第一节化工生产基本过程及要求.docx

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第一节化工生产基本过程及要求

第一节化工生产基本过程及要求

一、流体流动–输送

1、流体静力学基本方程式

流体静力学是研究流体在外力作用下达到平衡的规律。

在工程实际中，流体的平衡规律应用很广，如流体在设备或管道内压强的变化与测量、液体在贮罐内液位的测量、设备的液封等均以这一规律为依据。

1-1流体的密度

（1）密度

单位体积流体所具有的质量，称为流体的密度，其表达式为：

（1-1）

式中ρ——流体的密度，kg/m3；

m——流体的质量，kg；

V——流体的体积，m3。

流体的密度一般可在物理化学手册或有关资料中查得。

（2）气体的密度

对于一定质量的理想气体，其体积、压强和温度之间的变化关系为

将密度的定义式代入并整理得

（1-2）

式中p——气体的密度压强，Pa；

V——气体的体积，m3；

T——气体的绝对温度，K；

上标“'”表示手册中指定的条件。

三、混合物的密度

1．液体混合物各组分的浓度常用质量分率来表示。

若混合前后各组分体积不变，则1kg混合液的体积等于各组分单独存在时的体积之和。

混合液体的平均密度ρm为：

（1-4）

式中ρA、ρB…ρn——液体混合物中各纯组分的密度，kg/m3；

xwA、xwB…xwn——液体混合物中各组分的质量分率。

2．气体混合物各组分的浓度常用体积分率来表示。

若混合前后各组分的质量不变，则1m3混合气体的质量等于各组分质量之和，即：

ρm=ρAxVA+ρBxVB+……+ρnxVn（1-5）

式中xVA、xVB…xVn——气体混合物中各组分的体积分率。

【例1-1】已知硫酸与水的密度分别为1830kg/m3与998kg/m3，试求含硫酸为60%（质量）的硫酸水溶液的密度。

解：

根据式1-4

=（3.28+4.01）10-4=7.29×10-4

ρm=1372kg/m3

1-2流体的静压强

（1）静压强

流体垂直作用于单位面积上的力，称为压强，或称为静压强。

其表达式为

（1-7）

式中p——流体的静压强，Pa；

Fv——垂直作用于流体表面上的力，N；

A——作用面的面积，m2。

（2）静压强的单位

在法定单位中，压强的单位是Pa，称为帕斯卡。

但习惯上还采用其它单位，如atm（标准大气压）、某流体柱高度、bar（巴）或kgf/cm2等，它们之间的换算关系为：

1atm=1.033kgf/cm2=760mmHg=10.33mH2O=1.0133bar=1.0133×105Pa

（3）静压强的表示方法

压强的大小常以两种不同的基准来表示：

一是绝对真空；另一是大气压强。

以绝对真空为基准测得的压强称为绝对压强，以大气压强为基准测得的压强称为表压或真空度。

表压是因为压强表直接测得的读数按其测量原理往往就是绝对压强与大气压强之差，即

表压=绝对压强—大气压强

真空度是真空表直接测量的读数，其数值表示绝对压强比大气压低多少，即

真空度=大气压强—绝对压强

绝对压强、表压强与真空度之间的关系可用图1-1表示。

图1-1绝对压强、表压强和真空度的关系

1-3流体静力学基本方程式

流体静力学基本方程是用于描述静止流体内部，流体在重力和压力作用下的平衡规律。

重力可看成不变的，起变化的是压力，所以实际上是描述静止流体内部压力（压强）变化的规律。

这一规律的数学表达式称为流体静力学基本方程。

液体可视为不可压缩的流体，在静止液体中取任意两点，则有

p2=p1+ρg（z1－z2）（1-8）

为讨论方便，对式1-8进行适当的变换，即使点1处于容器的液面上，设液面上方的压强为p0，距液面h处的点2压强为p，式1-8可改写为

p=p0+ρgh（1-9）

式1-8及式1-9称为流体静力学基本方程式，说明在重力场作用下，静止液体内部压强的变化规律。

（1）在静止的、连续的同一液体内，处于同一水平面上各点的压强都相等；

（2）当液面上方的压强p0有改变时，液体内部各点的压强p也发生同样大小的改变；

（3）式1-9可改写为

；

上式说明，压强差的大小可以用一定高度的液体柱表示。

用液体高度来表示压强或压强差时，式中密度ρ影响其结果，因此必须注明是何种液体。

例1-3附图

虽然静力学基本方程是用液体进行推导的，液体的密度可视为常数，而气体密度则随压力而改变。

但考虑到气体密度随容器高低变化甚微，一般也可视为常数，故静力学基本方程亦适用于气体。

【例1-3】本题附图所示的开口容器内盛有油和水。

油层高度h1=0.7m、密度ρ1=800kg/m3，水层高度h2=0.6m、密度ρ2=1000kg/m3。

（1）判断下列两关系是否成立，即

pA=p'ApB=p'B

（2）计算水在玻璃管内的高度h。

解：

（1）判断题给两关系式是否成立pA=p'A的关系成立。

因A与A'两点在静止的连通着的同一流体内，并在同一水平面上。

所以截面A-A'称为等压面。

pB=p'B的关系不能成立。

因B及B'两点虽在静止流体的同一水平面上，但不是连通着的同一种流体，即截面B-B'不是等压面。

（2）计算玻璃管内水的高度h由上面讨论知，pA=p'A，而pA=p'A都可以用流体静力学基本方程式计算，即

pA=pa+ρ1gh1+ρ2gh2

pA'=pa+ρ2gh

于是pa+ρ1gh1+ρ2gh2=pa+ρ2gh

图1-4U形压差计

简化上式并将已知值代入，得

800×0.7+1000×0.6=1000h

解得h=1.16m

1-4流体静力学基本方程式的应用

压强与压强差的测量

测量压强的仪表很多，现仅介绍以流体静力学基本方程式为依据的测压仪器。

这种测压仪器统称为液柱压差计，可用来测量流体的压强或压强差。

（1）U型压差计

U型压差计结构如图1-4所示，内装有液体作为指示液。

指示液必须与被测液体不互溶，不起化学反应，且其密度ρA大于被测流体的密度ρ。

当测量管道中A、B两截面处流体的压强差时，可将U型管压差计的两端分别与A及B两截面测压口相连。

由于两截面的压强p1和p2不相等，所以在U形管的两侧便出现指示液液面的高度差R。

因U形管内的指示液处于静止状态，故位于同一水平面1、2两点压强相等，即p1=p2据流体静力学基本方程可得：

pA－pB=（ρA－ρ）gR

只有两测压口处于等高面上，zA=zB（即被测管道水平放置）时，U形压差计才能直接测得两点的压差。

图1-5微差压差计

（2）微差压差计

若所测得的压强差很小，为了把读数R放大，除了在选用指示液时，尽可能地使其密度ρA与被测流体ρ相接近外，还可采用如图1-5所示的微差压差计。

其特点是：

①压差计内装有两种密度相接近且不互溶的指示液A和C，而指示液C与被测流体B亦不互溶。

②为了读数方便，U形管的两侧臂顶端各装有扩大室，俗称“水库”。

扩大室内径与U形管内径之比应大于10。

这样，扩大室的截面积比U形管的截面积大很多，即使U型管内指示液A的液面差R很大，而扩大室内的指示液C的液面变化仍很微小，可以认为维持等高。

于是压强差p1－p2便可用下式计算，即

p1－p2=（ρA－ρC）gR

注意：

上式的（ρA－ρC）是两种指示液的密度差，不是指示液与被测液体的密度差。

例1-5附图

【例1-4】如本题附图所示，蒸汽锅炉上装置一复式U形水银测压计，截面2、4间充满水。

已知对某基准面而言各点的标高为

z0=2.1m，z2=0.9m，z4=2.0m，

z6=0.7m，z7=2.5m。

试求锅炉内水面上的蒸汽压强。

解：

按静力学原理，同一种静止流体的连通器内、同一水平面上的压强相等，故有

p1=p2，p3=p4，p5=p6

对水平面1-2而言，p2=p1，即

p2=pa+ρig（z0－z1）

对水平面3-4而言，

p3=p4=p2－ρg（z4－z2）

对水平面5-6有

p6=p4+ρig（z4－z5）

锅炉蒸汽压强p=p6－ρg（z7－z6）

p=pa+ρig（z0－z1）+ρig（z4－z5）－ρg（z4－z2）－ρg（z7－z6）

则蒸汽的表压为

p－pa=ρig（z0－z1+z4－z5）－ρg（z4－z2+z7－z6）

=13600×9.81×（2.1－0.9+2.0－0.7）－1000×9.81×（2.0－0.9+2.5－0.7）

=3.05×105Pa=305kPa

2、流体流动的基本方程式

2-1流量与流速

（1）流量

单位时间内流过管道任一截面的流体量称为流量。

若流体量用体积来计量，称为体积流量，以Vs表示，其单位为m3/s；若流体量用质量来计量，则称为质量流量，以ws表示，其单位为kg/s。

体积流量与质量流量的关系为：

ws=Vs·ρ

式中ρ——流体的密度，kg/m3。

（2）流速

单位时间内流体在流动方向上所流经的距离称为流速。

以u表示，其单位为m/s。

流体在管截面上的速度分布规律较为复杂，在工程计算中为简便起见，流体的流速通常指整个管截面上的平均流速，其表达式为：

式中A——与流动方向相垂直的管道截面积，m2。

一般管道的截面均为圆形，若以d表示管道内径，则

于是

流体输送管路的直径可根据流量及流速进行计算。

流量一般为生产任务所决定，而合理的流速则应在操作费与基建费之间通过经济权衡来决定。

某些流体在管路中的常用流速范围列于表1-1中。

从表1-1可以看出，流体在管道中适宜流速的大小与流体的性质及操作条件有关。

按式1-20算出管径后，还需从有关手册或本教材附录中选用标准管径来圆整，然后按标准管径重新计算流体在管路中的实际流速。

表1-1某些流体在管路中的常用流速范围

流体的类别及状态

流速范围/（m·s－1）

流体的类别及状态

流速范围/（m·s－1）

自来水（3.04×105Pa左右）

1~1.5

过热蒸汽

30~50

水及低粘度液体（1.013~10.13×105Pa）

1.5~3.0

蛇管、螺旋管内的冷却水

＞1.0

高粘度液体

0.5~1.0

低压空气

12~15

工业供水（8.106×105Pa以下）

1.5~3.0

高压空气

15~25

工业供水（8.106×105Pa以下）

＞3.0

一般气体（常压）

10~20

饱和蒸汽

20~40

真空操作下气体

＜10

【例】某厂要求安装一根输水量为30m3/h的管路，试选择合适的管径。

解：

计算管径

d=

式中Vs=

m3/s

参考表1-1选取水的流速u=1.8m/s

查附录二十二中管子规格，确定选用φ89×4（外径89mm，壁厚4mm）的管子，其内径为：

d=89－（4×2）=81mm=0.081m

因此，水在输送管内的实际流速为：

2-2稳定流动与不稳定流动

在流动系统中，若各截面上流体的流速、压强、密度等有关物理量仅随位置而变化，不随时间而变，这种流动称为稳定流动；若流体在各截面上的有关物理量既随位置而变，又随时间而变，则称为不稳定流动。

化工生产中，流体流动大多为稳定流动，故非特别指出，一般所讨论的均为稳定流动。

2-3粘度

流体流动时产生内摩擦力的性质，称为粘性。

流体粘性越大，其流动性就越小。

放完一桶甘油比放完一桶水慢得多，这是因为甘油流动时内摩擦力比水大的缘故。

单位面积上的内摩擦力称剪应力，以τ表示；当流体在管内流动，径向速度变化不是直线关系时，则

式中

——速度梯度，即在流动方向相垂直的y方向上流体速度的变化率；

μ——比例系数，称粘性系数或动力粘度，简称粘度。

此式所显示的关系，称牛顿粘性定律。

粘度的物理意义是促使流体流动产生单位速度梯度时剪应力的大小。

粘度总是与速度梯度相联系，只有在运动时才显现出来。

粘度是流体物理性质之一，其值由实验测定。

液体的粘度随温度升高而减小，气体的粘度则随温度升高而增大。

压力对液体粘度的影响很小，可忽略不计，气体的粘度，除非在极高或极低的压力下，可以认为与压力无关。

粘度的单位

2-4流动类型

图1-14雷诺实验装置

1―水箱；2―温度计；3―有色液；4―阀门；

5―针形小管；6―玻璃管；7―阀门

为了直接观察流体流动时内部质点的运动情况及各种因素对流动状况的影响，可安排如图1-14所示的实验，称雷诺实验。

它揭示出流动的两种截然不同的型态。

在一个水箱内，水面下安装一个带喇叭形进口的玻璃管。

管下游装有一个阀门，利用阀门的开度调节流量。

在喇叭形进口处中心有一根针形小管，自此小管流出一丝有色水流，其密度与水几乎相同。

当水的流量较小时，玻璃管水流中出现一丝稳定而明显的着色直线。

随着流速逐渐增加，起先着色线仍然保持平直光滑，当流量增大到某临界值时，着色线开始抖动、弯曲，继而断裂，最后完全与水流主体混在一起，无法分辨，而整个水流也就染上了颜色。

上述实验虽然非常简单，但却揭示出一个极为重要的事实，即流体流动存在着两种截然不同的流型。

在前一种流型中，流体质点作直线运动，即流体分层流动，层次分明，彼此互不混杂，故才能使着色线流保持着线形。

这种流型被称为层流或滞流。

在后一种流型中流体在总体上沿管道向前运动，同时还在各个方向作随机的脉动，正是这种混乱运动使着色线抖动、弯曲以至断裂冲散。

这种流型称为湍流或紊流。

不同的流型对流体中的质量、热量传递将产生不同的影响。

为此，工程设计上需事先判定流型。

对管内流动而言，实验表明流动的几何尺寸（管径d）、流动的平均速度u及流体性质（密度和粘度）对流型的转变有影响。

雷诺发现，可以将这些影响因素综合成一个无因次数群ρdu/μ作为流型的判据，此数群被称为雷诺数，以符号Re表示。

雷诺指出：

（1）当Re≤2000时，必定出现层流，此为层流区。

（2）当2000＜Re＜4000时，有时出现层流，有时出现湍流，依赖于环境。

此为过渡区。

（3）当Re≥4000时，一般都出现湍流，此为湍流区。

3、流体流动的阻力损失

管路系统主要由直管和管件组成。

管件包括弯头、三通、短管、阀门等。

无论直管和管件都对流动有一定的阻力，消耗一定的机械能。

直管造成的机械能损失称为直管阻力损失（或称沿程阻力损失），是由于流体内摩擦而产生的。

管件造成的机械能损失称为局部阻力损失，主要是流体流经管件、阀门及管截面的突然扩大或缩小等局部地方所引起的。

在运用柏努利方程时，应先分别计算直管阻力和局部阻力损失的数值，然后进行加和。

设流体在半径为R的水平直管内流动，于管轴心处取一半径为r，长度为l的流体柱进行分析。

如图1-21所示，作用于流体柱两端面的压强分别为p1和p2，则作用于流体柱上的推动力为（p1－p2）πr2。

图1-21层流能量损失推导

设距管中心r处的流速为ur，两相邻流体层产生的剪应力为τr。

层流时服从牛顿粘性定律，即：

流体作稳定流动时，推动力和阻力大小相等，方向相反，故

（p1－p2）πr2=－2πrl

将上式积分，边界条件为：

当r=0时ur=umax

当r=R时ur=0

式中umax为管中心处最大流速，层流时，管内平均流速为最大流速的一半。

因

整理上式，得

上式称为哈根－泊谡叶公式。

将式1-33代入式1-32，则能量损失为：

将上式改写为直管能量损失计算的一般方程式：

令

则

式1-36称为直管阻力损失的计算通式，称为范宁（Fanning）公式，对于层流和湍流均适用。

其中λ称为摩擦系数，层流时

。

局部阻力损失的计算有两种近似的方法：

阻力系数法及当量长度法。

1）阻力系数法：

近似认为局部阻力损失服从平方定律，即

化工管路中使用的管件种类繁多，常见的管件如表1-4所示。

1-4管件和阀件的局部阻力系数ζ值

其它管件，如各种阀门都会由于流道的急剧改变而发生类似现象，造成局部阻力损失。

2）当量长度法：

近似认为局部阻力损失可以相当于某个长度的直管的损失，即

式中le为管件及阀件的当量长度，由实验测得。

常用管件及阀件的le值可在图1-25中查得。

必须注意，对于扩大和缩小，上式中的u是用小管截面的平均速度。

显然，两种计算方法所得结果不会一致，它们都是近似的估算值。

实际应用时，长距离输送以直管阻力损失为主，车间管路则往往以局部阻力为主。

图1-25管件和阀件的当量长度共线图

二、传热

1、概述

1-1化工生产中的传热

传热是指由于温度差引起的能量转移，又称热量传递过程。

根据热力学第二定律，凡是存在温度差就必然导致热量自发地从高温处向低温处传递，因此传热是自然界和工程技术领域中普遍存在的一种传递现象。

在化工生产中，传热过程的应用更是十分广泛。

在化学工业中几乎所有的化工生产过程均伴有传热操作，例如，化学反应通常在一定的温度下进行，需要及时的移出反应热或向系统提供热量；化工设备的保温，以减少热量或冷量的损失；热能的合理利用和废热的回收。

可见传热过程对化工生产的正常运行具有极其重要的作用。

化工生产中对传热的要求通常有以下两种情况：

一种是强化传热过程，如各种换热设备中的传热；另一种是削弱传热过程，如设备和管道的保温。

学习传热的目的主要是能够分析影响传热速率的因素，掌握控制热量传递速率的一般规律，以便根据生产的要求来强化或削弱热量的传递，正确的计算和选择适宜的传热设备和保温措施。

在化工生产中，通常采用以下方法进行冷、热流体之间的热交换：

一种如图4-1所示的冷热流体直接混合交换热量；另一种如图4-2所示的蓄热式热交换，将冷、热流体交替通过蓄热体实现热量交换；第三种方法为间壁换热，即冷、热流体通过管壁或器壁等固体壁面进行换热。

化工生产中大多采用间壁换热。

图4-1混合式换热器图4-2蓄热式换热器

2、传热过程

（1）传热速率

传热速率有两种表示方式：

1）热流量Q即单位时间内热流体通过整个换热器的传热面传递给冷流体的热量，单位是W。

2）热流密度（或热通量）q单位时间内通过单位传热面积所传递的热量，单位是W/m2。

（2）稳定传热和不稳定传热

若传热系统中各点的温度仅随位置变化而不随时间变化，则这种传热过程称为稳定传热，其特点是通过某传热面的热流量为零，连续生产过程多为稳定传热。

若传热系统中各点的温度不仅随位置发生变化，而且也随时间变化，则这种传热过程称为不稳定传热，连续生产的开、停车及间歇生产过程为不稳定传热过程。

（3）传热机理

任何热量的传递只能通过传导、对流和辐射三种方式进行，这三种传热方式的基本原理已在物理学中讨论。

对于间壁换热过程，热量传递往往同时包含了热传导和热对流，对于高温流体则还包含热辐射。

3、间壁式换热器的类型

3-1管式换热器

（一）蛇管换热器

蛇管换热器分为两种，一种是沉浸式，另一种是喷淋式。

1．沉浸式蛇管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并沉浸在容器内的液体中。

蛇管换热器的优点是结构简单，能承受高压，可用耐腐蚀材料制造；其缺点是容器内液体湍动程度低，管外对流传热系数小。

2．喷淋式蛇管换热器这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上，如图4-36，热流体在管内流动，冷却水从上方喷淋装置均匀淋下，故也称喷淋式冷却器。

和沉浸式相比，喷淋式换热器的传热效果大为改善。

（二）套管式换热器

套管式换热器系用管件将两种尺寸不同的标准管连接成为同心圆的套管，然后用180°的回弯管将多段套管串联而成，如图4-37所示。

每一段套管称为一程，程数可根据传热要求而增减。

每程的有效长度为4~6m，若管子太长，管中间会向下弯曲，使环形中的流体分布不均匀。

图4-35蛇管的形状图4-36喷淋式换热器

1―弯管2―循环泵3―控制阀

图4-37套管式换热器

套管换热器结构简单，能承受高压，应用方便（可根据需要增减管段数目）。

特别是由于套管换热器同时具备总传热系数大、传热推动力大及能够承受高压强的优点，在超高压生产过程（例如操作压力为300MPa的高压聚乙烯生产过程）中所用的换热器几乎全部是套管式。

（三）列管式换热器

列管式（又称管壳式）换热器是最典型的间壁式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。

列管式换热器主要由壳体、管束、管板和封头等部份组成，流体在管内每通过管束一次称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。

为提高管外流体对流传热系数，通常在壳体内安装一定数量的横向折流挡板。

折流挡板不仅可防止流体短路、使流体速度增加，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。

1．固定管板式

固定管板式换热器如图4-38所示。

所谓固定管板式即两端管板和壳体连接成一体，因此它具有结构简单和造价低廉的优点。

但是由于壳程不易检修和清洗，因此壳方流体应是较洁净且不易结垢的物料。

当两流体的温度差较大时，应考虑热补偿。

图4-38具有补偿圈的固定管板式换热器

1―挡板2―补偿圈3―放气嘴

2．U型管换热器

U型管换热器如图4-39所示。

U型管式换热器的每根换热管都弯成U型，进出口分别安装在同一管板的两侧，每根管子皆可自由伸缩，而与外壳及其它管子无关。

图4-39U型管换热器

1―U型管2―壳程隔板3―管程隔板

这种型式的换热器的结构比较简单，重量轻，适用于高温和高压的场合。

其主要缺点是管内清洗比较困难，因此管内流体必须洁净；且因管子需一定的弯曲半径，故管板的利用率较差。

3．浮头式换热器

浮头式换热器如图4-40所示，两端管板之一不与外壳固定连接，该端称为浮头。

当管子受热（或受冷）时，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。

浮头式换热器不但可以补偿热膨胀，而且由于固定端的管板是以法兰与壳体相连接的，因此管束可从壳体中抽出，便于清洗和检修，故浮头式换热器应用较为普遍。

但该种热换器结构较复杂，金属耗量较多，造价也较高。

图4-40浮头式换热器

1―管程隔板2―壳程隔板3―浮头

3-2板式换热器

（一）夹套式换热器

图4-41板式换热器示意图

这种换热器是在容器外壁安装夹套制成，参见图4-29，结构简单，但其加热面受容器壁面限制，总传热系数也不高，为提高总传热系数且使釜内液体受热均匀，可在釜内安装搅拌器。

当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时，亦可在夹套中设置螺旋板或其它增加湍动的措施，以提高夹套一侧的对流传热系数。

为补充传热面的不足，也可在釜内部安装蛇管。

夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。

（二）板式换热器

最初用于食品工业，50年代逐渐推广到化工等其它工业部门，现已发展成为高效紧凑的换热设备。

板式换热器是由一组金属薄板、相邻薄板之间衬以垫片并用框架夹紧组装而成。

如图4-41所示为矩形板片，其四角开有圆孔，形成流体通道。

冷热流体交替地在板片两侧流过，通过板片进行换热。

板片厚度为0.5~3mm，通常压制成各种波纹形状，既增加刚度，又使流体分布均匀，加强湍动，提高总传热系数。

板式换热器的主要优点是：

（1）由于流体在板片间流动湍动程度高，而且板片又薄，故总传热系数K大。

例如，在板式换热器内，水对水的总传热系数可达1500~4700W/（m2·℃）。

（2）板片间隙小（一般为46mm），结构紧凑，单位容积所提供的传热面为250~1000m2/m3；而列管式换热器只有40~150m2/m3。

板式换热器的金属耗量可减少一半以上。

（3）具有