化工原理第六章主要内容
化工原理第六章蒸馏
恒摩尔气流 恒摩尔液流
注意：V不一定等于V′，L不一定等于L′
溶液中两组分的摩尔汽化热相等，即rA rB； 因汽液两相温度不同而传递的热量可忽略； 假定 精馏塔保温良好，其热量损失可以忽略。
三、进料热状态参数q
1.进料热状况的定性分析：
A — — 过冷液体；
B — — 饱和液体；
加料板及其以下 ——提馏段
加料板以上 ——精馏段
间歇精馏：
——只有精馏段， 没有提馏段
第三节 双组分连续精馏的计算与分析
设计型计算： 操作型计算：
一、全塔物料衡算
F、D、W — kmol( A B) h
xF、xD、xW — kmolA kmol( A B) 总物料：F D W
Ln1 温度 易挥发汽化多
Vn yn
气相
液相
yn yn1 xn xn1
Ln1 x n1
Ln xn
n-1 n n+1
塔顶：纯A 塔釜：纯B
Vn1 y n 1
yn+1 tn+1 tn tn-1 xn
G O P
yn
t/℃
xn-1
0
x或y
1.0
加料位置 ——与原料液组成和温度相近的板上进料
240 101.33
pA
pB
0
,kPa ,kPa
101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0
0
温度℃
80.1
85
90
95
100
105
110.6 240
pA
0
,kPa
化工原理 第六章 蒸馏
相同时进行多次部分冷凝和部分汽
化。 精馏条件：塔顶的液体回流和塔 釜的产生的蒸汽回流。
29
t P=定值 t1
t P=定值 t1 t2 t3 1 2 3
xW x1
xF
y1
yF
x(y)
x1
x2 xF x3 y1
y2 y3 x(y)
图6-10 一次部分气化的图
图6-11 多次部分气化和冷凝的示意图
30
V HF 加料板F L’ hF V’ H F+1
L' L q F
L L q F
'
F L V ' V L'
V ' V (q 1)F
41
V F L V F L V (1-q)F F qF L L’ 汽液混合进料
V ＝V (1 q)F
V’
V’
L’ 冷液进料
p p xA p
0 A 0 B
0 A
0 B
0 B
0 P pB xA 0 0 p A pB
xB 1 x A
——泡点方程
若平衡的气相为理想气体，可用道尔顿分压定律：
0 pA pA yA x P P
yB 1 y A
——汽液两相平衡组成间的关系
0 0 0 pA pA p pB f A (t ) p f B (t ) —露点方程 yA xA 0 0 p p pA pB p f A (t ) f B (t )
3
传质过程或分离操作：物质在相间的转移过程。
蒸馏：将液体混合物部分气化，利用各组分的挥发 度不同的性质以实现分离目的的操作。
易挥发组分（轻组份）：沸点低的组分 难挥发组分（重组份）：沸点高的组分
化工原理讲稿8(第六章)(天大版).
指反映实际塔板的气液两相传质的完善程度； 表示方法有总板效率、单板效率等； 1.总板效率（又称全塔效率）ET 指达到指定分离效果所需理论板层数与实际塔板 层数的比值；
ET
NT Np
100%
理论板数 实际板数
Np
NT ET
NT：不包括塔釜再沸器，再沸器相当一块理论板；
问： （1）此时产品组成将有何变化？ （2）若维持xD不变，可采用哪些 措施，并比较这些方法的优缺点？
十二、特殊精馏 1.恒沸精馏
原理：在混合液中加入第三组分（称为挟带剂） 形成新的最低恒沸物；
2.萃取精馏 原理：向混合液中加入溶剂(又称萃取剂)，萃取剂
不与原料液中任何组分形成恒沸物；
P73页 习题15、16；
xF 对xD, xW 的影响
b. 加料板位置上移
结论：xD , xW
加料板位置对xD, xW 的影响
c. R 结论：xD , xW
R 对xD, xW 的影响
d. q , R 不变， D不变， V’ 结论：xD , xW
q 对xD, xW 的影响
十一、 精馏装置的热量恒算
xn1 xn xn1 f '( yn )
xn1 xn
xn1 f '( xn1 )
习题16
1.y1 xD
F L'
2.
D
V
'
L
'
x1
V
'
yW
WxW
3.yW
1
xW ( 1)xW
化工原理-6章蒸馏
y x 1 ( 1)x
——相平衡方程
当 α为已知时，可用相对挥发度表示了气液相平衡关系。
当 1 当 1
y=x, 即相平衡时气相的组成与液相的组成相同， 不能用蒸馏方法分离。
则y>x,α愈大，y比x大的愈多，组分A和B愈易分离。
三、双组分理想溶液的气液平衡相图
双组分理想溶液的汽液平衡关系用相图表示比较直观、 清晰，而且影响蒸馏的因素可在相图上直接反映出来。蒸馏 中常用的相图为恒压下的温度-组成（ t-x-y ）图和气相-液 相组成（ x-y ）图。
当生产任务要求将一定数量和组成的原料分离成指定组成 的产品时，精馏塔计算的内容有：出液和塔釜残液的流量、塔 板数、进料口位置、塔高、塔径等。
6.4.1 全塔物料衡算
1．全塔物料衡算
单位时间为基准
总物料衡算： qn,F=qn,D+qn,W 易挥发组分物料衡算：
qn,FxF=qn,DxD+qn,WxW qn,F、qn,D、qn,W——流量，kmol/h
二、蒸馏的分类
1、按蒸馏方法：简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏、特殊精馏。 2、按操作压力：常压；减压；加压。 3、按原料液组分数：双组分蒸馏和多组分蒸馏 4、按操作方式：间歇蒸馏和连续蒸馏。
三、蒸馏操作的特点
优点：* 适用面广，液体混合物和气体混合物均可 * 操作流程较简单，无需其他外加介质
缺点：* 能耗大
一、利用饱和蒸气压计算气液平衡关系
法国物理学家拉乌尔在1887年研究含有非挥发性溶质的 稀溶液的行为时发现的，可表述为：“在某一温度下，稀溶 液的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以溶剂的摩尔分数”。
PA PA0 xA ——拉乌尔定律
pA0——纯组分A在溶液温度下的饱和蒸气压，Pa； xA——溶液中组分A的摩尔分数；
(化工原理)第6章：质量传递过程基础
D z
c0 cBm
cA1 cA2
对于理想气体
cBm
cB2 cB1
ln
cB2 cB1
cB1 c0 cA1 cB2 c0 cA2
NA
D RTz
p pBm
pA1 pA2
p pBm
pBm
pB2 pB1
ln
pB2 pB1
pB1 p pA1 pB2 p pA2
c cBm
称为漂流因子 反应总体流动对传质通量的影响
NA ky y yi
NA kx xi x
NA kG pA pAi
NA kL cAi cA
传质系数 k=f (D,η,ρ,u,d )
经验关联式很多，但普遍偏差较大 主要通过实验获得
JA
DAB
dcA dz
yi Ki xi
NA
D z
c0 cBm
cA1 cA2
NA
D RTz
主体中高度湍流传质阻力为零，即无浓度
O
距离 z
相际传质双膜模型
梯度。 ④ 相界面上气液处于平衡状态，无传质阻
力存在。
（2）总传质速率方程
① 气膜和液膜传质速率方程 对气相：
NA kG pA pAi
化工原理 第六章 吸收
由 y * mx得,
Y* mX 1 Y * 1 X
*
mX Y 1 (1 m)X
当溶液浓度很低时，X≈0， 分母约等于1. 上式简化为：
Y mX
*
亨利定律的几种表达形式也可改写为
P * x , c HP E y Y * ℃ 下 ， 测 得 氨 在 水 中 的 平 衡 数 据 为 ： 0.5gNH3/100gH2O浓度为的稀氨水上方的平衡分压为400Pa， 在该浓度范围下相平衡关系可用亨利定律表示，试求亨利系
——逆流吸收塔操作线方程
在m—n截面与塔顶截面之间作组分A的衡算
VY LX 2 VY2 LX
L L Y X (Y2 X 2 ) V V
——逆流吸收塔操作线方程
表明 ： 塔内任一截面的气相浓度Y与液相浓度X之间成直线 关系，直线的斜率为L/V。
吸收操作线总是位于平衡线的上方，
s
EM s
1000 7.32 104 kmol / m3 Pa 7.59 10 4 18
E 7.59 10 4 m 3 0.749 P 101.33 10
三、用气液平衡关系分析吸收过程
1、判断过程的方向
例：在101.3kPa，20℃下,稀氨水的气液相平衡关系为 ：
L L Y1 X 1 Y2 X 2 V V
吸收率 A 混合气中溶质A 被吸收的百分率
Y2 Y1 (1 A )
2、吸收塔的操作线方程式与操作线
在 m—n截面与塔底截面之间作组分A的衡算
VY LX1 VY1 LX
L L Y X (Y1 X 1 ) V V
操作线位于平衡线下方，则应进行脱吸过程。
并流吸收塔的操作线：
化工原理第六章6
液层阻力 hl 气体通过液层的阻力损失 hl 由以下三个方面构成： (1) 克服板上充气液层的静压； (2) 气体在液相分散形成气液界面的能量消耗； (3) 通过液层的摩擦阻力损失。 其中(1)项远大于后两项之和。如果忽略充气液层中所含气体 造成的静压，则可由清液层高度代表 hl。可用下式计算
hl hw how
F1型浮阀结构简单，易于制造，应用最普遍，为定型产品。 阀片带有三条腿，插入阀孔后将各腿底脚外翻 90°，用以限 制操作时阀片在板上升起的最大高度；阀片周边有三块略向 下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度。 F1型浮阀分轻阀和重阀。轻阀塔板漏液稍严重，除真空操作 时选用外，一般均采用重阀。
浮阀塔板的流体力学性能 浮阀塔板上的气、液流程 浮阀塔板的板面结构： 鼓泡区（有效区、开孔区） 降液管区 受液盘区 液体安定区 边缘区 溢流堰
填料塔 在圆柱形壳体内装填一定高度的填料， 液体经塔顶喷淋装臵均匀分布于填料层 顶部上，依靠重力作用沿填料表面自上 而下流经填料层后自塔底排出；气体则 在压强差推动下穿过填料层的空隙，由 塔的一端流向另一端。气液在填料表面 接触进行质、热交换，两相的组成沿塔 高连续变化。
气体
溶剂
填料塔
规整填料 塑料丝网波纹填料
降液管
液 相
堰
气相
溢流式塔板应用很广，按塔板的具体结构形式可分为： 泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板、网孔塔板、舌形塔板等。
逆流塔板（穿流式塔板）： 塔板间没有降液管，气、液两相同时由 塔板上的孔道或缝隙逆向穿流而过，板 上液层高度靠气体速度维持。 优点：塔板结构简单，板上无液面差， 板面充分利用，生产能力较大； 缺点：板效率及操作弹性不及溢流塔板。
H d hw how h f h
化工原理 第六章 蒸馏(传质过程)
t
121.9℃
X=0.383
负偏差
x y
x y
y
y
x
x
19
挥发度与相对挥发度
挥发度：表示某种溶液易挥发的程度。 若为纯组分液体时，通常用其当时温度下饱和蒸 气压PA°来表示。 若为混合溶液时，各组分的挥发度，则用它在一 定温度下蒸气中的分压和与之平衡的液相中该组 分的 摩尔分数之比来表示， vA = pA / xA vB = pB / xB
演示
37
xn
xn 1 yn 1 yn
第四节 双组分连续精馏计算
38
物料衡算
F—原料(液)摩尔流量，kmol/h； D—馏出液摩尔流量，kmol/h； W—釜残液摩尔流量，kmol/h； 总物料衡算 易挥发组分的物料衡算
D xD F xF
F D W
D F ( xF xW ) xD xW
xn 1
n 1
yn xn yn 1
n
n 1
T-x(y) 图
t 假设蒸汽和液体充分接触，并在离 n 1 开第 n 层板时达到相平衡，则 yn 与 xn t n t n 1 平衡，且yn>yn+1，xn<xn-1。
这说明塔板主要起到了传质作用， 使蒸汽中易挥发组分的浓度增加， 同时也使液体中易挥发组分的浓度 减少。
t5 t4 t3 t2 t1
E D
C
B A
x（y）
温度-组成图（ t-x-y 图）
12
上述的两条曲线将tx-y图分成三个区域。
液相线以下的区域 代表未沸腾的液体, 称为液相区 气相线上方的区域 代表过热蒸气,称为 过热蒸气区； 二曲线包围的区域 表示气液同时存在, 称为气液共存区。
化工原理讲稿8(第六章)(天大版)
对 全 回 流 操 作 ： y n +1 = x n、 y n = x n −1 y n − y n +1 x n −1 − x n E mV = y * − y = f ( x ) − x n n +1 n n 则： x n −1 − x n E = x n −1 − x n = x n −1 − x n = mL x n −1 − x n * x n −1 − f '( y n ) x n −1 − f '( x n −1 )
习题16 习题
1. y1 = xD F = L ' ⇒ L ' x1 = V ' yW + WxW 2. D = V ' α xW 3. yW = 1 + (α − 1) xW 4.EmV y1 − yW = y1 * − yW
设： F = 1kmol / h Dx D x F − xW x D 0.2 − xW 0.28 η D = 0.8 = = = ⇒ xW = 0.0857 Fx F x D − xW x F 0.28 − xW 0.2 D = 0.57 kmol / h、 W = 0.43kmol / h F = L ' F W ⇒ L ' x1 = V ' y W + Wx W ⇒ y W = x1 − xW D D D = V ' 1 0.43 ⇒ 0.206 = x1 − × 0.094 ⇒ x1 = 0.158 0.57 0.57 y1 = x D = 0.28 y1 − y W α xW 2.5 × 0.094 = = 0.206 由于： E mV = 其中： yW = y1 * − y W 1 + (α − 1) xW 1 + 1.5 × 0.094 α x1 2.5 × 0.158 = = 0.319 y1 * = 1 + (α − 1) x1 1 + 1.5 × 0.158 0.28 − 0.206 E mV = = 0655 0.319 − 0.206
化工原理 第六章 吸收
M液 M剂
表6-1某些气体水溶液的亨利系数值（E×10-6/kPa）
由表6-1中的数值可知：不同的物系在同一个温度下 的亨利系数E值不同；当物系一定时，亨利系数随温度升 高而增大，温度愈高，溶解度愈小。所以亨利系数值愈大， 气体愈难溶。在同一溶剂中，难溶气体的值很大，而易溶 气体的值很小。
编辑ppt
体，则混气中的A组分有：
cA
nA V
pA RT
（6-5）
编辑ppt
第二节 吸收中的气液相平衡
二、气液相平衡关系 气液相平衡关系是指气液两相达到平衡时，被吸收的 组分（吸收质）在两相中的浓度关系，即吸收质在吸收剂 中的平衡溶解度。 1.气体在液体中的溶解度 在恒定的压力和温度下，用一定量的溶剂与混合气体 在一密闭容器中相接触，混合气中的溶质便向液相内转移， 而溶于液相内的溶质又会从溶剂中逸出返回气相。随着溶 质在液相中的溶解量增多，溶质返回气相的量也在逐渐增 大，直到吸收速率与解吸速率相等时，溶质在气液两相中 的浓度不再发生变化，此时气液两相达到了动态平衡。平 衡时溶质在气相中的分压称为平衡分压，用符号 表示； 溶质在液相中的浓度称为平衡溶解度，简称溶解度；它们 之间的关系称为相平衡关系。
化工原理
第六章 吸 收
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第一节 概 述
一、吸收综述 吸收就是分离气体混合物的单元操作,即是用适当的液体吸收剂处理 气体混合物,利用混合气中各组分在液体溶剂中溶解度的不同而分离气体 混合物的操作,其实质是一种典型的气、液相扩散传质过程。 吸收系统包括气、液两个相,气相由可溶于吸收剂的气体组分(称为吸 收质或溶质)和不溶或难溶于吸收剂的惰性组分(称为惰性气或载体)组成， 液相则是液体吸收剂(或称为溶剂)；吸收操作所得到的溶液称为吸收液, 其成分为吸收剂和溶解于其中的吸收质；排除的气体称为吸收尾气,其主 要成分应为惰性组分和残余的溶质。 吸收的原理：就是利用混气中,各组分在吸收剂中有不同的溶解度的 特点,选择适宜的吸收剂对混合气中组分进行选择性吸收，以达到从混合 气中分离或提纯组分之目的。 与吸收操作相反,使吸收质从吸收剂中分离出来的操作称为解吸或脱 吸。其目的是循环使用吸收剂或回收溶质,实际生产中吸收过程和解吸过 程往往联合使用。 吸收和蒸馏一样也牵涉到气、液两相间的质量传递,但蒸馏是依据混 液中各组分挥发度的不同而得以分离；吸收则基于混气中各组分在吸收剂 中的溶解度不同而得以分离；蒸馏属双向传质，吸收为单相传质。
陈敏恒_化工原理_第六章(全)
A’=1.35m2
4.1 沸腾给热 1. 大容积饱和沸腾 过程特点：汽液两相共存
有利：气泡搅动液体，液体冲刷表面 不利：有可能气泡连成气膜,将液体与加热面隔开 2.沸腾条件 ①过热度(t-tS) —气泡存在之必须
2．α的影响因素 ①物性：ρ, μ, Cp, λ ②设备因素(定性尺寸)：l ③流动因素：强制对流：u 自然对流： βgΔt α=f (ρ, μ, λ, l, u, βgΔt, Cp) 基本量纲4个(M,L,T,θ)，变量8个， 无量纲准数=8-4=4，即 3 2 l lu Cp gtl f( , , ) 2 Nu=f(Re, Pr, Gr) 强制对流Nu=f(Re, Pr); 自然对流Nu=f(Gr, Pr)
自然对流的冷源、热源应放在恰当的位置
2．强制对流 在外力或Δp作用下引起流动
3.3 对流给热过程的数学描述 1．牛顿冷却定律 q (T TW ) 其中：TW: 壁温；T: 流体主体温度； α：给热系数 W/m2℃ 工程处理方法—分离变量法 ① 便于分解组合传热系数K
T TW TW tW tW t q 1 / 1 / 1/2
第六章 传热
1 概述 1.1 传热目的 ①加热、冷却物料 ②回收热量或冷量 设法促进传热 ③保温，减少热量或冷量损失 设法阻止传热 传热还用于其它单元操作 如蒸发，精馏
1.2传热机理 ①传导—分子热运动(自由电子迁移) ②对流—流体宏观迁移引起载热 ③辐射—电磁波 热水瓶为什么能保温？ 1.3冷热流体接触方式 ①蓄热式
2.4 球壳导热
dt Q 4r dr r2 dr t2 Q 2 4 dt r1 r t1 4 ( t1 t 2 ) 4r1r2 ( t1 t 2 ) Q 1 1 r2 r1 r1 r2
化工原理第六章主要内容
化工原理第六章主要内容第六章传热设备一、换热器的分类及特点按用途分类：加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器按传热特征分类：直接接触式、蓄热式、间壁式二、夹套式换热器夹套式换热器是在容器外壁安装夹套制成；主要用于反应过程的加热或冷却。
特点：结构简单，但其传热面积不大，不耐压，且传热系数也不高。
三、蛇管式换热器（一）沉浸式蛇管浸没在容器中的液体中形成优点：结构简单、价格低廉，能承受高压，便于防腐。
缺点：传热面积有限，容器内液体湍动程度低，管外给热系数小。
（二）喷淋式蛇管成行地固定在钢架上形成，多用作冷却器。
优点：结构简单，造价便宜，耐腐蚀；管内耐高压；管外α 比沉浸式大。
缺点：冷却水喷淋不易均匀，只能安装在室外，占地面积大，要定期清洗。
四、套管式换热器由大小不同的直管制成的同心套管，并由U 型弯头连接而成；每一段称为一程。
优点：构造较简单，耐高压，传热面积可调，应用方便，两流体均可达到较高的流速，且可完全逆流。
缺点：管间接头多，易泄露，占地较大，单位传热面消耗的金属量大。
五、列管换热器优点：单位体积所具有的传热面积大，结构紧凑、坚固、传热效果好。
能用多种材料制造，故适用性较强，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中多采用列管式换热器。
（一）列管换热器的构造和形式主要部件：壳体、管束、管（花）板、顶盖（封头）管束装在壳体内，固定于管板上1.固定管板式（G ）两端管板和壳体制成一体，结构简单，成本低；壳程清洗和检修困难；不进行热补偿或采用补偿圈进行热补偿；不宜用于两流体温差过大（大于70℃）和壳程流体压强过高的场合。
2.浮头式换热器(F)一端管板不与外壳连为一体，形成可沿轴向自由浮动的浮头进行热补偿；整个管束可以从壳体中抽出，管、壳程均便于清洗和检修；允许两程温差较大；结构比较复杂，造价较高。
3. U 型管式换热器每根管子都弯成U 型，进出口分别安装在同一管板的两侧，每根管子可以自由伸缩进行热补偿；封头用隔板分成两室，形成双管程；管程不易清洗。
化工原理第六章(双组分连续精馏的计算与分析)
L' W ym1 V ' xm V ' xw
提 馏 操 作 线
（ xm＝xW ， ym+1＝xW ） 截距＝－ WxW/V’
2019/5/26
（4）提馏操作线方程的其他表现形式
令： R ' L' ——再沸比 W
【说明】再沸比R’是提馏段内各块塔板下降的液体 量与塔底引出的釜液（馏残液）量之比。
2019/5/26
【解】依题意知 xF=0.84 xD=0.98 xw=0.002 F=235kmol/h
据 F＝D＋W FxF＝DxD＋Wxw
∴ 235＝D＋W 0.84×235＝0.98D＋0.002W 联立后可解得： D＝201.36kmol/h
W＝33.64kmol/h 即塔顶采出量为 201.36kmol/h
第六章
蒸馏
第三节 双组分连续精馏的计算与分析 一、全塔物料衡算 二、恒摩尔流的假定 三、精馏塔的进料热状况 四、操作线方程 五、理论塔板数的确定 六、回流比的影响及选择 七、简捷法求理论板层数
2019/5/26
【精馏过程的计算内容】
1、设计型计算 （1）根据精馏塔的塔板层数以 确定塔的高度； （2）适宜的加料位置。 2、操作型计算 （1）确定产品的流量或组成； （2）确定适宜的操作回流比； （3）计算冷凝器、再沸器的热 负荷等。
2019/5/26
三、精馏塔的进料热状况
1、五种进料热状态 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之间的气液混合物； ④露点下的饱和蒸气； ⑤温度高于露点的过热蒸气。
2019/5/26
【结论】进料热状况不同，其温度不同，状态亦不同。
《化工原理》第六章 蒸发
或
w W = F 1 − 0 w1
（6-1）
第二节 单效蒸发
式中 ——原料液的流量，kg/h； ——单位时间从溶液中蒸发的水分量，即蒸 发量，kg/h； ——原料液中溶质的质量分数； ——完成液中溶质的质量分数。 2．加热蒸汽消耗量 加热蒸汽消耗量通过热量衡算求得。通常，加热蒸汽 为饱和蒸汽，且冷凝后在饱和温度下排出，则加热蒸汽仅 放出潜热用于蒸发。若料液在低于沸点温度下进料，对热 量衡算式整理得： Q = Dr = Fc (t − t ) + Wr + Q （6-2）
第二节 单效蒸发
沸点升高对蒸发操作的传热推动力温度差不利，例如 用120℃的饱和水蒸汽分别加热20%（质量分数）NaOH水溶 液和纯水，并使之沸腾，有效温度差分别为 20%（质量分数）NaOH水溶液 ∆t ∆t =T − t =120-108.5=11.5℃ ∆t = T − T =120-100=20℃ 纯水 由于溶液的沸点升高，致使蒸发溶液的传热温度差较 蒸发纯水的传热温度差下降了8.5℃，下降的度数称为温 度差损失，用 ∆ 表示。由于 ∆ = ∆t − ∆t = (T − T ) − (T − t ) = t − T （6-8）
' p0 1 0 损
第二节 单效蒸发
式中 Q——蒸发器的热负荷或传热量，kJ/h ； D——加热蒸气消耗量，kg/h； Cp0——原料液比热容，kJ/(㎏·℃)； t0——原料液的温度，℃； t1——溶液的沸点，℃； r ——加热蒸汽的汽化潜热，kJ/㎏; r’——二次蒸汽的汽化潜热，kJ/㎏； Q损 ——蒸发器的热损失，kJ/h 。
第二节 单效蒸发
工业上的蒸发操作经常在减压下进行，减压操作具有 下列特点： （1）减压下溶液的沸点下降，有利于处理热敏性的物 料，且可利用低压的蒸汽或废蒸汽作为加热剂。 （2）溶液的沸点随所处的压强减小而降低，故对相同 压强的加热蒸汽而言，当溶液处于减压时可以提高传热总 温度差；但与此同时，溶液的黏度加大，使总传热系数下 降。 （3）真空蒸发系统要求有造成减压的装置，使系统的 投资费和操作费提高。
化工原理 第六章 精馏
化工原理第六章精馏第六章精馏一、精馏过程的数学描述在化工生产中，常根据混合液中各组分挥发度的不同，以精馏实现均相混合液的分离，二元连续精馏的基本流程如图6-1所示。
精馏过程的实质是伴有传热的传质过程，传质推动力取决于相互接触汽液两相偏离平衡的程度。
因此精馏过程的严格分析除了要应用相平衡、物料衡算两关系外，还需结合热量衡算及传质速率方程。
为了避开后两关系使分析得以简化，在工程上常引入似下两个概念：(1)理论板，(2)恒摩尔流，前者将影响板上传质速率的全部因素包括在塔板效率中；后者则是对热量衡算的简化。
于是精馏过程的数学描述可归结为全塔物料衡算、逐板组成变化两关系。
以图6-1的流程分离理想溶液；其已知量、未知量之间的关系可用图6-2表示。
图6-2表明，描述二元连续精馏的基本方程为 )(1W F D W D F x x R q N N f x Wx Dx Fx W D F ，，，，，，α=+=+= 由于三式中共涉及11个基本变量)(1R q N N x x x W D F W D F ，，，，，，，，，，α，因此其自由度为8，即须给定其中8个独立变量，才能确定另外3个变量。
二、精馏操作型问题的特点及基本类型精馏操作型问题的特点是：精馏塔已经给定(设塔板效率已知)。
即N 、N 1(或进料位置，通常不一定是最佳进料位置)为巳知量，其主要类型如下。
(1)对现有的精馏塔，在给定精馏条件下，核算其可能达到的分离程度。
如：已知N 、N 1、α、F 、x F 、q 、R 及W ，求D 、x D 、x W 。
(2)对运行中的精馏塔，当某一操作条件改变时，分析分离效果的变化，是否能获得合格的产品及为此需采取的措施；还会产生什么其他的影响。
如：（6-1）①已知N、N1、α、F、x F、q、R不变，若V'减少时，分析D、x D、x W的变化趋势；②已知N、N1、α、F、x F、q、V'不变，若x F下降，能否采取什么措施使x F不降低?通常对类型2，操作条件的变化将引起塔内液，汽流量的改变，并影响塔板效率，若这一影响甚小而能忽略，便可把操作中精馏塔的理论板数视为不变。
化工原理-热传
④固体表面的特征尺寸，用L表示。 则用函数形式表示为：
α=f（u、L、ρ、μ、λ、cp、βgΔt）
准数方程式（ 由无量纲量组成的准数关系式，由量纲分析得）
Nu=AReaPrbGrc
Nu=AReaPrbGrc
各准数的意义: Re雷诺数 Re =d uρ/μ 表示流体的运动状态对对流给热的影响。 Nu 努塞尔数 Nu = αL/ λ 表示对流使给热系数增大的倍数（相对于纯导）。 Pr 普朗特数 Pr = cpμ/λ 表示流体物性对对流给热的影响。 Gr格拉斯霍夫数 表示自然对流对对流给热的影响。 以上准数关系式中的A、a、b、c需通过实验确定。 使用实验方程式（经验关联式）时应注意： 1、适用范围 2、定性温度 3、特性尺寸
非金属
(A)对于大多数均质的固体 λ = λ 0(1+αt)
式中 λ -- t 温度下固体的导热系数, W/（m℃）;
λ 0-- 0℃下固体的导热系数, W/（m℃）;
α --温度系数, 1/℃;
t --固体的温度, ℃.（B）t↑ λ金属↓，λ非金属↑； 纯度↓ λ金属及λ非金属↓ （C）绝热材料的λ通常 < 0.2 W/m℃ （D）热传导过程物质的导热系数通常按平均值计算
所得的结果适当加以修正。
（1）对于高粘度液体 α=0.027（λ/d ）Re0.8Pr 0.33 （μ/μw）0.14 式中 μ——液体在定性温度下的粘度； μw——液体在壁温下的粘度。 适用范围是： Re>104； L/d>30—40； Pr=0.5—100的各种液体（不适用于液体金属）。 特性尺寸：管内径d； 定性温度：除μw以外，其余都取液体进出口温度的平均值。 （μ/μw）0.14可以按下式取值： 液体被加热时 （μ/μw）0.14=1.05 液体被冷却时 （μ/μw）0.14=0.95
化工原理第六章(概述、双组分溶液的气液相平衡)
甲醇—水溶液平衡数据（101.3kPa）
t(℃) 100 96.4 91.2 87.7 81.7 78.0 75.3
x
0 0.02 0.06 0.10 0.20 0.30 0.40
y
0 0.134 0.304 0.418 0.579 0.665 0.729
t(℃) 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5
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（2）在相同温度下，不同液体的饱和蒸气压不同。 液体的挥发能力越大，其饱和蒸气压就越大。 【例如】25 ℃时，乙醇（A）、水（B）的饱和蒸气 压分别为： pA0＝7.86kPa pB0＝3.17kPa 【结论】饱和蒸气压是表示液体挥发能力的属性之 一。
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（3）液体混合物在一定温度下也具有一定的蒸气压 ，但其中各组分的蒸气压（分压pA）与其单独存在 时的饱和蒸气压（pA0）不同。 （4）对于二组分混合物，由于B组分的存在，使A组 分在气相中的蒸气分压比其在纯态时的饱和蒸气压 要小。
0.2031
0.3801
100
95
90
102℃
85
80
0.0
0.2
0.4 x y0.6
0.8
1.0
常压下苯－甲苯体系的温度组成图（t-x-y）
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汽液共存区 泡点线
泡点 液相区
P=101.3kPa
过热蒸 汽区
露点
露点线
【相关信息】压力（P）， 温度（t），组成（x，y）。
【结构特点】两条线；两个点；三个区。
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（4）按操作压力 【常压蒸馏】常压下泡点为室温至150℃左右的液体 混合液，一般采用常压（大约1atm）蒸馏； 【加压蒸馏】常压下为气态（如空气、石油气）或 常压下泡点为室温的混合物，常采用加压（操作压 力高于1atm）蒸馏； 【减压蒸馏】对于常压下泡点较高或热敏性混合物 （高温下易发生分解，聚合等变质现象），宜采用 减压（操作压力低于1atm）蒸馏。
化工原理第六章
第三节 多效蒸发
图6-4 逆流加料法的蒸发流程示意图
第三节 多效蒸发
优点: (1) 蒸发的温度随溶液浓度的增大而增高,这样各效 的黏度相差很小,传热系数大致相同; (2) 完成液排出温度较高,可以在减压下进一步闪蒸 增浓. 缺点: (1)辅助设备多,各效间须设料液泵; (2)各效均在低于沸点温度下进料,须设预热器(否 则二次蒸汽量减少),故能量消耗增大. 一般来说,逆流加料法宜于处理黏度随温度和浓度变化 较大的料液蒸发,但不适用于热敏性物料的蒸发.
第三节 多效蒸发
一,多效蒸发的操作原理
由蒸发器的热量恒算可知,在单效蒸发器中每蒸发1㎏的水需要 消耗1㎏多的生蒸汽.在大规模的工业生产中,水分蒸发量很大,需 要消耗大量的生蒸汽.如果能将二次蒸汽用作另一蒸发器的加热蒸汽, 则可减少生蒸汽消耗量.由于二次蒸汽的压力和温度低于生蒸汽的压 力和温度,因此,二次蒸汽作为加热蒸汽的条件是:该蒸发器的操作 压力和溶液沸点应低于前一蒸发器.采用抽真空的方法可以很方便地 降低蒸发器的操作压力和溶液的沸点.每一个蒸发器称为一效,这样, 在第一效蒸发器中通入生蒸汽,产生的二次蒸汽引入第二效蒸发器, 第二效的二次蒸汽再引入第三效蒸发器,以此类推,末效蒸发器的二 次蒸汽通入冷凝器冷凝,冷凝器后接真空装置对系统抽真空.于是, 从第一效到最末效,蒸发器的操作压力和溶液的沸点依次降低,因此 可以引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质,即后效的加热室成为 前效二次蒸汽的冷凝器,仅第一效需要消耗生蒸汽,这就是多效蒸发 的操作原理.
第二节 单效蒸发
式中
f
——较正系数,无因次.由下式计算得到 (6-12) 0.0162(T + 273 )
f =
' 2
r'
化工原理：第6章 总结
xn
qnL
qnW xW qqnF
qnW
直到 xn xw
则 n为所需的理论板数.
例题6.5.1、P38
（2）图解法：
Q
xD
R 1
W
xW
zF
D
xD N=9(包含釜)
2. 影响 N 的因素分析
（1）R： R ↑→N ↓ →塔设备费↓
动画示意
（2）q：q ↑ → N ↓。
re
（3）分离要求： xD↑ 、 xW ↓→ N ↑
理想溶液----相对挥发度α 变化不大，可取一平均值作为常 数处理;
非理想物系---- α不能作为常数处理。
◆ 相平衡常数与相对挥发度的关系
ih
Ki Kh
◆ 压力对相平衡的影响
P 升高，t 升高 ， 下降，对分离不利， p 下降，t 下降 ， 升高，对分离有利 。
1. 非理想溶液的气液相平衡
精馏段：q nVn 1 q nVn q nV
qnLn qnLn1 qnL
提馏段：q n Vn 1 q n Vn q n V
qn Ln qn Ln1 qn L
(2) 进料的热状态参数 q
q
H mV
H mF r
每摩尔进料变为饱和蒸 气所需热量
进料的摩尔汽化热
qnL ' qnL qqnF
确定此时的适宜回流比R
Rm in
xD yWe yWe xWe
适宜回流比的选择是 一个经济问题
6.7 恒沸精馏 和萃取精馏
(1) 应用： ① 具有恒沸点的液相混合物 ② 具有较小相对挥发度的物系
(2) 原理： 在液相混合物中加入第三组分（质量分离剂）， 改变原溶液中各组分间的相对挥发度。
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第六章 传热设备
一、换热器的分类及特点
按用途分类： 加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器
按传热特征分类： 直接接触式、蓄热式、间壁式
二、夹套式换热器 夹套式换热器是在容器外壁安装夹套制成；主要用于反应过程的加热或冷却。
特点：结构简单，但其传热面积不大，不耐压，且传热系数也不高。
三、蛇管式换热器
（一）沉浸式
蛇管浸没在容器中的液体中形成
优点 ：结构简单、价格低廉，能承受高压，便于防腐。
缺点 ：传热面积有限，容器内液体湍动程度低，管外给热系数小。
（二） 喷淋式
蛇管成行地固定在钢架上形成，多用作冷却器。
优点：结构简单，造价便宜，耐腐蚀；管内
耐高压；管外α 比沉浸式大。
缺点：冷却水喷淋不易均匀，只能安装在室
外，占地面积大，要定期清洗。
四、套管式换热器
由大小不同的直管制成的同心套管，并由U 型弯头连接而成；每一段称为一程。
优点：构造较简单，耐高压，传热面积可调，应用方便，两流体均可达到较高的流速 ，且可完全逆流。
缺点：管间接头多，易泄露，占地较大，单位传热面消耗的金属量大。
五、列管换热器
优点 ：单位体积所具有的传热面积大，结构紧凑、坚固、传热效果好。
能用多种材料制造，故适用性较
强，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中多采用列管式换热器。
（一）列管换热器的构造和形式
主要部件： 壳体、管束、管（花）板、顶盖（封头）
管束装在壳体内，固定于管板上
1.固定管板式（G ）
两端管板和壳体制成一体，结构简单，成本低；
壳程清洗和检修困难；
不进行热补偿或采用补偿圈进行热补偿；
不宜用于两流体温差过大（大于70℃）和壳程流体压强过高的场合。
2.浮头式换热器(F)
一端管板不与外壳连为一体， 形成可沿轴向自由浮动的浮头进行热补偿；
整个管束可以从壳体中抽出，管、壳程均便于清洗和检修；
允许两程温差较大；
结构比较复杂，造价较高。
3. U 型管式换热器
每根管子都弯成U 型，进出口分别安装在同一管板的两侧，每根管子可以自由伸缩进行热补偿； 封头用隔板分成两室，形成双管程；
管程不易清洗。
⎧⎪⎧⎪⎨⎪⎨⎩⎪⎪⎪⎩夹套式浸没式蛇管式间壁式喷淋式套管式
列管式
（二）列管换热器的选用和设计
1.流程的选择
不清洁的物料走易于清洗的一侧；α小的流体走管内；腐蚀性物料走管内；高压流体走管内；高温或要保温（冷）的流体走管内；蒸汽一般走壳程；粘度大的流体走壳程(装有挡板时)。
2. 流速的选择
液体流速的选择主要依据粘度大小而定。
一般液体的流速选择范围为：管程0.5～3m/s；壳程0.2～1.5m/s
气体的流速选择范围为：管程5～30 m/s；壳程3～15m/s
3.换热管规格及其在管板上排列方法
管子的规格：Φ19×2mm和Φ25×2.5mm
管长：1.5m、2.0m、3.0m、6.0m
排列方式：正三角形排列正方形直列正方形错列
正三角形排列紧凑，传热效果好，但管外清洗困难；
正方形排列传热效果要差些，管外清洗容易；
正方形错列使传热效果有所改善。
固定管板式换热器：Φ25×2.5mm正三角形排列；
浮头式换热器：Φ19×2mm正三角形排列；Φ25×2.5mm正方形排列
一般L/D=4~6
4．阻力损失的计算
（1）管程阻力损失
（2）壳程阻力损失
5.列管换热器的选用和设计计算步骤
（1）根据工艺任务，计算热流量Q和平均温差∆t m，按估计的K，估算传热面积A。
（2）试选适当型号的换热器。
由u和V估算单管程的管子根数，由管子根数和估算的A估算管子长度，再由系列标准选适当型号。
（3）计算管程、壳程阻力损失。
（4）核算传热系数K和传热面积A。
分别计算管程和壳程的α，确定垢阻，求出K，并与估算的K进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
根据计算的K和∆t m，计算A，选定的换热器面积应比计算值大10%～25%。
六、换热器的强化途径
1、增大单位体积内的传热面积A/V
直接接触传热，可增大A 和湍动程度，使Q↑；
采用高效新型换热器改进传热面结构来增大A和湍动程度，使Q↑
2、增大平均传热温差∆tm
两侧变温情况下，尽量采用逆流或接近逆流流动。
3、增大传热系数K
尽可能减小控制性热阻；
提高较小的α；
延缓垢层形成速度及定期清洁垢层。
提高α的方法(无相变)：
增大流速；
管内添加扰流元件；
改变传热面形状。