化工原理第四章第七节讲稿
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化工原理 第四章-干燥讨论课dry-discuss2概要
有关临界含水量的一点讨论
已知0.3cm纸粕在常压空气中 干燥时的干燥速度曲线如 图所示. 当空气湿度和温度 均不变时, 试比较分别改变 空气流速和纸粕厚度时干 燥速度的变化: (1)流速分别为12m/s和4m/s时; (2)厚度改变为0.1cm时;
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
X (kg水/kg干物料)
0.5
课堂讨论
(1)流速改变为4m/s 时 恒速阶段: 两者干燥速度的 差异在于传热和传质速度 U 12 12 0.8 ( ) 2.4 的差异. 空气流速越大 ,传 U4 4 热和传质系数越大 , 干燥速 度也就越大. 恒速阶段：N=Qr; N恒定，故Q恒定； Q=hA(T-Ts) 两种情况下Ts相同吗? 近似为Tw.
0.5
课堂讨论
U 12 m/s, 0.3cm
临界含水量是降速阶段和 恒速阶段的交点； 近似：恒速阶段干燥非结 合水. 但并非所有的结合 水都在此阶段干燥完毕； 按阻力串连估计Xc的变化。
0 0.1
Xc
0.5
X (kg水/kg干物料)来自课堂讨论(2) 厚度改变为0.1cm时; Xc改变的3种可能性, 哪 个合理? Xc是否会变厚或者不变 呢？ 变薄之后, 任何一个X下U 均增加, 因此Xc变小.
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
X (kg水/kg干物料)
0.5
课堂讨论
(1)流速改变为4m/s 时 终点: 仅与干燥用空气的条 件有关. 故相同. 临界含水量与降速阶段: 有5 种可能. 哪个合理呢呢?
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
Xc
0.5
X (kg水/kg干物料)
(1)流速改变为4m/s 时
已知0.3cm纸粕在常压空气中 干燥时的干燥速度曲线如 图所示. 当空气湿度和温度 均不变时, 试比较分别改变 空气流速和纸粕厚度时干 燥速度的变化: (1)流速分别为12m/s和4m/s时; (2)厚度改变为0.1cm时;
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
X (kg水/kg干物料)
0.5
课堂讨论
(1)流速改变为4m/s 时 恒速阶段: 两者干燥速度的 差异在于传热和传质速度 U 12 12 0.8 ( ) 2.4 的差异. 空气流速越大 ,传 U4 4 热和传质系数越大 , 干燥速 度也就越大. 恒速阶段：N=Qr; N恒定，故Q恒定； Q=hA(T-Ts) 两种情况下Ts相同吗? 近似为Tw.
0.5
课堂讨论
U 12 m/s, 0.3cm
临界含水量是降速阶段和 恒速阶段的交点； 近似：恒速阶段干燥非结 合水. 但并非所有的结合 水都在此阶段干燥完毕； 按阻力串连估计Xc的变化。
0 0.1
Xc
0.5
X (kg水/kg干物料)来自课堂讨论(2) 厚度改变为0.1cm时; Xc改变的3种可能性, 哪 个合理? Xc是否会变厚或者不变 呢？ 变薄之后, 任何一个X下U 均增加, 因此Xc变小.
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
X (kg水/kg干物料)
0.5
课堂讨论
(1)流速改变为4m/s 时 终点: 仅与干燥用空气的条 件有关. 故相同. 临界含水量与降速阶段: 有5 种可能. 哪个合理呢呢?
U 12 m/s, 0.3cm
0 0.1
Xc
0.5
X (kg水/kg干物料)
(1)流速改变为4m/s 时
陈敏恒化工原理上册化工原理第四章
de 2
u1 — 流体在虚拟细管内的流速，等价于流体在床层颗粒空
隙间的实际 (平均) 流速。
u1 与空床流速(又称表观流速) u、空隙率 的关系
u1
u
当量直径：de
4 a(1 )
虚拟细管长度：Le CL
L
(
Le ) 8L
(1 3
)a
u2
L
'
1
xi
d pi
床层特性
L
(1) 床层空隙率 ① 定义：床层中，空隙所占体积分率。
VB V 1 V
u
VB
VB
表明： 床层堆积的松散程度；
ε↑，空隙越大，床层越松散；
ε对流体流过床层的阻力影响很大。
② 影响床层空隙率的因素
（a）装填方法：干装 湿装
当 Re’ < 3 时，欧根方程右侧第二项可忽略。压降与流速
和粘度的一次方均成正比。
L
150
(1 )2
3
d
2 p
u
当 Re’ > 100 时，欧根方程右侧第一项可忽略。压降与流
速的平方成正比而与粘度无关。
L
1.75
(1 ) 3d p
u2
K ' a2 (1 )2 u
颗粒的形状系数ψ
形状系数
与非球形颗粒等体积的球形颗粒的表面积 非球形颗粒的表面积
S球 1
S
表明：颗粒形状接近于球形的程度； ψ↑，则颗粒越接近于球形。
球形颗粒： 1
工程上多采用可以测量的等体积当量直径dev和ψ 来表示颗粒的特性
u1 — 流体在虚拟细管内的流速，等价于流体在床层颗粒空
隙间的实际 (平均) 流速。
u1 与空床流速(又称表观流速) u、空隙率 的关系
u1
u
当量直径：de
4 a(1 )
虚拟细管长度：Le CL
L
(
Le ) 8L
(1 3
)a
u2
L
'
1
xi
d pi
床层特性
L
(1) 床层空隙率 ① 定义：床层中，空隙所占体积分率。
VB V 1 V
u
VB
VB
表明： 床层堆积的松散程度；
ε↑，空隙越大，床层越松散；
ε对流体流过床层的阻力影响很大。
② 影响床层空隙率的因素
（a）装填方法：干装 湿装
当 Re’ < 3 时，欧根方程右侧第二项可忽略。压降与流速
和粘度的一次方均成正比。
L
150
(1 )2
3
d
2 p
u
当 Re’ > 100 时，欧根方程右侧第一项可忽略。压降与流
速的平方成正比而与粘度无关。
L
1.75
(1 ) 3d p
u2
K ' a2 (1 )2 u
颗粒的形状系数ψ
形状系数
与非球形颗粒等体积的球形颗粒的表面积 非球形颗粒的表面积
S球 1
S
表明：颗粒形状接近于球形的程度； ψ↑，则颗粒越接近于球形。
球形颗粒： 1
工程上多采用可以测量的等体积当量直径dev和ψ 来表示颗粒的特性
化工原理(天大版)---(下册)第四章 萃取
选择性系数与kA、kB有关。 kA越大， kB越小，就越大， 说明：
A、B的分离也就越容易 凡是影响kA、kB的因素都影响（温度、组成） 若 =1，则萃取相和萃余相在脱除溶剂S后将具有相同的 组成，并且等于原料液的组成，故没有分离能力 萃取剂的选择性越高，对A的溶解能力就大，则一定的分离 任务，可越少萃取剂用量，降低回收溶剂操作的能耗，并且 可获得高纯度的产品A 当组分B、S完全不互溶时，则选择性系数趋于无穷大，这 是最理想的情况。
MF FN F ( xF xM ) (4 7) SF F xM y S MS NB
R'
B
（b）
S
EM
M ( xM x R ) 其中yE、xM、xR 由相图读出 y E xR R) 把4-6、4-7代入4-9得： E F ( xF x 其中xF、x' 'R、y''E由相图读出 y E x R R F E
表达了溶质在两个平衡液相中的分配关系。 A值愈大，萃取分离的效果 愈好 A值与联结线的斜率有关 不同的物系具有不同的分配系数 A值 同一物系， A值随温度和组成而变。 一定温度下，仅当溶质组成范围变化不大时， A值才可视为常数 Y KX 式中：Y——萃取相E中溶质A的质量比组成；
X ——萃余相R中溶质A的质量比组成； K——以质量比表示相组成时的分配系数
4.2.2 液-液相平衡关系
3、分配系数和分配曲线
分配曲线：若以xA为横坐标，以yA为纵坐标，则可在x-y直角坐标图上得到
表示互成平衡的一对共轭相组成的点N。将这些点联结起来即可得到曲线 ONP，称为分配曲线
曲线上的P点即为临界混溶点。 分配曲线表达了溶质A在互成平衡的E相与R相中的分配关系。若已知某液相组成， 则可由分配曲线求出其共轭相的组成。 若在分层区内y均大于x，即分配系数 A ＞1，则分配曲线位于y=x直线的上方，反 之则位于y=x直线的下方。 若随着溶质A组成的变化，联结线倾斜的方向发生改变，则分配曲线将与对角线出 现交点，这种物系称为等溶度体系
化工原理第四章第七节讲
2021/5/26
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2）不易结垢和堵塞：由于流体的速度较高，又有惯性离心 力的作用，流体中悬浮的颗粒被抛向螺旋形通道的外缘而 受到流体本身的冲刷，故螺旋板换热器不易结垢和堵塞， 适合处理悬浮液及粘度较大的介质。
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，封头用隔板分成两室。这样，每根管子
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可以自由伸缩。而与其他管子和壳体均无关。这种换热器 结构比浮头式简单，重量轻，但管程不易清洗，只适用于 洁净而不易结垢的流体，如高压气体的换热。
化工原理第四章第七节讲
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一、换热器的类型
管式
换热面的型式 间壁式
板式
根据传热原理和 实现热交换的方法
2、板式换热器
1）夹套式换热器 夹套式换热器式最简单的板式换热器，它是在容器外
壁安装夹套制成，夹套与容器之间形成的空间为加热介质 或冷却介质的通路。这种换热器主要用于反应过程的加热
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或冷却。在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接管进入夹套 ，冷凝水由下部接管流出。作为冷却器时，冷却介质（如 冷却水）由夹套下部接管进入，由上部接管流出。 夹套式换热器结构简单，但其加热面受容器的限制，且传 热系数也不高。为提高传热系数，可在器内安装搅拌器， 为补充传热面的不足，也可在器内安装蛇管。 2）螺旋板式换热器 螺旋板式换热器是由两张间隔一定的平行薄金属板卷制而 成，在其内部形成两个同心的螺旋形通道。换热器中央
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2）不易结垢和堵塞：由于流体的速度较高，又有惯性离心 力的作用，流体中悬浮的颗粒被抛向螺旋形通道的外缘而 受到流体本身的冲刷，故螺旋板换热器不易结垢和堵塞， 适合处理悬浮液及粘度较大的介质。
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，封头用隔板分成两室。这样，每根管子
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可以自由伸缩。而与其他管子和壳体均无关。这种换热器 结构比浮头式简单，重量轻，但管程不易清洗，只适用于 洁净而不易结垢的流体，如高压气体的换热。
化工原理第四章第七节讲
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一、换热器的类型
管式
换热面的型式 间壁式
板式
根据传热原理和 实现热交换的方法
2、板式换热器
1）夹套式换热器 夹套式换热器式最简单的板式换热器，它是在容器外
壁安装夹套制成，夹套与容器之间形成的空间为加热介质 或冷却介质的通路。这种换热器主要用于反应过程的加热
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或冷却。在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接管进入夹套 ，冷凝水由下部接管流出。作为冷却器时，冷却介质（如 冷却水）由夹套下部接管进入，由上部接管流出。 夹套式换热器结构简单，但其加热面受容器的限制，且传 热系数也不高。为提高传热系数，可在器内安装搅拌器， 为补充传热面的不足，也可在器内安装蛇管。 2）螺旋板式换热器 螺旋板式换热器是由两张间隔一定的平行薄金属板卷制而 成，在其内部形成两个同心的螺旋形通道。换热器中央
化工原理 第四章
第二节 过滤
若滤饼需要洗涤，可将洗水压人洗水通道，经洗涤板 角端的暗孔进入板面与滤布之间。此时，应关闭洗涤板下 部的滤液出口，洗水便在压力差推动下穿过一层滤布及整 个厚度的滤饼，然后再横穿另一层滤布，最后由过滤板下 部的滤液出口排出，这种操作方式称为横穿洗涤法，其作 用在于提高洗涤效果。洗涤结束后，旋开压紧装置并将板 框拉开，卸出滤饼，清洗滤布，重新组合，进入下一个操 作循环。 板框压滤机优点是构造简单，制造方便、价格低；过 滤面积大，可根据需要增减滤板以调节过滤能力；推动力 大，对物料的适应能力强，对颗粒细小而液体较大的滤浆 也能适用。缺点是间歇操作，生产效率低；卸渣、清洗和 组装需要时间、人力，劳动强度大，但随着各种自动操作 的板框压滤机的出现，这一缺点会得到一定程度的改进。
第二节 过滤
（2）多孔性固体介质 是素瓷、金属或玻璃的烧结物、 塑料细粉粘结而成的多孔性塑料管等， 适用于含粘软性 絮状悬浮颗粒或腐蚀性混悬液的过滤,一般可截留粒径1～ 3μm的微细粒子。 （3）粒状介质 是由各种固体颗粒(砂石、木炭、石棉) 或非编织纤维(玻璃棉等)堆积而成。适用于深层过滤，如 制剂用水的预处理。 （4）微孔滤膜，是由高分子材料制成的薄膜状多孔介 质。适用于精滤,可截留粒径0.01μm以上的微粒,尤其适 用于滤除0.02～10μm的混悬微粒。
第二节 过滤
图4-4 滤板和滤框
第二节 过滤
2．转鼓真空过滤机 转筒真空过滤机为连续式真空过滤设备,如图4-5所示。 主机由滤浆槽、篮式转鼓、分配头、刮刀等部件构成。篮 式转鼓是一个转轴呈水平放置的圆筒,圆筒一周为金属网 上履以滤布构成的过滤面,转鼓在旋转过程中,过滤面可依 次浸入滤浆中。转筒的过滤面积一般为5～40m2,浸没部分 占总面积的30%～40%,转速约为0.1～3r/min。转鼓内沿径 向分隔成若干独立的扇形格,每格都有单独的孔道通至分 配头上。转鼓转动时,籍分配头的作用使这些孔道依次与 真空管及压缩空气管相通,因而,转鼓每旋转一周,每个扇 形格可依次完成过滤、洗涤、吸干、吹松、卸饼等操作。
电子教案与课件：《化工原理下册》 第4章萃取
❖ 萃取剂的选择是萃取操作的关键
第4章 液—液萃取
❖ 萃取的基本流程
第4章 液—液萃取
❖ 下列情况下采用萃取比蒸馏更经济合理
1、组分间相对挥发度接近“1“或者形成恒沸物的混合液 2、溶质在混合液中的含量很低且为难挥发组分 。 3、有热敏性组分的混合液
第4章 液—液萃取
❖ 萃取相 萃余相
1、萃取相（E）含萃取剂（S）多；萃余相（R）含 原溶剂（B）多。
第4章 液—液萃取
4.2.2多级错流接触萃取的计算 若单级萃取所得的萃余相溶质含量较高，
未低于规定值，则需采用多级萃取。
多级错流接触萃取流程
（1）每级都加入新鲜溶剂 （2）前级的萃余相为后级的原料
第4章 液—液萃取
4.2.2多级错流接触萃取的计算
已知条件:相平衡数据、原料液F的量、组成 xF及其各级S的用量，同时规定最终萃余相要 达到的组成为xn
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
1、溶解度曲线和联结线
•实验获取溶解度曲线
•联结线的意义
●★
★ ★●
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
2、临界混溶点和辅助曲线
•临界混溶点 •临界混溶点是萃取相 与萃余相的分界点。
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
2、临界混溶点和辅助曲线
最小用量
➢ 原料一定，萃取剂S用量越
小，混合点M越靠近F点，但
不能超过溶解度线上的RC点
RC
对应RC点的萃取剂用量为 其最小用量Smin
第4章 液—液萃取
4.2.1.4单级萃取的最大萃取液组成及相应的萃取剂 用量
➢ 从S点作溶解度曲线的切线 与AB边相交，交点是单级 萃取所能得到的最大萃取 液组成。
第4章 液—液萃取
❖ 萃取的基本流程
第4章 液—液萃取
❖ 下列情况下采用萃取比蒸馏更经济合理
1、组分间相对挥发度接近“1“或者形成恒沸物的混合液 2、溶质在混合液中的含量很低且为难挥发组分 。 3、有热敏性组分的混合液
第4章 液—液萃取
❖ 萃取相 萃余相
1、萃取相（E）含萃取剂（S）多；萃余相（R）含 原溶剂（B）多。
第4章 液—液萃取
4.2.2多级错流接触萃取的计算 若单级萃取所得的萃余相溶质含量较高，
未低于规定值，则需采用多级萃取。
多级错流接触萃取流程
（1）每级都加入新鲜溶剂 （2）前级的萃余相为后级的原料
第4章 液—液萃取
4.2.2多级错流接触萃取的计算
已知条件:相平衡数据、原料液F的量、组成 xF及其各级S的用量，同时规定最终萃余相要 达到的组成为xn
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
1、溶解度曲线和联结线
•实验获取溶解度曲线
•联结线的意义
●★
★ ★●
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
2、临界混溶点和辅助曲线
•临界混溶点 •临界混溶点是萃取相 与萃余相的分界点。
第4章 液—液萃取
➢ 三角形相图上的相平衡关系
2、临界混溶点和辅助曲线
最小用量
➢ 原料一定，萃取剂S用量越
小，混合点M越靠近F点，但
不能超过溶解度线上的RC点
RC
对应RC点的萃取剂用量为 其最小用量Smin
第4章 液—液萃取
4.2.1.4单级萃取的最大萃取液组成及相应的萃取剂 用量
➢ 从S点作溶解度曲线的切线 与AB边相交，交点是单级 萃取所能得到的最大萃取 液组成。
化工原理第4章
Re t ut d
5.3沉降分离设备
5.3.1重力沉降设备
5.3.2离心沉降设备
5.3.1重力沉降设备
降尘室
降尘室的生产能力
降尘室的生产能力是指降
尘室所处理的含尘气体的体
气体 进口 气体 出口
积流量，用qv表示，m3/s。 降尘室内的颗粒运动
气体
集灰斗 降尘室
L B
u
H
以速度u
随气体流动
FD 3d p u
当流速较高时，Stokes定律不成立。因此，对一 般流动条件下的球形颗粒及其其他形状的颗粒， FD的数值尚需通过实验解决。
（2）曳力（阻力）系数 对球形颗粒， 用因次分析并整理后可得：
FD = F (d p , u, , )
1 2 FD AP u 2
Re P d p u
回顾第1章流体沿固体壁面流过的阻力分为两类：表 皮阻力（即表面摩擦阻力）和形体阻力（边界层分离产 生旋涡），绕流时颗粒受到流体的总曳力:
FD与流体 、 、相对流速 u 有关，而且 受颗粒的形状与定向的影响，问题较为复杂。至 今，只有几何形状简单的少数情况才可以得到FD 的理论计算式。例如，粘性流体对球体的低速绕 流（也称爬流）时FD的理论式即斯托克律 （Stokes）定律为：
计算
例3-3 降尘室除常压炉气中的球形尘粒。降尘室 3 宽和长分别为2m和6m，处理量为1标准 /s，炉气温 -5 度427℃，相应ρ=0.5kg/m3，μ=3.4×10 Pa.s，固体 密度ρS= 400kg/m3，规定气速≤0.5m/s，试求： ①降尘室总高度H； ②理论上能完全分离下来的最小颗粒尺寸； ③粒径为40μm 的颗粒的回收百分率；
m/s
化工原理_第四章搅拌(07级)
式中 k 为与流态区间有关，与几何构型有关的常数。
彭 清 静
功率关联式及功率曲线
将 φ 或 P0 与 Re 标绘在双对数坐标上，就可得到功率曲线。 对一具体几何构型只有一条功率曲线，与搅拌槽大小无关。
吉 首 大 学
彭 清 静
功率关联式及功率曲线
层流区：Re<10
φ = P0 = kRe −1
d nρ N = 71 3 5 µ ρn d
彭 清 静
搅拌槽内流体的流动状态 流型与搅拌方式、叶轮、槽、档板等几何特征以及流体性质， 转速等因素有关。 对搅拌器在槽中心的搅拌：切向流、轴向流、径向流。对混 合起主要作用的是轴向流与径向流。 搅拌雷诺数：
Re = d 2 nρ / µ
吉 首 大 学
例如：八直叶涡轮有档板的标准搅拌槽： 1＜Re＜10，叶轮附近为滞流旋转流动，其余部分为停滞区； Re＞10，叶端有泵出流，引起槽内上下循环流，滞流； 100＜Re<1000，过渡流，叶轮周围液体为湍流状态，而上下 循环流仍为滞流； Re>103，整个槽内都呈湍流。
吉 首 大 学
彭 清 静
螺旋桨式：直径小、转速高、流量大、压头低。 螺带式：旋转半径大，搅动范围广、转速低、压头小，适于 高粘度液体的搅拌。
常见搅拌器类型 径向流式 (Radial-flow) 液体在槽内作切向和径向的涡旋运动，总 体流动较复杂。适用于搅拌中等和低粘度 的液体，特别适用于不互溶液体的分散、 气体和固体的溶解、液相反应及传热等操 作，对于易分层的物系则不适用。 涡轮式：转速高，叶片宽，与螺旋浆式比 较流量小、压头高。 平叶片浆式：叶片较长、转速较慢，产生 的压头较低。可用于较高粘度液体的搅拌。 锚式和框式：旋转半径更大 (仅略小于反应槽的内径)，搅动 范围很大，转速更低，产生的压头更小，适用于较高粘度液 体的搅拌，也常用来防止器壁产生沉积现象。
液液萃取
(2)作图方法
①作出x-y图，以萃余相R中溶质A的组成xA为 横标，以萃取相E中溶质A的组成yA的纵标，并作 出对角线或称辅助线，y=x。
②作出分配曲线，根据共轭相R、E中组分A的 组成，在直角坐标x-y图上找出N点，N点即为分配 曲线的轨迹点，由若干个轨迹点连成的平滑曲线 ，即为分配曲线。
(3)特点 ①由于联结线的斜率各不相同，所以分配曲 线总是弯曲的。 ②临界混溶点P在对角线上有交点。 ③分配曲线与对角线的相对位置，取决于联 结线的斜率。若斜率为正值，曲线就在对角线的 上方，若斜率为负值，曲线就在对角线的下方。 斜率的绝对值越大，曲线距对角线越远。参见图 4-8所示。 ④若临界混溶点超越了三角形相图的范围， 分配曲线的上端与对角线没有交点。
五、杠杆规则(比例定律)
杠杆规则是物斜衡算的图解方法，可以 通过物料衡算导出，也可以运用相似三角形的 比例定律推出。
1.物料衡算式(杠杆规则的应用)
将Rkg的R相与Ekg的E相相混合，即得到总 组成为xAM的Mkg的混合混液。参见图4-11所示， 其中M点称为和点，R、E点称为差点。
四、教学要点与关键词
1.教学要点
(1)相平衡与萃取操作原理(三角形相图及组成、 相平衡、萃取过程在三角形相图上的表示)。
(2)萃取过程计算(单级萃取、多级萃取、微分萃 取)。
(3)萃取设备及其选择(槽式、塔式、离心式)。 (4)例题与习题。
2.关键词
(1)相平衡
(2)三角形相图 (3)溶解度曲线
(1)溶解度曲线的形状。 (2)联结线的斜率。 (3)两相区面积。 (4)分配曲线形状。
3.应用举例 (1)对情况(2) 温度变化时，溶解度曲线和联结线斜率 随之变化。如图4-9所示。T1<T2<T3，温度升 高，分层区面积缩小，联结线斜率减小。
化工原理第四章讲稿PPT课件
2020/9/30
17
3、间壁式换热
间壁式换热的特点是冷、热流体被一固体隔开，分别在壁 的两侧流动，不相混合，通过固体壁进行热量传递。 传热过程可分为三步： •热流体将热量传给固体壁面（对流传热） •热量从壁的热侧传到冷侧（热传导） •热量从壁的冷侧面传给冷流体（对流传热） 壁的面积称为传热面，是间壁式换热器的基本尺寸。
q t1 t3
b1
1
r0
b2
2
接触热阻与接触面的材料，表面 粗糙度及接触面上压强等因素有 关。
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2、多层平壁的稳定热传导
Q
1S
t1
t2 b1
t1 b1
1S
t1 R1
2S
t2 b2
t3
t2 b2
t2 R2
2S
3S
t3
t4 b3
t3 b3
t3 R3
3S
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t1 QR1,t2Q2R,t3 QR3
Qt1t2 t3 R1R2 R3
b1
SdLn
d——管径可分别用管内径di,管外径d0或平均直径dm来表示。 则对应的传热面积分别为管内侧面积Si，外侧面积S0或平均面 积Sm
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六、传热速率与热通量
传热速率（热流量 ）Q :
单位时间内通过传热面的热量，单位为w。
热通量（又称为热流密度或传热速度）q :
单位传热面积的传热速率。单位为w/m2
35
2、固体的导系数
纯金属的导热系数一般随温度的升高而降低， 金属的导热系数大都随纯度的增加而增大。 非金属的建筑材料或绝热材料的导热系数随密度增加而增 大，也随温度升高而增大。
《化工原理》第四章 液体搅拌
u H∝ 2g
因此压头 功率
2
轮的速度
u ∝ nd
2
3 5
H ∝n d
2
P ∝ Hq ∝ n d
20
三．搅拌槽内液体的循环量和压头
3．搅拌效果与q/H
q 8/ 3 ∝d H
q 8/ 5 ∝n H
叶轮操作的基本原则是：当消耗相同的功率时， 若搅拌过程是以宏观混合为目的（即大循环流小 剪切），宜采用大直径、低转速的叶轮。相反， 如果要求高剪切流动（即小尺寸的微观混合）， 则宜采用小直径、高转速叶轮。
功率数
包含待求功率
搅拌雷诺数
Re =
d 2 nρ
µ
衡量流体流动状态
弗鲁德数
n2 d Fr = g
衡量重力的影响
x y
PN = K Re Fr
32
二．搅拌功率的准数关联式
再令
则有
PN Φ= y Fr PN Φ = y = K Re x Fr
对于全挡板条件的搅拌装置， Fr = 1
Φ = PN = K Re
2
第四章 液体搅拌
4.1 搅拌器的性能和混合机理 4.1.1 搅拌设备
3
一．搅拌设备的基本结构
叶轮 搅拌器 搅拌装置 传动机构 搅拌设备 轴封（填料函密封和机械密封） 槽体 搅拌槽（釜） 附件（挡板、导流筒等） 搅拌轴
4
一．搅拌设备的基本结构
1―搅拌槽；2―搅拌器； 3―搅拌轴；4―加料管； 5―电动机；6―减速机； 7―联轴节；8―轴封； 9― 温 度 计 套 管 ； 10― 挡板；11―放料阀
动画20 图4-1典型的搅拌设备
5
二．机械搅拌器的类型
平叶(如平叶桨式、平直叶涡轮式) 叶片形状 折叶（如折叶桨式） 螺旋面叶（如推进式、螺带式、螺杆式等）
化工原理第四章
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11
化工原理第四章
12
（2）U型管换热器 特点：管内清洗困难
化工原理第四章
13
（3）浮头式换热器 结构较为复杂,成本高,消除了温差应力，应用广泛。
化工原理第四章
14
2.板式换热器
1）夹套式换热器
化工原理第四章
15
Ø 结构：夹套式换热器主要用于反应过程的加热 或冷却，是在容器外壁安装夹套制成。
Ø 优点：结构简单。
Ø 缺点：传热面受容器壁面限制，传热系数小。 为提高传热系数且使釜内液体受热均匀，可在釜 内安装搅拌器。也可在釜内安装蛇管。
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2）板式换热器
化工原理第四章
17
化工原理第四章
18
化工原理第四章
19
3）螺旋板式换热器（逆流）
化工原理第四章
20
化工原理第四章
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化工原理第四章
42
4.7.3 各种间壁式换热器的比较和传热的强 化途径
1.各种间壁式换热器的比较
视具体情况，综合考虑择优选定。
化工原理第四章
43
（1）加大流速； （2）增强流体的扰动； （3）在流体中加固体颗粒； （4）采用短管技术； （5）防止结垢和及时清除垢层。 原则：抓住影响强化传热的主要矛盾，结合设备结 构、动力消耗、检修操作等，采取经济合理的强化 方法。
Ø 优点：结构简单，便于防腐，能承受高压。
Ø 缺点：由于容器体积比管子的体积大得多,因此管外 流体的表面传热系数较小。为提高传热系数，容器内 可安装搅拌器。
化工原理第四章
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（2）喷淋式
化工原理第四章
7
Ø 结构：多用于冷却管内的热流体。将蛇管成排 地固定于钢架上，被冷却的流体在管内流动，冷 却水由管上方的喷淋装置中均匀淋下，故又称喷 淋式冷却器。
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水管流下，均匀地分布在蛇管上，并沿其两侧逐排流经
下面的管子表面，最后流入水槽而排出，冷水在各排管
表面上流过时，与管内流体进行热交换。这种换热器的
管外形成一层湍动程度较高的液膜，因而管外对流传热
系数较大。另外，喷淋式换热器常放置在室外空气
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化工原理 第四章第 七节讲稿
流通处，冷却水在空气中汽化时也带走一部分热量，提高了
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
适当选择两管的管径，两流体均可得到较高的流速，且两
流体可以为逆流，对传热有利。另外，套管式换热器构造
较简单，能耐高压，传热面积可根据需要增减，应用方便
第四章 传热
第七节 换热器
一、换热器的类型 二、列管式换热器的基本 型式 三、新型换热器 四、各种间壁式换热器的 比较和传热的强化途径
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化工原理第四章第七节讲稿
一、换热器的类型
管式
换热面的型式 间壁式
板式
根据传热原理和 实现热交换的方法
混合式
翅片式
蓄热式
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化工原理 第四章第 七节讲稿
，冷凝水由下部接管流出。作为冷却器时，冷却介质（如
冷却水）由夹套下部接管进入，由上部接管流出。
夹套式换热器结构简单，但其加热面受容器的限制，且传
热系数也不高。为提高传热系数，可在器内安装搅拌器，
为补充传热面的不足，也可在器内安装蛇管。
2）螺旋板式换热器
螺旋板式换热器是由两张间隔一定的平行薄金属板卷制而
成，在其内部形成两个同心的螺旋形通道。换热器中央
化工原理
第四章第
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七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
设有隔板，将螺旋形通道隔开，两板之间焊有定距柱以维
持通道间距。在螺旋板两侧焊有盖板。冷热流体分别通过
两条通道，在器内逆流流动，通过薄板进行换热。
螺旋板式换热器的优点：
冷却效果。因此，和沉浸式相比，喷淋式换热器的传热效果
要好得多。同时它还便于检修和清洗等优点。其缺点是喷淋
不易均匀。
3）套管式换热器
套管式换热器是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。每一段套管称为一程，每程有效长度
约为4~6m，若管子过长，管中间会向下弯曲。
在套管式换热器中，一种流体走管内，另一种流体走环隙
2、板式换热器
1）夹套式换热器 夹套式换热器式最简单的板式换热器，它是在容器外
壁安装夹套制成，夹套与容器之间形成的空间为加热介质 或冷却介质的通路。这种换热器主要用于反应过程的加热
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
或冷却。在用蒸汽进行加热时，蒸汽由上部接管进入夹套
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。因此它较适用于流量不大，所需传热面积
不多而要求压强较高的场合。
4）列管式换热器
优点 ：单位体积所具有的传热面积大，结构紧凑、紧固传
热效果好。能用多种材料制造，故适用性较强，操作弹性
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化工原理 第四章第 七节讲稿
较大，尤其在高温、高压和大型装置中多采用列管式换热
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化工原理 第四章第 七节讲稿
固定管板式的两端管板和壳体制成一体。因此它具有结构 简单和成本低的优点。但是壳程清洗和检修困难，要求壳 程流体必须是洁净而不易结垢的物料。当两流体的温差较 大时，应考虑热补偿。即在外壳的适当部位焊上一个补偿 圈，当外壳和管束热膨胀不同时，补偿圈发生弹性变形（ 拉伸或压缩），以适应外壳和管束不同的热膨胀程度。这 种补偿方法简单，但不宜应用两流体温差过大（应不大于 70℃）和壳程流体压强过高的场合。
1、管式换热器
1）沉浸式换热器
这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状
（多盘成蛇形，常称蛇管），并沉浸在容器内的液体中。
蛇管内、外的两种流体进行热
优点 ：结构简单、价格低廉，能承受高压，可用耐腐蚀材
料制造
缺点 ：容器内液体湍动程度低，管外对流传热系数小。
较为普遍，但它的结构比较复杂，造价较高。
（3）U型管式换热器
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，封头用隔板分成两室。这样，每根管子
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
可以自由伸缩。而与其他管子和壳体均无关。这种换热器 结构比浮头式简单，重量轻，但管程不易清洗，只适用于 洁净而不易结垢的流体，如高压气体的换热。
化工原理
第四章第
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七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
2）喷淋式换热器
喷淋式换热器也为蛇管式换热器，多用作冷却器。这种
换热器是将蛇管成行地固定在钢架上，热流体在管内流
动，自最下管进入，由最上管流出。冷水由最上面的淋
1）传热系数高：螺旋流道中的流体由于惯性离心力的作用
和定距柱的干扰，在较低的雷诺数（一般Re=1400~1800或
更低些）下即达到湍流，并且允许选用较高的流速（对液
体为2m/s，气体为20m/s），故传热系数较高。如水对水的
换热，其传热系数可达2000~3000W/（m2.K），而列管式换
器。
在列管式换热器中，由于管内外流体温度不同，管束
和壳体的温度也不同，因此它们的热膨胀程度也有差别。
若两流体的温差较大，就可能由于热应力而引起设备变形
，管子弯曲，甚至破裂或从管板上松脱。因此，当两流体
的温差超过50℃时，就应采用热补偿的措施。根据热补偿
方法的不同，列管式换热器分为以下几种主要形式：
（1）固定管板式
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化工原理 第四章第 七节讲稿
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化工原理 第四章第 七节讲稿
（2）浮头式换热器
浮头式换热器的特点是有一端管板不与外壳连为一体，
可以沿轴向自由浮动。这种结构不但完全消除了热应力的影
响，且由于固定端的管板以法兰与壳体连接，整个管束可以
从壳体中抽出，因此便于清洗和检修。故浮头式换热器应用