化工原理基本概念

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1、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du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)F * A乜 dy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；dy卩比例系数，称为流体的粘度或动力粘度，Pa.s。一般，单位面积上的内摩擦力称为剪应力，以t表示，单位为Pa,则式（1-26）变为du工=卩

2、（1-26a）dy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。dpu

3、1-28)Re =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ReW2000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2000 Re4000时，流动可能是层流，也可能是湍流，与外界干扰有关， 该区称为不稳定的过渡区。边界层：流速降为主体流速的99%以内的区域称为边界层。边界层厚度：边界层外缘于垂直壁面间的距离称为边界层厚度。适宜流速的选择应根据经济核算确定，通常可选用经验数据：通常水及低粘度液体的流速为13m/s, 般常压气体流速为10饱和蒸汽流速为2040m/s等。一般，密度大或 粘度大的流体，流速取小

4、一些；对于含有固体杂质的流体，流速宜取得大一些，以避免固体 杂质沉积在管道中。层流边界层与湍流边界层:边界层流型也分为层流边界层与湍流边界层。在平板的前段，边界层内的流型为层流，称为层流边界层。离平板前沿一段距离后，边界层内的流型转 为湍流，称为湍流边界层。直管阻力：流体流经一定直径的直管时由于内摩擦而产生的阻力；局部阻力：流体流经管件、阀门等局部地方由于流速大小及方向的改变而引起的阻力。 范宁(Fanning)公式:流体在直管内流动阻力的通式，称为范宁(Fanning)公式l U 2W =x 式中九为无因次系数，称为摩擦系数或摩擦因数，与流体流动的Re及管壁状 f d 2况有关。范宁公式对层

5、流与湍流均适用，只是两种情况下摩擦系数九不同。根据柏努利方程的其它形式，也可写出相应的范宁公式表示式：,7“/ U2压头损失h二九亏/d 2 gl PU 2压力损失Ap =入f d 2d 2忙几头&衣A _ J g哈根-泊谡叶（Hagen-Poiseuille）方程：是流体在直管内作层流流动时压力损失的计算式。.32 卩 lu压力损失：Ap =f d 264层流时摩擦系数的计算式：九=即层流时摩擦系数入是雷诺数Re的函数。Re（层流时的流动阻力或摩擦系数与管壁粗糙度无关，只与Re有关。）湍流时的摩擦系数：（1）可以查莫狄（Moody）摩擦系数图。（2）对于湍流时的摩擦系数入，除了用Moody图

6、查取外，还可以利用一些经验公式计算。这里介绍适用于光滑管的柏拉修斯（Blasius）式:0.3164九=Re0.25其适用范围为Re=5X103105。此时能量损失W/勺与速度u的1.75次方成正比。 考莱布鲁克（Colebrook）式18.7 Re&九丿此式适用于湍流区的光滑管与粗糙管直至完全湍流区。光滑管：玻璃管、铜管、铅管及塑料管等称为光滑管； 粗糙管：钢管、铸铁管等。绝对粗糙度:管道壁面凸出部分的平均高度，称为绝对粗糙度，以&表示。相对粗糙度:绝对粗糙度与管径的比值即-d，称为相对粗糙度。（工业管道的绝对粗糙度数值见教材。 ）水力光滑管：管壁粗糙度对流动阻力的影响与层流时相近，此为水力

7、光滑管完全湍流粗糙管：Re不再影响摩擦系数的大小，流动进入了完全湍流区，此为完全湍 流粗糙管。当量直径定义为： de4 x流通截面积=4 x 润湿周边 口注意，当量直径只用于非圆形管道流动阻力的计算，而不能用于流通面积及流速的计 算。局部阻力局部阻力有两种计算方法：阻力系数法和当量长度法。1. 阻力系数法克服局部阻力所消耗的机械能，可以表示为动能的某一倍数，即u 2u 2Wh =式中Z称为局部阻力系数，一般由实验测定。f 2 f2 g常用管件及阀门的局部阻力系数见教材。注意表中当管截面突然扩大和突然缩小时， 以上两式中的速度u均以小管中的速度计。当流体自容器进入管内，匚二0.5，称为进口阻力系

8、数；当流体自管子进入容器或进口从管子排放到管外空间，C二1，称为出口阻力系数。出口2当量长度法将流体流过管件或阀门的局部阻力，折合成直径相同、长度为l的直管所产生的阻力即el u 2l u2W=九亏h二九-式中l称为管件或阀门的当量长度。f d 2 f d 2 ge同样，管件与阀门的当量长度也是由实验测定，有时也以管道直径的倍数l . d表示。见教e材。离心泵的主要部件：叶轮，泵壳，泵轴 气缚现象：如果离心泵在启动前壳内充满的是气体，则启动后叶轮中心气体被抛时不能 在该处形成足够大的真空度，这样槽内液体便不能被吸上。这一现象称为气缚。（通过第一 章的一个例题加以类比说明）。 为防止气缚现象的发

9、生，离心泵启动前要用外来的液体将泵壳内空间灌满。这一步操作称为 灌泵。为防止灌入泵壳内的液体因重力流入低位槽内，在泵吸入管路的入口处装有止逆阀（底 阀）；如果泵的位置低于槽内液面，则启动时无需灌泵。 离心泵的压头：是指泵对单位重量流体提供的机械能离心泵的主要性能参数（1）（叶轮）转速 n：10003000rpm；2900rpm 最常见。（2）流量Q：以体积流量来表示的泵的输液能力，与叶轮结构、尺寸和转速有关。（3）压头（扬程）H：泵向单位重量流体提供的机械能。与流量、叶轮结构、尺寸和转 速有关。扬程并不代表升举高度。（4）功率：（A）有效功率N :离心泵单位时间内对流体做的功N = HQpg

10、；ee（B）轴功率N :单位时间内由电机输入离心泵的能量。(5) 效率耳：由于以下三方面的原因，由电机传给泵的能量不可能100%地传给液体, 因此离心泵都有一个效率的问题，它反映了泵对外加能量的利用程度：n = n /ne离心泵的安装高度：是指要被输送的液体所在贮槽的液面到离心泵入口处的垂直距离 (泵的实际安装高度低于允许安装高度，则操作时就不会发生汽蚀。) 汽蚀现象：被输送流体在叶轮中心处发生汽化，产生大量汽泡； 汽泡在由叶中心向周边运动时，由于压力增加而急剧凝结，产生局部真空, 周围液体以很高的流速冲向真空区域； 当汽泡的冷凝发生在叶片表面附近时，众多液滴尤如细小的高频水锤撞击叶 片。离心

11、泵在汽蚀状态下工作： 泵体振动并发出噪音；压头、流量在幅度下降，严重时不能输送液体；时间长久， 在水锤冲击和液体中微量溶解氧对金属化学腐蚀的双重作用下，叶片表面出现斑痕和裂缝， 甚至呈海绵状逐渐脱落。 汽蚀余量NPSH：泵入口处的动压头与静压头之和与以液柱高度表示的被输送液体在 操作温度下的饱和蒸汽压之差.r p u 2)pI pg 2 g 丿 pgAh的物理意义：Ah越小，表明泵入口处的压力p或叶轮中心处的压力p越低，离心泵 eK的操作状态越接近汽蚀。 允许汽蚀余量NPSH允许 为避免汽蚀现象发生，离心泵入口处压力不能过低，而应有一 最低允许值p ，此时所对应的汽蚀余量称为允许汽蚀余量，以(

12、NPSH )心表示，即1允允(NPSH )允 pg 2 g pg（NPSH ） 一般由泵制造厂通过汽蚀实验测定，并作为离心泵的性能列于泵产品样本中（离 允心油泵的汽蚀余量用Ah表示）。泵正常操作时，实际汽蚀余量NPSH必须大于允许汽蚀余量（NPSH），标准中规定应大于0.5m以上。允由NPSH允许计算泵的允许安装高度z允许一台泵的允许汽蚀余量数值由泵的生产厂家提供，供用户计算泵的允许安装高度。在s 至e间列柏努利方程：z =匚-( 2 pu2e + -工h”=厶-( 2 厶+u!厶sPg(pg 2gJf ( s-e)Pg(pg2 g pg J-厶-工h Pgf (s-e) 入（非金属固体） 入

13、（液体） 入（气体）。入的大概范围：入（金 属固体101102 W/（mK）、入（建筑材料10-1100 W/（mK）、入（绝缘材料10-210-1 W/（mK）、入（液体 10-1 W/（mK）、入（气体 10-210-1 W/（m K）。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

14、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、总传热速率方程1:,r11t3时导珂汗势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dQ = KdA(T t)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： dQ =a dA (T T )1 11w管壁热传导：dQ =-dA (T t )2 b m w w管内对流： dQ =a dA (t -

15、t)3 22 w对于稳定传热：dQ = dQ】=dQ2=dQT TT t t tT tw = w w =w=1b11 b 1a dAXdAa dA a dA XdAa dA11m2211m22T t与dQ = KdA(T t),即dQ =厂对比，得:KdA11 b 1= + +KdA a dA XdAa dA11m22式中K总传热系数，w/m2K。讨论：1.当传热面为平面时，dA=dA=dA2=dA，贝V：丄+ ? +-12 mk a 入 a1 22.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，贝y：11b dA1 dA

16、11b d1 d=+1 +1 或 =+1 +1Ka九 dAa dAKa九 da d11m2211m22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，d = (d -d )/ln生。 m 12 d2以内表面为基准：以壁表面为基准：J1_ d2 + b d 2 + 丄K a d 九 d a2 1 1 m 211 db 1 dKa d 入 a dm 1122对于薄层圆筒壁久2，近似用平壁计算(误差4%,工程计算可接受)。d1 b d 1 d+ 1 + 1K a 入 d a d11m 2223. 1/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dQ = Kd

17、A(T -1)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 热器上的平均Atm，则积分结果如下：Q=KAAtm此式即为总传热速率方程；式中K为平均总传热系数；Atm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11b d d 1 d=+ R +4 + R 1 +4K a 1 九 d 2 d a d 1m222式中

18、R、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Atm就冷、热流体的相互流动方向而言，可以有不同的流动型式，传热平均温差Atm 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

19、时传热面两侧的温度差保持均一不变，称为恒温差传热。At = T - t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t上升到t2。或者热流体温度从片下降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to2. 双侧变温此时平均温度差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）

20、逆流和并流&逼豆期阿駅律均忘丑iR时的并流：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Atm。下面以逆流操作（两侧流体无相变）为例，推昂tm的计 算式。如图所示，热流体的质量流量G1，比热容cp1，进出口温度为TT2；冷流体的质量流 量G2，比热容cp2，进出口温度为tt2o在如下假定条件下（稳定传热过程）：1）稳定操作，G, 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

21、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dQodA段热量衡算的微分式：dQ = G c dT = G c dt1 p12 p 2dA段传热速率方程的微分式：dQ = K（T -1）dAdQ = G c dT = G c dt = K （T t ）dA1 p12 p 2K (T t )dA =dTdtd (T-1)1/Ge-1/G 2 cp2(1/叽-1/G2Cp2)分离变量：K (T _ t )dA = dT1/GiCpidt_1/G2Cp2d (T t)(1/G1Cp1 _1/G 2 Cp 2)a）T T At T _t At = T t逆流：12

22、11 2221tt1 2边界条件：A=0 时， At T _t1 1 2A=A 时， At T _t2 2 1代入式(a)中，得：d (T t)(T _t)(1/G1Cp1_1/G2Cp2)At1At1dAtAt(1/G1Cp1_1/G2Cp2KA 丄In 空1(b)(1/ G1Cp1 _ 1/G 2 Cp 2) At 2对整个换热器做热量衡算： QG1C 1(T1_T2)G2C 2(t2 _t1)1 p1 1 22 p 2 2 1得： 口2 ；- j 代入(b)中G1Cp1QG 2 Cp 2Qln药KA (T1_(t2_) KA (T1 _2)_(T2 _) kA At1 _At2At 2Q

23、QQAt _ AtKA12 At ln 1At2 KAAtAtmAt1 At 2对数平均温差。lnAt2讨论：1）上式虽然是从逆流推导来的，但也适用于并流。2）习惯上将较大温差记为Aq,较小温差记为At2；3）当At/At产2，贝9可用算术平均值代替At （At +At ）/2 （误差4%,工程计算可接1 2 m 1 2 受）4 ）当At= At。, At At = At1 2 m 1 2（ 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

24、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（也可采用理论求解Atm 的计算式，但形式太复杂）。1）先按逆流计算对数平均温差Atm逆2)求平均温差校正系数 = f (P, R)p = 12 -= 冷流体温升T1 - ti -两流体最初温差查图,T - T2热流体温降R=2 =12 - ti冷流体温升3)求平均传热温差M =At沖mm 逆平均温差校正系数1，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

25、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; 在热负荷Q、A相同时，可以节省加热和冷却介质的用量或多回收热。 逆流时，传热面上冷热流体间的温度差较为均匀。在某些方面并流也优于逆流。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Mtm介于两者之间。从 提高传热推动力来言，逆流最佳。1)2)3) 2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t2max0.

26、9,绝不 能使9a2，得：(T-Tw) (Tw -1)，TW接近于T,即a大，热阻小 侧流体的温度。12w w3如果两侧有污垢，还应考虑污垢热阻的影响。Q = KAAtm（丄 + R 2）A2蒸馏：是利用混合物中各组分挥发性的差异，而将混合物中各组分进行分离的单元操 作。用于均相液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分的目的。易挥发组分（或轻组分）:挥发快的组分称为易挥发组分或轻组分，以A表示; 难挥发组分（或重组分）:挥发慢的组分称为难挥发组分或重组分，以B表示。 蒸馏操作的分类：Q按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏、精馏及特殊精馏等多种方式；Q按物系的组分数可分为双组分精馏和多组分精馏；Q按

27、操作压力可分为常压蒸馏、加压蒸馏和减压（真空）蒸馏；Q按操作方式又分为间歇精馏和连续精馏。双组分溶液的气液相平衡汽液相平衡：是指溶液与其上方蒸汽达到平衡时气液两相间各组分组成的关系。理想物系：溶液中不同组分的分子间作用力和相同组分的分子间作用力完全相等。液相 为理想溶液、气相为理想气体的混合物物系.液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律 气相为理想气体，遵循道尔顿定律拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分的分压等于纯组分在该温度下 的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。p 二 p O xp - p o x - p o （1 x ）A A AB B BBAA:易挥发组分，沸点低组分B:难

28、挥发组分，沸点高组分x:液相中易挥发组分的摩尔分数；1-X：难挥发组分的摩尔分数y：气相中易挥发组分的摩尔分数；1-y：难挥发组分的摩尔分数1 Px，说明该溶液可以用蒸馏方法 来分离,a越大,A组分越易分离；若a=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；avl,则重新定义轻组分与重组分，使a 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)ax1 + (a 一 1) x对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，故有：V P 0a=f (6-11)V P 0BB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。平均相对挥发度a

29、m对于精馏塔，由于每块塔上x ,y组成不同，温度不同，a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a m表示。即：a ，a xa(6-13)m顶 釜式中：a顶:塔顶的相对挥发度；a釜塔釜的相对挥发度。顶釜操件过程：混合浚经加热器升血使强下液体的沸点,通过减吐阀曄匕进入分离器，上廿过 燕的液体混合物被 部分汽化得到分离I.物料衝算患物料： Ijt = d + jrF, D, W 原料较*也1恥 廉相产品岸宋谪，老，和“0 易揮发纽分：J7. = Dy + Wx I丽/ X 用祗 气粕*兼诽（产晶荊姐属，津尔分数二 1IF Z -ij Xr矿qy =

30、 h-戸 爭液化分率2. 热圭衝笄对加遞器捉旻衡算Q-FcAT-i.）原料液减压进入分离器，物转敘出許显热等于部分汽 吧所需泮热聖料洼轟开昴挑器的;环T = /.4（l-q）-C-蒸馏与精馏的区别平衡、简单蒸馏是单级分离过程一一次部分汽化一混合物部分分离精馏是多级分离过程一多次部分汽化和部分冷凝一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。精馏精憎操作流程为加料*,加涉讯卜 的塔乩件用护把 热乳中曇丼我组龙址- 涉抠浓，劲;为祐谄驛三 加料皈汉下的塔段（.P. 拓加料皈），论杵捕是

31、 从F昨極体屮拡取罰挥 昭4称为用席陵constantV COilStFUllL*= constant化辆料衡算与操作线方程仝塔物料衡算 总物料；提谛段厶=厶提谄段X恒摩尔流：毎层塔核的上升蒸气的摩尔流量揑 定*下降混休的摩尔流蚤也恆定1-恒摩尔气流精燔段片二叫在精馆塔的塔板上气液两相接触时，若育齐 Krn)l;h的菱气夸凝,相应有魁kmol/h液体气2 恒摩尔滝流 特悔段I两组分诈纱游慵的计狞浬论疲的概韋那恒库尔洗冏上理论板：在其上吒*液两相都充分混合，且传 质及传热过程阻力均为零的理想化塔桩，无论 进入理论扳的气、淹两相组臧如何，离开谨拔 时吒、液齣相达到平撕状态.即两相温度相 r组成互成

32、平筒.黑成关垂可由平衡关窑秦 嘀定F, D, W原料诫、犢出诫 釜贱诫摩宋養蚤,廳感女 易挥发组分：F = D W如加陆昜挥发组的 摩尔分数(1)规定葛挥发组分在馆出液和釜践液的组成；(2 )規定煽出液组成刊利塔唳易痒发组佥回收丰;塔顶昜挥发级分的回收率:壮=瓷:叫(3) 规定惋出浪组成和塔顶疫出率D/F(4) 塔辰难挥发组介的回收率精馄段噪作找方琨总物斜r=L+z)丹易揮臭组分* &%】二Eg + D%LD旳+】二历 +亍fLD也一匸+八勺+方叱LID “D! D(Z+)/Z)In+(Z+D)/)同流比 R L / DSS作找打&m门X 6- L -尿作线內非；R1Ui =入；+xn”日 R

33、 + n R + l E物理議义：n板下降的液相组成与相邻的 卄1板上升蒸气组成之间的关系 由恒庠尔流的假定.，为定值*且连续定操件中D和切也是定值，K是常量，直线方程回流的主妥作用：.社忑捏-比卜圧扛更纟履低担仙禺廣坡巴別接远号厅訂必豐沁t - 疗意:I u冃咗科門匚丁省顶的浊杓H淀和卷壬的汽杓H淀,为毎块老扳提i-t T厲该宜线过对角线上痰畑 輝点,以商溟十。为斜率， 或在y轴上的截距为二总物料:厂=厂丨W易挥发组务：tn +1LrxL!-W 物理意爻：m扱下障的潅相组戚与相邻的1板上升蒸气组成之间的关系 根据恆摩尔流的假定，&为定值，且连续 定态擁作中眄和萄池是定值*是苴线方程q线方程（

34、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。q x即：y =x - F6 33q -1q -1式6 33称为q线方程或进料方程。在进料热状态一定时，q即为定值，则式633为q一直线方程。则q线在yx图上是过对角线上e （xF，xF）点，以q_j-为斜率的直线。不同 进料热状态，q值不同，其对q线的影响也不同。合二为一。全回流6 34时护F=0回流比图全回流时的逞论板数芬斯克方程：全回流时理论板数的确定、了 1 、一1 - XWx丿logN + 1 =minxD1 - x 丿D ylog aNmin

35、全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）;a -全塔平均相对挥发度。回流比有两个极限，一个是全回流时的回流比，一个是最小回流比。生产中采用的回流比 界于二者之间。全回流定义：即塔顶上升蒸气经冷凝器冷凝后全部冷凝液均引回塔顶作为回流。全回流实际意义：全回流对精馏塔的开工阶段，或调试及实验研究具有实际意义。全回流特点：全回流时精馏段操作线与提馏段操作线均与对角线重合，这时y=x；所需 理论板数最少。全回流时塔顶产品量D=0，塔底产品量W=0,为了维持物料平衡，不需加 （图630）。全塔无精馏段与提馏段之分，故两条操作线应为：LR = =gD全回流时的操作线方程式为：y 二 xn+1n由图中可见，

36、全回流时操作线距平衡曲线最远， 说明理论板上的分离程度最大，对完成同样的分 离任务，所需理论板数可最少，故是回流比的上限。图石-18最小回枕比最小回流比在精馏塔计算时，对一定的分离要求（指定xD，xW）而言，当回流比减到某一数值时，两 操作线交点d点恰好落在平衡线上，相应的回流比称为最小回流比，以Rmin表示。在最小 回流比条件下操作时，在d点上下塔板无增浓作用，所以此区称为恒浓区（或称挟紧区），d 点称为挟紧点。因此最小回流比是回流比的下限。最小回流比可用作图法或解析法求得。1、作图法求ae线的斜率为：R ag x 一 ymin = Dq 646R+1 egx xminD q整理上式得：x

37、yR min = Dq647y xq q式中Xq，yq为q线与平衡线交点的坐标，可用图解法由图中读得，或由q线方程与平 衡线方程联立确定。2、解析法当进料热状态为泡点液体进料时，x =xF:卜R =-min a 1xF若为饱和蒸汽进料,R =-min a 1泡点液体进料时，兀=xF q f 饱和蒸汽进料,yq=xFx a(1 x )D D1 xFaxDXFy =xF:Fa(1 一 x ) D 1 一 xFS,非理想体丟的最小回流比(I点住怀 乐一几：1 F刿F不初m f6-47：.(b)R = (1.1 2 )R .。min用6-19卜匸T嘀辿&戕的目；凶;冇上二三、适宜回流比的选择精馏操作存

38、在一适宜回流比。在适宜回流比下进行操作，设备费及操作费之和为最小。 在精馏设备的设计计算中，通常操作回窗6-20适宜回流比的选择流比为最小回流比的1.12倍。即：理论板数的简捷计算吉利兰(Gilliland)关联图精馏塔的理论板数的计算除用前述的逐板法和图解法求算外，还可用简捷法计算。图6 35是最常用的关联图，称为吉利兰(Gilliland)关联图。图中横坐标为R - RminR +1N-N，纵坐标为卞厂。注意纵坐标中的n和Nmin匀为不包括再沸器的理论塔板数。简捷算法虽然误差较大，但因简便，所以特别适用于初步设计计算，可快速地算出理论 塔板数或粗略地寻求塔板数与回流比之间的关系，供方案比较之用。