化工原理復(fù)習(xí)題1氣體吸收計算中表示設(shè)備填料效能高低的一個量是

一、填氣體吸收計算中，表示設(shè)備（填料）任務(wù)難易程度的一個量是傳質(zhì)單元數(shù)。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論、表面更新如果板式塔設(shè)計不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生嚴重漏液、嚴重夾帶及液泛 在吸收塔某處，氣相主體濃度y=0.025x=0.01，氣相傳質(zhì)分系數(shù)

，它反 由于HClNOG增加。AB組份的單相擴散體現(xiàn)在吸收操作中。板式塔的類型有泡罩塔、浮閥塔、篩板塔（說出三種；板式塔從總體上看汽液兩相呈逆流 接觸，在板上汽液兩相呈錯流接觸。分子擴散中菲克定律的表達式為J

，氣相中的分子擴散系數(shù)隨溫度升高而增大（增大、減?。S壓力增加而減?。ㄔ龃?、減小易溶氣體溶液上方的分壓小，難溶氣體溶液上方的分壓 大，只要組份在氣相中的分壓大于液相中該組分的平衡分壓，吸收就會繼續(xù)進壓力減小,溫度升高,將有利于解吸的進行；吸收因素A=L/mV,當(dāng)A>1時,對逆流操作的吸收塔,若填料層為無窮高時,氣液兩相將在塔頂×10-4kmol/m3.s,k=0.4kmol/m3.s,100%；該氣體為易溶氣體。二、選BC小于氣相傳質(zhì)分系D2單向擴散中飄流因A。A BC D在吸收塔某處，氣相主體濃度y=0.025x=0.01衡關(guān)系y=0.5x。 逆流操作的吸收塔，當(dāng)吸收因素A<1且填料為無窮高時，氣液兩相將在B達到平衡A塔 A增大 B減小 C不變 D不能判斷吸收塔的設(shè)計中，若填料性質(zhì)及處理量（氣體）一定，液氣比增加，則傳質(zhì)推動力A 傳質(zhì)單元數(shù)B ，傳質(zhì)單元高度C A增 B減 C不 D不能判料塔中用清水吸收混合氣中NH3，當(dāng)水泵發(fā)生故障上水量減少時，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOGA.A增加 B減少 C不變 某填料塔用水吸收混合氣中蒸汽。混合氣流速為V=16kol/(hm2P=101.3kPakya64.6kmol/(hm3kLa16.6kmol/(hm3，相pA4.62cA（pAkPakmolm3。（（1）PExHcHcM ym

/P4.62101.3

kxakLacM16.6ckmol/hMmkx

2.75103hm3/11m

2.751030.0182hm3/Ky ky kx

Kya54.9kmol/h

V

液相阻力占總阻力的百分數(shù)m/k 2.75 1/Ky

0.151低含量氣體逆流吸收，試證

1L

ln式中y1y1y1ey2y2y2e證明：由物料x

V(yy 低濃度吸 yeymxmV(yy

2 2y 2y

2ymx

(yy2 y2(1mV)y(mVymx (1mV)

mV

1L

y2L(x1x2)V(y1y2L

y

y2

lny1mx1 ln

y2 1L

某填料吸收塔用含溶質(zhì) 0.0002的溶劑逆流吸收混合氣中的可溶組分，采用液氣L/V=3，氣體質(zhì)量分數(shù)y10.01回收率可達0.90。已知物系的平衡關(guān)系為y=2x。 摩爾分數(shù)升至x20.00035，試求：可溶組分的回收率液相出塔摩爾分數(shù)x1解：（1）y2y1(10.0110.9)1 L

232 ln[(11)y1mx112 11 Ay2mx 1=1

ln[(1

0.010.00020.0010.0002

0.667]x2上升時，由HHOG不NOGHHOG5.38 1

ln[(10.667)0.010.000352y20.00035y2 y1

0.010.0013物料衡V(y1y2)L(x1x2xV(yy) =1(0.010.0013)0.0003532℃及1013kP2003/h含量由5%0.0%（均為摩爾%0.8m3m，平衡關(guān)系為14XKya38.kmo/h（1出塔氨水濃度為出口最大濃度的80否使用？（2）若在上述操作條件下，將吸收劑用量增大1%，該塔能否使用？（注：在此）解（1）

1

1

惰性氣體流 V200273(10.05)7.69kmol/ XY10.05263 X0.80X1 LV(Y1Y2)7.69(0.052630.0004)13.34kmol/hX1X2 0.03010Y1Y1mX10.052631.40.0301Y2Y2mYY1Y2mmZV(Y1Y2) 7.69(0.052630.0004) KYaY 38.50.7850.820.00308m該塔現(xiàn)有填料層高 Z 0.785

因 Z 所以該塔不適合吸收劑用量增大10%L1.113.3414.67kmol/LV(Y1Y2)7.69(0.052630.0004)14.67kmol/X1XX1

Y1Y1mX10.052631.40.0274Y2Y2lnmZV(Y1Y2) 7.69(0.052630.0004) KYaY 38.50.7850.820.00387m因 Z 所以該塔適合 一填料塔用清水逆流吸收混合氣中的有害組分A。已知操作條件下氣相總傳質(zhì)單元高1.5m0.04（A0.0053，出塔水溶液0.0128Y=2.5X。試求：（1）液氣比為最小液氣比的多少倍2（0.033，解：（1）最小液氣比的多少Y 1

Y2 1

X 1

Y1

0.04170.00533L/V

X1X

0.01297(L/V Y1 Y1Y20.04170.005331 XX1

Y1/ 0.0417/ (L/V)(L/V 2.8042.18(2）所需填料層ZHOG SmV/L2.5/2.804 ln[(1S)Y1mX2S 1 Y 1

ln[(10.892)0.04170.00533

ZHOGNOG1.55.11Y

1N 1ln[(1S)Y1mX

SO 1 Y ln[(10.892)0.0417

1 0.00331ZHOGNOG1.57.526在一逆流操作的吸收塔內(nèi)用吸收劑吸收混合氣中的溶質(zhì) 。混合氣的摩爾流量105kmol/h，溶質(zhì)濃度為0.05（摩爾分率，下同），回收率為95%。進入系統(tǒng)的吸收65kmol/h，其中溶質(zhì)濃度為0.01。操作壓強為202.7kPa，操作溫度下的溶液的亨利系數(shù)16.2kPa，要求Y若采用吸收液部分循環(huán)流程，循環(huán)量為20kmol/hY（1）X1進入吸收塔的惰性氣體摩爾V105(10.05)99.75kmol/進塔氣體中A的濃度為Y 1

出塔氣體中A的濃度為進塔純?nèi)軇┑哪柫髁繛長65(10.01)64.35kmol/進塔吸收劑中溶質(zhì)的濃度為Y 1

物系的相平衡常數(shù) mEP

脫吸因 SmV/L0.1439.88/7.956對全塔作溶質(zhì)A的物料衡算可求得塔低吸收液中溶質(zhì)濃度為XXV(YY)0.010199.75(0.052630.00263) 根據(jù)X1Y1和(X2Y2在本題附圖1中畫出原操作線氣相總傳質(zhì)單元數(shù)可由下式計算，即

S 1

Y2

1

ln[(1 0.01010.002630.08吸收液部分循環(huán)時的情Y根據(jù)題意畫出如本題附圖2所示的流程圖 Y循環(huán)吸收液的摩爾流量用LR表示，其中純?nèi)軇┑牧髁縇R，對整個系統(tǒng)作溶質(zhì)的物料衡算可知X1不變，即X10.0876 LRLR(1X1 L 18.39kmol/ 1新鮮吸收液與循環(huán)吸收液混合后的濃度X2為LX2LRX1(LRL)X

64.350.010118.390.0876(64.3518.39)X解 因要保持回收率不變，故Y2SmV/L0.0899.75/(64.3518.39)

吸收液部分循環(huán)時的傳質(zhì)單N 2 1 2

mX 1

ln[(10.0964)0.052630.080.02730.002630.085.12HOG的影響可忽略不計，故在吸收液有部分循7某逆流操作的吸收塔，用清水洗去氣體中的有害組分。已知該塔填料層總高度為9m，平衡關(guān)系Y=1.4X，測得氣體進、出口濃度Y1=0.03，Y2=0.002，液體出口濃度X1=0.015（均為摩爾比。試求：（1）操作液氣比L/V（2）氣相總傳質(zhì)單元高度HOG（3）如果限定氣體出口濃度Y2=0.0015，為此擬增加填料層高度，在保持液氣比不變的條件下應(yīng)增加多少？L/VY1X1X

0.030.0020.015氣相總傳質(zhì)單元高度 ZHOG

SmV/L1.4/1.87 ln[(1S)Y1mX2S 1 Y 1

ln[(10.749)0.030.002

HOGZ/NOG9/6ZZ由題意知 其它條件不變， HOG1.5不新情況下的傳質(zhì)單元數(shù)為N 1ln[(1S)Y1mX

SO 1 Y 1

ln[(1

0.030.0015

ZHOGNOG1.56.98ZZ10.479X2=0，Y2=0.004，塔底X1=0.008，Y1=0.02，求：氣相總傳質(zhì)單操作液氣比為最小液氣比的Y20.002，所以擬將填料層加高，若液氣流量不變，傳質(zhì)解:（1）氣相總傳質(zhì)單元高Y 1.50.008 Y 2(YY)(YY (0.020.012)Y YY 0.02ln Y2Y2

Y1

0.020.004HOGZ/NOG4/2.77操作液氣比為最小液氣比的多少Y1因為X2=0， L

0.020.004X1X

(L/V Y1 Y1Y2 1 XX1

Y1/ 0.02則ZZ

(L/V (L/V Y2 Y1 X2 L/VY1X1X

0.020.004XX1所 Y1.5X1.50.009 (YY)(YY (0.020.0135)Y YYln

0.02YY N Y1Y20.020.002

ZHOGNOG1.444.71所 ZZ6.784一填

復(fù)習(xí)題在傳熱實驗中用飽和水蒸汽加熱空氣，總傳熱系數(shù)K接近于空氣 K其兩側(cè)的溫差愈大（大、小由多層等厚平壁構(gòu)成的導(dǎo)熱壁面中，所用材料的導(dǎo)熱系數(shù)愈大，則該壁面的熱阻愈小小。在無相變的對流傳熱過程中，熱阻主要集中在滯離層內(nèi)（或熱邊界層內(nèi)），減少熱阻的最有效措施是提高流體湍動程度。消除列管式換熱器溫差應(yīng)力常用的方法有三種，即在殼體上加膨脹節(jié)、采用浮頭式或U管式結(jié)構(gòu)；翅片管換熱器安裝翅片的目的是增加面積，增強流體的湍動程度以提高傳熱系數(shù)。厚度不同的三種材料構(gòu)成三層平壁，各層接觸良好，已知b1>b2>b3，導(dǎo)熱系數(shù)1<2<3，在穩(wěn)R1>R2>R3Q1=Q2=Q3。物體輻射能力的大小與黑度成正比，還與溫度的四次方成正比。寫出三種循環(huán)型蒸發(fā)器的名稱循環(huán)管式、懸筐式、外加熱式、泡核沸騰和膜狀沸騰三個階段。實際操作應(yīng)控制在泡核沸騰。在這一階段內(nèi)，傳熱系數(shù)隨著溫度差的增加而增加。達式為dQ=-dst。水在管內(nèi)作湍流流動，若使流速提高到原來 倍，則其對流傳熱系數(shù)約為原來 倍；管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對流傳熱系數(shù)約為原來 2· W/（m·℃） 對流傳熱系數(shù)的單位為 W（m·℃） W/（m2℃） 2·T時，耐火磚的輻射能力大于鋁板的輻射能力，則鋁的黑度＿D＿A大 等 不能確 小20℃至8的2氣時AA1.149B1.74C D不定i一定流量的液體在一25×2.5mm的直管內(nèi)作湍流流動，其對流傳熱系數(shù)=1000W/m2·℃；如流量與物性都不變，改用一19×2mm的直管，則其將變?yōu)? iA B C D對流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式中普蘭特準數(shù)是表 的準數(shù)A對流傳 B流動狀 C物性影 D自然對流影在蒸氣—空氣間壁換熱過程中，為強化傳熱，下列方案中的＿B＿ 提高空氣流速C 采用過熱蒸氣以提高蒸氣溫度D 在兩灰體間進行輻射傳熱，兩灰體的溫度差 50℃，現(xiàn)因某種原因，兩者的溫度各升 在單效蒸發(fā)器中，將某水溶液從14%連續(xù)濃縮至30%，原料液沸點進料，加熱蒸汽的溫度為96.2℃，有效傳熱溫差為11.2℃，二次蒸氣的溫度為75.4℃，則溶液的沸點升高為D℃ABCD為蒸發(fā)某種粘度隨濃度和溫度變化較大的溶液，應(yīng)采用＿B＿流程A并流加料 逆流加料 試推導(dǎo)出表示具有內(nèi)部熱源的實心球體的溫度分布已知 位球體體積在單位時間內(nèi)所產(chǎn)生熱量，J/(m3h)o 球體材料的導(dǎo)熱系數(shù)J/(mhC)。

V4r3，球表面積3

A所積分上式得

4r3qAdt4r2 rdr3odtRordr3oTo 1(R2r2)3o(TTT

2

qoqo(R2r2o03m，直徑為25×2m。水以0.7/s的流速在管內(nèi)流1371.2kg/731kJ/g=80W/(4070（1）（4.1kJkg0由題意知，水0.7m/s的流速在管內(nèi)流過，欲S1，需先知道每程的管子數(shù)，每程的兩流體交換的QWhrh1.25315 QWcCpc(t2t1)，Cpc4.18kJ/kgC Wc

C

(t

t1

4.18(3717

4.713kg/單管內(nèi)水的流

du0.7850.0210.710000.2423kg/

4.713取每程管子數(shù)為20，則每程所能提供的傳熱外表面積S1doln10.0252034.71m(2)由所需的總傳熱面積可求取換熱管的總根QKoSo1(Ko 0.41(

0.70.411由題給數(shù)據(jù) 1(

0.4

10.70.41 476.2W/m2

t1ln

(7217)(7237)ln7272則任務(wù)所需的傳熱外表面積oS o

18.7mKo 0.4762Sodo換熱管總根數(shù)為

n

0.025 n(2)換熱器的管程數(shù)

n在一單程逆流列管換熱器中用水冷卻空氣，兩流體的進口溫度分別為20℃和110℃。在換熱器使用的初期，冷卻水及空氣的出口溫度分別為45℃和40℃，使用一年后，由于污垢熱阻的影響，在冷熱流體的流量和進口溫度不變的情況下，冷卻水出口溫度降至38℃，試（1（2（3>>4 空氣出口溫度題意可得：使用初期QWcCpc(t2t1)WhCph(T1T2) 使用一年

Q2WcCpc(t2t1)WhCph(T1T2)(110T (38

兩式相比（2）/（1，

2(11040)

(45(T1t2)(T2t1

65tm

T

65ln ln T2 t(11038)(59.220)7239.6 59.6

ln方程(2)式/(1)式，得 (3820)K K

(45冷熱流體的出口溫度t2及

QWcCpc(t2t1)WhCph(T1T2)KStmQ2WcCpc(t2t1)WhCph(T1T2)K

方程（4）式（3，得110T22(t220)K 38 K 整理前半式的方 又 ，K K 空 空(110T2)(t2由等比定

11059.6

整理得 t2153 聯(lián)立（5）和（6），可得 t229.4C，T2（4）冷卻水流量加大后，換熱器的傳熱速率有何變化？變?yōu)槎嗌賢(11029.4)(57.520)80.637.5 11057.5

lnt260C在測試中，維持以上溫度條件不變，發(fā)現(xiàn)蒸汽凝液流量，在前后之比為1：2。問a那些是控制熱阻？管程宜走那一方流體？簡述理由b前，污垢熱阻約為該時總熱阻的多少分數(shù)注：冷方流型為湍流、面積基準和物性變化可不考慮以及后的垢阻為零解：1)a求。bAtm前傳熱后傳熱式與（2）

QWhQ2WhKAtmK2K

前后總熱阻的差值是污垢熱阻 RsKKK2K所

12K0.5501K(2)在操作中，調(diào)節(jié)生垢液體流量，企圖減少垢層厚度來增加換熱量，是不能滿足的，因為會使出口溫度下降。只有調(diào)節(jié)飽和蒸汽的溫度來增加 ，使其滿足熱負荷的要求（16假設(shè)垢層的生成，其傳熱面積的變化忽略不計，而傳熱系數(shù)下降一半，則推動力

16020160602

增加一倍，這樣即可滿足其換熱器的熱負有一換熱器，管內(nèi)通90℃的熱流體，膜系數(shù)

1100wm2C，管外有某種液體沸騰（2）0.005m2Cw解：忽略管壁熱阻，并假設(shè)壁溫為當(dāng)壁很薄時，根據(jù)壁兩側(cè)的對流傳熱方程T1

Tw1

901

Tw1 Tw同TTwTw 90Tw Tw0 10

Tw由此可知，壁是比較接近熱阻小的那一側(cè)流體的溫度略不計，氣體平均比熱為1.02kJ/kg·℃，水的比熱為4.17kJ/kg·℃，不計溫度變化對比熱的影響，試求：（1）冷卻水用量；（2）如冷卻水進口溫度上升20℃，仍用原設(shè)備達到相同的氣體QWcCpc(t2t1)WhCph(T1T2QWc4.17(6515)20001.02(150Wc685kg/20℃，仍用原設(shè)備達到相同的氣體冷卻程度，此時對數(shù)平均原情 QWcCpc(t2t1)WhCph(T1T2)KSitmiSi新情Q(t2t1)

(T1T2)Ktm Q i SiSi tm

(15065)(8015)2t(150t2)(8020)210 t260C 對新情況下的熱量進行衡算QW4.176020)20001.02150 Wc856kg/在套管換熱器中用120℃的飽和蒸汽于環(huán)隙間冷凝以加熱管內(nèi)湍流的苯。苯的流量4000kg/h，比熱容為1.9kJ/(kg·℃)，溫度從30℃升至60℃。蒸汽冷凝傳熱系數(shù)為1W/(·℃)，換熱管內(nèi)側(cè)污垢熱阻為4×10－m2·℃/W，忽略管壁熱阻、換熱管外側(cè)污垢熱阻熱失。熱為5×2mm的，效長為12m（1（其冷凝潛熱為220kJ/g（2管內(nèi)苯的對流傳熱系數(shù)i（3當(dāng)苯的流量增加5046QWhrWcCpc(t2t1)40001.9(6030)2.28105kJ/WQ2.25

103.4kg/ 管內(nèi)苯的對流傳熱系數(shù)K 1omolnTlnTTTQW (tt)K 1omolnTlnTTT

t2 lnTt1T

KoSoWcC

SodoL0.054122.036mlnTT

ln12030120K0.405540001.90.4205kw/(m2 36001

dodid

41045454

i585w/(m2苯的流量增加50%，苯的出口溫度為若i將其代入（2）式

Ko535.7w/(m2代入（1）式解

ln12030120t2

535.72.03640001.51.9

若想維持苯的出口溫度仍 60℃應(yīng)采取哪些措施？作出定量計算ln120300.4055120

S0.40551.540001.910002.4m 3600LSo/(do)2.4/(0.054)提高加熱蒸氣壓強（溫度lnT30T解得T

535.72.03640001.51.9

一廢熱鍋爐，由2×2鍋爐組成，管外為水沸騰，溫度為227℃，管內(nèi)走合成轉(zhuǎn)化57℃下降到47=30W/K=1000Wm45Wm· (2)單位面積上的熱負荷q(W/m2);(3溫度TW及管外壁溫度)試以計算結(jié)果說明為什么廢熱鍋爐中轉(zhuǎn)化氣溫度高達500℃左右仍可使用做換熱解（1）Ki11bdi

0.0020.02145

10000所 Ki289.2W/m2

QKiSiqK

289.2(575227)(472227)289.2 575ln47284880.2W/m284.9kW/m575472因 1

WTWb

Ti1 575472

WTWTi Ti1300

45

10000由上述方程可解出TW237.8C，Ti由計算結(jié)果可知，的內(nèi)外壁溫度接近水側(cè)沸騰的溫度，即接近于熱阻小的一側(cè)流達50而于238故在用。水以一定流速在直管中作湍流流動，若管壁溫度不變 350K，水的溫度分別290K及295K，若水的流速增加一倍，則水的出口溫度變?yōu)槎啻螅?uu=2，t2=？以 tw350K t1290K t2295K，水湍流流動，需對水側(cè)熱量恒算可求t2。一般情況，水的 溫差小于10℃，那么溫度對物性參數(shù)影響較小，由題意知流速改變后Q2WcCpc(t2t12WcCpc(t2290)

流速改變 流速改變

(350290)(350295)2t(350290)(350t2)410 diu0 diu0

(Cp0 因物性參數(shù)不

u0 0 (u （1）/（2），并將各參數(shù)帶入，可得5

1.744102t2現(xiàn)有一逆流冷卻器，用冷水冷卻油，使油溫從420K降到37K，水進口溫度為28K，出口溫度為31K。設(shè)油和水的流率、進口溫度保持不變，將冷卻器長度增加一倍（其它尺解 對體系進行熱

(420301)(370285)2WoCpo(420370)WwCpw(310285)所以 W KS97.51.95 Cpo(420 o oCWwC

3.9 (310285)

冷卻器長度增加一倍后 2假設(shè)

t1 T2 WoCpo(420T2)WwCpw(t2285)2KStm (135T2t2)所以 Wo

(420

(420

) 2 (350T2t2Ww

(t285)

pw 1.95=(135T2t2420 (135Tt （2） 3.9= t2解（5）和（6）方程，得 T2 t2

t2341.74285某工廠有一臺列管式換熱器，每小時將一定量的氣體從80℃冷到60℃，冷卻水溫度由20℃升30℃，氣體在管內(nèi)流過，冷卻水在管外與氣體成逆流。經(jīng)核算，該換熱器的傳熱系數(shù)K40w/(m2C，現(xiàn)生產(chǎn)需要氣體出口溫度更低，有人提出將一結(jié)構(gòu)及大小與已用一（1）此時氣體的出口溫度為多少？（2）兩臺解：一臺換熱 (T1t2)(T2t1)(8030)(6020) 所 QKStm40S45又 WgCpg(T1T2)WgCpg(8060)20Wg氣體放出的熱量與冷卻水得到的熱量相等1800S20Wg Wg

兩臺相同換熱器并聯(lián)使t(T1t2)(T2t1)(8030)(T220)30 Wg由于管間為水，管內(nèi)為氣體 故 K 氣膜控 gAW08KggA(Wg/2)08K AW0 所

gK A(W/2)0 (0.5)0 Kg K40(0.5)08QKSt232S30T223S(30T)W (80T 80

Wg 23(30聯(lián)立（1）式和（2）式解得兩臺相同換熱器串聯(lián)使用

T2t(T1t2)(T2t1)(8030)(T220)30 KKQKSt402S30T240S(30T)W (80T 80

Wg

40(30聯(lián)立（1）式和（3）式解得 T2因此兩臺串聯(lián)使用可使氣體出口溫度降低60。加熱劑 127℃的飽和蒸汽。該車間現(xiàn)庫存一臺兩管程列管式換熱器，其規(guī)格為2mm；長度3m；總管72根。試問庫存的換熱器能否滿足傳熱任務(wù)？操作條件下1100kg/m3;0.58w/mC;Cp3.77kJ/kg溶液的物性參數(shù)

1.5mPas;蒸汽冷凝膜系數(shù) 1104w/m2鋼的導(dǎo)熱系數(shù)46.5w/m污垢熱阻總 R0.0003m2C/解：對庫存換熱器進行傳熱QKoSo其 （Tt1)(Tt2) t2 60 lnTt1T

lnTT

127127管內(nèi)NaOH水溶液一側(cè)的1u 36000.7850.021272/Redu0.0210.671100

0.67m/PrCpL

1.53.771031.5

0.023 0 040.0230.58(10300)08(9.75)0 d

2560w/m21

di

2560

0.0020.0250.000346.5

Ko1097w/m2換熱器的傳熱速 QKoSotm109716.485.4該換熱器的熱負 QW (tt)3011003.77(6020) 種

法 所由傳熱方程式求得完成傳熱任務(wù)所需要的傳熱面積為oS oKo同上，換熱器的熱負 QLKo1097w/m2C，tm

14.75m21097該庫存換熱器所提供的傳熱面積的傳熱面積為因 So 所以庫存的換熱器能夠完成傳熱任務(wù)熱氣體在套管換熱器中用冷水冷卻，內(nèi)管為25mm ，導(dǎo)熱系數(shù)45W/mK。冷水在管內(nèi)湍流流動，給熱系數(shù)12000W/m2K，熱氣在環(huán)隙中 50W/m2K。不計垢層熱阻，試求：管壁熱阻占總熱阻的百分數(shù)內(nèi)管中冷水流速提高一倍，總傳熱系數(shù)K解：（1）K[1d2d2lnd21 0.0250.025ln0.0251 2 =48.3W/m2總熱 10.021m2/K管壁熱 d2lnd20.025ln 2 =6.2105m2K管壁熱阻分率

6.2

3

（2）u020820820003.48103W/m2 K 0.0256.21051]49.0W/m23.48 K增K

49

2（3）22082085087.1W/m21K[

0.0256.2105

]82.1W/m2K增K

82.1

由上可知，管壁熱阻往往占分率很小，可忽略；提高 值，強化傳熱，應(yīng)在小處手68mm4mm的無 ，內(nèi)通過表壓為0.2Mpa的飽和蒸汽。管外包30mm厚的溫層0.080W/(mK，該管設(shè)置于溫度t20C的大氣中，已知管內(nèi)壁與蒸汽的給熱系數(shù)5000W/(m2K，保溫層外表面與大氣的給熱系數(shù)10W/(m2K。求 解：每米管長的冷凝量Wd10.06820.0040.06m，d0d20.06820.03不計管壁熱K[1d2d2lnd21 0.128

0.128ln0.128

1

（4）

=1.65W/(m2KQK2A2Tt外K2d2L(Tt外查0.2MPa（表）下，飽和蒸汽T133.3Cr2168.1kJkgQLK2d2Tt外=1.653.140.128133.32075.1WmWr

3.47103kg/ms0.125kg/mK2(Tt外=2(tWt外

外K2(T

t

(133.320)20

45W/(m2C)500W/(m2C試計算鋼殼厚度是多少mm時傳熱速率速率是多少

QtR

1 其中，t1003862C，rr1 Rr

R最小時必有 1[120 得r

2 r 0.180.170.01m Qmax

1.13104W11.3(kW 4450.180.17 50043.14復(fù)習(xí)題全部流動阻力為1.5m液柱，則此泵的安裝位置必須＿＿。A高于塔底液面4.5m的上 B高于塔底液面1.5m的上C低于塔底液面4.5m的下 D低于塔底液面3.0m的下A濾液在介質(zhì)中呈湍流流 B濾液在濾渣中呈層流流C濾液在濾渣中呈湍流流 D濾液在介質(zhì)中呈層流流A只取決于 B與光滑管一C取決于相對粗糙 D與粗糙度無A物性影 B流動狀C對流傳 D自然對流影A自然對 B強制對C膜狀沸 D泡狀沸SO2水溶液在三種溫度t1t2t3下的亨利系數(shù)分別為E1=0.00625atm、A B C DA B C DA恒摩爾流假 B理想物C塔頂泡點回 D理論板假A汽化現(xiàn) B汽蝕現(xiàn) C氣縛現(xiàn) D氣浮現(xiàn)A愈高 B愈低 C不變 D不一定＿（設(shè)條件改變后仍在湍流范圍厚度不同的三種材料構(gòu)成三層平壁，各層接觸良好，已知b1＞b2＞b3，導(dǎo)熱系分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在五種進料狀況中，＿＿＿進料的q值最大，分離所需的論板數(shù)＿＿＿。釜采出液中甲苯的回收率為0.95。試求：（1）0飽和蒸汽在管外冷凝成同溫度的液體，烴蒸汽的冷凝潛熱為315KJ/Kg。已測=800w/（m2·oC0100m，管路摩擦系數(shù)為0.03水的密度為1000Kg/m3，泵的效率為泵軸功率壓力表的讀數(shù)，Pa（15）A.已知操作條件下氣，0.0066，0.0134，操作條件下平衡關(guān)系為復(fù)習(xí)題一填(1）流體在圓形管道中作層流流動如果只將流速增加一倍則阻力損失為原來的2 如果只將管徑增加一倍而流速不變，則阻力損失為原來的1/4 (2）離心泵的特性曲線通常包括Q 些曲線表示在一定轉(zhuǎn)速 流體在管內(nèi)流動時如要測取管截面上的流速分布應(yīng)選用皮托流u 常數(shù)

p

單位重量流體的機械能衡

常 2單位體積流體的機械能衡算式為

Ezu2

常數(shù) 1有外加能量時以單位體積流體為基準的實際流體柏努利方程 1 ρ=z2ρg+（u2ρ/2）+p+ρ∑h，各項單位為Pa（N/m2） (6）氣體的粘度隨溫度升高而增 ，水的粘度隨溫度升高 降 流體在變徑管中作穩(wěn)定流動，在管徑縮小的地方其靜壓 減 1 2流體流動的連續(xù)性方程是u1Aρ1=u2Aρ2=······=uAρ 1 2當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?45mmHg測得一容器內(nèi)的絕對壓強為350mmHg，則真空度為 1360mmHg2105mmHg并聯(lián)管路中各管段壓強降相等；管子長、直徑小的管段通過的流量小。 離心泵的軸封裝置主要有兩種：填料密封和機械密封。離心通風(fēng)機的全風(fēng)壓是指靜風(fēng)壓與動風(fēng)壓之和，其單位為 降塵室的生產(chǎn)能力只與沉降面積和顆粒沉降速度有關(guān)，而與高度無關(guān)。t分離因素的定義式為u t已知旋風(fēng)分離器的平均旋轉(zhuǎn)半徑為0.5m，氣體的切向進口速度為20m/s，則該分離器 板框過濾機的洗滌速率為最終過濾速率 在滯流區(qū)，顆粒的沉降速度與顆粒直徑 流體在管內(nèi)流動時，如要測取管截面上的流速分布，應(yīng)選用AA皮托 B孔板流量 C文丘里流量 D轉(zhuǎn)子流量離心泵開動以前必須充滿液體是為了防止發(fā)生AA氣縛現(xiàn) B汽蝕現(xiàn) C汽化現(xiàn) D氣浮現(xiàn)3離心泵的調(diào)節(jié)閥開大時BA吸入管路阻力損失不變B泵出口的壓力減小C泵的真空度減D泵工作點的揚程升高水由敞口恒液位的槽通過一管道流向壓力恒定的反應(yīng)器當(dāng)管道上的閥門開度減小 A增 B減 C不 D不能判流體流動時的摩擦阻力損失hf所損失的是機械能中 項A動 B位 C靜壓 D總機械在完全湍流時（阻力平方區(qū)粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù) A與光滑管一 B只取決于 C取決于相對粗糙 D與粗糙度無孔板流量計的孔流系數(shù)C0當(dāng)Re增大時，其 A增 B先減小，后保持為定 C減 D不已知列管換熱器外殼內(nèi)徑為600mm，殼內(nèi)裝有269根25×2.5mm的換熱管，每小時有×104kg的溶液在管束外側(cè)流過，溶液密度為810kg/m3，粘度為1.91×10－3Pa·s，則溶液在管 A。A層 B湍 C過渡 D無法確某離心泵運行一年后發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，應(yīng) ABCD某液體在內(nèi)徑為d0的水平管路中穩(wěn)定流動，其平均流速為u0，當(dāng)它以相同的體積流量過長內(nèi)為d(d=d/2管時若體層，壓降p原的C倍。A4B8C16 D32三計為測量腐蝕性液體貯槽中的存液量，采用圖示的裝置。測量時通入壓縮空氣，控制調(diào)節(jié)U形壓差計讀數(shù)為130mh20c為2為98/m的？解：由題意得：R=130mm，h=20cm，D=2m980kg/m3管道內(nèi)空氣緩慢鼓泡u=0，可用靜力學(xué)原理求解空氣的很小，忽略空氣柱

Hg13600kgm3H .R

0.13 W1D2(H40.785221.80.2)9806.15(噸測量氣體的微小壓強差，可用附圖所示的雙液杯式微差壓計。兩杯中放有密度為 的pBpahg(21)hg1D2d證明：作1-1 hD h dhh 代入（1）DdPah1gPBhD21gh2d的關(guān)系。設(shè)海平面處的大氣壓強為pa，大氣可視作等溫的理想氣體。解：大氣層僅考慮重力，所以：X=0，Y=0，Z=-g，dp 又理想氣體 M為氣體平均分子量，R為氣體通用常數(shù)dp

PdpMgh Pa RT

exp[Mg如圖所示，用泵將水從貯槽送至敞口槽，兩槽液面均恒定不變，輸送管路尺寸為83×3.5m，泵的管道上分別安裝有真空表和壓力表，真空表安裝位置離貯槽的水面高度H14.m，壓力表安裝位置離貯槽的水面高度H2為5m63/h管道全部阻力損失為1.9J/kg道全部阻力損失為4.9/kg，壓力表讀數(shù)為2.42×15Pa，泵的效率為70%，為100kg/兩槽液面的高度差H為多少泵所需的實際功率為多少得u2

gHu2p3 gH 2

f hf,234.9J/kg 代入上式

H5

2.20522.4521052 1000

在貯槽液面0-0′與槽液面3-3′間列柏努利方程，以貯槽液面為基準水平面，有u2p0 u2p3 2gH0 2

gH

f其中 hf,036.864.9J/kg 代入方程求得：

V

100010kg/

在貯槽液面0-0′與真空表截面1-1′間列柏努利方程，有u2p0 u2p1 22gH022

1

f其中 代入上式

p11000(9.814.8

2

1.96)5.151040.525kgf/cm兩敞口貯槽的底部在同一水平面上,其間由一內(nèi)徑75mm200m0.17的全開閘閥彼此相連，一貯槽直徑為7m，盛水深7m，另一貯槽直徑為5m，盛時間？設(shè)管道的流體摩擦系數(shù)0.02解：在任一時間t內(nèi)，大H，小罐水深為大罐截面積17238.465m24小罐截面積=15219.625m24當(dāng)大罐水面下降到H時所排出的體積為Vt(7H38.465，這時小罐水面上升高度為x；所 x38.465(7H)/19.62513.72 hx316.72在大貯槽液面1-1′與小貯槽液面2-2′間列柏努利方程，并以底面為基準水平面，有u u z1 1z 2 2 f其 u1u2z1H

p1p2大氣壓 u為管中流速z216.72hf,01(

l)

2(0.170.022

u)

2.727u代入方程得

0.0752.96H16.722.727uu 2.96Hdt時間內(nèi)水面從HH-dH，這時體積將變化為-38.465dH，則4

（2.96H16.72)/2.727dt dt 0.785(0.072（2.96H16.72)/ 1.085H6t8711.167(1.085H

08711.16 8711.16

10.379用泵20℃水從敞口貯槽送至表面均恒定不變，各部分相對位置如圖10×4m的無縫，吸入管長為20，排出管100阻力的當(dāng)量長度3/442700Pa，兩測壓口的垂直距離為0.5m，忽略兩測壓口之間的阻力，摩擦系數(shù)可取為0.02。試求：3/4開度時管路的流量（Pa；泵的壓頭（m若泵的軸功率為10kW1343h；在貯槽液0-0′與真空表所在截1-1′間列柏努利方程。0-0′截面為基準水平面，u u z 0 0z1 1

fl u

u其中 10.02 0.204u2f 2 z0=0，u0=0,p0=0（表壓）,z1=3m,p1=-42700Pa（表壓代入上式，得：u1=2.3m/s，Q=4

2u65m3/壓強表讀數(shù)（Pa在壓力表所2-2′3-3′間列柏努利方程。仍0-0′截面為基準水平面，uz2

u 3

hf3.5

1601.5

0.02100

1000

2解得，表壓2泵的壓頭（m在真空表與壓力表所在截面間列柏努利方程，可得H(zz)

p2

3.231050.427 0.5 NeHQ37.8651000 3600故NeN

1000因是進口管有。如圖所示輸水系統(tǒng)，已知管路總長度（包括所有當(dāng)量長度，下同）為100m，壓力表之80m0.030.05m1000kg/m3，泵，J/kg（2（3）壓力表的讀數(shù)，Pa解：（1）整個管路的阻力損失，J/kg；uVsA

(36000.0524

2.12m/則

u

0.03100

135.1J/

在貯槽液面0-0′與槽液面1-1′間列柏努利方程，以貯槽液面為基準水平面，有u2p0

gHu2p1 2gH0 2

f其中 hf135.1J/kg 代入方程得 WegHhf9.8120135.1331.3J/ WsVs

10004.17kg/ tsBAHRR口面均恒定不變，輸送管路尺寸為57×3.5m，ABR=4mm及′=120m左側(cè)指示劑液面與截面A的垂直距H=000m，″=20mAB為hB=60.021.0310Pa0kgm3，水銀的密度為1360kgm3。試求tsBAHRR截面A、B間的管路摩擦阻力損失J/kg（2）水在管路中的流速u,m/s（3）Pa（4）取截面A為上游截面，截面B為下游截面，并以截面A為基準水平面。在兩截面之間列柏努 gZA A=gZB+ B+ 則u2u

p

hfAB=(ZA-ZB)g

+ +22

其中 u2u B2=6×1000×9.8+0.04（13600–=63800將諸值帶入（2）式，得hfAB=- ÷1000=4.94A、B之間的阻力損失與流速有關(guān)，可用如下表示 =l

u2其中，l=6m，d=0.05m，=0.02，hfAB=4.94J/kg，帶入（3）式4.94=0.02×6×u u=2.029在右邊壓差計的左側(cè)指示劑液面處t-s由流體靜力學(xué)原理可知，Pt=Ps整理得：PBPa+RρWgRρHgg（hAB+H）ρW=1.0133×105+0.02×1000×9.81+1.2×13600×9.81-=193000PA=PB=PB+hABρW=193000+=256000某石油化工廠每小時將40噸重油從地面油罐輸送到20m高處的貯槽內(nèi)，輸油管路為10×4m的為43m密度 粘度 平均比熱15℃的冷50℃的熱試比較在15℃及50℃兩種溫度下輸送時，泵所消耗的功率（該泵的效率為0.60假設(shè)電價每千瓦小時（度）0.20元，每噸1.0atm（絕壓）廢熱蒸汽1.80元，試比較用廢熱蒸汽將油加熱到50℃再輸送，比直接輸送15℃冷油的經(jīng)濟效果如何？（1atm蒸汽潛熱為15℃50℃雷諾準數(shù)

u1u2

4036009600.7854036008900.785

1.474m/1.59m/15℃50℃

0.11.47496041.252000(層流）34301030.11.59890756.732000(層流）18710315℃50℃

hfhf

323430(43020)1.47410009609.8132187(43020)1.5949.04m10008909.810.12泵在兩種溫度下輸送重油的壓頭 zpu2 15℃

hf120029.81773.06 zpu2 250℃

e

hf220029.8149.04 N400007939609.8136009600.60輸送50℃重油 N40000698909.8136008900.60輸送15℃重油比輸送50℃重油多消耗的功率為144.06-將重油從15℃加熱至50℃，每小時所需熱量為Q400001.675(5015) kJ/消耗蒸汽

DQ 1038.71kg/h1.04t/ 加熱重油所需消耗蒸汽的費用：1.04×1.80=1.872元內(nèi)截面為10001200mm的矩形煙囪的高度為30m。平均分子量為30kgkmol、平均溫度為400C的煙道氣自下而上流動。煙囪下端維持49Pa的真空度。在煙囪高度范圍內(nèi)大氣的密度可視為定值，大氣溫度為20C，地面處的大氣壓強為101.33103Pa。流體流經(jīng)煙囪時的摩擦系數(shù)可0.05，試求煙道氣的流量kg/h煙囪底端為上游截面11、頂端內(nèi)側(cè)為下游截22，并以截面11為基準水

u 2 2

u2P2 2 2式 Z1 Z2 u1由于煙道氣壓強變化不大，煙道氣的密度可按1.0133 PM 1.0133105 0.543kg/ 以表示大氣的密度，Pa1與Pa2分別表示煙囪底端與頂端大氣壓強，即P1Pa1標準狀況下空氣的密度為1.293kg/m3，所以1.0133105Pa20C時空度為

1.293

1.2kg/于 PaPa11.29.8130Pa1將以上各值代入柏式，解得h

(Pa149)(Pa1353)9.8130266J/hflude其中de42(1

煙道氣的流速為u19.7m/煙道氣的流量為wa3600uA360019.71.210.54346210kg/某工業(yè)燃燒爐產(chǎn)生的煙氣由煙囪排入大氣。煙囪的直徑d=2m，/d0.0004。煙氣在煙囪內(nèi)的平均溫度為200C，在此溫度下煙氣的密度煙 0.67kg/m3，粘0.026mPas，煙氣流量 80000m3/h。在煙囪高度范圍內(nèi)，外界大氣的平密度air1.15kg/m3，設(shè)煙囪內(nèi)底部的壓強低于地面P(真空)0.2kPa1煙囪應(yīng)有多少高（12P1

u212

P2

u f f2d1d2z10，z2

u1P1PaP1(真 P2PaairHuhf12du4

80000/36007.08(m/s)0.78522Rud0.677.0823.65 0.026d0.0004，查表得1-2截面間柏努利方程P(真 Hu gH 0.017 0.2103 1.15 9.81 0.017 6.82H

H煙囪得以排氣的必要條件是煙外若煙外時，P1≮0，即無法起到抽H增加P1降低（即真空度增加抽吸量增加一、填

復(fù)習(xí)題精餾過程是利用部分冷凝和部分汽化的原理而進行的。精餾設(shè)計中，回流比越大，所需理論板越少，操作能耗增加，隨著回流比的逐漸增大，操作費和設(shè)備費的總和將呈現(xiàn)先降后升的變化過程。需塔徑增大（增大、減小。分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在5種進料狀況中,冷液體 進料的q值最 ,分離所需的論板數(shù) 相對揮發(fā)度α=1，表示不能用普通精餾分離 某二元混合物，進料量為100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔頂xD不小于0.9，則塔頂最產(chǎn)量為66.7。6精餾操作的依據(jù) 7負荷性能圖五、、霧 。8vvpAxAyA/yBpo/pop pB

/

xA/

二、選已知q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比為 A B C D餾引回，降液與升汽發(fā)傳使升汽易發(fā)分度高，恰的法是 D 。液相中易揮發(fā)組分進入汽相汽相中難揮發(fā)組分進入液相液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進入汽相，但其中易揮發(fā)組分較液相中易揮發(fā)組分進入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進入液相必定同時發(fā)相組成yA=0.7，相應(yīng)的為t2，則A 不確某二元混合物，進料量為100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大 不能精餾操作時，若FDxF、qR、加料板位置都不變，而將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xD變化為B變 變 不 不確塔度A 度B 度C 度 某二元混合物，=3，全回流條件下xn=0.3，則yn-1=BA B C DyA=0.4，相應(yīng)的組成為t2，則 A B C D不能判斷某二元混合物，=3xn=0.3yn-1=A B C D C塔頂泡點回 恒摩爾流假某篩板精餾塔在操作一段時間后，分離效率降低，且全塔壓降增加，其原因及應(yīng)采取的施是B 。塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴重，應(yīng)降低負荷操塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢 A篩板 B浮閥 泡罩 A上升氣速過大會引起漏液 B上升氣速過大會引起液泛 會使塔板效率下降D上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶二元溶液連續(xù)精餾計算中，進料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化B。ABqCDq15下列情況D不是誘發(fā)降液管液泛的原因。液、氣負荷過大B過量霧沫夾帶 C塔板間距過小 D過量漏液流，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全xD，分y0。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假解：由精餾段一截面與塔頂（包括分凝器在內(nèi)）yVyLxDy0，若回流比為 y 則yx y x R R1對于全凝 xR

R1xDy0y~x圖上用一精餾塔分離二元液體混合物，進料量100molh，易揮發(fā)組分x=0.5，泡點進料，得塔頂產(chǎn)品x=0.9，塔底釜液x=0.5（皆摩爾分率，操作回流比R=161，該物系平均相對α=22塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h；第一塊塔板下降的液體組成x1寫出提餾段操作線數(shù)值方程解：（1）頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h； D0.9W0.05FxF1000.5 上述兩式聯(lián)立求解 第一塊塔板下降的液體組成x1因塔頂為全凝器

1(x

0.802.251.25寫出提餾段操作線數(shù)值方程VV(R1)D2.6152.94LLqFRDF1.6152.94100 LxWxW

47.06 V V 138.17 1.34xm泡點進料 xqxFyq

1(

2.25 11.25

0.90.692 y 0.692 一精餾塔，原料液組成為0.5（摩爾分率），飽和蒸氣進料，原料處理量為100kmol/h，塔塔頂、塔底產(chǎn)全凝器中每小時冷凝蒸氣量蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣若全塔平均α=3.0Eml=0.6，求離開塔頂?shù)诙K塔板的解：（1）頂、塔底產(chǎn)品組 R(R1)0.833 xD(R1)0.15 xD由物料衡 FxFDxD xW(1000.5500.9)/50全凝器中每小時冷凝蒸氣量蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣1x 1 10.6 y x 1( x 0.75 32 0.9 0.9

x1 y20.8330.810.15度為2.7，飽和蒸汽進料。已知進料量為150molh，進料組成為0.4（摩爾分率，回流40.90.9塔頂餾出液及塔釜采出液組成；（2）精餾段操作線方程；（3）提餾段操作線方程；（4解：（1）液及塔釜