化工原理基本概念.docx

1、化工原理基本概念化工原理基本概念化工原理基本概念定态流动：流体流动系统中，若各截面上的温度、压力、流速等物理量仅随位置变化，而不随时间变化，这种流动称之为定态流动非定态流动：若流体在各截面上的有关物理量既随位置变化，也随时间变化，则称为非定态流动。牛顿粘性定律：对于一定的流体，内摩擦力F与两流体层的速度差成正比，与两层之间的垂直距离dy成反比，与两层间的接触面积A成正比，即（1-26）式中：F内摩擦力，N；法向速度梯度，即在与流体流动方向相垂直的y方向流体速度的变化率，1/s；比例系数，称为流体的粘度或动力粘度，Pas。一般，单位面积上的内摩擦力称为剪应力，以表示，单位为Pa，则式（1-26）

2、变为（1-26a）式（1-26）、（1-26a）称为牛顿粘性定律，表明流体层间的内摩擦力或剪应力与法向速度梯度成正比。牛顿型流体：剪应力与速度梯度的关系符合牛顿粘性定律的流体，称为牛顿型流体，包括所有气体和大多数液体。非牛顿型流体：不符合牛顿粘性定律的流体称为非牛顿型流体，如高分子溶液、胶体溶液及悬浮液等。本章讨论的均为牛顿型流体。层流（或滞流）：流体质点仅沿着与管轴平行的方向作直线运动，质点无径向脉动，质点之间互不混合；湍流（或紊流）：流体质点除了沿管轴方向向前流动外，还有径向脉动，各质点的速度在大小和方向上都随时变化，质点互相碰撞和混合。雷诺数Re：流体的流动类型可用雷诺数Re判断。（1-

3、28）Re准数是一个无因次的数群。大量的实验结果表明，流体在直管内流动时，（1）当Re2000时，流动为层流，此区称为层流区；（2）当Re4000时，一般出现湍流，此区称为湍流区；（3）当2000Re(非金属固体)(液体)(气体)。的大概范围：(金属固体101102W/(mK)、(建筑材料10-1100W/(mK)、(绝缘材料10-210-1W/(mK)、(液体10-1W/(mK)、(气体10-210-1W/(mK)。一维温度场:假设平壁内温度只沿x方向变化，y和z方向上无温度变化，即这是一维温度场。传热过程的计算在实际生产中，需要冷热两种流体进行热交换，但不允许它们混合，为此需要采用间壁式的

4、换热器。此时，冷、热两流体分别处在间壁两侧，两流体间的热交换包括了固体壁面的导热和流体与固体壁面间的对流传热。关于导热和对流传热在前面已介绍过，本节主要在此基础上进一步讨论间壁式换热器的传热计算。4.4.1总传热系数和总传热速率方程一、总传热速率方程间壁两侧流体的热交换过程包括如下三个串联的传热过程。流体在换热器中沿管长方向的温度分布如图所示，现截取一段微元来进行研究，其传热面积为dA，微元壁内、外流体温度分别为T、t（平均温度），则单位时间通过dA冷、热流体交换的热量dQ应正比于壁面两侧流体的温差，即前已述及，两流体的热交换过程由三个串联的传热过程组成：管外对流：管壁热传导：管内对流：对于稳

5、定传热：与，即对比，得：式中K总传热系数，w/m2K。讨论：1当传热面为平面时，dA=dA1=dA2=dAm，则：2当传热面为圆筒壁时，两侧的传热面积不等，如以外表面为基准（在换热器系列化标准中常如此规定），即取上式中dA=dA1，则：或式中K1以换热管的外表面为基准的总传热系数；dm换热管的对数平均直径，。以内表面为基准：以壁表面为基准：对于薄层圆筒壁2，近似用平壁计算（误差4%，工程计算可接受）。31/K值的物理意义：二、总传热速率方程若想求出整个换热器的Q，需要对积分，因为K和(Tt)均具有局部性，因此积分有困难。为此，可以将该式中K取整个换热器的平均值K，（Tt）也取为整个换热器上的平

6、均值Dtm，则积分结果如下：Q=KADtm此式即为总传热速率方程；式中K为平均总传热系数；Dtm为平均温度差。三、污垢热阻换热器使用一段时间后，传热速率Q会下降，这往往是由于传热表面有污垢积存的缘故，污垢的存在增加了传热热阻。虽然此层污垢不厚，由于其导热系数小，热阻大，在计算K值时不可忽略。通常根据经验直接估计污垢热阻值，将其考虑在K中，即式中R1、R2传热面两侧的污垢热阻，m2K/W。为消除污垢热阻的影响，应定期清洗换热器。4.4.3平均温差的计算前已述及，在沿管长方向的不同部分，冷、热流体温度差不同，本节讨论如何计算其平均值Dtm，就冷、热流体的相互流动方向而言，可以有不同的流动型式，传热

7、平均温差Dtm的计算方法因流动型式而异。按照参与热交换的冷热流体在沿换热器传热面流动时，各点温度变化情况，可分为恒温差传热和变温差传热。一、恒温差传热恒温差传热：两侧流体均发生相变，且温度不变，则冷热流体温差处处相等，不随换热器位置而变的情况。如间壁的一侧液体保持恒定的沸腾温度t下蒸发；而间壁的另一侧，饱和蒸汽在温度T下冷凝过程，此时传热面两侧的温度差保持均一不变，称为恒温差传热。二、变温差传热变温差传热是指传热温度随换热器位置而变的情况。当间壁传热过程中一侧或两侧的流体。沿着传热壁面在不同位置点温度不同，因此传热温度差也必随换热器位置而变化，该过程可分为单侧变温和双侧变温两种情况。1单侧变温

8、如用蒸汽加热一冷流体，蒸汽冷凝放出潜热，冷凝温度T不变，而冷流体的温度从t1上升到t2。或者热流体温度从T1下降T2，放出显热去加热另一较低温度t下沸腾的液体，后者温度始终保持在沸点t。2双侧变温此时平均温度差Dtm与换热器内冷热流体流动方向有关，下面先来介绍工业上常见的几种流动型式。逆流并流错流折流（1）逆流和并流并流：参与换热的两种流体沿传热面平行而同向的流动。逆流：参与换热的两种流体沿传热面平行而反向的流体。沿传热面的局部温度差（T-t）是变化的，所以在计算传热速率时必须用积分的方法求出整个传热面上的平均温度差Dtm。下面以逆流操作（两侧流体无相变）为例，推导Dtm的计算式。如图所示，热

9、流体的质量流量G1，比热容cp1，进出口温度为T1、T2；冷流体的质量流量G2，比热容cp2，进出口温度为t1、t2。在如下假定条件下（稳定传热过程）：1）稳定操作，G1，G2为定值；2）cp1、cp2及K沿传热面为定值；3）换热器无损失。现取换热器中一微元段为研究对象，其传热面积为dA，在dA内热流体因放出热量温度下降dT，冷流体因吸收热量温度升高dt，传热量为dQ。dA段热量衡算的微分式：dA段传热速率方程的微分式：分离变量：（a）逆流：边界条件：A=0时，A=A时，代入式（a）中，得：（b）对整个换热器做热量衡算：得：代入（b）中对数平均温差。讨论：1）上式虽然是从逆流推导来的，但也适用

10、于并流。2）习惯上将较大温差记为Dt1，较小温差记为Dt2；3）当Dt1/Dt22，则可用算术平均值代替（误差4%，工程计算可接受）4）当Dt1Dt2，（2）错流和折流在大多数的列管换热器中，两流体并非简单的逆流或并流，因为传热的好坏，除考虑温度差的大小外，还要考虑到影响传热系数的多种因素以及换热器的结构是否紧凑合理等。所以实际上两流体的流向，是比较复杂的多程流动，或是相互垂直的交叉流动。错流：两种流体的流向垂直交叉。折流：一流体只沿一个方向流动，另一流体反复来回折流；或者两流体都反复折回。复杂流：几种流动型式的组合。对于这些情况，通常采用Underwood和Bowan提出的图算法（也可采用理

11、论求解Dtm的计算式，但形式太复杂）。1）先按逆流计算对数平均温差Dtm逆，2）求平均温差校正系数j查图j3）求平均传热温差平均温差校正系数j1，这是由于在列管换热器内增设了折流挡板及采用多管程，使得换热的冷、热流体在换热器内呈折流或错流，导致实际平均传热温差恒低于纯逆流时的平均传热温差。三、流向的选择1如前所述的各种流动型式，逆流和并流可以看成是两种极端情况。在流体进出口温度相同的条件下，逆流的平均温差最大，并流最小，其它流动型式的Dtm介于两者之间。从提高传热推动力来言，逆流最佳。1）在热负荷Q、K相同时，采用逆流可以较小的传热面积A完成相同的换热任务；2）在热负荷Q、A相同时，可以节省加

12、热和冷却介质的用量或多回收热。3）逆流时，传热面上冷热流体间的温度差较为均匀。2在某些方面并流也优于逆流。如工艺上要求加热某一热敏性物质时，要求加热温度不高于某值（并流t2maxT2）；或者易固化物质冷却时，要求冷却温度不低于某值（并流T2min0.9，绝不能使jx，说明该溶液可以用蒸馏方法来分离,越大,A组分越易分离；若=1，则说明混合物的气相组分与液相组分相等；则普通蒸馏方式将无法分离此混合物；1。对于二元混合物，当总压不高时，可得相平衡方程(汽液平衡方程)：(6-10)对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，故有：（6-11）即理想溶液的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸汽压之比。平均相对

13、挥发度m对于精馏塔，由于每块塔上x,y组成不同，温度不同，也会有所变化，因此对于整个精馏塔，一般采用相对挥发度的平均值，即平均相对挥发度来表示,以符号m表示。即：（6-13）式中：顶:塔顶的相对挥发度；釜塔釜的相对挥发度。蒸馏与精馏的区别平衡、简单蒸馏是单级分离过程一次部分汽化混合物部分分离精馏是多级分离过程多次部分汽化和部分冷凝混合物几乎完全分离蒸馏-当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；精馏-当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥发度比较接近时采用的分离方法。精馏q线方程（进料方程）q线方程为精馏段操作线与提馏段操作线交点(q点)轨迹的方程，因此可以由精馏段操作线方程式与提馏段操作线方程式联立求解得出q线方程。即：633式633称为q线方程或进