1、07化工基礎復習流體流動基本概念與基本原理、流體靜力學基本方程式或 注意：1、應用條件：靜止的連通著的同一種連續的流體。2、壓強的表示方法：絕壓大氣壓=表壓 表壓常由壓強表來測量； 大氣壓絕壓=真空度 真空度常由真空表來測量。3、壓強單位的換算： 1atm=760mmHg=10.33mH2O=101.33kPa4、應用：水平管路上兩點間壓強差與U型管壓差計讀數R的關系：處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時靜止、連續和同一種液體。流體流動基本概念與基本原理二、定態流動系統的連續性方程式物料衡算式流體流動基本概念與基本原理三、定態流動的柏努利方程式能量衡算式1kg流體：討論點：1、流體的流

2、動滿足連續性假設。2、理想流體，無外功輸入時，機械能守恒式：3、可壓縮流體,當p/p120%,仍可用上式，且=m。4、注意運用柏努利方程式解題時的一般步驟，截面與基準面選取的原則。5、gz，u2/2，p/三項表示流體本身具有的能量，即位能、動能和靜壓能。hf為流經系統的能量損失。We為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設備重要參數。輸送設備有效功率Pe=Wes，軸功率N=Pe/（W）6、1N流體 m （壓頭）1m3流體 ,J/kg流體流動基本概念與基本原理四、柏努利式中的hf流動類型：1、雷諾準數Re及流型 Re=du/為動力粘度，單位為PaS；層流：Re2000，湍流：Re4000

3、；2000Re4000為不穩定過渡區。2、牛頓粘性定律 =(du/dy)氣體的粘度隨溫度升高而增加，液體的粘度隨溫度升高而降低。粘度單位為PaS；1cP=0.01P=0.001PaS3、流型的比較：質點的運動方式；速度分布，層流：拋物線型，平均速度為最大速度的0.5倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。阻力，層流：粘度內摩擦力，湍流：粘度內摩擦力+湍流切應力。流體流動基本概念與基本原理流體在管內流動時的阻力損失1、直管阻力損失hf 范寧公式(層流、湍流均適用). 哈根泊稷葉公式。高度湍流區（阻力平方區）：具體的定性關系參見摩擦因數圖，并定量分析hf與u之間的關系。 J/kg層流：湍流區（非阻力平方

4、區）：流體流動基本概念與基本原理2、局部阻力損失hf 阻力系數法， 當量長度法， 注意：截面取管出口內外側，對動能項及出口阻力損失項的計算有所不同。當管徑不變時， 流體在變徑管中作穩定流動，在管徑縮小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作穩定流動流體由于流動而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長不變。流體水平流動時的摩擦阻力損失hf所損失的是機械能中的靜壓能項。完全湍流（阻力平方區）時，粗糙管的摩擦系數數值只取決于相對粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通過一管道流向壓力恒定的反應器，當管道上的閥門開度減小時，水流量將減小，摩擦系數增大，管道總阻力不變。 流體流動基本概念與基本原理五、柏式在流量測量中的運

5、用1、皮托管用來測量管道中流體的點速度。2、孔板流量計為定截面變壓差流量計，用來測量管道中流體的流量。隨著Re增大其孔流系數C0先減小，后保持為定值。3、轉子流量計為定壓差變截面流量計。注意：轉子流量計的校正。測流體流量時，隨流量增加孔板流量計兩側壓差值將增加，若改用轉子流量計，隨流量增加轉子兩側壓差值將不變。離心泵基本概念與基本原理一、工作原理基本部件：葉輪（612片后彎葉片）；泵殼（蝸殼）（集液和能量轉換裝置）；軸封裝置（填料函、機械端面密封）。原理：借助高速旋轉的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無自吸能力，因此在啟動前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則將發生“氣縛”現象。某離心泵

6、運行一年后如發現有氣縛現象，則應檢查進口管路是否有泄漏現象。二、性能參數及特性曲線1、壓頭H，又稱揚程 2、有效功率 0011離心泵基本概念與基本原理3、離心泵的特性曲線通常包括 這些曲線表示在一定轉速下輸送某種特定的液體時泵的性能，由 線上可看出： 時， 所以啟動泵和停泵都應關閉泵的出口閥。離心泵特性曲線測定實驗，泵啟動后出水管不出水，而泵進口處真空表指示真空度很高，可能出現的故障原因是吸入管路堵塞。若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭減小，流量減小，效率減小，軸功率增大。在固定轉速下，離心泵的流量，壓頭，效率不隨輸送流體的密度而變化，但軸功率和液體密度成正比。離心泵基本概念與基本原理三、

7、離心泵的工作點1、泵在管路中的工作點為離心泵特性曲線 與管路特性曲線 的交點。管路特性曲線為： 2、工作點的調節：既可改變 來實現，又可通過改變 具體措施有改變閥門的開度，改變泵的轉速，葉輪的直徑及泵的串、并聯操作。離心泵的流量調節閥安裝在離心泵的出口管路上，開大該閥門后，真空表讀數增大，壓力表讀數減小，泵的揚程將減小，軸功率將增大。兩臺同樣的離心泵并聯壓頭不變而流量加倍，串聯則流量不變壓頭加倍。k值較大的管路成為高阻力，反之為低阻力離心泵基本概念與基本原理四、離心泵的安裝高度 為避免氣蝕現象的發生，離心泵的安裝高度 ，注意氣蝕現象產生的原因。 1 為操作條件下的允許吸上真空度，m2.允許氣蝕

8、余量，m液面上方壓強，Pa； 操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時會發生氣蝕現象。 位能，kJ/kg注意截面，基準面的選取 流體靜力學基本方程，不可壓縮流體連續性方程；流量計傳 熱基本概念和基本理論傳熱是由于溫度差引起的能量轉移，又稱熱傳遞。由熱力學第二定律可知，凡是有溫度差存在時，就必然發生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據傳熱機理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導（導熱）、熱對流（對流）和熱輻射。熱傳導是物體各部分之間不發生相對位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運動而引起的熱量傳遞；熱對流是流體各部分之間發生相對位移所引起的熱傳遞過程（包括由流體中各處

9、的溫度不同引起的自然對流和由外力所致的質點的強制運動引起的強制對流），流體流過固體表面時發生的對流和熱傳導聯合作用的傳熱過程稱為對流傳熱（給熱）；熱輻射是因熱的原因而產生的電磁波在空間的傳遞。任何物體只要在絕對零度以上，都能發射輻射能，只是在高溫時，熱輻射才能成為主要的傳熱方式。傳熱可依靠其中的一種方式或幾種方式同時進行。傳熱速率Q是指單位時間通過傳熱面的熱量（W）；熱通量q是指每單位面積的傳熱速率（W/m2）。傳 熱基本概念和基本理論一、熱傳導1.導熱基本方程傅立葉定律導熱系數，表征物質導熱能力的大小，是物質的物理性質之一，單位為W/（m）。純金屬的導熱系數一般隨溫度升高而降低，氣體的導熱系

10、數隨溫度升高而增大。式中負號表示熱流方向總是和溫度梯度的方向相反。2平壁的穩定熱傳導單層平壁：多層（n層）平壁：公式表明導熱速率與導熱推動力（溫度差）成正比，與導熱熱阻（R）成反比。由多層等厚平壁構成的導熱壁面中所用材料的導熱系數愈大，則該壁面的熱阻愈小，其兩側的溫差愈小，但導熱速率相同。傳 熱基本概念和基本理論2.圓筒壁的穩定熱傳導單層圓筒壁：或當S2/S12時，用對數平均值，即：當S2/S12時，用算術平均值，即：Sm=（S1+S2）/2多層（n層）圓筒壁：或在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應該將導熱系數小的材料包在內層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。傳 熱基本概念和基本理

11、論二、對流傳熱對流傳熱基本方程牛頓冷卻定律對流傳熱系數，單位為：W/（m2），在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對應。2.與對流傳熱有關的無因次數群（或準數）影響對流傳熱的因素P141傳 熱基本概念和基本理論準數名稱符 號意 義努塞爾特準數 LNu= 含有特定的傳熱膜系數，表示對流傳熱的強度雷諾準數Re=Lu/反映流體的流動狀態普蘭特準數 CpPr= 反映流體物性對傳熱的影響格拉斯霍夫準數 g t L32Gr= 反映因密度差而引起自然對流狀態表1 準數的符號和意義傳 熱基本概念和基本理論3.流體在圓形直管中作強制湍流流動時的傳熱膜系數對氣體或低粘度的液體 Nu=0.023Re0.8Prn流體被加熱

12、時，n=0.4；液體被冷卻時，n=0.3。定性幾何尺寸為管子內徑di。定性溫度取流體進、出口溫度的算術平均值。應用范圍為Re10000，Pr=0.7160，(l/d)60。對流過程是流體和壁面之間的傳熱過程，定性溫度是指確定準數中各物性參數的溫度。沸騰傳熱可分為三個區域，它們是自然對流區、泡狀沸騰區和膜狀沸騰區，生產中的沸騰傳熱過程應維持在泡狀沸騰區操作。無相變的對流傳熱過程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動程度。引起自然對流傳熱的原因是系統內部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動。傳 熱基本概念和基本理論在兩流體的間壁換熱過程中，計算

13、式Q=KAt，式中t表示為兩流體溫度差的平均值；A表示為泛指傳熱面，與K相對應。在兩流體的間壁換熱過程中，計算式Q=At，式中t=tw-tm 或 Tm-Tw；A表示為一側的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數大于膜狀冷凝膜系數。水在管內作湍流流動時，若使流速提高至原來的2倍，則其對流傳熱系數約為原來的 20.8倍。若管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對流傳熱系數約為原來的40.820.2倍。（設條件改變后，仍在湍流范圍）傳 熱基本概念和基本理論三、間壁兩側流體的熱交換間壁兩側流體熱交換的傳熱速率方程式 Q=KAtm式中K為總傳熱系數，單位為：W/（m2）；tm為兩流體的平均溫度差，對兩流體作并流或逆流

14、時的換熱器而言，當t1/t21為漂流因數，反映總體流動對傳質速率影響。 pBm=(pB2pB1)/ln(pB2/pB1)吸 收基本概念和基本原理一般而言，雙組分等分子反向擴散體現在精餾單元操作中，而一組分通過另一組分的單相擴散體現在吸收單元操作中。在傳質理論中有代表性模型為雙膜理論：把所有傳質阻力集中于氣膜液膜，并以分子擴散進行傳質傳質速率方程傳質速率=傳質推動力/傳質阻力N=kG(ppi)=kL(cic)=ky(y-yi)=kx(xix)N=KG(pp*)=KL(c*c)=KY(Y-Y*)=KX(X*X)注意傳質系數與推動力相對應，即傳質系數與推動力的范圍一致，傳質系數的單位與推動力的單位一

15、致。吸收系數之間的關系：1/KG=1/kG+1/HkL 1/KL=1/kL+H/kG 1/KY=1/ky+m/kx 1/KX=1/kx+1/mkyky=PkG kx=CkL KYPKG KXCKL吸 收基本概念和基本原理氣膜控制與液膜控制的概念對于易溶氣體，H很大，傳質阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時KGkG，這種情況稱為“氣膜控制”；反之，對于難溶氣體，H很小，傳質阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時KLkL，這種情況稱為“液膜控制”。三、物料衡算操作線方程與液氣比全塔物料衡算： V(Y1Y2)= 逆流操作吸收操作線方程： 1塔底，2塔頂吸收操作時塔內任一截面

16、上溶質在氣相中的實際分壓總是高于與其接觸的液相平衡分壓，所以吸收操作線總是位于平衡線的上方。最小液氣比： （L/V）min=(Y1Y2)/(X1*X2) 液氣比即操作線的斜率若平衡關系符合亨利定律，則 （L/V）min=(Y1Y2)/(Y1/mX2)吸 收基本概念和基本原理提高吸收效率的途徑 增加傳質推動力 減小傳質阻力 改變平衡關系： 增加液氣比采用新型填料 改變操作條件 溶劑改性降低溫度提高壓力增加吸收劑用量，操作線斜率增大，操作線向遠離平衡線的方向偏移，吸收過程推動力增大，設備費用減少。吸 收基本概念和基本原理四、填料層高度計算氣液相平衡、傳質速率和物料衡算相結合取微元物料衡算求得填料層

17、高度。填料層高度=傳質單元高度傳質單元數即 Z=HOGNOG=HOLNOL=HGNG=HLNLNOG氣相總傳質單元數（氣體流經一段填料后其組成變化等于該段填料的總的平均推動力則為一個傳質單元, 反應傳質的難易）HOG氣相總傳質單元高度（一個傳質單元所對應的填料高度反應傳質阻力大小）1平均推動力法（適合平衡線為直線）：Z=HOGNOG=(V/Kya=(L/Kxa)(X1X2)/Xm 當Y1/Y21，表示組分 A 較 B 易揮發； 值越大，兩個組分在兩相中相對含量的差別越大，越容易用蒸餾方法將兩組分分離；若 =1， yA=xA，此時不能用普通蒸餾方法分離該混合物。3、氣液平衡相圖溫度組成（t-x-

18、y）圖該圖由飽和蒸汽線（露點線）、飽和液體線（泡點線）組成，飽和液體線以下區域為液相區，飽和蒸汽線上方區域為過熱蒸汽區，兩曲線之間區域為氣液共存區。氣液兩相呈平衡狀態時，氣液兩相溫度相同，但氣相組成大于液相組成；若氣液兩相組成相同，則氣相露點溫度大于液相泡點溫度。（2）x-y圖x-y圖表示液相組成x與之平衡的氣相組成y之間的關系曲線圖，平衡線位于對角線的上方。平衡線偏離對角線愈遠，表示該溶液愈易分離。總壓對平衡曲線影響不大。t/Cx(y)01.0露點線泡點線露點泡點xAyAxf氣相區液相區兩相區1x y 0 1.0 1.0 2二、精餾原理精餾過程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進行的，精

19、餾操作的依據是混合物中各組分揮發度的差異，實現精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產生上升蒸汽。精餾塔中各級易揮發組分濃度由上至下逐級降低；精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發組分濃度高于塔底，相應沸點較低；原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點較高。當塔板中離開的氣相與液相之間達到相平衡時，該塔板稱為理論板。精餾過程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔頂液相產品及保證由適宜的液相回流。三、兩組分連續精餾的計算1、全塔物料衡算總物料衡算： F=D+W易揮發組分： FxF=DxD+WxW 塔頂易揮發組分回收率： D=（DxD/FxF）x

20、100%塔底難揮發組分回收率： W=W（1-xW）/F（1-xF）x100%2、精餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算： V=L+D易揮發組分： Vyn+1=Lxn+DxD 恒摩爾流假定操作線方程： 泡點回流其中：R=L/D回流比上式表示在一定操作條件下，精餾段內自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上升蒸汽相組成yn+1之間的關系。在xy坐標上為直線，斜率為R/R+1，截距為xD/R+1。 精餾段操作線方程 恒摩爾流假定（Constant molal overflow hypothesis） 如果整個精餾段顯熱與汽化潛熱相比均可忽略不計，則 精餾段恒摩爾流假定：每層

21、板上升的蒸汽摩爾流率和下降的液體摩爾流率相等。 同理，當提餾段滿足上述推導條件時，可得 提餾段的恒摩爾流假定。V 和 L 分別表示提餾段內的汽、液相摩爾流率。恒摩爾流假定的引入，使得連續精餾過程基本計算式中的變量減少，所需方程數也隨之減少，過程的計算大大簡化。3、提餾段物料衡算和操作線方程總物料衡算： L=V+W易揮發組分： Lxm =Vym+1+WxW 操作線方程：上式表示在一定操作條件下，提餾段內自任意第m層板下降的液相組成xm與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上升蒸汽相組成ym+1之間的關系。L除與L有關外，還受進料量和進料熱狀況的影響。4、進料熱狀況參數實際操作中，加入精餾塔的原料液可

22、能有五種熱狀況：（1）溫度低于泡點的冷液體；（2）泡點下的飽和液體；（3）溫度介于泡點和露點的氣液混合物；（4）露點下的飽和蒸汽；（5）溫度高于露點的過熱蒸汽。進料熱狀況冷液體飽和液體氣液混合物飽和蒸汽過熱蒸汽q值110100不同進料熱狀況下的q值對于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進料而言，q值等于進料中的液相分率。但對任何熱狀態以下式子都成立L=L+qFV=V（q1）F q 線方程或進料方程此式表示兩操作線交點的軌跡方程塔底再沸器相當于一層理論板（氣液兩相平衡），塔頂采用分凝器時，分凝器相當于一層理論板。由于冷液進料時提餾段內循環量增大，分離程度提高，冷液進料較氣液混合物進料所需理論板數為少

23、。五、回流比及其選擇全回流R=L/D=，操作線與對角線重合，操作線方程yn=xn-1，達到給定分離程度所需理論板層數最少為Nmin。最小回流比當回流比逐漸減小時，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近，為達到相同分離程度所需理論板層數亦逐漸增多。達到恒濃區（夾緊區）回流比最小，所需理論板無窮多。1）正常平衡線Rmin=（xDyq）/（yqxq）飽和液體進料時：xq=xF飽和蒸汽進料時：yq=yF2）不正常平衡線由a（xD，yD）或c（xW，yW）點向平衡線作切線，由切線斜率或截距求Rmin。（3）適宜回流比R=（1.12）Rmin 精餾設計中，當回流比增大時所需理論板數減少，

24、同時蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質消耗量增加，操作費用相應增加，所需塔徑增大。精餾操作時，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不變，將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產品組成xD變大。精餾設計中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費和設備費的總和將呈現先減小后增大的過程。六、板效率和實際塔板數1、單板效率（默弗里效率）2、全塔效率xn, yn 離開第 n 板的液相與汽相的實際組成；yn*, xn* 與離開第 n 板的液(汽)相組成 xn (yn)成平衡的汽(液)相組成；精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1yn，tn-1xn-1。精餾塔中第n-1,n,n+1塊實際板，xn*yn。七、理論板數的計算逐板計算法圖解法 yy1xW12345678910axq 線de01.01.0y2y3y6yqxqzFx2x1xD討論題：1 操作中的精餾塔，保持 F、xD 、q 、xW 、V 不變，減小xF ，則有D不變，R增加。2. 操作中的精餾塔，保持 xF、xD 、xW 不變，R增大，則有N減小。3. 操作中的精餾塔，保持 xF、xD