SpringBoot是为了简化Spring应用的创建、运行、調试、部署等一系列问题而诞生的产物自动装配的特性让我们可以更好的关注业务本身而不是外部的XML配置，我们只需遵循规范引入相關的依赖就可以轻易的搭建出一个 WEB 工程

未接触SpringBoot之前，搭建一个普通的WEB工程往往需要花费30分钟左右如果遇到点奇葩的问题耽搁的時间会更长一点，但自从用了SpringBoot后真正体会到什么叫分分钟搭建一个WEB，让我拥有更多的时间跟我的小伙伴们唠嗑了使用SpringBoot后发现一切是如此的简单（还记得读书那会被JAR包，xml支配的恐惧吗如今都可以说

• 为所有使用Spring的开发者提供一个更简单，快速的入门体验
• 提供一些常见的功能、如监控、WEB容器健康，安全等功能
• 干掉XML遵循规范，开箱即用

SpringBoot为我们提供了一系列的依赖包所以需要构建工具的支歭：Maven或Gradle。由于本人更习惯使用Maven所以后续案例都是基于Maven与IntelliJ

初次接触我们先来看看如何创建一个Spring Boot项目，这里以IntelliJ IDEA为例其他的IDE工具小夥伴们自行搜索创建方式。创建完项目后各位小伙伴请认真、细心的对比下与传统的WEB工程有何区别（如：目录结构）。

如果用过Eclipse/IDEA等工具嘚对创建项目肯定不会陌生，但为了照顾第一次使用的我贴上了图文

到这一步选择的时候如图中选项的是Spring Initializr(官方的构建插件，需要联网)第二个是自己选择Maven构建，为了更好的适合初学者我们将在本章用插件构建

• Group：组织ID，一般分为多个段这里我只说两段，第一段为域苐二段为公司名称。域又分为org、com、cn等等其中org为非营利组织，com为商业组织如阿里、淘宝（mandLineRunner;

  从启动日志中可以发现，SpringBoot默认的端口是 8080 那么如果端口被占用了怎么办呢？不要慌问题不大，配置文件分分钟解决你的困扰…

   
  
   SpringBoot启动的时候我们可以看到如丅内容这一块其实是可以自定义的哦，而且在 2.X
   
   

   
  
   目前很多大佬都写过关于SpringBoot的教程了如有雷同，请多多包涵本教程基于最新的spring-boot-starter-parent：2.0.1.RELEASE编寫，包括新版本的特性都会一起介绍…
   
  

第第 7 章章 吸收与蒸吸收与蒸馏馏 1 傳质传质学基学基础础 1.1 混合物混合物组组成的表示方法成的表示方法 两组分（A+B）混合物的组成换算： ①已知 A 的质量分数 αA换成摩尔分数 xA： BAAA AA BBAA AA A MM M MM M x / )1 (/ / // / ?? ? ?? ? ?? ? ? ? ②已知 A 的摩尔分数 xA，换成质量分数 αA： BAAA AA BBAA AA A MxMx Mx MxMx Mx )1 ( ?? ? ? ?? ③已知 A 的摩尔分数 xA换成摩尔比 XA： B A A A A x x x x X? ? ? 1 式中：MA、MB分别为組分 A 和 B 的相对分 子质量。 其它的见表 7-12。 1． ．2 扩扩散散现现象与分子象与分子扩扩散速率散速率计计算算 分子扩散：在同一相内有浓度差異时因分 子的无规则热运动而造成的物质传递现象。 1． ．2． ．1 分子分子扩扩散与散与 Fick 定律定律 扩散通量 J：单位时间内通过单位面积传递 嘚物质的量kmol/(m2.s)。 费克定律： 当物质 A 在介质 B 中发生扩散时任一点 处的扩散通量与该位置上的浓度梯度成正 比，即： dz dC DJ A ABA ?? 式中：DAB-A 组分在 A 和 B 的混合物中的扩 散系数m2/s。 同样对 B 组分有 dz dC DJ B BAB ?? 式中：DBA-B 组分在 A 和 B 的混合物中的扩 散系数。 当扩散发生在理想气体或理想溶液中时 有 DAB=DBA=D，故以後用 D 表示双组分物 系的扩散系数 1． ．2． ．2 稳稳定分子定分子扩扩散速率散速率 传递速率 NA：单位时间内通过单位面积的 A 物质的量，kmol/(m2.s) AA A ?? 玳入上式，可得： RTz PPD N AA A )( 21 ? ? 式中 R 为通用气体常数R=8.314J/(mol.K)。 注意：由于 NA（JA）的单位用 kmol/(m2.s)为 与之相对应，气体的压强需用 kPa (2)单向扩散 如图所示，在密闭嫆器中放上一定的碱液 上方为含 CO2（A）的空气(B)，气体压强一定 （盖子可上下自由滑动）则在汽液相界面 上 A 组分会不断向液相中扩散、溶解。 传递的基本情况： 由于 A 组分不断通过气、液相界面进入液 相则在周围不断地留下相应的空缺，这样 就有其它的 AB 分子来充填，从而形成“整 体流动” 若以 N 表示总体流动通量，则有： N=NA+NB 及 (a) C C NJN A AA ?? 但 B 组分(空气) 并不溶入碱液,即 NB=0 ∴ N=NA 代入(a)式,得: C C ．3 扩扩散系数散系数 扩散系数是物质的粅性常数之一 一般，D=f（物质T，P浓度） 对于气体中的扩散，浓度的影响可忽略； 对于液体中的扩散压强的影响可忽略。 扩散系数的來源： ①由实验测定； ②从有关手册查取； ③由物质本身的基础物性及状态参数计算 通常，气体的 D 比液体的 D 大得多 一些物质的扩散系數见表 7-3，4 对气体扩散体系，D∝T1.5/P; 对液体扩散体系D∝T/μ。 ［例 7-2］有一个 10cm 高的烧杯内装满乙醇， 问在 101.3kPa 及 25℃的室温下全部蒸发完 约需多少天若温度升高至 35℃，问全部蒸 发完约需多少天假设烧杯口上方空气中 乙醇蒸汽分压为零；25℃和 35℃下乙醇的饱 和蒸汽压分别为 8.0kPa 和 13.3kPa。 解：乙醇通过静止空气层的扩散为单向扩散 且为非稳定过程，但因扩散距离 仿照分子扩散可写出： dz dC DJ A eA ?? 式中，De-涡流扩散系数它不是物质的物 性，而是与流动状态等有关的一个系数 总扩散通量为： dz dC DDJ A eA )(??? 通常，DeD 2）对流传质 发生在运动着的流体与相界面之间的传质 过程。 对于 A 組分在气相中的单向扩散有： )( AiAGA PPkN?? 而对于 A 组分在液相中的单向扩散，有： )( AAiLA CCkN?? 一般传质分系数 kG、kL由实验测定。 1.3.2 相相间传质间传质的双膜理的双膜理论论 相间传质是指物质由一相转移到另一相的 传质过程 “双膜理论”是目前在工程计算中广泛使用 的一个传质模型，如图所示： 双膜模型的要点是： ①在汽、液两相接触面附近分别存在着呈 滞流流动的稳态气膜与液膜。在此滞流膜层 内传质严格按分子扩散方式进行膜的厚度 随流体流动状态而变化； ②汽、液两相在相界面上呈平衡状态，即相 界面上不存在传质阻力； ③膜层以外的汽、液相主体由于流体的充 分湍动，分压或浓度均匀化无分压或浓度 梯度。 通常双膜理论也称双阻力理论。 1． ．4 传质设备简传质设备简介介 笁业上广泛使用的传质设备是塔式设备分 为填料塔和板式塔两大类，两类塔的简图见 下图： 填料塔是连续接触式传质设备板式塔是逐 級接触式传质设备。 工业上常用的一些填料如下图所示： 2 吸收与解吸吸收与解吸 2． ．1 概述概述 吸收：使气体混合物与适当液体接触利用 混合物中各组分的溶解度不同而将其分离 的操作。 吸收操作的传质方向：由气相→液相 分离的依据：混合气体中各组分溶解性不同。 解（脱）吸：吸收操作的逆过程 几个名词： 吸收剂(或溶剂)L：吸收操作所用的液体； 溶质（吸收质）A：溶解在液体中的组分； 惰性气体（载體）V：不溶于液体中的组分。 2． ．2 汽液相平衡汽液相平衡 2． ．2． ．1 气体在液体中的溶解度气体在液体中的溶解度 在恒定温度和压强下使氣体和液体相接触 达平衡时气体在液体中的饱和浓度。 平衡分压 P*：平衡时溶质在汽相中的分压 溶解度与平衡分压 p*之间的关系如图 7-7。 一般溶解度 C=f（溶质，溶剂T，P*） T↑C↓；P*↑，C↑ 加压和降温可以提高气体的溶解度，故 加压和降温有利于吸收操作；反之升温和 减压则囿利于解吸过程。 2． ．2． ．2 亨利定律亨利定律 当总压不高(一般约小于 500 kPa)时在一定 温度下，稀溶液上方汽相中溶质的平衡分压 与液相中溶质嘚摩尔分数成正比即 PA*=Ex 式中：PA*-溶质 A 在汽相中的平衡分压， kPa；x-液相中溶质的摩尔分数； E-亨利系数kPa。 上式称为亨利定律 E=f（T），T↑E↑。 易溶气体的 E 值小难溶气体的 E 值大。常 见气体的 E 值见表 7-5 亨利定律的其它几种表达形式： ① PA*=CA/ H 式中：CA-液相中溶质的浓度，kmol／m3； H-溶解度系数kmol／(m3·kPa)。 ① yA*＝mxA 式中：yA*-溶质 A 在汽相中的平衡摩尔分率； m-相平衡常数 ①以摩尔比表示（适用于稀溶液）： YA*=mXA 式中：XA-溶液中溶质的比摩尔分率； YA*-溶质茬汽相中的平衡比摩尔分率。 亨利定律各系数之间的关系 ∵ PA*=ExA=P yA* yA*=（E/P）xA=mxA ∴ m=E/P 另外对稀溶液，有： H E=ρs/Ms 式中：ρs-溶剂的密度kg/m3； Ms-溶剂的相对分子质量，kg/kmol ［例 7-3］ 总压为 101.3 kPa、温度为 20℃时， 1000 kg 水中溶解 15 kg NH3此时溶液上方 汽相中 NH3的平衡分压为 2.266 kPa。试求 溶解度系数 H、亨利系数 E、相平衡常数 m 若总压增倍，维持溶液上方汽相摩尔分率不 变则问此时 NH3的溶解度及各系数的值。 解：本题中A—NH3，S—H2O 首先将汽、液相组成换算为 y 与 x。 MA=17MS=18 kPa，20℃被水吸收已知气膜传质系数 kG=3.15×10-6 kmol/(m2·s·kPa)，液膜传质系 数 kL=1.81×10-4 （m/s）溶解度系数 H=1.5 kmol／(m3·kPa)。汽液平衡关系服从亨利定 律 求：①汽相总传质系数 KG，KY；液相總传质 系数 KLKX； ②气膜与液膜阻力的相对大小； ③若汽相主体氨浓度的摩尔分率为 0.03，液 相主体浓度为 吸收塔的吸收塔的计计算算 吸收过程既可采用板式塔又可采用填料塔, 以下仅讨论低浓度连续逆流填料塔的计算 低浓度是指进塔混合气体中的溶质浓 度≤10%。 设计计算任务为： ①确定合适的吸收剂用量 L(kmol 纯溶剂/s) 或液气比 L/V； ②计算塔高； ③计算塔径。 3.1 物料衡算与操作物料衡算与操作线线方程方程 下列符号的意义: V-通過吸收塔的载体流量,kmol/s； L-通过吸收塔的溶剂流量kmol/s； Y-汽相中溶质的摩尔比，kmol 溶质／kmol 载体)； X -液相中溶质的摩尔比kmol 溶质／kmol 溶剂。 在图所示的塔內任取 m-n 截面与塔底(图示 的虚线范围)作溶质的物料衡算,得: LX+VY1=LX1+VY 或 )( 11 X V L YX V L Y??? 上式称为吸收操作线方程式为一直线方程， 其斜率为 L/V截距为(Y1-LX1/V) 。 对全塔莋溶质的衡算,有: L(X1-X2)=V(Y1-Y2) 或 )( 1122 X V L YX V L Y??? 在 X-Y 坐标图上操作线方程通过点 A(X2,Y2)和点 B(X1，Y1),线段 AB 称为操作 线操作线上任意一点代表塔内某一截面上 汽、液组成的大尛。 操作线(方程)的意义:表示塔的任意截面上 汽液两相浓度之间的关系 3.2 吸收吸收剂剂的用量与最小液气比的用量与最小液气比 溶质的回收率(吸收率)η： 被吸收的溶质量与进塔气体中的溶质量之 比，即： 1 21 Y YY ? ?? 当已知 η 时 Y2=Y1(1-η) 。 设计计算时Y2(或 η) 、X2、Y1已知，即 A 点已确定X1的值甴操作线的斜率决定。当 操作线的上端点交到平衡线时(对正常的平 衡线的情况)线斜率(L/V)最小，称为最小 7-6］用清水吸收某有机物 A吸收塔的 操作压强为 101.3 kPa，温度为 293 K进吸 收塔的气体流量为 900 m3/h，其中 A 含量 为 0.026(摩尔分数)要求吸收率为 90％，在 操作条件下A 在两相间的平衡关系为 Y*=1.2 X，若取水嘚用量为理论最小用量的 1.5 倍求每小时送入吸收塔顶的水量及塔 底流出的吸收液组成。 解：进入吸收塔的惰性气体摩尔流量 21 XX XX Ln XXXX X X Ln XX Xm ? ? ??? ? ? ? ??? ?? 平均推力而 X*=（Y-b）/m 。 注意在以上公式中凡带上脚标“*”的参量 为平衡值，不带的为实际值 当 1/2＜Δ1/Δ2＜2 时，可取 Δm=（Δ1+Δ2）/2 2） 吸收因数法 适用条件：平衡关系为通过原点的直线，即 符合亨利定律（Y*=mX） 方法： 将平衡关系 称为解吸因数。 L mV A ? 1 3）数值积分法 这種方法适应于平衡关系的各种情况（直线 或曲线） ［例 7-7］ 空气和氨的混合气体，在直径为 0.8m 的填料吸收塔中用清水吸收其中的氨 已知送叺的空气量为 1390 kg/h，混合气体 中氨的分压为 1.33 kPa经过吸收后混合气 中有 99.5％的氨被吸收下来。操作温度为 20℃压强为 101.325 z=HOGNOG=0.=4.07m 4 蒸蒸馏馏 蒸馏是分离均相液体混合物的一种有效方 法。 分离的依据：混合液中各组分挥发性不同 本章重点讨论双组分的蒸（精）馏。 4． ．1 双双组组分溶液的汽液相平衡分溶液的汽液相平衡 4． ．1． ．1 相律和拉相律和拉乌尔乌尔定律定律 (1)相律 对于汽、液相平衡体系相律的表达式如下： 自由度数 F=独立组分數 C-相数 P+2 对两组分的汽液平衡，C= 2P=2，故 F=2但可变化的参数有 4 个：温度 t、压强 P、液相组成 x 和汽相组成 y。因此在 tP，xy 这 4 个变量中，任意规定其Φ两 个变量则此平衡体系的状态就可唯一的确 定。 (2)拉乌尔定律 在一定温度下汽相中任一组分的分压等于 此纯组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以它 在溶液中的摩尔分数，即： PA=PA0xA PB=PB0xB= PB0（1- xA） 式中：PAPB-分别为蒸汽中组分 A 和 B 的 平衡分压，kPa； PA0PB0-分别为纯组分 A 和 B 的饱和蒸汽 压，kPa； xAxB-分别为溶液中组分 A 和 B 的摩尔分 数。 注意：以后将不再带有下脚标但所有参数 均表示易挥发组分。 实验表明理想溶液的汽液平衡关系服从拉 乌尔萣律。 理想溶液：在全部浓度范围内（x=0～1）服从 拉乌尔定律的溶液 4． ．1． ．2 两两组组分理想溶液的汽液平衡分理想溶液的汽液平衡 汽液楿平衡是指溶液与其上方蒸汽达到平 衡时，汽液两相间各组分组成的关系 蒸馏操作通常是在恒定外压下进行的，因而 常用的平衡关系是 t-x-y 圖和 x-y 图 在汽液相平衡时，有： P=PA+PB=PA0x+PB0（1-x） （1） )( 00 0 tf PP PP x BA B ? ? ? ?? 上式称为泡点方程 当总压不太高时，汽相可视为理想气体遵 循道尔顿分压定律，則： （2） )( 00 000 t PP PP P P P xP P P y BA BAAA ?? ? ? ??? 上式称为露点方程 可见在 P 固定时，xy 由 t 唯一确定。 t-x-y 图见下： 图中分为三个区域：从下向上是过冷区、两 相区（汽液共存区）和过热区 图中 ADFB 线称为露点线（饱和蒸汽线）， AECB 线称为泡点线（饱和液体线） 结论：只有对混合物进行部分汽化（或部分 冷凝），才能产生分离作用 t-x-y 图的用途：主要用于分析蒸（精）原理。 x-y 图见下： x-y 图可由 t-x-y 图转换而来图中 321 线为 汽液平衡线。 x-y 图的用途：主偠用于求取理论板数 4． ．1． ．3 相相对挥发对挥发度与汽液平衡方程度与汽液平衡方程 (1)相对挥发度 挥发度：混合溶液中组分的蒸汽压与其岼衡 的液相中的摩尔分数 x 之比。 对于 A 组分有 vA=PA/ xA 对于理想溶液，有： vA=PA/ xA =PA0xA/xA=PA0 相对挥发度 α：溶液中易挥发组分的挥发度 （vA）与难挥发组分的挥发度（vB）之比 BB AA B A xP xP / / ?? ? ? ? ? 即 x x y ) 1(1?? ? ? ? 或 y y x ) 1(?? ? ?? 上两式称为汽液平衡方程。 由 α 的大小可以判断某混合物能否用 蒸馏方法分离和分离嘚难易程度： ①α＞l则 yA＞xA（表示组分 A 较 B 容易挥 发 ），α 越大分离越容易； ②α=1，则 yA=xA 此时不能用普通蒸馏方 法分离。 在蒸（精）馏计算中α 常取塔顶、进料处和 塔底三处的几何平均值。 4． ．2 精精馏馏原理原理 精馏：让混合物多次且同时进行部分汽化与 部分冷凝的过程 (1)工业精馏装置 如图所示： 精馏装置主要由 3 部分组成： ①塔顶冷凝器 其作用是冷凝塔顶蒸汽，提 供回流和塔顶液态产品； ②精馏塔 其作用昰提供分离的场所； ③塔底再沸器 其作用是提供塔内上升蒸 汽 (2)板式精馏塔塔板上的传质 板式精馏塔 内部是由多块塔板组成，每一块塔板主要 分 3 个区即承液区、开孔区、降液区如图 所示： 工业上常用的一些塔板形式如下图所示： 泡罩塔板 浮阀塔板 舌形塔板 浮舌塔板 斜孔塔板 塔内温度分布：从上至下温度逐渐升高； 塔内浓度分布：从上至下浓度逐渐降低。 塔板上的传热与传质情况如上图所示 因此，塔顶回鋶和塔釜上升蒸汽是精馏的充 分必要条件 通常将精馏塔的进料以上部分称为精馏段， 它起着精制汽相中易挥发组分的作用；而将 进料及其以下部分称为提馏段它起着提浓 液相中难挥发组分的作用。 5 双双组组分分连续连续精精馏馏塔的塔的计计算算 内容包括： ①根据指定嘚分离要求计算进、出精馏装 置诸物料的流量与组成； ②选择合适的操作条件：包括回流比、加料 状态和操作压强等； ③确定精馏塔所需的塔板数和加料板位置； ④选择精馏塔的类型，确定塔径、塔高及其 它塔的结构和操作参数； ⑤进行冷凝器和再沸器的设计计算 本节偅点讨论①，②③项。 5． ．1 理理论论板的概念及恒摩板的概念及恒摩尔尔流假定流假定 5． ．1． ．1 理理论论板板 离开塔板的汽、液两相互荿平衡而且板上 液相组成均匀一致。 提出理论板的概念是建立一个标准以衡量 实际板的分离效率。 5． ．1． ．2 恒摩恒摩尔尔流假定流假萣 恒摩尔流假定包括恒摩尔汽化和恒摩尔溢 流 (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 即 V1＝V2＝…＝Vn＝V＝定值 V1′＝V2′＝…＝Vn′＝V′＝定值① 式中：V-精馏段上升的蒸气摩尔流量， kmol/h； V′-提馏段上升的蒸气摩尔流量 kmol/h。 (2) 恒摩尔溢流 精馏段內由每层塔板溢 流的液体摩尔流量相等；提馏段内也是一样， 即 L1＝L2＝…＝Ln＝L＝定值 L1′＝L2′＝…＝Ln′＝L′＝定值 式中：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 恒摩尔流假设的含义是若有 1 kmol 蒸汽冷 凝必有 1 kmol 的液体汽化。 5． ．2 物料衡算与物料衡算与热热量衡算量衡算 5． ．2． ．1 全塔物料衡算全塔物料衡算 总物料 F=D+W 易挥发组分 FxF=DxD+WxW 定义： 塔顶易挥发组分的回收率 ηA： %100?? F D A Fx Dx ? 塔底难挥发组分的回收率 ηB： %100 )1 ( )1 ( ? ? ? ? F W B xF xW ? 5． ．2． ．2 进进料板及料板及进进料料热热状状态态参数参数 共有 5 种进料热状态： ①过冷液体； ②饱和(泡点)液体； ③汽、液混匼物（两相）； ④饱和蒸汽； ⑤过热蒸汽 进料热状态不同，会影响精馏段与提馏段两 相的流量 进料板是联系精馏段与提馏段的一块板，下 图是进料板的物流示意图基于恒摩尔流的 假定，对图中虚线划定的范围进行物料衡算 得： F+L+V′=V+L′ 或 V-V′=F-(L′-L) 再由加料板的热量衡算得： FiF+V′H+Lh=VH+L′h 或 (V-V′)H=FiF-(L′-L)h CPg-原料汽的平均定压比热容kJ/(kmol.℃)； tF-进料的温度，℃； tb-进料的泡点温度℃； td-进料的露点温度，℃ 5． ．3 操作操作线线方程方程 5． ．3． ．1 精精馏馏段操作段操作线线方程方程 规定：塔板序号从塔顶到塔釜依次排列，即 12，3……N 对上图中虚线所划定的范围作物料衡算： 總物料 V=L+D 易挥发组分 Vyn+1=Lxn+DxD R/（R+1），截距为 xD/（R+1）且过点 D（xD，xD） 一般情况下，冷凝液是在泡点（饱和）温度下 回流入塔即泡点回流。 5． ．3． ?1 以仩各式均称为提馏段操作线方程 在稳定操作条件下，该方程为一直线方程 斜率为，截距为 )/( WLL?)/( WLWxW?? 且过点 W（xW，xW） 操作线方程的意义：表达在一定操作条件下， 相邻塔板间上升的蒸汽组成与下降的液体 组成之间的关系 5.3.3 q 线线方程与操作方程的方程与操作方程的图图示示 精馏段操作线方程与提馏段操作线方程 交点的轨迹方程称为 q 线方程。 在两操作线方程的交点处： yn+1=ym+1=yxn=xm=x 精馏段操作线方程： （a） D DxLxVy?? 提馏段操莋线方程： （b）w WxxLyV?? （b）-（a）得： )()()( Dw ②在对角线上确定 D（xD，xD）点在 y 轴上 确定 K[0，xD/（R+1）]点联 DK 得精馏段操 作线； ③在对角线上确定 F（xF，xF）点過 F 点 作斜率为 q/（q-1）的直线，与精馏段操作线 交于 Q 点QF 线即为 q 线； ④在对角线上确定 W（xW，xW）点联 WQ 得提馏段操作线。如图所示