化工原理总复习资料.doc

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 或 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=10.33mH2O=101.33kPa=1.033kgf/cm2=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：二、定态流动系统的连续性方程式物料衡算式三、定态流动的柏努利方程式能量衡算式1 kg流体：J/kg讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。2、理想流体，无外功输入时，机械能守恒式：3、可压缩流体,当p/p120%,仍可用上式，且=m。4、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 混合液体 上式中：体积分率；质量分率。6、gz，u2/2，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 ：，m （压头）1m3流体：四、柏努利式中的hfI. 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；2000Re2时，用对数平均值，当S2/S12时，用算术平均值，Sm=（S1+S2）/2多层（n层）圆筒壁：或 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，降低壁面温度。二、对流传热1对流传热基本方程牛顿冷却定律 对流传热系数， W/（m2），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RePr反映流体的流动状态普兰特准数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流动时的传热膜系数对气体或低粘度的液体 Nu=0.023Re0.8Prn流体被加热时，n=0.4；液体被冷却时，n=0.3；为什么？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Re10000，Pr=0.7160，(l / d)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 20.8倍。若管径改为原来的1/2而流量相同，则对流传热系数约为原来40.820.2倍。(设条件改变后，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=KStm式中：K为总传热系数，W/（m2）； tm为两流体的平均温度差两流体作并流或逆流时: 当t1/t21为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。 pBm=(pB2pB1) / 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(cic)=ky(y-yi)=kx(xix)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/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 KYPKG KXCKL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KLkL，这种情况称为“液膜控制”。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=(Y1Y2)/(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)(Y1Y2)/Ym=(L/Kxa)(X1X2)/Xm对数平均推动力Ym=(Y1Y2)/ln(Y1/Y2)当Y1/Y2110100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+qF V=V -(q-1)Fq线方程（进料方程）：y =q/(q1)xxF/(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。（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。u 正常平衡线：Rmin=(xDyq)/(yqxq)饱和液体进料时：xq=xF；饱和蒸汽进料时：yq=yFu 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u 单板效率（默弗里效率）EmV=（ynyn+1）/（yn*yn+1） EmL=（xn-1xn）/（xn-1xn*）u 全塔效率E=（NT/NP） 100%精馏塔中第n-1,n,n+1块理论板，yn+1yn，tn-1xn-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：ttas(或tw)td. 饱和空气：t=tas=td.已知湿空气的下列任一对参数：t-tw，t-td，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，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/m3。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/，。观察瓶 压缩空气HRh（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。 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f833.5mm，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2.452105Pa，泵的效率为70%，水的密度r为1000kg/m3，试求：（1）两槽液面的高度差H为多少？（2）泵所需的实际功率为多少kW？（3）真空表的读数为多少kgf/cm2？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： 其中， , u3=0, p3=0, p2=2.452105Pa, H2=5m, u2=Vs/A=2.205m/s代入上式得： （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，以贮槽液面为基准水平面，有： 其中， , u2= u3=0, p2= p3=0, H0=0， H=29.4m代入方程求得： We=298.64J/kg， 故 ， =70%， （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： 其中， , H0=0， u0=0, p0=0, H1=4.8m, u1=2.205m/s代入上式得， 2 一卧式列管冷凝器，钢质换热管长为3m，直径为f252mm。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a0=800W/(m2)，管内侧热阻为外侧的40%，污垢热阻又为管内侧热阻的70%，试核算：（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），S1；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： 又 ， ，则 单管内水的流量为：每程所需管子数为：取每程管子数为20， 则每程所能提供的传热外表面积为： (2) 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。 由题给数据， 则任务所需的传热外表面积为： 换热管总根数为： 取 (2) 换热器的管程数。由题意管程数为： 3 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？（a水a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？解： 使用初期 使用一年后 110 40 110 45 20 38 20（1）空气出口温度题意可得：使用初期 （1） 使用一年后 （2）两式相比（2）/（1），得 则：=59.6（2）总传热系数 方程(2)式/(1)式，得： 故 （3）冷热流体的出口温度一年后 （3） （4）方程（4）式/（3），得： 整理前半式的方程 （5）又因 ， 故 由等比定理 则 整理得， （6）联立（5）和（6），可得： ， （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？ 则 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/，操作压力P=101.3kPa。已知容积传质系数，相平衡关系为（式中气相分压的单位是kPa，平衡浓度单位是）。求：（1）容积总传质系数及传质单元高度；（2）液相阻力占总传质阻力的百分数。解： （1）由亨利定律 =（1） 液相阻力占总阻力的百分数为： 3 某填料吸收塔用含溶质的溶剂逆流吸收混合气中的可溶组分，采用液气比L/V=3，气体入口质量分数回收率可达。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，试求：（1） 可溶组分的回收率下降至多少？（2） 液相出塔摩尔分数升高至多少？解： （1） = 当上升时，由于不变，不变 也不变，即（3） 物料衡算 =1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。气相作产品，液相作回流，参见附图。塔顶产品组成为：全凝时为，分凝时为。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。 1 2yo分凝器， 若回流比为R 则 y1对于全凝时 xD精馏段操作线 可知：当选用的回流比一致，且时两种情况的操作线完全一致。在图上重合，分凝器相当于一块理论板。2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（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：(1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h）；(2) 第一块塔板下降的液体组成x1为多少；(3) 写出提馏段操作线数值方程；(4) 最小回流比。解：（1）塔顶和塔底的产品量（kmol/h）； F=D+W=100 （1） （2）上述两式联立求解得 W=47.06kmol/h D=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， （3）写出提馏段操作线数值方程； 则 （4）最小回流比。泡点进料，q=1, 5、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 Pas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。用摩擦数群法求最大石英粒子的沉降速度s=0.806，查图得，Ret=60，则：2）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。s=0.806，查图得，Ret=22，则：与此当量直径相对应的正方体的棱长为：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=3.410-5Pa.s，固体密度S=4000kg/m3操作条件下，规定气体速度不大于0.5m/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；3. 粒径为40m的颗粒的回收百分率；4. 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H2）理论上能完全出去的最小颗粒尺寸 用试差法由ut求dmin。假设沉降在斯托克斯区 核算沉降流型 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 气体通过降沉室的时间为： 直径为40m的颗粒在12s内的沉降高度为： 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： 4、水平隔板层数 由规定需要完全除去的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，取33层 板间距为 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1.010-3Pa.s。在压强差恒为9.8104Pa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）过滤时间滤布阻力可忽略 2)求过滤时间加倍时的滤液量7：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3.39105Pa,已测得在此压力下K=1.8610-4，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