047.01080.1Pr33PC10000106.11047.0900418.0020.0Re43du76304.6106.1020.014.0023.0PrRe023.04.08.044.08.0iid W/(m2)/(35220251033.85.2245250025.020763251011214410000KmWddRdbdddKmiSimii1.687012030120ln)70120()30120(mt 2341218.141.68352)3070(1080.13600107.1)(mtKttCWtKQSmPccm需
15、现有换热面积 2071.155025.014.340mLdnS需S 满足要求(2)计算苯的实际出口温度)30(1080.13600107.11.6871.15352)(23412tttCWtKSQPccm3.742 t解得 换热器的操作与调节换热器的操作与调节 有一套管式换热器，在管径为382mm 的内管中有流速为1.5m/s的水从25加热至55，在内管与外套管的环隙中有压力为140kPa的饱和水蒸气冷凝放热，其对流传热系数0=104W/(m2K)，水蒸气冷凝侧的污垢热阻取10-4m2K/W，水侧为10-4m2KW。管壁热阻忽略不计，试求水蒸气消耗量和传热面积。解：（1）水蒸气耗量计算4025
16、525t水的定性温度，查得40水的物性为：=992.2kg/m3，Cp=4.174kJ/(kg)，=63.3810-2 W/(m)，=65.610-5 Pas，Pr=4.31。内管直径d10.034m，水的流速u=1.5m/s。水的质量流量 skgudW/35.12.9925.1034.0442211WttCWQP531211101.692555(10174.435.1)(）热负荷 水蒸气耗量 hkgskgrQW/272/1056.710234.21069.12652（2）传热面积计算45110711.7106.652.99254.1034.0Reud10000 4.08.044.08.013
17、1.41071.7034.06338.0023.0PrRe023.0id310246.6W/(m2)/(22773810343834101010246.6112144431211212111KmWddddRRKsS总传热系数2.69552.109252.109ln)552.109()252.109(tm 25107.12.6922771069.1mtKQSm第五章第五章 吸收吸收1.本章应掌握的内容本章应掌握的内容 气液平衡关系式的表达和应用；吸收过程的机理和吸收速率方程式；吸收塔的物料衡算、操作线关系和液气比的确定；填料层高度的计算；影响吸收过程的因素分析等。2.本章学习要点本章学习要点51
18、描述吸收过程的基本关系对低浓度气体混合物的吸收，通常可做如下假设：流经填料塔的混合气体流量kmol/(m2s)和液体流量kmol/(m2s)可视为常数。吸收过程是等温进行的，因此可不考虑热量衡算。511气液平衡关系（1）气液平衡关系的表达式（亨利定律）Exp *Hcp *mxy *mXXmmXY )1(1*ssEmH PEm E、H和m三个常数之间的关系为：，。（2）气液平衡关系的的应用判断过程的方向计算过程的推动力确定过程的极限512吸收过程的机理和吸收速率方程（1）菲克定律dzdcDJAA5.1000TTppDD（2）定态的对流扩散速率方程)(1AiABmGApppPRTZDN)(2AAi
19、smLAcccCZDN对气相 对液相 （3）双膜理论相界面间存在气膜、液膜。相界面处气液平衡，界面上无传质阻力。气液相主体湍流，无浓度差。基本论点：局限：对具有自由界面的两相系统在高度湍动情况下不适用。（4）吸收速率方程吸收速率方程的一般表达式为：吸收速率=（吸收系数）（吸收推动力）=（吸收推动力）/（吸收阻力）用分吸收系数表示的吸收速率方程)(),(),(iYAiyAiGAYYkNyykNppkN)(),(),(XXkNxxkNcckNiXAixAiLA用总吸收系数表示的吸收速率方程)(),(),(*yyKNYYKNppKNyAYAGA)(),(),(*xxKNXXKNccKNXAXALA各
20、种吸收系数之间的关系 总吸收系数与分吸收系数的关系 LGGHkkK111 GLLkHkK 11GYPKK LXCKK 总系数之间的关系 当总压小于506.5kPa，且气、液相浓度很低时，则有：吸收速率方程适用范围：（1）某截面的吸收；（2）服从亨利定律的吸收。513吸收塔的物料衡算（1）全塔的物料衡算)()(2121XXLYYV 下标1、2分别表示塔底和塔顶 回收率（又称吸收率）的定义式为：%100)/()/(121 YYYhkmolhkmolA混混合合气气中中的的溶溶质质总总量量被被吸吸收收的的溶溶质质量量（2）吸收操作线方程和操作线在塔顶或塔底与塔中任意截面间列溶质的物料衡算，可整理得：2
21、2XVLYXVLY或 11XVLYXVLY上二式是等效的，皆可称逆流吸收塔的操作线方程。吸收过程操作线总是位于平衡曲线的上方，两线相距愈远，表示吸收推动力愈大，有利于吸收过程。应注意操作线是由物料衡算所决定的，仅与V、L及两相组成有关，而与压强、温度等无关。（3）吸收剂最小用量和适宜量2*121min)(XXYYVL 吸收剂用量的大小与吸收的操作费用和设备费用密切相关。在LLmin前提下，若L愈大，塔高可降低，设备费用较低，但操作费用较高；反之，若L愈小，则操作费用减低而设备费用增高。故选择适宜的吸收剂用量，使两者费用之和最低。为此需通过经济衡算确定适宜的吸收剂用量和适宜的液气比。但是一般取经
22、验值即：min)0.21.1(VLVL吸收塔塔径 uVDs 4 52填料层高度的计算（1）传质单元数法根据吸收速率方程，推导出填料层高度的关系式称为传质单元数和传质单元高度法。基本公式 Z=（传质单元数）（传质单元高度）OGOGYYYNHYYdYKVZ 12*传质单元高度 YOGKVH 传质单元数 12*YYOGYYdYN传质单元数求法：a平均推动力法 平衡关系和操作线均为直线时，总传质单元数的计算式为：mOGYYYN 21*22*11*22*11ln)()(YYYYYYYYYm b脱吸因子素法（解析法）该法于平均推动力法等效，适用条件也相同。LmVmXYmXYLmVLmVNOG22211ln
23、11LmV式中 脱吸因子，为平衡线斜率和操作线斜率之比。当平衡关系为曲线时，OGN 应用图解积分法或数值积分法求得。（2）等板高度法Z=NT（HETP）吸收塔理论板可用以下两法求得：梯级图解法 与两组分精馏塔理论板图解法相同。解析法 AmXYmXYAANT111lnln12221式中A=mVL为吸收因子。53影响吸收过程的因素分析 通常生产中可从以下两个方面来强化吸收过程：（1）增大吸收推动力增加吸收剂用量L或增大气液比L/V，这样操作线位置上移，吸收平均推动力增大。改变相平衡关系，可通过降低吸收剂稳度、提高操作压强或将吸收剂改性，从而使相平衡常数m减小，这样平衡线位置下移，吸收平均推动力增大
24、。降低吸收剂入口组成X2，这样液相进口处推动力增大，全塔平均推动力也随之增大。（2）减小吸收过程阻力（即提高传质系数）开发和采用新型填料，使填料的比表面积增加。改变操作条件，对气膜控制的物系，宜增大气速和增强气相湍动；对液膜控制的物系，宜增大液速和湍动。此外吸收稳定不能过低，否则分子扩散系数减小、粘度增大，致使吸收阻力增加。典型例题典型例题吸收气液平衡问题吸收气液平衡问题总压为1atm、温度为20时，1000kg水中溶解15kg NH3，此时溶液上方气相中NH3的平衡分压为2266Pa。试求此时之溶解度系数H、亨利系数E、相平衡常数m。解：首先将此气液相组成换算为y与x。NH3的摩尔质量为17
25、kg/kmol，溶液的量为15kg NH3与1000kg水之和。故0156.018/100017/1517/15BAAAnnnnnx022403251012662.Ppy*A*436.10156.00224.0*xym E=Pm=101.3251.436=145.5kPa3.1450156.0266.2*xpEA溶剂水的密度s=1000kg/m3，摩尔质量Ms=18kg/kmol，382.0183.1451000ssEMHkmol/（m3kPa）H值也可直接算出:溶液中NH3的浓度为869.01000/10001517/15/ssAAAAAmmMmVnckmol/m3 869.01000/10
26、001517/15/ssAAAAAmmMmVnc383.0266.2869.0*AApcHkmol/（m3kPa）吸收塔设计型计算吸收塔设计型计算 在一逆流操作的吸收塔中，用清水吸收原料气中的甲醇。已知原料气中含甲醇0.5kg/5m3，处理气量为0.278Hm3/s，吸收后的溶液中甲醇浓度5（mol%）。设在标准状况下操作，吸收平衡关系为Y*1.15X，甲醇的回收率为98，KYa=26.41mol/m3s），塔内气体的空塔流速为0.5m/s，试求：(1)水的用量；(2)塔径；(3)填料层的高度。07.04.22/132/1010031y0753.007.0107.01111yyY20015.0
27、%)981(0753.0)1(12YY0526.005.0105.01111xxXskmolyVVs/0115.04.22/)07.01(278.04.22/)1(1解：首先对已知数据进行处理 kmol甲醇/kmol混合气 kmol甲醇/kmol惰气 kmol甲醇/kmol水kmol甲醇/kmol惰气 求水的用量LskmolXXYYVL/0161.000526.0)0015.00753.0(0115.0)(21211043kg/h 求塔径DmuVDs84.05.014.3278.044求填料层高度Z222554.084.0785.04mD0605.00526.015.1*11 mXY 因为 0
28、*2Y所以 0058.000015.00605.00753.0ln)00015.0()0605.00753.0(ln)()(22112211YYYYYYYYYmmYYYKVZmY100058.00015.00753.0554.01041.260115.0321用脱吸因素法算)1ln(112221SmXYmXYSSNOG所得结果一致。吸收塔操作型计算吸收塔操作型计算1.本章应掌握的内容本章应掌握的内容本章讨论的重点为两组分精馏过程的计算，主要应掌握的内容包本章讨论的重点为两组分精馏过程的计算，主要应掌握的内容包括：相平衡关系的表达和应用；精馏塔的物料衡算和操作线关系；括：相平衡关系的表达和应用；
29、精馏塔的物料衡算和操作线关系；回流比的确定；理论板数的求法；影响精馏过程的主要因素分析回流比的确定；理论板数的求法；影响精馏过程的主要因素分析等。等。2.本章学习要点本章学习要点61描述精馏过程的基本关系描述精馏过程的基本关系 第六章第六章 蒸馏蒸馏6.1.1气液相平衡关系气液相平衡关系 气液相平衡是蒸馏过程的热力学基础，因此了解气液平衡是理解和掌握蒸馏过程的基本条件。（1）气液平衡的作用选择分离方法 依据物系的气液相平衡关系，对特定的分离任务，可确定或选择分离方法，例如对相对挥发度近于1的物系，宜采用特殊精馏或萃取等分离操作。在相图（t-x-y）上说明蒸馏原理 利用多次部分气化和部分冷凝的操
30、作。可使物系得到所需要的高纯度分离。相对挥发度愈大，相图（x-y)中平衡线偏离对角线愈远，分离愈易。气液平衡关系是精馏过程的特征方程 即是计算理论板数的基本方程之一。利用气液平衡关系，可分析、判断精馏操作中的实际问题 例如在精馏塔中，恒压下操作，温度和组成间具有对应关系，因此可利用易于测量的温度来判断难于测量的浓度。实际生产中，时常在精馏塔的适应部位（灵敏板）上安装温度计，用它来控制、调节整个精馏过程。（2）气液平衡的表达方式 用t-x-y和x-y相图表示精馏过程的分析多用t-x-y图，过程计算多用x-y图 了解沸点、泡点和露点的概念 用气液平衡方程表示 拉乌尔定律 BBBAAAxppxpp0
31、0,具体表达形式 气液平衡方程）露点方程泡点方程(1)x-(1xy)()(00000000BABAAAAABABApppPPpPxpPpypppPx6.1.2物料衡算物料衡算（1）全塔物料衡算：WDFWxDxFxWDF ,（2）精馏段物料衡算（精馏段操作线方程）：111RxxRRxVDxVLyDnDnn式中，R=L/D为回流比（3）进料线方程（q线方程）11 qxxqqyF进料的千摩尔气化潜热量态变为饱和蒸气所需热每千摩尔进料从进料状LVFVIIIIq（4）提馏段物料衡算（提馏段操作线方程）：VWxxVLyWmm1FqVVqF，LL)1(式中 6.1.3传递速率关系传递速率关系精馏过程本质上气
32、液两相传质过程，在塔板上发生的传递过程是很复杂的，即塔板上两相的传质及传热速率不仅决定于物系的性质与操作条件，而且还与塔板类型及结构有关，因此很难用简单的数学方程描述。（1）理论板的概念 所谓理论板是指气液两相皆充分混合且无传递过程阻力的理想塔板。也就是说气液两相在理论板进行接触传递的结果，将使离开该板的两相在传热传质两方面达到平衡状态，即两相的温度相等，组成互成平衡，符合相平衡方程。（2)塔板效率与实际塔板数塔板效率是用来描述实际塔板的分离能力与理论板的差异。塔板效率主要：单板效率、(也称默弗里（Murphree）板效率）浓程度块塔板后气相的理论增经过第浓程度块塔板后气相的实际增经过第nny
33、yyynEnnnnmV1*1)(浓浓程程度度块块塔塔板板后后液液相相的的理理论论增增经经过过第第浓浓程程度度块块塔塔板板后后液液相相的的实实际际增增经经过过第第nnxxxxnEnnnnmL 1*1)(气相默弗里板效率 液相默弗里板效率 全塔效率 PTNNE 式中，NT为理论板数，NP为实际板数。点效率 xKVAOGeyyyyE 1112理理论论增增浓浓程程度度经经过过塔塔板板上上某某点点气气相相的的实实际际增增浓浓程程度度经经过过塔塔板板上上某某点点气气相相的的62精馏过程设计（或操作）变量和条件的选定精馏过程设计（或操作）变量和条件的选定6.2.1精馏塔的操作压强精馏塔的操作压强精馏按操作压
34、强可分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。因前者设备、流程简单和操作容易，故工业上多采用常压精馏。一般选择原则如下：在常压下沸点在室温到150左右的混合物，宜采用常压精馏。在常压下沸点较高或者在较高温度下易发生分解、聚合等变质现象的混合物常采用减压精馏。在常压下沸点在室温以下的混合物，一般采用加压精馏。6.2.1精馏过程的加热方式和冷凝方式精馏过程的加热方式和冷凝方式（1）加热方式 精馏的加热方式分为间接蒸汽加热和直接蒸汽加热两种，工业生产中大多采用前者。当欲分离的为水与易挥发组分（如乙醇等）构成的混合液时，宜采用直接蒸汽加热方式，这样可节省再沸器，提高传热速率。但是由于精馏塔中加入水蒸气，使从塔
35、底排出的水量增加，若馏出液组成维持一定，则随塔釜液损失的易挥发组分增多，使其回收率减少。若保持相同的回收率，必须降低 ，这样提馏段理论板数就应增加。在设计中，通常将再沸器视为一块理论板。wx（2）冷凝方式精馏塔的冷凝方式一般分为以下两类：全凝器冷凝 塔顶上升蒸汽进入冷凝器被全部冷凝成饱和液体，部分液体作为回流，其余部分作为塔顶产品。这种冷凝方式的特点是便于调节回流比，但较难保持回流温度。因该法流程较简单，工业生产上大多采用这种冷凝方式。分凝器冷凝 塔顶上升蒸汽先进入一个或几个分凝器，冷凝的液体作为回流或部分作为初馏产品；从分凝器出来的蒸汽进入全凝器，冷凝液作为塔顶产品。在设计中，分凝器可视为一
36、块理论板。6.2.3回流比的选择回流比的选择（1）全回流：其特点是操作线与对角线重合，精馏段、提馏段操作线均可写成 由于全回流没有产品的采出，所以不具备生产意义，常在精馏塔开停工、调试和实验室研究时采用。nnxy 1（2）最小回流比：对特定的分离任务和要求，需无穷多理论板时的回流比，定义为最小回流比。qqqDxyyxR min（3）适宜回流比：适宜回流比应通过经济核算确定。操作费用和设备费用之和最低时的回流比为最佳回流比。在设计中一般取经验值，即 上式中最小回流比的倍数由设计者选定，从耗能角度考虑宜取低限，对难分离物系，宜取高限。min)0.21.1(RR适63连续精馏塔理论板数的计算连续精馏
37、塔理论板数的计算（1）逐板法WNNNNNFNDxxyxyxxxxyxyx 相平衡提馏段操作线相平衡相平衡提馏段操作线相平衡精馏段操作线相平衡精馏段操作线相平衡12112211111（2）图解法 其原理与逐板计算法完全相同，只是将逐板计算过程通过作图来实现。作图时，将跨过三线（精馏段、提馏段操作线和q线）交点d的梯级定为加料板。这种进料为最佳位置进料。（3）捷算法捷算法是利用吉利兰关联图，由横坐标 查图（通过关联式）求得纵坐标 从而求出理论板数 1minRRRX2minNNNY芬克斯（Fenske）方程 1lglgminWABDBAxxxxNWD64精馏操作条件的优化及操作分析精馏操作条件的优化
38、及操作分析6.4.1精馏操作条件的优化精馏操作条件的优化（1）选择最佳的进料位置：两操作线交点稍下的位置。（2）保持全塔物料平衡：WDFWxDxFxWDF ,（3）选择适宜的塔顶回流：适宜的回流比及回流温度。）选择适宜的塔顶回流：适宜的回流比及回流温度。（4）选择合适的进料热状况：工业上多采用饱和液体进料，以节）选择合适的进料热状况：工业上多采用饱和液体进料，以节省能耗。省能耗。（5）在灵敏板进行温度控制。）在灵敏板进行温度控制。6.4.2操作型问题定性分析操作型问题定性分析（1）影响精馏操作的因素分析）影响精馏操作的因素分析影响精馏操作的主要因素有：物系特性和操作压强；生产能力影响精馏操作的
39、主要因素有：物系特性和操作压强；生产能力和产品质量；回流比和进料热状况；塔设备情况；再沸器和冷凝和产品质量；回流比和进料热状况；塔设备情况；再沸器和冷凝器的热负荷。器的热负荷。上述因素以应遵循的基本关系：相平衡关系；物料衡算关系；上述因素以应遵循的基本关系：相平衡关系；物料衡算关系；理论板数关系；塔板效率关系；热负荷关系。理论板数关系；塔板效率关系；热负荷关系。（2）操作型问题定性分析）操作型问题定性分析所谓操作型问题是指设备给定的条件下，计算或分析某操作条件所谓操作型问题是指设备给定的条件下，计算或分析某操作条件改变后分离效果的变化，或者提出为获得合格产品需采用的调节改变后分离效果的变化，或
40、者提出为获得合格产品需采用的调节措施等措施等 典型例题典型例题精馏气液平衡问题精馏气液平衡问题逐板法求理论板的基本思想逐板法求理论板的基本思想 【例62】在连续精馏塔中分离苯-甲苯溶液，塔釜间接蒸气加热，塔顶全凝器，泡点回流。进料中含甲苯65%（摩尔分率，下同），进料量为100kmol/h，以饱和液体状态进入第三块板。已知塔顶馏出液量为40 kmol/h，系统的相对挥发度为2.5，精馏段操作线方程为y=0.8x+0.16，各板的效率均为1。试求：（1）塔顶、塔底的出料组成；（2）提馏段操作线方程；（3）离开第四块板的液相组成。解解 35.0 Fx，F=100kmol/h，q=0，D=40kmo
41、l/h，=2.5。（1）精馏段的操作线方程为1116.08.0RxxRRxyD8.01 RRR=4 16.01 RxD8.0 DxW=F D=100 40=60 kmol/h wx608.04035.010005.0 wxhkmolFDRFVFqVV/10010040)14()1()1(（2）hkmolWVL/16060100提馏段的操作线方程为03.06.110005.060100160 xxVWxxVLyw利用逐板计算法求理论板数N2882.0503.05.15.2503.0,503.016.04287.08.04287.06523.05.15.26523.0,6523.016.06154
42、.08.016.08.06154.08.05.15.28.0)1(,8.0332121111xyxxyyyxxyD第三块板加料，因此 34,xy满足提馏段的操作线方程，则2326.04311.05.15.24311.04311.003.02882.06.103.06.1434xxy【例4-3】在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为0.35（易挥发组分摩尔分率，下同），饱和蒸气加料。塔顶采出率 为40%，且已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.20，试求：FD1提馏段操作线方程：2若塔顶第一板下降的液相组成为0.7，求该板的气相默弗里效率Emv1。
43、解：先由精馏段操作线方程求得R和xD，再任意假设原料液流量F，通过全塔物料衡算求得D、W及xw，而后即可求出提馏段操作线方程，Emv1可由默夫里效率定义式求得。1提馏段操作线方程由精馏段操作线方程知板效率的计算板效率的计算75.01RR解得 R=3.020.01RxD解得 xD=0.8设原料液流量F=100kmol/h，则 D=0.4100=40kmol/h，W=60kmol/h05.0401008.04035.0100DFDxFxxDFW因q=0，故 L=L=RD=340=120kmol/h V=V（1q）F=（R+1）D（1q）F=440100=60kmol/h提馏段操作线方程为 05.0
44、205.0606060120 xxxVWxVLyw2板效率Emv1由默弗里板效率定义知：2*1211yyyyEmv其中 y1=xD=0.8 y2=0.750.7+0.2=0.725 854.07.05.117.05.21111*1xaaxy故%5858.0725.0854.0725.080.01mvE本题要求掌握操作线方程的含义以及默弗里效率的定义。【例64】用一连续精馏塔分离苯甲苯液体混合物，塔顶设全凝器，塔底设再沸器，露点进料。通过取样测得原料液组成为0.6（摩尔分数，下同），馏出液组成为0.9，釜残液组成为0.02。设该塔在适宜位置进料。试求：（1）每获得1kmol/h馏出液时的原料液用
45、量F；（2）若回流比为2，它相当于最小回流比的多少倍？（3）假设原料液加到加料板上后，该板的液相组成仍为0.6，求上升到加料板上的气相组成。（物系的平均相对挥发度为3）（4）因长期操作。再沸器结垢，试问对塔顶、塔底产品质量有何影响？写出分析过程（假设此时F、D、q、不变）。为维持塔顶、塔底产品质量不变，应采取何种措施？说明理由。物料衡算与操作线分析物料衡算与操作线分析 125.1333.06.06.09.0minqqqDxyyxR78.1125.12/minRR求Rmin，求R/Rmin，（倍）（3）求上升到加料板上的气相组成。因加料板是提馏段第一层板，故所求量为y2212DRL露点进料q0，
46、已知F1.52kmol/h，W0.52kmol/h，xW0.02，x10.6 kmol/h提馏段操作线方程为：WmmxWqFLWxWqFLqFLy1代入已知量：52.052.1202.052.052.052.1252.121mmxy即 00347.0173.11mmxy所求 70.000347.06.0173.100347.0173.112xy（4）再沸器内结垢，导致传热不良，V，而D又不变。DRV)1(由 得R，精馏段操作线斜率=R/（R+1），靠近平衡线，不利于分离，故 Dx由全塔物料衡算可知，当F、D、W、Fx不变、DxWx时，。DxWx要想、不变，应及时清除污垢，或提高再沸器的加热蒸汽
47、压力，以使V保持不变或略有增大。1.本章应掌握的内容本章应掌握的内容学习本章应重点掌握：湿空气的性质参数及湿度图、湿物料中含学习本章应重点掌握：湿空气的性质参数及湿度图、湿物料中含水性质、干燥过程的物料衡算及热量衡算。一般掌握干燥过程的水性质、干燥过程的物料衡算及热量衡算。一般掌握干燥过程的速率及干燥时间的计算。了解干燥器的类型及使用场合，提高干速率及干燥时间的计算。了解干燥器的类型及使用场合，提高干燥热效率及强化干燥过程的措施。燥热效率及强化干燥过程的措施。2.本章学习要点本章学习要点71湿空气的性质湿空气的性质由于干燥过程所用的干燥介质一般多为空气，且随干燥过程的进行，空气实际上成为空气与
48、水蒸气的混合物（常称之为湿空气），可见空气（湿空气）的性质的计算是干燥计算的基础。第七章第七章 干燥干燥7.1.1湿空气的含水量的表示方法7.1.2湿空气温度的表示方法干球温度t，简称温度，指空气的真实温度，可直接用普通温度计测量。湿球温度Wt：指大量的空气与少量的水经过长时间绝热接触后达到的稳定温度。露点温度dt在总压不变的条件下，不饱和湿空气冷却达到饱和状态时的温度。绝热饱和温度ast指少量的空气与大量的水经长时间绝热接触后达到的稳定温度。7.1.3湿空气的其他性质 湿空气的比热容 ，单位为kJ/kgC湿空气的焓 ，I的单位为kJ/kg。湿空气的比容 ，单位为m3/Kg。HcH88.101
49、.1HtHI2490)88.101.1(273273)224.1773.0(tHvH71.4湿度图湿空气的各种性质之间存在着一定的函数关系，这些关系除了可用前面介绍的公式表示外，还可以用湿空气的性质图来表示。在总压一定的条件下，只要已知任意两个独立的性质参数，湿空气的其他性质便可从图中读出，既方便又迅速。从形式上看，常用的有湿度-焓（H-I）图、温度-湿度（t-H）图。7.2干燥静力学干燥静力学7.2.1湿物料的性质 湿基含量：%100湿物料的总质量湿物料中水分的质量w干基含水量：%100量湿物料中绝干物料的质湿物料中水分的质量X且有：wwXXXw11或湿物料的比热容 Xcwcwwccwcss
50、Wsm187.4187.4)1()1(湿物料的焓 mcI 7.2.2干燥过程的物料衡算)1()1(2211wGwGG干物料量 水蒸气用量（水分蒸发量）121222112111)(wwwGwwwGXXGW所需加热空气量：12HHWL7.2.3干燥过程的热量衡算理想干燥器为等焓过程：21II 预热器的输入热量)()(0101ttLcIILQHp热量衡算的普遍式（实际干燥器）为LmLdpQtWGcttHLQQIIGIILQQQ)187.488.12490()()(88.101.1()()(12120201202或干燥器的热效率dpTQQtW（QQ)187.488.1249012干燥器中的总热量水蒸气
