化工原理复习资料

#iiii塔底再沸器相当于一层理论板(气液两相平衡)，塔顶采用分凝器时，分凝器相当于层理论板。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=8,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。(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：y：=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R1mn。(3)适宜回流比R=(1.1~2)R=(1.1~2)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，随着回流比逐渐增大，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)EmL=(xn-1—xn)/(xn-1—xn*).全塔效率E=(NT/NP)x100%精馏塔中第n-i,n,n+i块理论板，yn+1<yn，tn_1<tn，yn>xn_1。精馏塔中第n-i,n,n+i块实际板，xn*<xn,yn*>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。负荷性能图有五条线，分别是雾沫夹带、液泛、漏液、液相负荷上限和液相负荷下限。

吸收 基本概念和基本原理利用各组分溶解度不同而分离气体混合物的单元操作称为吸收。混合气体中能够溶解的组分称为吸收质或溶质(A)；不被吸收的组分称为惰性组分或载体(B)；吸收操作所用的溶剂称为吸收剂(S)；吸收所得溶液为吸收液(S+A)；吸收塔排出的气体为吸收尾气。当气相中溶质的的实际分压高于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从气相向液相转移，发生吸收过程；反之当气相中溶质的的实际分压低于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从液相向气相转移，发生脱吸(解吸)过程。一、气-液相平衡 传质方向与传质极限平衡状态下气相中溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度 溶解度。对于同一种溶质，溶解度随温度的升高而减小，加压和降温对吸收操作有利，升温和减压有利于脱吸操作。亨利定律： p*=Ex——E为亨利系数，单位为压强单位，随温度升高而增大，难溶气体(稀溶液) F,很大，易溶气体卫很小。对理想溶液E为吸收质的饱和蒸气压。p*=c/H--H为溶解度系数，单位：kmol/(kN-m)，H=p/(EMs)，随温度升高而减小，难溶气体H很小，易溶气体H很大。y*=mx——m相平衡常数，无因次，m=E/P,^值愈大，气体溶解度愈小；m随温度升高而增加，随压力增加而减小。Y*=mX——当溶液浓度很低时大多采用该式计算。X=x/(1-x);Y=y/(1-y); x,y——摩尔分率， X,Y——摩尔比浓度二、传质理论——传质速率分子扩散——凭借流体分子无规则热运动传递物质的现象。推动力为浓度差，由菲克定律描述：JA=—DAB(dCA)/(dz) JA—扩散通量，kmol/(m2.s)DAB--扩散系数等分子反向扩散传质速率：气相内液相内单相扩散传质速率： 气相内等分子反向扩散传质速率：气相内液相内单相扩散传质速率： 气相内液相内Na=D(Pa1-Pa2)/RTzNA=D'(CA1-CA2)/ZNA=Ja+NCa/C=D(Pa-Pa)/RTz.(P/PBm)=kG(PA-PAi)Na=0底工)29院)=^^工)其中P/PBm>1为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。PBm=(PB2-PB1)/ln(PB2/PB1)一般而言，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(P-Pi)=kL(ci-c)=ky(y-yi)=kx(xi-x)N=KG(P-P*)=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/KG=1/kG+1/HkL 1/KL=1/kL+H/kG 1/KY=1/ky+m/kx 1/KX=1/kx+1/mkyky=PkG kx=CkL KY^PKG A"CKl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KGnkG，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小kL，这种情况称为“液膜控制”。三、物料衡算——操作线方程与液气比全塔物料衡算： V(Y1-Y2)=L(X1-X2) 逆流操作吸收操作线方程： Y=LX/V+(Y1-LX1/V) 1—塔底，2—塔顶吸收操作时塔内任一截面上溶质在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=(Yl-Y2)/(Xl*-X2) 液气比即操作线的斜率增加吸收剂用量，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X传质单元数即 z=HogXNog=HolXNol=Hgx，=4xNlNOG气相总传质单元数(气体流经一段填料后其组成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=HoGXNoG=(V/KyaQ-1工)以Ym=(L/&aQXXjXJ/A七对数平均推动力4Ym=(AY1-AY2)/ln(AY1/AY2)当^Y1/AY2<2时，可用算术平均推动力4Ym=(AY1+AY2)/22．脱吸因数法(平衡线为直线)：NOG=(1/S)^ln[(1-S)^(Y1-Y2*)/(Y2-Y2*)+S]S——脱吸因数，平衡线与操作线斜率之比(mV/L)，反映吸收推动力的大小。S增大，液气比减小，吸收推动力变小，N0G增大气体吸收中，表示设备(填料)效能高低的一个量是传质单元高度，表示传质任务难易程度的一个量是传质单元数。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>tas（或tw）>td.饱和空气：t=tas=；：.w已知湿空气的下列任一对参数：t-tw，t-td，t-①，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，可用干燥方法除去；水分大于xB*（与①=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。附：化工原理实验技术一、管路流体流动阻力测定实验二、离心泵特性曲线测定实验三、总传热系数测定实验四、吸收实验（吸收系数测定）五、精馏实验（全塔效率测定）掌握上述实验的实验原理,能合理安排其流程,并分析所需测定参数及所用仪器和仪表。传热一填空在传热实验中用饱和水蒸汽加热空气，总传热系数接近于空气 侧的对流传热系数，而壁温接近于饱和水蒸汽侧流体的温度值。热传导的基本定律是傅立叶定律。间壁换热器中总传热系数的数值接近于热阻工（大、小）一侧的a值。间壁换热器管壁温度接近于a值大（大、小）一侧的流体温度。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小，则该壁面的热阻愈大（大、小）,其两侧的温差愈大（大、小）。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。TOC\o"1-5"\h\z在无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在 滞离层内(或热边界层内) ，减少热阻的最有效措施是提高流体湍动程度 。(5)消除列管式换热器温差应力常用的方法有三种，即在壳体上加膨胀节、采用浮头式或U管式结构;翅片管换热器安装翅片的目的是增加面积，增强流体的湍动程度以提高传热系数。厚度不同的三种材料构成三层平壁，各层接触良好，已知，导热系数九九九，123 123在稳定传热过程中，各层的热阻 ，各层导热速率 。 物体辐射能力的大小与黑度成正比，还与温度的四次方成正比。写出三种循环型蒸发器的名称 中央循环管式、悬筐式、外加热式。在大容积沸腾时液体沸腾曲线包括自滞然t流、泡核沸腾和膜状沸腾三个阶段。实际操作应控制在泡核沸腾。在这一阶段内，传热系数随着温度差的增加而增加。传热的基本方式有传导、对流和辐射三种。热传导的基本定律是傅立叶定律…St其表达式为 =d—。Sn(11水)在管内作湍流流动，若使流速提高到原来的2倍，则其对流传热系数约为原来的倍；管径改为原来的 而流量相同，则其对流传热系数约为原来的倍。(设条件改变后仍在湍流范围)导热系数的单位为 (.℃) ,对流传热系数的单位为 (.℃) ,总传热系数的单位为 (.℃) 。二、选择1已知当温度为T时，耐火砖的辐射能力大于铝板的辐射能力，则铝的黑度_D_耐火砖的黑度。A大于 B等于 C不能确定 D小于2某一套管换热器，管间用饱和水蒸气加热管内空气(空气在管内作湍流流动)，使空气温度由2℃0升至80℃，现需空气流量增加为原来的2倍，若要保持空气进出口温度不变，则此时的传热温差应为原来的倍。不定一定流量的液体在一0X 的直管内作湍流流动，其对流传热系数a ・℃；如流量与物性都不变，改用一0X的直管，则其a将变为d对流传热系数关联式中普兰特准数是表示的准数。对流传热 流动状态 物性影响 自然对流影响5在蒸气一空气间壁换热过程中，为强化传热，下列方案中的_B_在工程上可行。A提高蒸气流速 B提高空气流速C采用过热蒸气以提高蒸气温度D在蒸气一侧管壁加装翅片，增加冷凝面积在两灰体间进行辐射传热，两灰体的温度差为50℃，现因某种原因，两者的温度各升高100℃,则此时的辐射传热量与原来的辐射传热量相比，应该_B_。A减小 B增大 C不变在单效蒸发器中，将某水溶液从14%连续浓缩至30%，原料液沸点进料，加热蒸汽的温度为96.2℃，有效传热温差为11.2℃，二次蒸气的温度为75.4℃，则溶液的沸点升高为D℃。A11.2 B20.8C85 D9.68为蒸发某种粘度随浓度和温度变化较大的溶液，应采用_B_流程。A并流加料B逆流加料C平流加料D双效三体并流加料三、计算1试推导出表示具有内部热源的实心球体的温度分布公式。已知：R—球体半径，m；To o球体表面的恒定温度，℃；q每单位球体体积在单位时间内所产生热量，J/（m3-h）；o九球体材料的导热系数，J/（m・h•℃）。o4解：球体积 v=3兀r3， 球表面积根据傅立叶热传导公式：4 dt dt—兀r3q=一人A一=一人4兀r2一3oodrodr所以 rdr=一一odtqo积分上式得： 卜。rdr=-3ofTodtr qToTOC\o"1-5"\h\z3九(R2-r2)二一(T-T)2o q ooT=T+qL-(R2-r2)o6九 oo一卧式列管冷凝器，钢质换热管长为，直径为。x。水以 的流速在管内流过，并从7被加热到7。流量为 、温度为2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 。已测得：蒸气冷凝传热系数a ・℃,管内侧热阻为外侧的，污垢热阻又为管内侧热阻的，试核算：（）0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。计算时可忽略管壁热阻及热损失，水的比热为 -℃解：（）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准），1由题意知，水以 的流速在管内流过，欲求，需先知道每程的管子数，每程的1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：Q=Wr=1.25义315=394kwhh

Q=WC(t-1),cpc2 1C=4.18kJ/kg.℃,pc单管内水的流量为：每程所需管子数为：取每程管子数为QC(tpc2t1)394 , =4.713kg/s4.18(37-17)兀W=-d2u=Q=WC(t-1),cpc2 1C=4.18kJ/kg.℃,pc单管内水的流量为：每程所需管子数为：取每程管子数为QC(tpc2t1)394 , =4.713kg/s4.18(37-17)兀W=-d2u=0.785x0.0212x0.7x1000=0.2423kg/-4c1W cwc14713— =19.50.2423则每程所能提供的传热外表面积为：S=兀dln=0.025X20x3x兀=4.71m2o1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。Q=KSAtoom1(—

ao+0.4xX+0.7x0.4X)aaoo由题给数据，(o—+0.4800x—+0.7x0.4x800800=476.2W/m2•℃At-At (72-17)-(72-37)——1 2= At

In—1At2lnZ2z!Z.72—37=44.25℃则任务所需的传热外表面积为：394KAt 0.4762x44.25om=18.7m2换热管总根数为：=兀dln

o18.7兀dl 兀x0.025x3o=79.4n=80换）热器的管程数。

n由题意管程数为： N=—=4tn13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11℃0。在换热器使用的初期，冷却水及空气的出口温度分别为4℃5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3℃8，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？(a水a空气)()冷却水流量加大后，换热器的传热速率有何变化？变为多少？解：使用初期使用一年后℃8()空气出口温度T2题意可得：使用初期Q=WC(t-1)=WC(T—解：使用初期使用一年后℃8()空气出口温度T2题意可得：使用初期Q=WC(t-1)=WC(T—T)=KSAtcpc2 1 hph1 2 m(1)使用一年后Q'=2WC(t，-1)=WC(T-T')=KSAt' (2)cpc2 1 hph1 2 m两式相比(2)/(1)，得(110-T'), _(38-20)/2/(110-40厂 /'(45-20)则：T' ℃2()总传热系数K"KAtmAt'm(T-t)-(T-t)65-20T-t

in—l 2T-121in丝20=34.2℃(110-38)-(59.2-20)_72-39.6110-38in 59.6-20=54.2℃39.6方程(2)式方程(2)式/(1)式，得：(38-20)K54.2 = . (45-20)K38.2故 K/K=0.50%(3)冷热流体的出口温度t；及T；TOC\o"1-5"\h\z一年后Q'=WC (t，-1)=WC (T-T')=KasAt' (3)cpc2 1 hph1 2 mQ〃=2WC (t〃-t)=WC (T-T")=K"SAt" (4)cpc2 1 hph1 2 m

方程（4）式/（3）,得:110—T〃2(t〃—20)K〃1(110-1〃)—(T〃—20)

2—二——2 二——■, 2 2 110-59.6 38-20 K'54.2 1110-t"ln 2-T"-202整理前半式的方程又因鼠»%气,t〃=39.6-整理前半式的方程又因鼠»%气,t〃=39.6-0.179T〃2 2K氏a,故空气I(5)由等比定理(110-T')-(由等比定理(110-T')-(t〃-20) 1 (110-1〃)-(T〃-20) 2 2 二■ ■ 2 2^ 110-59.6-9 54.2 .110-tln 2-T"-202110-f41.4ln 2= T'-20 54.22整理得， t〃=153-T" (6)22联立（5）和（6），可得： t=29.4℃， T〃=57.5°C22（）冷却水流量加大后，换热器的传热速率有何变化？变为多少?At〃=At〃=m(110-29.4)-(57.5-20)_80.6-37.5।110-29.4ln 57.5-20।80.6ln 37.5=56.3℃则 %='mAt'=56[3」54.2=1.04' 'm4有一蒸汽加热器，热方：为饱和蒸汽冷凝，T=100℃;冷方：为生垢液体升温，t1=200c，t=60℃。2（1）在测试中，维持以上温度条件不变，发现蒸汽凝液流量，在清洗前后之比为1：2。问:a那些是控制热阻？管程宜走那一方流体？简述理由；b清洗前，污垢热阻约为该时总热阻的多少分数？（2）在操作中，若要求改为维持该加热器的热负荷不变。问：随着污垢的增加，调节饱和蒸汽的温度和生垢液体的流量，是否都能达到要求？简述理由（定性分析）。注：冷方流型为湍流、面积基准和物性变化可不考虑以及清洗后的垢阻为零。解：（1）a垢层是主要控制热阻，其次是垢层对液体的给热过程，因传热过程的传热量取决于热阻大的一方。管程宜走生垢液体，便于清洗，便于增大流速，可能减少垢层沉积在管子表面上，饱和蒸汽宜在管间（壳程）走，因流速对饱和蒸汽冷凝给热系数几乎无影响，

而饱和蒸汽冷凝的表面又不要求清洗，且在壳程流动易于及时排除冷凝水和不凝性气体。b维持A,At不变时:mTOC\o"1-5"\h\z清洗前传热量 Q=W=KAAt (1)hm清洗后传热量 Q'=2W=KAAt (2)hm(1)式与(2)式比较得： K'=2K1111 1清洗前后总热阻的差值是污垢热阻R R=---==-ssKKK2K2K所以R s所以R sR总=0.5=50%(2)在操作中，调节生垢液体流量，企图减少垢层厚度来增加换热量，是不能满足的，因为生垢液体以为湍流，再增加流量时，所增加的换热量决不能与所需要的热量相当，这时会使出口温度下降。只有调节饱和蒸汽的温度来增加At，使其满足热负荷的要求。m假设垢层热阻的增加，使其换热量减少一半，(换热量再减少即不能操作)，这时蒸汽的温度提高到160℃即可满足要求。假设垢层的生成，其传热面积的变化忽略不计，而传热系数下降一半，则推动力160-20160-20+160-60… =1202增加一倍，这样即可满足其换热器的热负荷不变。5有一换热器，管内通90℃的热流体，膜系数。1为1100w/m2.℃，管外有某种液体沸腾，沸点为50℃，膜系数a为5800w/m2℃。试求以下两种情况下的壁温：()管壁清洁2无垢；()外侧有污垢产生，污垢热阻为 m2•℃/w解：忽略管壁热阻，并假设壁温为Tw(1)当壁很薄时，根据壁两侧的对流传热方程式可得：则(2)同理则(2)同理T-TT-t w-=-w 1 1a a12T=56.4℃w90-TT-50 w-=-w 1 11100 580090—TT—90—TT—50 w-=1-w-=a01100 w -L-+0.005580012贝U T=84℃w由此可知，壁温总是比较接近热阻小的那一侧流体的温度。6流量为2000kg/h的某气体在列管式换热器的管程流过，温度由150c降至80℃；壳程冷却用水，进口温度为15℃，出口温度为65℃，与气体作逆流流动，两者均处于湍流。已知气体侧的对流传热膜系数远小于冷却水侧的对流传热膜系数，管壁热阻、污垢热阻和热损失均可忽略不计，气体平均比热为1.02kJ/kg・℃，水的比热为4.17kJ/kg・℃,不计温度变化对比热的影响，试求：（1）冷却水用量；（2）如冷却水进口温度上升为20℃，仍用原设备达到相同的气体冷却程度，此时对数平均温差为多少？（3）此时的出口水温将为多少？（4）此时的冷却水用量为多少？解：（1）冷却水用量；Q=WC（t-t）=WC（T-T）cpc2 1 hph1 2Q=W*4.17（65-15）=2000*1.02（150-80）cW=685kg/hc（2）如冷却水进口温度上升为20℃，仍用原设备达到相同的气体冷却程度，此时对数平均温差为多少？原情况 Q=WC(t-1)=WC(T-T)=KSAt=aSAtcpc2 1 hph1 2 imiim(1)(2)新情况Q'=W'C(t，-1')=WC (T-T)=KSAt'"a'S'At'(2)cpc2 1 hph1 2 imiima=a'iiaJ〉%气a=a'iiS'"S，故 At'=AtTOC\o"1-5"\h\zii mmAtm(150-65)+(80-15)-Atm 75C」 (150-1')+(80-20)210-1'\o"CurrentDocument"At= 2 = 2则 t'=60。C则 t'=60。C，2对新情况下的热量进行衡算，Q=W'x4.17x(60—20)=2000x1.02x(150—80)故 W'=856kg/hc7在套管换热器中用12℃0的饱和蒸汽于环隙间冷凝以加热管内湍流的苯。苯的流量为,比热容为 ・℃)温度从℃升至℃。蒸汽冷凝传热系数为X•℃)换热管内侧污垢热阻为X--℃,忽略管壁热阻、换热管外侧污垢热阻及热损失。换热管为。X 的钢管，有效长度为。试求：()饱和蒸汽流量(其冷凝潜热为 )；()管内苯的对流传热系数a；()当苯的流量增加 、但其他条件维持不变时，苯的出口温度为若干？(4)若想维持苯的出口温度仍为6℃0应采取哪些措施？作出定量计算。解：(1)饱和蒸汽流量；Q=Wr=WC(t-1)=4000x1.9x(60—30)=2.28x105kJ/hhcpc2 1Q_2.25Q_2.25x105~ 2204=103.4kg/h()管内苯的对流传热系数a；Q=WC(t-1)=KSAt=KS(TT1)-(T-tJ=ks t21t1cpc2 1oomoo T-t ooT-tTOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"In 1 In 1T-1 T-122T-tKS整理得(1)\o"CurrentDocument"In 1=-整理得(1)T-1 WC2cpcS=兀dL=0.054x12xn=2.036m2ooT-t120-30In =In =0.4055T-1 120-6020.4055x4000x1.920.4055x4000x1.93600x2.036=0.4205kw/(m2•0C)Kaodd

o-+ o-sidadiii(2)54 54420.510000+4x10-4 +—420.51000050a50ia=585w/(m2・0C)i(3)苯的流量增加50，%苯的出口温度为若干a'=(1.5)o.8a=(1.5)o.8a'=(1.5)o.8a=(1.5)o.8x585=809.1攻/(m2.℃)ii将其代入（2）式得K=535.7攻/(m2.oC)o代入（1）式得।120—30 535.7x2.036x3600In 二 120-1' 4000x1.5x1.9x10002=0.3444解得11=56.2°C2（4）若想维持苯的出口温度仍为6℃0应采取哪些措施？作出定量计算。（a）将管子加长，由（1）式得120-120-30In 120-60=0.4055=cpc0.4055x1.5x4000x1.9x1000S，= =2.4m2o 3600x535.7L=S'/(兀d)=2.4/(0.054兀)=14.15moo（b）提高加热蒸气压强（温度）=0.3444tT'-30 535.7x2.036x3600=0.3444In = T-604000x1.5x1.9x1000解得T解得T=133C一废热锅炉，由。x锅炉钢管组成，管外为水沸腾，温度为℃,管内走合成转化气，温度由℃下降到℃。已知转化气一侧a •,水侧a •,钢io的导热系数为 -,若忽略污垢热阻，试求：以内壁面为基准的总传热系数i单位面积上的热负荷管内壁温度及管外壁温度Wi（4试）以计算结果说明为什么废热锅炉中转化气温度高达50℃0左右仍可使用钢管做换热管。解：（）i1 1bdd =+ i—+i——Ka入dadiim001 0.002x0.021 0.021= + + 300 45x0.023 10000x0.025所以K=289.2W/m2•Ki（）Q=KSAtiimq=KAtq=KAtim=289.2x(575—227)—(472—227)।575—227In 472—227=289.2x293.5=84880.2W/m2=84.9kW/m2()管内壁温度及管外壁温度因为575+472, -因为575+472, -T2w1T—T—W ibT—227

―i 1TOC\o"1-5"\h\zaS XS aSii m 00575+472_72 ―TwT—TT—227 =—W i-=——i 1 0.002 1300x21 45x2310000x25由上述方程可解出 T=由上述方程可解出 T=237.8℃,WT=234.2。Ci(4)由计算结果可知，钢管的内外壁温度接近水侧沸腾的温度，即接近于热阻小的一侧流体的温度。尽管废热锅炉中转化气温度高达50℃0左右，而钢管的温度小于23℃8，故仍可在此高温下使用钢管做换热管。9水以一定流速在直管中作湍流流动，若管壁温度不变为350K,水的进出口温度分别为290K及295K,若水的流速增加一倍，则水的出口温度变为多大？解：求u；U=2,12=?以知t=350K，t=290K，t=295K，水湍流流动，需对水侧作w12热量恒算可求t'。一般情况，水的进出口温差小于10℃,那么温度对物性参数影响较小，2因此可以认为水的物性参数保持不变。由题意知，TOC\o"1-5"\h\z流速改变前：Q=WC(t—t)=WC(295—290)=aSAt (1)cpc 2 1 cpc m流速改变后：Q'=2WC (t'—t )=2WC (t'—290)=aSAt' (2)cpc2 1 cpc2 m流速改变后流速改变前

流速改变后350K——350K——>350K290K 295K350K—350K290K 112(350—290)+(350—295) 57.5L人，(350—290)+(350-1') 410-1'TOC\o"1-5"\h\zAt= 2—= 2m2 2九dupCN又 a=0.023—(d)0.8( )0.4 (3)dN九i因物性参数不变，则：——=(—)0.8=20.8=1.74 (4)au(1)/(2)，并将各参数带入，可得：5 _ 57.52(tf-290)-1,410-t'2 1.74X2-2t'=294.4K210现有一逆流冷却器，用冷水冷却油，使油温从420K降到370K,水进口温度为285K,出口温度为310K。设油和水的流率、进口温度保持不变，将冷却器长度增加一倍（其它尺寸不变），求油及水的出口温度。解： 寸不变），求油及水的出口温度。解： 420K ^370K*310K 285K对体系进行热量恒算，A,_(420-301)+(370-285)— .m2WC(420WC(420-370)-opoWC(310-285)-KSAtwpw m所以，KSAt mC所以，KSAt mC(420-370) C50po poKS97.5KS——X——=1.95——CpoKS97.5 KS x =3.9 C(310-285)C

pw pwTT2285K冷却器长度增加一倍后，420K

t2

假设：At'+At'

——1 2假设：2135+T-1 2 22则 WC(420-T)135+T-1 2 22所以，e 2KSAt' KS(135+T-1)W= m =所以，e 2KSAt' KS(135+T-1)W= m = X 2 2—oC(420-T)C(420-1)

po 2 po 2巾 2KSAt' KS(350+T-1)W= m——= X 2 2—-C(t-285)C(t-285)

pw2 pw 2（1）=（3）(135+T-1)

1.95=——~2-

420-T2（2）=（4）(135+T-1)3.9= 2一2t-2852解（5）和（6）方程，得： T2=341.74K t2=324.13KAt'=341.74-2852=56.74AAt'=341.74-2852=56.741At'jA1At'jA12 2,则At'用算术平均值合适。m11某工厂有一台列管式换热器，每小时将一定量的气体从80℃冷到60℃，冷却水温度由20℃升到3℃0，气体在管内流过，冷却水在管外与气体成逆流。经核算，该换热器的传热系数K=40-/（m2・。C）,现生产需要气体出口温度更低，有人提出将一结构及大小与已用一台完全一样的换热器并联使用，气体量与原一台时相同，只是分成相等的两股送入，冷却水进出每个换热器的温度仍与原来的一样。试计算：（1）此时气体的出口温度为多少？（2）两台换热器应如何安排才能把气体冷却到更低的温度？设：气体处理量与冷却水进出口温度都不变，忽略管壁与冷却水热阻，气体温度改变引起的物性改变也忽略不计。解：一台换热器情况：（T-1）-（T-1）（80-30）+（60-20）..At=-12 2 1-= =45m2 2所以Q=KSAt=40xSx45=1800Sm又因WC（T-T）=WC（80-60）=20WCgpg1 2 gpg gpg气体放出的热量与冷却水得到的热量相等，所以：

1800S=20WCgpgS1(1)P (1)WC90gpg（1）两台相同换热器并联使用」 (T-1)—(T'—t)(80—30)+(T—20)30+T八t=-1 2 2 1-= 2 = 2- 2 2 2W'=0.5W由于管间为水，管内为气体，a〉〉a攻g故有K=ag气膜控制=AW0.8由于管间为水，管内为气体，a〉〉a攻g故有K=ag气膜控制=AW0.8=K=40g所以故a'=A(W/2)0.8=K'ggK AW0.8 1 40——= g = =——K' A(W/2)0.8 (0.5)0.8K'gK'=40义(0.5)0.8=23Q'=KS'At'm30+T' , ,二23x2Sx ―2=23S(30+T')=WC(80-T')2 2 gpg 2S80-T

二 2-WC 23(30+T)gpg 2联立(1)式和(2)式解得：T=57.6℃2（2）两台相同换热器串联使用时一 (T-1)-(T〃-t)(80-30)+T-20)30+T"At=—1 2 2 1-= 2 = 2m 2 2 2 30 +T ，人 ，人Q"=K"S"Af=40x2Sx —2=40S(30+T今=WC(80-T')m 2 2gpg 2S80-T'

= 2—WC 40(30+T')gpg 2联立（1联立（1）式和（3）式解得：T"=46.15oC2因此两台串联使用可使气体出口温度降低到更低。某车间需要安装一台换热器，将流量为、浓度为 的水溶液由 ℃预热某车间需要安装一台换热器，将流量为、浓度为 的水溶液由 ℃预热到。加热剂为 ℃的饱和蒸汽。该车间现库存一台两管程列管式换热器，其规格为中Xm长度为；总管数根。试问库存的换热器能否满足传热任务？操作条件下，溶液的物性参数为p=1100kg/m3;九=0.58w/m-oC;C=3.77kJ溶液的物性参数为p=1100kg/m3;九=0.58w/m-oC;C=3.77kJ/kg•℃;旦=1.5mPa・s;蒸汽冷凝膜系数a钢的导热系数九=46.5w/m•℃污垢热阻总和ZR=0.0003m2•℃/w解：对库存换热器进行传热能力核算Q=KSAtoom其中S=n兀d(L—0.1)=72*3.14义0..025义(3—0.1)=16.4蒸汽冷凝宜走壳程，(T-t)-(T-t)t-t

1 2—=—2 1-TT-1TT-1ln 1- ln 1T-1 T-122

水溶液走管程。60-20-OC—=^ -c=85.4C1127-20In 127-60求管内 水溶液一侧的a130u= 3600x0.785x0.0212x72/2=0.67m/sRe=dup0.021x0.67x1100NCNPr=p—入L31.5x10-3=10300〉1043.77x103x1.5x10-3=9750.58d0.021=143〉60a=0.023x-(Re)0.8(Pr)0.4=0.023x~058x(10300)0.8x(9.75)0.41 d 0.021=2560w/m2•oC1dbd\o"CurrentDocument" +o1dbd\o"CurrentDocument" +o—+ oaad 入do1i i0.025 + 10000 2560x0.0210.002x0.025+ 46.5x0.023+0.0003=11097K=1097攻/m2・。Co换热器的传热速率该换热器的热负荷Q=KS换热器的传热速率该换热器的热负荷Q=KSAt=1097x16.4x85.4=1536kwoomQ=WC (tLcpc230x11003600x3.77x(60-20)=1382kw因为QQ 所以库存的换热器能够完成传热任务。L另一种解法：由传热方程式求得完成传热任务所需要的传热面积为：，二Qo_KAtom同上，换热器的热负荷 Q=1382kwL二1097w/m2-oC，At=85,4℃m1382 =14.75m21097x85.4该库存换热器所提供的传热面积的传热面积为：S=n兀d(L-0.1)=72x3.14x0..025x(3-0.1)=16.4oo因为S〉S' 所以库存的换热器能够完成传热任务。oo13热气体在套管换热器中用冷水冷却，内管为。25mmx2.5mm钢管，导热系数九二45W/m-K。冷水在管内湍流流动，给热系数a=2000W/m2•K，热气在环隙中1湍流流动，给热系数a=50W/m2•K。不计垢层热阻，试求：2（1）管壁热阻占总热阻的百分数；（2）内管中冷水流速提高一倍，总传热系数K'有何变化？（3）内隙中热气体流速提高一倍，总传热系数K〃有何变化？解：（1）1d d dK=[ 2+—2-ln一ad 2九 d11 1二」x0.025+”泮吧+L」20000.02 2x45 0.02 50=48.3W/m2•K总热阻—=0.021m2・/w

K管壁热阻d d 0.025 0.025In= In 2九 d 2x45 0.021=6.2x10-5m2•K/W「•管壁热阻分率为；：；—=3x10-3=0.3%

.(2) ;axu0-8.•.a'=20.8a=20.8x2000=3.48x103W/m2-K11K'=[——1——x0025+6.2x10-5+—]=49.0W/m2•K3.48x103 0.02 50增加K'-K49-48.3._ = =1.3%48.3(3)「.a'=20.8a=20.8x50=87.1W/m2-K22K〃=[-^-x002520000.02+6.2x10-5+J—]=82.1W/m2•K87.1增加K〃-K

""K""82.1-48.3 =69.6%48.3由上可知，管壁热阻往往占分率很小，可忽略；提高K值，强化传热，应在a小处着手。15。68mmx4mm的无缝钢管，内通过表压为0.2Mpa的饱和蒸汽。管外包30mm厚的保温层入=0.080W/(m•K)，该管设置于温度t=20℃的大气中，已知管内壁与蒸汽的给外热系数a=5000W/(m2•K)，保温层外表面与大气的给热系数a=10W/(m2•K)。12求蒸汽流经每米管长的冷凝量W及保温层外表面的温度tW解：每米管长的冷凝量Wd=0.068—2x0.004=0.06m，d=0.068m10d=0.068+2x0.03=0.12m2不计管壁热阻TOC\o"1-5"\h\z1d d d1/.K=[ 2-+-^-ln +——]-i\o"CurrentDocument"ad 2九 d a11 0 2二」x吧+g屋+450000.06 2x0.080.06810=1.65W/(m2•K)Q=KA(T-1)=K兀dL(T-1)22外2 2 外查0.2MPa(表)下，饱和蒸汽T=133.3℃，r=2168.1kJ/kgQ=K兀d(T-1)=1.65x3.14x0.128x(133.3-20)=75.1W/mL22 外w=L^=-=w=L^=-=75.12168.1x103=3.47x10-3kg/m•s=0.125kg/m•hrK(T-t)=a(t-t)2外2w外...t=K2(T-1)+1=165x(133.3-20)+20=38.7。。wa 外外102一内径d=0.34m的空心球形钢壳容器，其内壁表面温度t=38℃，外壁外面用11100℃一内径d=0.34m的空心球形钢壳容器，其内壁表面温度t=38℃，外壁外面用11100℃热水加热。钢壳的导热系数九=45W/(m2•℃)，热水对外壁的给热系数a=500W/(m2・℃)，试计算钢壳厚度5是多少mm时传热速率Q达最大值？最大传热max速率是多少？解：对于所传热量有_At AtQ二R二3J1 + . 九A aAmA=4兀rr（推导而得）m1其中，At=100—38=62℃A=4兀rr（推导而得）m11r-r1「.R= 1-+ 4版rr a-4兀r21当R最小时必有QmaxdR1 1dR1 1 = [ dr 4兀入r2-G-]=0时ar32入2x45r=——= a5002入2x45r=——= a500=0.18m3=r-r=0.18-0.17=0.01m=10mm1・二Q =max620.01 1 +

4x45x0.18x0.17x3.14500x4x3.14x0.182=1.13x104W=11.3(kW)吸热一、填空气体吸收计算中，表示设备（填料）效能高低的一个量是传质单元高度，而表示传质任务难易程度的一个量是传质单元数。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、表面更新理论。如果板式塔设计不合理或操作不当，可能产生严重漏液、严重泡沫夹带及液泛等不正常现象，使塔无法工作。在吸收塔某处，气相主体浓度 ，液相主体浓度 ，气相传质分系数•，气相传质总 •，则该处气液界面上气相浓度应为 。yy i平衡关系 。逆流操作的吸收塔，当吸收因素 且填料为无穷高时，气液两相将在塔低达到平衡。单向扩散中飘流因子。漂流因数可表示为—PP—,它反映由于总.BM体流动使传质速率比单纯分子扩散增加的比率。7在填料塔中用清水吸收混合气中HC1,当水量减少时气相总传质单元数NOG增加。8一般来说，两组份的等分子反相扩散体现在精流单元操作中，而A组份通过B组份的单相扩散体现在吸收操作中。板式塔的类型有泡罩塔、浮阀塔、筛板塔（说出三种）；板式塔从总体上看汽液两相呈逆流接触，在板上汽液两相呈错流接触。dC分子扩散中菲克定律的表达式为 J=-DA-逆 ，气相中的分子扩散系数 AABdz随温度升高而―增大—（增大、减小），随压力增加而—减小—（增大、减小）。易溶气体溶液上方的分压 小 ，难溶气体溶液上方的分压 大,只要组份在气相中的分压 大于 液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行。压力减小 温度升高 将有利于解吸的进行；吸收因素当时对逆流操作的吸收塔若填料层为无穷高时气液两相将在塔—顶达到平衡。某低浓度气体吸收过程，已知相平衡常数 ，气膜和液膜体积吸收系数分别为yaX 则该吸收过程及气膜阻力占总阻力的百分数分别为一气膜控制，约；该气体为 易溶气体。二、选择1根据双膜理论，当被吸收组分在液相中溶解度很小时，以液相浓度表示的总传质系数大于液相传质分系数

小于气相传质分系数近似等于液相传质分系数近似等于气相传质分系数大于液相传质分系数

小于气相传质分系数近似等于液相传质分系数近似等于气相传质分系数单向扩散中飘流因子。不一定在吸收塔某处，气相主体浓度 ，液相主体浓度，气相传质分系数•，气相传质总 •。则该处气液界面上气相浓度应为。yy i平衡关系 。已知水溶液在三种温度、6已知水溶液在三种温度、6贝5下的亨利系数分别为逆流操作的吸收塔，当吸收因素且填料为无穷高时，气液两相将在 达到平衡。 塔顶 塔底 塔中部 不确定对一定操作条件下的填料吸收塔，如将填料层增高一些，则塔的将,将。增大 减小B不变C 不能判断D吸收塔的设计中，若填料性质及处理量（气体）一定，液气比增加，则传质推动力传质单元数，传质单元高度,所需填料层高度。增大 减小 不变 不能判断料塔中用清水吸收混合气中，当水泵发生故障上水量减少时，气相总传质单元数A增加 B减少 C不变D不确定、计算1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ka=64.6kmol/(h•m3)，yka-16.6kmol/(h-m3)，相L平衡关系为「人=4.62*(式中气相分压Pa的单位是kPa，平衡浓度单位是kmo1/m3)。求：(1)容积总传质系数Ka及传质单元高度H；(2)液相阻力占总传质阻力的百分数。y OG解：(1)由亨利定律P-Ex-Hc-Hc•x y-mxM4.62・•・m-Hc/P c-0.0456cM 101.3M Mka-kac-16.6ckmol/h•m3xLM Mm0.0456c - Mka16.6cxM-2.75义10-3h•m3/kmol1 1m1——-——+——=——+2.75x10-3=0.0182h•m3/kmolKakaka64.6yyx:.Ka=54.9kmol/h•m3yV16H-——- -0.291(m)OGKa54.9y(1)液相阻力占总阻力的百分数为：m/ka2.75x10-3

^—― 1/Ka0.0182y-0.151-15.1%低含量气体逆流吸收，试证：NOGmV1- Lln式中ay1-y1-y1e为塔底的吸收推动力；ay广y2一y2e为塔顶的吸收推动力。证明：由物料衡算得：V%-%+(y-y)2L2低浓度吸收y=mx

emV=mx+ (y-y2)OGJy1dyy2y-y2e」1 y2y-mx-2mV dy(y-y2)J—y2(1-mVmV1- Ldy)y+((1-ln mVmVy-mx)mV)y+——y-mx1L2 2y-mx22l(x-x)=V(y-y)12mVmV丁1mV y+mx=mxL2 2NOG3某填料吸收塔用含溶质x2mV1- Ly-mxln—1 ：y-mx211 ayln1mV ay1- 2L=0.0002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y1=0.01回收率可达月=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x2=o.00035，试求:(1)可溶组分的回收率“'下降至多少?解：(2)液相出塔摩尔分数x:升高至多少?解：(1)y=y(1-n)=0.01义(1-0.9)=0.00121a-La-LTV2=0.6673NOG1 1NOG1 1y-mx1--ln[(1--) +-]1Ay-mxA1—— 2 2A11—0.667ln[(1-0.667)0.01—0.0002x20.001-0.000211—0.667ln[(1-0.667)0.01—0.0002x20.001-0.0002x2+0.667]=5.38当x上升时，由于H不变，H不变OG・•.N=H/H也不变，即OG OG1 0.01-0.00035x25.38= ln[(1-0.667) 1-0.667 y'-0.00035x22+0.667]yy=0.00132y1（3）物料衡算0.01-0.0013 =0.870.01v(y-yy)=L(x'-x')1212vCLL(yJ'2H"2(0.01-0.0013)+0.00035=0.00325有一填料吸收塔，在℃及 ，用清水吸收氨空气混合气中的氨，使其含量由降低到 （均为摩尔）。填料塔直径为 8填料层体积为，平衡关系为丫=1.4乂，已知 。问（）出塔氨水浓度为出口最大浓度的时，该塔能否使用？（2）若在上述操作条件下，将吸收剂用量增大10，%该塔能否使用？（注：在此条件下不会发生液泛）解：（1）Y解：（1）Y=0.05=0.0526311-0.05Y=0.0004=0.000421-0.0004惰性气体流量200273惰性气体流量200273V= x x(1-0.05)=7.69kmol/h22.4301Ym0.052631.4=0.0376Ym0.052631.4=0.0376X=0.80X*=0.030111=13.34kmol/h0.0301-0V(Y-Y)=13.34kmol/h0.0301-0AY'=Y-mX=0.05263-1.4x0.0301=0.0104611AY'=Y=0.000422AY'm-4 2^AAY'In——i:0.00308,V(Y—Y) 7.69义(0.05263—0.0004) ”Z= 1 2—= =6.74mKQAY' 38.5义0.785义0.82*0.00308Yam3该塔现有填料层高度 Z=二。=6m0.785x0.82因为 Z'〉Z 所以该塔不适合。(2)吸收剂用量增大10%时L〃=1.1x13.34=14.67kmol/hV(Y—Y) 7.69x(0.05263—0.0004)= 1 2—二 X〃—X X"—012 1=14.67kmol/hX”=0.02741AY〃=Y—mX"=0.05263—1.4x0.0274=0.0142411 1AYff=Y=0.000422AY〃m0.01424—0.00040.01424 :0.00387In 0.0004V(Y—Y) 7.69x(0.05263—0.0004)Z= 1 2-- =5.36mKQAY” 38.5x0.785x0.82x0.00387Yam因为Z’‘〈Z 所以该塔适合。5—填料塔用清水逆流吸收混合气中的有害组分。已知操作条件下气相总传质单元高度为5进塔混合气组成为（的摩尔分率，下同），出塔尾气组成为 ，出塔水溶液浓度为，操作条件下平衡关系为 。试求：I）液气比为最小液气比的多少倍？（2）所需填料层高度？（3）若气液流量和初始组成不变，要求尾气浓度降至求此时填料层高度为若干米？解：（1）液气比为最小液气比的多少倍0.00531—0.0053-0.005330.001281—0.00128-0.01297YY-YL/V二一—二X-X120.0417-0.00533 二2.8040.01297-0(L/V)minY-Y

—1 2—X一X12Y-Y0.0417-0.00533-4 2Y/m10.0417/2.5=2.18=2.8041 1.2862.18(L=2.8041 1.2862.18/(L/V)min）2所需填料层高度？Z=H义NOGOGS=Z=H义NOGOGNOG1-0.892=5.11ln[(1-S)Y1-mX2+S]Y-mX22ln[(1-0.892)0.0417-00.00533-0+0.892]故Z=H义N=1.5义5.11=7.67m

OGOG)此条件下的填料层高度。Y'= 0.0033 =0.0033121-0.0033N= ln[(1-S)彳-mX2+S]og1-S Y'-mX22——ln[(1-0.892)0.0417-01-0.892 0.00331-0=7.52+0.892]Z'=H 义N'=1.5义7.52=11.28mOGOG6在一逆流操作的吸收塔内用吸收剂吸收混合气中的溶质A。混合气的摩尔流量为105kmol/h，溶质浓度为0.05（摩尔分率，下同），回收率为95%。进入系统的吸收液量为65kmol/h，其中溶质浓度为0.01。操作压强为202.7kPa，操作温度下的溶液的亨利系数为16.2kPa，(1)（2）要求：在Y-X图上画出吸收过程的操作线和平衡线，并标出塔顶、塔低的状态点，再计算气相总传质单元数；若采用吸收液部分循环流程，循环量为20kmol/h-进入系统的吸收剂量和组成不变，回收率不变。且知吸收过程为气膜控制，试绘出该过解：程的操作线并求出气相传质单元数。（1）X1及NOG的计算进入吸收塔的惰性气体摩尔流量为：V=105x（1-0.05）=99.75kmol/h进塔气体中溶质A的浓度为：Y=0.05=0.0526311-0.05出塔气体中溶质A的浓度为：Y=Y(1-①)=0.5263x(1-0.95)=0.0026321 A进塔纯溶剂的摩尔流量为：L=65x(1-0.01)=64.35kmol/h原操作线进塔吸收剂中溶质的浓度为：Y=0.01=0.010111-0.01物系的相平衡常数：脱吸因数P202.7S=mV/L=0.14x39.88/7.956=0.7对全塔作溶质A的物料衡算可求得塔低吸收液中溶质浓度为：V 99.75X=X+—(Y-Y)=0.0101+——(0.05263-0.00263)=0.08761 2L1 2 64.35根据（X1,彳）和（X2,Y2）在本题附图1中画出原操作线。附图1气相总传质单元数可由下式计算，即：1 Y-mXN =1n[(1-S)-1■—+S]0G1—S Y—mX1一八1。：0.052%循-环(操作x0.0101 ln[(1-0.124) 线 1-0.124 0.00263-0.08x0.0101=3.676+0.124]（3）吸收液部分循环时的情况根据题意画出如本题附图2所示的流程图。循环吸收液的摩尔流量用L'表示，其中纯溶剂的R流量为L，对整个系统作溶质的物料衡算可知X不变，即变，即X=0.08761则 L'=L(1+X)RR 1201+0.0876201+0.0876=18.39kmol/h新鲜吸收液与循环吸收液混合后的浓度x2为:VY1XL1附图2LX+LX=(L+L)XXL1附图22R1R264.35x0.0101+18.39x0.0876=(64.35+18.39)xX,2解得 X'=0.02732因要保持回收率不变，故彳二0.00263S'=mV/LL=0.08x99.75/(64.35+18.39);0.0964吸收液部分循环时的传质单元数为：N'OG1-0.0964Y-mX'…ln[(1-S')1~~-2-+SN'OG1-0.0964Y-mX220.05263-0.08x0.0273ln[(1-0.0964) +0.0964]0.00263-0.08x0.0273=5.12〉NOG已知吸收过程为气膜控制，液体流量对H的影响可忽略不计，故在吸收液有部分循OG环情况下，要达到同样的回收率，需较高的填料层。根据上述的计算值，即：（X,Y）和（X',Y）可在本题附图1上画出相应的循环操作线。11 22由图可看出，操作线与平衡线之间距离变小，也即吸收推动力变小了。某逆流操作的吸收塔，用清水洗去气体中的有害组分。已知该塔填料层总高度为，平衡关系，测得气体进、出口浓度 . ，液体出口浓度 （均为12 1摩尔比）。试求：（）操作液气比/（）气相总传质单元高度，（）如果限定气体出口浓度 ，为此拟增加填料层高度，在保持液气比不变的条件下应增加多少？2解：（）操作液气比/

Y-YL/V—一—一X-X120.03-0.002 =1.870.015-0Z—HOG*NOGS=mV/L=1.4/1.87=0.749—ln[(1-S)彳-0.03-0.002 =1.870.015-0Z—HOG*NOGS=mV/L=1.4/1.87=0.749—ln[(1-S)彳-mX2+S]1-S Y-mX221一ln[(1-0.749)0.03-0+0.749]1-0.749 0.002-0NOG—6.004故H—Z/NOG()Z-Z—？=9/6=1.5OG其5它条件不变，则 HOG—1.5不变新情况下的传质单元数为：ln[(1-S)彳-m2+S]1-S Y，-mX221一ln[(1-0.749)0.03-0+0.749]1-0.749 0.0015-0N'OG—6.98Z=HxN ―1.5x6.98—10.47m故 OGOGZ-Z=10.47-9—1.47m某厂吸收塔填料层高度为，用水吸收尾气中的有害组分，已知平衡关系为塔顶，0塔0底4，0求2：解:（气相总传质单元高度；操作液气比为最小液气比的多少倍；由于法定排放浓度必须小于 ，所以拟将填料层加高，若液气流量不变，传质单元高度的变化亦可忽略不计，问填料层应加高多少？1）气相总传质单元高度Y*=1.5X=1.5义0.00鼠0.012(Y—Y*)-(Y—Y*) (0.02—0.012)-0.004Y-Y*

lnt -Y-Y*

220.02-0.012ln 0.004=0.00577NOGY—Y0.02—0.0040.00577=2.77HOG=Z/N=4/2.77=1.44mOG()操作液气比为最小液气比的多少倍,Y—Y因为X2=0NOGY—Y0.02—0.0040.00577=2.77HOG=Z/N=4/2.77=1.44mOG()操作液气比为最小液气比的多少倍,Y—Y因为X2=0,故L/V=-4一52 X—X10.02—0.004 =20.008(3)Z，—Z=?所以(L/V)minY—Y

1 2-X*—X12Y—Y—1 2Y/m10.02—0.004… =1.20.021.5(L/V)//(LN)minY'=0.0022Y—Y'L/V=一—2X,一X1 :X'=0.0091=1.67X'=020.02—0.004c 二2X,i=1.5X'=1.5x0.009=0.01351AY'm(Y—Y*)—(Y'—Y*)(0.02—0.0135)—0.002In 2 2.力--Y—Y* 1—Y'—Y*।0.02—0.0135In 0.002=0.00382Y—Y0.02—0.002=4.71N= = =4.71OGAY0.00382

mZ'=HOGxN=1.44x4.71Z'=HOGOG所以Z—Z=6.78—4=2.78m流体流动流体流动一填空)流体在圆形管道中作层流流动，如果只将流速增加一倍，则阻力损失为原来的倍;如果只将管径增加一倍而流速不变，则阻力损失为原来的倍。2离心泵的特性曲线通常包括曲线、n和曲线，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。处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须是静止的、连通着的、同一种连续的液体。流体在管内流动时，如要测取管截面上的流速分布，应选用皮托流量计测量。(4如)果流体为理想流体且无外加功的情况下，写出：单位质量流体的机械能衡算式为 E=z+u-+p-=常数2g Pg单位重量流体的机械能衡算式为E=Pgz+-pU2+p=常数TOC\o"1-5"\h\z单位体积流体的机械能衡算式为 E=z+u-2-+p-=常数 ；2gPg(5)有外加能量时以单位体积流体为基准的实际流体柏努利方程为z1pg+(u12P/2)+p1+WsPzpg+(u2p/2)+pd+P£ ,各项单位为Pa(N/m2)。2 ~ 2 2)气体的粘度随温度升高而增加 ，水的粘度随温度升高而 降低。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。流体流动的连续性方程是 pP P;适用于圆形直管的不可压缩流体流动的连续性方程为 。当地大气压为 测得一容器内的绝对压强为 ，则真空度为。测得另一容器内的表压强为 ，则其绝对压强为 。并联管路中各管段压强降 相等；管子长、直径小的管段通过的流量小。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。(12)离心泵的轴封装置主要有两种：填料密封和机械密封。(13)离心通风机的全风压是指静风压与动风压之和，其单位为Pa。(14)若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头降低，流量减小，效率降低，轴功率增加。降尘室的生产能力只与沉降面积和颗粒沉降速度有关，而与高度无关。(15)分离因素的定义式为ut2/gR。已知旋风分离器的平均旋转半径为 ，气体的切向进口速度为 ，则该分离器的分离因数为。板框过滤机的洗涤速率为最终过滤速率的。在滞流区，颗粒的沉降速度与颗粒直径的次方成正比，在湍流区颗粒的沉

降速度与颗粒直径的次方成正比。二选择流体在管内流动时，如要测取管截面上的流速分布，应选用流量计测量。皮托管 孔板流量计 文丘里流量计 转子流量计离心泵开动以前必须充满液体是为了防止发生。气缚现象汽蚀现象 汽化现象