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化工原理の传热实验一、实验目的1、学习传热系数的测定方法；2、学习传热膜系数及其准数联式的测定方法。
二、实验原理本实验有套管换热器4套，列管式换热器4套，首先介绍套管换热器。
套管换热器管间进饱和蒸汽，冷凝放热以加热管内的空气，实验设备如图2-2-5-1（1）所示。
传热方式为：冷凝—传导—对流 1、传热系数可用下式计算： ]/[2k m W t A qK m⋅∆⋅=(1)图2-2-5-1（1） 套管换热器示意图 式中：q ——传热速率[W] A ——传热面积[m 2] △t m —传热平均温差[K] ○1传热速率q 用下式计算： ])[(12W t t C V q p S -=ρ （2） 式中：3600/h S V V =——空气流量[m 3/s]V h ——空气流量[m 3/h]ρ——空气密度[kg/m 3]，以下式计算：]/)[273(4645.031m kg t R p Pa ++=ρ （3）Pa ——大气压[mmHg]Rp ——空气流量计前表压[mmHg] t 1——空气进换热器前的温度[℃]Cp ——空气比热[K kg J ⋅/]，查表或用下式计算：]/[04.01009K kg J t C m p ⋅+= （4） t m =(t 1+t 2)/2——空气进出换热器温度的平均值（℃） t 2——空气出口温度[℃]②传热平均面积A ：][2m L d A m π= （5）式中：d m =传热管平均直径[m]L —传热管有效长度[m ]③传热平均温度差△t m 用逆流对数平均温差计算：T ←——T t 1——→t 2 )(),(2211t T t t T t -=∆-=∆2121ln t t t t t m ∆∆∆-∆=∆ (6) 式中：T ——蒸汽温度[℃]2、传热膜系数（给热系数）及其关联式空气在圆形直管内作强制湍流时的传热膜系数可用下面准数关联式表示：nr m e P R Nu 0α= （7）式中：N u ——努塞尔特准数R e ——雷诺准数 P r ——普兰特准数αo ——系数，经验值为0.023 m ——指数，经验值为0.8n ——指数，经验值为：流体被加热时n=0.4，流体被冷却n=0.3 为了测定传热膜系数，现对式（7）作进一步的分析：λαdNu =（8） α——空气与管壁间的传热膜系数[W/m 2·k] 本实验可近似取α=K[传热系数]，也可用下式计算：)(m W i t t A q -=α （9）A i ——传热管内表面积[m 2] t W ——管壁温[℃]t m ——空气进、出口平均温度[℃] d ——管内径[m]λ——空气的导热系数[W/m ·k]，查表或用下式计算：λ=0.0244+7.8×10-5t m （10） μρdu =Re （11）u ——空气在加热管内的流速[m/s]μ——空气定性温度（t m ）下的粘度[pa ·s]，查表或用下式计算：μ=1.72×10-5+4.8×10-8t m （12）d ，ρ——意义同上。
化工原理传热
传热是化工工程中非常重要的一个环节。
它在诸多化工过程中起着至关重要的作用。
传热的目的是将热量从一个物体或介质传递到另一个物体或介质中，以实现热量的平衡。
常见的传热方式有传导、对流和辐射。
传导是指热量通过物质内部的分子碰撞传递。
当两个物体的接触表面存在温度差异时，热量会从高温区域向低温区域传导。
传导的速率取决于物质的导热性能、温度差和物质的厚度及表面积。
对流是指热量通过介质的流动传递。
当液体或气体流经固体表面时，会带走固体表面的热量，然后将其释放到其他地方。
对流的速率取决于介质的流速、流动性质、热交换表面积和温度差。
辐射是指发射和吸收电磁辐射传递热量。
所有物体都会辐射热能，其强度与物体的温度和表面特性有关。
辐射的速率取决于温度差、辐射表面的特性和表面积。
在化工过程中，传热通常与反应、分离和加热等操作密切相关。
通过合理设计和优化传热设备，可以提高化工过程的效率和产量。
例如，在化工反应过程中，提供适当的传热方式和设备，可以加快反应速率和提高产品质量。
在化工分离过程中，通过传热可以实现不同组分的分离和纯化。
在加热过程中，传热设备可以提供所需的加热功率和温度控制。
综上所述，传热在化工工程中起着重要的作用。
通过合理选择和设计传热设备，可以提高化工过程的效率和产量，同时实现能量的合理利用。
化工原理传热化工原理传热是化工领域中重要的一个学科，涉及到热传导、对流传热和辐射传热等方面。
它在工业生产中起到了重要的作用，有助于提高化工产品的生产效率和质量，也可以降低工业生产的成本。
本文将从热传导、对流传热和辐射传热三个方面介绍化工原理传热的相关知识。
一、热传导热传导是指在无外力驱动下热量沿着物体内部由高温区向低温区传递的现象。
它是工业生产中最基本的传热方式之一，常见的有平板换热器、卷帘换热器等。
热传导的传热系数受多种因素的影响，如物体的热导率、物体的导热截面积等。
因此在实际工业生产中，需要根据具体的情况选择不同的热传导设备和参数来实现传热。
二、对流传热对流传热是指热量通过物体与气体或液体流体的对流传递，也是化工工业中常用的传热方式之一。
对流传热的传热系数和物体表面的状态有关，如表面上的气流速度、温度和物体和流体之间的热阻等。
具体的对流传热设备包括了冷却塔、换热器等。
在实际生产中，需要根据不同流体的特性选择不同的对流传热设备。
三、辐射传热辐射传热是指热量通过介质之间的空气、真空等的辐射传递。
单从传热方式上来看，辐射传热与其他两种传热方式有很大的区别。
常见的辐射传热设备有电热炉、太阳能热水器等。
辐射传热的传热系数受多种因素的影响，如介质温度、表面发射系数等。
在实际生产中，需要根据不同的环境条件选择不同的辐射传热设备。
总体来说，化工原理传热是工业生产过程中必不可少的一个环节。
在实际生产中，需要根据具体的情况选择不同的传热方式，以提高生产效率和质量。
虽然热传导、对流传热和辐射传热在物理学原理方面各有不同，但它们在化工生产中的作用和意义都是相通的，同时也相互补充和共同影响。
因此，在进行化工原理传热的设计和应用时，需要综合考虑各种因素的综合影响，才能达到预期效果。
第一章流体流动质点含有大量分子的流体微团,其尺寸远小于设备尺寸,但比起分子自由程却要大得多.连续性假定假定流体是由大量质点组成的、彼此间没有间隙、完全充满所占空间的连续介质.拉格朗日法选定一个流体质点,对其跟踪观察,描述其运动参数如位移、速度等与时间的关系.欧拉法在固定空间位置上观察流体质点的运动情况,如空间各点的速度、压强、密度等,即直接描述各有关运动参数在空间各点的分布情况和随时间的变化.定态流动流场中各点流体的速度u、压强p不随时间而变化.轨线与流线轨线是同一流体质点在不同时间的位置连线,是拉格朗日法考察的结果.流线是同一瞬间不同质点在速度方向上的连线,是欧拉法考察的结果.系统与控制体系统是采用拉格朗日法考察流体的.控制体是采用欧拉法考察流体的.理想流体与实际流体的区别理想流体粘度为零,而实际流体粘度不为零. 粘性的物理本质分子间的引力和分子的热运动.通常液体的粘度随温度增加而减小,因为液体分子间距离较小,以分子间的引力为主.气体的粘度随温度上升而增大,因为气体分子间距离较大,以分子的热运动为主.总势能流体的压强能与位能之和.可压缩流体与不可压缩流体的区别流体的密度是否与压强有关.有关的称为可压缩流体,无关的称为不可压缩流体.伯努利方程的物理意义流体流动中的位能、压强能、动能之和保持不变. 平均流速流体的平均流速是以体积流量相同为原则的.动能校正因子实际动能之平均值与平均速度之动能的比值.均匀分布同一横截面上流体速度相同.均匀流段各流线都是平行的直线并与截面垂直,在定态流动条件下该截面上的流体没有加速度,故沿该截面势能分布应服从静力学原理.层流与湍流的本质区别是否存在流体速度u、压强p的脉动性,即是否存在流体质点的脉动性.稳定性与定态性稳定性是指系统对外界扰动的反应.定态性是指有关运动参数随时间的变化情况.边界层流动流体受固体壁面阻滞而造成速度梯度的区域.边界层分离现象在逆压强梯度下,因外层流体的动量来不及传给边界层,而形成边界层脱体的现象.雷诺数的物理意义雷诺数是惯性力与粘性力之比.量纲分析实验研究方法的主要步骤:①经初步实验列出影响过程的主要因素；②无量纲化减少变量数并规划实验；③通过实验数据回归确定参数及变量适用范围,确定函数形式.摩擦系数层流区,λ与Re成反比,λ与相对粗糙度无关；一般湍流区,λ随Re增加而递减,同时λ随相对粗糙度增大而增大；充分湍流区,λ与Re无关,λ随相对粗糙度增大而增大.完全湍流粗糙管当壁面凸出物低于层流内层厚度,体现不出粗糙度过对阻力损失的影响时,称为水力光滑管.Re很大,λ与Re无关的区域,称为完全湍流粗糙管.同一根实际管子在不同的Re下,既可以是水力光滑管,又可以是完全湍流粗糙管.局部阻力当量长度把局部阻力损失看作相当于某个长度的直管,该长度即为局部阻力当量长度.毕托管特点毕托管测量的是流速,通过换算才能获得流量.驻点压强在驻点处,动能转化成压强称为动压强,所以驻点压强是静压强与动压强之和.孔板流量计的特点恒截面,变压差.结构简单,使用方便,阻力损失较大.转子流量计的特点恒流速,恒压差,变截面.非牛顿流体的特性塑性：只有当施加的剪应力大于屈服应力之后流体才开始流动.假塑性与涨塑性：随剪切率增高,表观粘度下降的为假塑性.随剪切率增高,表观粘度上升的为涨塑性.触变性与震凝性：随剪应力t作用时间的延续,流体表观粘度变小,当一定的剪应力t所作用的时间足够长后,粘度达到定态的平衡值,这一行为称为触变性.反之,粘度随剪切力作用时间延长而增大的行为则称为震凝性.粘弹性：不但有粘性,而且表现出明显的弹性.具体表现如：爬杆效应、挤出胀大、无管虹吸.第二章流体输送机械管路特性方程管路对能量的需求,管路所需压头随流量的增加而增加.输送机械的压头或扬程流体输送机械向单位重量流体所提供的能量J/N. 离心泵主要构件叶轮和蜗壳.离心泵理论压头的影响因素离心泵的压头与流量,转速,叶片形状及直径大小有关.叶片后弯原因使泵的效率高.气缚现象因泵内流体密度小而产生的压差小,无法吸上液体的现象.离心泵特性曲线离心泵的特性曲线指Hｅ～qV,η～qV, Pａ～qV.离心泵工作点管路特性方程和泵的特性方程的交点.离心泵的调节手段调节出口阀,改变泵的转速.汽蚀现象液体在泵的最低压强处叶轮入口汽化形成气泡,又在叶轮中因压强升高而溃灭,造成液体对泵设备的冲击,引起振动和侵蚀的现象.必需汽蚀余量NPSHr泵入口处液体具有的动能和压强能之和必须超过饱和蒸汽压强能多少离心泵的选型类型、型号①根据泵的工作条件,确定泵的类型；②根据管路所需的流量、压头,确定泵的型号.正位移特性流量由泵决定,与管路特性无关.往复泵的调节手段旁路阀、改变泵的转速、冲程.离心泵与往复泵的比较流量、压头前者流量均匀,随管路特性而变,后者流量不均匀,不随管路特性而变.前者不易达到高压头,后者可达高压头.前者流量调节用泵出口阀,无自吸作用,启动时关出口阀；后者流量调节用旁路阀,有自吸作用,启动时开足管路阀门.通风机的全压、动风压通风机给每立方米气体加入的能量为全压Pa=J/m3,其中动能部分为动风压.真空泵的主要性能参数①极限真空；②抽气速率.第三章液体的搅拌搅拌目的均相液体的混合,多相物体液液,气液,液固的分散和接触,强化传热.搅拌器按工作原理分类搅拌器按工作原理可分为旋桨式,涡轮式两大类.旋桨式大流量,低压头；涡轮式小流量,高压头.混合效果搅拌器的混合效果可以用调匀度、分隔尺度来度量.宏观混合总体流动是大尺度的宏观混合；强烈的湍动或强剪切力场是小尺度的宏观混合.微观混合只有分子扩散才能达到微观混合.总体流动和强剪切力场虽然本身不是微观混合,但是可以促进微观混合,缩短分子扩散的时间.搅拌器的两个功能产生总体流动；同时形成湍动或强剪切力场.改善搅拌效果的工程措施改善搅拌效果可采取增加搅拌转速、加挡板、偏心安装搅拌器、装导流筒等措施.第四章流体通过颗粒层的流动非球形颗粒的当量直径球形颗粒与实际非球形颗粒在某一方面相等,该球形的直径为非球形颗粒的当量直径,如体积当量直径、面积当量直径、比表面积当量直径等.形状系数等体积球形的表面积与非球形颗粒的表面积之比.分布函数小于某一直径的颗粒占总量的分率.频率函数某一粒径范围内的颗粒占总量的分率与粒径范围之比.颗粒群平均直径的基准颗粒群的平均直径以比表面积相等为基准.因为颗粒层内流体为爬流流动,流动阻力主要与颗粒表面积的大小有关.床层比表面单位床层体积内的颗粒表面积.床层空隙率单位床层体积内的空隙体积.数学模型法的主要步骤数学模型法的主要步骤有①简化物理模型②建立数学模型③模型检验,实验确定模型参数.架桥现象尽管颗粒比网孔小,因相互拥挤而通不过网孔的现象.过滤常数及影响因素过滤常数是指 K、qe.K与压差、悬浮液浓度、滤饼比阻、滤液粘度有关；qe与过滤介质阻力有关.它们在恒压下才为常数.过滤机的生产能力滤液量与总时间过滤时间和辅助时间之比.最优过滤时间使生产能力达到最大的过滤时间.加快过滤速率的途径①改变滤饼结构；②改变颗粒聚集状态；③动态过滤.第五章颗粒的沉降和流态化曳力表面曳力、形体曳力曳力是流体对固体的作用力,而阻力是固体壁对流体的力,两者为作用力与反作用力的关系.表面曳力由作用在颗粒表面上的剪切力引起,形体曳力由作用在颗粒表面上的压强力扣除浮力的部分引起.自由沉降速度颗粒自由沉降过程中,曳力、重力、浮力三者达到平衡时的相对运动速度.离心分离因数离心力与重力之比.旋风分离器主要评价指标分离效率、压降.总效率进入分离器后,除去的颗粒所占比例.粒级效率某一直径的颗粒的去除效率.分割直径粒级效率为50%的颗粒直径.流化床的特点混合均匀、传热传质快；压降恒定、与气速无关.两种流化现象散式流化和聚式流化.聚式流化的两种极端情况腾涌和沟流.起始流化速度随着操作气速逐渐增大,颗粒床层从固定床向流化床转变的空床速度.带出速度随着操作气速逐渐增大,流化床内颗粒全被带出的空床速度.气力输送利用气体在管内的流动来输送粉粒状固体的方法.第六章传热传热过程的三种基本方式直接接触式、间壁式、蓄热式.载热体为将冷工艺物料加热或热工艺物料冷却,必须用另一种流体供给或取走热量,此流体称为载热体.用于加热的称为加热剂；用于冷却的称为冷却剂.三种传热机理的物理本质传导的物理本质是分子热运动、分子碰撞及自由电子迁移；对流的物理本质是流动流体载热；热辐射的物理本质是电磁波. 间壁换热传热过程的三个步骤热量从热流体对流至壁面,经壁内热传导至另一侧,由壁面对流至冷流体.导热系数物质的导热系数与物质的种类、物态、温度、压力有关.热阻将传热速率表达成温差推动力除以阻力的形式,该阻力即为热阻.推动力高温物体向低温传热,两者的温度差就是推动力.流动对传热的贡献流动流体载热.强制对流传热在人为造成强制流动条件下的对流传热.自然对流传热因温差引起密度差,造成宏观流动条件下的对流传热.自然对流传热时,加热、冷却面的位置应该是加热面在下,制冷面在上,这样有利于形成充分的对流流动.努塞尔数、普朗特数的物理意义努塞尔数的物理意义是对流传热速率与导热传热速率之比.普朗特数的物理意义是动量扩散系数与热量扩散系数之比,在α关联式中表示了物性对传热的贡献.α关联式的定性尺寸、定性温度用于确定关联式中的雷诺数等准数的长度变量、物性数据的温度.比如,圆管内的强制对流传热,定性尺寸为管径d、定性温度为进出口平均温度.大容积自然对流的自动模化区自然对流α与高度h无关的区域.液体沸腾的两个必要条件过热度tw-ts、汽化核心.核状沸腾汽泡依次产生和脱离加热面,对液体剧烈搅动,使α随Δt急剧上升.第七章蒸发蒸发操作及其目的蒸发过程的特点二次蒸汽溶液沸点升高疏水器气液两相流的环状流动区域加热蒸汽的经济性蒸发器的生产强度提高生产强度的途径提高液体循环速度的意义节能措施杜林法则多效蒸发的效数在技术经济上的限制第八章气体吸收吸收的目的和基本依据吸收的目的是分离气体混合物,吸收的基本依据是混合物中各组份在溶剂中的溶解度不同.主要操作费溶剂再生费用,溶剂损失费用.解吸方法升温、减压、吹气.选择吸收溶剂的主要依据溶解度大,选择性高,再生方便,蒸汽压低损失小.相平衡常数及影响因素m、E、H均随温度上升而增大,E、H与总压无关,m 反比于总压.漂流因子P/PBm表示了主体流动对传质的贡献.气、液扩散系数的影响因素气体扩散系数与温度、压力有关；液体扩散系数与温度、粘度有关.传质机理分子扩散、对流传质.气液相际物质传递步骤气相对流,相界面溶解,液相对流.有效膜理论与溶质渗透理论的结果差别有效膜理论获得的结为k∝D,溶质渗透理论考虑到微元传质的非定态性,获得的结果为k∝.传质速率方程式传质速率为浓度差推动力与传质系数的乘积.因工程上浓度有多种表达,推动力也就有多种形式,传质系数也有多种形式,使用时注意一一对应.传质阻力控制传质总阻力可分为两部分,气相阻力和液相阻力.当mky<<kx 时,为气相阻力控制；当mky>>kx时,为液相阻力控制.低浓度气体吸收特点①G、L为常量,②等温过程,③传质系数沿塔高不变. 建立操作线方程的依据塔段的物料衡算.返混少量流体自身由下游返回至上游的现象.最小液气比完成指定分离任务所需塔高为无穷大时的液气比.NOG的计算方法对数平均推动力法,吸收因数法,数值积分法.HOG的含义塔段为一个传质单元高,气体流经一个传质单元的浓度变化等于该单元内的平均推动力.常用设备的HOG值～m.吸收剂三要素及对吸收结果的影响吸收剂三要素是指t、x2、L.t↓,x2↓,L↑均有利于吸收.化学吸收与物理吸收的区别溶质是否与液相组分发生化学反应.增强因子化学吸收速率与物理吸收速率之比.容积过程慢反应使吸收成容积过程.表面过程快反应使吸收成表面过程.第九章液体精馏蒸馏的目的及基本依据蒸馏的目的是分离液体混合物,它的基本依据原理是液体中各组分挥发度的不同.主要操作费用塔釜的加热和塔顶的冷却.双组份汽液平衡自由度自由度为2P一定,t～x或y；t一定,P～x或y；P 一定后,自由度为1.泡点泡点指液相混合物加热至出现第一个汽泡时的温度.露点露点指气相混合物冷却至出现第一个液滴时的温度.非理想物系汽液相平衡关系偏离拉乌尔定律的成为非理想物系.总压对相对挥发度的影响压力降低,相对挥发度增加.平衡蒸馏连续过程且一级平衡.简单蒸馏间歇过程且瞬时一级平衡.连续精馏连续过程且多级平衡.间歇精馏时变过程且多级平衡.特殊精馏恒沸精馏、萃取精馏等加第三组分改变α.实现精馏的必要条件回流液的逐板下降和蒸汽逐板上升,实现汽液传质、高度分离.理论板离开该板的汽液两相达到相平衡的理想化塔板.板效率经过一块塔板之后的实际增浓与理想增浓之比.恒摩尔流假设及主要条件在没有加料、出料的情况下,塔段内的汽相或液相摩尔流率各自不变.组分摩尔汽化热相近,热损失不计,显热差不计.加料热状态参数q值的含义及取值范围一摩尔加料加热至饱和汽体所需热量与摩尔汽化潜热之比,表明加料热状态.取值范围：q<0过热蒸汽,q=0饱和蒸汽,0<q<1汽液混和物,q=1饱和液体,q>1冷液.建立操作线的依据塔段物料衡算.操作线为直线的条件液汽比为常数恒摩尔流.最优加料位置在该位置加料,使每一块理论板的提浓度达到最大.挟点恒浓区的特征汽液两相浓度在恒浓区几乎不变.芬斯克方程求取全回流条件下,塔顶塔低浓度达到要求时的最少理论板数.最小回流比达到指定分离要求所需理论板数为无穷多时的回流比,是设计型计算特有的问题.最适宜回流比使设备费、操作费之和最小的回流比.灵敏板塔板温度对外界干扰反映最灵敏的塔板,用于预示塔顶产品浓度变化.间歇精馏的特点操作灵活、适用于小批量物料分离.恒沸精馏与萃取精馏的主要异同点相同点：都加入第三组份改变相对挥发度；区别：①前者生成新的最低恒沸物,加入组分从塔顶出；后者不形成新恒沸物,加入组分从塔底出.②操作方式前者可间歇,较方便.③前者消耗热量在汽化潜热,后者在显热.多组分精馏流程方案选择选择多组分精馏的流程方案需考虑①经济上优化；②物性；③产品纯度.关键组分对分离起控制作用的两个组分为关键组分,挥发度大的为轻关键组分；挥发度小的为重关键组分.清晰分割法清晰分割法假定轻组分在塔底的浓度为零,重组分在塔顶的浓度为零.全回流近似法全回流近似法假定塔顶、塔底的浓度分布与全回流时相近第十章气液传质设备板式塔的设计意图①气液两相在塔板上充分接触,②总体上气液逆流,提供最大推动力.对传质过程最有利的理想流动条件总体两相逆流,每块板上均匀错流.三种气液接触状态鼓泡状态：气量低,气泡数量少,液层清晰.泡沫状态：气量较大,液体大部分以液膜形式存在于气泡之间,但仍为连续相.喷射状态：气量很大,液体以液滴形式存在,气相为连续相.转相点由泡沫状态转为喷射状态的临界点.板式塔内主要的非理想流动液沫夹带、气泡夹带、气体的不均匀流动、液体的不均匀流动.板式塔的不正常操作现象夹带液泛、溢流液泛、漏液.筛板塔负荷性能图将筛板塔的可操作范围在汽、液流量图上表示出来. 湿板效率考虑了液沫夹带影响的塔板效率.全塔效率全塔的理论板数与实际板数之比.操作弹性上、下操作极限的气体流量之比.常用塔板类型筛孔塔板、泡罩塔板、浮阀塔板、舌形塔板、网孔塔板等. 填料的主要特性参数①比表面积ａ,②空隙率ε,③填料的几何形状.常用填料类型拉西环,鲍尔环,弧鞍形填料,矩鞍形填料,阶梯形填料,网体填料等.载点填料塔内随着气速逐渐由小到大,气液两相流动的交互影响开始变得比较显着时的操作状态为载点.泛点气速增大至出现每米填料压降陡增的转折点即为泛点.最小喷淋密度保证填料表面润湿、保持一定的传质效果所需的液体速度. 等板高度HETP分离效果相当于一块理论板的填料层高度.填料塔与板式塔的比较填料塔操作范围小,宜处理不易聚合的清洁物料,不易中间换热,处理量较小,造价便宜,较宜处理易起泡、腐蚀性、热敏性物料,能适应真空操作.板式塔适合于要求操作范围大,易聚合或含固体悬浮物,处理量较大,设计要求比较准确的场合.第十一章液液萃取萃取的目的及原理目的是分离液液混合物.原理是混合物各组分溶解度的不同.溶剂的必要条件①与物料中的Ｂ组份不完全互溶,②对Ａ组份具有选择性的溶解度.临界混溶点相平衡的两相无限趋近变成一相时的组成所对应的点.和点两股流量的平均浓度在相图所对应的点.差点和点的流量减去一股流量后剩余的浓度在相图所对应的点.分配曲线相平衡的yA ~ xA曲线.最小溶剂比当萃取相达到指定浓度所需理论级为无穷多时,相应的S/F为最小溶剂比.选择性系数β=yA/yB/xA/xB.操作温度对萃取的影响温度低,B、S互溶度小,相平衡有利些,但粘度大等对操作不利,所以要适当选择.第十二章其他传质分离方法溶液结晶操作的基本原理溶液的过饱和.造成过饱和度方法冷却,蒸发浓缩.晶习各晶面速率生长不同,形成不同晶体外形的习性.溶解度曲线结晶体与溶液达到相平衡时,溶液浓度随温度的变化曲线. 超溶解度曲线溶液开始析出结晶的浓度大于溶解度,溶液浓度随温度的变化曲线为超溶解度曲线,超溶解度曲线在溶解度曲线之上.溶液结晶的两个阶段晶核生成,晶体成长.晶核的生成方式初级均相成核,初级非均相成核,二次成核.再结晶现象小晶体溶解与大晶体成长同时发生的现象.过饱和度对结晶速率的影响过饱和度ΔC大,有利于成核；过饱和度ΔC 小,有利于晶体成长.吸附现象流体中的吸附质借助于范德华力而富集于吸附剂固体表面的现象.物理吸附与化学吸附的区别物理吸附靠吸附剂与吸附质之间的范德华力,吸附热较小；化学吸附靠吸附剂与吸附质之间的化学键合,吸附热较大. 吸附分离的基本原理吸附剂对流体中各组分选择性的吸附.常用的吸附解吸循环变温吸附,变压吸附,变浓度吸附,置换吸附.常用吸附剂活性炭,硅胶,活性氧化铝,活性土,沸石分子筛,吸附树脂等. 吸附等温线在一定的温度下,吸附相平衡浓度随流体相浓度变化的曲线. 传质内扩散的四种类型分子扩散,努森扩散,表面扩散,固体晶体扩散. 负荷曲线固定床吸附器中,固体相浓度随距离的变化曲线称为负荷曲线. 浓度波固定床吸附器中,流体相浓度随距离的变化曲线称为浓度波.透过曲线吸附器出口流体相浓度随时间的变化称为透过曲线.透过点透过曲线中,出口浓度达到5%进口浓度时,对应的点称为透过点.饱和点透过曲线中,出口浓度达到95%进口浓度时,对应的点称为饱和点. 膜分离基本原理利用固体膜对流体混合物各组分的选择性渗透,实现分离.分离过程对膜的基本要求截留率,透过速率,截留分子量.膜分离推动力压力差,电位差.浓差极化溶质在膜表面被截留,形成高浓度区的现象.阴膜阴膜电离后固定基团带正电,只让阴离子通过.阳膜阳膜电离后固定基团带负电,只让阳离子通过.气体混合物膜分离机理努森流的分离作用；均质膜的溶解、扩散、解吸.第十四章固体干燥物料去湿的常用方法机械去湿、吸附或抽真空去湿、供热干燥等.对流干燥过程的特点热质同时传递.主要操作费用空气预热、中间加热. tas与tW在物理含义上的差别 tas由热量衡算导出,属于静力学问题；tW 是传热传质速率均衡的结果,属于动力学问题.改变湿空气温度、湿度的工程措施加热、冷却可以改变湿空气温度；喷水可以增加湿空气的湿度,也可以降低湿空气的湿度,比如喷的是冷水,使湿空气中的水分析出.平衡蒸汽压曲线物料平衡含水量与空气相对湿度的关系曲线.结合水与非结合水平衡水蒸汽压开始小于饱和蒸汽压的含水量为结合水,超出部分为非结合水.。
第 六 章 习 题热传导1. 某工业炉的炉壁由耐火砖λ1 = 1.3W/(m ・K )、绝热层λ2 = 0.18W/(m ・K )及普通砖λ3 = 0.93W/(m ・K )三层组成。
炉膛壁内壁温度1100℃, 普通砖层厚12cm, 其外表面温度为50℃。
通过炉壁的热损失为1200W/m 2, 绝热材料的耐热温度为900℃。
求耐火砖层的最小厚度及此时绝热层厚度。
设各层间接触良好, 接触热阻可以忽略。
习题1附图 习题2附图 2. 为测量炉壁内壁的温度, 在炉外壁及距外壁1/3厚度处设置热电偶, 测得t 2=300℃, t 3=50。
求内壁温度t 1。
设炉壁由单层均质材料组成。
3. 某火炉通过金属平壁传热使另一侧的液体蒸发, 单位面积的蒸发速率为0.048kg/(m 2・s), 与液体交界的金属壁的温度为110℃。
时间久后, 液体一侧的壁面上形成一层2mm 厚的污垢, 污垢导热系数λ=0.65W/(m ・K)。
设垢层与液面交界处的温度仍为110℃, 且蒸发速率需维持不变, 求与垢层交界处的金属壁面的温度。
液体的汽化热γ=2000kJ/kg 。
4. 为减少热损失, 在外径Φ150mm 的饱和蒸汽管道外复盖保温层。
已知保温材料的导热系数λ=0.103+0.000198t(式中t 为℃), 蒸汽管外壁温度为180℃, 要求保温层外壁温度不超过50℃, 每米管道由于热损失而造成蒸汽冷凝的量控制在1×10-4kg/(m ・s)以下, 问保温层厚度应为多少?*5. 用定态平壁导热以测定材料的导热系数。
将待测材料制成厚δ、直径120mm 的圆形平板, 置于冷、热两表面之间。
热侧表面用电热器维持表面温度t 1=200℃。
冷侧表面用水夹套冷却, 使表面温度维持在t 2=80℃。
电加热器的功率为40.0W 。
由于安装不当, 待测材料的两边各有一层0.1mm 的静止气层λ气= 0.030W/(m ・K), 使测得的材料导热系数λ’与真实值λ不同。
百科名片化工原理化学工程学及其进展化学工程学，以化学、物理和数学原理为基础，研究物料在工业规模条件下，它所发生物理或化学点击此处添加图片说明状态变化的工业过程及这类工业过程所用装置的设计和操作的一门技术学科。
化学工程学的进展：三阶段：单元操作：20世纪初期。
单元操作的物理化学原理及定量计算方法，奠定了化学工程做为一门独立工程学科的基础。
“三传一反”概念：20世纪60年代多分支：20世纪60年代末。
形成了单元操作、传递过程、反应工程、化工热力学、化工系统工程、过程动态学及控制等完整体系。
目录英文名称0.1 化学工程学科的进展单元操作图书信息内容简介图书目录绪论第1章流体流动原理及应用第2章传热及传热设备第3章传质原理及应用第4章固体颗粒流体力学基础与机械分离第5章固体干燥第6章其他单元附录化工原理（第三版上册）化工原理（第三版）（下册）内容简介目录一、上册二、下册英文名称0.1 化学工程学科的进展单元操作图书信息图书目录绪论第1章流体流动原理及应用第2章传热及传热设备第3章传质原理及应用第4章固体颗粒流体力学基础与机械分离第5章固体干燥第6章其他单元附录化工原理（第三版上册）化工原理（第三版）（下册）内容简介目录一、上册二、下册展开编辑本段英文名称Chemical Engineering Principles编辑本段0.1 化学工程学科的进展单元操作化工生产是以化学变化或化学处理为主要特征的工业生产过程。
在化学工业中，对原料进行大规模的加工处理，使其不仅在状态与物理性质上发生变化，而且在化学性质生也发生变化，成为合乎要求的产品，这个过程即叫化工生产过程。
以氯碱生产为例说明化工生产过程的基本步骤。
可见，虽然电解反应为核心过程，但大量的物理操作占有很大比重。
另外象传热过程，不仅在制碱中，在制糖、制药、化肥中都需要，在传热过程物料的化学性质不变，遵循热量传递规律，通过热量交换的方式实现，所用设备均为换热器，作用都是提高或降低物料温度，为一普遍采用的操作方式。
北京化工大学化工原理实验报告传热膜系数测定实验院（部）：化学工程学院专业：化学工程与工艺班级：化工1005姓名：江海洋 2010011136同组人员：王彬刘玥波方郡实验名称：传热膜系数测定实验实验日期： 2012.11.28传热膜系数测定实验一、摘要本实验以套管换热器为研究对象，以冷空气及热蒸汽为介质，冷空气走黄铜管内，即管程，热蒸汽走环隙，即壳程，研究热蒸汽与冷空气之间的传热过程。
通过测得的一系列温度及孔板压降数值，分别求得正常条件和加入静态混合器后的强化条件下的对流传热膜系数α及Nu ，做出lg （Nu/Pr0.4）～lgRe 的图像，分析出传热膜系数准数关联式Nu=ARemPr0.4中的A 和m 值。
关键词：对流传热 Nu Pr Re α A 二、实验目的1、掌握传热膜系数α及传热系数K 的测定方法；2、通过实验掌握确定传热膜系数准数关系式中的系数A 和指数m 、n 的方法；3、通过实验提高对准数关系式的理解，并分析影响α的因素，了解工程上强化传热的措施。
三、实验原理黄铜管内走冷空气，管外走100℃的热蒸汽，壁内侧热阻1/α远远大于壁阻、垢阻及外侧热阻，因此研究传热的关键问题是测算α，当流体无相变时对流传热准数关系式的一般形式为：p n m Gr A Nu Pr Re ⋅⋅=对于强制湍流有： nm A Nu Pr Re =用图解法对多变量方程进行关联，要对不同变量Re 和Pr 分别回归。
本实验可简化上式，即取n=0.4（流体被加热）。
在两边取对数，得到直线方程为Re lg lg Pr lg4.0m A Nu+= 在双对数坐标中作图，求出直线斜率，即为方程的指数m 。
在直线上任取一点函数值代入方程中，则可得到系数A ，即mNuA RePr4.0=其中 λαλμμρdNu Cp du ===,Pr ,Re 实验中改变空气的流量，以改变Re 值。
根据定性温度计算对应的Pr 值。
同时，由牛顿冷却定律，求出不同流速下的传热膜系数值，进而求得Nu 值。
第六章传热设备
6-1传热设备类型
一. 按用途分：
1)热量输入设备：●加热器
●蒸发器
●再沸器
2)热量输出设备：●冷凝器
●冷却器
二. 按接触状态分：
1)间接接触式，应用最广泛
2)直接接触式
3)蓄热式参见图6-1
图6-1蓄热式换热器图6-2 夹套式换热器
三. 按传热特征分：
1. 间壁式
传热的冷热流体用金属、石墨等壁面隔开，通过壁面导热和流体对流进行热量传递，用得最多。
按结构的不同，间壁式换热器又可分为
1)夹套式
其结构如图6-2所示。
广泛应用于反应器的加热或冷却。
其优点是：结构简单，特别适合于釜式反应器的热交换。
其缺点是传热面积小，不耐高压，作冷却器用时通冷却水，对流传热系数较小。
2）蛇管式换热器
a 沉浸式
沉浸式换热器沉浸于热交换的流体中，如图6-3所示。
某些电加热器即做成蛇管沉浸式
换热器。
优点：可做成任意形状，结构简单，耐高压，便于防腐。
缺点：传热面积小，控制热阻为管外流体的对流传热系数，较小。
通过管外搅拌可提高传热系数。
b 喷淋式
喷淋式换热器如图6-3所示。
常用于冷却或冷凝管内流体，管外用自来水喷淋，化肥厂
图6-3 沉浸式换热器图6-4 沉浸式换热器
中可见使用。
优点：结构简单，造价低，耐高压，
装在室外便于检修和清洗。
缺点：喷淋不均匀造成传热不均匀。
3．套管式换热器
各程可串联成一组使用，如图6-5
所示。
还可将若干组并联使用。
优点：传热系数K较大，且为严格
逆流，△t m较大。
缺点：接头多，易泄漏，占地较大，
材料消耗量大。
适合流量不大，所需传热面积不大的场合。
图6-5 套管式换热器
4．列管式换热器
由壳体、管束、管板（又称花板，固定管子用）、顶盖（又称封头）等组成，如图6-6所示。
图6-6 列管式换热器
列管式换热器是目前应用最广泛得一种换热器。
由于走管程和走壳程的两种流体温度不同，管子受热膨胀和壳体受热膨胀的程度不同，当两流体的温度差大于50℃时，如果将管束和壳体焊成一体，则因两者受热膨胀程度差别较大，可能将管子扭曲（当管内流体温度高于管外流体时）或将管子从管板上拉松（当管内流体温度低于管外流体时），此时，就要考虑采取热补偿措施。
列管式换热器的种类较多，按照有无热补偿或补偿方式的差别，主要有下列几种。
(1) 固定管板式换热器
管束和壳焊成一体，适应于两流体的温差较小，管外流体较清洁，不易结垢的场合。
若在壳体上作一个可伸缩的补偿圈，则固定管板列管式换热器也可用于两流体，温差较大的场合。
补偿圈结构见图6-6。
(2) 浮头式换热器
其结构见教材270图6-11。
管板的一端固定在壳体的花板上，另一端则不被花板固定，可以自由伸缩，这样既解决了热补偿问题，且管束可以从壳体中拆卸出来，便于清洁，因而应用较广泛，使用于高温高压。
浮头式换热器的缺点是结构复杂，造价高。
(3) U形管式换热器
其结构见教材270图6-12。
管子做成U形，弯曲端悬空，以此解决热补偿问题，结构较浮头式简单，同样适合于高温高压，缺点是管内的清洁较困难。
6-2 列管式换热器的选用和设计
目前，列管式换热器已经标准化、系列化，供人们选用。
选用时，须依据工艺条件（冷热流体性质、流量、进出口温度等，即前述设计型问题）进行设计计算，依计算结果进行选用。
一.流程的选择
冷热流体何者走管程，何者走壳程，可据下列一般原则确定(逐一解释理由)：
1)不清洁的物料走管内（对于直管管束而言）；
2)α小的流体走管内；
3)腐蚀性物料走管内；
4)高压流体走管内；
5)经保温（冷）的流体走管内；
6)蒸汽一般走壳程；
7)粘度大的流体走壳程(装有挡板时)。
二.流速的选择
液体流速的选择主要依据粘度大小而定，一般液体的流速选择范围为：
管程0.5～3m/s
壳程0.2～1.5m/s
粘度大的液体流速取小值，粘度小的液体流速取大值。
气体的流速选择范围为：
管程5～30 m/s
壳程3～15m/s
三.换热管规格及其在管板上排列方法。
换热器采用φ19×2 和φ25×2.5（不锈钢用φ2.5×2）两种规格，长度有1.5米、2
米、3米、6米等几种，3米和6米最常用。
排列方式有正三角形排列、正方形排列和正方形错列3种。
四．阻力损失计算
1．管程阻力损失
△P t =( △P i +△P r )×N s ×N P
2
u
d l P 2i ρ⋅⋅=λ△ 为直管阻力损失
2u 3P 2r ρ⋅≈△ 为局部阻力损
失，包括进出口、回弯
式中：N s 为壳程数；N P 为每一壳程内的
管程数
2．壳程阻力损失：经验式
2u d )1N (D p 2
0l B s s ρ⋅+λ=∆ )t d 1(BD V S V u u d R R 72.10
S 0S 00e e 19
.0e s -==μρ=
=λ- 式中(N B +1)为流体在壳体内挡板间折转的次数，D(N B +1)相当于L e (流体在壳程内所流过的当量长度)，参见图6-7所示。
六．选用和设计计算步骤
1. 计算Q 和△t m ，由流体的性质估计一个K 值，由A=Q/(K △t m )估算传热面积；
2. 确定流体流程，即两流体何种走管程，何种壳程。
初选流速，初求管数n ，管程数N ，折流挡板间距B ，从标准系列中初选合适型号的换热器；
3. 核算总传热系数K
求算 αi 、α0、内外R S →求算K 并与初估值比较，若差别较大（一般如此），则由求出的K 值重复上述计算，直到K 的初值与新算值相近为止；
4. 由最终得到的K 值求传热面积A ，选用的换热器面积应比计算值大10～15％；
5. 计算管、壳程阻力损失。
具体见教材P273计算实例。
6-3 换热器的强化途径
由传热方程Q=K.A.△t m 出发，从三方面采取强化措施
1. 提高传热面积A
这里指的是提高单位体积传热设备内的传热面积，
因为如果靠增大设备体积的办法来增
加传热面积是没有意义的。
增大单位体积设备内的传热面积可从改进传热面积结构入手，如采用各种螺纹管、波纹管代替光滑管，在管道上安装翅片（如翅片管换热器，板翅式换热器）以增加传热面积等等。
总的原则是：从结构上加以改进，创造一些单位体积设备内有较大的传热面积、高效紧凑的换热器。
2．提高△t m
这里提高△t m 不是靠扩大冷热流体的温度差的办法，因为从节能的观点出发，应尽可能在低温差条件下进行传热（这样可减少热损失）。
提高△t m 指的是在冷热流体进出口温度规定的情况下，尽可能从结构上采取逆流或接近于逆流的流向以得到较大的△t m 值。
3．提高传热系数
管壁热阻一般较小，故K 由下式求得：
212212S 1S 11d d 1d d R R 1
1K ⋅α+++α=
K 1的大小，由分母各项热阻大小所决定，但各项所占比重不同，K 1的数值与各热阻项中最大的项接近，称为控制热阻，故主要应考虑减小控制热阻，即提高α或减小R S 。
提高α的原则是增大流体湍动程度，如搅拌、加挡板、翅片等。
上述的螺纹管和波纹管也能增大湍动程度，提高α，但要注意，增大流体湍动程度的措施一般会使流体流动阻力增大，故要全面权衡。
减小R S 的办法有提高流速，延缓垢层形成速度及定期清洁垢层。
6-4其他类型换热器
有板式换热器、螺旋板式换热器、板翅式换热器、翅片管换热器、空气冷却器等，这些换热器是设计较成熟的新型换热器，它们或者强化了传热效果，或者适用于一些比较特殊的场合（如压力、温度较低，流量小，或强腐蚀场合）。
详细内容参见教材P270~280。
