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化 工 原 理 讲 义 上册 绪论 一、化工生产过程 用化工手段将原料加工成产品的生产过程叫做化工生产过程。 例：乙炔法制取聚氯乙烯 物理操作： 1.加工前对原料进行提纯； 2.生成物（聚乙烯单体）中所含有未反应掉的HCl和其他的副产物应除去； 3.聚合所得到的塑料颗粒和水的悬浮液须脱水，干燥，才能成为 产品。 由此可见： 物理步骤在整个化工生产中占极其重要的地位，对生产过程的经济效益影响很大。 实际上，现代化学工业中的前后处理工序占有着企业的大部分设备投资和操作费用。 因此，目前已不是单纯由反应过程的优惠条件来决定必要的前后处理过程，而必须总体地确定全系统的优惠条件。 二、单元操作 各种生产过程都是由类似上述的化学反应和若干物理操作串联而成的。 所以，不必将每个化工生产过程都当作一种特殊的或独有的技术去研究，只研究组成生产过程的每一个单独操作即可。 这些物理操作统称为化工单元操作，简称单元操作。 三、“化工原理”课程的两条主线 1.主线一：传递过程 根据单元操作所遵循的基本规律，可将单元操作划分为三类： （1）动量传递过程（遵循流体动力基本规律的单元操作）如：流体输送设备、搅拌、过滤、沉降 （2）热量传递过程（遵循传热基本规律的单元操作）如：加热、冷却、蒸发 （3）物质传递过程（遵循传质基本规律的单元操作）气体吸收、液体蒸馏、萃取、干燥 2.主线二：研究方法 两种基本的研究方法： 一：实验研究法，既经验方法； 优点：避免了方程的建立，直接用实验测取各变量之间的联系。 缺点：不同的化工过程，有不同的设备和不同的物料，都用实验来定，则太麻烦。 所以，建立实验研究的方法论，使实验结果能“由小见大”（尺寸）“由此及彼”（物料） 二：数学模型法，既半经验、半理论的方法。 数学模型法：将复杂的实际问题合理简化，建立方程式。其他用修正系数。修正系数由实验测定。因此是半经验、半理论的。 因此，以单元操作为内容，以传递过程和研究方法为主线，组成了“化工原理”这门课程。 三、“化工原理”课程所回答的问题 1.如何根据各单元操作在技术和经济上的特点，进行“过程和设备”的选择，以适应指定物系的特征，经济而有效的满足工艺要求； 2.如何进行过程的计算和设备的设计；在缺乏数据的情况下，如何组织实验以取得必要的设计数据； 3.如何进行操作和调节以适应生产的不同要求。在操作发生故障时如何寻找故障的缘由。等等。 第一章 流体流动 涉及流体流动规律的主要有以下几方面: 1.流动阻力及流量计量 2.流动对传热、传质及化学反应的影响 3.流体的混合 §1.1 概述 1.1.1流体流动的考察方法 一、连续性假定 流体是指具有流动性的物体，包括液体和气体。流体输送操作是化工生产中应用最普遍的单元操作。流体流动是其它化工过程的基础。在研究流体流动时，常将流体看成是由无数分子集团所组成的连续介质 。 二、运动的描述方法 1、拉格朗日法 选定一个流体质点，对其跟踪观察，描述其运动参数（如位移、速度等）与时间的关系。描述同一质点在不同时刻的状态。 2、欧拉法 在固定空间位置上观察流体质点的运动情况，如空间各点的速度、压强、密度等。空间各点的状态及其与时间的关系。 三、定态流动 运动空间各点的状态不随时间而变化。既：指定点的速度、压强等均为与时间无关的常数。 四、流线与轨线 1、轨线：某一流体质点的运动轨迹。（拉） 2、流线：流线上各点的切线表示同一时刻各点的速度方向。（欧） 在定态流动时，流线与规线重合。由于，同一点在指定某一时刻，只有一个速度，所以各流线不会相交。 五、系统与控制体 1、系统是包含众多流体质点的集合。系统与外界之间的分界面称为系统的边界。 系统与外界可以有力的作用与能量的交换，但没有质量交换。系统的边界随着流体一起运动，因而其形状和大小都可随时间而变化。 2、当划定一固定的空间体积来考虑问题，该空间体积称为控制体。构成控制体的空间界面称为控制面。控制面是封闭的固定界面。流体可以自由进出控制面。控制面上可以有力的作用与能量的交换。 六、考察方法的选择 通常，若需要对流体作出描述时，采用欧拉法，尤其在流动是定态时，用欧拉法来描述流动状态就很方便了。 1.1.2 流体流动中的作用力 一、体积力（质量力）　 作用在所研究的流体各个质点上的一种力，其大小与质点的质量成正比，对均质流体来说，也与流体的体积成正比，故亦称体积力。 如：重力，离心力。 二、表面力 作用在所研究的那块流体表面上的力称表面力，属于这种力的有与该表面垂直的法向力（压力）以及与该表面相切的切向力（剪力）。 三、压强的单位 在SI制中压力单位Pa : 103kPa=106Pa=1ＭPa 设容器底面积为Am2液柱高hm，液体密度 kg/m3，则液体作用在底面的力为P N等于液柱重量：P=mg=Ahg N 作用在单位底面上的压力： p=P/A=hg N/m2 当液体一定，P、g一定为常数，所以可用高度h的大小表示压力P的大小：h=p/g m 四、剪应力 运动着的流体内部相邻两流体层之间的相互作用力－－－流体内摩擦力（粘滞力） 粘性－－－流体运动时，产生内摩擦力的特性 由图可得： 微分式： 剪应力与粘度及速度梯度成正比。 讨论： 1.意义：μ是使流体产生单位速度梯度的剪应力。是反映流体运动时产生内摩擦力大小的一个物性参数。 另外有运动粘度ν=μ/ρ 2.影响因素 A.温度： 液体：温度↑，粘度↓，粘度由分子间引力引起； 气体：温度↑，粘度↑，粘度由分子无规则碰撞引起。 B.压力：可忽略 1.1.3流体流动中的机械能 机械能（位能、动能、压强能）在流动过程可以互相转换，亦可转变为热或流体的内能。但热和内能在流体流动过程不能直接转变为机械能而用于流体输送。 内能是贮存于液体内部的能量，是由于原子与分子的运动及其相互作用存在的能量。因此液体的内能与其状态有关。内能大小主要决定于液体的温度，而液体的压力影响可以忽略。 内能：单位质量流体所具有的内能U＝f（t），J/Kg ； 位能：在重力场中，液体高于某基准面所具有的能量称为液体的位能。液体在距离基准面高度为z时的位能相当于流体从基准面提升高度为z时重力对液体所作的功。单位质量流体所具有的位能gz ； 动能：液体因运动而具有的能量，称为动能单位质量流体所具有的动能； 压强能：流体自低压向高压对抗压力流动时，流体由此获得的能量称为压强能 。单位质量流体所具有的压强能； §1.２流体静力学 1.1.1静压强在空间的分布 1.静压强 静止流体中空间各点p＝f（x,y,z） 某一点不同方向上的压强在数值上相等，为什么？ 2.流体微元的受力平衡 如图1－6所示，作用于立方体流体微元上的力有两种 ①表面力 ②体积力 ①表面力 abcd表面的压力（N）为： a¡¯b¡¯c¡¯d¡¯表面的压力（N）为： 对于其他表面，也可以写出相应的表达式 ②体积力 设单位质量流体上的体积力在x方向的分量为x（N/Kg），则微元所受的体积力在x方向的分量为，该流体处于静止状态，外力之和必等于零、对x方向，有： 与x方向相同的力取¡°＋¡±号，相反取¡°－¡±号 上式两边同除以得： 同理 若将该微元流体移动dl距离，此距离对x,y,z轴的分量为dx、dy、dz，将上列方程组分别乘以dx、dy、dz并相加得： 表示两种力对微元流体作功之和为零。 由于静止流体压强仅与空间位置有关，即与时间无关。所以上式左侧括号内即为压强的全微分，于是：（流体平衡的一般表达式） 3.平衡方程在重力场中的应用 如流体所受的体积力仅为重力，并取z轴方向与重力方向相反，则： X=0,Y=0,Z=-g 将此式代入流体平衡的一般表达式有 设流体不可压缩，即密度ρ与压力无关，可将上式积分得： 对于静止流体中任意两点1和2，如图1-7所示： 必须指出，以上各式仅适用于在重力场中静止的不可压缩流体。 静压强仅与垂直位置有关，而与水平位置无关。这是由于流体仅处于重力场中的缘故。 流体中，液体的密度随压强的变化很小，可以认为是不可压缩的流体；气体则不然，具有较大的可压缩性，原则上上式不成立，但是若压强的变化不大，密度可近似地取其平均值而视为常数时，以上各式仍可用。 1.2.2压强能与位能 由上述推导可知:gz实质上是单位质量流体所具有的位能;p/ρ是单位质量流体所具有的压强能. 静止流体存在着两种形式的势能(位能和压强能) 静止流体中总势能保持不变. P/ρ表示单位质量流体的总势能: ∴P/ρ=gz+p/ρ (P为一种虚拟压强) 虚拟压强与密度有关,所以 ,使用时应指明流体种类. 1.2.3 压强基准 1.绝对压强：以绝对真空算起的真实压强。 2.表压强：以大气为起点算起的压强，表示待测压强比大气压高出的部分。 3.真空度：表示待测压强比大气压低的部分。 换算：表压=绝对压强—大气压 真空度=大气压—绝对压强 注意：（1）由于各地大气压不同，故会有总压相同，但表压却不同； （2）有时用mmHg表示真空度 例1：真空表测得某设备内真空度为450mmHg，当地大气压认为1atm，问设备内绝对压强为多少kPa？ 解：绝对压强=大气压—真空度 例2：压强表测得某反应塔内表压强为0.25MPa，当地大气压为1atm，问塔内绝对压强为多少N/m2. 解：绝对压强=表压+大气压 1.2.4 压强的静力学测量方法 1.简单测压管 等压面A-A/： 2.U型测压管ρ 指示液（ρ0 >>ρ,不互溶，不反应） 等压面B-B/ 3.U型压差计 等压面A-A/ §1.3 流体流动中的守恒原理 以管流为主讨论流体质量守恒、能量守恒和动量守恒，从而得到流速、压强等运动参数在流动过程中的变化规律。 1.3.1 质量守恒 （1）流量 单位时间内流过管道某一截面的物质量称为流量。一般有体积流量 和质量流量两种表示方法。 （2）平均流速（简称流速）u 单位时间内流体在流动方向上所流过的距离称为流速u（m/s）。 （3）质量流速G 单位时间内流体流过管道单位截面积的流体质量称为质量流速G。 （4）质量守恒方程 取截面1-1至2-2之间的管段作为控制体（欧拉法，截面固定）。定态流动时，；对不可压缩流体。 对圆形截面管道 1.3.2 机械能守恒 根据牛顿第二定律固体质点运动，无摩擦（理想条件） 机械能＝位能＋动能＝常数 流体流动，无摩擦（理想流体，无粘性μ＝0、F＝0、τ＝0） 机械能＝位能＋动能＋压强能＝常数 单位质量流体所具有的机械能＝ （1）沿轨线（拉格朗日考察法，是某一流体质点的轨迹）的机械能守恒 立方体微元所受各力平衡（静止）： 在运动流体中，立方体微元表面不受剪应力，微元受力与静止流体相同，但受力不平衡造成加速度，即： 设流体微元在dt时间力位移dl，它在x轴上的分量位dx，将dx乘上式各项得： 同理在y，z方向上有： 以上三式相加得： 若流体仅在重力场中流动，取z轴垂直向上，则： X=0,Y=0,Z=-g 上式成为： 对不可压缩流体，ρ＝常数，积分上式得： 上式适用于理想流体（ μ ＝0），沿轨线机械能守恒。 (2)沿流线（欧拉考擦法，固定截面上考擦）的机械能守恒定态流动，流线与轨迹线重合，上式仍适用。 (3)理想流体管流的机械能衡算 理想流体（μ＝0，τ＝0，无阻力损失） （4）实际流体管流的机械能衡算 实际流体（） 习惯上也把上式称为实际流体的柏努利方程或扩展了的柏努利方程。 (5)柏努利方程的应用 ①重力射流 ②压力射流 (6)柏努利方程的几何意义 以单位重量流体为衡算基准，有： 理想 实际流体（） 以单位体积位衡算基准,有： §1.4 流体流动的内部结构 本节的目的时为了了解流体流动的内部结构以便为阻力损失计算打下基础。 1.4.1 流体的形态 （1）两种流型：层流和湍流 （2）流型的判据：雷诺数Re 层流（滞流）:流体质点轴向做层次分明、互不干扰的直线运动。 湍流（紊流）：流体在做轴向运动的同时，且沿径向也做杂乱无章的横向运动。 （2）流型的判据---雷诺数Re 实验表明，管流中流动的几何尺寸，流动的平均速度及流体的性质对流型从层流到湍流的转变有影响。 通过分析研究，可以把这些影响因素组成为一个无因次的数群duρ/μ,此数群被称为雷诺数或雷诺准数。 因次：用某符号表示某特定的物理量。 当Re≤2000时，流体的流动形态一定是层流； 当Re≥4000时，流体的流动形态一定是湍流； 当2000≤Re≤4000时，流体的流动形态有时是层流，有时是湍流，受环境条件的影响，是过渡阶段。 Re准数是流体流动中的一个重要参数。 ①Re是一个无因次数群，可分析影响流动的因素；内因：ρ，μ；外因：d ，u ②可以用来判断流型（层流、湍流），其与单位制无关； 层流与湍流 1、流体内部质点的运动方式 （1）层流：质点沿轴做规则的直线运动，各质点运动平行，互不混合碰撞，速度是一维的。 （2）湍流：流体质点在做轴向运动的同时，还做混乱的径向运动，速度是三维的。 湍流流动是在时均速度的基础上叠加一个脉动速度。 湍流的基本特征是流体质点的运动产生了随即的脉动。 1.4.3 边界层及边界层脱体（分离） 边界层 1、平板上的边界层 流体流过壁面，由于粘性的作用，存在一层受壁面影响而存在速度分布（梯度）的流体层，称为流动边界层。 定义：流速降为未受边壁影响流速的99%以内的区域为边界层。 在边界层内，由于存在有速度梯度，故存在剪应力，应按粘性流体来处理过程。在边界层外，是流动主体，由于不存在速度梯度，因此不存在剪应力，因此可按理想流体来处理流动过程。 2.圆管内的边界层 在化工生产中，常遇到的是管内的流动： （1）进口段——不稳定段 a.开始壁面影响较小，速度分布平坦； b.随着向前流动，壁面影响扩大，由于流量固定，边界层速度降低，而中心速度增大。 （2）随着向前流动，边界层渐渐向中心扩展，到达一定距离后，边界层在管中心汇合，边界层占据整个截面，以后速度分布就不再变化——充分发展了的流动。 （3）由于在管内进口段，流速不稳定，流动扰动厉害，因此安装测量仪表应在稳定段，即充分发展了的流动之后。 3.边界层的分离： 均匀流体流过一无限长的圆柱体 （1）在A点形成前驻点，速度为0，压强最大。 （2）自A点到B点，由于柱面的作用，形成边界层，并逐渐扩展，从A到B由于截面减小，因此流体加速、减压（忽略位能变化），减小的压力一部分转变为动能，一部分消耗在阻力上。 （3）在B点，流速最大，压力最小。 （4）在B点后，由于流道渐扩，因此流速减小，压力增大，减小的动能一部分转变为静压能，一部分用于克服阻力。 （5）沿着柱面的质点的动能，由于转变压力和克服阻力的双重作用，到达某点C时，动能被消耗殆尽，速度为0，此点压强最大，而距柱面稍远的质点，受柱面影响较小一些，速度为0的点会向后移动一些，依此，则会形成一条速度为0的界面C-D，该面上压强最大。 （6）后边的流体，由于C点的高压，会被推离壁面，因此自C点形成边界层脱离壁面——称为边界层分离，C点称为分离点 （7）在C-D面以后，则形成真空区，后边的流体由于不受壁面的影响，压强较大，必然来补充，因此形成倒流，因此C-D面是两股流体的交界面——分离面在此区域，由于回流形成漩涡，质点发生强烈碰撞和混合，消耗掉大量能量，这部分能量损失是由于固体表面造成边界层分离而引起的，称为形体阻力。 粘性流体绕流过固体表面的阻力有两种： 粘性阻力——内摩擦力 形体阻力——局部阻力 小结： （1）造成边界层分离的条件：粘性力的作用、流道扩大； （2）边界层分离造成大量漩涡，大大增加机械能消耗； （3）分离点C越靠前，漩涡取越大，形体阻力越大，分离点C靠后，漩涡区变小，形体阻力则小 1.4.4 圆管内流体运动的数学描述 （1）流体的力平衡 左端面的力；右端面的力；外表面的剪切力；圆柱体的重力 因流体在均匀直管内作等速运动，各外力之和必为零，即： （2）剪应力分布 将 F1、F2、Fg、F代入上式，并整理: 此式表示圆管中沿管截面上的剪应力分布。 剪应力分布与流动截面的几何形状有关，与流体种类、层流或湍流无关，即对层流和湍流皆适用。 (2) 剪应力分布 （3）层流时的速度分布 层流时τ服从牛顿粘性定律： 管中心r＝0，， 所以。 （4）层流时的平均速度和动能校正系数 可得α＝2 （5）湍流时的速度分布 层流；湍流 不是物性，其值与Re及流体质点位置有关，故湍流时速度分布不能像层流一样通过流体柱受力分析从理论上导出，只能将试验结果用经验式表示： n与Re有关，在不同Re范围内取不同的值： 不论n取1/6或1/10，湍流的速度分布可作如下推想：近管中心部分剪应力不大而湍流粘度数值很大，由式（1-61）可知湍流核心处的速度梯度必定很小。而在壁面附近很薄的层流内层中，剪应力相当大且以分子粘度μ的作用为主；但μ的数值又远较湍流核心处 的μ/为小，故此薄层中的速度梯度必定很大。图1-32表示湍流时的速度分布。Re数愈大，近壁区以外的速度分布愈均匀。 §1.5 阻力损失 1.5.1两种阻力损失 （1）直管阻力和局部阻力hf （2）阻力损失表现为流体势能的降低 由式（1－42）（无外加机械能）， （等径） 阻力损失主要表现为流体势能的降低。 （3）层流时的直管阻力损失 （4）湍流时直管阻力的研究及因次论 a.实验室研究方法 对于湍流，由于阻力是由粘性摩擦力和涡流引起的附加阻力两者组成，呈无规则运动。对于此类工程问题，无法用数学方法求得，而通过下述实验研究的方法来解决，其步骤如下： ①对工程进行尽可能的分析，找出影响过程的主要因素，例如湍流hf=f(d,l,u,ρ,μ,ε)； ②通过无因次化减少变量数，将参数变成几个准数； ③将准数写成指数函数形式； ④通过实验在确定各参数的指数。 （2）因次论和π定理 ①因次：用几种基本符号表示各物理量，这些基本符号称为因次； 基本因次：不可互相表示，互相独立； 导出因次：由基本因次表示。 在力学中，基本因次有三个：长度、质量、时间。导出单位有：压力、速度、密度。 ②因次论——因次一致性原则 任何一个物理方程，等式两侧不但数值相等，而且因次相同。 ③π定理 任何一个物理方程都可转化成无因次数群的形式，无因次数群的个数N等于影响过程的变量数n减去基本因次数m. N=n-m 例：对湍流的阻力 ①分析hf=f(d,l,u,ρ,μ,ε) ②写成指数形式 hf=Kdalbueρjμkεq ③无因次化：变量数n=7,基本因次m=3,无因次数群个数N=7-3=4,代入由各无因次指数相等。 采用幂函数形式表达这一关系，可写成： K为常数，式中k,a,b,c,e,f,g均为待定值，分析上式中各物理量的因次，以基本因次表示，质量，长度，时间表示。 把各物理量的因次代入上式得: 按照因次一致性原则，等式两边个基本因次的指数应对应相等，即： → 将指数相同的各物理量归并在一起，得： 将上式写成一般形式，则为 此式与前边的原始式相比只包括四个无因次数群，而原始式中有七个物理量，所以可知，通过因次分析法可使变量数减少，从而大大缩减所需的实验数量。 上述推导中所获的数群里， l/d反映了管子的长径比，即几个尺寸的特点； duρ/μ为Re准数，反映了流动特性； ε/d为相对粗糙度。 注意：所选择所获得数群需要注意的是其应代表一定的物理意义。 1.5.3直管阻力损失的计算 一、统一的表达式 对于直管阻力损失，无论是层流或湍流，均可将式子统一为：此式为范宁公式，式中摩擦系数为雷诺数和相对粗糙度的函数，即： 因次论的总结： （1）优点：不涉及运动内部机理，仅从因次分析入手，使函数关系简化，从而把复杂问题的实验工作大大简化； （2）缺点：必须正确确定影响过程的因素，选多或选少都会得出不正确的结论，必须要有长期实验研究的经验。 二、摩擦系数 a.对于Re小于等于2000的层流直管流动，根据理论推导： b.对于湍流时的摩擦系数，研究表明： 图中有四个不同的区域： a.层流区，雷诺数小于等于2000时，lgλ随lgRe的增大呈线性下降，斜率为-1，表达这一直线的关系为λ=64/Re。此时，阻力损失与流速的一次方成正比； b.过渡区，雷诺数介于2000到4000之间，管内流动随外界条件的影响而出现不同的流型，摩擦系数也因之出现波动。为了保险起见，工程计算中，一般按湍流处理，将相应湍流时的曲线延伸，以便查取λ； c.湍流区，雷诺数大于4000时，且在图中虚线以下时，流体流动进入湍流区。λ 值随Re的增大而减小，Re数增大到一定值以后，λ 值随Re数的增大下降缓慢。 d. 完全湍流区，虚线以上的区域，λ 与Re的曲线近似水平。即雷诺数到足够大时，摩擦系数基本上不随雷诺数的变化而变化。在此区域内λ 值近似为常数，仅取决于相对粗糙度，此时，λ 的求算式变为： 由于λ 与Re无关，所以阻力损失与流速的平方成正比。此区域称为充分湍流区或阻力平方区。 管壁粗糙度可用：绝对粗糙度ε（指壁面凸出部分的平均高度） 相对粗糙度ε/d 相同的管道，直径d 不同，对λ的影响就不同。故一般用相对粗糙度ε/d 来考虑对λ的影响。 ①层流：层流时，管壁上凹凸不平的地方都被有规则的流体层所覆盖，而流速又比较缓慢，流体质点对管壁凸出部分不会有碰撞作用，所以层流时λ与ε无关，粗糙度的大小并未改变层流的速度分布和内摩擦规律。 ②湍流时，前面我们已知道，湍流时靠管壁处总是存在一层层流内层，其厚度设为δ，若δ＞ε，则此时管壁粗糙度对λ的影响与层流相近，若δ＜ε 则管壁突出部分便伸入湍流区与流体质点发生碰撞，便湍流加剧，此时ε对λ的影响便成的主要因素。Re越大，层流内层越薄，这种影响越显著。当Re增大到一定程度，层流内层薄得使表面得凸出完全暴露在湍流区内，则再增大Re,只要ε一定,λ就一定了，此时就进入了阻力平方区，即阻力损失与u2成正比：hf∝ u2。 流体在非圆形管道中的流动阻力 当量直径： 对圆管 对方形管 对套管 注意： （1）阻力 （2）当量直径只可用来代替阻力计算中的直径，不可用来计算流体在管路中的流速和流量； （3）对非圆管，层流时，C由表中查出。 1.5.4局部阻力的损失 化工管路中的管件种类繁多，常见的管件如表1-2所示。流体流 过各种管件都会产生阻力损失。和直管阻力的沿程均匀分布不同，这种阻力损失是由管件内的流道多变所造成，因而称为局部阻力损失。局部阻力损失是由于流道的急剧变化使流动边界层分离，所产生的大量漩涡，使流体质点运动受到干扰，因此即使流体在直管内是层流流动，但当它通过管件或阀门时也是很容易变成湍流。 ⑴突然扩大与突然缩小 ①突然扩大 流体流过如图所示的突然扩大管道时，由于流股离开壁面成一射流注入了扩大的截面中，然后才扩张道充满整个截面。由于流道突然扩大，下游压强上升，流体在逆压强梯度下流动，射流与壁面间出现边界层分离，产生漩涡，因此有能量损失。 ②突然缩小 突然缩小时，流体在顺压强梯度下流动，不致于发生边界层脱离现象，因此在收缩部分不会发生明显的阻力损失。但流体有惯性，流道将继续收缩至A-A面后又扩大。这时，流体在逆压强梯度下流动，也就产生了边界层分离和漩涡。因此也就产生了机械能损失，由此可见，突然缩小造成的阻力主要还在于突然扩大。 ⑵局部阻力损失的计算 1.阻力系数法 近似地将克服局部阻力引起的能量损失表示成动能 的一个倍数。这个倍数称为局部阻力系数，用符号ζ 表示，即。突然扩大的阻力系数和突然缩小的阻力系数可从表1-2查得. 两种极端情况： ①流体自管出口进入容器，可看作很小的截面突然扩大道很大的截面，相当于突然扩大时A1/A2≈0的情况，故管出口ζ=1. ②流体自容器流进管的入口，是自很大的截面突然缩小到很小的截面，相当于突然缩小时A2/A1≈0 的情况，故管入口ζ=0.5 . 2.当量长度法 把局部阻力看成具有相同直径而长度为le的直管的阻力，le为当量长度。 总阻力： §1.6 流体输送管路的计算 前面几节我们已导出了连续性方程式，机械能衡算式以及阻力损失的计算式。据此，可以进行不可压缩流体输送管路的计算。 化工管路按其布置情况可分为简单管路与复杂管路两种，下面我们分别讨论其计算方法。 1.6.1简单管路计算 简单管路 简单管路是指没有分支或汇合的单一管路。在实际计算中碰到的有三种情况：一是管径不变的单一管路；二是不同管径的管道串联组成的单一管路；三是循环管路。 阻力对管内流动的影响 简单管路（见图） 将阀门由全开转为半开,则 1.阀门关小,阀门的阻力系数增大,从A到B的阻力增大,出口及管内各处的流量随之减小. hf=ζ(u2/2) ∵ζ↑ ∴hf↑ 2.在管段1-A之间考察,流量降低使1-A之间的阻力损失减小,A处虚拟压强将增大.因A点高度不变,A点的虚拟压强增大意味着压强的升高. hf1-A=(P1-PA)/ρ P=p+ ρ gz ∵P1→ ∴ PA↑ ， pA↑ (zA →) 3.在管段B-2之间考察,流量降低使B-2的阻力损失减小,虚拟压强将下降.同理,B点虚拟压强的下降意味着B点的压强减小. hfB-2=(PB-P2)/ρ P2→ hfB-2↓，PB↓ ∴ pB↓ ( zB→ ) 结论 1.任何局部阻力系数的增加将使管内的流量下降; 2.下游阻力增大将使上游压强上升; 3.上游阻力增大将使下游压强下降; 4.阻力损失总是表现为流体机械能的降低,在等径管中则为总势能的降低. 分支管路（见图） 图中为阀门全开,现将阀A关小,ζA增大,则: 1.考察整个管路,由于阻力增加而使总流量下降,0出的虚拟压强上升. 解释:阀A关小, ζA↑, hfA ↑,由于没有外加功,而总能量为动能,位能,压强能之和, hfA ↑得出总能量↓,而z→,位能→,压强能→,所以,动能↓,得u ↓,而面积→,所以,总流量↓,得uV0 ↓,得hf1-0 ↓,得P0↑. 2.在截面0至2间考察,尽管0处的虚拟压强上升,但因ζA↑,而使qV2↓. 解释: qV0↓ qV3↑ 得： qV2↓. 3.在截面0至3间考察,0处的虚拟压强上升,ζB→,而使qV3↑. 解释:hf0-3=(P 0- P 3)/ρ P 3 =p3+ρgz P 3→ P 0↑ hf0-3↑ ζB→ 得:u↑ 所以qV3↑. 两种极端情况 1.总管阻力可以忽略,支管阻力为主 2.支管阻力可以忽略,总管阻力为主 汇合管路 见图1-42,是最简单的汇合管路,设下游阀门全开时,两高位槽中的流体流下在o点汇合. 现将阀门关小,qv3↓,o点的虚拟压强上升.此时,qv1,qv2同时降低,但因P2＜P1, qv2下降的更快. 当阀门关小至一定程度,因P0=P2, 使qv2=0,继续关小阀门,则qv2将作反向流动. 综: 管路应视作一个整体。流体在沿程各处的压强或势能有着确定的分布，或者说在管路中存在着能量的平衡。任一管路或局部条件的变化都会使整个管路原有的能量平衡遭到破坏，需根据新的条件建立新的能量平衡关系。管路中流量及压强变化正是这种能量平衡关系发生变化的反映。 1.6.2管路计算 前面几节我们已导出了连续性方程式，机械能衡算式以及阻力损失的计算式。据此，可以进行不可压缩流体输送管路的计算。 化工管路按其布置情况可分为简单管路与复杂管路两种，下面我们分别讨论其计算方法。 1.6.2.1简单管路的数学描述 在简单管路计算中，实际是连续性方程，机械能衡算式和阻力损失计算式的具体运用。即联立求解这些方程: 连续性方程：； 机械能衡算式: 摩擦系数计算式(或图): 管路计算中常遇到的几类问题 1.已知管径,管长,流量,求流体流过管路的损失,从而求外加功; 2.已知管径,管长和系统可提供的总能量,求流量; 3.已知管长,流量及系统可提供的总能量,求管径. 对于1，则为一般问题，很容易解决； 而对于2、3，要列出伯努利方程，关键是求出摩擦系数，而摩擦系数为非线性关系。 如u或d未知，就无法求出Re，就不知道流型，则无法求出摩擦系数，那就无法求出u或d. 对于这种非线性的问题，要用一种特殊方法求解，即试差法。 即，先假设一个u，或者d,或者λ，在再列出方程求解，最后再校核它是否正确。 ①简单管路的设计型计算 设计型计算是给定输送任务，要求设计经济上合理的管路。典型的设计型命题如下： 设计要求：为完成一定量的流体输送任务qv，需设计经济上合理的管道尺寸（一般指管径d）及供液点所提供的势能p1/ρ。 给定条件:qv、l、p2/ρ（需液点的势能）、管道材料及管道配件、ε 、∑ζ(或∑le) 等5个量。 在以上命题中只给定了5个变量，上述三个方程求4个未知量,仍无定解。要使问题有定解，还需设计者另外补充一个条件，这是设计型问题的主要特点。 对以上命题剩下的4个待求量是：u,d,p1/ρ,λ。工程上往往是通过选择一流速u，继而通过上述方程组达到确定d与p1/ρ的目的。 由于不同的u对应一组不同的d、p1/ρ，设计者的任务在于选择一组经济上最合适的数据，即设计计算存在变量优化的问题。什么样的数据才是最合适的呢？ 对一定qv，d与u1/2成反比，u↑，d↓，设备费用↓，但u↑使流动阻力↑，操作费用↑；反之，u↓，d↑，设备费用↑，但u↓使流动阻力↓，操作费用↓。因此，必存在一最佳流速u，使输送系统的总费用（设备费用＋操作费用）最小。原则上说可以通过将总费用作为目标函数，通过取目标函数的最小值来求出最优管径（或流速），表1-3列出经验流速以确定管径再根据管道标准进行调整。 注：再选择流速时，应考虑流体的性质。粘度较大的流体（如油类）流速应取得低；含有固体悬浮物的流体，为了防止管路的堵塞，流速不能取得太低。密度较大的液体，流速应取得低，而密度小的液体，流速则可取得比液体大的多。气体输送中，容易获得压强的气体，流速可以取高些；而一般气体输送的压强不易获得，流速不宜取太高。还有对于真空管路，流速的选择必须保证产生的压降△p低于允许值。管径的选择也要受到结构上的限制，如支撑再跨距5m以上的普通钢管，管径不应小于40mm。 ②简单管路的操作型计算 操作型计算问题是管路已定，要求核算在某给定条件下管路的输送能力或某项技术指标。这类问题的命题如下： 给定条件：d,l, p1/ρ, p2/ρ,ε, ∑ζ(或∑le) 等6个量； 计算目的：求输送量qv； 给定条件： d,l, p1/ρ, qv,ε, ∑ζ(或∑le) 等6个量； 计算目的：p2/ρ 计算的目的不同，命题中须给定的条件亦不同。但是，在各种操作型问题中，有一点是完全一致的，即都给定了6个变量，方程组有唯一解。在第一种命题中，由于u未知，Re未知，无法确定流型，λ不知道，必须用试差法求解。 先假设λ或u(λ变化范围比u变化范围小，先假设λ求解比较方便，因为一般情况下λ=0.02～0.03）；通常可取进入阻力平方区的λ作为初值。 先假设一个d，或u，或λ，然后列出方程式计算，最后验证假设的正确性。 下面，看一个课本上的例题。 由例题可知： 在系统总能量给定的情况下，阀门关小，流量变小，这是由于阀门开度的变化引起局部阻力系数的变化使得阻力变化，整个系统的能量重新分配，从而使得流量得到调节。 阀门阻力的增大，表现为阀门前后压力的变化，阀门关系，点3的压强明显增大，因为管线是一个整体，一处压强的变化必引起别处压强的变化。 ⑵串联管路 由不同直径的管道串联组成的不等径管路。对于不可压缩流体，由连续性方程得，其流过串联管路内各段得体积流量相等。 串联管路的阻力损失等于各段管路阻力损失之和，即 ⑶循环管路的计算 循环管路，在管路中任取一截面同时作为上游1-1`截面和下游2-2`截面，则z1=z2,u1=u2,p1=p2,机械能衡算式化为： 上式说明，对循环管路，外加的能量全部用于克服流动阻力，这是循环管路的特点，后面解题时常用到。 由以上分析我们可以看出：对于简单管路，通过各管段的质量流量相等，对于不可压缩流体，体积流量相等；整个管路的阻力损失等于各管段阻力损失之和。 前面我们已经得到简单管路是没有分支或汇合的单一管路，它包括等径的、不等径的以及循环管路，那么对于有分支、汇合的管路，我们称之为复杂管路，常见的复杂管路有分支管路、汇合管路和并联管路三种。 下面我们分别介绍它们的特点和计算方法。 ⑴分支管路与汇合管路 特点： ①流量 由上图分支或汇合管路，我们可以看出，不管是分支管路还是汇合管路，对于稳态流动，他们的流量关系为： 即总管流量等于各支管流量之和。 ②分支点或汇合点O处的总机械能 不管是分支还是汇合，在交点O处都存在有能量交换与损失. 如果弄清楚O点处的能量损失及交换，那么前面讲到的对于单一管路机械能衡算式同样可以用于分支或汇合管路，工程上采用两种方法解决交点处的能量交换和损失。 A．交点O处的能量交换和损失与各流股流向和流速大小都有关系，可将单位质量流体跨越交点的能量变化看作流出管件（三通）的局部阻力损失，由实验测定在不同情况下三通的局部阻力系数ζ。当流过交点时能量有所增加，则ζ值为负，能量减少，则为正。见图1-36，1-37,只要各流股的流向明确，仍可跨越交点列出机械能衡算式。 B．若输送管路的其他部分的阻力较大，如对于 l/d大于1000的长管，三通阻力所占的比例很小，而可以忽略，可不计三通阻力而跨越交点，列出机械能衡算式。 对于图所示分支管路，我们对其列机械能衡算式可得 即对于分支或汇合管路，无论各支管内的流量是否相等，在分支点O或汇合点处的总机械能为定值。 分支管路所需的外加能量he可根据上式，不同的分支算出的结果不一样，我们应该取哪一个呢？ 应该由远到近，分别求出满足各支管输送要求的he，然后加以比较，取其中最大的he作为确定输送机械功率N的依据。这样确定的he对需要能量较小的支路而言太大，此时可通过该支路上的阀门进行调节，让多余的能量消耗在阀门上。 若分支管路AO间没有泵，则式中he=0。由高位槽A向B、C两个设备送液就属于这种情况，此时所需的高位槽的液面高度ZA(或pA )亦按输送要求高的支路确定。 对汇合管路，同样可以根据汇合点的总机械能的定值进行分析。即对于图示汇合管路 ⑵并联管路 若上述分支管路的B,C两端合二为一，之后再往前延伸，便成为并联管路。 特点： ①主管的流量等于各支管流量之和。 ②各支管的阻力损失相等。 并联管路各支管阻力损失相等，这是并联管路得主要特征。 复杂管路计算的注意事项： ①在设计计算分支管路所需能量时，为了保证将流体输送至需用能量最大的支管，就需要按照耗用能量最大的那支管路计算。通常是从最远的支管开始，有远及近，依次进行各支管的计算。如在按已知的流量和管路（管路上阀门全开）计算出的能量不等时，应取能量最大者为依据。 ②在计算管路的总阻力时，如果管路上有并联管路存在，则总阻力损失应为主管部分与并联部分的串联阻力损失。在计算并联管路的阻力时，只需考虑其中任一管段的阻力即可，绝不能将并联的各段阻力全部加在一起，以作为并联管路的阻力。 1.6.3可压缩流体的管路计算 前面我们所讲的都是不可压缩流体的流动，由此而推导出了不可压缩流体的机械能衡算式，阻力损失的计算。但是工程上经常会碰到可压缩流体的输送，那么对于可压缩流体的管路计算又是如何的呢？ ①无粘性可压缩流体的机械能衡算。 可压缩流体一般都是指气体。气体具有较大的压缩性，其密度随压强而变。对于无粘性可压缩流体，则管路中1，2截面的机械能衡算式为式中有积分项，流动过程中气体的密度式随压强的变化而变化的。对理想气体，有等温、绝热、多变过程，对于这些过程我们可以根据压强 与密度的关系来积分上式。 ②粘性可压缩气体的管路计算 对于粘性可压缩气体由于存在粘性，因此在机械能衡算式的右边应加上阻力损失 qv ,u沿管长是变化的，单位管长的阻力损失也是变化的，将上式改写成微分形式： 流速沿管长是变化的，但是对于气体的稳态流动，它的质量流速G=qm/A是一常数，因此我们可以将上式中的u用u=G/ρ来代替，且气体的密度很小，因此可忽略位能项gdz/υ,经过积分我们可以得到其中pm=(p1+p2)/2时的密度为ρm. 当管内压降很小，则上式右边第二项可以忽略，这时上式就是不可压缩流体的能量方程式对水平管的特殊形式。 §1.7流速和流量的测量 一、测速管（皮托管） 1.原理及结构 左侧：静压头；右侧：冲压头 原理：利用动能与静压能的转换来测量流速。 2.特点： 皮托管测的是管道中的点速度。 3.使用： A.必须与流动方向绝对垂直； B.必须安装在均匀流道； C.只能测干净的流体。 二、孔板流量计 1.原理和结构：管道中插入一有圆孔的金属板。孔板2-2为缩脉，流量越大，惯性越大，缩脉2-2面积越小，流速就越大，而压强就越小，故1→2压强差就和流量之间有一定量的关系。 取1-1、2-2截面，忽略阻力损失 由于缩脉2-2截面无法确切固定，因此用孔板截面0-0代替2-2，用u0代替u2,用p0代替p2, 引入修正系数C1, 而测压孔不能在1-1和0-0，又用pa-pb代替p1-p0，再引入C2, 关于C0:C0=f(Re,A0/A) 当Re>Rec(限度Re)时，C0与Re无关，只和A0/A有关，设计都使Re>Rec 用孔板流量计测量时，先设Re>Rec，由A0/A查出C0,然后代入公式求出u0,再由u0求出u，最后由u计算出Re,与Rec比较。 原理：利用孔板改变面积，造成前后压差以测量流量。 2.特点：孔板流量计测的是孔口的平均流速，孔板的损失较大。 3.使用： A.孔板的扩大口一定对着流动的下游方向； B.孔板安装在均匀流道。 三、文丘里流量计 以渐扩和渐缩代替孔板，以减小阻力损失 CV——由实验测定 四、转子流量计 1.原理及结构 由一倒锥形玻璃管和一转子组成，由于1-1、2-2截面积不等，因此流速不等，造成1、2截面的压差 转子净重=重力-浮力 转子受力平衡的条件： 压差造成的力=转子的净重 原理：随流量不同，转子停留在不同位置，以此来表示不同的流量。 公式： 代入力平衡时的 由公式可看出，u2为常数，qv只与A有关，即可用位置表示。 2.特点：恒流速（环隙中） 恒压差（恒等于转子净重） 3.转子流量计与孔板流量计不同 孔板是固定截面积，而随流量变化，压差变化——压差流量计 转子是固定压差，而随流量变化，截面发生变化——截面流量计 4.转子流量计的校正 转子流量计的刻度是以20℃的水或20℃、1atm的空气标定，如使用条件变化，读数应校正 设CR不变 第二章 流体输送机械 §2.1 概述 一、输送流体所需的能量 *管路特性方程H=△P/(ρg) +Kqv2，表明管路中流体的流量与所需补加能量的关系。 H=△P/ρg +Kqv2 上式说明，需向流体提供的能量用于提高流体的势能和克服管路的阻力损失；其中阻力损失与被输送流体的流量有关。 低阻管路系统的特性曲线较为平坦； 高阻管路系统的特性曲线较为陡峭。 二、压头和流量是输送流体输送机械的主要技术指标 压头（扬程）：输送机械向单位重量流体提供的能量。 H=△P/ρg +Kqv2 说明，输送流体，必须达到规定的输送量。所以，需补给单位重量输送流体以足够的能量，其数量应与上式的H值相等。 许多流体输送机械在不同流量下压头不同，压头和流量的关系由输送机械本身的特性决定。（本章重点） 三、流体输送机械的分类 流体输送机械按工作原理分类： 离心式（叶轮式） 往复式 旋转式 流体动力作用式 根据流体性质的不同分成： 输送液体用的泵 输送气体用的压缩机（或风机） §2.2 离心泵 2.2.1 离心泵的工作原理 一、离心泵的主要构件——叶轮和蜗壳 离心泵主要由旋转的叶轮和固定的泵壳组成，叶轮上有4—8片后弯的叶片，泵壳成蜗壳形。依靠高速旋转的叶轮在离心力的作用下，将能量传递给液体，在这里主要是增加液体的静压能。 二、离心泵的基本方程式 1.液体质点在叶轮内的运动 离心泵在输送液体时，液体在叶轮内除以切向速度u随叶轮旋转外，还以相对速度ω沿叶片之间的通道流动。液体在叶片之间任一点的绝对速度c等于该点的切向速度u和相对速度ω的向量和。 根据余弦定理： 2.基本方程的推导 在本章习惯上用压头来表示泵对单位重量流体所提供的能量 HT:J/N(m) 假设:1)理想流体,无摩擦损失; 2)叶片无限多,厚度无限薄,则液体质点严格沿叶片运动,根据伯努利方程,单位重量流体从叶片入口到出口获得的能量为: 重力：Z=-g 惯性离心力：F=ω2r 离心力在x和y方向的投影是 X=ω2x Y=ω2y 将X,Y,Z代入公式（2-9），并积分得： 代入上式： 将 代入并整理 一般设计时,使 3.流量对理论压头的影响 由图2-5可知: 由公式2-7得: 将上两式代入公式2-15,可得泵的理论压头与流量之间的关系: 4.叶片形状对理论压头的影响 1)后弯叶片 2）.径向叶片 3）.前弯叶片 由上似乎前弯叶片最好,在同一流量下,理论压头最大,且压头随流量的增大而增大. 但实际离心泵都是后弯叶片,因为 离心泵主要想得到的是静压头,HP,如果HC大,则在泵体中能量损失大,泵输出的有效能量反而较小. 在 5.密度对理论压头的影响 基本方程式中没有密度出现，因此密度对理论压头没有影响。 三、离心泵的主要性能参数与特性曲线 1.主要性能参数 A.流量：决定于泵的结构尺寸和转速 B.压头（扬程）：离心泵对单位重量流体所提供的有效能量。由实验测定 C.效率：溶积损失；水力损失；机械损失。 D.轴功率：泵轴所需的功 有效功率：液体所得到的功 2.离心泵的特性曲线 它反映了离心泵各个参数之间的关系，由实验测定 A.H-qv曲线 当转速n一定，qv增，H减 当qv=0，H≠0 B.N-qv曲线 当qv=0，N≠0 随qv增，N增，在qv=0时，N最小 故在离心泵启动时，应先管壁出口阀，使泵在最小N下启动，以防止电机超负荷，保护电机。 C.η-qv曲线 当qv=0，η=0 随qv增，η有一最大值——设计点 泵应该在设计点附近工作。 3.转速对特性曲线的影响 4.叶轮直径的影响 四、离心泵的流量调节和组合操作 1.离心泵的工作点 将一台离心泵安装在一管路中，则此工艺过程对离心泵提出了压头需要为He。 对于工艺条件固定，管道也固定 对于一定管路l, ∑le, ∑ζ,d均为常数，而λ也是常数，则，——管路特性曲线 泵的特性曲线与管路特性曲线的交点——离心泵的工作点 2.离心泵的流量调节 1）改变泵的特性曲线 改变转速n n增，曲线上移 n减，曲线下移 2)改变管路特性曲线 只可改变ζ，即阀门开度变化，改变局部阻力系数，使B变化，从而使曲线变化，而工作点移动。 3.离心泵的串联、并联操作 1）并联 H不变，流量加倍 2）串联 流量不变，H加倍 五、离心泵的安装高度 1.气蚀现象 当叶轮吸入口处的压强低于所输送液体的饱和蒸汽压时液体在该处液化，产生气泡随着液体在离心力的作用下从低压区进入高压区，因受到高压而聚凝破裂，产生局部真空，周围液体以极高速度冲向这些气泡中心形成的真空点，产生巨大的冲击速度和冲击力，如果这些气泡是发生在叶片表面，则叶片会受到高压高速流体的冲击，久而久之，则会被剥蚀——气蚀作用。 因此必须使叶轮入口处最低压强大于所输送液体的饱和蒸汽压。 2.临界气蚀余量和必须气蚀余量 规定为了防止气蚀，离心泵入口处，液体的静压头和动压头之和应大于操作条件下液体饱和蒸汽压一个数值。 由0-1列方程 NPSH可由泵的说明数中查到。 说明： 为了防止泵发生气蚀，可采用下列方法： A.尽量减少吸入管路的阻力，如采用较大吸入管径，泵尽量靠近液源，减少弯管、管件，泵吸入管一般不装阀门。 B.把泵安装在液面下。 六、离心泵的类型和选用 1.类型 1）清水泵 B型泵——单级、单吸悬臂式离心泵 3B33A 3——泵吸入口直径（英寸），即3×25=200mm B——系列代号 33——泵的扬程（m） A——对叶轮第一次切割 D型泵——多级泵 150D30×5 150——泵吸入口直径（mm） D——D型泵 30——单级扬程（m） 5——级数 Sh型泵——双吸泵 2）F型泵——耐腐蚀泵 25F——16 25——泵吸入口直径mm F——F型泵 16——扬程m 3）油泵——Y型泵 100Y——20×2 100——泵吸入口直径mm Y——油泵 20——单级扬程m 2——级数 4）杂质泵——PW,PS,PN PW——污水泵，PS——砂泵，PN——泥浆泵 2.离心泵的选择 分两步进行： 1）根据被输送液体的性质和操作条件确定泵的类型； 2）根据具体管路对泵提出的流量和压头要求确定泵的类型。 一般 3.离心泵的操作 1)安装时，必须时实际安装高度小于最大安装高度，防止气蚀； 2）启动前先灌水，防止气缚； 3）合闸前先关出口闸，使电机在最小功率下启动，保护电机； 4）停泵时也先关出口闸，防止水倒流，叶片反转，并可免去下次启动时灌水； 5）长期停泵，应将泵内的水排空。 §2.3 往复泵 1、作用原理及主要部件 主要部件：泵缸、活塞、活塞杆、吸入阀、排出阀 工作原理 ：活塞向右移动泵缸容积 泵体压力排出阀门关阀，吸入杆打开液体吸入 活塞向左移动泵缸容积泵体压力排出阀门打开，吸入杆关闭液体排出 2.流量不均匀性 单动泵由于吸入阀和排出阀均在活塞一侧，吸液时不能排液，排液时不能吸液，所以泵排液不连续，不均匀。 为了改善往复泵的排液情况，可采用双动泵或三联泵。 双动泵即活塞两侧都装有吸入阀和排出阀，使吸液、排液同时进行。 3.往复泵的特点 流量仅与泵本身的尺寸及活塞的往复次数有关，而与泵的扬程无关。 压头与泵本身的尺寸无关，只要泵的机械强度及电动机功率允许，要多大压头，往复泵可供多大压头。 有自吸能力，启动泵前无需灌泵。 采用支路调节流量。 4.特点 1）流量不均匀，可制成多动泵； 2）压头与流量无关，流量决定于几何尺寸和往复次数，压头决定于管路情况，只要强度允许，可无限高； 3）往复泵有自吸作用； 4）往复泵流量调节不可用出口阀，而用旁路调节。 5.计量泵：就是可调节往复次数的往复泵。 6.齿轮泵：靠一对齿轮齿合与泵壳之间形成低压和高压，齿轮泵的压头高，流量小，适合输送粘稠流体，齿轮泵也须通过旁路调节流量。 §2.5气体输送机械 一、应用： 输送气体 产生高压气体 产生真空 自动控制的回路或系统需有一定压力的气源 二、分类 1、按工作原理分类： 往复压缩机 旋转压缩机 离心压缩机 流体作用压缩机 2、按终压P2或压缩比P2/P1分： 压缩机 P2/P1>4 P2>3×105Pa(表) 鼓风机 P2/P1=1.15～4 通风机 P2/P1=1～1.15 P2<1.5mH2O(表) 真空泵 用于减压 2.5.1 离心通风机 一、构造和原理:与离心泵相似：机壳、叶轮、吸入口、排出口 1）送风量大,因此体积大。 2）因风量大,故需动能大,叶片有后弯、前弯、径向之分。 3）因尺寸大，故转速小。 二、性能参数和特性曲线 : 1）风量，m3/h 2）风压：以单位体积气体所获得能量表示 实验测定1→2列方程 ： 可以忽略，当空气直接由大气进入通风机时，u1也可以忽略，则： 其中，ps为静风压；而pk为动风压。 注意： 1）离心泵的压头和密度没有关系，但风机的风压是用压强表示的，所以和密度有关。 2）风机样本上的风压是在0.1MPa、用20℃的空气（ρ/=1.2kg/m3）测定的,如操作条件与之不符，应将操作条件下计算处来的风压换算成实验条件下的风压，才能查风机。 风压换算公式： 3）功率： 4）性能曲线： 比离心泵多了一条静风压曲线： 3.离心通风机的选用： 1）根据所送气体的性质，选用具体的类型。 2）风量直接用操作条件下风机进口状态下的风量。 3）根据伯努利方程计算操作条件下的风压，再换算成实验条件下的风压； 2.5.2 鼓风机 一、罗茨鼓风机 1.工作原理：利用两个叶形转子在气缸内作相对运动来压缩和输送气体的回转压缩机。这种压缩机靠转子轴端的同步齿轮使两转子保持啮合。转子上每一凹入的曲面部分与气缸内壁组成工作容积，在转子回转过程中从吸气口带走气体，当移到排气口附近与排气口相连通的瞬时，因有较高压力的气体回流，这时工作容积中的压力突然升高，然后将气体输送到排气通道。两转子依次交替工作。两转子互相接触，它们之间靠严密控制的间隙实现密封，故排出的气体不受润滑油污染 这种鼓风机结构简单，制造方便，适用于低压力场合的气体输送和加压，也可用作真空泵。由于周期性的吸、排气和瞬时等容压缩造成气流速度和压力的脉动，因而会产生较大的气体动力噪声。此外，转子之间和转子与气缸之间的间隙会造成气体泄漏，从而使效率降低。 二、离心鼓风机 1、离心式鼓风机的工作原理与离心式通风机相似，只是空气的压缩过程通常是经过几个工作叶轮（或称几级）在离心力的作用下进行的。 2、结构： 风机壳（蜗壳型）：除了极小型的，一般都是钢板焊接。比较小的鼓风机机壳没有自己的机座，也有极小的风葫芦，机壳有机座，而电动机附在机壳上。 叶轮：薄钢板制作，固定在一个轴套上。 风机轴和轴承座、皮带轮：小型风机没有，直接把叶轮安装在电动机轴上，这种风机的电动机，是采用带连接法兰的电动机，法兰用于固定机壳。 电动机和皮带轮：利用三角皮带驱动鼓风机。 2.5.3 压缩机 一、往复式压缩机 属于容积式压缩机，是使一定容积的气体顺序地吸入和排出封闭空间提高静压力的压缩机。如图所示，曲轴带动连杆，连杆带动活塞，活塞做上下运动。活塞运动使气缸内的容积发生变化，当活塞向下运动的时候，汽缸容积增大，进气阀打开，排气阀关闭，空气被吸进来，完成进气过程；当活塞向上运动的时候，气缸容积减小，出气阀打开，进气阀关闭，完成压缩过程。通常活塞上有活塞环来密封气缸和活塞之间的间隙，气缸内有润滑油润滑活塞环。 1、由于设计原理的关系，就决定了活塞压缩机的很多特点。比如运动部件多，有进气阀、排气阀、活塞、活塞环、连杆、曲轴、轴瓦等；比如受力不均衡，没有办法控制往复惯性力；比如需要多级压缩，结构复杂；再比如由于是往复运动，压缩空气不是连续排出、有脉动等。  2、但是活塞压缩机另一个特点也非常突出，它是最早设计、制造并得到应用的压缩机，也是应用范围最广，制造工艺最成熟的压缩机。即使是现在，活塞压缩机仍然在大量得到使用。  3、但是在动力用空气压缩机领域，活塞式压缩机正在被逐渐淘汰。主要原因是：  A.运动部件多，结构复杂，检修工作量大，维修费用高;  B.需要基础，需要检修天车，对厂房的要求高 ; C.活塞环的磨损、气缸的磨损、皮带的传动方式使效率下降很快;  D.噪音大 ; E.控制系统的落后，不适应连锁控制和无人值守的需要. 所以尽管活塞机的价格很低，但是也往往不能够被用户接受。 2.5.4 真空泵 一、往复式真空泵 往复式真空泵（简称往复泵）又名活塞式真空泵，属于低真空获得设备之一。它与旋片式真空泵相比较，它能被制成大抽速的泵；与水环式真空泵相比，效率稍高。这类泵的主要缺点是结构复杂，体积较大，运转时振动较大等。其在很多场合可由液环式真空泵所取代。 往复式真空泵的工作原理： 　　运转时，在电动机的驱动下，通过曲柄连杆机构的作用，使气缸内的活塞做往复运动。当活塞在气缸内从左端向右端运动时，由于气缸的左腔体积不断增大，气缸内气体的密度减小，而形成抽气过程，此时被抽容器中的气体经过吸气阀5进入泵体左腔。当活塞达到最右位置时，气缸左腔内就完全充满了气体。接着活塞从右端向左端运动，此时吸气阀5关闭。气缸内的气体随站活塞从右向左运动而逐渐被压缩，当气缸内气体的压力达到或稍大于一个大气压时，排气阀4被打开，将气体排到大气中，完成一个工作循环。当活塞再左向右运动时，又重复前一循环，如此反复下去，被抽容器内最终达到某一稳定的平衡压力。 　　为提高抽气效率，一般在气缸的两端均设有吸气阀和排气阀，然后用管路将气缸两端的吸气口和排气口并联起来。 二、水环真空泵：能获得的极限真空为2000~4000Pa。水环泵也可用作压缩机，称为水环式压缩机，是属于低压的压缩机，其压力范围为1～2×105Pa表压力。 　　水环泵最初用作自吸水泵，而后逐渐用于石油、化工、机械、矿山、轻工、医药及食品等许多工业部门。在工业生产的许多工艺过程中，如真空过滤、真空引水、真空送料、真空蒸发、真空浓缩、真空回潮和真空脱气等，水环泵得到广泛的应用。由于水环泵中气体压缩是等温的，故可抽除易燃、易爆的气体，此外还可抽除含尘、含水的气体，因此，水环泵应用日益增多。 　　水环式真空泵的工作液也可采用其他合适的液体，不管采用哪种工作液均统称为液环式真空泵。水环式真空泵是液环式真空泵中最常见、应用最广泛的一种泵。 第四章 流体通过颗粒层的流动 §4.1 概述 固定床:众多固体颗粒堆积而成的静止的颗粒层! §4.2 颗粒床层的特性 4.2.1 单颗粒的特性 单颗粒特性主要是:颗粒的大小、形状和表面积。 一、球形颗粒 体积：V=πd3/6 表面积：S=πd2 比表面积：a=S/V=6/d 比表面积：单位体积固体颗粒所具有的表面积。 比表面积用来表征颗粒表面积的大小 二、非球形颗粒 当量直径：将非球形颗粒以某种当量的球形颗粒代表，以使所考察的领域内非球形颗粒的特性与球形颗粒等效，这一球的直径成为当量直径。 1、体积当量直径：即使得当量球形颗粒的体积等于真实颗粒的体积。 V=πdev3/6 dev=(6v/π)1/2 2、表面积当量直径： des=(S/π)1/2 3、比表面积当量直径： d ea=6/a=6V/S dev, d ea ,des在数值上是不等的,但它们之间是有联系的. ψ=(πdev2)/(πdes2) 体积相同时,球形颗粒的表面积是最小的,因此,任何非球形颗粒的形状系数都小于1. 4.2.2 颗粒群的特性 一、粒度分布的筛分分析： 1.筛过量:通过某一号筛子时,通过的颗粒量. 2.筛余量:截流在筛面上的颗粒量. 二、筛分分析结果的图示 1、分布函数曲线 令某号筛子的筛过量占试样总量的分率纵坐标，筛孔尺寸为横坐标，此曲线称为分布函数。 分布函数曲线的两个重要特性： （1）对应某一尺寸的F值表示直径小于该尺寸的颗粒占全部试样的质量分率。 （2）在该批颗粒的最大直径处，其分布函数为1。 2. 频率函数曲线 以某号筛面上的颗粒占全部试样的质量百分率为纵坐标,以粒径为横坐标绘成的曲线,称为频率函数曲线. 频率函数曲线的两个重要特性: （1） 在一定粒度范围内的颗粒占全部颗粒的质量分率等于该粒度范围内频率函数曲线下的面积;原则上讲,粒度为某一定值的颗粒的质量分率为零。 （2）频率函数曲线下的全部面积等于1。 4.2.3 床层特性 一、床层的空隙率 颗粒的形状、粒度分布和填充方式都对床层的空隙率有影响。 二、床层的各向同性 各向同性的一个重要特点：床层横截面上可供流体通过的空隙面积与床层截面之比在数值上等于空隙率。 因阻力较小，流体在近壁处的流速必大于床层内部，这种现象称为壁效应。 直径大的床层，壁效应可以忽略； 直径小的床层，壁效应的影响必须考虑。 三、床层的比表面 单位床层体积具有的颗粒表面积称为床层的比表面a B。 a B ＝a(1－ε) §4.3 流体通过固定床的压降 数学模型法 4.3.1 颗粒床层的简化模型 一、床层的简化物理模型 将床层中的不规则通道简化成长度为Le的一组平行细管,并规定: (1)细管的内表面积等于床层颗粒的全部表面; (2)细管的全部流动空间等于床层的空隙容积. 以1m3床层体积为基准,则床层的流动空间为ε,每m3床层的颗粒表面为床层的比表面,因此: 流体压降的数学模型 将流体通过具有复杂几何边界的床层的压降简化为通过均匀圆管的压降 u1为流体在细管内的流速. u为实际填充床中颗粒空隙间的流速,它与空床流速(表观流速)的关系为 为单位床层高度的虚拟压强差,当重力可以忽略时，λ/为模型参数。 模型的检验和模型参数的估值 上述物理模型是否有效,需要实验检验.参数需要由实验测定. 康采尼实验发现,雷诺数小于2时,实验数据符合下式。 其中K`为康采尼常数,K`=5.0 床层雷诺数定义为: 康采尼方程: 仅适用于低雷诺数范围(Re`<2). 欧根公式: 实验范围:Re`=0.17~420 从康采尼或欧根公式可以看出,影响床层压降的变量有三类: 操作变量:u 流体物性:μ , ρ 床层特性:a , ε 因次分析法和数学模型法的比较 因次分析法: 无须对过程的内在规律有深入的理解,只要做若干析因实验,考察每个变量对实验结果的影响程度. 数学模型法: 恰好相反,必须深刻理解过程,主要步骤: 1.将复杂的真实过程本身简化成易于用数学方程式描述的物理模型; 2.对所得到的物理模型进行数学描述即建立数学模型; 3.通过实验对数学模型的合理性进行检验并测定模型参数. 可见,数学模型法的关键是对复杂过程的合理简化.而且,必须对过程的内在规律特别是过程的特殊性有深刻的理解. 数学模型法的精髓是:紧紧抓住过程的特征和研究的目的这两方面的特殊性,对具体问题作具体分析,即对不同的过程,不同的研究目的,作出不同的简化. 数学模型法和因次分析法中实验的目的: 在因次分析法中,实验的目的是为了寻找各无因次变量之间的函数关系; 在数学模型法中,实验的目的是为了检验模型的合理性并测定为数较少的模型参数. §4.4 过滤原理及设备 4.4.1 过滤原理 过滤: 将悬浮液中的固、液两相有效地加以分离的常用方法.目的是获得清净的液体或获得固体颗粒. 过滤操作:利用重力或人为造成的压差使悬浮液通过某种多孔性过滤介质,悬浮液中的固体颗粒被截留,滤液则穿过介质流出. 两种过滤方式 1.滤饼过滤:过滤时悬浮液置于过滤介质的一侧.(适用于固体颗粒含量较多的悬浮液) 过滤介质为多孔织物,其网孔未必一定必须小于被截留的颗粒直径.(架桥现象) 2.深层过滤:在深层过滤中,固体颗粒不形成滤饼,而是沉积于较厚的过滤介质内部.(适用与净化固体颗粒含量很少的悬浮液) 过滤介质 1、对过滤介质的性能要求： 足够的机械强度; 尽可能小的流动阻力; 具有相应的耐腐蚀性和耐热性。 工业上常用的过滤介质 1、织物介质(又称滤布) ：截留颗粒的最小直径为5～65μm。在工业上应用最为广泛。 2、堆积介质：由各种固体颗粒堆积而成，多用于深层过滤中。 3、多孔固体介质：具有很多微细孔道的固体材料，能截留1～3μm的微细颗粒。 滤饼的压缩性 不可压缩的滤饼:某些悬浮液中的颗粒形成的滤饼具有一定的刚性,滤饼的空隙结构并不因为操作压差的增大而变形的滤饼. 可压缩滤饼:在操作压差作用下,滤饼发生不同程度的变形,使滤饼或滤布中的流动通道缩小,流动阻力急骤增加的滤饼. 助滤剂 助滤剂：某种质地坚硬而能形成疏松饼层的固体颗粒或纤维状物质。 1、对助滤剂的基本要求 （1）能形成多孔饼层的刚性颗粒，以保持滤饼有较高的空隙率，使滤饼有良好的渗透性及较低的流动阻力。 （2）有化学稳定性，不与悬浮液发生化学反应，不溶于液相中。 （3）在操作范围内应具有不可压缩性，以保持滤饼有较高的空隙率。以获得清净滤液为目的时，才采用助滤剂。 2、助滤剂的种类 粒状（硅藻土、珍珠岩粉、碳粉或石棉粉等）和纤维状（纤维素、石棉等）。 3、助滤剂的使用方法 混入悬浮液或预涂于过滤介质上。 滤饼的洗涤 某些过滤过程需要回收滤饼中残留的滤液或除去滤饼中的可溶性盐,则在过滤过程结束时用清水或其他液体通过滤饼流动,称为洗涤. 过滤过程的特点 特体通过过滤介质和滤饼空隙的流动是流体经过固定床的一种具体情况。不同的是，过滤操作中的床层厚度不断增加，在一定压差下，滤液通过速率随过滤时间的延长而减小，既过滤操作是非定态过程。 由于滤饼厚度的增加是比较缓慢的，过滤操作可作为拟定态过程。 设过滤设备的过滤面积为A，在过滤时间为τ时所获得的滤液量为V，则过滤速率u可定义为单位时间、单位过滤面积所得的滤液量： 式中为通过单位过滤面积的滤液总量。 过滤计算的目的在于确定为获得一定量的滤液（或滤饼）所需的过滤时间。 4.4.2 过滤设备 按产生压差的方式不同而分成两大类。 （1）压滤和吸滤 （2）离心过滤 叶滤机 特点： 操作密封，过滤面积大，劳动条件好。在需要洗涤时，洗涤液和滤液通过的途径相同，洗涤较均匀。每次操作时，滤布不用装卸，但一旦破损，较难更换。结构较复杂，造价较高。 板框压滤机（间歇式） 过滤途径： 滤浆→框内→滤饼→滤布→板内→排出 洗涤途径： 洗水→洗板→滤布→框（滤饼）→滤饼→非洗板→排出 特点： 结构简单，压强大，适应性强，适用粘度大、及有腐蚀性物系。 但操作麻烦，劳动强度大，费时，多为间歇式。 回转真空过滤机（连续式） 特点：自动、连续进行，节省人力，生产能力大但结构复杂，投资较大，真正过滤面积不大，且不适合温度过高的浆料。 §4.5 过滤过程计算 4.5.1 过滤过程的数学描述 一、物料恒算 物料恒算时，可对总量和固体物量列出两个恒算， 滤饼厚度L 过滤速率 流体在滤饼空隙中的流体多处于康采尼公式适用的低雷诺数范围内。 过滤速率基本方程 r反映了滤饼的特性，称为滤饼的比阻。 比阻表示滤饼结构对过滤速率的影响，其数值大小可反映过滤操作的难易程度。 4.5.2 间歇过滤的滤液量与过滤时间的关系 过滤过程的典型操作方式有两种： （1）恒压差、变速率的条件下进行，称为恒压过滤； （2）恒速率、变压差的条件下进行，称为恒速过滤。 恒速过滤方程 恒压过滤方程 若压差达到恒定之前，已在其他条件下过滤了一段时间并获得滤液量，则： 过滤常数的测定 过滤方程中包含过滤常数K、q e。过滤常数的测定是用同一悬浮液在小型设备中进行。 在恒压过滤时，方程可改写为 此式说明，在恒压过滤时与q 之间具有线性关系。直线的斜率是，截距为，在不同的过滤时间，记取单位过滤面积所得的滤液量q，可以根据上式求得过滤常数。 若恒压过滤之前的时间内单位过滤面积已得滤液，则可将上式改写为。 与之间具有线性关系。 4.5.3 洗涤速率与洗涤时间 一、目的：回收滞留在滤饼颗粒间的滤液，净化滤饼颗粒。 二、特点：在洗涤过程中滤饼不再增厚，洗涤速率为一常数，从而不在有恒速与恒压的区别。 液滤机的洗涤速率 设备中洗涤液流经滤饼的通道与过滤终了时滤液的通道相同。洗涤液通过的滤饼面积与过滤面积相等 当单位面积的洗涤液用量已经确定，则洗涤时间为 当洗涤与过滤终了时的操作压强相同、洗涤液与滤液的粘度相等，则洗涤速率与最终过滤速率相等，即： 板框压滤机的洗涤速率 板框压滤机在过滤终了时，滤液通过滤饼层的厚度为框厚的一半，过滤面积则为全部滤框面积之和的两倍。但在滤渣洗涤时，洗涤液将通过两倍与过滤终了时滤液的途径，故洗涤速率应为计算值的一半。 应注意，此时的洗涤面积仅为过滤面积的一半，故用同样体积的洗涤液，此种板框压滤机的洗涤时间为叶滤机的四倍，当洗涤液与滤液粘度相等、操作压强相同时，板框压滤机的洗涤时间为： 4.5.4 过滤过程的计算 过滤计算可分为设备选定之前的设计计算和现有设备的操作状态的核算两种类型。 间歇式过滤机的生产能力： 每一操作周期由以下三部分组成： （1）过滤时间 （2）洗涤时间 （3）组装、卸渣及清洗滤布等辅助时间 间歇过滤机的生产能力即单位时间得到的滤液量为： 回转真空过滤机的生产能力 回转真空过滤机属于连续过滤机，可连续进行过滤、洗涤、卸渣过程，每旋转一周对某一固定转鼓部位进行以上过程，但在某时刻，真正起过滤作用的是浸入浆料中的部分。 令：转鼓表面浸入浆料中的部位占整个转鼓的分数------浸没度 每转一周转鼓上任何一点或全部转鼓面积的过滤时间为 就这样把真空回转过滤机部分转鼓表面的连续过滤转换为全部转鼓表面的间歇过滤，使恒压过滤方程依然使用。 设转鼓面积为A，则回转真空过滤机的生产能力为 若过滤介质阻力可略去不记，则上式可写为 §4.6 加快过滤速率的途径 加快过滤速率的三种途径: 改变滤饼结构。 改变悬浮液中的颗粒聚集状态。 限制滤饼厚度增长。 第五章 颗粒的沉降和流态化 §5.1 概述 一.物系的分类 均相物系:凡物系内部各处物料的性质均匀而不存在相界面的物系. 非均相物系:凡物系内部有隔开两相的界面存在,而界面两侧的物料性质截然不同的物系. 分散介质(连续相):物系中的流体 分散物质(分散相):物系中处于被分散状态的物质 二.分离的目的 1.回收有用的物质 2.净化分散介质 3.环境保护和安全生产 三.分离的方法 1.重力沉降 2.离心沉降 3.过滤 §5.2 颗粒的沉降运动 5.2.1 流体对固体颗粒的绕流 流体与固体颗粒相对运动时流体对颗粒的作用力----曳力. 一、两种曳力-----表面曳力和形体曳力 在颗粒表面上任取一微元面积dA,作用于其上的剪力为τwdA,压力为pdA. 设所取微元面积dA与流动方向成夹角α,则剪力在流动方向上的分力为τwdA sinα.将此分力沿整个颗粒表面积分而得该颗粒所受剪力在流动方向上的总和,称为表面曳力. 同样,压力在流动方向上的分力为pdAcosα,将此力沿整个颗粒表面积分可得 称为形体曳力, 颗粒所受的浮力 . 流体对固体颗粒作绕流运动时,在流动方向上 对颗粒施加一个总曳力,其值等于表面曳力和形体曳力之和. 粘性流体对圆球的低速饶流总曳力的理论式Stoks定律: 二、曳力系数 应用因次分析法可得出曳力系数的定义式: 其中: 实验测定,曳力系数与雷偌数的关系如图: 该图分为三个区 ①层流区(stokes区):Re<2 ②过渡区(Allen区):2<Re<500 ③湍流区(Newton区):500<Re<2×105 说明: Ⅰ.阻力是由两部分组成 ① 由流体粘性引起的表面摩擦力 ② 由涡流边界层分离引起的形体阻力 Ⅱ.在层流区,阻力主要以表面摩擦力为主,随Re增大,粘性的影响减小,在湍流区,主要以边界层分离引起的形体阻力为主. 5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降 一、沉降的加速阶段 根据牛顿第二定律 二、沉降的等速阶段 随着下降速度的不断增加,曳力项逐渐增大,加速度逐渐减小.当下降速度增加至某一数值时,曳力等于颗粒在流体中的净重,加速度等于零,颗粒将以恒定不变的速度继续下降.这个速度就称为沉降速度或终端速度. 三、颗粒的沉降速度 当颗粒直径较小,处于Stokes区时： 当颗粒直径较大,处于牛顿定律区时： 四、其他因素对沉降速度的影响 ①干扰沉降 ②端效应 ③分子运动 ④非球形 ⑤液滴或气泡运动 §5.3 沉降分离设备 5.3.1、降尘室 含尘气体在管道中流动，因气速较大，尘粒来不及沉降；进入突然扩大的流道——沉降室，气速u显著减少。那些在流体离开降尘室之前落到室底的颗粒便与流体分离了。 降尘室是依靠重力沉降从气流中分离出尘粒的设备。 颗粒能够被分离出来的必要条件： 气体在降尘室内的停留时间等于或大于颗粒从设备最高处降至底部所需要的时间。 位于室内最高点的颗粒降至室底需用时间： 气体通过降尘室需用时间： 为满足除尘要求，气流的停留时间至少必须与颗粒的沉降时间相等，即： 由此可见，降尘室的生产能力与高度H无关，但H与u大小有关。采用多层水平隔板，使隔板间距减小H↓→时间减少τt↓，受尘面积A↑。 切记：为不使已沉降的灰尘被卷扬，u要处于滞流区。且降尘室的进、出口应采用渐变流道。 【例】 采用降尘室回收常压炉气中所含的球形固体颗粒。降尘室底面积为10m2，宽和高均为2m。操作条件下，气体密度为0.75kg/m3，粘度为2.6×10-5Pa·s；固体的密度为3000kg/m3；降尘室的生产能力为3m3/s。求：（1）理论上能完全扑集的最小颗粒直径；（2）粒径为40μm的颗粒回收百分率；（3）欲完全回收直径为10μm的尘粒，在原降尘室内应设置多少层水平隔板。   解：（1）理论上能扑集的最小颗粒直径，降尘室能够完全分离出来的最小颗粒的沉降速度为 设为滞流沉降在滞流区 验证： 能被分离出来的最小粒径为69.07μm （2）粒径为40μm的颗粒回收百分率： 假设在降尘室入口处的炉气中是均匀分布的，则颗粒在降尘室内的沉降高度与降尘室高度之比约等于该尺寸颗粒被分离下来的百分率。因此，直径为40μm的颗粒被回收的百分率约为 （3）应设置的水平隔板数。 从以上计算知，直径为10μm的颗粒的沉降在滞流区内，故 5.3.2离心沉降设备 对两项密度差较小、颗粒粒度较细的非均相系，可利用颗粒做圆周运动时的离心力以加快沉降过程。同一颗粒所受离心力与重力之比为 其中，α为离心分离因数。 评价旋风分离器性能的主要指标有：分离效率；气体经过旋风分离器的压降。 （1）旋风分离器的分离效率： （2）旋风分离器的压降 ①在分离器内气流形成两个主旋涡，即气体切线进入分离器后以螺旋形旋转向下的外旋涡和由锥底螺旋形上升至排气管的内旋涡，两旋涡的旋转方向相同。 ②外旋涡造成的离心力将颗粒抛向器壁，内旋涡由于有较大的旋转角速度，也可将细小颗粒向外抛出，故同样是分离的积极部分。 §5.4 固体流态化技术 简单来说，固体流态化就是固体物质流体化。流体以一定的流速通过固体颗粒组成的床层时，可将大量固体颗粒悬浮于流动的流体中，颗粒在流体作用下上下翻滚，犹如液体。这种状态即为流态化。 流态化是目前化学工业以及其他许多行业（譬如能源、冶金等）广泛使用的一门工业技术。在化学工业中主要用以强化传热、传质，亦可实现气固反应、物理加工乃至颗粒的输送等过程。 5.4.1流态化的基本概念 当一种流体自下而上流过颗粒组成的床层时，因流速不同会出现不同的情况： 1、固定床阶段  当流体通过床层的空截面流速较低时，床层空隙中流体的实际流速u小于颗粒的沉降速度ut，则颗粒静止不动，为固定床。 2、流化床阶段 （1）临界流化床     当u增大到一定程度时，颗粒开始松动，床层开始膨胀，u继续升高，床层开始继续膨胀，直到刚好全部颗粒都悬浮在向上流动的流体中。此时，颗粒所受浮重力与流体和颗粒之间的摩擦力相平衡，称初始或临界流化床。 （2）流化床  当流速继续增加，床层L亦不断升高，此即为流化床。液固系统床层平稳渐增；气固系统则出现鼓泡和气体沟流现象，搅动剧烈，固体颗粒运动活跃，象沸腾的液体，因此亦称沸腾床。 3、颗粒输送阶段     当流体在床层中的实际流速超过颗粒的沉降速度ut时，流化床上界面消失，颗粒将随流体被带出容器外，此为输送床。 流态化操作类型 1、以流化介质分：     1）气—固流化床  以气体为流化介质。目前应用最为广泛，如各种气—固相反应、流化床燃烧、物料干燥等。     2）液—固流化床  以液体为流化介质。这类床问世较早，但不如前者应用广泛。多见于流态化浸取和洗涤、湿法冶金等。     3）三相流化床  以气、液体两种流体为流化介质。这种床型自七十年代有报道以来发展很快，在化工和生物化工领域中有较好的应用前景。 2、以流态化状态分     1）散式流态化  固体颗粒均匀地分散在流化介质中，亦称均匀流化或理想流化。 此流化状态有以下特点：a：在流化过程中有一个明显的临界流态化点和临界流化速度；b：流化床层的压降为一常数；c：床层有一个平稳的上界面；d：流态化床层的空隙率在任何流速下都有一个代表性的均匀值。不因床层内的位置而变化。     通常，两相密度差小的系统趋向形成散式流化，故大多数的液—固流化为散式流化。 2）聚式流态化  不具备散式流化特点的系统为聚式流化。一般密度差较大的系统（如气—固系统）趋向于形成聚式流化。    聚式流化的特点是：当流速大于临界流化速度后，流体不是均匀地流过颗粒床层，一部分流体不与固体混合就短路流过床层。如气—固系统，气体以气泡形式流过床层，气泡在床层中上升和聚并，引起床层的波动。因气泡的存在，流化床被分成两相，一相为空隙率小而固体密度大的气—固均匀混合物构成的连续相，称为乳化相；另一相则是夹带少量固体颗粒而以气泡形式通过床层的不连续相，称为气泡相。 流化床流动阻力 一、理想流化床的压降     理想情况下，克服流化床层的流动阻力而产生的压强降与空截面流速的关系如图。 1、固定床阶段     在气体速度较低时，颗粒床层静止不动，气体从颗粒空隙中穿流而过。随着气速的增加，气体通过床层的摩擦阻力也相应增加（如OB段）。 2、流化床阶段     在流化床阶段，整个床层压强降保持不变，其值等于单位面积床层的净重力。如图中的BC段。 3、气体输送阶段     气体输送阶段时，流速进一步加大，气流中颗粒浓度降低，由密相变为稀相，相成两相同向流动状态，压强降降低并因密相和稀相而情况复杂。此不细述。 二、实际流化床的压强降 实际流化床的情况较为复杂，其△p与u的关系如图所示，它与理想流化床的曲线有显著区别。    １、在固定床和流化区域有一个“驼峰”，这是因为固定床颗粒之间相互靠紧，而互相之间有一定摩擦力，因而需要较大的推动力才能使床层松动。直到颗粒松动到刚能悬浮时，△p才降到水平阶段。此时压强降基本不随气速而变。当降低流化床气速时，压强降沿DC'A'变化。 2、流化区域D点附近曲线略向上倾斜。这表明气体通过床层时的压降除绝大部分用于平衡床层颗粒的重力外，还有少部分能量消耗于颗粒之间的碰撞及颗粒与容器壁面之间的摩擦。    3、A'C'和C'D分别表示流化床阶段和固定床阶段。两线的交点C'为临界点，对应有、临界流化速度umf，临界空隙率εmf，它比原始固定床的空隙率ε稍大。 4、C'D'线的上下各有一条虚线，表示气体流化床的压强降波动范围，C'D为两条虚线的平均值。之所以波动是由于气泡在向上运动的过程中不断长大，到床面破裂。在气泡运动、长大、破裂的过程中产生压强降的波动。 三、流化床的操作范围 要使固体颗粒床层在流化状态下操作，必须使气速高于临界流速umf，而最大气速以不得超过颗粒的沉降速度，否则颗粒会被气流带走。 5.4.3 流化床的主要特性 一、液体样的特性 二、固体混合（优点） 三、气流的不均匀分布和气固的不均匀接触 四、恒定的压降 5.4.4 流化床的操作范围 一、起始流化速度 如果床层由均匀颗粒组成，则起始流化时床层的表观速度为： 如果床层是由非均匀颗粒组成，则起始流化速度的计算为： 其中：L为床层的高度； ε为床层的空隙率。 根据欧根方程，在小颗粒（雷诺数小于20）时，压降为： 起始流化点为AB与BC的交点。联立上述两式可得： 其中： 所以： 二、带出速度 当床层的表观速度达到颗粒的沉降速度时，大量颗粒将流体带出器外，故流化床的带出速度为单个颗粒的沉降速度。 5.4.5 流化质量 流化质量反映了流化床内流体分布及流-固两相接触的均匀程度。 一、床层的内生不稳定性 若床层某局部一旦出现空穴，该处床层密度即流动阻力必然减小，附近的气体便优先取道此空穴而通过。空穴处气体流量的急剧增加，可将空穴顶部更多颗粒推开，从而空穴变大，阻力进一步减小，产生恶性循环。这种恶性循环称为床层的内生不稳定性。 这种内生不稳定性是导致流化质量不高的根源，严重时可能产生沟流和死床。 为了抑制流化床的不利因素，通常采用以下几种措施： 1.增加分布板的阻力 2.采用内部构件 3.采用小直径、宽分布的颗粒 4.采用细颗粒、高气速流化床 §5.5 气力输送 利用气体在管内的流动来输送粉粒状固体的方法称为气力输送。 气力输送的优点： 1.系统密闭，可避免物料飞扬，减少物料损失，改善劳动条件； 2.输送管线不受地形限制，在无法铺设道路或安装输送机械的地方使用气力输送尤为适宜； 3.设备紧凑，易于实现连续化、自动化操作，便于同连续的化工过程向衔接； 4.在气力输送过程中可同时进行粉料的干燥、粉碎、冷却、加热等操作。 缺点： 气力输送消耗的动力较大，颗粒尺寸受一定限制，且在输送过程中粒子易于破碎，管壁也受到一定程度的磨损。对含水量大，有黏附性或高速运动时易产生静电的物料，不宜用气力输送，而以机械输送为宜。 第六章 传热 本章学习要求： 1、掌握内容 传热基本方式、工业换热方式及适用范围；传热基本方程式及其相关参数的计算方法；傅立叶定律及其应用；传热系数计算及测定方法，换热面积的确定方法；强化传热的方法与途径。 2、理解内容 热负荷与传热速率间的关系，传热机理、传热膜概念，有相变传热过程的膜系数计算，列管换热器的选型方法。 3、了解内容 工业换热器的类型、结构、操作原理。 §6.1 概述 传热是因温差导致的能量传递过程，又称热传递。 由热力学第二定律可知，在有温度差存在时，热量会自发地从高温处传递到低温处。因此，传热是自然界和工程技术领域中普遍存在的能量传递现象。无论是在能源、化工、冶金等工业部门，还是在农业、环境保护等行业中都会涉及到传热问题。 一、传热在化工生产中的应用 化学工业与传热的关系尤为密切。因为无论是生产中的化学反应过程，还是物理过程（即化工单元操作），几乎都伴有热量的传递。主要应用有以下方面： 1、为化学反应过程创造必要的条件； 众所周知，化学反应是化工生产的核心，多数化学反应都有一定的温度条件且伴随着反应热。例如：氨合成反应的操作温度为470～520℃；氨氧化法制备硝酸过程的反应温度为800℃等等。为了达到要求的反应温度，必先对原料进行加热；而这两个过程的反应又都是可逆放热反应，为了保持最佳反应温度、加快正反应速度，则必须及时移走反应放出的热量（若是吸热反应，要保持反应温度，则需及时补充热量）。 以合成氨生产过程为例： 2、为物理单元操作创造必要的条件； 对某些单元操作过程（如蒸发、结晶、蒸馏和干燥等）往往需要输入或输出热量，才能保证操作的正常进行。如蒸馏操作中，为使塔釜内的液体不断气化，就需要向塔釜内的液体输入热量，同时，为了使塔顶的蒸气冷凝得到回流液和液体产品，就需要从塔顶蒸气中移出热量。 3、提高热能的综合利用和余热的回收； 仍以合成氨生产过程为例，合成塔出口的合成气温度很高，为将合成气中的反应产物氨与反应原料氮、氢气加以分离必须要降温，为提高热量的综合利用和回收余热，可用其副产蒸气或加热循环气等。 因此，传热是化工生产过程中的常规单元操作之一。 化工生产中对传热过程的要求通常有以下两种情况： 一是强化传热 ，即加大传热过程速率的过程。如各种换热设备中的传热，要求传热速率快，传热效果好。另一种是削弱传热 ，也即减小传热速率的过程。要求传热速率慢，以减少热量或冷量的损失。如设备和管道的保温过程。 为此，必须掌握传热的共同规律。 化工传热过程可连续亦可间歇进行。对于前者，传热系统中不积累热量，即输入系统的热量等于输出系统的热量，称为稳定传热（又称定态传热）。稳定传热的特点是传热速率为常数，并且系统中各点的温度仅随位置变化而与时间无关。对于后者，传热系统中各点的温度不仅随位置变化且随时间变化，称为不稳定传热（又称非定态传热）。本章中除非另有说明，只讨论稳定传热。 二、传热的基本方式 根据机理的不同，传热有三种基本方式：热传导、热对流和热辐射。传热过程可依靠其中的一种或几种方式同时进行。 （一）热传导 热传导又称导热，是借助物质的分子或原子振动以及自由电子的热运动来传递热量的过程。当物质内部在传热方向上无质点宏观迁移的前提下，只要存在温度差，就必然发生热传导。可见热传导不仅发生在固体中，同时也是流体内的一种传热方式。 在静止流体内部以及在作层流运动的流体层中垂直于流动方向上的传热，是凭借流体分子的振动碰撞来实现的，换言之，这两类传热过程也应属于导热的范畴。 所以说：固体和静止流体中的传热以及作层流运动的流体层中垂直于流动方向上的传热均属于导热。 很显然，导热过程的特点是：在传热过程中传热方向上无质点块的宏观迁移。 (二)热对流 热对流是利用流体质点在传热方向上的相对运动来实现热量传递的过程，简称对流。根据造成流体质点在传热方向上的相对运动的原因不同，又可分为强制对流和自然对流。 若相对运动是由外力作用引起的，则称为强制对流。如传热过程因泵、风机、搅拌器等对流体做功造成传热方向上质点块的宏观迁移。 若相对运动是由于流体内部各部分温度的不同而产生密度的差异，使流体质点发生相对运动的，则称为自然对流。 例如，我们可以观察到燃烧炉上方的空气是晃动的，这是因为靠近炉子表面的空气被加热升温后，密度减小而上浮，离炉子表面较远的空气温度相对较低，由于密度较大而下沉，冷、热气团形成自然对流的结果。 流体在发生强制对流时，往往伴随着自然对流，但一般强制对流过程的速率比自然对流的大得多，故在工业换热设备中，流体中的热对流过程通常控制为强制对流方式。 （三）热辐射 热辐射是一种通过电磁波来传递热量的方式。具体地说，物体先将热能转变成辐射能，以电磁波的形式在空中进行传送，当遇到另一个能吸收辐射能的物体时，即被其部分或全部吸收并转变为热能，从而实现传热。 根据赫尔－波尔兹曼定律：凡温度高于绝对零度的物体均具有将其本身的能量以电磁波的方式辐射出去，同时有接受电磁波的能力，且物体的辐射能力大致与物体的绝对温度的4 次方成正比。 因此，辐射传热就是不同物体间相互辐射和吸收能量的结果。辐射传热不仅是能量的传递，同时还伴有能量形式的转换。热辐射不需要任何媒介，换言之，可以在真空中传播。这是热辐射不同于其他传热方式的另一特点。应予指出，只有物体温度较高时，辐射传热才能成为主要的传热方式（如化工生产现场的管式炉）。 实际上，传热过程往往并非以某种传热方式单独出现，而是两种甚至是三种传热方式的组合。例如，热水瓶抽真空的目的就是为了减少导热过程的损失；瓶口加塞就是为了减少对流损失；内胆镀银是为减少辐射传热的损失。再如，化工生产中普遍使用的间壁式换热器中的传热，主要是以热对流和导热相结合的方式进行的。有关内容将在后文中详细介绍。 三、工业换热器 1、混合式换热器 主要特点：冷热两种流体间的热交换，是依靠热流体和冷流体直接接触和混合过程实现的。 优点：传热速度快、效率高，设备简单，是工业换热器的首选类型。 典型设备：如凉水塔、喷洒式冷却塔、混合式冷凝器 适用范围：无价值的蒸气冷凝，或其冷凝液不要求是纯粹的物料等，允许冷热两流体直接接触混合的场合。 2、间壁式换热器 主要特点：冷热两种流体被一固体间壁所隔开，在换热过程中，两种流体互不接触，热量由热流体通过间壁传给冷流体。以达到换热的目的。 优点：传热速度较快，适用范围广，热量的综合利用和回收便利。 缺点：造价高，流动阻力大，动力消耗大。 典型设备：列管式换热器、套管式换热器。 适用范围；不许直接混合的两种流体间的热交换。 3、蓄热式换热器 蓄热式换热器，简称蓄热器。是借助蓄热体将热量由热流体传给冷流体的。在此类换热器中，热、冷流体交替进入，热流体将热量储存在蓄热体中，然后由冷流体取走，从而达到换热的目的。此类换热器结构简单，可耐高温，缺点是设备体积庞大，传热效率低且两流体有部分混合。常用于高温气体热量的回收或冷却。如在煤气发生炉中，就是利用空气煤气的生成热（即碳与氧气反应释放的热量）来提高炉温并在炉体中积蓄热量，为后续的水煤气制气过程提供热量的（即碳与水蒸气反应需吸收的热量）。 4、 中间载热体式换热器 中间载热体式换热器，又称热媒式换热器。其换热原理是：将两个间壁式换热器由在其中循环的载热体（称为热媒）连接起来，载热体在高温流体换热器中从热流体吸收热量后，带至低温流体换热器传给冷流体。如空调的制冷循环、太阳能供热设备、热管式换热器等均属此类。此类换热过程广泛应用于核能工业、冷冻技术及工厂余热利用中。 四、传热速率和热通量 1 、传热速率Q（热流量） 指单位时间内通过传热面的热量。整个换热器的传热速率表征了换热器的生产能力，单位为W； 2 、热通量q 指单位时间内通过单位传热面积所传递的热量。在一定的传热速率下，q越大，所需的传热面积越小。因此，热通量是反映传热强度的指标，又称为热流强度，单位为W/m2。 §6.2 热传导 热传导又称导热，是物质借助分子和原子振动及自由电子运动进行热量传递的过程。前已述及，导热在固体、液体、气体中均可发生。但严格而言，只有固体中传热才是纯粹的热传导。而流体体即使处于静止状态，也会有因温差而引起的自然对流。所以，在流体中对流与传导是同时发生的。鉴此，本节只讨论固体中的导热问题，并结合工程实际介绍导热过程的计算方法。 一、傅立叶定律 （一）导热的分类 由热传导引起的传热速率称为导热速率，其与导热体内部的温度分布情况有关。导热体内部在空间和时间上的温度分布称为温度场。 若温度场内各点的温度随时间变化，则称为不稳定温度场。可用数学表达式表示为： t = f (x, y, z, θ) 式中 t——温度，℃； x、y、z——任一点的空间坐标； θ——时间，s。 显然，不稳定温度场中的导热为不稳定导热（又称非定态导热）。 例如，从燃烧炉夹出的煤块，内外温度随时间变化，其导热速率也随时间变化。 若温度场内各点的温度不随时间改变，则称为稳定温度场。稳定温度场中的导热即为稳定导热（又称定态导热）。可用数学表达式表示为：t = f (x, y, z) 稳定温度场中温度相同的点所组成的面称为等温面。由于稳定温度场中任一点不可能有两个温度，因此，温度不同的等温面不能相交。 当稳定温度场中的温度只沿空间某一方向变化时，称为一维稳定温度场，此时的导热称为一维稳定导热。可用数学表达式表示为： t = f (x) 在化工生产过程中，一维稳定导热体的等温面： 在直角坐标系中往往是垂直于温度变化方向的平壁面； 在柱坐标系中往往是垂直于温度变化方向的圆柱面； 在球坐标系中往往是垂直于温度变化方向的球面。 对后两者可用数学表达式表示为： t = f (r) 化工生产过程中所涉及的导热问题多为一维稳定导热问题，如方形燃烧炉的炉壁、蒸汽管的管壁、列管或套管换热器的管壁以及球形容器等。限于篇幅和实用性，本节只讨论一维稳定导热问题。 （二）傅立叶定律 导热过程的导热速率可借助傅立叶定律确定。傅立叶定律表明了导热体的导热速率与导热方向上温度的变化率和垂直于导热方向的导热面积成正比。对一维稳定导热过程，傅立叶定律可表述为 上式中, 称为温度梯度。由于导热方向为温度下降的方向，故需在右端加一负号。 若要将上式写成等式，则需引入一比例系数λ，即 （4-16） 式中 Q——导热速率，指导热体在单位时间内传递的热量，J/s或W； ——比例系数，称为导热系数，J/s∙m∙℃或W/m∙℃； A——导热面积，m2。 式（4-16）即为一维稳定导热过程的傅立叶定律的数学表达式，是一维稳定导热计算的基本公式。 （三）导热系数 将式（4-16）改写为上式即为导热系数的定义式。其表明导热系数在数值上等于单位温度梯度下的热通量。它是表征物质导热性能的一个物性参数，越大，导热性能越好。导热性能的大小与物质的组成、结构、温度及压强等有关。 物质的导热系数通常由实验测定。各种物质的导热系数数值差别极大，一般而言，金属的导热系数最大，非金属次之，而气体最小。工程上常见物质的导热系数可从有关手册中查得，本教材附录亦有部分摘录。 1．气体的导热系数 与液体和固体相比，气体的导热系数最小，对导热不利，但却有利于保温和绝热。工业上所使用的保温材料（如玻璃棉等）就是因为其空隙中有大量静止的空气，所以其导热系数很小，适用于保温隔热。 气体的导热系数随着温度的升高而增大；这与温度升高后气体分子的热运动加剧，碰撞机会增多有关。而在相当大的压强范围内，气体的导热系数随压强的变化很小，可以忽略不计，只有当压强很高（大于200MPa）或很低（小于2.7kPa）时，才应考虑压强的影响，此时导热系数随压强的升高而增大。 2．液体的导热系数 液体可分为金属液体（液态金属）和非金属液体。液态金属的导热系数比一般液体的高，其中熔融的纯钠具有较高的导热系数，大多数金属液体的导热系数随温度的升高而降低。在非金属液体中，水的导热系数最大。除水和甘油外，大多数非金属液体的导热系数亦随温度的升高而降低。通常纯液体的导热系数较其溶液的要大。液体的导热系数基本上与压强无关。 3．固体的导热系数 导热性能与导电性能密切相关，一般而言，良好的导电体必然是良好的导热体，反之亦然。在所有固体中，金属的导热性能最好。大多数金属的导热系数随着温度的升高而降低，随着纯度的增加而增大，也即合金比纯金属的导热系数要低。 非金属固体的导热系数与其组成、结构的紧密程度及温度有关。大多数非金属固体的导热系数随密度增加而增大；在密度一定的前提下，其导热系数与温度呈线性关系，随温度升高而增大。 应予指出，在导热过程中导热体内的温度沿传热方向发生变化，其导热系数也在变化，但在工程计算中，为简便起见通常使用平均导热系数。 二、傅立叶定律的应用 （一）平壁导热 1、单层平壁导热 如图6-6所示，若平壁的面积A与厚度δ相比很大，则从边缘处的散热可以忽略，壁内温度只沿垂直于壁面的x方向发生变化，即所有等温面是垂直于x轴的平面，且壁面的温度不随时间变化，显然为一维稳定导热。 2、多层平壁热传导 工程上常常遇到多层不同材料组成的平壁，例如工业用的窑炉，其炉壁通常由耐火砖、保温砖以及普通建筑砖由里向外构成，其中的导热则称为多层平壁导热。下面以三层平壁导热计算为例，介绍多层平壁导热的计算方法。 在稳定传热时，通过上述串联平壁的导热速率都是相等的。即 化简得 若由三层平壁导热向n层平壁推广，其导热速率方程式则为： 式中下标i为平壁的序号。 （二）圆筒壁导热 1、单层圆筒壁导热 化工生产中的导热问题大多是圆筒壁中的导热问题。例如，管式换热器、蒸汽及液氨导管壁面中的传热过程等均属于此类。它与平壁导热的不同之处在于： 温度随半径而变；此时傅立叶定律应改写为 圆筒壁的导热面积随半径而变，A＝2πrL。 如图所示，设圆筒壁的内、外半径分别为r1和r2长度为L；内、外表面温度分别为t1和t2，且t1 > t2 ；管材导热系数为λ。则由傅立叶定律有： 因稳定过程导热体的导热速率为常数，若导热体的导热系数可视为常数或可取平均值，则上式中仅包含温度t和半径r两个变量。 将上式分离变量，并根据r=r1，t=t1；r=r2，t=t2的边界条件积分。即： 积分得： 式中即为圆筒壁的导热热阻。 上式即为单层圆筒壁的导热速率方程式，该式也可以改写成类似单层平壁的导热速率计算式的形式。 由 上式中，为圆筒壁的厚度，m。 若令上式中的，称为圆筒壁的对数平均半径；又根据圆筒壁的导热面积计算式，可令，称为圆筒壁的平均导热面积。故上式可改写为： 跟传热平均温度差计算相类似地，当r2/r12时，上式中的对数平均半径也可用算术平均值代替。 2、多层圆筒壁导热计算 在工程上，多层圆筒壁的导热情况比较常见。例如，在高温或低温管道的外部包上一层乃至多层保温材料，以减少热量（或冷量）损失；在反应器或其他容器内衬以工程塑料或其他材料，以减小腐蚀；在换热器内换热管的内、外表面形成污垢等等。与多层平壁相似，对于多层圆筒壁，其导热速率方程可以表示为： §6.3 对流传热 静止流体 由于没有流动，则热量传递只有热传导，温度分布为直线型。 层流 温度分布变成曲线，产生对流传热，传热速率加大，但曲线弯曲程度不大，速率不大。 湍流 由于流体质点强烈混合，远离壁面流体温度趋于均匀，曲线弯曲程度较大，传热速率大大提高。 一、 对流传热的分析 1、滞流内层：流体呈滞流流动，沿壁面法向没有质点的移动和混合，即没有对流传热，传热方式仅是热传导。因为液体导热系数小，因此热阻较大，温度梯度大。 2、缓冲层：流体流动介于滞流和湍流之间，热传导和对流传热同时起作用，热阻较小。 3、湍流主体：质点剧烈运动，完全混合，温度基本均匀，无温度梯度。 因此，对流传热的热阻主要集中在滞流内层，减薄其厚度是强化传热过程的关键。 对流给热过程的分类 流体无相变化的给热过程 A.强制对流给热 B.自然对流给热 发生相变化的给热过程 A.蒸汽冷凝给热 B.液体沸腾给热 二、对流传热速率方程 由前面讨论知，对流传热是一个复杂的过程影响因素很多，因此计算是只能用半理论半经验的公式： 对流传热速率＝对流传热推动力/阻力＝系数×推动力 (牛顿冷却定律) Δt——流体与壁面间的温度差平均值 ℃ α——平均对流传热系数 W/m2℃ 三、对流传热系数 (一)获得给热系数的方法 A.理论法. B.数学模型法 C.因次分析法. （二）影响对流传热系数的因素 1、流体流动产生的原因 2、流体的流动情况 3、流体有无相变化发生 4、流体的物理性质 5、传热表面的形状、位置和大小 （三）对流传热系数的一般关联式 1、流体无相变时的对流系数： 准数关系式为：Nu=f(Re,Pr,Gr) 其中: 努塞尔准数 雷诺准数 普兰特准数 格拉斯霍夫准数 各无因次数群的物理意义 <1>雷诺数 流体所受的惯性力与粘性力之比,用以表征流体的运动状态. <2>努塞尔数 反映对流使给热系数增大的倍数 <3>格拉斯霍夫数 表征自然对流的流动状态 <4>普朗特数 反映物性对给热过程的影响 准数之间通常用指数方程表示： Nu=AReaPrbGrc 其中A,a,b,c都是针对不同的情况下具体条件而测得的，这些值测得后，即可计算出对流传热系数。 自然对流 a=0 Nu=APrbGrc 强制对流 c=0 Nu=AReaPrb （四）对流传热系数的经验关联式 一、流体无相变时的对流传热系数 1、流体在管内作强制对流 1）流体在圆形直管内作强制湍流 a、低粘度（粘度小于2倍常温下水的粘度）的流体 Nu=0.023Re0.8Prb 或 应用范围： Re>10000 0.7<Pr<160 L/d>60； 特征尺寸：l 取管内径d 定性温度： 流体进出口主体温度的算术平均值。 其中b与热流方向有关，流体被加热时b=0.4,被冷却时b=0.3. b、高粘度液体 Nu=0.027Re0.8Pr0.33(μ／μw )0.14 μ:液体在主体平均温度下的粘度 μw：液体在壁温下的粘度 其中（μ/μw）0.14一项是考虑热流方向影响的校正项。 在工程计算时， 液体加热(μ/μw）0.14=1.05 ， 液体被冷却（μ/μw）0.14=0.95 由于滞流内层的厚度粘度随热流方向的不同而不同，液体被加热时，滞流内层的温度比主体温度高，又粘度反比于温度，因此滞流内层厚度减薄，致使对流传热系数增大。液体被冷却时，情况相反，对于液体Pr>1 即 Pr0.4>Pr0.3.因此加热时n=0.4。 2）流体在圆形直管内强制层流 a.自然对流可以忽略 Nu=1.86Re0.33Pr0.33(d/L)0.33(μ/μw)0.14 应用范围：Re<2000, L/d>60, RePrd/L>10 特征尺寸：d 定性温度：平均温度（ μw 除外） 3)流体在圆形直管内作强制对流于过渡状态 当Re=2300~10000 α先按湍流时计算然后再用式求出校正系数。f<1 4）流体在弯管内强制对流 在弯管内，由于离心力的作用，扰动加剧，较直管时大 α`＝α(1+1.77d/R) α` :弯管 α ：直管 R：曲率半径 5)流体在非圆形直管内强制对流 计算当量直径，再用上面公式。 2、流体在管外强制对流 流体在圆管外部垂直流过时，在管子周围圆周各点的流动情况是不同 的，因而各点的热阻或给热系数也不同。 在一般的计算中，需要的是通过整个圆管的平均对流传热系数。 3.大容积自然对流的给热系数 大容积自然对流传热是指边界层发展不受空间限制或干扰的自然对流传热。 自然对流传热表面传热系数的大小与液体的物性、传热面的大小，形状及位置等有关，情况比较复杂。 自然对流时，。通过实验进行整理绘图的曲线图6-17，此曲线可近似地分成三段直线，每段皆写成： §6.4 沸腾给热与冷凝给热 液体沸腾和蒸汽冷凝都是伴有相变化的对流传热过程。这类传热过程的特点是相变流体要放出或吸收大量的潜热，但流体温度不发生变化。 6.4.1 沸腾给热 大容积沸腾：将加热面浸没在液体中，液体在壁面处受热沸腾，称大容积沸腾。 从加热面产生的气泡长大到一定尺寸后，脱离表面，自由上浮。大容积沸腾时，液体中一方面存在着由温差引起的自然对流，另一方面又存在着气泡运动所导致的液体运动。 管内沸腾：使液体在管内流动时受热沸腾，称管内沸腾。 管内沸腾时壁面形成的气泡不能自由浮动，而是和液体混杂在一起强制流动，产生复杂的两相流，沸腾和流动两种现象相互影响，因此管内沸腾要比大容积沸腾复杂得多。 根据管内流体的主体温度是否达到相应压力下的饱和温度，沸腾给热还可分为过冷沸腾和饱和沸腾。 本节只讨论大容积中的饱和沸腾。 气泡的生产和过热度 沸腾给热的特征是液体内部有气泡产生。 由图可知：或 液体的温度必须高于气泡内压力所对应的饱和温度。 粗糙表面的汽化核心 大容积饱和沸腾曲线 当温度差较小时，加热表面上的液体轻微过热，使液体内产生自然对流，但没有气泡从液体中逸出液面，此段称为表面汽化。 大容积饱和沸腾曲线 当温差逐渐升高时，在加热表面的局部位置上产生气泡，该局部位置称为汽化核心。气泡产生的速度岁温差上升而增加，且不断地离开壁面上升至蒸汽空间。由于气泡的生成，脱离和上升，使液体受到剧烈的扰动，因此，α随温差急剧上升，此段称为核状沸腾或泡状沸腾。大容积饱和沸腾曲线 当温差再增大时，加热面上产生的气泡也增多，且气泡产生的速度大于脱离表面的速度。气泡在脱离表面前连接起来，形成一层不稳定的蒸汽膜，使液体不能和加热表面直接接触。由于蒸汽的导热性能差，气膜的副加热阻使α急剧下降。气膜开始形成时是不稳定的，有可能形成大气泡脱离表面，此段称为不稳定的膜状沸腾或部分泡状沸腾。 大容积饱和沸腾曲线 当温差继续增大时，加热表面上形成一层稳定的气膜，把液体和加热表面完全隔开。但此时壁温较高，辐射传热的作用变得更加重要，故α再度随温差的增加而迅速增加，此阶段称为稳定膜状沸腾。 沸腾给热过程的强化 在沸腾给热中，气泡的产生和运动情况影响极大。气泡的生产和运动与加热表面状况及液体的性质两方面因素有关。因此，沸腾给热的强化也可以从加热表面和沸腾液体两方面入手。 1.采用机械加工或腐蚀的方法将金属表面粗糙化。 2.在沸腾液体中加入某种少量的添加剂，以改变沸腾液体的表面张力。 6.4.2 蒸汽冷凝给热 膜状冷凝；若冷凝液能够润湿壁面，则在壁面上形成一层完整的液膜，故称为膜状冷凝。 滴状冷凝：若冷凝液不能润湿壁面，由于表面张力的作用，冷凝液在壁面上形成许多液滴，并沿壁面落下，此种冷凝称为滴状冷凝。 工业上遇到的大多是膜状冷凝，因此冷凝器的设计总是按膜状冷凝来处理，下面介绍纯净的饱和蒸气膜状冷凝的传热系数的计算方法 。 6.4.3 冷凝给热系数 1.液膜流动与局部给热系数 见图6-20，局部给热系数会随着液膜的厚度和液膜的流动状态而变化。一般只需要知道整个壁面的平均给热系数。 2.层流时的平均冷凝给热系数 见图6-21，冷凝现象在整个高度上发生，越往下液体流量越大，液膜越厚。故： 忽略蒸汽流动对液膜表面的作用力，则可由流体力学导出液膜厚度与单位宽度壁面的冷凝液量之间的关系： 当，上式中的冷凝液量即为单位宽度壁面的总凝液量，设整个壁面的热流量为Q，则： 整理并消去，可得： 实验可测得系数为1.13，即： 湍流时的冷凝给热系数 当ReM>2000时，液膜中的流动形态变为湍流。此时的平均给热系数应用经验式： ；水平圆管外的冷凝给热系数 水平圆管外表面，可以看成是由不同角度的倾斜壁组成，利用积分求水平圆管外表面平均给热系数为： 水平管束外的冷凝给热系数 6.4.4 影响冷凝给热的因素及强化措施 1.不凝性气体的影响 2.蒸汽过热的影响 3.蒸汽流速的影响 4.冷凝给热过程的强化 减小液膜厚度是强化冷凝给热的有效措施。 §6.5 热辐射 理论上，热辐射的电磁波长可从，但具有实际意义的波长范围，其中为可见光。 热辐射的特点： 1.无需中间介质，可在真空中传递。 2.热射线同光一样，具有反射吸收性，透过性。 气体：透过性大，吸收性、反射性小 液体、固体：吸收性、反射性较强，透过性小。 6.5.1 固体辐射 一、黑体的辐射能力和吸收能力——斯蒂芬-玻尔兹曼定律 Qa——被物体吸收的能量 Qr——被物体反射的能量 Qd——透过物体的能量 其中：令 所以，a+d+r=1 a=1，能全部吸收辐射能的物体，称为黑体或绝对黑体。 d=1，能透过全部辐射能的物体，称为透热体。 r=1，能全部反射辐射能的物体，称为镜体或绝对白体。 黑体的辐射能力——斯蒂芬-玻尔兹曼定律 1.辐射能力：在一定温度下，单位时间、单位面积黑体向外发射全部波长的总能量。 2.斯蒂芬-玻尔兹曼定律 黑体的辐射能力和其绝对温度的四次方成正比。 斯蒂芬-玻尔兹曼定律表明黑体的辐射能力与其绝对温度的四次方成正比，有时也称为四次方定律。 四次方定律表明：辐射传热对温度异常敏感，低温时热辐射往往可以忽略，而高温时则往往成为主要的传热方式。 二、实际物体的辐射能力和吸收能力 实际物体在一定温度下的辐射能力恒小于同温度下黑体的辐射能力。通常将实际物体与同温度黑体的辐射能力的比值称为该物体的黑度。 实际物体的辐射能力表示为： 注： 物体的黑度不单纯是颜色的概念，它表明物体的辐射能力接近于黑体的程度。实验表明，物体的黑度不仅与物体的表面温度有关，而且与物体的种类，表面状况有关。总之，物体的黑度至只与辐射物体本身情况有关，是物体的一种性质，而与外界无关。 三、灰体的辐射能力和吸收能力——克希荷夫定律： 灰体：对各种波长的辐射能都能同样吸收的理想物体。 特点：1.吸收率不随波长而变 2.是不透体 d=0。 克希荷夫定律：灰体的辐射能力与其吸收率的比值恒等于同温度下黑体的辐射能力。 或，同一灰体的吸收率与其黑度在数值上相等。即：ε=a 四、两固体间的辐射传热 1.两平行平壁之间的相互辐射传热 条件：A.两平板平行 B.两板的面积相对它们之间的距离为很大 C.每板发出的辐射能全部落在另一板上 2.对任意两壁面之间的辐射传热 角系数：表示辐射面所发出的能量为另一物体表面所截获的份数。 其值和物体的形状、大小、相对位置及距离有关，可由实验测定。 则对两任意壁面 五、影响辐射传热的主要因素 1.温度的影响 2.几何位置的影响 3.表面黑度的影响 4.辐射表面之间介质的影响 §6.6 传热计算 6.6.1传热过程的数学描述 一、热量衡算 在换热器计算时，首先需要确定换热器的热负荷，若热损失忽略，根据能量守衡，热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量。 焓差法： Q=w热(H1-H2)=w冷(h2-h1) 显热法：无相变化时 Q=w热c热(T1-T2)=w冷c冷(t2-t1) 潜热法：此法用于载热体在热交换中发生相的变化 Q=w热r热=w冷r冷 二、传热速率方程 在定态条件下，忽略管壁内外表面积的差异，则各环节的热流密度相等，即： 热负荷Q：换热器中单位时间内冷热流体间所交换的热量，称之为换热器的热负荷。根据生产上换热任务的需要提出的，所以热负荷是要求换热器应具有的换热能力。 实践证明 Q AΔtm 引入比例系数 Q=KAΔtm = 三、传热系数和热阻 在传热过程中总热阻1/K是由各串联环节的热阻叠加而成的，原则上，任何环节的热阻的减小都可提高传热系数，增大传热过程的速率。但，当各环节的热阻具有不同的数量级时，总热阻的数值主要由其中最大热阻所决定。 下面，重点介绍传热系数的计算方法。 在上面推导过程中，忽略了管壁内外表面积的差异。实际上，由于管壁内外表面积不同，两处的热流密度不同。 内表面： 外表面： 同理： 在传热计算中，用内表面或外表面作为传热面积计算结果相同，但工程上习惯用外表面作为计算的传热面积，故以后计算的传热系数都是相对与管外表面而言的。 四、污垢热阻 换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为污垢热阻。 若管壁冷热流体两侧的污垢热阻分别用R1、R2表示，则传热系数为： 五、壁温计算 6.6.2 传热过程基本方程式 一、传热过程的积分表达式 随传热过程的进行，冷流体的温度逐渐上升而热流体的温度逐渐下降，故换热器各截面上的热流量是变化的。 ∵q=K(T-t) qm1cp1dT=qdA qm2cp2dT=qdA ∴qm1cp1dT=K(T-t) dA qm2cp2dT=K(T-t) dA 设传热系数K在整个传热面上保持不变，则对上两式进行积分： 在普通换热器的温度变化范围内，取平均温度下流体的物性计算K，并把它作为常数，在工程计算上是允许的。 二、操作线与推动力的变化规律 设冷热流体在换热器内无相变化，在冷流体入口端和任意截面间取控制体作热量衡算。 冷流体的入口端：T2,t1 任意截面：T，t ∵qm1cp1dT=K(T-t)dA qm2cp2dT=K(T-t)dA ∴ qm1cp1(T-T2)=qm2cp2(t-t1) 上式为一直线方程式。 见课本图：直线的两端分别代表换热器两端冷热流体的温度，线上每一点代表换热器某一截面上冷热流体的温度，故称为换热器的操作线。 两直线间的垂直距离必随温度呈线性变化，故推动力相对于温度的变化率皆为常数，并且可以两流体的端值温度加以表示，即： 其中，（T-t）1和 （T-t）2 分别式换热器两端传热推动力。 三、传热基本方程式 对数平均温差（对数平均推动力） 传热过程基本方程式 四、对数平均推动力 对数平均推动力恒小于算术平均推动力，特别是当换热器两端推动力相差悬殊时，对数平均值小得多。当换热器一端两流体温差接近与0时，对数平均推动力将急剧减小。对数平均推动力这一特性，对换热器的操作有着深刻的影响。 当0.5<(T-t)1/(T-t)2<2时，对数平均推动力可用算术平均推动力来代替。 在冷热流体进出口温度相同的条件下，并流操作两端推动力相差较大，其对数平均值必小于逆流操作。因此，就增加传热过程推动力而言，逆流操作总是优于并流的。 6.6.3 换热器的设计型计算 一、设计型计算的命题方式 设计任务：将一定流量qm1的热流体自给定温度T1冷却至指定温度T2。 设计条件：可供使用的冷却介质温度，即冷流体的进口温度t1。 计算目的：确定经济上合理的传热面积及换热器其他有关尺寸。 二、设计型问题的计算方法 1.由传热任务计算换热器的热流量 2.作出适当的选择并计算平均推动力 选择包括：选择流体的流向，选择冷却介质的出口温度 3.计算冷热流体与管壁的对流给热系数及总传热系数 4.由传热基本方程式计算传热面积 三、设计型计算中参数的选择 根据传热基本方程式可知，为确定所需的传热面积，必须知道平均推动力和传热系数。为了计算对数平均温差，设计者应选择： A.流体的流向，即是采用逆流、并流还是其他复杂流动方式。 B. 冷却介质的出口温度。 为了计算传热系数K,必须计算两侧的给热系数，故必须选择： A.冷热流体各走管内还是管外； B.选择适当的流速。 除此之外，还要选择适当的污垢热阻。 注：设计者必须作出恰当的选择才能得到经济上合理，技术上可行的设计，或者通过多种方案计算，从中选出最优方案。 四、选择依据 1.流向的选择 比较纯逆流和纯并流两种极限情况。 从以下两方面考虑：1.推动力；2.出口温位。可得：逆流优于并流 但，对于某些热敏性物料的加热过程，并流操作可避免出口温度过高而影响产品质量。另外，在某些高温换热器中，逆流操作因冷却流体的最高温度集中在一端，会使该处的壁温特别高，而影响换热器的使用寿命。此时，可采用并流。 2.冷却介质出口温度的选择 冷却介质出口温度越高，用量越少，回收的能量的价值也越高，输送流体的动力消耗即操作费用减少。 但出口温度越高，温度平均推动力越小，要求传热面积越大，设备投资费用增加。 所以，要综合考虑，使总费用最小。 3.流速的选择 在可能的条件下，应尽量避免层流。 6.6.4 换热器的操作型计算 一、操作型计算的命题方式 1.第一类命题 给定条件：换热器的传热面积以及有关尺寸，冷热流体的物理性质，冷热流体的流量和进口温度以及流体的流动方式。 计算目的：冷热流体的出口温度 2.第二类命题 给定条件：换热器的传热面积以及有关尺寸，冷热流体的物理性质，热流体的流量和进出口温度冷流体的进口温度以及流动方式。 计算目的：所需冷流体的流量以及出口温度。 二、操作型问题的计算方法 三、传热过程的调节 例：热流体的冷却 若热流体的流量或进口温度发生变化，而要求出口温度保持不变，可通过调节冷却介质的流量来达到目的。 根据传热基本方程式，正确的理解时，冷却介质流量的调节，改变了换热器内传热过程的速率。 传热速率的改变，可能来自平均推动力，也可能来自K的变化，而多数是有两者共同引起的。 1.如果冷流体的给热系数远大于热流体的给热系数，调节冷却介质的流量，K基本不变，调节作用主要考平均推动力的变化。 2.如果冷流体的给热系数与热流体的给热系数相当或远小于后者，改变冷却介质的流量，将使平均推动力和K皆有较大的变化，此时过程调节使两者共同作用的结果。 3.如果换热器在原工况下冷却介质的温升已经很小，即出口温度很低，增大冷却水流量不会使平均推动力有较大的增加。此时，如果热流体给热不是控制步骤，增大冷却介质流量可使K增大，从而使传热速率有所增加，但若热流体给热为控制步骤，增大冷却介质的流量已无调节作用。 说明，在设计时，冷却介质的出口温度也不宜取太低，以便有调节的余地。 四、传热单元法 传热单元法（NTU）又称传热效率-传热单元法（ε-NTU）. 其中：NTU-传热单元数； ε-换热器的热效率 其它见表6-7 6.6.5 非定态传热过程的拟定态处理 在最简单的情况下，夹套内通入温度为T的饱和蒸汽加热，釜内液体因充分混合，温度为t保持均一。因此任何时刻的热流密度与加热面位置无关，q=K(T-t) 当流体与加热壁面的温度随时间的变化率不大时，各传热环节的热量积累可以忽略，此时非定态传热过程可按拟定态处理，使用上式也不会产生明显的误差。 在dτ时段内作热量衡算，并忽略热损失与壁面的温升，可得： 6.6.6 变系数的传热过程计算 在定态传热计算中，一般均设流体的物性及传热系数K为某一平均数值而在全换热器内保持定值。当加热或冷却粘度较高的流体或流体进出口温度变化范围较大时，温度变化对流体物性的影响比较显著，此时作为常数处理将导致明显误差。 §6.7 换热器 6.7.1 间壁式换热器的类型 一、夹套式换热器 二、沉浸蛇管式换热器 三、喷淋式换热器 四、套管式换热器 五、管壳式换热器 第七章 蒸发 §7.1 概述 （1）定义：利用加热作用，使溶液中的溶剂和溶质部分分离的操作。 （2）蒸发操作的目的 ① 获得浓缩的溶液直接作为化工产品 或半成品。 ② 脱除溶剂，将溶液增浓至饱和状态， 随后加以冷却，析出固体产物，即采 用蒸发，结晶的联合操作以获得固体 溶质。 ③  除杂质，获得纯净的溶剂。 （4）加热蒸汽和二次蒸汽 蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸气，而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸汽也是水蒸气。为了区别，将加热的蒸汽称为加热蒸汽，而由溶液蒸发出来的蒸汽称之为二次蒸汽。 分类 ① 按蒸发操作空间的压力可分为：常压，加压，或者减压（真空）蒸发。 ② 按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发。 （5）蒸发操作的特点 ① 沸点升高 蒸发的物料是溶有不挥发溶质的溶液。由拉乌尔定律可知：在相同温度下，其蒸汽压纯溶剂的为低，因此，在相同的压力下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点。故当加热蒸汽温度一定时，蒸发溶液时的传热温差就比蒸发纯溶剂时来得小，而溶液的浓度越大，这种影响就越显著。 ② 节约能源 ③ 物料的工艺特性 本章的重点就是研究上述问题，同时还考虑从二次蒸汽中分离夹带液沫的问题。 §7.2 单效蒸发 7.2.1 单效蒸发的计算 对于单效蒸发，在给定的生产任务和确定了操作条件以后，通常需要计算以下的这些内容： ① 水分的蒸发量； ② 加热蒸汽消耗量； ③ 蒸发器的传热面积。 要解决以上问题，我们可应用物料衡算方程，热量衡算方程和传热速率方程来解决。 7.2.1 单效蒸发的计算 一、物料衡算 溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，单位时间进入和离开蒸发器的量相等，即 二、热量衡算 （1）浓缩热显著的溶液 对蒸发器作热量衡算，当加热蒸汽在饱和温度下排出时， (2)不计浓缩热的热量衡算 对溶液浓度变化不大、浓缩热不大的溶液，其热焓可由其比热容近似计算。若以c0和c表示料液和完成液的比热容，并取0℃ 作为基准，则上式可写成： 为了避免使用不同溶液浓度下的比热，可以近似认为溶液的比热容和所含溶质的浓度呈加和关系，即 7.2.3 蒸发速率与传热温度差 一、蒸发速率 其中，热流体是温度为T的饱和蒸汽，冷流体是沸点为 t的沸腾溶液。 二、溶液的沸点 溶液的沸点不仅取决于蒸发器的操作压力，而且还与溶质存在使溶液的沸点升高和蒸发器内液体的静压强有关。 7.2.3.1 溶质造成的沸点升高 溶质的存在可使溶液的蒸汽压降低而沸点升高。 在相当宽的压强范围内溶液的沸点与同压强的下溶剂的沸点成线性关系： 式中tA和tA0代表某中种液体（或者溶液）在两种不同压力下的沸点，tw和tw0代表溶剂在相应压力下的沸点。 图为不同浓度NaOH水溶液的沸点与对应压强下纯水的沸点的关系，由图可以看出，当NaOH水溶液浓度为零时，它的沸点线为一条对角线，即水的沸点线，其它浓度下溶液的沸点线大致为一组平行直线。 由该图可以看出： ① 浓度不太高的范围内，由于沸点线近似为一组平行直线，因此可以合理的认为沸点的升高与压强无关，而可取大气压下的数值； ② 在高浓度范围内，只需要知的两个不同压强下溶液的沸点，则其他压强下的溶液沸点可按杜林规则进行计算。 7.2.3.2 蒸发器内液柱的静压头使溶液沸点升高 按液面下处L/5溶液的沸腾温度来计算，液体在平均温度下的饱和压力： 式中：p——液面上方二次蒸汽的压强（通常可以冷凝器代替），Pa L——蒸发器内的液面高度，m 蒸发器中的传热温差等于（T-t），当加热蒸汽的温度T0 一定（如用47kN/m2（绝压）的水蒸气作为加热蒸汽，T0=150℃），若蒸发室的压力为1atm,而蒸发的又是水（其沸点100℃）而不是溶液，此时的传热温差最大，用△tT表示：如果蒸发的是30%的NaOH水溶液，在常压下其沸点是高于100℃。若其沸点120℃，则有效传热温差△t=T0-t=150-120=30℃，△t比△tT所减小的值，称为传热温度差损失，简称温度差损失，用△表示。 温度差损失的原因 ： ① 溶液沸点的升高。这是由于溶液蒸汽压较纯溶剂（水）在同一温度下的蒸汽压为低，致使溶液的沸点比纯溶剂（水）高； ② 蒸发器中静压头的影响以及流体流过加热管是产生的摩擦阻力，都导致溶液沸点的进一步上升。 7.2.4 单效蒸发过程的计算 ①设计型计算：给定蒸发任务，要求设计经济上合理的蒸发器。 给定条件：料液流量，浓度，温度以及完成液浓度； 设计条件：加热蒸汽的压强以及冷凝器的操作压强主要由可供使用的冷却水温度来决定； 计算目的：根据选用的蒸发器形式确定传热系数，计算所需供热面积及加热蒸汽用量 ② 操作型计算：已知蒸发器的结构形式和蒸发面积 给定条件：蒸发器的传热面积A与给热系数K，料液的进口状态x0与t0，完成液的浓度要求x，加热蒸汽与冷凝器内的压强。 计算目的：核算蒸发器的处理能力F和加热蒸汽用量D。 或： 已知条件：传热面积A，料液的流量与状态F，x0，t0，完成液的浓度要求x。加热蒸汽与冷凝器内的压强; 计算目的：反算蒸发器K的并求 D。 §7.3 蒸发操作的经济性和多效蒸发 ① 利用二次蒸汽的潜热 ② 利用冷凝水的显热（如预热原料液) 7.3.1 衡量蒸发操作经济性的方法 蒸发操作消耗的费用包括设备费和操作费两部分。 1、蒸发设备的生产强度 U=W/A 提高生产强度的途径： （1）.加大传热温差 （2）.提高蒸发器的传热系数 2、加热蒸汽的利用率 通常将每1kg加热蒸汽所能蒸发的水量称为加热蒸汽的经济性，它是蒸发操作是否经济的重要标志。 7.3.2 蒸发操作的节能方法 多效蒸发操作蒸汽与物料的流向有多种组合，常见的有： 并流： 溶液与蒸汽的流向相同，称并流。 逆流：溶液与蒸汽的流向相反，称逆流。 错流：溶液与蒸汽在有些效间成并流，而在有些效间成逆流。 平流：每一效都加入原料液的方法。 下面以三效为例加以说明： （1）并流流程（图7-14） 蒸汽流动方向： 1→2→3 溶液流动方向： 1→2→3 （1）并流流程 优点： ① 由于后一效总比前一效蒸发室压强低，故中间溶液不用泵送； ② 前一效溶液沸点较后一效高，因此料液进入下一效处于过热状态，可产生自行蒸发，可产生更多二次蒸汽。 ③但后一效比前一效浓度大，而温度更低，则料液粘度变大，传热系数K变小，蒸发效果越来越差。 因此对粘度大的溶液，此方法不适合。 （2）逆流流程 蒸汽流动方向： 3→2→1 溶液流动方向： 1→2→3 逆流 ① 因前一蒸发室较后效压强大，每效中间料液需加热。 ② 料液因逆向，随浓度增大，而温度也升高，故粘度变化不大，所以K值变化不大，蒸发效果各效相差不大。 ③ 产生二次蒸汽较并流少，因后效较前效温度低，料液进入前一效须吸收热量。 此法适合粘度随温度变化大的物料。 （3）错流流程 溶液流向：3→1→2或2→3→1 蒸汽流向：1→2→3 优点：兼有逆流与并流的优点。 缺点：操作较复杂。 （4）平流流程 各效分别进料并分别出料，二次蒸汽多次利用，对易结晶的物料较合适（因为结晶体不便在效与效之间输送）。 7.3.3 多效蒸发的生产能力、蒸发强度和效数的限制 （1）蒸发器的生产能力和蒸发强度 蒸发器的生产能力可用单位时间内水分总蒸发量W来表示，而生产强度为单位传热面积的蒸发量（），在三效蒸发器中，蒸发器的生产强度为 假设各效传热面积相等，即，不考虑温差损失及浓缩热等，且各效蒸发器的传热面积系数相等，，由前面学过的我们可以知道，相差不大，可近似认为相等，即，则 。 （2）多效蒸发效数的限制 前面我们讲过，效数增多，设备的生产强度降低，而加热蒸汽经济性提高，因此，必须合理选择效数以便设备费和操作费之和最少。这是一个优化问题。 （3）多效蒸发计算 描述多效蒸发过程的参数很多，但各类参数之间受到一些基本方程的约束，这些基本方程可分为：物料衡算式，热量衡算式，传热速率式及物性函数式（如水蒸气性质，物料热焓及沸点上升等）。 7.3.4 提高加热蒸汽经济程度的其他措施 （1）额外蒸汽的引出 不考虑同压力下蒸发潜热的差别，自蒸发的影响和热损失等次要因素，并假设进料是在沸点下进入，则可认为每1kg加热蒸汽的蒸发1kg水。 （2）二次蒸汽的再压缩（热泵蒸发） （3）冷凝水热量的利用 §7.4 蒸发设备 蒸发设备中包括蒸发器和辅助设备。 7.4.1蒸发器 蒸发器主要由加热室和分离室组成。加热室有多种多样的形式，以适应各种生产工艺的不同要求。按照溶液在加热室中的运动的情况，可将蒸发器分为循环型和单程型（不循环）两类。 （1）循环型蒸发器 特点：溶液在蒸发器中循环流动，因而可以提高传热效果。由于引起循环运动的原因不同。又分为自然循环型和强制循环型两类。 自然循环：由于溶液受热程度不同产生密度差引起。 强制循环：用泵迫使溶液沿一定方向流动。 （2）单程型蒸发器 ① 升膜式蒸发器（图7-5） 原料经预热，由底部进入，由管内向上，成膜状。膜状蒸发α较大，但有液柱静压作用，其沸点会升高 适用于：蒸发量大（较稀的溶液），热敏性及易起泡的溶液。 不适用于：高粘度，易结晶、结垢的溶液。 ② 降膜式蒸发器（图7-6） 原料经预热，由顶部加入，由分布器分布成膜状向下运动。此种蒸发，静压作用下，但需有较好分布器。 适用于：粘度大的物料； 不适用于：易结晶的物料，固形成均匀的液膜较难，不高。 ③ 刮片式蒸发器（图7-8） 加热室为一有夹套的空心圆筒，内装有机械转动刮板。 特点：借外力强制料液呈膜状流动，可适应高粘度，易结晶、结垢的浓溶液蒸发。 缺点：结构复杂，制造要求高，加热面不大，且需要消耗一定的动力。 7.4.2 蒸发器的传热系数 （1）蒸发器的热阻分析 蒸发器的传热热阻可由下式计算 ① 管外蒸汽冷凝热阻一般很小，但须注意及时排除加热室中不凝性气体，否则不凝性气体在加热室内不断积累，将使此项热阻明显增加； ② 管壁热阻一般可以忽略； ③ 管内壁液体一侧的垢层热阻：取决于溶液的性质及管内液体的运动状况。降低垢层热阻的方法是定期清理加热管，加快流体的循环速度，或加入微量阻垢剂以延缓形成垢层；在处理有结晶析出的物料时可加入少量晶种，使结晶尽可能地在溶液的主体中，而不是在加热面上析出； ④ 管内沸腾给热阻：主要决定于沸腾液体的流动情况。 （2）管内汽液两相流动形式 ① 气泡流 ② 塞状流 ③ 翻腾流 ④ 环状流 ⑤ 雾流 （3）管内沸腾给热 7.4.3辅助设备 蒸发辅助设备有除沫器、冷凝器、输水器、真空泵等。具体的结构与设计可自己看书或是查阅相关资料，在课程设计中还会详细用到。 学科网（北京）股份有限公司 $$