化工原理课程教案
发布人:徐光年  发布时间:2017-12-22   动态浏览次数:15

西

2015  - 2016  学年 第一学期

  

  

  

  

  

  

  

课程名称

       化工原理                

授课专业班级

    应用化学14级                

授课教师

        徐 光 年              

职称

        副 教 授              

教学单位

       澳门永利开户              

教研室

        化工教研室             

  

  

  

课程类别

大理课程

总学分

3

总学时

48

本学期学时

教学

周次

学时

学 时 分 配

48

16

3

讲授

实验

上机

练习

讨论

考查

其他

48

  

  

  

  

  

  

教学

目的

基本

要求

1. 教学目的

使学生熟悉化工生产中单元操作的基本原理、典型设备的基本常识,这些都与生产实际密切相关,以培养学生运用基础理论分析和解决化工单元操作中各种工程实际问题的能力,为专业课学习和今后的工作打下较坚实的基础。

2. 基本要求

1)熟悉流动形态、流动边界层,伯努利方程、特征数、对流传热机理、传热方程,传质双膜理论、气液相平衡和操作线方程、精馏、干燥等基本概念、各单元操作基本理论、设备、工作机理等

2)学会有关化工过程的基本计算办法。例如:流体流动阻力、换热面积、塔径、填料层高度、理论塔板数和干燥过程的物料和能量衡算等计算基本方法。

3能根据具体要求进行化工单元设计(包括工艺计算、设备选型、流程图和设备图的绘制等)。

教学

重点

难点

1)传动、传热、传质等基本理论和相关设备工作原理;

2)传动、传热、传质等基本公式的理解与应用;

3)如何运用传动、传热、传质各单元操作的基本理论进行化工单元设计,解决化工企业的实际问题。

选用

教材

《化工原理》,王志魁,刘丽英,刘伟 编,北京:化学工业出版社,第三版,2010.5

主要

参考

资料

[1]姚玉英.化工原理 (上、下册). 天津:天津科出版社,2004

[2]化工原理》,陈敏恒 等编,北京:化学工业出版社,第三版,2006.5

[3]贾绍义 柴诚敬.化工原理课程设计.  天津大学出版社,2002

[4] 崔克清.化工单元运行安全技术. 北京:化学工业出版社,2005

  

备注

  

授课主题(或章节)

0   绪     论

学时

  2

教学内容

纲 要

(1)教学计划、作业要求、考核方式及成绩统计方法

(2)化工过程与单元操作

(3)《化工原理》课程的性质与任务

(4)物理量的单位与量纲

(5)混合物含量的表示方法

(6)单元操作中常用的基本概念

教学目的

和要求

(1)让学生了解本化工原理课程的目的、任务、内容、性质、特点

(2)让学生了解本课程的研究方法:实验方法和数学模型法

(3)让学生了解本课程的课程研究主线

(4)掌握单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(5)掌握物理量的单位与量纲

(6)掌握本课程的学习方法

教学重点

(1)掌握单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(2)掌握物理量的单位与量纲

(3)掌握本课程的学习方法

教学难点

(1)掌握单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(2)掌握物理量的单位与量纲

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

授课主题(或章节)

0  绪论

课次

1

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

(1)让学生了解化工原理课程的目的、任务、内容、性质、特点

(2)让学生了解本课程的研究方法:实验方法和数学模型法

(3)让学生了解本课程的课程研究主线

(4)掌握单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(5)掌握物理量的单位与量纲

(6)掌握本课程的学习方法

教学重难点

(1)掌握单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(2)掌握物理量的单位与量纲

(3)掌握本课程的学习方法

教 学 内 容 纲 要

备注

(1)教学计划

(2)化工原理课程的目的、任务、内容、性质、特点

目的:解决真实的、复杂的生产问题。

任务:研究各种单元操作的基本原理,典型设备的结构和性能,过程和设备的基本计算方法,选择适当的操作条件,探索过程的强化途径和方向。

内容:传动、传热、传质等单元操作过程和设备。

性质:技术基础课、专业基础课,工程学科:实用谢嵬经济性。

特点:理论与经验相结合的工程研究方法。

(3)化工原理课程的研究方法:实验方法和数学模型法。

(4)本课程的课程研究主线:用研究工程问题的方法解决传递过程中的实际问题。

  

(5)单元操作中常用的基本概念:物料衡算、热量衡算、平衡关系、过程速率

(6)物理量的单位与量纲:7个国际基本单位、物理量的换算、量纲的定义

(7)先容本课程的学习方法

(8)先容一些参考书

1.柴诚敬、夏清主编,《化工原理学习指南》高等教育出版社,2007,第1

2.姚玉英等编,《化工原理学习指南-问题与习题解析》                                            天津大学出版社, 2003,第1

3. 蒋维钧等编.《化工原理》. 清华大学出版社,2003

  

  

  

课后作业

  

教学后记

    通过绪论的学习,学生了解了化工原理研究的核心内容是三传(传动、传热、传质),认识到化工原理常识在实际生产生活中的重要应用,激发了学生的学习热情,掌握了化工原理的主要研究方法─数学模型法,弄清了量纲与单位的区别,强化了对一些基本概念的理解:如物料衡算、热量衡算、过程速率、几种常用单位制的区别等。

  

授课主题(或章节)

第一章  流 体 流 动

学时

 12

教学内容

纲 要

(1)流体静力学

(2)管内流体流动的基本方程式

(3)管内流体流动现象

(4)管内流体流动现象

(5)管路计算

(6)流量的测定

教学目的

和要求

熟悉伯努利方程的三种形式、应用和流体在管内摩擦阻力的计算,重点掌握流体流动的基本原理、管内流动的规律,并运用这些原理和规律去分析和解决流体流动过程的有关问题,如:

1流体静力学方程式及其应用;

2流体输送:提升高度、流速的选择、管径的计算、流体输送机械选型;

3)流动参数的测量如压强、流速、流量的测量等。

  

教学重点

(1) 流体静力学基本方程式及其应用;

(2)连续性方程、柏努利方程的物理意义、适用条件、解题要点;

(3)两种流型的比较和工程处理方法;

(4)流动阻力的计算;

(5)管路计算。

教学难点

(1)柏努利方程的应用

(2)流动阻力的计算;

(3)管路计算。

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

授课主题(或章节)

第一章  流 体 流 动

课次

1

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

(1)让学生掌握绝对压力、表压、真空度的含意及其三者之间的关系;

(2)让学生掌握流体静力学方程的推导、形式和应用

(3)让学生理解几种U型压差计的工作原理、使用方法和应用

教学重难点

流体静力学方程的应用

教 学 内 容 纲 要

备注

1.研究流体流动问题的重要性

2.流体流动的考察方法:连续介质假定

3.流体的压缩性:分为可压缩流体与不可压缩流体

4.流体静力学

(1)流体的压力、密度及流体混合物密度的计算;

(2)绝对压力、表压、真空度的含意及其三者之间的关系;

(3)流体静力学基本方程式的推导与应用;

(4)流体压力的测量:几种U型压差计的工作原理、使用方法和应用;

(5)举例说明流体静力学基本方程式的应用。

  

  

  

讨论

常识导入

  

  

  

练习

提问

  

板书

  

  

  

  

课后作业

P56 1-2、1-5

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

第一章  流 体 流 动

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

(1)让学生掌握流体连续性方程;

(2)让学生掌握柏努利方程的推导、形式和应用;

(3)让学生理解粘度的物理意义,掌握牛顿粘性定律

教学重难点

柏努利方程的推导、形式和应用

教 学 内 容 纲 要

备注

1.流量与流速的定义

2.稳态流动与非稳态流动的概念

3.流体连续性方程式

4.柏努利方程式

(1)柏努利方程式的推导过程

(2)柏努利方程式的几种形式

(3)举例说明柏努利方程式的应用

(4)出与柏努利方程式的有关的习题

5.流体的粘性:粘性的物理本质是分子间的引力和分子的运动秘碰撞。

粘度的单位:SI制:Pa·s   kg/(m·s),物理制:P(泊)、cP(厘泊)

1P=10-1PaS,1P=102cP,1PaS=103cP

运动粘度:粘度μ与密度ρ之比,            m2/s

气体的粘度随温度的升高而增大,而液体的粘性则随温度的升高而减小。为什么?

6.牛顿粘性定律:剪应力和速度梯度的含意,

讨论

常识导入

  

演示

练习

板书

提问

  

  

  

  

  

提问

  

讨论

课后作业

P61 1-26、1-28

教学后记

  

授课主题(或章节)

第一章  流 体 流 动

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

(1)让学生掌握雷诺实验、雷诺数的计算公式、流型判据;

(2)让学生掌握流体在管内速度分布公式;

(3)让学生掌握流体流动阻力系数(层流、湍流)和流动阻力的计算方法;

(4)让学生掌握量纲分析法

教学重难点

流体流动阻力系数(层流、湍流)和流动阻力的计算方法

教 学 内 容 纲 要

备注

1.流体流动类型与雷诺数

(1)雷诺实验:层流、湍流、过渡流

(2)流体流型判据:雷诺准数,           无因次数群

Re2000时,流动为层流,此区称为层流区;

Re4000时,一般出现湍流,此区称为湍流区;

2000< Re <4000 时,流动可能是层流,也可能是湍流,该区称为不稳定的过渡区。

(3)雷诺准数的物理意义:Re反映了流体流动中惯性力与粘性力的对比关系,标志着流体流动的湍动程度。

2.流体在圆管内的速度分布

(1)层流时的速度分布

ΔP:表示流体流过长为l的管段时的压力降,r为流体到管道中心线的距离,R为圆管的半径。如何推导?

管中心流速为最大,                

即流体在圆形直管内层流流动时,其径向速度呈抛物线分布。

管截面上的平均速度 :

  

即层流流动时的平均速度为管中心最大速度的1/2

  

(2)湍流时的速度分布

剪应力

μ′为湍流粘度,非物性常数,与流体的流动状况有关。

湍流速度分布的经验式:

nRe有关,取值如下:

  

  

  

当n=1/7时,流体的平均速度                  1/7次方定律

湍流流动时流体沿径向分为三层:湍流主体、过渡层、层流内层

3管内流体流动的摩擦阻力损失

(1)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;

(2)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。

(3)直管阻力的通式:

令           则  (J/kg)

——直管阻力通式(范宁Fanning公式)——摩擦系数

其它形式:

压头损失   (m)  压力损失

上述公式对层流与湍流均适用。

4.层流时的摩擦系数

(1)哈根-泊谡叶 (Hagen-Poiseuille)方程

(2)层流时的摩擦系数公式     

5.湍流时的摩擦系数

(1)量纲分析法

目的:减少实验工作量;结果具有普遍性,便于推广。

基础:量纲一致性即每一个物理方程式的两边不仅数值相等,而且每一项都应具有相同的量纲。

(2)基本定理:白金汉(Buckingham)π定理

    设影响某一物理现象的独立变量数为n个,这些变量的基本因次数为m个,则该物理现象可用N=(nm)个独立的无量纲数群表示。

湍流时压力损失的影响因素:

1)流体性质:rm

2)流动的几何尺寸:dle(管壁粗糙度)

3)流动条件:u

  

物理变量  n 7,基本量纲m3,无量纲数群Nnm4

无量纲化处理

 式中 Eu欧拉(Euler)准数

根据实验可知,流体流动阻力与管长成正比,即

6.莫狄(Moody)摩擦因数图

7.柏拉修斯(Blasius)式:

适用光滑管,Re2.5×103105

  

  

常识导入

  

  

  

  

  

提问

  

  

  

  

提问、演示

  

  

  

  

  

  

  

讨论

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

演示

课后作业

P61 1-32、1-34

教学后记

  

  

  

  

  

授课主题(或章节)

第一章  流 体 流 动

课次

1

授课方式

(请打

讲授()  讨论课( )  实验课( )  习题课(√ )  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

分别选取有关流体静力学、柏努利方程、管内流体流动摩擦阻力损失、管路计算的典型例题,进行讨论、讲解,达到学生能熟练运用上述有关公式、解决实际问题的目的。

教学重难点

流体静力学方程、柏努利方程、管内流体流动摩擦阻力损失、管路计算相关公式的理解和正确运用。

教 学 内 容 纲 要

备注

P57 1-6、1-8

P58 1-13

P60 1-20

P61 1-28

课外习题 2题

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

  

授课主题(或章节)

第二章  流 体 输 送 机 械

学时

4

教学内容

纲 要

(1)离心泵结构和工作原理

(2)离心泵的特性曲线

(3)离心泵的工作点与流量调节

(4)离心泵的汽蚀现象与安装高度

(5)离心泵的类型与选用

(6)气体输送机械

教学目的

和要求

熟悉离心泵结构和工作原理,掌握离心泵特性曲线的含意及其绘制方法,

理解气缚、气蚀、离心泵工作点等基本概念,掌握离心泵流量调节方法、最大安装高度计算方法、离心泵串、并联特性曲线的绘制以及离心泵的选型,了解气体输送机械。

教学重点

(1)离心泵结构和工作原理;

(2)掌握离心泵特性曲线的绘制;

(3)气缚、气蚀、离心泵工作点等基本概念;

(4)最大安装高度计算方法;

(5)离心泵串、并联特性曲线的绘制以及离心泵的选型。

教学难点

(1)掌握离心泵特性曲线的绘制

(2)最大安装高度计算方法;

(3)离心泵串、并联特性曲线的绘制。

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

第二章 流 体 输 送 机 械

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

熟悉离心泵结构和工作原理,掌握离心泵特性曲线的含意及其绘制方法,理解气缚、气蚀、离心泵工作点等基本概念,掌握离心泵流量调节方法、最大安装高度计算方法、离心泵串、并联特性曲线的绘制以及离心泵的选型,了解气体输送机械。

教学重难点

(1)离心泵结构和工作原理;

(2)离心泵基本方程式及其推导

(3)掌握离心泵特性曲线的绘制;

(4)气缚、气蚀、离心泵工作点等基本概念;

(5)最大安装高度计算方法;

(6)离心泵串、并联特性曲线的绘制以及离心泵的选型。

教 学 内 容 纲 要

备注

1. 熟悉离心泵结构和工作原理

(1)结构:叶轮、泵壳、泵轴、吸入管、底阀、压出管

(2)工作原理:充液(灌泵)、吸液:叶轮中心、排液: 出口切线方向

2.气缚现象:由于泵内存有空气,空气的密度远小于液体的密度,叶轮旋转产生的离心力小,因而叶轮中心处所形成的低压不足以将贮槽内的液体吸入泵内,此时虽启动离心泵,也不能输送液体,这种现象称为气缚现象   ——表明离心泵无自吸能力

3.离心泵的基本方程式

4.离心泵的主要性能参数流量、压头或扬程、效率、轴功率

5.离心泵的特性曲线

(1)

(2)离心泵输送液体的密度、粘度及离心泵转达速对其特性的影响

6.离心泵的工作点与流量调节

(1)管路特性曲线

(2)工作点:离心泵特性曲线与管路特性曲线的交点

(3)流量调节:调节出口阀、调节离心泵转速

(4)离心泵的组合操作:离心泵的串联与并联操作

7.离心泵的汽蚀现象与安装高度

(1)汽蚀现象:当叶轮进口处的压强PK等于或小于输送温度下液体的饱和蒸气压PV 时,液体汽化,产生汽泡,含气泡的液体进入叶轮后,由于静压强的升高,气泡被压缩而急剧凝结,产生了局部真空,周围液体以高速涌原汽泡处。产生非常大的冲击力,造成对叶轮和泵壳的冲击,使其振动并发出噪声。尤其当气泡的凝聚发生在叶片表面附近时,液体如同许多细小的高频冲击锤撞击叶片,时间一长,叶轮将被冲蚀成海绵状,这种现象称为气蚀现象。

(2)实际汽蚀余量与临界汽蚀余量

实际汽蚀余量

临界汽蚀余量

(3)离心泵的安装高度

最大安装高度

  

  

8.离心泵的选用、安装与操作

(1)离心泵的选择:确定输送系统的流量和压头一般情况下液体的输送量是生产任务所规定的,如果流量在一定范围内波动,选泵时按最大流量考虑,然后,根据输送系统管路的安排,用柏努利方程计算出在最大流量下管路所需压头。

(2)选择泵的类型与型号:首先根据被输送液体的性质和操作条件确定泵的类型,按已确定的流量和压头从泵样本或产品目录中选出适合的型号。

(3)离心泵的安装和使用

1)泵的安装高度

为了保证不发生气蚀现象或泵吸不上液体,泵的实际安装高度必须低于理论上计算的最大安装高度,同时,应尽量降低吸入管路的阻力。

2)启动前先灌泵

这主要是为了防止气缚现象的发生,在泵启动前,向泵内灌注液体直至泵壳顶部排气嘴处在打开状态下有液体冒出时为止。

3)离心泵应在出口阀门关闭时启动,为了不致启动时电流过大而烧坏电机,泵启动时要将出口阀完全关闭,等电机运转正常后,再逐渐打开出口阀,并调节到所需的流量。

4)关泵的步骤

关泵时,一定要先关闭泵的出口阀,再停电机。否则,压出管中的高压液体可能反冲入泵内,造成叶轮高速反转,使叶轮被损坏。

5)运转时应定时检查泵的响声、振动、滴露等情况,观察泵出口压力表的读数,以及轴承是否过热等。

9.离心泵的类型

1清水泵( IS型、D 型、Sh

2)耐腐蚀泵(F型)

3)油泵(Y型)

  

  

  

  

  

讨论

  

  

  

  

  

  

演示

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

提问、演示

  

  

  

提问、演示

  

  

  

课后作业:P95  2-3、2-8

  

教学后记

  

  

  

  

授课主题(或章节)

第三章    沉降与过滤

学时

4

教学内容

纲 要

3.1  概述

3.2  重力沉降

3.3  离心沉降

3.4  过滤

教学目的

和要求

了解流固两相物系中固体颗粒与流体之间的相对运动规律,掌握颗粒沉降速度与沉降设备相关计算,掌握过滤速率基本方程式的推导、恒压过滤常数的测定和计算方法,了解工业企业常用的过滤设备及工作机理。

  

  

教学重点

(1)颗粒沉降速度与沉降设备相关计算

(2)过滤速率基本方程式的推导、恒压过滤常数的测定和计算方法

教学难点

(1)颗粒沉降速度与沉降设备相关计算

(2)过滤速率基本方程式的推导、恒压过滤常数的测定和计算方法

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

授课主题(或章节)

第三章 沉降与过滤

  

课次

1

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

了解流固两相物系中固体颗粒与流体之间的相对运动规律,掌握颗粒沉降速度与沉降设备相关计算,掌握过滤速率基本方程式的推导、恒压过滤常数的测定和计算方法,了解工业企业常用的过滤设备及工作机理。

教学重难点

(1)颗粒沉降速度与沉降设备相关计算

(2)过滤速率基本方程式的推导、恒压过滤常数的测定和计算方法

教 学 内 容 纲 要

备注

3.1概述

本章考察流固两相物系中固体颗粒与流体之间的相对运动。

1.固体颗粒与流体间的相对运动在化工生产中的应用踊岷

1)两相物系的沉降分离  重力沉降、离心沉降

2)流固相之间进行的物理-化学过程 — 固体物料的干

燥、粉状矿物的焙烧、催化反应

(3)固体颗粒的流动运输

3.2 颗粒的沉降运动

流体对固体颗粒的绕流

静止流体中颗粒的自由沉降

沉降速度的讨论与应用

1. 流体对固体颗粒的绕流

单颗粒(或充分分散、互不干扰的颗粒群)在流体中自由沉降时所受合力为:

  

曳力FD:流体对颗粒的作用力

颗粒与流体无相对运动则无曳力存在,而浮力始终存在;当流体对固体颗粒作绕流运动时,颗粒就受到流体的曳力。

总曳力与流体的密度、粘度、流动速度有关,同时受颗粒形状的影响,问题较为复杂。至今,只有几何形状简单的少数例子获得曳力的理论计算式,例如粘性流体对圆球的低速绕流(爬流Re<2 )。

  

Ap 取颗粒最大投影面积,ReP中的dp 取体积当量直径。

斯托克斯区(层流区)

阿仑区(过渡区)

       牛顿区:与Rep无关,相当于阻力平方区

 2.静止流体中颗粒的自由沉降

颗粒沉降必须考虑阻力。

3.沉降速度的讨论与应用

(1)沉降速度计算公式(重力场只岍

  

  

颗粒直径小,处于斯托克斯定律区

颗粒直径较大,处于牛顿定律区

3.3沉降分离设备

重力沉降和离心沉降

重力沉降设备:降沉室、增稠器、分级器

离心沉降设备:旋风分离器、转鼓式离心机

3.4 过滤

概念:过滤是在外力作用下,使悬浮液中的液体通过多孔介质的孔道,而悬浮液中的固体颗粒被截留在介质上,从而实现固、液分离的操作。

3.4.1悬浮液的过滤

①其中多孔介质称为过滤介质;所处理的悬浮液称为滤浆;滤浆中被过滤介质截留的固体颗粒称为称为滤饼或滤渣;通过过滤介质后的液体称为滤液。

②驱使液体通过过滤介质的推动力可以有重力、压力(或压差)和离心力;

③过滤操作的目的可能是为了获得清净的液体产品,也可能是为了得到固体产品。

洗涤的作用:回收滤饼中残留的滤液或除去滤饼中的可溶性盐。

两种过滤方式: 深层过滤、滤饼过滤,推动力:重力、压力、离心力

1)、滤饼过滤(表面过滤)

真正发挥截留颗粒作用的主要是滤饼层而不是过滤介质,过滤开始阶段得到的浑浊液,待滤饼形成后应返回滤浆槽重新处理。

 适用:固体含量较高(固相体积分率约在1%以上)的悬浮液。

2)、深层过滤

颗粒的尺寸比介质的孔道小得多,孔道弯曲细长,颗粒进入之后很容易被截留,更由于流体流过时所引起的挤压和冲撞作用,颗粒紧附在孔道的壁面上。

适合:从液体中除去很小量的悬浮液。如饮用水的净化。

3)、膜过滤

精密分离技术,近年来发展很快,已应用于许多行业,利用膜孔隙的选择透过性进行两相分离的技术

适合:分子级

3.4.2过滤介质

基本要求:适宜的孔径、滤阻小,同时因过滤介质是滤饼的支承物,应具有足够的机械强度和耐腐蚀性。

常用过滤介质:棉麻或合成纤维的丝织物或金属丝、玻璃丝等丝织成的金属网,常称为滤布。

堆积介质:沙粒、碎石、碳屑等多用于深层过滤

多孔固体介质:具有很多微细孔道的固体材料,如多孔陶瓷、多孔塑料及多孔金属制成的管或板。能拦截1~3μm的微细颗粒。

多孔膜:膜过滤的各种有机高分子膜和无机材料膜

3.4.3过滤基本方程

过滤过程流动的特点:

流体在固定床中同一截面上的流速分布很不均匀

产生压降的主要原因:

1.由流体与颗粒表面之间的摩擦所引起的----粘性摩擦阻力

2.流体流动过程只岈因孔道截面的突然扩大和收缩以及流体对颗

粒的撞击而产生的------形体阻力。

过滤速度的定义

过滤速度指单位时间内通过单位过滤面积的滤液体积,即

  

说明:

①恒压过滤时,过滤速度将逐渐减小。因此上述定义为瞬时过滤速度。

②若要维持恒速过滤,则必须逐渐增加过滤压力或压差。

总之,过滤是一个不稳定的过程。

为计算过滤速度,首先需要该撑握过滤过程的推动力和阻力。

过滤速度方程式:

  

变形得:

3.4.4恒压过滤

(一)滤液体积与过滤时间的关系

恒压过滤是指过滤操作始终是在恒定压强差下进谢岈特点是随过滤的进谢岈滤饼层不断增厚,过滤阻力逐渐增加,从而过滤速率不断下降。

则踊岷

恒压过滤特点:K为常数

若过滤介质阻力可忽略不计,则

(二)过滤常数的测定

恒压时:

  

  

  

  

  

  

  

3.5 过滤设备

1、板框过滤机

结构:滤框、滤板

10~60块不等,过滤面积约为2~80m2

一个操作循环:过滤、洗涤、卸渣、整理重装

特点:属间歇式

操作周期:其中

  

讨论

常识导入

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

讨论

课后作业

  

教学后记

  

授课主题(或章节)

第四章    传      热

学时

6

教学内容

纲 要

4.1  概述

4.2 热传导

4.3  对流传热

4.4  沸腾给热与冷凝给热

4.5  热辐射

4.6 传热过程的计算

4.7 换热器

教学目的

和要求

掌握传热基本方式、工业换热方式及适用范围;传热基本方程式及其相关参数的计算方法;热量衡算及其应用;传热系数计算及测定方法,设计计算与会核计算;强化传热的方法与途径。热负荷与传热速率间的关系,传热机理、传热膜概念,列管换热器的选型方法。了解工业换热器的类型、结构、操作原理。

教学重点

传热基本方程式及其相关参数的计算方法;热量衡算及其应用;传热系数计算及测定方法,设计计算与会核计算;强化传热的方法与途径。

教学难点

传热基本方程式及其相关参数的计算方法;传热系数计算及测定方法,设计计算与会核计算。

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

第四章  传   热

课次

1

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

了解工业换热器的类型、结构、操作原理。掌握传热基本方式、工业换热方式及适用范围;传热基本方程式及其相关参数的计算方法;热量衡算及其应用。

教学重难点

传热基本方程式及其相关参数的计算方法,热量衡算及其应用。

教 学 内 容 纲 要

备注

4.1  概 述

传热是因温差导致的能量传递过程,又称热传递。由热力学第二定律可知,在有温度差存在时,热量会自发地从高温处传递到低温处。

1.传热过程的应用

(1)化学反应过程--加热与冷却;

(2)为物理单元操作创造必要的条件;

(3)提高热能的综合利用和余热的回收。

2.稳态传热与非稳态传热

稳态传热(又称定态传热)。稳态传热的特点是传热速率为常数,并且系统中各点的温度仅随位置变化而与时间无关。

非稳态传热(又称非定态传热)。传热系统中各点的温度不仅随位置变化且随时间变化。

3.热量传递的基本方式

根据机理的不同,传热有三种基本方式:热传导、热对流和热辐射。传热过程可依靠其中的一种或几种方式同时进行。

(1)热传导

热传导又称导热,是借助物质的分子或原子振动以及自由电子的热运动来传递热量的过程。当物质内部在传热方向上无质点宏观迁移的前提下,只要存在温度差,就必然发生热传导。可见热传导不仅发生在固体只岈同时也是流体内的一种传热方式。

在静止流体内部以及在作层流运动的流体层中垂直于流动方向上的传热,是凭借流体分子的振动碰撞来实现的,换言之,这两类传热过程也应属于导热的范畴。

很显然,导热过程的特点是:在传热过程中传热方向上无质点块的宏观迁移。

(2)热对流

热对流是利用流体质点在传热方向上的相对运动来实现热量传递的过程,简称对流。根据造成流体质点在传热方向上的相对运动的原因不同,又可分为强制对流和自然对流。

若相对运动是由外力作用引起的,则称为强制对流。如传热过程因泵、风机、搅拌器等对流体做功造成传热方向上质点块的宏观迁移。

若相对运动是由于流体内部各部分温度的不同而产生密度的差异,使流体质点发生相对运动的,则称为自然对流。

(3)热辐射

热辐射是一种通过电磁波来传递热量的方式。具体地说,物体先将热能转变成辐射能,以电磁波的形式在空中进行传送,当遇到另一个能吸取辐射能的物体时,即被其部分或全部吸取并转变为热能,从而实现传热。

根据赫尔-波尔兹曼定律:凡温度高于绝对零度的物体均具有将其本身的能量以电磁波的方式辐射出去,同时有接受电磁波的能力,且物体的辐射能力大致与物体的绝对温度的4次方成正比。

因热的原因而产生的电磁波在空间的传递称为热辐射。物体(固体、液体和气体)都能将热能以电磁波形式发射出去,而不需任何介质。

(4)工业换热器

(1)、混合式换热器

主要特点:冷热两种流体间的热交换,是依靠热流体和冷流体直接接触和混合过程实现的。

优点:传热速度快、效率高,设备简单,是工业换热器的首选类型。

典型设备:如凉水塔、喷洒式冷却塔、混合式冷凝器

适用范围:无价值的蒸气冷凝,或其冷凝液不要求是纯粹的物料等,允许冷热两流体直接接触混合的场合。

(2)、间壁式换热器

主要特点:冷热两种流体被一固体间壁所隔开,在换热过程只岈两种流体互不接触,热量由热流体通过间壁传给冷流体。以达到换热的目的。

优点:传热速度较快,适用范围广,热量的综合利用和回收便利。

缺点:造价高,流动阻力大,动力消耗大。

典型设备:列管式换热器套管式换热器

适用范围;不许直接混合的两种流体间的热交换。

  

  

  

  

  

(3)中间载热体式换热器

中间载热体式换热器,又称热媒式换热器。其换热原理是:将两个间壁式换热器由在其中循环的载热体(称为热媒)连接起来,载热体在高温流体换热器中从热流体吸取热量后,带至低温流体换热器传给冷流体。如空调的制冷循环、太阳能供热设备、热管式换热器等均属此类。此类换热过程广泛应用于核能工业、冷冻技术及工厂余热利用中。

  

  

  

  

  

  

  

  

换热器还可以按其他方式进行分类,有关其他分类方法和换热器的结构、特点等内容,将在后文中详细先容。

(5)  传热速率和热通量

(1) 、传热速率Q(rate of heat transfer)(热流量rate of heat flow)  指单位时间内通过传热面的热量。整个换热器的传热速率表征了换热器的生产能力,单位为W;

(2) 、热通量q (heat flux)或热流密度(density of  heat flow rate)

   指单位时间内通过单位传热面积缩传递的热量。在一定的传热速率下,q越大,所需的传热面积越小。因此,热通量是反映传热强度的指标,又称为热流强度,单位为W/m2

                          q=Q/A

(6) 稳态传热与非稳态传热

稳态传热(steady-state heat transfer)--物体中各点温度只随位置变而不随时间变化。

两流体通过间壁的传热过程--对流、导热、对流

传热速率方程

Q=KA △tm=推动力/热阻   

 K----总传热系数(overall heat transfer coefficient),W/m2.K。其大小决定于两流体的流动型态,流体性质,设备尺寸大小。   

△tm---推动力,冷热流体的平均温差。

应用:设计计算与会核计算;强化传热的途径

4.2 热传导

一、傅立叶定律

(一)导热的分类

由热传导引起的传热速率称为导热速率,其与导热体内部的温度分布情况有关。导热体内部在空间和时间上的温度分布称为温度场。

若温度场内各点的温度随时间变化,则称为不稳定温度场。可用数学表达式表示为:
t = f (x, y, z, θ)

式中

 t——温度,℃;

x、y、z——任一点的空间坐标;

θ——时间,s。

显然,不稳定温度场中的导热为不稳定导热(又称非定态导热)。

例如,从燃烧炉夹出的煤块,内外温度随时间变化,其导热速率也随时间变化。

若温度场内各点的温度不随时间改变,则称为稳定温度场。稳定温度场中的导热即为稳定导热(又称定态导热)。可用数学表达式表示为:t = f (x, y, z)

稳定温度场中温度相同的点所组成的面称为等温面。

当稳定温度场中的温度只沿空间某一方向变化时,称为一维稳定温度场,此时的导热称为一维稳定导热。可用数学表达式表示为:

t = f (x)

(二)傅立叶定律

导热过程的导热速率可借助傅立叶定律确定。傅立叶定律表明了导热体的导热速率与导热方向上温度的变化率和垂直于导热方向的导热面积成正比。对一维稳定导热过程,傅立叶定律可表述为

上式中, 称为温度梯度。由于导热方向为温度下降的方向,故需在右端加一负号。

若要将上式写成等式,则需引入一比例系数λ,即

式中

Q——导热速率,引导热体在单位时间内传递的热量,J/s或W;

l——比例系数,称为导热系数, W/m℃;

A——导热面积,m2

上式即为一维稳定导热过程的傅立叶定律的数学表达式,是一维稳定导热计算的基本公式。

2、导热系数

将上式改写为  

上式即为导热系数的定义式。其表明导热系数在数值上等于单位温度梯度下的热通量。它是表征物质导热性能的一个物性参数,l越大,导热性能越好。导热性能的大小与物质的组成、结构、温度及压强等有关。

物质的导热系数通常由实验测定。各种物质的导热系数数值差别极大,一般而言,金属的导热系数最大,非金属次之,而气体最小。

(1).气体的导热系数

与液体和固体相比,气体的导热系数最小,对导热不利,但却有利于保温和绝热。工业上所使用的保温材料(如玻璃棉等)就是因为其空隙中有大量静止的空气,所以其导热系数很小,适用于保温隔热。

气体的导热系数随着温度的升高而增大;这与温度升高后气体分子的热运动加剧,碰撞机会增多有关。而在相当大的压强范围内,气体的导热系数随压强的变化很小,可一狯略不计,只有当压强很高(大于200MPa)或很低(小于2.7kPa)时,才应考虑压强的影响,此时导热系数随压强的升高而增大。

(2).液体的导热系数

液体可分为金属液体(液态金属)和非金属液体。液态金属的导热系数比一般液体的高,其中熔融的纯纳具有较高的导热系数,大多数金属液体的导热系数随温度的升高而降低。在非金属液体只岈水的导热系数最大。除水和甘油外,大多数非金属液体的导热系数亦随温度的升高而降低。通常纯液体的导热系数较其溶液的要大。液体的导热系数基本上与压强无关。

(3).固体的导热系数

导热性能与导电性能密切相关,一般而言,良好的导电体必然是良好的导热体,反之亦然。在所有固体只岈金属的导热性能最好。大多数金属的导热系数随着温度的升高而降低,随着纯度的增加而增大,也即合金比纯金属的导热系数要低。

非金属固体的导热系数与其组成、结构的紧密程度及温度有关。大多数非金属固体的导热系数随密度增加而增大;在密度一定的前提下,其导热系数与温度呈线性关系,随温度升高而增大。

应予指出,在导热过程中导热体内的温度沿传热方向发生变化,其导热系数也在变化,但在工程计算只岈为简便起见通常使用平均导热系数。

(三)、平壁的稳态热传导

1、单层平壁导热

如图4-3所示,若平壁的面积A与厚度b相比很大,则从边缘处的散热可一狯略,壁内温度只沿垂直于壁面的x方向发生变化,即所有等温面是垂直于x轴的平面,且壁面的温度不随时间变化,显然为一维稳定导热。

由傅立叶定律

2、多层平壁热传导

在稳定传热时,通过上述串联平壁的导热速率都是相等的。即

根据等比定律则有

化简得

若由三层平壁导热向n层平壁推广,其导热速率方程式则为:

式中下标i为平壁的序号。

注意△t--壁面两侧的温度之差

四、圆筒壁的稳态热传导
1、单层圆筒壁导热

化工生产中的导热问题大多是圆筒壁中的导热问题。它与平壁导热的不同之处在于:

温度随半径而变;此时傅立叶定律应改写为

圆筒壁的导热面积随半径而变,A=2πrL

如图所示,设圆筒壁的内、外半径分别为r1和r2长度为L;内、外表面温度分别为t1和t2,且t1 > t2 ;管材导热系数为λ。则由傅立叶定律踊岷

因稳定过程导热体的导热速率为常数,若导热体的导热系数可视为常数或可取平均值,则上式中仅包含温度t和半径r两个变量。

将上式分离变量,并根据r=r1,t=t1;r=r2,t=t2的边界条件积分。即:

积分得:

式中即为圆筒壁的导热热阻。

上式即为单层圆筒壁的导热速率方程式,该式也可以改写成类似单层平壁的导热速率计算式的形式。

2、多层圆筒壁导热计算

与多层平壁相似,对于多层圆筒壁,其导热速率方程可以表示为:

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

第四章  传   热

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

传热系数计算及测定方法,设计计算与会核计算;强化传热的方法与途径。热负荷与传热速率间的关系,传热机理、传热膜概念,列管换热器的选型方法。

教学重难点

传热系数计算及测定方法,设计计算与会核计算。

教 学 内 容 纲 要

备注

4.3   对流传热

一、 对流传热的分析

1、滞流内层:流体呈滞流流动,沿壁面法向没有质点的移动和混合,即没有对流传热,传热方式仅是热传导。因为液体导热系数小,因此热阻较大,温度梯度大。

2、缓冲层:流体流动介于滞流和湍流之间,热传导和对流传热同时起作用,热阻较小。

3、湍流主体:质点剧烈运动,完全混合,温度基本均匀,无温度梯度。

因此,对流传热的热阻主要集中在滞流内层,减薄其厚度是强化传热过程的关键。

二、对流传热速率方程 (牛顿冷却定律)

由前面讨论知,对流传热是一个复杂的过程影响因素很多,因此计算是只能用半理论半经验的公式:

对流传热速率=对流传热推动力/阻力=系数×推动力

Q= αAΔt

Δt——流体平均温度与壁面平均温度之差值 ℃

α——对流传热系数  (convective  heat-transfer coefficient)或膜系数( film coefficient)W/m2℃,非物性常数

流体与壁面间的平均温度差为1℃,面积为1/m2的热通量,对流传热系数越大,传热越剧烈。

三、影响对流传热系数的因素

对流传热是流体在外界条件作用下,在一定几何形状、尺寸的设备中流动时与固体壁面之间的传热过程,因此影响h的主要因素是:

1.流体的种类和相变化情况

α气体<α液体

α有相变>α无相变

2.流体的物性

α影响较大的流体物性有导热系数λ、粘度μ、比热Cp、密度ρ及对自然对流影响较大的体积膨胀系数β。具体地: λ↑、μ↓、Cp↑ 、ρ↑ 、β↑ →  α

3.流体的温度

流体温度对对流传热的影响表现在流体温度与壁面温度之差Δt,流体物性随温度变化程度及附加自然对流等方面的综合影响。故计算中要修正温度对物性的影响。在传热计算过程只岈当温度发生变化时用以确定物性所规定的温度称为定性温度。

4.流体的流动状态

流体 呈湍流时,随着Re的增加,滞流底层的厚度减薄,阻力降低,α增大。流体呈滞流时,流体在热流方向上基本没有混杂作用,故α较湍流时小。即:

α滞流<α湍流   

5.流体流动的原因

自然对流:由于流体内部存在温度差,因而各部分的流体密度不同,引起流体质点的相对位移。

强制对流:由于外来的作用,迫使流体流动。

α自然对流<α强制对流

6.传热面的形状、位置和大小

传热壁面的几何因素对流体沿壁面的流动状态、速度分布和温度分布都有较大影响,从而影响对流传热。如流体流过平板与管内的流动就不同,在自然对流时垂直热表面侧的流体就比水平热表面下面的流体自然对流条件要好。因此必须考虑传热面的特定几何条件对传热的影响,一般采用对对流传热有决定性影响的特征尺寸作为计算依据,称为定性尺寸。

四、对流传热的特征数关系式

流体无相变化时,影响对流传热系数a的因素有流速u、传热面的特征尺寸l、流体黏度m、热导率l、比热容cp以及单位质量流体的浮升力bgDt,一岑数形式表示为

a=f(u, l, m, l, cp, bgDt)

1、流体无相变时各准数的名称、符号、意义如下:

准数式

符号

名称

意义

Nu

努寒尔特准数

(Nusselt)

表示对流传热强弱程度的准数

Re

雷诺准数

(Reynolds)

反映流体流动湍动程度的准数

  

  

  

  

Pr

普兰特准数

(Prandtl)

反映物性对传热影响的准数

Gr

格拉斯霍夫准数

(Grashof)

反映自然对流强弱程度的准数

(一)、流体无相变时的对流传热系数的经验关联式

1、流体无相变时的对流传热系数

①流体在管内作强制对流

1)流体在圆形直管内作强制湍流

a、低粘度(粘度小于2倍常温下水的粘度)的流体

Nu=0.023Re0.8Prn

或 α =(0.023λ/l)(l uρ/μ)0.8(Cpμ/λ)n

应用范围: Re>10000  0.7<Pr<120  L/di≥60;μ<2mPa·s

特征尺寸: l 取管内径 di

定性温度: 流体进出口主体温度的算术平均值。

其中n与热流方向有关,流体被加热时,n=0.4被冷却时n=0.3.

由于滞流内层的厚度粘度随热流方向的不同而不同,液体被加热时,滞流内层的温度比主体温度高,又粘度反比于温度,因此滞流内层厚度减薄,致使对流传热系数增大。液体被冷却上,情况相反。对于液体Pr>1 ,  Pr0.4>Pr0.3,所以液体被加热时n=0.4,被冷确时取n=0.3。

b、高粘度液体

Nu=(0.027l/d)Re0.8Pr0.33(μμw )0.14

应用范围:Re>10000,0.7<Pr<16700,l/d>60

特征尺寸取管内径d

定性温度,除黏度μw取壁温外,其余均取液体进、出口温度的算术平均值。

μ:液体在主体平均温度下的粘度

μw:液体在壁温下的粘度

其只屺μ/μw)0.14一项是考虑热流方向影响的会正项。在工程计算时,液体加热(μ/μw)0.14=1.05 ,液体被冷

却时(μ/μw)0.14=0.95

2)流体在圆形直管内强制滞流

a.自然对流可一狯略

Nu=1.86Re0.33Pr0.33(di/L)0.33(μ/μw)0.14

应用范围:Re<2300, L/di>60, RePrdi/L>10

特征尺寸:为管内径

定性温度:取流体进、出口温度的算术平均值( μw 除取壁温)

b.当强制滞流不可忽列时见书p145

3)流体在圆形直管内作强制对流于过渡状态

当Re=2300~10000 α先按湍流时计算然后再用式

φ=1-600000/Re1.8求出会正系数。φ<1

4)流体在弯管内强制对流

在弯管内,由于离心力的作用,扰动加剧,较直管时大

α`=α(1+1.77d/R)

α` :弯管       α :直管         R:曲率半径

5)流体在非圆形直管内强制对流

计算当量直径,再用上面公式。

2、流体在管外强制对流

1)流体在管束外强制垂直流动

2)流体在换热器的管间流动

3.大空间自然对流传热

(二)、液体有相变时的对流传热系数

如果加热介质是饱和蒸汽,当饱和蒸汽和低于饱和温度的壁面接触时,蒸汽将放出潜热并冷凝成液体,冷凝对流传热过程的热阻几乎全部集中在冷凝液膜内。这是蒸汽冷凝对流传热过程的一个主要特点。设法减小液膜厚度就是强化冷凝对流传热的有效措施。

    如果加热介质是过热蒸汽,则壁面上不会发生冷凝现象,蒸汽和壁面间进行的是一般对流传热,此时热阻将集中于壁面附近的蒸汽层流底层中。蒸汽的导热系数比冷凝液的导热系数小得多,故饱和蒸汽冷凝对流传热系数远大于过热蒸汽的对流传热系数。

 因此,工业上通常使用饱和蒸汽作为加热介质,其原因有两个:一是饱和蒸汽有恒定的温度,二是它有较大的对流传热系数。

1、蒸气冷凝时的对流传热

   膜状冷凝;若冷凝液能够润湿壁面,则在壁面上形成一层完整的液膜,故称为膜状冷凝。此种冷凝壁面上始终覆盖着一层液膜,蒸汽冷凝时放出的潜热只能以导热的形式通过液膜后才能传给壁面。因此膜状冷凝的热阻较大。 (附着力大于表面张力)

   滴状冷凝:若冷凝液不能润湿壁面,由于表面张力的作用,冷凝液在壁面上形成许多液滴,并沿壁面落下,此种冷凝称为滴状冷凝。(热阻比膜状冷凝小,对流传热系数比膜状冷凝高5-10倍)。

工业上遇到的大多是膜状冷凝,因此冷凝器的设计总是按膜状冷凝来处理,下面先容纯净的饱和蒸气膜状冷凝的传热系数的计算方法 。

蒸汽冷凝时的α

a、水平管外冷凝

式只岷r---比汽化热,取饱和温度ts下的数值,J/kg

r---冷凝液的密度,kg/m3;

l---冷凝液的热导率,W/(m·K)

m---冷凝液的黏度,Pa·S;

Dt---饱和温度ts与壁面温度tw之差

      n---水平管束在垂直列上的管子数,若为单根水平管,则n=1

     定性温度取膜温,即t=(ts+tw)/2。特征尺寸取管外径d0。

b、 垂直管外冷凝

冷凝液膜为湍流,Re>1800     

冷凝液膜为层流,Re<1800     

使用范围及条件:

    特征尺寸l 取管长或板高;

    冷凝比汽化热r按饱和温度ts取;

    其余物性按液膜平均温度tm=(tw+ts)/2取

计算步骤:假设为层流               计算Re

  

Re <1800,所求α有效

Re >1800,

冷凝液液膜沿壁面流动的Re表达式:

冷凝液的质量流量qm=Sur,代入上式得:

蒸气冷凝放出的热量为:Q=qmr            (a)

r----比汽化热,单位为J/kg

蒸气向壁面的对流传热速率为:Q=aADt=aPl Dt         (b)

A----传热面积,A=Pl ,l----壁面高度

P----润湿周边长度,Dt=为蒸气的饱和温度ts与壁面温度tw之差,Dt

=ts-tw

由(a)式与(b)式得:

影响冷凝传热的因素:P151

2、液体的沸腾

大容器沸腾:将加热面浸没在液体只岈液体在壁面处受热沸腾,称大容器沸腾。

管内沸腾:使液体在管内流动时受热沸腾,称管内沸腾。

实验表明,大容器内液体饱和沸腾的情况随温度差Δt=tw-ts而变。下面以常压下水在大容器中沸腾传热为例,分析沸腾温度差Δt对传热系数和热通量q的影响。

临界点c:由泡状沸腾向膜状沸腾的转折点。 α泡状沸腾>α膜状沸腾,因此应控制在泡状区域内,

其它液体在不同压强下的沸腾曲线与水的相类似,仅临界点的数值不同。

3影响沸腾传热的因

(1)液体物性  液体的导热系数、密度、粘度、表面张力等对沸腾传热都有影响。一般α随l、ρ的增大、μ和σ的减少而增大。

(2)温度差△t  温差△t=tw-ts是影响沸腾传热的重要因素。在核状沸腾区:α=a(△t)n。式中a和n是根据液体种类、操作压强和壁面性质而定的常数,一般n=2~3。

(3)操作压强  提高操作压强即相当于提高了液体的饱和温度,使液体的表面张力和粘度下降,有利于汽泡的形成和脱离,使沸腾传热增强,在同样的△t下能得到更高的α

(4)加热壁面  加热面的材料不同,光洁度不同,则形成汽化核心的条件不同,对沸腾传热有显著影响。通常新的清洁加热面α较高,当壁面被油脂沾污后,会使h急剧下降;壁面愈粗糙,汽化核心愈多,有利于沸腾传热。此外加热面的布置对沸腾传热也有明显影响,如在水平管束外沸腾时,其上升汽泡会覆盖上方管的一部分加热面,导致管的平均α下降。

α值的大致范围

一般情况下,α值的大致范围如下:

空气自然对流,5~25 W/m.K                 ;

空气强制对流,30~300 W/m.K  ;

水蒸汽冷凝,1000~8000 W/m.K ;

水沸腾,1500~30000 W/m.K   ;

六、应用准数关联式应注意的问题

对应各种不同情况下的对流传热的具体函数关系是由实验确定的,在整理实验结果及使用方程式中应注意以下问题:

1.应用范围:关联式中Re、Pr、Gr等准数的数值范围等。

2.定性温度

各准数中决定物性参数的温度,有3种表示方法:

取t=(t1+t2)/2或T=(T1+T2)/2为定性温度

取壁面平均温度t=(tw+Tw)/2为定性温度

取流体和壁面的平均温度t=(tw+t)/2或t=(Tw+T)/2为定性温度

壁温多为未知数,需用试差法,故工程上多用第一种方法

3.特征尺寸

无量纲准数Nu、Re等中所包含的传热面尺寸称为特征尺寸l。通常选取对流体流动和传热发生主要影响的尺寸作为特征尺寸。

第四节  两流体间传热过程的计算

不论何种类型的传热计算,都是联立热量衡算方程式,传热速率方程式及α 、K计算式求解的过程,即

传热速率方程:

Q---传热速率,W

K---总传热系数,W/(m2·℃)

A---传热面积, m2

Dtm---两流体的平均温度差, ℃

一、热量衡算

换热器的热负荷计算:

1、焓差法:Q=qm热(H1-H2)=qm冷(h2-h1)--焓值查附录

2、显热法:无相变化时

    Q=qm热cp1 (T1-T2)=qm冷cp2 (t2-t1)

      cp1,cp2---为热冷流体的平均定压比热容。

       此法应用非常广泛。   Q=qmcp△t      弄清△t的含义。

3、潜热法:此法用于载热体在热交换中发生相的变化

Q=qm热r热=qm冷r冷

4.冷凝液出口温度低于饱和温度ts时

Q=qm[r+cp2(ts-t1)]

二、传热平均温度差的计算

      在间壁式换热器只岈按照参加热交换的两种流体,在沿着换热器的传热面流动时,各点温度变化的情况,可将传热过程分为恒温传热和变温传热两种。

(一)恒温传热与变温传热

1、恒温传热—蒸发(溶液沸腾和蒸汽冷凝)

由于恒温传热时,冷热两种流体的温度都维持不变,所以两流体间的传热温度差亦为定值。即

Δtm=T-t

2、变温传热:P155

间壁一边流体变温而另一边流体恒温

间壁两侧流体变温

  

  

  

一侧流体变温:逆流与并流一样

逆流:参与热交换的两种流体在间壁的两边分别以相反的方向运动。

并流:参与热交换的两种流体在间壁的两边以相同的方向流动。

错流:参加热交换的两种流体在间壁的两边,呈垂直方向流动称为错流。

折流:参加热交换的两种流体在间壁两边,其中之一只沿一个方向流动,此称为简单折流,若两流体均作折流,或既有折流又有错流的称为复杂折流。

(二)平均温度差Δtm的计算

假设:1、热、冷流体的质量流量qm1与qm2均为常数;2、冷热流体的比热容cp1与cp2及总的传热系数K沿传热面均不变;3、不计换热器的热损失

三、 总传热系数

由传热基本方程有

 W/m2

可知,传热系数在数值上等于在传热温差为1℃时的传热通量。传热系数是评价换热器传热性能的重要参数,也是对传热设备进行工艺设计的依据。

影响传热系数K值的因素很多,主要有换热器的类型、流体的种类和性质以及操作条件等。

(一)传热系数的确定方法

在换热器的工艺计算过程只岈传热系数K的来源主要有以下三个方面:

1、现场测定

对于已有换热器,传热系数K可通过现场测定法来确定。具体方法是:

(1)现场测定有关的数据(如流体的流量和进出口温度等);

(2)根据测定数据求得传热速率Q、传热温度差Δtm和传热面积A

(3)由传热基本方程计算K值。

2、公式计算

在换热器结构确定的前提下,传热系数K可用公式计算确定。计算公式可应用串联热阻叠加原理导出。

(1)K计算公式的推导过程

按上图的机理分析可知,热、冷流体通过间壁的传热是一个“对流-传导-对流”的串联过程。各区域的传热速率如下:

(1)热流体对壁面的对流传热

(2)壁面内的导热

(3)壁面到冷流体的对流传热  

对于稳定传热过程,各串联环节速率应相等。即

上式中的Δt对变温传热过程而言,随位置的变化而变化,为计算简便起见,应将其替换为整个换热器的平均值Δtm。再联合传热基本方程式,则有

消去Δtm可得

AAo时,则有 :

2、污垢热阻的影响

换热器在使用过程只岈传热壁面会逐渐形成污垢(如水加热器中的水垢、压缩气冷却器中的油垢等),对传热造成附加热阻,该热阻称为污垢热阻。因污垢的组织结构较为疏松,内部存有静止流体,导热性能差,所以,通常污垢热阻比起壁面的热阻来要大得多,因而在传热计算中应考虑污垢热阻的影响。

影响污垢热阻的因素很多,主要有流体的性质、传热壁面的材料、操作条件、清洗周期等。由于污垢热阻的厚度及导热系数难以准确地估计,因此通常选用经验值。

  传热计算---设计计算和会核计算

(一)设计型计算的命题方式

设计任务:

将一定流量G r的热流体自给定温度 T1冷却至指定温度T2 。

设计条件:可供使用的冷却介质温度,即冷流体的进口温度t1    。

计算目的:确定经济上合理的传热面积A及换热器其它有关尺寸。

设计型计算中参数的选择

1.由传热任务计算换热器的热流量(热负荷 )

2.作出适当的选择并计算平均推动力   △tm     

(1) 选择流体的流向,即决定采用逆流、并流还是其它复杂流动方式。

(2)选择冷却介质的出口温度 t2 。(热量衡算式计算出口温度)

3.计算冷、热流体与管壁的对流传热系数 α  和总传热系数K。

为求得K,须计算两侧的对流传热系数  α ,故设计者必须决定

(1) 冷、热流体何者走管内,何者走管外(壳程)

(2) 选择适当的流速;

(3)选定适当的污垢热阻。

4.由传热基本方程,计算传热面积A。

设计必须做到经济上合理,技术上可谢岈也即最优设计。

(二)换热器的操作型计算

例如,判断一个现有换热器对指定的生产任务是否适用(会核计算)。或者预测某些参数的变化对换热器传热能力的影响等。

第一类命题

给定条件:换热器的传热面积以及有关尺寸,冷、热流体的物理性质,冷、热流体的流量和进口温度以及流体的流动方式。

计算目的:冷、热流体的出口温度 t2、T2 。

计算方法:逆流时,传热联式

第二类命题

给定条件:换热器的传热面积以及有关尺寸,冷、热流体的物理性质,热流体的流量和进、出口温度,冷流体的进口温度以及流动方式。

计算目的:所需冷流体的流量 qm  及出口温度  t2  。

计算方法:由非线性方程,必须试差迭代求得t2。由传热联式:

4.5  换热器

一、换热器的分类

二、间壁式换热器

1、夹套式换热器

2、沉浸式蛇管换热器

3、喷淋式换热器

4、套管换热器

5、列管换热器12

(1)固定管板式(2)U型管式(3)浮头式

6、其他高效换热器

(1)螺旋板式12(2)平板式1、2

三、  列管式换热器选用计算中有关问题

1、流体通道的选择

① 不清洁和易结垢的流体——管内。 

② 腐蚀性的宜走管程,以免壳体同时腐蚀。 

③ 压力高(低温或高温)的宜走管程,以免壳体受压。  

④ 饱和蒸汽宜走壳程;被冷却的流体走壳程,便于散热。

⑤ 膜系数小的流体宜走管程——多管程以增加流速。

⑥ 粘度大的液体宜走管间——挡板——增大湍动程度。

  主要矛盾:压强、腐蚀性及清洁要求

四、  系列标准换热器的选用步骤

1.估算传热面积,初选换热器型号

(1) 根据传热任务,计算传热速率;
(2) 确定流体在换热器中两端的温度,并按定性温度计算流体物性;
(3) 计算传热温差,并根据温差修正系数不小于0.8的原则,确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温;
(4) 根据两流体的温差,确定换热器的型式;
(5) 选择流体在换热器中的通道;
(6) 依据总传热系数的经验值范围,估取总传热系数值;
(7) 依据传热基本方程,估算传热面积,并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择换热器的规格;
(8) 选择流体的流速,确定换热器的管程数和折流板间距。

2、计算管程和壳程流体的流动阻力

根据初选的设备规格,计算管程和壳程流体的流动阻力,检查计算结

果是否合理和满足工艺要求。若不符合要求,再调整管程数或折流板间距,或选择其他型号的换热器,重新计算流动阻力,直到满足要求为止。

3.计算传热系数,会核传热面积
 计算管程、壳程的对流传热系数,确定污垢热阻,计算传热系数和所

需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大

10%~25%,否则另设总传热系数,另选换热器,返回第一步,重新进行

会核计算。

五、 传热过程的强化

[分析]   依据   Q  = K A △t

(一)扩展传热面积

     合理地提高设备单位体积的传热面积,如采用翅片管、波纹管、螺纹管来代替光管等,从改进传热面结构和布置的角度出发加大传热面积,以达到换热设备高效、紧凑的目的。而不应单纯理解为通过扩大设备的体积来增加传热面积,或增加换热器的台数来增加传热量。

(二)增大传热推动力--增加传热温差

在生产上常常采用增大温差的方法来强化传热:

用饱和蒸气作加热介质,通过增加蒸汽压力来提高蒸汽温度;

在水冷器中降低水温以增大温差;

冷热两流体进出口温度固定不变,逆流操作增加传热温差。

但在大多数情况下:

物料的温度是由工艺条件给定的,不能任意变动;

加热剂(或冷却剂)的进口温度往往也是不能改动的;

冷却水的初温决定于环境气候,出口温度虽可通过增大水流量而降低,但流动阻力迅速增加,操作费用升高;

由热力学第二定律,传热温差越大,有效能损失越大,于是,非但不能增大温差,有时还要减小温差,以降低有效能损失。

(三)提高传热系数 --有效途径

增大传热系数,可以提高换热器的传热速率。增大传热系数可以通过降低换热器总热阻的方法来实现。

为便于分析,现假设传热壁为平壁,则总热阻为:

要降低总热阻,必须减小各项分热阻。但不同情况下,各项分热阻所占比例不同,故应具体问题具体分析,抓住主要矛盾,设法减小所占比例大的分热阻。  

1、抑制污垢的生成或及时除垢――降低污垢热阻      

  污垢热阻是一个可变因素。在换热器投入使用的初期,污垢热阻很小。随着使用时间的增长,污垢将逐渐集聚在传热面上,成为阻碍传热的重要因素。因此,应通过增大流体流速等措施减弱污垢的形成和发展,并注意及时清除传热面上的污垢。
    通常,流体的对流传热热阻是传热过程的主要热阻。当间壁两侧流体的对流传热系数相差较大时,应设法强化对流传热系数较小一侧的对流传热。

2、提高流体的a――降低对流热阻

当壁面导热热阻(b/λ)和污垢热阻(Rdi、Rdo)均可忽略时,K计算式可简化为:

ao>>ai(例如,用水蒸汽加热空气的过程,水蒸汽走壳程,空气走管程),则1/K?1/ai;此时,欲提高K值,关键在于提高管内侧流体(即空气)的传热膜系数。 反之亦然。

目前增强对流传热的方法主要踊岷

1. 改变流体的流动状况

(1)提高流速     提高流速可增加流体流动的湍动程度,减薄层流底层,从而强化传热。如在列管式换热器中通过增加管程数和壳程中的折流板数来提高流速。

(2)增加人工扰流装置     在管内安顿或管外套装如麻花铁、螺旋圈、盘状构件、金属丝、翼形物等以破坏流动边界层而增强传热。

2. 改变流体物性

  流体物性对传热有很大影响,一般导热系数与比热较大的流体,其对流传热系数也较大。例如空气冷却器改用水冷却后,传热效果大大提高。另一种改变流体性能的方法是在流体中加入添加剂。例如在气体中加入少量固体颗粒以形成气-固悬浮体系,固体颗粒可增强气流的湍流程度;在液体中添加固体颗粒(如在油中加入聚苯乙烯悬浮物),其强化传热的机理类似于搅拌完善的液体传热;以及在蒸汽中加入硬脂酸等促进滴状冷凝而增强传热等。

3.改变传热表面状况
    通过改变传热表面的性质、形状、大小以增强传热的方法主要踊岷
(1)增加传热面的粗糙程度    增加传热面的粗糙程度不仅有利于强化单相流体对流传热,也有利于沸腾传热。在不同的流动和换热条件下粗糙度对传热的影响程度是不同的。不过增加粗糙度将引起流动阻力增加。
(2)改进表面结构     对金属管表面进行烧结、电火花加工、涂层等方法可制成多孔表面管或涂层管,可以有效地改善沸腾或冷凝传热。
(3)改变传热面的形状和大小 为了增大对流传热系数,可采用各种异形管,如椭圆管、波纹管、螺旋管和变截面管等。由于传热表面形状的变化,流体在流动中将不断改变流动方向和流动速度,促进湍流形成,减薄边界层厚度,从而加强传热。

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

7章    蒸    发

学时

2

教学内容

纲 要

7.1  概述

7.2 单效蒸发计算

7.3  蒸发操作的经济谢嵬操作方式

7.4  蒸发设备

教学目的

和要求

掌握单效蒸发计算、蒸发操作的经济谢嵬操作方式,了解蒸发操作的目的和特点,了解蒸发设备的类型、结构、操作原理。

教学重点

单效蒸发计算、蒸发操作的经济谢嵬操作方式

教学难点

单效蒸发计算

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

  

  

授课主题(或章节)

7章  蒸   发

课次

1

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

2

教学目的

和要求

了解蒸发操作的目的和特点,了解蒸发设备的类型、结构、操作原理,掌握单效蒸发计算、蒸发操作的经济谢嵬操作方式。

教学重难点

单效蒸发计算。

教 学 内 容 纲 要

备注

7.1  概 述

1 蒸发操作的目的

2 加热蒸汽和二次蒸汽

3 分类

4 蒸发操作的特点

(1)蒸发操作的目的

① 获得浓缩的溶液直接作为化工产品或半成品。        

② 脱除溶剂,将溶液增溶至饱和状态,随后加以冷  却,析出固体产物,即采用蒸发,结晶的联合操作以获得固体溶质。

 ③除杂质,获得纯净的溶剂。

(2)加热蒸汽和二次蒸汽

     加热蒸汽:用于加热的蒸汽

     二次蒸汽:由溶液蒸发出来的蒸汽

(3)分类

(4)蒸发操作的特点

① 沸点升高

② 溶液的性质往往对蒸发器的结构设计提出特殊的要求。

③ 溶剂汽化需吸取大量汽化热,因此蒸发操作是大量耗热的过程,节能是蒸发操作应予考虑的重要问题。

④ 浓溶液在沸腾汽化过程中常在加热表面上析出溶质而形成垢层,使传热过程恶化。


7.2 单效蒸发

7.2.1 单效蒸发的计算

1 物料衡算

2 热量衡算

3 蒸发器传热面积的计算

4 浓缩热和溶液的焓浓图

(1)物料衡算

      溶质在蒸发过程中不挥发,且蒸发过程是个定态过程,单位时间进入和离开蒸发器的量相等,即

(2)热量衡算

     对蒸发器作热量衡算,当加热蒸汽在饱和温度下排出时,  

式中D —— 加热蒸汽消耗量,kg/s

t0t —— 加料液与完成液的温度,

h0hhs —— 加料液,完成液和冷凝水的热焓,kJ/kg

HHs—— 二次蒸汽和加热蒸汽的热焓,kJ/kg。                                 

        式中热损失Ql可视具体条件来取加热蒸汽放热量(DR)的某一百分数。  

焓值的计算:习惯上取0℃为基准,即0℃时的焓为零,则有

3)蒸发器传热面积的计算    

由传热速率方程得

由于蒸发过程的蒸汽冷凝和溶液沸腾之间的恒温差传热,Δtm=Ts - t,且蒸发器的热负荷Q = DR,所以有

  

4)浓缩热和溶液的焓浓图

 如图7-16为NaOH水溶液以0℃为基准温度的焓浓图(P252)。

  

7.2.2 蒸发设备中的温度差损失

1 溶质造成的沸点升高和杜林规则 (P252)

2 液柱静压头和加热管内摩擦损失对溶液沸点的影响

3 因蒸汽流动阻力引起的温度差损失

4 单效蒸发过程的计算

(1)蒸发器中的传热温差:Δtm =Ts - t

加热蒸汽的温度: Ts(若为150

蒸发室的压力为1atm而蒸发的又是水: t = T =100

此时的传热温差最大,用ΔtT表示:

如果蒸发的是30%NaOH水溶液,在常压下其沸点是高于100℃。若其沸点t = 120℃,则有效传热温差,

Δt 比ΔtT所减小的值,称为传热温度差损失,简称温度差损失,用Δ表示

温度差损失的原因

溶液沸点的升高。这是由于溶液蒸汽压较纯溶剂(水)在同一温度下的蒸汽压为低,致使溶液的沸点比纯溶剂(水)高;

蒸发器中静压头的影响以及流体流过加热管时产生的摩擦阻力,都导致溶液沸点的进一步上升。

溶液的沸点升高和杜林规则

      在相当宽的压强范围内溶液的沸点与同压强下的溶剂的沸点成线性关系:

tAtA0:某种溶液在两种不同压力下的沸点,

twtw0:溶剂在相应压力下的沸点

如图7-17P252)为不同浓度NaOH水溶液的沸点与对应压强下纯水的沸点的关系,由图可以看出,当NaOH水溶液浓度为零时,它的沸点线为一条  45°对角线,即水的沸点线,其它浓度下溶液的沸点线大致为一组平行直线。

由该图可以看出:

①浓度不太高的范围内,由于沸点线近似为一组平行直线,因此可一嵯理的认为沸点的升高与压强无关,而可取大气压下的数值;

②在高浓度范围内只要已知两个不同压强下溶液的沸点,则其他压强下的溶液沸点可按水的沸点作线性内插或外推。

2)液柱静压头和加热管内摩擦损失对溶液沸点的影响

按液面下处L/5溶液的沸腾温度来计算,液体在平均温度下的饱和压力:

3)因蒸汽流动阻力引起的温度差损失

在多效蒸发只岈二次蒸汽流到下一效的过程中为克服管道阻力使压强降低,引起二次蒸汽的温度降低,由此引起的温度差损失为

过程的传热温度差(有效温度差):

4)单效蒸发过程的计算

 ①设计型计算:给定蒸发任务,要求设计经济上合理的蒸发器。

已知:Fx0t0x

设计条件:p0(加热蒸汽的压强),pk(冷凝器的操作压强),

计算目的:根据选用的蒸发器形式确定K,计算所需加热面积A及加热蒸汽用量D

操作型计算:已知蒸发器的结构形式和蒸发面积

给定条件:AKx0t0xp0pk

计算目的:核算蒸发器的处理能力F和加热蒸汽用量D

或已知:AFx0t0xp0pk

计算目的:反算蒸发器的K并求D

7.3 蒸发操作的经济谢嵬操作方式

7.3.1    加热蒸汽的经济性

7.3.2   多效蒸发流程

7.3.3    蒸发设备的生产能力和效数的限制

7.3.4    提高加热蒸汽经济程度的其他措施

7.3.5    蒸发操作的最优化

7.4 蒸发设备

蒸发设备中包括蒸发器和辅助设备。

7.2.1 蒸发器(evaporator)

    按照溶液在加热室中的运动的情况,可将蒸发器分为循环型和单程型(不循环)两类。

1)循环型蒸发器(circulation evaporator)

    特点:溶液在蒸发器中循环流动,因而可以提高传热效果。由于引起循环运动的原因不同,又分为自然循环型和强制循环型两类。

   自然循环(natural circulation) :由于溶液受热程度不同产生密度差引起。

   强制循环(forced circulation) :用泵迫使溶液沿一定方向流动。

  

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

8章   气 体 吸 收

学时

8

教学内容

纲 要

8.1 吸取过程的气液相平衡关系

8.2 传质机理

8.3 吸取速率

8.4 吸取塔的计算:物料衡算,吸取剂用量计算,塔径,填料层高度计算

教学目的

和要求

了解吸取操作的应用、特点、吸取设备的类型、结构、操作原理掌握气液相平衡、吸取过程的传质速率和填料吸取塔的计算。

  

教学重点

气液相平衡、吸取过程的传质速率和填料吸取塔的计算

教学难点

气液相平衡、吸取过程的传质速率和填料吸取塔的计算

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

  

  

授课主题(或章节)

8章   气 体 吸 收

  

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

了解吸取操作的应用、特点、吸取设备的类型、结构、操作原理掌握气液相平衡和吸取过程的传质速率。

教学重难点

亨利定律、传质过程的推动力、等摩尔逆向扩散、分子扩散系数、单相内的对流传质、两相间传质的双膜理论(传质机理)、总传质速率方程

教 学 内 容 纲 要

备注

8.1概述

一、吸取的应用(目的)

1. 原料气的净化:煤气中H2S的净化

2. 有用组分回收:合成氨厂放空气中氨回收、DMF回收

3. 某些产品的制取: HCl、NOx、SO3气体制酸

4. 废气的治理 :工业废气SO2吸取

二、吸取操作分类

1. 根据溶质与溶剂是否反应:物理吸取和化学吸取

2. 根据热效应:非等温吸取和等温吸取

3. 根据被吸取溶质的数目:单组分吸取和多组分吸取

4. 根据操作压力:常压吸取和加压吸取

5. 根据溶质的浓度不同:低浓度吸取和高浓度吸取

本章主要研究:常压、等温、填料塔中单组分、低浓度物理吸取

三、吸取剂应具有的特点:

 溶解度大,选择谢崦,蒸汽压低(不易挥发,减少溶剂损失,避免在气体中引入新的杂质),粘度低(利于传质及输送),比热:小(再生时耗热量小),发泡性:低(以免过分限制气速而增大塔的体积),腐蚀性低(减少设备费和维修费),安全谢崦(避免易燃易爆),易得到易再生。

四、吸取过程的极限及方向

极限:气液两相呈平衡状态;

方向或推动力:一相浓度与同另一相浓度呈平衡的该相浓度之差;

比如:溶质在气相中的分压为,液相中溶质浓度为,与呈平衡的气相分压为,则推动力为()。

五、吸取的流程

流程说明:

气液流向:  ——逆流(推动力大)

多塔吸取:单塔所需太高时,可分解成几个塔串联使用。

加压吸取: 提高总压,可以提高传质推动力,同时提高溶解度,有利于吸取。

脱吸(解吸)过程:吸取的逆过程。

8.2气液相平衡

一.平衡溶解度

  在一定温度下气液两相长期或充分接触后,两相趋于平衡。此时溶质组分在两相中的浓度服从某种确定的关系,即相平衡关系。

气相溶质分压称平衡分压(饱和分压);液相溶质浓度称平衡浓度(饱和浓度),又称溶解度或极限浓度。对单组分吸取(),组分数,包括,相数,气液两相,故自由度=3,即平衡时不太高时影响小,可一狯略。因此一定,或者

通常用溶解度曲线表示相平衡关系。

二.亨利定律

  

1.当总压不高,在一定温度下,稀溶液上方溶质的平衡分压与其在液相中的浓度之间存在如下关系:

                            (1)

式只岷 ——溶质气体在溶液面上方的平衡分压;单位;   

——溶质在液相中的摩尔分率

——亨利系数;单位

越大,说明在相同的液相摩尔分率下,气相的饱和分压越大,即气体的溶解度越小,所以踊岷易溶气体的<能溶气体的<难溶气体的。另外,因为气体的溶解度随温度的升高而降低,所以随温度的升高而升高。

  

2.亨利定律还有另一种表达形式:

    或者               (2)

其只岷溶解度系数,[]/[],越大,说明在相同的气相分压下,液相的饱和浓度越大,即气体的溶解度越大,所以踊岷难溶气体的<能溶气体的<易溶气体的。另外,因为气体的溶解度随温度的升高而降低,所以随温度的升高而降低。

:   气相溶质的分压和与之平衡的液相饱和浓度;

:液相溶质的摩尔浓度和与之平衡的气相饱和分压。

因为(1)式中,将其代入(2)可以得到:

所以            式中

对于稀溶液:可以取溶剂的分子量,如对稀NH3溶液,

3.气液浓度均用摩尔分率表示

   或者 —相平衡常数

      由等式两边同时除以总压,可以得到:

   即  令,则有

:气相溶质的摩尔分率和与之平衡的液相饱和摩尔分率;

:溶质的液相摩尔分率和与之平衡的气相饱和摩尔分率。

越大,说明在相同的液相摩尔分率下,气相的饱和摩尔分率越大,即气体的溶解度越小,所以踊岷易溶气体的<能溶气体的<难溶气体的。另外,因为气体的溶解度随温度的升高而降低,所以随温度的升高而升高。

三. 相平衡关系的应用:

1.判别过程的方向

将气相的浓度与液相的浓度换算成同一种浓度的表示方法(利用相平衡关系换算),再比较一下大小。若气相浓度>液相的平衡浓度,则发生解吸;反之,则发生吸取。

如比较的大小。

2.指明过程的极限

当某一相的浓度 = 另一相的平衡浓度时,两相达到平衡,即为传质过程达到了极限。

在实际操作只岈相平衡限制了溶剂离塔时的最高浓度和气体离塔时的最低浓度。

3.计算过程的推动力

只有不平衡的两相接触后才会发生传质,过程的推动力可用实际浓度与平衡浓度的偏离程度来表示(但不是两相的浓度直接相加减,而要先换算成同一种浓度而后计算),如吸取的推动力可用来表示,而解吸的推动力则用其相反数来表示。

值得注意的是:浓度在相内或相间是连续变化的,所以不同的起始点,浓度差值也不同,所以推动力的大小要与传质的距离或范围(起始点)一一对应,是某相内的推动力,还是相内某一段的推动力,还是相间的总推动力,要标明范围。

8.3 传质速率方程

在设计设备时,计算实行指定的吸取任务所需的设备尺寸,要计算传质速率;在核算混合气体通过指定设备所达到的吸取程度时,也要计算传质速率;所以传质速率的计算对吸取过程是十分重要的。

吸取速率:单位时间、单位相际传质面积上吸取的溶质的量。它反映出吸取(传质)过程进行的快慢或强度。吸取(传质)速率 = 推动力/阻力 = 传质系数×推动力,其中传质系数= 1/阻力,推动力= 浓度差。要注意的是:

  

⑴ 由于浓度的表示方法很多,所以推动力的形式也很多,对应的传质系数(1/阻力)的形式也很多;

⑵ 推动力的大小与起始范围有关,一般指相内,也有指相际间的;则对应的传质系数(1/阻力)也是在对应范围内的值,两者从形式上、范围上是一一对应的。

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

1. 吸取过程的简化描述——双膜理论(膜模型或停滞膜理论)

这个理论是惠特曼(Whiteman)于1923年提出的,是最早的传质模型。它作了以下的简化:

⑴   两相相接触时,存在有稳定的相界面,界面两侧各有一很薄的停滞膜(有效膜),溶质在两膜层内的传质只能以分子扩散的形式进行。

⑵   每相的传质阻力集中在这两侧假设的膜层内,推动力也集中在其只岈湍流主体的阻力相对而言可忽略不计,流体的强烈湍动使各处的浓度趋于一致,也无推动力,这样,复杂的相际间的传质可简化为两停滞膜内的分子扩散。

⑶   气液界面的阻力可一狯略,所以界面上的两相浓度成平衡。

根据以上假设,等摩尔相互扩散时,液相分传质系数,气相分传质系数;单向扩散时,液相分传质系数,气相分传质系数。其计算很简便,但从式中可得出,,与实际中不符。

此模型为传质模型奠定了初步的基础,描述与有固定相界面的系统及低速的两流体间的传质大致符合。用此理论确定的传质速率方程,仍是设计的主要依据,缺点是过于简单,与高效高速设备不符。

2. 单相传质速率方程

稳态操作时,吸取设备内任一部位上,界面两侧膜内的吸取(传质)速率相等。单独根据气膜或液膜内的阻力及推动力写出的速率方程式叫气膜或液膜的吸取(传质)速率方程,也叫分吸取(传质)速率方程,相应的传质系数叫膜系数或分传质系数,用表示。

以单向扩散为例:

⑴  气膜分吸取速率方程

推动力= 气相主体浓度 — 界面浓度。

当浓度用气相分压表示时:

,则踊岷

式只岷——推动力为分压差时对应的气相分传质系数,

当浓度用气相摩尔分率表示时:

式中:推动力为气相摩尔分率差时对应的气相分传质系数,

⑵ 液膜分吸取速率方程

推动力=界面浓度—液相主体浓度。

当浓度用液相摩尔浓度表示时:

,则踊岷

式只岷—推动力为液相摩尔浓度差时对应的液相分传质系数,。

当浓度用液相摩尔分率表示时:

式中:推动力为液相摩尔分率差时对应的液相分传质系数,

3.界面浓度的求取

在使用分吸取(传质)速率方程时,界面浓度难于测定,常可用以下两种方法求取:

⑴ 图解法

从实际浓度点出发,以为斜率作直线,直线与平衡线的交点为点的坐标即为,这是由于:

⑵ 计算法

当平衡关系可用某种函数关系表示时,根据,可联立解出界面浓度,因为界面浓度成平衡。

4. 总吸取(传质)速率方程的建立

为了避免界面浓度的不确定性或求解的麻烦,用两相主体的浓度差来表示总推动力,写出的速率方程式叫总吸取(传质)速率方程,相应的传质系数叫总传质系数,用表示。但由于气液组成的表示方法不一样,所以推动力不能直接相加减,要通过平衡关系将它们转化为同一种形式的浓度后再相加减,此时踊岷

总推动力= 任一相的主体浓度—另一相的平衡浓度

 总阻力= 气膜阻力 + 液膜阻力 = 1/总传质系数

以单向扩散为例,当系统的平衡关系可用亨利定律表示时:

⑴  以气相分压差表示总推动力时

其中:以气相分压差为推动力时对应的总传质系数,

:与液相浓度相平衡的气相分压。

⑵ 以液相摩尔浓度差表示总推动力时

  其中:以液相摩尔浓度差为推动力时对应的总传质系数,

:与气相分压相平衡的液相摩尔浓度。

⑶  以气相摩尔分率差(y—y*)表示总推动力

其中:以气相摩尔分率差为推动力时对应的总传质系数,

:与液相摩尔分率相平衡的气相摩尔分率。

⑷   以液相摩尔分率差表示总推动力

其中:以液相摩尔分率差为推动力时对应的总传质系数,

:与气相摩尔分率相平衡的液相摩尔分率。

此外还踊岈

若系统的平衡关系不能用亨利定律表示时,则只能通过求取界面浓度来确定的大小。

5. 传质的阻力分析

    从总传质速率方程可看出,传质的总阻力=气相阻力 + 液相阻力,若气相阻力远远大于液相阻力,则总阻力约等于气相阻力,吸取过程称为气膜控制过程;反之,则总阻力约等于液相阻力,吸取过程称为液膜控制过程。

    下面,以为例来讨论:

⑴  传质系数对阻力分布的影响:当值不太大也不太小时:

,则有气相阻力<<液相阻力,此时总阻力约等于液相阻力,吸取过程称为液膜控制过程。

,则有气相阻力>>液相阻力,此时总阻力约等于气相阻力,吸取过程称为气膜控制过程,即过程速率主要由气相一侧速率决定。

⑵  溶解度对阻力分布的影响:当数量级相差不大时:

很大,即气体溶解度很小时,有气相阻力<<液相阻力,此时总阻力约等于液相阻力,吸取过程称为液膜控制过程。

    如很小,即气体溶解度很大,气体为易溶气体时,有气相阻力>>液相阻力,此时总阻力约等于气相阻力,吸取过程称为气膜控制过程。

  

⑶  阻力分布对实际操作的影响:

求解界面浓度:某膜控制时,该膜内包括了几乎所有的阻力和推动力,而另一侧的推动力和阻力均可忽略不计,所以界面浓度≈另一侧的主体浓度。如气膜控制时,;液膜控制时,

强化传质过程:设计时,如为气膜控制,则降低气相的传质阻力可有效地强化吸取操作,而继续降低液相的传质阻力不能有效地影响吸取操作;同理,如为液膜控制,则降低液相的传质阻力可有效地强化吸取操作,而继续降低气相的传质阻力不能有效地影响吸取操作。阻力分布的分析可有利于大家抓住主要矛盾来解决问题。

6.小结

传质速率方程按推动力和阻力的范围可分为分的和总的传质速率方程,对应的传质系数分别用表示。

推动力表示形式有四种形式,对应的传质系数的下标分别是

吸取操作时,在分传质速率方程只岈推动力=气相浓度—界面浓度,或=界面浓度—液相浓度;在总传质速率方程只岈推动力=气相浓度—液相浓度的平衡浓度,或=气相浓度的平衡浓度—液相浓度。

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

讨论

常识导入

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

讨论

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

8章   气 体 吸 收

  

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课(  )  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

吸取塔的计算

教学重难点

吸取塔的计算

教 学 内 容 纲 要

备注

8.4概述

从传质角度来看,吸取和脱吸原理相同,只是推动力和传质方向相反,所以其计算原理基本相同,只是推动力互为相反数,如吸取时推动力,而脱吸时推动力则表示为。下面以填料塔吸取为主来讨论其计算。

原则上气液两相并流、逆流皆可,但一般工业实践中采用逆流较多,这是因为:

⑴ 逆流时,全塔的平均推动力最大,可强化传质;

⑵ 逆流时,出塔的液体是与进塔的气体相接触,即与浓度最高的气体相接触,可使出塔液体的浓度增大,使液相浓度变化增大,从而降低液体溶剂的用量;

⑶ 逆流时,出塔的气体是与进塔的浓度最低的液体相接触,可使出塔气体的浓度下降,从而增强溶质的吸取率。

吸取的计算有两种类型:

⑴ 设计型问题  

给出吸取任务,根据任务选定溶剂,再求:溶剂S的用量L;塔的工艺尺寸:如塔径D、塔高h0等(如设备采用板式塔,则求理论塔板数NT、板间距HT)。

⑵ 操作型问题

给出混合气体初始条件G、yb,给出一定的溶剂条件L、xa,给出塔设备有关的尺寸,求塔能否满足传质要求。

一、物料衡算和操作线

1.物料衡算  

用填料塔吸取时,若为逆流的稳定操作,则任一截面上气、液浓度不随时间变化而变化,只沿塔高(即截面位置)变化而变化。

设塔顶的参数由下标表示,塔底的参数由下标表示。在塔内进行吸取时,溶质不断地从气相传到液相,使气体流量不断下降,而液体流量不断增加,由于不断变化,若以之为计算基准,

会给计算带来很大麻烦。但若惰性气体在液相中溶解度很小,溶解量可忽略不计,可认为惰性气体流量在全塔范围内是一常数;若溶剂挥发量很小,挥发量也可忽略不计,可认为纯溶剂流量在全塔范围内是一常数;所以可以惰性气体流量GB和纯溶剂流量LS为计算基准。

则在全塔范围内作物料衡算,踊岷

单位塔截面积,单位时间内输入的溶质的量

单位塔截面积,单位时间内输出的溶质A的量

塔稳定操作时,输入= 输出,则踊岷

吸取任务中一般给出及有关的数据(或直接给出,或给出吸取率,要求L的值。

  

2. 操作线方程和操作线

在塔内任一截面与塔顶之间作物料衡算,可得:

或者  

从上式可看出,在逆流稳定吸取操作只岈任一截面上的气液组成之间成一一对应的直线关系,直线的斜率,截距。

塔顶的组成为,塔底的组成为,所以此直线通过点和点。所以分别以为横、纵坐标时,操作线为一条直线,其端点为两点,线段中任一点表示的是塔内任一截面上气、液相的组成点的气、液组成都较高,称为“浓端”,点的气、液组成都较低,称为“稀端”。

并流时,也可得到相应的一条直线操作线,其方程式为:

从操作线方程的推导可看出,操作线方程仅为物料衡算的结果,与系统平衡关系、系统参数(温度、压力等)、设备尺寸结构均无关。

另外,在吸取时,塔内任一截面上,气相的浓度总是高于液相的平衡浓度的,所以操作线永远位于平衡线的上方,极限情况是操作线与平衡线交于一点后停止,而脱吸时正好相反,操作线位于平衡线的下方。

特别在低浓度吸取时,由于气、液两相中所占的分率较小,可认为在全塔范围内近似为常数,所以逆流时操作线方程可写成:

并流时  

由于很多情况下,吸取可近似为低浓度吸取,所以上面两式更常用一些。

3 吸取剂(溶剂)的用量

以低浓度的逆流吸取操作为例先容:

操作线方程为。操作线的斜率为,称为液气比,根据一般的设计任务,给出,所以可知操作线过点,另一端点在的轨道上运动。

为了降低操作费用,大家希翼在以上参数确定后,溶剂用量越小越好,即希翼操作线的斜率尽可能小,即希翼操作线尽可能绕点顺时针转动。但为进行吸取的操作,操作线必须位于平衡线的上方,所以操作线极限位置是与平衡线交于一点。

当平衡线为规则曲线或直线时,交点一定位于线上,所以此点的坐标为,此时溶剂的用量最小,对应的称为最小溶剂用量,对应的操作费用最少;但同时,此点的传质推动力趋近于,所以传质速率也趋近于,要完成相应的传质任务则需无穷大的传质面积,即所需的填料层高度趋近于无穷,设备费用趋近于无穷大。所以,当增大时,操作费用增大,但传质推动力增大,设备费用降低;而减少时,操作费用减少,但传质推动力减少,设备费用增加。选择一个经济合理的溶剂用量,尽可能使总费用最小化,设计时,一般选择,或。其中

在亨利体系只岈,而在非亨利体系只岈则需用图解法求。

当平衡线不为规则曲线,有一个或多个突起的拐点时,交点若仍在点,可逆使操作线的一部分位于平衡线的下方,这是操作中不可能实现的,此时的的求取方法是过点作平衡线的切线,切线对应的斜率为

另外在使用填料塔作传质设备时,的值还应保证填料表面能被充分地润湿,所以还需对(或喷淋密度)进行会核,而板式塔设计时则不用。

二.低浓度气体吸取时填料层高度的计算

1. 过程的简化

当气体混合物中溶质的浓度小于时,可认为吸取是低浓度吸取。此时可假定:

⑴   在全塔范围内,气、液流量是常数,变化不大。

⑵   溶解热效应可忽略不计,所以可认为是等温吸取,物体的物性常数可视为不变。

⑶   因为和温度可视为不变,所以全塔内传质系数可视为不变。

⑷  平衡关系可用或近似用亨利定律来表示。

过程简化后,计算方法如下:对过程作物料和热量的衡算—→列出传质速率方程—→求算设备相关尺寸。其中等温操作时,热量的衡算可不作。

  

2. 物料衡算微分方程

设塔截面为,单位体积填料层所提供的有效传质表面积为,气、液流量分别为。在填料塔内任取一段微元高度,则此段中两相的传质有效表面积为。设传质速率为,稳定传质时,为常数,所以踊岷

单位时间内,微元段中溶质的传递量

单位时间内,气体中溶质迁出的量   

单位时间内,液体中溶质迁入的量   

三者在数值上是相等的,所以踊岷

即:

其中,代入上式,可得:

及  

而后,在全塔范围内积分,可得出填料层高度的上下限分别为的上下限分别为的上下限分别为

填料层高度=所需填料体积/塔截面积,其只岈所需填料体积取决于完成规定任务所需的总传质面积和单位体积填料能提供的有效传质面积,这涉及到物料衡算、相平衡和传质速率三方面的应用。

3. 物料衡算积分式

将以上四式变量分离后,代入积分,根据假设,G、L、K、k为常数,所以踊岷

其只岈可看作一个整体,称为体积传质系数,,测定时作为一个物理量来对待。

4.传质单元数和传质单元高度

,气相的总传质单元高度;,气相的分传质单元高度;

,称为液相的总传质单元高度;,称为液相分传质单元高度。表示过程条件所决定的某种单元高度,,它与设备形式、操作条件等有关,数值上等于完成一个传质单元所需的填料层高度,反映出设备性能的高低,传质阻力的大小,填料性能优劣及润湿情况等,可作为设备是否需改善的依据。若传质阻力大或填料性能差(小),会使增大,常用的吸取设备约为0.15~1.5m,具体值由实验测定。通常随着流量的增大而增大,所以气、液流量增大会使降低。

,传质单元数,无因次,代表的倍数。传质单元数仅与物质相平衡关系及气液进、出口浓度有关,而与设备形式和操作条件无关,所以在选择设备之前即可计算出的值来,它反映出分离任务的难易程度,过高,说明溶剂性能差,需另选溶剂种类,或说明分离要求过高,所以可起到预警的作用,可溶剂种类和的选择是否合理。,则表示这段填料层只岈浓度的变化=此段内的平均推动力。

5. 传质单元数的求解

从上式可看出,传质单元高度的求取是比较容易的,填料层高度计算的难点在于传质单元数的求解,下面以的计算为例先容传质单元数的计算。

⑴ 解析法(数学计算法)

对数平均推动力法

当平衡线为直线,或在计算范围内成直线时,可用此法。

此时,推动力用表示,必须找出变化的规律来。

,当平衡线为直线时,也成线性地变化(因为,根据平衡关系,成直线关系;根据操作关系,也成直线关系;所以成直线关系;所以也成线性地变化,所以常数。

在吸取塔浓端,在吸取塔稀端

令         (对数平均推动力)

同理,可推导出其它三种形式:

    当已知时,就用此法计算。

吸取因数法

(平衡线是过原点的直线)

操作线与平衡线斜率之比,吸取因数

 脱吸因数

可见:

与对数平均推动力法相比,吸取因数法减少了变量数,在不知道大小的情况下也可求出的值,适于解决操作型问题。

从上式还可看出,越大,说明平衡线与操作线间的距离越大,传质推动力越大,在相等的情况下,增大会使下降,有利于吸取操作,故而得名。

反映出溶质吸取率的高低,降低,其值升高,要求吸取率增大,升高。

将三者的关系绘成图,如书:p39:图9—13,工程计算时,常用查图的方法代替计算,虽然精确度有所降低,但快捷方便。

注意:

Ⅰ.当平衡线不过原点时,设y*=mx+b,则代入直接计算,可得

Ⅱ.若m= L/G,即操作线‖平衡线时,S=A=1,此时NOG只能用求极限的方法来求取,此时全塔各截面上△y相同,所以NOG= (yb—ya)/(△y)a

Ⅲ.S<1或A>1时,操作线斜率>平衡线斜率,塔顶处推动力较小,ya较小,吸取较完全,有利于吸取;S>1或A<1时,操作线斜率<平衡线斜率,塔底处推动力较小,xb较大,可获得较高浓度的吸取液,相应要求用较少的L。

Ⅳ.S<1 时,若两线有交点,应在塔的顶部;S>1或A<1时,若两线有交点,应在塔的底部。

Ⅴ.降低S,一般需增大液气比L/G,吸取率增大,ya减小,但操作费用增加;增大S,则可降低溶剂用量L,xb增大,但ya也增大,设备费用增大。所以S的选取也是个经济衡算的结果,一般取S=0.7~0.8。

⑵  图解积分法

此法是直接利用定积分的几何意义来求传质单元数的方法,可适用于各种形状的平衡线和操作线的情况,但计算过程需做图,很复杂。

令f(y)=1/(y—y*),作图可得f(y)~y的曲线, y=ya、f(y)=0、y=yb、f(y)四条线围成的阴影部分的面积即是NOG的值。

计算机应用后,可用数值积分的方法,不必再用繁琐的画图来计算NOG的值,可借助于电算法,其中最常用的是定步长的辛普森(Simpson)法,即:

NOG= (△y/3) {[f(y0)+f(yn)] + 4[f(y1)+f(y3) +…+ f(yn—1)] +2[f(y2)+f(y4) +…+ f(yn—2)]},

其只岈△y=[f(yn)—f(y0)]/n,称为步长。

⑶ 梯级图解法

此法是直接按总传质单元数的物理意义推出的一种近似计算法,适用于平衡线为直线或曲率不大的情况,此时每一小段平衡线均可视为一段直线,此法也叫贝克法(Baker)。

原理:气体流经一段填料层前后其浓度的变化(y—y)恰好等于此段内地两相总推动力的平均值(y—y*) m,则此段NOG=1,塔内共有多少段这样的填料层,其传质单元数NOG就等于多少。

作图方法:在操作线与平衡线之间取若干垂直距离的中点,将其连成曲线MM,从端点(塔顶)A作水平线交MM于M1,并延长至D,使M1D=AM1,过点D作垂线交操作线于点F,完成一个梯级ADF。依此,继续作出第二个梯级,一直到越过点B(塔底)的横坐标为止。

                证明:为什么说一个梯级其NOG=1?

  (4)各种求传质单元数方法的比较

① A法

        适用范围:平衡线过原点直线,查图准确性比较差,A=1时无法正常计算;

             应用: 当出口气体组成未知时,可以用于计算

      适用范围:平衡线为直线(不一定过原点),形式简明,但是需要确定四组成。

       应用:适用于已知四个组成求,但若已知,求四组成之一就需要试差,不便。

③ 图解积分法    均适用,但麻烦

④ 近似梯级法   当平衡线近于直线,估算。

三、等板高度法计算填料层高度——按理论级概念计算

1. 理论级

设填料层由N级组成,逆流操作时,以塔顶为第一级,塔底为第N级,设每一段内,两相密切接触,所以离开时,气、液两相组成成平衡,则称这样一段填料为一个理论级,或称为一快理论板(其传质作用相当于板式塔内的一块理论板的作用)。

2. 等板高度HETP

分离效果相等于一块理论板作用的填料层高度,又称为当量高度,它与物系的物性、设备的操作条件及填料的结构参数有关,一般由实验测定或经验公式计算而得。

3. 的计算

设完成指定分离任务需N块理论级,或称N块理论板,则=NHETP。

4.理论级数或理论板数N的求取

填料塔只岈采用的是理论级数的概念,而当流量较大时,常采用板式塔作为传质设备,此时采用的是理论板数的概念,其计算方法如下:

⑴  梯级法

是根据理论板(级)数的物理意义来求的。从理论板(级)上离开的两相组成成平衡关系,而在两块理论板(级)间,两相的组成成操作关系,所以可在平衡线与操作线间绘制梯级,用图解法来求N的大小。

注意:

梯级法与近似梯级法不同,前者是根据离开时气液两相成平衡来求N的大小,对平衡线形状无要求;而后者是利用某一段内y1—y2=(y—y*)m来求NOG的大小的,要求所涉及的平衡线弯度不太大。

在板式塔内,由于两相接触时间有限,板结构等原因,实际板不可能是理论板,不可能使两相能传质完全,所以实际塔板数Ne>N,两者间的差别可用塔板效率E(或板效率)来衡量,使塔板数的求取不涉及到“速率”的问题,将所有非理论的动力学因素都归于板效率中去考虑,从而简化问题,E= N / Ne

⑵ 解析法

适用范围:当平衡关系可用较简便的方程表示并计算时,此法才有实用性。

计算方法:交替地使用平衡关系和操作关系进行计算。

原理:利用级内任一截面上两相组成成操作关系,而离开时两相组成成平衡关系来求取——即yi与xi成平衡,而yi+1与xi成操作关系。

具体计算过程:

 a. 逐板计算

  

         。。。。。。          

直到塔底为止,用了次平衡关系,故有块板。

b.解析式(平衡关系

同理

代入   

满足如下关系

时,

时,

时,

:只涉及平衡关系,没有涉及传质动力学。在效率(总板效率,单板效率)中包括了所有影响传质的因素。

:依据为传质速率方程。

如果温度变化(导致m变化)或L/G不为常数,则求出全塔平均的A,再求NT 的值。

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

讨论

常识导入

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

讨论

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

9章    液 体 精 馏

学时

8

教学内容

纲 要

9.1  蒸馏概述

9.2 双组份溶液的气液相平衡

9.3  平衡蒸馏与简单蒸馏

9.4  精馏

9.5 双组份精馏的设计型计算

9.6 双组份精馏的操作型计算

9.7 间歇精馏

9.8 恒沸精馏与萃取精馏

教学目的

和要求

掌握蒸馏,理想溶液,拉乌尔定律,二元理想溶液的t-x-y相图和x-y相图,理想溶液和非理想溶液相对挥发度的计算,精馏的设备条件、回流条件和理论板假设、恒摩尔流假设,全塔物料衡算,回流比,精馏段操作线方程,五种热状况及其对应的q,提馏段的操作线方程,加料板的物料衡算,q线方程,图解法求解理论塔板数,直接水蒸气加热的适用场合和优缺点,默弗里板效率,总板效率,最小回流比,全回流,最少理论板数Nmin,芬斯克方程,吉利兰关联图。了解精馏塔的操作型问题,水蒸气蒸馏、间歇蒸馏、恒沸蒸馏和萃取蒸馏。

教学重点

恒摩尔流假设,全塔物料衡算,回流比,精馏段操作线方程,五种热状况及其对应的q,提馏段的操作线方程,加料板的物料衡算,q线方程,图解法求解理论塔板数,最小回流比,全回流,最少理论板数Nmin

教学难点

全塔物料衡算,回流比,精馏段操作线方程,五种热状况及其对应的q,提馏段的操作线方程,加料板的物料衡算,q线方程,图解法求解理论塔板数。

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

授课主题(或章节)

9液 体 精馏

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

了解蒸馏在化工生产上有那些应用,掌握蒸馏的基本概念和二元理想溶液的汽液平衡,理解平衡级蒸馏,精馏的设备条件、回流条件和理论板假设、恒摩尔流假设,掌握回流比是精馏设计中的核心因素,二元连续精馏的全塔物料衡算,精馏段操作线方程,掌握进料的五种热状况及其对应的q,提馏段的操作线方程,加料板的物料衡算,q线方程。

教学重难点

理论板假设、恒摩尔流假设,掌握回流比是精馏设计中的核心因素,二元连续精馏的全塔物料衡算,精馏段操作线方程,掌握进料的五种热状况及其对应的q,提馏段的操作线方程,加料板的物料衡算,q线方程。

教 学 内 容 纲 要

备注

(一)蒸馏过程概述

1. 蒸馏过程在化工中的应用

蒸馏分离的依据是,根据溶液中各组分挥发度(或沸点)的差异,使各组分得以分离。

2. 蒸馏分离的特点

3. 蒸馏过程的分类

工业上,蒸馏操作可按以下方法分类:

(1)蒸馏操作方式  可分为简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸),精馏和特殊精馏等。

(2)蒸馏操作流程  可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。

(3)物系中组分的数目  可分为两组分蒸馏和多组分蒸馏。

(4)操作压力  可分为加压、常压和减压蒸馏。

本章重点讨论两组分物系连续精馏的原理及计算方法。

(二)蒸馏过程的汽液平衡关系

两组分理想物系的汽液平衡

所谓理想物系是指液相和汽相应符合以下条件:

(1) 液相为理想溶液,遵循拉乌尔定律。

(2) 汽相为理想气体,遵循道尔顿分压定律。

1. 汽液平衡相图

(1)温度—组成

(2)汽—液相组成图(xy图)  

2. 汽液平衡的关系式

(1)拉乌尔定律

(2)以平衡常数表示的汽液平衡方程

3)以相对挥发度表示的汽液平衡方程

(二)两组分非理想物系的汽液平衡

实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系。非理想物系可能有如下三种情况:

(1) 液相为非理想溶液,汽相为理想气体;

(2) 液相为理想溶液,汽相为非理想气体;

(3) 液相为非理想溶液,汽相为非理想气体。

1. 汽液平衡相图

正偏差系

负偏差系

2. 汽液平衡方程

第二节 平衡蒸馏与简单蒸馏

(一)平衡蒸馏

1. 平衡蒸馏装置与流程

2. 平衡蒸馏过程计算

总物料衡算   

易挥发组分衡算

(二)简单蒸馏

1. 简单蒸馏装置与流程

2. 简单蒸馏的计算

第三节 精馏原理和流程

(一)精馏过程原理

1. 多次部分汽化和多次部分冷凝

2. 精馏塔模型

(二)精馏操作流程

1. 连续精馏操作流程

2. 间歇精馏操作流程

间歇精馏与连续精馏相比,有如下特点:

    1.间歇精馏为非定态过程,它有两种操作方式;即恒回流比操作和恒馏出液组成操作。

    2.间歇精馏只有精馏段。

全塔物料衡算

(一)物料衡算:连续稳定操作,进料流量=出料流量

XF——原料中易挥发组分的摩尔分率

XD——馏出液中易挥发组分的摩尔分率

XW——釜液中易挥发组份的摩尔分率

应用时要注意F与XF的关系,F若用质量表示,则XF要用质量分率表示,统一

例题

(二)精馏过程所要求的分离表示法

1.用产品的组成表示(XD=95%)

2.用回收率表示

回收率:指回收了原料中易挥发(或难挥发)组分百分数

如:塔顶易挥发组分的回收率η

η=馏出液中易挥发组份/原料液中易挥发组份=DXD / FXF×100%

η=W(1— XW)/F(1—XF)×100%

精馏的分析及其图解法

(一)几个概念

1、理论塔板(theoretical  plate):离开该塔板的汽、液组成达到相平衡的塔板。

注:理论板并不存在,但它可以作为衡量实际塔板分离效果的最高标准。在设计只岈求理论数后,则实际板数=理论板数×会正系数

2、操作关系:任意板下降液体组成Xn与下一板上升蒸汽组成yn+1之间的关系。由物料衡算决定。

(二)恒摩尔流的假定

1.恒摩尔汽化

精馏段内,由每层塔板上升的蒸汽摩尔流量皆相等;提馏段内也是一样

2.恒摩尔溢流

精馏段内,由每层塔板溢流的液体摩尔流量相等;提馏段内也是一样。

L——精馏段下流的液体摩尔流量kmol/h

L——提馏段下流的液体摩尔流量kmol/h

L1=L2=L3=……=Ln=定值=L

L1=L2=L3=……=Ln=定值

两段下降流体摩尔流量不一定相等

总称为恒摩尔流假设

3.如符合以下条件,则上述两项假设与实际情况相近

各组分的摩尔潜热相等

汽液接触时回温度不同而变换的显热可一狯略

保温良好,塔的热损失可一狯略不计

(三)操作线方程的推导

1.精馏段操作线方程式(笔记)

2.提馏段操作线方程

1.进料状况的影响

在提馏段操作线只岈液、气流量L′及V′尚需根据精馏段的液、汽流量L、V和进料物流量及其受热状况来决定。

进料共有五种可能的热状况

过冷液体(tF<ts

饱和液体(泡点液体进料)tF=ts

饱和液汽的混合物(ts<t<td

饱和蒸汽(t=td

过热蒸汽(t>td

(q-1)Fy=qFz-FxF

(q线方程,利用q线作提馏段操作线)             

2.以第3种情况分析,其它类推

第3种情况ts<tF<td(汽、液混合)

1)设进料中液相所占的分率为q,则汽相为(1—q)

加料板上物料衡算:L`=L+qF

汽相:V`+(1-q)F=V      V`=V-(1-q)F

2)进料液相分率q与热状况有一定的关系。令进料液、饱和液体,饱和蒸汽焓分别为iF,iL,iV(kj/kmol)

进料带入的总焓=汽、液两相各自带入的焓之和,即:

对1mol进料,则

对于饱和汽、液混合进料这情况,ts<tF<td,iL<iF<iV

则iV-iL>iV-iF>00<q<1

3.推广至其它的情况

1)过冷液体进料:原料进塔与蒸汽接触后应升至平衡温度(泡点),这就需要将提馏段上升的一部分蒸汽冷凝下来,用冷凝放出的潜热Q供进料升温用。V`>V

iF<iLiV-iF>iV-iL,即q>1  (图b,P405)

2)泡点液体进料(饱和液体进料):tS=tF,iF=iL, q=1

3)汽液混合进料:iL<iF<iV,0<q<1  

4)饱和蒸汽进料:t=td即iF=iv,q=0,V=F+V`,L=L`

5)过热蒸汽进料:t>td即iF>iv,q<0

进料不仅全部与提馏段上升蒸汽V汇合进入精馏段,还将释放出显热,使精馏段的回流液额外汽化一部分,结果V>V`+F,L`<L

4.q线方程(进料操作线方程)

若以V表示精馏段上升的蒸汽摩尔流量kmol/h

V——表示提馏段上升的蒸汽摩尔流量kmol/h

“下标”表示塔板序号,则V1=V2=V3=……,V1=V2=V3=……

注意:两段上升的蒸汽摩尔流量不一定相等。

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

  

授课主题(或章节)

9液 体 精馏

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

掌握逐板计算法和图解法求解理论板数,了解影响塔板效率的因素,熟悉回流比对精馏费用的影响,掌握最小回流比的概念和计算,全回流和操作线方程,熟悉捷算法求解理论板数,掌握图解法求解最少理论板数Nmin,了解水蒸气蒸馏、间歇蒸馏、恒沸蒸馏和萃取蒸馏,掌握回流比对精馏操作的影响。

教学重难点

掌握逐板计算法和图解法求解理论板数,最小回流比的概念和计算,全回流和操作线方程,图解法求解最少理论板数Nmin

教 学 内 容 纲 要

备注

一、理论塔板数的确定

求理论塔板数,必须利用:(1)汽液两相的平衡关系(平衡曲线X—Y),(2)相邻两板间汽液两相组成的操作关系(操作线方程)

求解方法:逐板法和图解法

(一)逐板计算法

(二)图解法(笔记)X—Y图解法

1.操作线的绘制

(1)精馏段操作线

精馏段操作线方程:

  

  

对角线方程:  y = x

    精馏段操作线与对角线交点a(xd,xd),与纵轴交点b(0,xd/(R+1));

则,ab即为精馏段操作线。

(2)提馏段操作线

    提馏段操作线方程:

提馏段操作线与对角线交点:c(xW,xW);

提馏段操作线与精馏段操作线的交点:

精馏段操作线方程:    Vy=Lx+DxD

    提馏段操作线方程:    V’y’= L’x’-WxW

    联立两个方程并整理得:

  

式(1-38)称为q线方程或进料方程,是描述两个操作线交点轨迹的方程。

    q线的绘制: 

q线与对角线交点为e(xf,xf)、其斜率为q/(q-1); 据此做直线ef 即为q线。

q线与精馏段操作线交点d; 则连db即得提馏段操作线

2.图解求理论塔板数

    过a依次在两个操作线与平衡线之间画梯级,即可求得理论塔板数。(一个梯级代表一块理论塔板)

  

回流比的影响及其选择

(一)回流比R=L/D的改变对精馏操作的影响

R↑,精馏段操作线向对角线靠近,N↓,但L↑,即冷凝器的负荷加大。

R↓,精馏段远离对角线,N↑,当R,q线→与平衡线相交,则N→∞,此时R 称为Rmin,全回流。

(二)回流比R=L/D的改变对提馏段操作线的影响

R↑,q点下降,提馏段接近对角线,板数减少,但再沸器负荷加大,纯度↑

R↓,提馏段与操作线相距越远,当与平衡线相交(q线),N↑。

(三)回流比的选择

1.Rmin<R<R∞

2.Nmin:R→∞,此时两操作线与对角线重合,称为全回流。只有在特定条件下才用它:如精馏塔的启动阶段,或操作中因意外而产品纯度低于要求时,进行一定时间的全回流,使能较快地达到操作正常。

3.正确选择Ropt

操作费:加热蒸汽和冷却水设备折旧,维修

设备费(塔板数)

4.注意几点:

设计的角度看,在给定任务下,必须考虑设备费与操作费来选择R; 对于投产中的精馏塔,则只能从调节操作状态来考虑回流比影响。如当蒸气流量V和进料流量、组成、热状况不变,若R↑,其影响为:(1)D=V/R+1,则塔顶产量D↓。(2)由于达成原分离要求所需的板数减少,现板数不变,就可超过原来的分离要求,即XD↑。

(四)最小回流比的计算

1.作图法;

2.解析法

捷算法求解理论板数

简捷法求理论板层数程序:

(1)计算Rmin 、确定R,计算横坐标;  

(2)查图得横坐标;

(3)计算Nmin 和,根据横坐标值和Nmin的值计算N。

恒沸精馏和萃取精馏

    恒沸精馏和萃取精馏的共同特点是在混合物中加入第三组分。两者都属多组分非理想物系的分离过程。

    恒沸精馏中加入的第三组分能与原料中的一个或两个组分形成新的最低恒沸物,从塔顶蒸出。

    萃取精馏加入的第三组分不与原料中的组分形成恒沸物,只改变原料中组分的相对挥发度,其沸点高,第三组分从塔底馏出。

    下面是分离乙醇 - 水的恒沸精馏和分离苯 - 环己烷的萃取精馏的流程示意图。

  

  

  

分离乙醇 - 水的恒沸精馏

  

分离- 环己烷的萃取精馏

  

  

  

  

  

  

  

  

课后作业

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

10章    气液传质设备

学时

4

教学内容

纲 要

10.1  板式塔

10.2  填料塔

教学目的

和要求

掌握筛板上的气液接角状态,气体通过筛板的阻力损失,板式塔不正常操作现象,提高板式塔效率的措施和筛板塔的设计。理解塔板的形式,板效率的各种表示方法及其应用,了解填料塔的结构、特谢嵬附属结构,理解气液两相在填料层内的流动。

教学重点

掌握筛板上的气液接角状态,气体通过筛板的阻力损失,板式塔不正常操作现象,提高板式塔效率的措施和筛板塔的设计。

教学难点

气体通过筛板的阻力损失计算,筛板塔的设计。

授课方式

(请打

多媒体授课和板书相结合

教学辅助

手段

  

教学后记

  

  

授课主题(或章节)

10气液传质设备

课次

2

授课方式

(请打

讲授(√)  讨论课( )  实验课( )  习题课()  其他( )

学时

4

教学目的

和要求

掌握筛板上的气液接角状态,气体通过筛板的阻力损失,板式塔不正常操作现象,提高板式塔效率的措施和筛板塔的设计。理解塔板的形式,板效率的各种表示方法及其应用,了解填料塔的结构、特谢嵬附属结构,理解气液两相在填料层内的流动。

教学重难点

掌握筛板上的气液接角状态,气体通过筛板的阻力损失,板式塔不正常操作现象,提高板式塔效率的措施和筛板塔的设计。

教 学 内 容 纲 要

备注

10.1 板式塔

10.1.1 概述

    板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备,它由一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干塔板所组成。如图10-1所示,板式塔正常工作时,液体在重力作用下自上而下通过各层塔板后由塔底排出;气体在压差推动下,经均布在塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出,在每块塔板上皆贮有一定的液体,气体穿过板上液层时,两相接触进行传质。

为有效地实现气液两相之间的传质,板式塔应具有以下两方面的功能:

①在每块塔板上气液两相必须保持密切而充分的接触,为传质过程提供足够大而且不断更新的相际接触表面,减小传质阻力;

②在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动,以提供最大的传质推动力。

由吸取章可知,当气液两相进、出塔设备的浓度一定时,两相逆流接触时的平均传质推动力最大。在板式塔内,各块塔板正是按两相逆流的原则组合起来的。

但是,在每块塔板上,由于气液两相的剧烈搅动,是不可能达到充分的逆流流动的。为获得尽可能大的传质推动力,目前在塔板设计中只能采用错流流动的方式,即液体横向流过塔板,而气体垂直穿过液层。

由此可见,除保证气液两相在塔板上有充分的接触之外,板式塔的设计意图是,在塔内造成一个对传质过程最有利的理想流动条件,即在总体上使两相呈逆流流动,而在每一块塔板上两相呈均匀的错流接触。

10.1.2 筛板上的气液接触状态

 塔板上气液两相的接触状态是决定板上两相流流体力学及传质和传热规律的重要因素。如图片3-8所示,当液体流量一定时,随着气速的增加,可以出现四种不同的接触状态。

(1)鼓泡接触状态

当气速较低时,气体以鼓泡形式通过液层。由于气泡的数量不多,形成的气液混合物基本上以液体为主,气液两相接触的表面积不大,传质效率很低。

(2)蜂窝状接触状态

随着气速的增加,气泡的数量不断增加。当气泡的形成速度大于气泡的浮升速度时,气泡在液层中累积。气泡之间相互碰撞,形成各种多面体的大气泡,板上为以气体为主的气液混合物。由于气泡不易破裂,表面得不到更新,所以此种状态不利于传热和传质。

(3)泡沫接触状态

当气速继续增加,气泡数量急剧增加,气泡不断发生碰撞和破裂,此时板上液体大部分以液膜的形式存在于气泡之间,形成一些直径较小,扰动十分剧烈的动态泡沫,在板上只能看到较薄的一层液体。由于泡沫接触状态的表面积大,并不断更新,为两相传热与传质提供了良好的条件,是一种较好的接触状态。

(4)喷射接触状态

当气速继续增加,由于气体动能很大,把板上的液体向上喷成大小不等的液滴,直径较大的液滴受重力作用又落回到板上,直径较小的液滴被气体带走,形成液沫夹带。此时塔板上的气体为连续相,液体为分散相,两相传质的面积是液滴的外表面。由于液滴回到塔板上又被分散,这种液滴的反复形成和聚集,使传质面积大大增加,而且表面不断更新,有利于传质与传热进谢岈也是一种较好的接触状态。

如上所述,泡沫接触状态和喷射状态均是优良的塔板接触状态。因喷射接触状态的气速高于泡沫接触状态,故喷射接触状态有较大的生产能力,但喷射状态液沫夹带较多,若控制不好,会破坏传质过程,所以多数塔均控制在泡沫接触状态下工作。

10.1.3 气体通过筛板的阻力损失

气体通过塔板的压降(塔板的总压降)包括:塔板的干板阻力(即板上各部件所造成的局部阻力),板上充气液层的静压力及液体的表面张力。

塔板压降是影响板式塔操作特性的重要因素。塔板压降增大,一方面塔板上气液两相的接触时间随之延长,板效率升高,完成同样的分离任务所需实际塔板数减少,设备费降低;另一方面,塔釜温度随之升高,能耗增加,操作费增大,若分离热敏性物系时易造成物料的分解或结焦。因此,进行塔板设计时,应综合考虑,在保证较高效率的前提下,力求减小塔板压降,以降低能耗和改善塔的操作。

10.1.4  板式塔的不正常操作现象

筛板塔内气体两相的非理想流动包括漏液、液泛和液沫夹带等,是使塔板效率降低甚至使操作无法进行的重要因素,因此,应尽量避免这些异常操作现象的出现。

(1)漏液

在正常操作的塔板上,液体横向流过塔板,然后经降液管流下。当气体通过塔板的速度较小时,气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体经孔道流下时,便会出现漏液现象。漏液的发生导致气液两相在塔板上的接触时间减少,塔板效率下降,严重时会使塔板不能积液而无法正常操作。通常,为保证塔的正常操作,漏液量应不大于液体流量的10%。漏液量达到10%的气体速度称为漏液速度,它是板式塔操作气速的下限。

造成漏液的主要原因是气速太小和板面上液面落差所引起的气流分布不均匀。在塔板液体入口处,液层较厚,往往出现漏液,为此常在塔板液体入口处留出一条不开孔的区域,称为安定区。
    (2)液沫夹带

上升气流穿过塔板上液层时,必然将部分液体分散成微小液滴,气体夹带着这些液滴在板间的空间上升,如液滴来不及沉降分离,则将随气体进入上层塔板,这种现象称为液沫夹带。

液滴的生成虽然可增大气液两相的接触面积,有利于传质和传热,但过量的液沫夹带常造成液相在塔板间的返混,进而导致板效率严重下降。为维持正常操作,需将液沫夹带限制在一定范围,一般允许的液沫夹带量为<0.1kg(液)/ kg(气)。

影响液沫夹带量的因素很多,最主要的是空塔气速和塔板间距。空塔气速减小及塔板间距增大,可使液沫夹带量减小。
    (3)液泛

塔板正常操作时,在板上维持一定厚度的液层,一嵬气体进行接触传质。如果由于某种原因,导致液体充满塔板之间的空间,使塔的正常操作受到破坏,这种现象称为液泛。

当塔板上液体流量很大,上升气体的速度很高时,液体被气体夹带到上一层塔板上的量剧增,使塔板间充满气液混合物,最终使整个塔内都充满液体,这种由于液沫夹带量过大引起的液泛称为夹带液泛。

当降液管内液体不能顺利向下流动时,管内液体必然积累,致使管内液位增高而越过溢流堰顶部,两板间液体相连,塔板产生积液,并依次上升,最终导致塔内充满液体,这种由于降液管内充满液体而引起的液泛称为降液管液泛。

液泛的形成与气液两相的流量相关。对一定的液体流量,气速过大会形成液泛;反之,对一定的气体流量,液量过大也可能发生液泛。液泛时的气速称为泛点气速,正常操作气速应控制在泛点气速之下。

影响液泛的因素除气液流量外,还与塔板的结构,特别是塔板间距等参数有关,设计中采用较大的板间距,可提高泛点气速。

10.1.5 板效率的各种表示方法及其应用

(1)点效率

式中   ——离开塔板上某点的气相组成;

——进入第n块板的气相组成;

——与被考察点液相组成x成平衡的气相组成。

为计算实际板数,必须知道离开同一块实际塔板的两相平均组成的关系。点效率不能满足此要求。

(2)默弗里板效率

        ,  

不仅考虑了塔板上两相之间的接触状况,同时也计入了塔板上气液两相的非理想流动,但未考虑塔板间的非理想流动,即液沫夹带和漏夜。均小于1。

(3)理论板数

考虑了液沫夹带的影响即。一般据修正平衡线的概念,实验经常考(设各板均相等为0.6,全回流求实际塔板数)。

    (4)全塔效率(设计时最常用)

式中  ——理论板数;

——实际板数。

P164精馏与吸取关联图,已出现许多关联式

10.1.6提高板效率的措施

10.1.6.1 结构参数

影响塔板效率的结构参数很多,塔径、板间距、堰高、堰长以及降液管尺寸等对板效率皆有影响,必须按某些经验规则恰当地选择。此外,有以下两点得特别指出。

(1)合理选择塔板的开孔率和孔径造成适应于物系性质的气液接触状态

塔板上存在着两种气液接触状态——泡沫状态和喷射状态。不同的孔速下将出现不同的气液接触状态,不同的物系适宜于不同的接触状态。

已知,轻组分表面张力小于重组分的物系宜采用泡沫接触状态,轻组分表面张力大于重组分的物系宜采用喷射接触状态。这一点可说明如下:

在泡沫接触状态,气泡密集,板上液体呈液膜状态而介于气泡之间。在传质过程只岈液膜是否稳定左右着实际相界面的大小。如果液膜不稳定,则易被撕裂而发生气泡的合并,相界面将减少。设有液膜如图所示,其表面张力为。若液膜的某一局部发生质量传递,该处膜厚减薄,轻组分浓度减小,重组分浓度增加,表面张力发生变化。

显然,对于重组分表面张力较小的物系,局部传质处的表面张力将小于,液体被拉向四周,导致液膜破裂气泡合并。反之,对于重组分表面张力较大的物系,局部蒸发处的表面张力 将大于,可吸引周围的液体,使液膜得以恢复,液膜比较稳定。

因此,重组分表面张力较大的物系,宜采用泡沫接触状态。若以表示重组分的摩尔分数,这种物系的,故可称为正系统。

在喷射状态只岈液相被分散成液滴而形成界面。与泡沫接触状态中的液膜相反,此时,液滴的稳定性越差,液滴越容易分裂,相界面越大。如图所示,由于局部质量传递,液滴表面的某个局部将出现缺口,此处重组分摩尔分数增加,表面张力发生变化。

对于正系统,缺口处的表面张力大于,缺口得以弥合,液滴稳定不易分裂。对于重组分表面张力较小的物系,缺口处的表面张力小于,缺口将自动扩展加深,导致液滴分裂。因此,重组分表面张力较小的物系,宜采用喷射接触状态。同样,若以表示重组分的摩尔分数,这种物系的,故可称为负系统。

总之,正系统的液滴或液膜的稳定性交崦,宜采用泡沫接触状态而不宜采用喷射接触状态;负系统的液滴或液膜稳定性差,宜采用喷射接触状态而不宜采用泡沫接触状态。

(2)设置倾斜的进气装置,使全部或部分气流斜向流入液层

在塔板上适当地设置倾斜进气装置,使全部或部分气体沿倾斜于液体流动的方向进入液层,具有以下优点。

① 斜向进气时,气体将给液体以部分动量。这样,液体将在该部分动量推动下沿塔板流动,而不必依靠液面落差。适当地分配斜向进入的气量。即可维持一定的液层厚度,还可以消除液面落差,促使气流的均布。

② 适当地安排斜向进气装置,即在塔板边缘处适当增加斜向进气装置的数量,可使液体沿圆形塔板表面流动均匀。

③ 斜向进气时造成的液滴具有倾斜的初速度,其垂直分量较小,因而液膜夹带量有所下降。

总之,适量采用斜向进气装置,可减少气液两相在塔板上的非理想流动,提高塔板效率。实现斜向进气的塔结构有多种形式。例如,舌形塔板、斜孔塔板、网孔塔板等使全部气体倾向进入液层;而林德筛板则使部分气体斜向进入液层。

10.1.6.2操作参数和塔板的负荷性能图

(1)负荷性能图

① 1为过量液沫夹带线,通常以Kg液/Kg干空气为依据确定,气液负荷位于该线上方,表

示液沫夹带过量,已不宜采用;

② 线2为漏液线,可根据漏液点气速确定,若气液负荷位于线2下方,表明漏液已使塔板效率大幅度下降;

③ 线3为溢流液泛线,可根据溢流液泛的产生条件确定,若气液负荷位于3上方,塔内将出现溢流液泛;

④线4为液流量下限线,对平直堰,其位置可根据6mm确定,对齿形堰有其他办法确定,液量小于该下限,板上液体流动严重不均匀而导致板效率急剧下降;

⑤线5为液流量上限线,可根据不小于3~5确定,若液量超过此上限,液体在降液管内停留时间过短,液流中的气泡夹带现象大量发生,以致出现溢流液泛。

上述各线所包围的区域为塔板正常操作范围。在此范围内,气液两相流量的变化对板效率影响不大。塔板的设计点和操作点都必须位于上述范围内,方能获得合理的板效率。

(2)操作弹性

上、下限操作极限的气体流量之比称为塔板的操作弹性,操作弹性越大的塔越好。

(3)注意

① 板型不同,负荷性能图中所包括的极限线也有所不同。

② 同一板型但设计不同,线的相对位置也会不同。例如板间距减小,则气速较小时也会产生液泛及液沫夹带,线1和线3将下移,而线5将左移,塔的正常操作范围减小;若降液管面积减小,线1和线3将上移,线5左移可能与线1相交,而将液泛线3划到正常操作范围之外,这表明该塔在发生液泛之前,液体流量已经受到降液管的最大液相负荷所限制。

1.1.7 塔板型式

塔板可分为有降液管式塔板(也称溢流式塔板或错流式塔板)及无降液管式塔板(也称穿流式塔板或逆流式塔板)两类,在工业生产只岈以有降液管式塔板应用最为广泛,在此只讨论有降液管式塔板。

1. 泡罩塔板

泡罩塔板是工业上应用最早的塔板,其结构如图所示,它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部,分圆形和条形两种,以前者使用较广。泡罩有f80、f100、f150mm三种尺寸,可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝,齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。

操作时,液体横向流过塔板,靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层,齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿,以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时,被分散成许多细小的气泡或流股,在板上形成鼓泡层,为气液两相的传热和传质提供大量的界面。

泡罩塔板的优点是操作弹性较大,塔板不易堵塞;缺点是结构复杂、造价高,板上液层厚,塔板压降大,生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代,在新建塔设备中已很少采用。

2. 筛孔塔板

筛孔塔板简称筛板,其结构如图所示。塔板上开有许多均匀的小孔,孔径一般为3~8mm。筛孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设置溢流堰,使板上能保持一定厚度的液层。

操作时,气体经筛孔分散成小股气流,鼓泡通过液层,气液间密切接触而进行传热和传质。在正常的操作条件下,通过筛孔上升的气流,应能阻止液体经筛孔向下泄漏。

筛板的优点是结构简单、造价低,板上液面落差小,气体压降低,生产能力大,传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞,不宜处理易结焦、粘度大的物料。

应予指出,筛板塔的设计和操作精度要求较高,过去工业上应用较为谨慎。近年来,由于设计和控制水平的不断提高,可使筛板塔的操作非常精确,故应用日趋广泛。

3. 浮阀塔板

浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点,应用广泛。浮阀的类型很多,国内常用的有如图片3-4所示的F1型、V-4型及T型等。

浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔,每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片,阀片本身连有几个阀腿,插入阀孔后将阀腿底脚拨转90°,以限制阀片升起的最大高度,并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片,当气速很低时,由于定距片的作用,阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上,在一定程度上可防止阀片与板面的粘结。

操作时,由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层,增加了气液接触时间,浮阀开度随气体负荷而变,在低气量时,开度较小,气体仍能以足够的气速通过缝隙,避免过多的漏液;在高气量时,阀片自动浮起,开度增大,使气速不致过大。

浮阀塔板的优点是结构简单、造价低,生产能力大,操作弹性大,塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时,阀片易与塔板粘结;在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象,使塔板效率和操作弹性下降。

4. 喷射型塔板

上述几种塔板,气体是以鼓泡或泡沫状态和液体接触,当气体垂直向上穿过液层时,使分散形成的液滴或泡沫具有一定向上的初速度。若气速过高,会造成较为严重的液沫夹带,使塔板效率下降,因而生产能力受到一定的限制。为克服这一缺点,近年来开发出喷射型塔板,大致有以下几种类型。

(1)舌型塔板

舌型塔板的结构如图所示,在塔板上冲出许多舌孔,方向朝塔板液体流出口一侧张开。舌片与板面成一定的角度,有18°、20°、25°三种(一般为20°),舌片尺寸有50×50mm和25×25mm两种。舌孔按正三角形排粱岈塔板的液体流出口一侧不设溢流堰,只保留降液管,降液管截面积要比一般塔板设计得大些。

操作时,上升的气流沿舌片喷出,其喷出速度可达20~30m/s。当液体流过每排舌孔时,即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫,被斜向喷射到液层上方,喷射的液流冲至降液管上方的塔壁后流入降液管只岈流到下一层塔板。

舌型塔板的优点是:生产能力大,塔板压降低,传质效率较高;缺点是:操作弹性较小,气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到下层塔板,从而降低塔板效率。

(2)浮舌塔板

如图所示,与舌型塔板相比,浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动。因此,浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点,具有处理能力大、压降低、操作弹性大等优点,特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。

(3)斜孔塔板

斜孔塔板的结构如图所示。在板上开有斜孔,孔口向上与板面成一定角度。斜孔的开口方向与液流方向垂直,同一排孔的孔口方向一致,相邻两排开孔方向相反,使相邻两排孔的气体向相反的方向喷出。这样,气流不会对喷,既可得到水平方向较大的气速,又阻止了液沫夹带,使板面上液层低而均匀,气体和液体不断分散和聚集,其表面不断更新,气液接触良好,传质效率提高。

斜孔塔板克服了筛孔塔板、浮阀塔板和舌型塔板的某些缺点。斜孔塔板的生产能力比浮阀塔板大30%左右,效率与之相当,且结构简单,加工制造方便,是一种性能优良的塔板。

10.1.8 筛板塔的设计

设计良好的筛板是一种效率高,生产能力大的塔板,目前已成为应用最广的通用塔板。

一般孔径的泡沫型操作的筛板塔设计

1、塔板的板面布置

开孔率=筛孔总面积/有效面积

A0=1/2筛孔面积    Aa=正三角形面积

2、塔板的设计参数

3、设计程序

⑴板间距的选择和塔径的初步确定

⑵塔板结构设计

⑶塔板的会核

作出负荷性能图以全面了解塔板的操作性能.

10.2 填料塔

10.2.1 填料塔的结构及其结构特性

         1. 填料塔的结构

如图所示为填料塔的结构示意图,填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒,底部装有填料支承板,填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板,以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上,并沿填料表面流下。气体从塔底送入,经气体分布装置(小直径塔一般不设气体分布装置)分布后,与液体呈逆流连续通过填料层的空隙,在填料表面上,气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备,两相组成沿塔高连续变化,在正常操作状态下,气相为连续相,液相为分散相。

当液体沿填料层向下流动时,有逐渐向塔壁集中的趋势,使得塔壁附近的液流量逐渐增大,这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均,从而使传质效率下降。因此,当填料层较高时,需要进行分段,中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分,上层填料流下的液体经液体收集器收集后,送到液体再分布器,经重新分布后喷淋到下层填料上。

填料塔具有生产能力大,分离效率高,压降小,持液量小,操作弹性大等优点。

填料塔也有一些不足之处,如填料造价高;当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面,使传质效率降低;不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料;对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。

2. 填料特性的评价

(1)比表面积

塔内单位体积填料层具有的填料表面积,m2/m3。填料比表面积的大小是气液传质比表面积大小的基础条件。须说明两点:第一,操作中有部分填料表面不被润湿,以致比表面积中只有某个分率的面积才是润湿面积。据资料先容,填料真正润湿的表面积只占全部填料表面积的(20~50)%。第二,有的部位填料表面虽然润湿,但液流不畅,液体有某种程度的停滞现象。这种停滞的液体与气体接触时间长,气液趋于平衡态,在塔内几乎不构成有效传质区。为此,须把比表面积与有效的传质比表面积加以区分。但比表面积仍不失为重要的参量。

(2)空隙率

塔内单位体积填料层具有的空隙体积,m2/m3为一分数。值大则气体通过填料层的阻力小,故值以高为宜。

对于乱堆填料,当塔径与填料尺寸之比大于8时,因每个填料在塔内的方位是随机的,填料层的均匀性较好,这时填料层可视为各向同性,填料层的空隙率就是填料层内任一横截面的空隙截面分率。

当气体以一定流量过填料层时,按塔横截面积计的气速称为“空塔气速”(简称空速),而气体在填料层孔隙内流动的真正气速为。二者关系为:

(3)塔内单位体积具有的填料个数

根据计算出的塔径与填料层高度,再根据所选填料的n值,即可确定塔内需要的填料数量。一般要求塔径与填料尺寸之比(此比值在8~15之间为宜),以便气、液分布均匀。若,在近塔壁处填料层空隙率比填料层中心部位的空隙率明显偏高,会影响气液的均匀分布。若值过大,即填料尺寸偏小,气流阻力增大。

10.2.2 气液两相在填料层内的流动

填料塔的流体力学性能主要包括填料层的持液量、填料层的压降、液泛、填料表面的润湿及返混等。

1. 填料层的持液量

填料层的持液量是指在一定操作条件下,在单位体积填料层内所积存的液体体积,以(m3液体)/(m3填料)表示。持液量可分为静持液量Hs、动持液量Ho和总持液量Ht。静持液量是指当填料被充分润湿后,停止气液两相进料,并经排液至无滴液流出时存留于填料层中的液体量,其取决于填料和流体的特性,与气液负荷无关。动持液量是指填料塔停止气液两相进料时流出的液体量,它与填料、液体特性及气液负荷有关。总持液量是指在一定操作条件下存留于填料层中的液体总量。显然,总持液量为静持液量和动持液量之和,即

填料层的持液量可由实验测出,也可由经验公式计算。一般来说,适当的持液量对填料塔操作的稳定谢嵬传质是有益的,但持液量过大,将减少填料层的空隙和气相流通截面,使压降增大,处理能力下降。

2. 填料层的压降

在逆流操作的填料塔只岈从塔顶喷淋下来的液体,依靠重力在填料表面成膜状向下流动,上升气体与下降液膜的摩擦阻力形成了填料层的压降。填料层压降与液体喷淋量及气速有关,在一定的气速下,液体喷淋量越大,压降越大;在一定的液体喷淋量下,气速越大,压降也越大。将不同液体喷淋量下的单位填料层的压降DP/Z与空塔气速u的关系标绘在对数坐标纸上,可得到如图3-13所示的曲线簇。

在图片10-53 只岈直线0表示无液体喷淋(L=0)时,干填料的P/Z~u关系,称为干填料压降线。曲线1、2、3表示不同液体喷淋量下,填料层的P/Zu关系,称为填料操作压降线。

从图中可看出,在一定的喷淋量下,压降随空塔气速的变化曲线大致可分为三段:当气速低于A点时,气体流动对液膜的曳力很小,液体流动不受气流的影响,填料表面上覆盖的液膜厚度基本不变,因而填料层的持液量不变,该区域称为恒持液量区。此时P/Z~u为一直线,位于干填料压降线的左侧,且基本上与干填料压降线平行。当气速超过A点时,气体对液膜的曳力较大,对液膜流动产生阻滞作用,使液膜增厚,填料层的持液量随气速的增加而增大,此现象称为拦液。开始发生拦液现象时的空塔气速称为载点气速,曲线上的转折点A,称为载点。若气速继续增大,到达图中B点时,由于液体不能顺利向下流动,使填料层的持液量不断增大,填料层内几乎充满液体。气速增加很小便会引起压降的剧增,此现象称为液泛,开始发生液泛现象时的气速称为泛点气速,以uF表示,曲线上的点B,称为泛点。从载点到泛点的区域称为载液区,泛点以上的区域称为液泛区。

应予指出,在同样的气液负荷下,不同填料的P/Zu关系曲线有所差异,但其基本形状相近。对于某些填料,载点与泛点并不明显,故上述三个区域间无截然的界限。

3. 液泛

在泛点气速下,持液量的增多使液相由分散相变为连续相,而气相则由连续相变为分散相,此时气体呈气泡形式通过液层,气流出现脉动,液体被大量带出塔顶,塔的操作极不稳定,甚至会被破坏,此种情况称为淹塔或液泛。影响液泛的因素很多,如填料的特性、流体的物性及操作的液气比等。

填料特性的影响集中体现在填料因子上。填料因子F值越小,越不易发生液泛现象。

流体物性的影响体现在气体密度rV、液体的密度rL和粘度mL上。气体密度越小,液体的密度越大、粘度越小,则泛点气速越大。

操作的液气比愈大,则在一定气速下液体喷淋量愈大,填料层的持液量增加而空隙率减小,故泛点气速愈小。

4. 液体喷淋密度和填料表面的润湿

填料塔中气液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜,填料表面必须被液体充分润湿,而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。

液体喷淋密度是指单位塔截面积上,单位时间内喷淋的液体体积,以U表示,单位为m3/(m2·h)。为保证填料层的充分润湿,必须保证液体喷淋密度大于某一极限值,该极限值称为最小喷淋密度,以Umin表示。最小喷淋密度通常采用下式计算,即

式中   Umin ——最小喷淋密度,m3/(m2·h);

(LW)min ——最小润湿速率,m3/(m·h);

a ——填料的比表面积,m2/m3

最小润湿速率是指在塔的截面上,单位长度的填料周边的最小液体体积流量。其值可由经验公式计算,也可采用经验值。对于直径不超过75mm的散装填料,可取最小润湿速率(LW)min为0.08 m3/(m·h);对于直径大于 75mm的散装填料,取(LW)min =0.12 m3/(m·h)。

填料表面润湿性能与填料的材质有关,就常用的陶瓷、金属、塑料三种材质而言,以陶瓷填料的润湿性能最好,塑料填料的润湿性能最差。

实际操作时采用的液体喷淋密度应大于最小喷淋密度。若喷淋密度过小,可采用增大回流比或采用液体再循环的方法加大液体流量,以保证填料表面的充分润湿;也可采用减小塔径予以补偿;对于金属、塑料材质的填料,可采用表面处理方法,改善其表面的润湿性能。

5.返混

在填料塔内,气液两相的逆流并不呈理想的活塞流状态,而是存在着不同程度的返混。造成返混现象的原因很多,如:填料层内的气液分布不均;气体和液体在填料层内的沟流;液体喷淋密度过大时所造成的气体局部向下运动;塔内气液的湍流脉动使气液微团停留时间不一致等。填料塔内流体的返混使得传质平均推动力变小,传质效率降低。因此,按理想的活塞流设计的填料层高度,因返混的影响需适当加高,以保证预期的分离效果。

10.2.3 填料塔的传质

1.相际接触面积

干填料比表面积为,实际操作中润湿的填料比表面积为,由于只有在润湿的填料表面才可能发生气、液传质,故值具有实际意义。下面先容计算的恩田(Onda)公式,该公式为:

式中              ——液体表面张力,N/m;

——填料上液体铺展开的最大表面张力,N/m。要求σ<σC。σC的值见表7-3。

——液体空塔质量通率,kg/(s·m2);

——液体的粘度,N·s/m2和密度,kg/m3

表10-5 不同填料材质的σC