化工原理总复习重点

1、总复习资料流体流动基本概念与基本原理（单位换算、质量衡算、能量衡算、过程速率的概念，略）一、流体静力学基本方程式p2p1g(z1z2 )或pp0gh注意： 1、应用条件：静止的连通着的同一种连续的流体。2、压强表示方法：绝压大气压=表压，表压常由压强表来测量；大气压绝压 =真空度，真空度常由真空表来测量。3、压强单位的换算：1atm=760mmHg=10.33mH 2O=101.33kPa=1.033kgf/cm 2=1.033at4、应用：水平管路两点间压强差与U型管压差计读数R 的关系：p1p2(A)gR二、定态流动系统的连续性方程式物料衡算式A常数，wsu1A1 1u2 A2 2uA常数

2、A常数，Vsu1A1u2 A2uA常数A常数，圆形管中流动 u1 / u2A2 / A1d22 / d12三、定态流动的柏努利方程式能量衡算式P1 u1WeP2u2hf J/kg1 kg 流体： gZ1gZ 222讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。P1u12gZ 2P2 u22gZ1222、理想流体，无外功输入时，机械能守恒式：、可压缩流体, 当p p1仍可用上式，且 m。3/ 20%,=14、注意运用柏努利方程式解题时的一般步骤，截面与基准面选取的原则。5、流体密度 的计算：理想气体=PM/ RT混合气体m1xv2xv2n xvn11aw1aw 2awn混合液体mm2n上式中： xvi

3、体积分率； awi 质量分率。6、gz，u2，p 三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。hf 为流/2/经系统的能量损失。 We为流体在两截面间所获得的有效功，是决定流体输送设备重要参数。7、1N流体 ： H eZpu2H f， m （压头）g2g1m 流体： Weghpu2hf pa 而 pfhf32四、柏努利式中的 hf流动类型：1、雷诺准数 Re及流型Re= du/ =du/ ， 为动力粘度，单位为 PaS ； = / 为运动粘度，单位 m2 /s 。层流： Re2000，湍流： Re4000；2000Re4000为不稳定过渡区。2、牛顿粘性定律 u/dy)=(d气体的粘度随

4、温度升高而增加，液体的粘度随温度升高而降低。3、流型的比较：质点的运动方式；速度分布，层流：抛物线型，平均速度为最大速度的0.5 倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。层流：粘性内摩擦力，湍流：粘性内摩擦力+湍流切应力。流体在管内流动时的阻力损失2h fh fhfJ/kg直管阻力损失 hf ：h flu 2p f1、d2，范宁公式（层流、湍流均适用）。2、层流：f (Re)即64或hf32 lu，哈根泊稷叶公式。Red2湍流区（非阻力平方区） ：f (Re,/ d ) ；高度湍流区（阻力平方区） ：f (/ d ) ，具体的定性关系参见摩擦因数图，并定量分析hf 与 u 之间的关系。dde4流通截

5、面积推广到非圆型管4rH润湿周边长注：不能用 de 来计算截面积、流速等物理量。2、局部阻力损失 hf 阻力系数法， hfu2e1.0c 0.52u2 当量长度法， hfled2注意：截面取管出口内外侧，对动能项及出口阻力损失项的计算有所不同。(l le )u2当管径不变时，hf ()d2流体在变径管中作稳定流动， 在管径缩小的地方其静压能减小。 流体在等径管中作稳定流动流体由于流动而有摩擦阻力损失， 流体的流速沿管长不变。 流体流动时的摩擦阻力损失 hf 所损失的是机械能中的静压能项。 完全湍流（阻力平方区） 时，粗糙管的摩擦系数数值只取决于相对粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通过一管道流向压

6、力恒定的反应器，当管道上的阀门开度减小时，水流量将减小，摩擦系数增大，管道总阻力不变。五、管路计算并联管路：31、 VV1 V2V32、 hfhf 1h f 2hf 3 ，各支路阻力损失相等。即并联管路的特点是：（ 1）并联管段的压强降相等；（2）主管流量等于并联的各管段流量之和；（3）并联各管段中管子长、直径小管段通过的流量小。分支管路：1、VV1V2V32、分支点处至各支管终了时的总机械能和能量损失之和相等。六、柏式在流量测量中的运用1、毕托管用来测量管道中流体的点速度。2、孔板流量计为定截面变压差流量计，用来测量管道中流体的流量。随着Re 增大其孔流系数 C0 先减小，后保持为定值。3、

7、转子流量计为定压差变截面流量计。注意：转子流量计的校正。测流体流量时， 随流量增加孔板流量计两侧压差值将增加，若改用转子流量计，随流量增加转子两侧压差值将不变。离心泵基本概念与基本原理一、工作原理基本部件：叶轮（ 612 片后弯叶片）；泵壳（蜗壳）（集液和能量转换装置） ；轴封装置（填料函、机械端面密封） 。原理：借助高速旋转的叶轮不断吸入、排出液体。注意：离心泵无自吸能力，因此在启动前必须先灌泵，且吸入管路必须有底阀，否则将发生 “气缚” 现象。某离心泵运行一年后如发现有气缚现象，则应检查进口管路是否有泄漏现象。二、性能参数及特性曲线4HpH f、压头 H，又称扬程Z1g2、有效功率 NeW

8、e sHgQ 轴功率 NHQ(kw)1023、离心泵的特性曲线通常包括H Q,NQ,Q 曲线，这些曲线表示在一定转速下输送某种特定的液体时泵的性能。由N Q 线上可看出： Q0 时，Nmin ，所以启动泵和停泵都应关闭泵的出口阀。离心泵特性曲线测定实验， 泵启动后出水管不出水， 而泵进口处真空表指示真空度很高，可能出现的故障原因是吸入管路堵塞。若被输送的流体粘度增高， 则离心泵的压头减小， 流量减小，效率减小，轴功率增大。三、离心泵的工作点1、泵在管路中的工作点为离心泵特性曲线（HQ ）与管路特性曲线（ H eQ e ）的交点。管路特性曲线为： H e KBQ e2。2、工作点的调节： 既可改

9、变 HQ 来实现，又可通过改变 H eQ e 来实现。具体措施有改变阀门的开度，改变泵的转速，叶轮的直径及泵的串、并联操作。离心泵的流量调节阀安装在离心泵的出口管路上，开大该阀门后，真空表读数增大，压力表读数减小，泵的扬程将减小，轴功率将增大。两台同样的离心泵并联压头不变而流量加倍，串联则流量不变压头加倍。四、离心泵的安装高度 Hg为避免 气蚀现象的发生，离心泵的安装高度 H ，注意气蚀现象产生的原因。g1 HgH su12H f 01 ， H s为操作条件下的允许吸上真空度， m2gH f 01 为吸入管路的压头损失， m。2. HgpapvhH f 01 ， h 允许气蚀余量， mgpa

10、液面上方压强， Pa；pv 操作温度下的液体饱和蒸汽压，Pa。离心泵安装高度超过允许安装高度时会发生气蚀现象。其他类型的流体输送设备5非均相物系分离重力沉降的概念、沉降速度的计算、影响沉降的因素、沉降器的设计原则离心沉降的概念、离心沉降的设备特点、影响离心沉降的因素，影响离心沉降设备分离性能的因素，旋风分离器为什么通常组合使用？过滤的概念、过滤速度、过滤速率、过滤速度的计算、过滤设备特点、过滤设备生产能力计算，过滤设备洗涤速率计算、过滤常数测定。传热基本概念和基本理论传热是由于温度差引起的能量转移，又称热传递。由热力学第二定律可知，有温度差存在时，就必然发生热从高温处传递到低温处。根据传热机理

11、的不同，热传递有三种基本方式：热传导（导热） 、热对流（对流）和热辐射。热传导是物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递；热对流是流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程（包括由流体中各处的温度不同引起的自然对流和由外力所致的质点的强制运动引起的强制对流），流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程称为对流传热（给热）；热辐射是因热的原因而产生的电磁波在空间的传递。 任何物体只要在绝对零度以上，都能发射辐射能，只是在高温时，热辐射才能成为主要的传热方式。传热可依靠其中的一种方式或几种方式同时进行。传热速率 Q是指单位时间通过传热面

12、的热量（W）；2热通量 q 是指每单位面积的传热速率（W/m）。一、热传导dQt1. 导热基本方程傅立叶定律dSn导热系数，表征物质导热能力的大小， W/（m）。纯金属的导热系数一般随温度升高而降低，气体的导热系数随温度升高而增大。式中负号表示热流方向总是和温度剃度的方向相反。2 平壁的稳定热传导6Qt1t 2tbR单层平壁：SQt1t n 1tnbin多层（ n 层）平壁：Ri Si 1i 1导热速率与导热推动力( 温度差 ) 成正比，与导热热阻 ( R) 成反比。由多层等厚平壁构成的导热壁面中所用材料的导热系数愈大， 则该壁面的热阻愈小， 其两侧的温差愈小，但导热速率相同。3圆筒壁的稳定热

13、传导单层圆筒壁：t 1t2t2 l (t1 t2 )QR 或Qbr2S mlnr1SmS2S1当 S2/ S1 2 时，用对数平均值，ln S2/ S1当 S2 / S1 2 时，用算术平均值， Sm=（S1+S2 ）/2Qt1tn 1nbi多层（ n 层）圆筒壁：i Smii 172l (t1t n 1 )Q1ri 1或lnri一包有石棉泥保温层的蒸汽管道，当石棉泥受潮后，其保温效果应降低，主要原因是因水的导热系数大于保温材料的导热系数，受潮后，使保温层材料导热系数增大，保温效果降低。在包有两层相同厚度保温材料的圆形管道上， 应该将导热系数小的材料包在内层，其原因是为了减少热损失，降低壁面温

14、度。二、对流传热1对流传热基本方程牛顿冷却定律QS t2对流传热系数，W/ （m），在换热器中与传热面积和温度差相对应。2与对流传热有关的无因次数群（或准数）表 1准数的符号和意义准数名称符号意义努塞尔特准数Nu含有特定的传热膜系数 ，表示对流传热的强度雷诺准数Re反映流体的流动状态普兰特准数Pr反映流体物性对传热的影响格拉斯霍夫准数Gr反映因密度差而引起自然对流状态用无因次准数方程形式表示下列各种传热情况诸有关参数的关系：（1）无相变对流传热Nu f （Re，Pr， Gr）=（2）自然对流传热Nu f （Gr，Pr）=（3）强制对流传热Nu f （Re，Pr）=3 流体在圆形直管中作强制湍流

15、流动时的传热膜系数对气体或低粘度的液体 Nu=0.023 Re0.8 Pr n流体被加热时， n=0.4 ；液体被冷却时， n=0.3 ；为什么？8定型几何尺寸为管子内径di 。定性温度取流体进、出口温度的算术平均值。应用范围为 Re，Pr=0.7160，l / d)。10000(60水在管内作湍流流动时，若使流速提高至原来的2 倍，则其对流传热系数约为原来的0.81/2 而流量相同，则对流传热系数约为原来0.80.2设2 倍。若管径改为原来的42 倍。(条件改变后，仍在湍流范围) 无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在传热边界层或滞流层内，减少热阻的最有效的措施是提高流体湍动程度。引起自然对

16、流传热的原因是系统内部的温度差，使各部分流体密度不同而引起上升、下降的流动。滴状冷凝的膜系数大于膜状冷凝膜系数。沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流区、泡状沸腾区和膜状沸腾区，生产中的沸腾传热过程应维持在泡壮沸腾区操作。三、间壁两侧流体的热交换间壁两侧流体热交换的传热速率方程式Q KS t m=2t m为两流体的平均温度差式中： K 为总传热系数， W/（m）；tmt1t 2两流体作并流或逆流时 :ln(t1 /t2 )当t 1t 21 为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。pBmpB2 pB1) / ln(pB2/pB1)=(通常，双组分等分子反向扩散体现在精馏单元操作中，而一组分通过

17、另一组分的单相扩散体现在吸收单元操作中。气相中，温度升高物质的扩散系数增大， 压强升高则扩散系数降低； 液相中粘度增加扩散系数降低。在传质理论中有代表性的三个模型分别为双膜理论、 溶质渗透理论和表面更新理论。传质速率方程：传质速率=传质推动力 / 传质阻力N=kG( ppi )= kL ( ci c)= ky( y- yi )= kx( xi x)N=KG( pp*)= KL( c* c)= KY( Y- Y*)= KX( X* X)注意传质系数与推动力相对应，即传质系数与推动力的范围一致，传质系数的单位与推动力的单位一致。吸收系数之间的关系：1/KGkGHkL1/KLkL H kG=1/+1

18、/=1/+ /1/K=1/k m k1/K=1/k+1/mkYyxXxyky PkGkx CkLKYPKGKXCKL=气膜控制与液膜控制的概念对于易溶气体， H很大，传质阻力绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略，此时 KGkG，这种情况称为“ 气膜控制 ”；反之，对于难溶气体， H 很小，传质阻力绝大部分存在于液膜之中， 气膜阻力可以忽略， 此时 KL kL ，这种情况称为“ 液膜控制 ”。11三、物料衡算操作线方程与液气比（1：塔底， 2：塔顶）全塔物料衡算：V Y1Y2 L X1X2)逆流操作()=(吸收操作线方程： Y=LX/ V+( Y1LX1/ V)吸收操作时塔内任一截面上溶质在

19、气相中的实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。最小液气比：（ L/ V）min=( Y1 Y2 )/( X1 * X2 )液气比即操作线的斜率若平衡关系符合亨利定律，则（L/ V） min=( Y1Y2)/( Y1/mX2)改变操作条件， 增加吸收剂用量， 操作线斜率增大， 操作线向远离平衡线的方向偏移，吸收过程推动力增大，设备费用减少。四、填料层高度计算气液相平衡、传质速率和物料衡算相结合取微元物料衡算求得填料层高度。填料层高度 =传质单元高度传质单元数即 z=HOGNOG=HOLNOL=HGNG=HLNLNOG气相总传质单元数（气体流经一段填料后其组成

20、变化等于该段填料的总的平均推动力则为一个传质单元）HOG气相总传质单元高度（一个传质单元所对应的填料高度）1平均推动力法（适合平衡线为直线）：z HOGNOG V Kya(Y1Y2Ym L Kxa(X1X2)/Xm=( /)/=( /)对数平均推动力YmY1Y2)/ln(Y1/Y2=()当Y1/Y2时，可用算术平均推动力YmY1+Y2)/2110100对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽进料而言，q 值等于进料中的液相分率。L L qFV V(q1)F= +=q 线方程（进料方程）：y = q/( q1) x xF/( q1)上式表示两操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于一层理论板（气液两相平

21、衡） ，塔顶采用分凝器时，分凝器相当于一层理论板。由于冷液进料时提馏段内循环量增大，分离程度提高，冷液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。五、回流比及其选择（1）全回流R=L/ D=，操作线与对角线重合， 操作线方程 yn =xn-1 ，达到给定分离程度所需理论板层数最少为Nmin。15（2）最小回流比当回流比逐渐减小时， 精馏段操作线截距随之逐渐增大， 两操作线位置将向平衡线靠近，为达到相同分离程度所需理论板层数亦逐渐增多。 达到恒浓区（夹紧区）回流比最小，所需理论板无穷多。正常平衡线： Rmin=( xD yq)/( yq xq )饱和液体进料时： xq=xF；饱和蒸汽进料时： yq =

22、yF不正常平衡线：由a（xD，yD）或 c（xW， yW）点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求 Rmin。（3）适宜回流比R=（ 1.12 ）Rmin精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减少，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增加，塔顶冷凝器中冷却介质消耗量增加，操作费用相应增加，所需塔径增大。精馏操作时，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成 xD 变大。精馏设计中，回流比愈大，操作能耗愈大，随回流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现先减小后增大的过程。六、板效率和实际塔板数单板效率（默弗里效率）EmV=（yn yn+1） / （ yn* yn+1

23、）EmL=（xn-1 xn）/ （xn-1 xn*）全塔效率E=（NT/ NP）100%精馏塔中第 n-1, n, n+1 块理论板， yn+1yn， t n-1 xn-1 。精馏塔中第 n-1, n, n+1 块实际板， xn*yn。如板式塔设计不合理或操作不当，可能产生液泛、漏液、及雾沫夹带等不正常现象，使塔无法正常工作。连续精馏的设备组成及辅助设备、设备作用精馏塔、塔顶冷凝器和塔底再沸器，辅助设备包括原料液预热器、产品冷却器、回流液泵16干燥基本概念和基本原理同一物料，如恒速段的干燥速率增加，则临界含水量增大，物料平衡水分随温度升高而减小。不饱和湿空气当温度升高时， 湿球温度升高， 绝对

24、湿度不变， 相对湿度降低， 露点不变，比容增大，焓增大。区除可除水分与不可除水分的分界点是平衡湿含量。恒定干燥条件下的干燥速率曲线一般包括恒速干燥阶段 （包括预热段）和降速干燥阶段，其中两干燥阶段的交点对应的物料含水量称为临界含水量。恒速干燥阶段也称为表面汽化控制阶段，降速阶段也称为内部迁移控制阶段。不饱和空气： t t as或 t w t d.饱和空气： t t as t d. ()= =已知湿空气的下列任一对参数：t - t w， t - t d，t - ，可由湿焓图查得其它参数。物料中总水分可分为非结合水分与结合水分，也可分为自由水分和平衡水分。物料中水分超过平衡水分的部分水分为自由水分

25、，可用干燥方法除去；水分大于xB* （与 =100%湿空气接触时的平衡水分）部分为非结合水，小于xB* 水分为结合水。计算题：1、为测量腐蚀性液体贮槽中的存液量，采用图示的装置。测量时通入压缩空气，控制调节阀使空气缓慢地鼓泡通过观察瓶。今测得U 形压差计读数为R=130mm ，通气管距贮槽底面h=20cm，贮槽直径为2m，液体密度为980kg/m 3 。试求贮槽内液体的贮存量为多少吨？解：由题意得： R=130mm ， h=20cm， D=2m ，980kg/ m 3，Hg13600kg / m3 。（ 1）管道内空气缓慢鼓泡u=0 ，可用静力学原理求解。（ 2）空气的很小，忽略空气柱的影响。

26、观察瓶压缩空气H gR Hg gHHg .R136000.131.8m980RW1D 2(Hh)H40.78522(1.80.2)9806.15(吨）h如图所示，用泵将水从贮槽送至敞口高位槽，两槽液面均恒定不变，输送管路尺寸为83 3.5mm，泵的进出口管道上分别安装有真空表和压力表，真空表安装位置离贮槽的水面高度H1 为 4.8m，压力表安装位置离贮槽的水面高度 H2 为 5m。当输水量为36m3/h 时，进水管道全部阻力损失为1.96J/kg，出水管道全部阻力损失为 4.9J/kg，压力表读数为2.452 105Pa，泵的效率为70%，水的密度为 1000kg/m3，试求：1）两槽液面的高

27、度差 H 为多少？2）泵所需的实际功率为多少kW？173）真空表的读数为多少 kgf/cm 2？解：（1）两槽液面的高度差 H在压力表所在截面 2-2 与高位槽液面 3-3 间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，得：gH 2u22p2gHu32p3h f , 2 322其中，hf ,23 4.9 J / kg ,u 3=0,p 3=0,p5u=Vs/A=2.205m/s=2.45210 Pa, H =5m,222代入上式得：H2.20522.4521054.929.74m59.8110009.819.812（ 2）泵所需的实际功率在贮槽液面0-0 与高位槽液面 3-3 间列柏努利方程，以贮槽

28、液面为基准水平面，有：u02p0WegHu32p3h f ,0 3gH 022其中，h f , 0 36.864.9J / kg ,u 2= u3=0, p 2= p3=0, H 0=0， H=29.4m代入方程求得：We=298.64J/kg， WsVs36100010kg / s3600故N e WsWe2986.4w ，=70%，NNe4.27kw（ 3）真空表的读数在贮槽液面0-0 与真空表截面 1-1 间列柏努利方程，有：gH 0u02p0gH 1u12p1h f ,0122其中，hf ,011.96J / kg ,H0=0， u 0=0, p 0=0, H 1=4.8m,u 1=2

29、.205m/sp11000(9.814.82.20521.96)5.1510 4 Pa代入上式得，20.525kgf / cm22 一卧式列管冷凝器，钢质换热管长为3m，直径为252mm。水以 0.7m/s 的流速在管内流过，并从17被加热到 37。流量为 1.25kg/s、温度为 72烃的饱和蒸气在管外冷凝成同温度的液体。烃蒸气的冷凝潜热为315kJ/kg 。已测得：蒸气冷凝传热系数0240%，污垢热阻又为管内侧热阻的70%，试核=800W/(m ) ，管内侧热阻为外侧的算：（ 1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准）；（ 2）换热管的总根数； （ 3）换热器的管程数。 计算时可忽略管壁

30、热阻及热损失，水的比热为4.18kJ/(kg )解：（ 1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准）， S ；1由题意知， 水以 0.7m/s 的流速在管内流过， 欲求 S1，需先知道每程的管子数，每程的管子数等于所需冷却水的总流量与单管内水的流量之比。两流体交换的热量为：QWh rh1.25315394kw又QWc C pc (t2t1 ) ，C pc4.18kJ / kgC ，18则W cQ3944 .713kg / sC pc ( t 2t 1 )4 .18 (3717 )单管内水的流量为：Wc1d 2u0.7850.02120.71000 0.2423kg / s4Wc4.713每程所

31、需管子数为：n119.5Wc10.2423取每程管子数为 20， 则每程所能提供的传热外表面积为：S1do ln 10.02520 34.71m2换热管的总根数；由所需的总传热面积可求取换热管的总根数。QKo Sot mK o1111(0.40.70.4)ooo由题给数据，1111(0.40.70.4)800800800476.2W / m 2Ctmt1t 2(7217)(7237)t1ln 721744.25 Clnt27237则任务所需的传热外表面积为：SoQ39418.7m2K ot m0.4762 44.25Sodo ln换热管总根数为：nSo18.779.4do l0.0253取n8

32、0(2)换热器的管程数。由题意管程数为：N tn4n13在一单程逆流列管换热器中用水冷却空气，两流体的进口温度分别为20和 110。在换热器使用的初期，冷却水及空气的出口温度分别为45和 40，使用一年后，由于污垢热阻的影响，在冷热流体的流量和进口温度不变的情况下，冷却水出口温度降至38，试求：（1）空气出口温度为多少？（2）总传热系数为原来的多少倍？（3）若使冷却水加大一倍，空气流量及两流体进口温度不变，冷热流体的出口温度各为多少？（ 水 空气）（ 4）冷却水流量加大后，换热器的传热速率有何变化？变为多少？19解：使用初期使用一年后11040110T245203820（ 1）空气出口温度 T

33、2题意可得：使用初期QWcC pc (t2t1 )Wh C ph (T1T2 )KS t m（1）使用一年后Q2WcC pc (t 2t1 )W hC ph (T1T2 )KS t m（ 2）两式相比（ 2） /（ 1），得(110 T2 )(38 20)(11040)(4520)则： T2 =59.6 （ 2）总传热系数K / K(T1t2 )(T2t1 )652034.2 Ct mln T1t2ln 65T2t120(11038)(59.220)7239.654.2 Ct mln 1103872ln59.62039.6方程 (2) 式 /(1) 式，得：(3820)K54.2故K0.50%

34、( 4520)K38.2K（ 3）冷热流体的出口温度t 2及 T2一年后QWcC pc (t2 t1 ) Wh C ph (T1T2 )K S t m（ 3）Q2WcC pc (t2t1 ) Wh C ph (T1T2 ) K S t m（ 4）方程（ 4）式 /（ 3），得：110T22(t 220)K1(110t2 )(T2 20)11059.63820K54.2110t 2ln20T2整理前半式的方程t 239.60.179T2（5）又因水空气，K空气 ，故KK空1空由等比定理(110T2 ) (t 220)1(110t 2 )(T220)11059.6954.2110t 2ln20T2

35、则110t 241.4ln2054.2T220整理得，t 2153 T2（ 6）联立（ 5）和（ 6），可得：t 229.4 C ， T2 57.5 C（ 4）冷却水流量加大后，换热器的传热速率有何变化？变为多少？(11029.4)(57.520)80.637.556.3 Ctmln 11029.4ln 80.657.52037.5则QQt m56.354.21.04t m1 某填料塔用水吸收混合气中丙酮蒸汽。混合气流速为V=16kol/ ( h m2 ) ，操作压力 P=101.3kPa。已知容积传质系数 ky a 64.6kmol /(h m3 ) ， kL a16.6kmol /( hm

36、3 ) ，相平衡关系为 p A4.62c A （式中气相分压 p A 的单位是 kPa，平衡浓度单位是kmol / m3）。求：（1）容积总传质系数K ya 及传质单元高度 H OG ；（ 2）液相阻力占总传质阻力的百分数。解： （ 1）由亨利定律P ExHcHc MxymxmHc M / P4.62 cM0.0456cM101.3k xakL acM16.6cM kmol / h m3m0.0456cM2.7510 3 hm3 / kmolkx a16.6cM11m12.75 1030.0182 h3/ kmolK y a=mk y a kx a 64.6K y a 54.9kmol / h

37、 m3H OGV160.291(m)K y a54.9（ 1）液相阻力占总阻力的百分数为：m / kx a2.7510 315.1%1/ K y a0.01820.1513 某填料吸收塔用含溶质x20.0002 的溶剂逆流吸收混合气中的可溶组分，采用液气比L/V=3 ，气体入口质量分数y10.01回收率可达0.90 。已知物系的平衡关系为y=2x 。今因解吸不良使吸收剂入口摩尔分数升至x20.00035，试求：211）可溶组分的回收率下降至多少？2）液相出塔摩尔分数 x1 升高至多少？解：（ 1） y2y1 (1 )0.01(1 0.9)0.0011m20.667AL / V3N OG1ln(

38、11)y1mx1111Ay2mx2AA=1ln( 10.010.000220.667)0.00020.667 5.3810.6670.0012当 x2 上升时，由于H 不变， HOG不变N OGH / H OG 也不变，即5.381ln( 10.667) 0.010.0003520.6671 0.667y20.000352y20.0013y1y20.010.0013y10.01（ 3）物料衡算V ( y1y2 )L ( x1 x2 )x1V ( y1y2 ) x2L0.871=(0.010.0013)0.000350.003253某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成平衡。气相作

39、产品，液相作回流，参见附图。塔顶产品组成为：全凝时为 xD ，分凝时为 y0 。设该系统符合恒摩尔流的假定，试推导此时的精馏段操作线方程。解： 由精馏段一截面与塔顶（包括分凝器在内）作物料衡算。VyLx Dy 0 ，若回流比为 Ryo则 yL xD yRxR1y0y1分凝器VVR11对于全凝时1xDR12精馏段操作线yxxDR 1R1可知：当选用的回流比一致，且xDy0 时两种情况的操作线完全一致。在y x 图上重合，分凝器相当于一块理论板。222 用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h ，易挥发组分xF=0.5 ，泡点进料，得塔顶产品xD=0.9 ，塔底釜液 xW=0.05

40、（皆摩尔分率） ，操作回流比R=1.61 ，该物系平均相对挥发度=2.25 ，塔顶为全凝器，求：塔顶和塔底的产品量（ kmol/h ）；第一块塔板下降的液体组成x1 为多少；写出提馏段操作线数值方程；最小回流比。解：（ 1）塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）；F=D+W=100（1）D 0.9 W 0.05FxF1000.550 （2）上述两式联立求解得W=47.06kmol/hD=52.94kmol/h（ 2）第一块塔板下降的液体组成x1 为多少；因塔顶为全凝器，xDy1x1(1) x11x1y10.90.80(1) y12.251.250.9（ 3）写出提馏段操作线数值方程；VV(R1)

41、D2.6152.94138.17LL qFRDF 1.6152.94100 185.23ym 1LWxW185.2347.060.05xmVxm138.17则V138.1734xm 0.0174）最小回流比。泡点进料， q=1, xq xF0.5yqxq2.250.51) xq11.250.6921 (0.5xDyq0.90.692Rminxq1.083yq0.692 0.55、本题附图所示为一双锥分级器，利用它可将密度不同或尺寸不同的粒子混合物分开。混合粒子由上部加入，水经可调锥与外壁的环形间隙向上流过。沉降速度大于水在环隙处上升流速的颗粒进入底流，而沉降速度小于该流速的颗粒则被溢流带出。利

42、用此双锥分级器对方铅矿与石英两种粒子混合物分离。已知：粒子形状正方体23粒子尺寸棱长为 0.080.7mm方铅矿密度s1=7500kg/m3石英密度s2=2650kg/m320水的密度和粘度=998.2kg/m3=1.00510-3 Pa s假定粒子在上升水流中作自由沉降，试求： 1）欲得纯方铅矿粒，水的上升流速至少应取多少 m/s？ 2）所得纯方铅矿粒的尺寸范围。解： 1)水的上升流速为了得到纯方铅矿粒， 应使全部石英粒子被溢流带出， 应按最大石英粒子的自由沉降速度决定水的上升流速。对于正方体颗粒，先算出其当量直径和球形度。设 l 代表棱长， Vp 代表一个颗粒的体积。3636l336( 0

43、.7 103)8.685 104mdeVpSde28.68510 40.806s6l 26 (0.710 3)2Sp用摩擦数群法求最大石英粒子的沉降速度Ret24de2 ( s2) g324(8.68510 4 )3 (2650998.2) 998.2 9.81140003(1.00510 3)2s=0.806，查图得， Ret=60，则：Ret60 1.005 10 3ut998.2 8.685 10 4de0.06962）纯方铅矿的尺寸范围所得到的纯方铅矿粒尺寸最小的沉降速度应等于0.0696m/s用摩擦数群法计算该粒子的当量直径。Ret14( s1)g3 2ut341.005103 (7

44、500998.2)9.813998.22 (0.0696)30.2544s=0.806，查图得， Ret=22，则：deRet22 1.005 10 33.182 10 4 mut998.2 0.069624与此当量直径相对应的正方体的棱长为：lde3.182 104104m662.56533所得方铅矿的棱长范围为0.25650.7mm。6：拟采用降尘室除去常压炉气中的球形尘粒。降尘室的宽和长分别为2m 和 6m,气体处理量为 1 标m3/s，炉气温度为427，相应的密度=0.5kg/m3，粘度 =3.4 10-5Pa.s，固体密度S=4000kg/m3 操作条件下，规定气体速度不大于0.5m

45、/s，试求：1降尘室的总高度H，m；2理论上能完全分离下来的最小颗粒尺寸；粒径为 40 m 的颗粒的回收百分率；欲使粒径为 10m 的颗粒完全分离下来，需在降降尘室内设置几层水平隔板？解： 1）降尘室的总高度 HVSV0 273t1 273 4272.564m3 / s273273HVS2.564bu22.564m0.52）理论上能完全出去的最小颗粒尺寸utVs2.5640.214m/ sbl2 6用试差法由 ut 求 dmin。假设沉降在斯托克斯区18 ut18 3.4 1050.2145.78 10 5 mdmings40000. 59.807核算沉降流型dut5.7810 50.2140

46、.50.182 1Ret3.1410 5原假设正确3、粒径为 40m 的颗粒的回收百分率粒径为40m 的颗粒定在滞流区，其沉降速度d2g 40 106240000.5 9.807s0.103m / sut18183.410 5气体通过降沉室的时间为：l612su0.5直径为 40m 的颗粒在 12s 内的沉降高度为：25H ut0.103 121.234m假设颗粒在降尘室入口处的炉气中是均匀分布的，则颗粒在降尘室内的沉降高度与降尘室高度之比约等于该尺寸颗粒被分离下来的百分率。直径为40m 的颗粒被回收的百分率为：H 1.234100%48.13%H2.5644、水平隔板层数由规定需要完全除去的

47、最小粒径求沉降速度，再由生产能力和底面积求得多层降尘室的水平隔板层数。粒径为10m 的颗粒的沉降必在滞流区，d 2sg1 105240000.5 9.8073ut18183.410 66.41 10m/ snVS12.5641 32.3blu t2 6 6.4 103取 33层板间距为H2.564h0.0754mn1331例：过滤一种固体颗体积分数为0.1 的悬浮液 ,滤饼含水的体积分数为0.5,颗粒不可压缩 ,经实验测定滤饼比阻为 1.31011m-2,水的粘度为 1.0 10-3Pa.s。在压强差恒为9.8 104Pa的条件下过滤,假设滤布阻力可以忽略 ,试求：1）每 m2 过滤面积上获得

48、 1.5m3 滤液所需的过滤时间。2）如将此过滤时间延长一倍 ,可再得滤液多少？解： 1）过滤时间v110.1/(10.5)0.25m3 / m310.1 /(10.5)K2P1 s1029.811046 10 3 m2 / srv10 31.310110.25滤布阻力可忽略q2Kq21.52K6103375s2)求过滤时间加倍时的滤液量2622375750sqK610 3 750 2.12m3qq2.12 1.50.62m 3 / m2p1 Sr uRqr u qR e7：用一台 BMS21/635-25 板框压滤机过滤一种含固体颗粒为25kg/m3 的悬浮液，在过滤机入口处滤浆的表压为 3

49、.39 105Pa,已测得在此压力下 K=1.86 10-4，qe=0.0282，所用滤布与实验时的相同，料浆温度为 25， 每次过滤到滤饼充满滤框为止，然后用清水洗涤滤饼，洗水温度及表 压与滤浆相同，体积为滤液体积的 8%，每次卸 渣，清理，装合等辅助操作时间为 15min。已知固相颗粒密度为 2930kg/m3，又测得湿滤饼的密度为 1930kg/m3。求共有 26 框的板框压滤机的生产能力。解： 总过滤面积A0.625222620.8m2滤框总容积V0.6250.025260.262m3已知 1m3 滤饼的质量为 1930kg，其中含水 x kg,水的密度按 1000kg/m3 考虑。1930 xx129301000 x=518kg1m3 滤饼中固相颗粒质量为1930-518=1412 kg生