化工原理題集

1、化工原理題集例例 已知某水平輸水管路的管子規(guī)格為已知某水平輸水管路的管子規(guī)格為 管管長為長為138m138m，管子相對粗糙度，管子相對粗糙度 ，若該管路能量，若該管路能量損失損失h hf f=5.1m=5.1m，求水的流量？，求水的流量？水水= = ，水水=1CP=1CPmm5 . 389 0001. 0 d 31000 mkg解：令解：令=0.02=0.02，由，由 得：得：查圖得查圖得 , ,說明說明 假設(shè)大了。假設(shè)大了。再令再令 得：得： ，查圖查圖 （符合）（符合）lgdhuf 2 1724. 113802. 08 . 91 . 5082. 02 smu510141. 1Re )02.

2、 0(0175. 0 0175. 0 1843. 1 smugudlhf22 0175. 0 133221073. 9843. 1)082. 0(785. 04 smudu 【例2-1】 今有一臺今有一臺IS100-80-125型離心泵，測定其型離心泵，測定其性能曲線時的某一點數(shù)據(jù)如下：性能曲線時的某一點數(shù)據(jù)如下：Q=60m3/h；真空；真空表讀數(shù)表讀數(shù)Pv=0.2MPa，壓力表讀數(shù)為，壓力表讀數(shù)為0.21MPa，功率，功率表讀數(shù)為表讀數(shù)為5550W。已知液體密度為。已知液體密度為=1000kg/m3。真空表與壓力計的垂直距離為真空表與壓力計的垂直距離為0.4m，吸入管內(nèi)徑為，吸入管內(nèi)徑為10

3、0mm，排出管內(nèi)徑為，排出管內(nèi)徑為80mm，試求此時泵的揚程，試求此時泵的揚程H，功率，功率Ne和效率和效率。解：解：H=h0 +（p2 + pv ）/（g）+ （u22- u12） /（2g）u2=60/（3600*0.785*0.082）=3.32m/su1=60/（3600*0.785*0.12）=2.12m/s H=0.4+（0.21+0.02）*104/（1000*9.8）+（3.322-2.122）/（2*9.8） =24.2mNe= QHg=60*24.2*1000*9.8/3600=3956（W）=Ne/N=3956/5550=71%【例【例2-2】 天津地區(qū)某化工廠，需將天津

4、地區(qū)某化工廠，需將60的的熱水用泵送至高熱水用泵送至高10m的涼水塔冷卻，如圖的涼水塔冷卻，如圖2-4所示。輸水量為所示。輸水量為8085m3/h,輸水管內(nèi)徑輸水管內(nèi)徑為為106mm，管道總長（包括局部阻力當(dāng)量，管道總長（包括局部阻力當(dāng)量長度，不計管路出口阻力）為長度，不計管路出口阻力）為100m，管道，管道摩擦系數(shù)為摩擦系數(shù)為0.025，試選一合適離心泵。，試選一合適離心泵。 解：在水池液面與噴水口截面列柏努利方程解：在水池液面與噴水口截面列柏努利方程z1+p1/（g）+ u12/（2g）+He= z2+p2/（g）+ u22/（2g）+Hfu2=85/3600*0.785*0.1062=2

5、.68m/sp1=p2，z1=0，z2=10m， u1=0Hf=（l+le）/du2/（2g）=0.025100*2.682/（0.106*2*9.8） =8.63（m）代入上式得代入上式得He= （z2 z1）+（p2 p1 ）/（g）+ （u22- u12） /（2g）+Hf=10+2.682/2*9.8+8.63=19m 查查化工原理化工原理附錄八，選附錄八，選IS100-80-125型離心泵型離心泵流量流量Q，m3/h揚程揚程 H，m氣蝕余量氣蝕余量 h ， m60244.0100204.512016.55.02-7 安裝高度計算舉例【例2-3】 在【例2-2】的輸水系統(tǒng)中，泵的吸入管

6、內(nèi)徑為150mm，吸入管壓頭損失為1m水柱，選用IS100-80-125型泵，該離心泵的性能參數(shù)如下：試計算：泵的安裝高度 已知60水的飽和蒸汽壓為19910Pa，天津地區(qū)平均大氣壓為0.101MPa。(2)若該設(shè)計圖用于蘭州地區(qū)某化工廠，該泵能否正常運行？ 已知蘭州地區(qū)平均大氣壓為0.085MPa。解: 天津地區(qū)： Hg=p0/（g）-pv/（g）-Hf0-1-h =101330/（1000*9.8）-19910/（1000*9.8）-1 -4.5 =2.8m蘭州地區(qū)： Hg=85000/（1000*9.8）-19910/（1000*9.8）-4.5-1 =1.13m 在蘭州地區(qū)大氣壓低安裝

7、高度應(yīng)更低，才能正常運行。所以該設(shè)計圖用于蘭州地區(qū)，則應(yīng)該根據(jù)蘭州地區(qū)大氣壓數(shù)據(jù)進行修改。2-9 離心泵調(diào)節(jié)舉例【例2-4】 在【例2-2】中，若已安裝了IS100-80-125型泵，試求此時泵的工作點及泵的有效功率。解：管路特性曲線為 H=（z1z2）+（p1p2）/（g） +6.38*10-9（l+le）Q2/d5 =10-0+0+6.38*10-9*0.025*100 Q2/0.1065 H=10+1.19*10-3Q2將上式計算若干數(shù)據(jù)，如下表所示Q,m3/h708090100H,m15.8317.6219.6421.93.1.3重力沉降計算舉例重力沉降計算舉例【例例3-1】 有一玉米

8、淀粉水懸浮液，溫度有一玉米淀粉水懸浮液，溫度20，淀粉顆粒的平均直徑為淀粉顆粒的平均直徑為15m，淀粉顆粒吸水后，淀粉顆粒吸水后的密度為的密度為1020kg/m3，試求顆粒的沉降速度。，試求顆粒的沉降速度。 解：先假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū)進行，故可以用式（）計算，即18)(2gdust361020,101515 mkgmmdsp sPamkg 3310005. 1,2 .998 將各值代入上式得：將各值代入上式得：檢驗檢驗Re值：值： 計算結(jié)果表明，與假設(shè)相符，故算得的計算結(jié)果表明，與假設(shè)相符，故算得的 正確。正確。163261066. 2807. 910005. 118)2 .9981020()

9、1015(smut11096. 310005. 12 .9981066. 210155366tetduR161066.2smut【例3-2】 有一溫度為25的水懸浮液，其中固體顆粒的密度為1400kg/m3 ，現(xiàn)測得其沉降速度為0.01m/s，試求固體顆粒的直徑。解：解： 先假設(shè)粒子在斯托克斯區(qū)沉降，先假設(shè)粒子在斯托克斯區(qū)沉降，故可以用式（故可以用式（）求出其直徑，即：）求出其直徑，即：21)(18gudst311400,01. 0mkgsmust3997mkgsPa3108937. 0將各值代入上式得：md42131002. 2807. 9)9971400(01. 0108937. 018

10、檢驗Re值125. 2108937. 099701. 01002. 234tetduR 從計算結(jié)果可知，與原假設(shè)不符，故重設(shè)固體顆粒在阿侖區(qū)沉降，即應(yīng)用式（）求解： 6 .0)(27.0etstRgdu將已知值代入得：將已知值代入得：6 . 0)25. 2(99781. 9)9971400(27. 001. 0d解出： 再檢驗Ret： 計算結(jié)果表明，重設(shè)正確（即屬于阿侖區(qū)沉降），故粒子直徑為2.13*10-4 m md41013. 237. 2108937. 099701. 01013. 234tetduR降塵室計算舉例降塵室計算舉例 【例3-3】某除塵室高某除塵室高2 2m m、寬寬2 2m

11、 m、長長5 5m m，用于礦石焙燒爐爐氣除塵。礦塵的密度 為用于礦石焙燒爐爐氣除塵。礦塵的密度 為45004500kg/mkg/m3 3，其形狀近于圓球。操作條件下氣體其形狀近于圓球。操作條件下氣體流量為流量為2500025000m m3 3/h/h，氣體密度為氣體密度為0.6 0.6 kg/mkg/m3 3，粘度粘度為為3 3* *1010-5 -5 PaPas s。試求理論上能完全除去的最小礦試求理論上能完全除去的最小礦粒直徑。粒直徑。解：由式（解：由式（）可知，）可知，降塵室能完全除去降塵室能完全除去的最小顆粒的沉降速度為：的最小顆粒的沉降速度為： ut=Vs/（bl）=25000/（

12、3600*2*5）=0.694m/s假定沉降在斯托克斯區(qū)假定沉降在斯托克斯區(qū)，由式（）得： ut=d2（s-）g/（18） d=18ut/（s-）g0.5 d=18*3*10-5*0694/（4500*9.81）0.5=9.21*10-5m核算核算Re= dut/=9.21*10-5*0.694*0.6/（3*10-5）=1.281證明不在斯托克斯區(qū)，證明不在斯托克斯區(qū)，再假定在阿侖區(qū)再假定在阿侖區(qū)，由式（由式（）得）得ut=0.27d（s-）gRet0.6/0.50.6942=0.272（d*4500*9.8/0.6）（）（d*0.694*0.6）/（3*10-5）0.6 d1.6=2.94

13、*10-7 ，d=8.27*10-5mRe=dut/=8.27*10-5*0.694*0.6/（3*10-5）=1.141假設(shè)成立假設(shè)成立，所以，所以d=8.27*10-5m 核算核算Re= dut/=9.21*10-5*0.694*0.6/（3*10-5）=1.281證明不在斯托克斯區(qū)，證明不在斯托克斯區(qū)，再假定在阿侖區(qū)再假定在阿侖區(qū)，由式（由式（）得）得ut=0.27d（s-）gRet0.6/0.50.6942=0.272（d*4500*9.8/0.6）（）（d*0.694*0.6）/（3*10-5）0.6 d1.6=2.94*10-7 ，d=8.27*10-5mRe=dut/=8.27*

14、10-5*0.694*0.6/（3*10-5）=1.141假設(shè)成立假設(shè)成立，所以，所以d=8.27*10-5m 3.43.4過濾計算舉例過濾計算舉例【例【例3-5】 在在100kPa的恒壓下過濾某懸浮液，溫度的恒壓下過濾某懸浮液，溫度30，過濾面積為，過濾面積為40m2 ，濾渣的比阻為，濾渣的比阻為1 1* *101014m m-2 ，值為值為0.05m3/m3 。過濾介質(zhì)的阻力忽略。過濾介質(zhì)的阻力忽略不計，濾渣為不計，濾渣為不可壓縮不可壓縮，試求：，試求：(1)要獲得要獲得10 m3 濾液需要多少過濾時間？濾液需要多少過濾時間？(2)若僅將過濾時間延長一倍，又可以再獲得若僅將過濾時間延長一倍

15、，又可以再獲得多少濾液？多少濾液？(3)若僅將過濾壓差增加一倍，同樣獲得若僅將過濾壓差增加一倍，同樣獲得10 m3 濾液又需要多少過濾時間？濾液又需要多少過濾時間？解：（1）求過濾時間。過濾介質(zhì)阻力可以忽略不計，恒壓過濾方程為： )()(22eeKAVV介質(zhì)阻力忽略， 即 0， 0 eVe22KAV已知：V10m3，A40 m2 ，求過濾常數(shù)K0122rppkKsS=0濾渣為不可壓縮 而 100103 ，r ， 0.05 ，并查水（濾液）的溫度為30時，其 0.8007 103 ，s=0,則：paP214101m33mmsPa125143310996. 405. 0101108007. 010

16、1002smKmin85.2012514010996. 41025222sKAV所以（2）求過濾時間延長一倍時增加的濾液量。 s250212512235214 440mKAV而故增加的濾液量為： 314. 41014.14mVVV（3）求過濾壓差增加一倍，獲得10 m3 濾液所需時間 。 22 AKV從公式可知，新的過濾常數(shù)K為： 12510996. 422 smKK代入上式中得： s5 .62524010996. 4210 252即過濾時間為原來的一半?？紤]可否用比例方法求解？ 圓筒壁導(dǎo)熱計算舉例圓筒壁導(dǎo)熱計算舉例【例【例4-14-1】 在一在一6060* *3.5

17、mm3.5mm的鋼管外包有兩層絕的鋼管外包有兩層絕熱材料，里層為熱材料，里層為40mm40mm的氧化鎂粉，平均導(dǎo)熱系數(shù)的氧化鎂粉，平均導(dǎo)熱系數(shù)1 1=0.07wm=0.07wm-1-1K K-1-1，外層為，外層為20mm20mm的石棉層，其平均的石棉層，其平均導(dǎo)熱系數(shù)導(dǎo)熱系數(shù)2 2 =0.15wm =0.15wm-1-1K K-1-1 ，現(xiàn)用熱電偶測得管，現(xiàn)用熱電偶測得管內(nèi)壁的溫度為內(nèi)壁的溫度為500500，最外層表面溫度為，最外層表面溫度為8080，管壁的導(dǎo)熱系數(shù)管壁的導(dǎo)熱系數(shù)3 3 =45wm =45wm-1-1K K-1-1 。試求每米管長的熱損失及兩保溫層界面的溫試求每米管長的熱損失

18、及兩保溫層界面的溫度度解：每米管長的熱損失解：每米管長的熱損失343232121411ln1ln1ln1)(2rrrrrrttQ 此處，此處，r1=0.053/2=0.0265m； r2=0.0265+0.0035=0.03m r3=0.03+0.04=0.07m ；r4=0.07+0.02=0.09m 保溫層界面溫度保溫層界面溫度t3 代入數(shù)據(jù)，解得：代入數(shù)據(jù)，解得：保溫層界面溫度保溫層界面溫度t3=132 1119107. 009. 0ln15. 0103. 007. 0ln07. 010265. 003. 0ln451)80500(2wmQ232121311ln1ln1)(2rrrrtt

19、Q例: 空氣以 的流速通過一 的鋼管，管長20m?？諝馊肟跍囟葹?05K,出口溫度為341K，試計算： 1）空氣與管壁間的對流傳熱系數(shù)。2）如空氣流速增加一倍，其它的條件均不變，對流傳熱系數(shù)又為多少？-1s4m mm75. 35 .75 解：此題為無相變時流體在管內(nèi)作強制流動時對流傳熱系數(shù)，故首先判斷流動類型，再選用對應(yīng)關(guān)聯(lián)式計算1) =查空氣物性： mtCK50323)305341(21113.005. 1,.093. 1KkgkJcmkgpsPaKmW51121096. 1,.10824. 2701. 0Pr mmmd068. 068275. 35 .751.4smu4451010517.

20、 11096. 1093. 14068. 0Redu又空氣為低粘度流體4.08.08.0Pr)(023.0PrRe023.0duddn50294068. 020 dL12.31.18KmW4 . 08 . 042)701. 0()10005. 1 (068. 010824. 2023. 02）當(dāng)物性及設(shè)備不改變，僅改變流速，根據(jù)上述計算式知 8.0u現(xiàn)1.8422smuu128 . 08 . 088.3131.182)(KmWuuaa1231.18 KmW校核 故： 例例1：某管殼式換熱器管束由：某管殼式換熱器管束由 25mm 2.5mm的鋼管構(gòu)成。已知管內(nèi)側(cè)水的對流傳熱系數(shù)的鋼管構(gòu)成。已知管

21、內(nèi)側(cè)水的對流傳熱系數(shù)i 為為1500W/ （m2），管外側(cè)空氣的對流傳熱系），管外側(cè)空氣的對流傳熱系數(shù)數(shù)o為為50W/ （m2），鋼的導(dǎo)熱系數(shù)），鋼的導(dǎo)熱系數(shù) 為為45W/ （m），污垢熱阻可以忽略，試求基于），污垢熱阻可以忽略，試求基于管外側(cè)的總傳熱系數(shù)管外側(cè)的總傳熱系數(shù)Ko及各分熱阻占總熱阻的及各分熱阻占總熱阻的百分數(shù)。百分數(shù)。解：當(dāng)污垢熱阻忽略時，基于管外側(cè)的總傳熱系數(shù)解：當(dāng)污垢熱阻忽略時，基于管外側(cè)的總傳熱系數(shù)Ko： Ko=1/（1/o +bdo/ dm +do/i d i ） =1/1/50+0.0025*0.025/（45*0.0225）+0.025/1500*0.02=47.9

22、W/ （m2） 管內(nèi)管內(nèi)對流傳熱熱阻占總熱阻的百分數(shù)：對流傳熱熱阻占總熱阻的百分數(shù)： （do/i d i ） / （1/ Ko）*100%=3.99% 管外管外對流傳熱熱阻占總熱阻的百分數(shù)：對流傳熱熱阻占總熱阻的百分數(shù)： （ 1/o ） / （1/ Ko）*100%=95.7% 管壁管壁熱阻占總熱阻的百分數(shù)：熱阻占總熱阻的百分數(shù)： （ bdo/ dm ） / （1/ Ko）*100%=0.3% 由以上計算可以看出：管壁熱阻占總熱阻的百由以上計算可以看出：管壁熱阻占總熱阻的百分數(shù)很小，故一般可以忽略管壁熱阻。分數(shù)很小，故一般可以忽略管壁熱阻。例例2. 在上例中，若分別將在上例中，若分別將i 和和

23、o提高一倍，試分提高一倍，試分別計算別計算Ko值及總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)。假設(shè)污值及總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)。假設(shè)污垢熱阻和管壁熱阻可忽略。垢熱阻和管壁熱阻可忽略。解：解：（1）將）將i 提高一倍，提高一倍， 即即i =2*1500=3000 W/ （m2）則則Ko=1/（1/o +do/i d i ） =1/ 1/50+0.025/（3000*0.2）=49.0 W/ （m2）總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)（Ko Ko原原）/ Ko原原*100%=（49-47.9）/47.9*100%=2.3%（2）將）將o 提高一倍，提高一倍， 即即o =2*50=100 W/ （m2）則則K

24、o=1/（1/o +do/i d i ） =1/ 1/100+0.025/（1500*0.2）=92.3 W/ （m2）總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)：總傳熱系數(shù)增加的百分數(shù)：（Ko Ko原原）/ Ko原原*100%=（92.3-47.9）/47.9*100%=92.7% 計算結(jié)果表明：計算結(jié)果表明：K值總是接近熱阻較大的流體側(cè)的值總是接近熱阻較大的流體側(cè)的值，值，因此欲提高因此欲提高K值，必須對影響值，必須對影響K值的各項分熱阻進行分析，判值的各項分熱阻進行分析，判斷哪個分熱阻較大（即哪個是關(guān)鍵熱阻），以采取適當(dāng)?shù)拇霐嗄膫€分熱阻較大（即哪個是關(guān)鍵熱阻），以采取適當(dāng)?shù)拇胧?。本例中，只有提高管外?cè)施。本

25、例中，只有提高管外側(cè)-空氣側(cè)的空氣側(cè)的才能有效提高總傳熱才能有效提高總傳熱系數(shù)。系數(shù)。例：在一套管換熱器中，熱流體溫度由例：在一套管換熱器中，熱流體溫度由250 冷卻到冷卻到180 ，冷流體溫度由，冷流體溫度由100 加熱到加熱到160，試分別計算兩流體，試分別計算兩流體并流和逆流時的并流和逆流時的 平均溫度差。平均溫度差。解：解：并流并流時時平均溫度差平均溫度差 tm ： 熱流體溫度熱流體溫度T 250 180 冷流體溫度冷流體溫度t 100 160 溫度差溫度差 t 150 20 所以所以 tm=（t2t1）/ln（t2/t1） =64.5 逆流逆流時時平均溫度差平均溫度差 tm ： 熱流

26、體溫度熱流體溫度T 250 180 冷流體溫度冷流體溫度t 160 100 溫度差溫度差 t 90 80 所以所以 tm=（t2t1）/ln（t2/t1） =84.9 又因又因tt2 2/t/t1 1 =1.125=1.125 2 2，故可用算術(shù)平均值來計算，故可用算術(shù)平均值來計算ttm m= =（tt2 2+t+t1 1）/2=/2=（80+9080+90）/2=85 /2=85 兩者計算結(jié)果十分接近，但后者計算更為簡便。兩者計算結(jié)果十分接近，但后者計算更為簡便。 由本例計算結(jié)果表明，在冷、熱流體的進、出口由本例計算結(jié)果表明，在冷、熱流體的進、出口溫度各自相同的條件下，逆流的平均溫差要較并流

27、的大。溫度各自相同的條件下，逆流的平均溫差要較并流的大。因此在換熱器的熱負荷和總傳熱系數(shù)分別相同時，采用因此在換熱器的熱負荷和總傳熱系數(shù)分別相同時，采用逆流操作，可節(jié)省傳熱面積，減小設(shè)備費；若傳熱面積逆流操作，可節(jié)省傳熱面積，減小設(shè)備費；若傳熱面積一定，可減小換熱介質(zhì)的流量，減小操作費。因此工業(yè)一定，可減小換熱介質(zhì)的流量，減小操作費。因此工業(yè)上應(yīng)盡量采用逆流操作。上應(yīng)盡量采用逆流操作。例：一單殼程單管程列管式換熱器，由長例：一單殼程單管程列管式換熱器，由長3m3m，直徑為直徑為2525* *2.5mm2.5mm的鋼管束組成。苯在換的鋼管束組成。苯在換熱器管內(nèi)流動，流量為熱器管內(nèi)流動，流量為1.

28、5kg/s1.5kg/s，由，由80 80 冷卻到冷卻到30 30 ，冷卻水在管外和苯呈逆流流動。，冷卻水在管外和苯呈逆流流動。水進口溫度為水進口溫度為20 20 ，出口溫度為，出口溫度為50 50 。已知。已知水側(cè)和苯側(cè)的給熱系數(shù)分別為水側(cè)和苯側(cè)的給熱系數(shù)分別為 1700W/ 1700W/ （m m2 2 ），）， 900 W/ 900 W/ （m m2 2 ），苯的平均比熱為），苯的平均比熱為1.91.9* *10103 3J/J/（kg kg ），鋼的導(dǎo)熱系數(shù)為），鋼的導(dǎo)熱系數(shù)為45 W/ 45 W/ （m m ），污垢熱阻和換熱器的熱損失忽略不），污垢熱阻和換熱器的熱損失忽略不計，試求

29、該列管換熱器的管子數(shù)。計，試求該列管換熱器的管子數(shù)。解：解：Q= KoAo tm= Kon doLtm 其中其中Q= Wh Cph (T1T2) =1.5*1.9*103 3 (80-30）=142.5KW 1/ Ko=do /（i di）+ b do /（dm）+1/o 即即 Ko=1/25 *103 3 /（900 *20*103 3 ）+2.5 *103 3 *25*10-3 -3 /（45 *22.5*10-3 -3 ）+1/1700 = 490.5 W/ W/ （m m2 2 ） tm=（t2t1）/ln（t2/t1） =（30-10）/ln（30/10）=18.2 所以所以n=n=

30、Q/Ko doLtm =204根根 例：在常壓例：在常壓101.33kPa、溫度、溫度25下，溶質(zhì)組下，溶質(zhì)組成為成為0.050.05（摩爾分數(shù)）的（摩爾分數(shù)）的COCO2 2- -空氣混合物與濃空氣混合物與濃度為度為1.11.1* *1010-3-3kmol/mkmol/m3 3的的COCO2 2水溶液接觸，試判水溶液接觸，試判斷傳質(zhì)過程方向。斷傳質(zhì)過程方向。已知常壓、已知常壓、25 25 下下COCO2 2在水中的在水中的E=1.660E=1.660* *10105 5kPakPa解：將E換算為m，即： m=E/Pt=1.6601.660* *10105 5* *10103 3/1.013

31、3/1.0133* *10105 5=1638=1638 將實際溶液的物質(zhì)的量換算為摩爾分數(shù)，即將實際溶液的物質(zhì)的量換算為摩爾分數(shù)，即x xc/(c/(s/Ms)=1.11.1* *1010-3-3/(1000/18)=1.98/(1000/18)=1.98* *1010-5-5 判斷過程方向時，由液相分析：判斷過程方向時，由液相分析：x xe e=y/m=0.05/1638=3.05=y/m=0.05/1638=3.05* *1010-5-5x= 1.98x= 1.98* *1010-5-5故故COCO2 2由氣相傳遞到液相，進行吸收。由氣相傳遞到液相，進行吸收。 由氣相分析：由氣相分析：y

32、 ye e=mx=1638=mx=1638* *1.981.98* *1010-5-5=0.0324y=0.05=0.0324y=0.05，結(jié)論同上，過程為吸收。結(jié)論同上，過程為吸收。例：在壓強為例：在壓強為101.33kPa101.33kPa、溫度為、溫度為2020 下，二下，二氧化硫氧化硫- -空氣混合氣緩慢地流過某液體表面?？湛諝饣旌蠚饩徛亓鬟^某液體表面?？諝獠蝗苡谠撘后w中。二氧化硫透過氣不溶于該液體中。二氧化硫透過2mm 2mm 厚靜止的厚靜止的空氣層擴散到液體表面，并立即溶于該液體中，空氣層擴散到液體表面，并立即溶于該液體中，相界面中二氧化硫的分壓可視為零。若已知混合相界面中二氧化

33、硫的分壓可視為零。若已知混合氣二氧化硫組成為氣二氧化硫組成為0.150.15（摩爾分數(shù)），二氧化硫（摩爾分數(shù)），二氧化硫在空氣中的分子擴散系數(shù)為在空氣中的分子擴散系數(shù)為0.115cm0.115cm2 2 /s /s，試求，試求二氧化硫的分子擴散速率二氧化硫的分子擴散速率kmol/kmol/（ m m2 2h h）解：此題屬于單向擴散，分子擴散速率為：解：此題屬于單向擴散，分子擴散速率為： N NA A= = （D/RTD/RT）（）（P/PP/PBmBm）（）（P PA1A1-P-PA2A2）其中其中D=1.15D=1.15* *1010-2 -2 m m2 2 /s /s ， =0.002m

34、=0.002m，T=293 T=293 K K氣相主體中氣相主體中SO SO 2 2分壓：分壓： P PA1 A1 =101.33=101.33* *0.15=15.20.15=15.2kPakPa氣相主體中空氣分壓：氣相主體中空氣分壓： P PB1 B1 = P - P= P - PA1A1 =86.1 =86.1kPakPa界面上界面上SO SO 2 2分壓：分壓： P PA2 A2 =0=0界面上空氣分壓：界面上空氣分壓： P PB2 B2 = P P= P PA2A2 = 101.33 = 101.33kPakPa所以：所以：空氣對數(shù)平均分壓：空氣對數(shù)平均分壓： P PBm Bm =

35、=（P PB2B2-P-PB1B1）/ ln/ ln（P PB2B2/P/PB1B1） = =（101.33-86.1101.33-86.1）/ln/ln（101.33/86.1101.33/86.1）=93.5=93.5kPakPa 將上述數(shù)據(jù)帶入：將上述數(shù)據(jù)帶入： N NA A= = （D/RTD/RT）（）（P/PP/PBmBm）（）（P PA1A1-P-PA2A2） =1.15=1.15* * 1010-5 -5 / /（8.3148.314* *293293* *0.0020.002） * * （101.33/93.5101.33/93.5）* *（15.2-015.2-0） =3.

36、89 =3.89 * * 1010-5 -5 kmol/kmol/（ m m2 2 s s） =0.14kmol/=0.14kmol/（ m m2 2 h h）例：在壓強為例：在壓強為101.33kPa下，用清水吸收含溶質(zhì)下，用清水吸收含溶質(zhì)A的的混合氣體，平衡關(guān)系服從亨利定律。在吸收塔某截混合氣體，平衡關(guān)系服從亨利定律。在吸收塔某截面上，氣相主體溶質(zhì)面上，氣相主體溶質(zhì)A的分壓為的分壓為4.0kPa，液相中溶，液相中溶質(zhì)質(zhì)A的摩爾分數(shù)為的摩爾分數(shù)為0.01，相平衡常數(shù)，相平衡常數(shù)m為為0.84，氣膜，氣膜吸收系數(shù)吸收系數(shù)ky為為2.776 10-5 kmol/（ m2 s），液膜），液膜吸收系

37、數(shù)吸收系數(shù)kx為為3.86 10-3 kmol/（ m2 s），試求），試求1）氣相總吸收系數(shù)）氣相總吸收系數(shù)Ky，并分析該吸收過程控制因素，并分析該吸收過程控制因素2）吸收塔截面上的吸收速率）吸收塔截面上的吸收速率NA1）求）求Ky由：由：1/K1/Ky y= =（1/k1/ky y）+ +（m/km/kx x） =1/=1/（2.776 2.776 10-5 ）+0.84/+0.84/（ 3.86 10-3 ） =3.602 =3.602 104+2.71+2.716 102 =3.629 104 （ m2 s ） / kmol 故故 Ky =2.756 10-5 kmol/（ m2 s）

38、由計算結(jié)果知：由計算結(jié)果知： 氣膜阻力氣膜阻力= 1/k1/ky y = 3.602 = 3.602 104（ m2 s ） / kmol 液膜阻力液膜阻力= m/km/kx x = 2.71= 2.716 102 （ m2 s ） / kmol氣膜阻力占總阻力的氣膜阻力占總阻力的99%，故該過程為氣相控制，故該過程為氣相控制2）NA 先將氣液組成換算成摩爾分數(shù)，即：先將氣液組成換算成摩爾分數(shù)，即：y=PA/P=4.0/101.33=0.0395x=0.01ye=mx=0.84 0.01=0.0084則則NA = K Ky y（y-yy-ye e） = = 2.756 10-5 （0.0395

39、-0.0084） =8.57 10-7 kmol/（ m2 s）書上習(xí)題6-23 某列管冷凝器內(nèi)流冷卻水,管外為有機蒸汽冷凝。在新使用時冷卻水的進、出口溫度分別為20C與30C。使用一段時期后,在冷卻水進口溫度與流量相同的條件下,冷卻水出口溫度降為26C。求此時的垢層熱阻。已知換熱器的傳熱面積為16.5m2,有機蒸汽的冷凝溫度80C,冷卻水流量為2.5kg/s例例: :在逆流操作的填料吸收塔中在逆流操作的填料吸收塔中, ,用清水吸收混合用清水吸收混合氣體中溶質(zhì)組分氣體中溶質(zhì)組分A,A,進塔氣體組成為進塔氣體組成為0.03(0.03(摩爾摩爾比比),),吸收率為吸收率為99%,99%,出塔液相組

40、成為出塔液相組成為0.013(0.013(摩爾摩爾比比),),操作壓強為操作壓強為101.33kPa,101.33kPa,溫度溫度27 ,27 ,操作條操作條件下相平衡關(guān)系為件下相平衡關(guān)系為y=2x ,(x,yy=2x ,(x,y為摩爾比為摩爾比).).已知已知單位塔截面上惰性氣體流率為單位塔截面上惰性氣體流率為54kmol/(m54kmol/(m2 2h),h),氣相體積吸收總系數(shù)為氣相體積吸收總系數(shù)為0.95 kmol/(m0.95 kmol/(m3 3h hkPa),kPa),試求所需的填料層高度試求所需的填料層高度? ?已知已知: y1=0.03, y2=y1(1-)=0.03(1-0

41、.99)=0.0003 x1=0.013, x2=0(清水清水) KGa=0.95 kmol/(m3*h*kPa) G=54 kmol/(m2h), m=2所以所以: m =（1-2）/ln（1/2） =(y-ye)2-(y-ye)1/ln (y-ye)2/(y-ye)1=(0.0003-20)-(0.03-20.013)/ln (0.0003-20)/(0.03-20.013)=0.00143Kya=KGaP=0.95101.33=96.26kmol/(m3*h)H=HOGNOG=( G/Kya) （y1-y2）/ m =(54/96.26) (0.03-0.0003)/0.00143=11

42、.7m例：在連續(xù)精餾塔中分離苯和甲苯二元混合例：在連續(xù)精餾塔中分離苯和甲苯二元混合溶液。原料液流量為溶液。原料液流量為5000kg/h，組成為含，組成為含苯苯0.3(質(zhì)量分率，下同），塔頂餾出液中苯質(zhì)量分率，下同），塔頂餾出液中苯的回收率為的回收率為88%，要求釜液含苯不高于，要求釜液含苯不高于0.05。求餾出液及釜殘液的摩爾流量和摩。求餾出液及釜殘液的摩爾流量和摩爾組成。爾組成。 （M苯苯=78，M甲苯甲苯=92）解：以解：以kmol/ h為基準作物料衡算：為基準作物料衡算：原料液的平均分子量：原料液的平均分子量：MF=M苯苯xF苯苯+M甲苯甲苯xF甲苯甲苯=780.336+92（1-0.3

43、36）=87.3336. 0927 . 0783 . 0783 . 07 . 03 . 03 . 0甲苯苯苯MMMxF0584. 09295. 07805. 07805. 095. 005. 005. 0甲苯苯苯MMMxW原料液流量原料液流量F=5000/87.3=57.3kmol/h總物料衡算總物料衡算 D+W=F=57.3kmol/h苯的物料衡算苯的物料衡算DxD+WxW=FxF餾出液中苯的回收率餾出液中苯的回收率DxD/FxF=0.88聯(lián)立方程解：聯(lián)立方程解：W=39.5kmol/h D=17.8kmol/h xD=0.952 (3) (3)若若q=1.225q=1.225，求提餾段蒸汽

44、量和液體量，求提餾段蒸汽量和液體量（3）q=1.225 冷液進料冷液進料提餾段提餾段例例: :在連續(xù)精餾塔中分離某兩組分混合物在連續(xù)精餾塔中分離某兩組分混合物, ,已知已知原料液流量為原料液流量為100kmol/h,100kmol/h,組成為組成為0.5(0.5(易揮發(fā)組易揮發(fā)組分摩爾分數(shù)分摩爾分數(shù), ,下同下同),),飽和蒸汽進料飽和蒸汽進料; ;餾出液組成餾出液組成為為0.98,0.98,回流比回流比R R為為2.6.2.6.若要求易揮發(fā)組分回收若要求易揮發(fā)組分回收率為率為96%,96%,試求試求: :(1)(1)餾出液的摩爾流量餾出液的摩爾流量(2)(2)提餾段操作線方程提餾段操作線方程

45、解解:已知已知F=100kmol/h , xF=0.5 , q=0 , xD=0.98 R=2.6 , DxD/FxF=96%(1)求求D?因為因為DxD/FxF=96% 0.98D=0.96*100*0.5 D=48.98 kmol/h (2)提餾段操作線方程提餾段操作線方程 yn=（L/V）Xn1（W/V）XW L=L+qF=RD+qF=2.6*48.98+0=127.35 kmol/hF=D+W W=F-D=100-48.98=51.02 kmol/hFxF=DxD+WxW xW=0.039V= L W=127.35-51.02=76.33kmol/h操作線方程操作線方程:yn=1.67

46、Xn10.026例例: :在常壓連續(xù)精餾塔中分離含苯在常壓連續(xù)精餾塔中分離含苯0.45(0.45(摩爾分摩爾分數(shù)數(shù), ,下同下同) )的苯的苯- -甲苯混合液甲苯混合液. .要求餾出液組成為要求餾出液組成為0.97,0.97,釜殘液組成為釜殘液組成為0.03,0.03,操作條件下物系的平操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為均相對揮發(fā)度為2.48,2.48,試分別計算以下兩種進試分別計算以下兩種進料熱狀況下的最小回流比料熱狀況下的最小回流比. .(1)(1)飽和液體進料飽和液體進料(2)(2)飽和蒸汽進料飽和蒸汽進料解解:已知已知xF=0.45 , xD=0.97, xW=0.03,=2.481) q=1 Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)因為因為q=1,所以所以 xe = xF=0.45由相平衡由相平衡方程方程:ye=xe/ 1+（-1）xe =2.48*0.45/ 1+（2.48-1）*0.45=0.67故故Rmin=(0.97-0.67)/(0.67