化工基础学习知识原理例题.doc
,.第一章 流体流动例1.高位槽内的水面高于地面8m,水从1084mm的管道中流出,管路出口高于地面2m。在本题特定条件下,水流经系统的能量损失可按f = 6.5 u2 计算,其中u为水在管道的流速。试计算: AA 截面处水的流速; 水的流量,以m3/h计。解:设水在水管中的流速为u ,在如图所示的11, ,22,处列柏努力方程Z1+ 0 + 1/= Z2+ 22 + 2/ + f (Z1 - Z2)g = u2/2 + 6.5u2 代入数据 (8-2)9.81 = 7u2 , u = 2.9m/s换算成体积流量 qV = uA= 2.9 /4 0.12 3600 = 82 m3/h 例2.本题附图所示为冷冻盐水循环系统,盐水的密度为1100kgm3,循环量为36m3。管路的直径相同,盐水由A流经两个换热器而至B的能量损失为98.1Jkg,由B流至A的能量损失为49Jkg,试求:(1)若泵的效率为70%时,泵的抽功率为若干kw?(2)若A处的压强表读数为245.2103Pa时,B处的压强表读数为若干Pa?: M: l5 y& u0 A7 I: G% g解:(1)由A到B截面处作柏努利方程0 K* I9 d$ 8 V1 L 0+uA2/2+PA/=ZBg+uB2/2+PB/+9.815 ! p; CX9 X7 + ? 管径相同得uA=uB (PA-PB)/=ZBg+9.81* e1 W: a7 e% u, k9 Y1 o- H x 由B到A段,在截面处作柏努力方程B ZBg+uB2/2+PB/+W=0+uA2+PA/+49( b; 4 l5 8 o W=(PA-PB)/- ZBg+49=98.1+49=147.1J/kg 3 L& P- D8 i4 N0 F qm= qv=36/36001100=11kg/s - q- i3 M# a$ R/ y) p5 | Pe= qmW=147.111=1618.1w% E5 |0 W* y Z% ( ?* I( V8 b 泵的抽功率N= Ne /76%=2311.57W=2.31kw1 s$ m& Z6 P! K) R: g; Q(2)由第一个方程得(PA-PB)/=ZBg+9.81得7 a6 W, R# w+ E& v9 v PB=PA-(ZBg+9.81) * |% A K+ * $ m) c=245.2103-1100(79.81+98.1)$ M) z: B8 f. q3 u4 L =6.2104Pa: y7 W- m# z m X; p例3.用离心泵把20的水从贮槽送至水洗塔顶部,槽内水位维持恒定,各部分相对位置如本题附图所示。管路的直径均为762.5mm,在操作条件下,泵入口处真空表的读数为24.6610Pa,水流经吸入管与排处管(不包括喷头)的能量损失可分别按f,1=2u,hf,2=10u2计算,由于管径不变,故式中u为吸入或排出管的流速/s。排水管与喷头连接处的压强为98.0710Pa(表压)。试求泵的有效功率。解:总能量损失hf=hf,1+hf,2 在截面与真空表处取截面作方程: z0g+u02/2+P0/=z1g+u2/2+P1/+hf,1( P0-P1)/= z1g+u2/2 +hf,1 u=2m/s qm= qv=7.9kg/s 在真空表与排水管-喷头连接处取截面 z1g+u2/2+P1/+W=z2g+u2/2+P2/+hf,2 We= z2g+u2/2+P2/+hf,2-( z1g+u2/2+P1/) =12.59.81+(98.07+24.66)/998.210+102=285.97J/kg Pe= qmW =285.977.9=2.26kw例4. 用压缩空气将密度为1100kg/m3的腐蚀性液体自低位槽送到高位槽,两槽的液位恒定。管路直径均为603.5mm,其他尺寸见本题附图。各管段的能量损失为f,AB=f,CD=u2,f,BC=1.18u2。两压差计中的指示液均为水银。试求当R1=45mm,h=200mm时:(1)压缩空气的压强P1为若干?(2)U管差压计读数R2为多少?解:对上下两槽取截面列柏努力方程0+0+P1/=Zg+0+P2/+fP1= Zg+0+P2 +f =109.811100+1100(2u2+1.18u2) =107.9110+3498u在压强管的B,C处去取截面,由流体静力学方程得 PB+g(x+R1)=Pc +g(hBC+x)+水银R1g PB+11009.81(0.045+x)=Pc +11009.81(5+x)+13.6109.810.045PB-PC=5.95104Pa在B,C处取截面列柏努力方程 0+uB/2+PB/=Zg+uc2/2+PC/+f,BC 管径不变,ub=u cPB-PC=(Zg+f,BC)=1100(1.18u2+59.81)=5.95104Pau=4.27m/s压缩槽内表压P1=1.23105Pa(2)在B,D处取截面作柏努力方程0+u2/2+PB/= Zg+0+0+f,BC+f,CDPB=(79.81+1.18u2+u2-0.5u2)1100=8.35104PaPB-gh=水银R2g8.35104-11009.810.2=13.6109.81R2R2=609.7mm例5. 从设备送出的废气中有少量可溶物质,在放空之前令其通过一个洗涤器,以回收这些物质进行综合利用,并避免环境污染。气体流量为3600m/h,其物理性质与50的空气基本相同。如本题附图所示,气体进入鼓风机前的管路上安装有指示液为水的U管压差计,起读数为30mm。输气管与放空管的内径均为250mm,管长与管件,阀门的当量长度之和为50m,放空机与鼓风机进口的垂直距离为20m,已估计气体通过塔内填料层的压强降为1.9610Pa。管壁的绝对粗糙度可取0.15mm,大气压强为101.3310。求鼓风机的有效功率。解:查表得该气体的有关物性常数=1.093 , =1.9610-5Pas气体流速 u = 3600/(36004/0.252) = 20.38 m/s质量流量 qm = 20.384/0.2521.093 =1.093 Kg/s流体流动的雷偌准数 Re = du/= 2.84105 为湍流型所有当量长度之和 总=+e=50m 取0.15时 /d = 0.15/250= 0.0006 查表得=0.0189所有能量损失包括出口,入口和管道能量损失 即: = 0.5u2/2 + 1u2/2 + (0.018950/0.25) u2/2 =1100.66J/kg 在1-12-2两截面处列伯努利方程 u2/2 + P1/+ W = Zg + u2/2 + P2/ + W = Zg + (P2- P1)/+而1-12-2两截面处的压强差 P2- P1 = P2-水gh = 1.96103 - 1039.8131103 = 1665.7 Pa W = 2820.83 W/Kg 泵的有效功率 pe = Weqm = 3083.2W = 3.08 KW 例6.如本题附图所示,贮水槽水位维持不变。槽底与内径为100mm 的钢质放水管相连,管路上装有一个闸阀,距管路入口端15m 处安有以水银为指示液的U管差压计,其一臂与管道相连,另一臂通大气。压差计连接管内充满了水,测压点与管路出口端之间的长度为20m。 (1).当闸阀关闭时,测得R=600mm,h=1500mm;当闸阀部分开启时,测的R=400mm,h=1400mm。摩擦系数可取0.025,管路入口处的局部阻力系数为0.5。问每小时从管中水流出若干立方米。 (2).当闸阀全开时,U管压差计测压处的静压强为若干(Pa,表压)。闸阀全开时le/d15,摩擦系数仍取0.025。解: 根据流体静力学基本方程, 设槽面到管道的高度为x 水g(h+x)= 水银gR 103(1.5+x) = 13.61030.6 x = 6.6m 部分开启时截面处的压强 P1 =水银gR -水gh = 39.63103Pa 在槽面处和1-1截面处列伯努利方程 Zg + 0 + 0 = 0 + u2/2 + P1/ + 而= (+e)/d + u2/2 = 2.125 u2 6.69.81 = u2/2 + 39.63 + 2.125 u2 u = 3.09/s 体积流量qm = uA= 3.09/4(0.1)23600 = 87.41m3/h 闸阀全开时 取2-2,3-3截面列伯努利方程 Zg = u2/2 + 0.5u2/2 + 0.025(15 +l/d)u2/2 u = 3.47m/s 取1-13-3截面列伯努利方程 P1/ = u2/2 + 0.025(15+/d)u2/2 P1 = 3.7104Pa例7.用效率为80%的齿轮泵将粘稠的液体从敞口槽送至密闭容器中,两者液面均维持恒定,容器顶部压强表读数为30103Pa。用旁路调节流量,起流程如本题附图所示,主管流量为14m3/h,管径为663mm,管长为80m(包括所有局部阻力的当量长度)。旁路的流量为5m3/h,管径为322.5mm,管长为20m(包括除阀门外的管件局部阻力的当量长度)两管路的流型相同,忽略贮槽液面至分支点o之间的能量损失。被输送液体的粘度为50mPas,密度为1100kg/m3,试计算:(1)泵的轴功率(2)旁路阀门的阻力系数。$ n6 f, P$ + e& R1 f4 7 Y7 Y- v4 h; l解:泵的轴功率 W8 u! v. : V$ u+ O4 w* b分别把主管和旁管的体积流量换算成流速% ?+ u5 p* C& - . h& z主路流速 u = qV/A = 14/3600(/4)(60)210-6# J8 J O, x V9 = 1.38 m/s 4 L( * f. L1 M# V2 p% a$ V8 R: s$ _旁路流速 u1 = qV1/A = 5/3600(/4)(27)210-6! U) |8 f# N/ G5 N& D% P4 V/ P7 e, n = 2.43 m/s+ E/ N5 ( C. G- Y% a先计算主管流体的雷偌准数7 D1 j- 0 A3 & K4 m Re = du/= 1821.6 2000 属于滞流% t( w2 W; D8 E! U# za摩擦阻力系数可以按下式计算8 L N% P- a3 O! w# m! P, r = 64/ Re = 0.03513 1 J# L x5 B7 Z2 z MB$ h在槽面和容器液面处列伯努利方程: F1 o- A0 x4 s0 A W= Z2g + P2/+ f( , L, Y/ g: G/ f _, w = 59.81 + 30103/1100 + 0.035131.38280/(6010-3)4 k+ i% 6 8 C1 F4 t =120.93 J/Kg. a2 0 f( w) L1 u主管质量流量 qm= uA= 1.38(/4)(60)211000 a- v+ p+ w! A+ a e = 5.81Kg/s K4 r; ?& D$ Y. K泵的轴功率 pe/= Wqm/ = 877.58 W2 C4 D3 V5 l* p, I. - x0 Q =0.877KW$ |; 7 V( r# 旁路阀门的阻力系数( b5 a N6 K+ - p+ j旁管也为滞流 其摩擦阻力系数1 = 64/ Re1 = 0.04434: l4 I6 H! N5 O) H6 u3 有效功W = 0+ u12/2 + 0 + fs9 M: b0 S5 V5 n* r# G& 2 c) c 旁路阀门的阻力系数 = (W -u12/2 -?u12/2?20/d1)- 2/u12= 7.11例8.第四章 传热例9.在200kPa、20下,流量为60m3/h的空气进入套管换热器的内管,并被加热到80,内管的直径为573.5mm,长度为3m。试求管壁对空气的对流传热系数。解:定性温度=(20+80)/2=50。50下空气性质=2.8310-2W/(m.);=1.9610-5Pa.s;Pr=0.698空气在进口处的速度:空气在进口处的密度空气的质量流速例10.在一室温为20的大房间中,安有直径为0.1m、水平部分长度为10m、垂直部分高度为1.0m之蒸汽管道,若管道外壁平均温度为120,试求该管道因自然对流的散热量。解:大空间自然对流的可由式计算,即:,该温度下空气的有关物性由附录查得:,(1)水平管道的散热量Q1 其中所以由表查得:,所以(2)垂直管道的散热量由表查得:,所以蒸汽管道总散热量为:例11.换热器由长度为1.5m,外径为89mm,正三角形错列圆钢管组成。常压下空气在管外垂直流过,最大流速8m/s ,进口温度10 C,出口温度50 C , 管束有20排,每排20根管子,管中心距为110mm,管内有饱和蒸汽冷凝。求管壁对空气的平均对流传热系数。例12. 在逆流换热器中,用初温为20oC的水将1.25kg/s的液体比热容为1.9kJ/(kgoC)、密度为850kg/m3,由80oC冷却到30oC。换热器的列管直径为252.5mm,水走管方。水侧和液体侧的对流传热系数分别为0.85 kW/(m2oC)和1.70 kW/(m2oC),污垢热阻可忽略。若水的出口温度不能高于50oC,试求换热器的传热面积。解:由传热速率方程知 其中 kw oC W/(m2oC)所以 m2例13.重油和原油在单程套管换热器中呈并流流动,两种油的初温分别为243oC和128oC;终温分别为167oC和157oC。若维持两种油的流量和初温不变,而将两流体改为逆流,试求此时流体的平均温度差及它们的终温。假设在两种流动情况下,流体的物性和总传热系数均不变化,换热器的热损失可以忽略。解:以上标“”表示并流的情况。由传热速率和热量衡算式知: 两式相除,得 (a)将和比定律应用于上式,得 而 oC 所以 或 (b) 由式a得 即 (c) 联立式b和式c解得 t2=161.3 oC T2=155.4 oC 所以 oC例14.在一单程列管换热器中,用饱和蒸汽加热原料油。温度为160 oC的饱和蒸汽在壳程冷凝(排出时为饱和液体),原料油在管程流动,并由20 oC加热到106 oC。列管换热器尺寸为:列管直径为192mm,管长为4m,共有25根管子。若换热器的传热量为125kW,蒸气冷凝传热系数为7000W/(m2oC),油侧污垢热阻可取为0.0005 m2oC /W,管壁热阻和蒸汽侧垢层热阻可忽略,试求管内油侧对流传热系数。 又若油的流速增加一倍,此时若换热器的总传热系数为原来总传热系数的1.75倍,试求油的出口温度。假设油的物性不变。解:(1)管内油侧1: oC W/(m2oC) 即 解得 i=360 W/(m2oC) (2)油的出口温度: 由热量衡算得 而 W/(m2oC) 所以 (a) 由总传热速率方程得 (b) 联合式a和式b,得 oC例15.流量为720kg/h的常压饱和水蒸气在直立的列管外冷凝,列管换热器直径为252.5 mm,管长为2m,列管外壁温度为94 C ,试按冷凝要求估算列管根数。解:查常压下水蒸气的有关物性数据:T=100 第五章 吸收例16. 根据附图所列双塔吸收的五种流程布置方案,示意绘出与各流程相对应的平衡线和操作线,并用图中边式浓度的符号标明各操作线端点坐标。例17.在填料塔中用清水吸收氨与空气的混合气中的氨。混合气流量为1500标,氨所占体积分率为5%,要求氨的回收率达95%。已知塔内径为0.8m,填料单位体积有效传质面积,吸收系数。取吸收剂用量为最少用量的1.5倍。该塔在30和压力下操作,在操作条件下的平衡关系为,试求:(1) 出塔溶液浓度x1;(2) 用平均推动力法求填料层高度Z;(3) 用吸收因数法求Z。解:例18.某填料吸收塔,用清水吸收某气体混合物中的有害物质A,若进塔气中含A5%(体积%),要求吸收率为90%,气体流率为,液体流率为,此时的液气比是最小液气比的1.5倍。如果物质服从亨利定律(即平衡关系为直线),并已知液相传质单元高度为0.44m,气相体积传质分系数,试求:(1) 塔底排出液组成x1;(2) 用吸收因数法求所需填料层高度Z;(3)用平均推动力法求Z。解:例19.有一吸收塔,填料层高度为3m,在常压、20用清水来吸收氨和空气混合气体中的氨。吸收率为99%,进口气体中含氨6%(体积%),进口气体速率为580,进口清水速率为770,假设在等温条件下逆流吸收操作,平衡关系,且与气体质量流速的0.8次方成正比,分别计算改变下列操作条件后,达到相同分离程度所需填料层高度。(1) 将操作压强增加一倍(P=202.6kPa),其他条件不变。(2) 将进口清水量增加一倍,其他条件不变。(3) 将进口气体流量增加一倍,其他条件不变。解:一、 求现有条件下的 二分别计算:第六章 精馏例20.在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物,塔顶为全凝器,塔釜间接蒸汽加热。进料量为1000kmol/h,含苯0.4,要求塔顶馏出液中含苯0.9(以上均为摩尔分率),苯的回收率不低于90%,泡点进料,泡点回流。已知a=2.5,取回流比为最小回流比的1.5倍。试求:(1)塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw;(2)最小回流比;(3)精馏段操作线方程;(4)提馏段操作线方程;(5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成为多少?(6)若改用饱和蒸汽进料,仍用(4)中所用回流比,所需理论板数为多少?解:(1)塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw; 由 ,得: W=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算 得 (2)最小回流比; 泡点进料,q=1, (3) 精馏段操作线方程; (4) 提馏段操作线方程; 则 (5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成 由操作线方程 得 (6)若改用饱和蒸汽进料,仍用(4)中所用回流比,所需理论板数又为多少。饱和蒸气进料, q=0,由 得 因 , 故 例21.用一连续精馏塔分离由组分AB组成的理想混合液。原料液中含A 0.44,馏出液中含A 0.957(以上均为摩尔分率)。已知溶液的平均相对挥发度为2.5,最回流比为1.63,试说明原料液的热状况,并求出q值。解:采用最小回流比时,精馏段操作线方程为即由相平衡方程,得联立两方程,解得x = 0.367,y = 0.592此点坐标(0.367,0.592)即为(xq,yq)。因xF= 0.44,即xqxFyq,说明进料的热状况为气液混合进料。由q线方程,此线与平衡线的交点即是操作线与平衡线的交点有解出q = 0.676例22.在连续精馏塔中分离某种组成为0.5(易挥发组分的摩尔分率,下同)的两组分理想溶液。原料液于泡点下进入塔内。塔顶采用分凝器和全凝器,分凝器向塔内提供回流液,其组成为0.88,全凝器提供组成为0.95的合格产品。塔顶馏出液中易挥发组分的回收率96%。若测得塔顶第一层板的液相组成为0.79,试求:(1)操作回流比和最小回流比;(2)若馏出液量为100kmol/h,则原料液流量为多少?解:(1)在塔顶满足气液平衡关系式 y = x/1 +(-1)x 代入已知数据 0.95 = 0.88/1 + 0.88(-1) = 2.591 第一块板的气相组成 y1 = 2.591x1/(1 + 1.591x1) = 2.5910.79/(1 + 1.5910.79)= 0.907在塔顶做物料衡算 V = L + D Vy1 = LxL + DxD 0.907(L + D)= 0.88L + 0.95D L/D = 1.593即回流比为 R = 1.593由Rmin = (xD/xq)-(1-xD)/(1-xq)/(-1)泡点进料 xq = xF Rmin = 1.031(2)回收率DxD/FxF = 96得到F = 1000.95/(0.50.96)= 197.92 kmol/h例23.某两组分溶液在连续精馏塔内进行精馏,泡点进料,xF=0.5,xW=0.1, =4,理论板为4块(包括再沸器),料液从第二块板进入,提馏段上升蒸汽摩尔流量为塔底产品的2倍,求第三块理论板上升的蒸汽组成。
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第一章 流体流动
例1.高位槽内的水面高于地面8m,水从φ1084mm的管道中流出,管路出口高于地面2m。在本题特定条件下,水流经系统的能量损失可按∑hf = 6.5 u2 计算,其中u为水在管道的流速。试计算:
⑴ A—A 截面处水的流速;
⑵ 水的流量,以m3/h计。
解:设水在水管中的流速为u ,在如图所示的1—1, ,2—2,处列柏努力方程
Z1g+ 0 + P1/ρ= Z2g+ u2/2 + P2/ρ + ∑hf
(Z1 - Z2)g = u2/2 + 6.5u2 代入数据
(8-2)9.81 = 7u2 , u = 2.9m/s
换算成体积流量
qV = uA= 2.9 π/4 0.12 3600
= 82 m3/h
例2.本题附图所示为冷冻盐水循环系统,盐水的密度为1100kg/m3,循环量为36m3。管路的直径相同,盐水由A流经两个换热器而至B的能量损失为98.1J/kg,由B流至A的能量损失为49J/kg,试求:(1)若泵的效率为70%时,泵的抽功率为若干kw?(2)若A处的压强表读数为245.2103Pa时,B处的压强表读数为若干Pa?
: M: l5 y& u0 A7 I: G% g解:(1)由A到B截面处作柏努利方程
0 K* I9 d$ `8 V1 L 0+uA2/2+PA/ρ=ZBg+uB2/2+PB/ρ+9.815 ~! p; CX9 X7 }+ ?
管径相同得uA=uB ∴(PA-PB)/ρ=ZBg+9.81* e1 W: a7 e% u, k9 Y1 o- H" x
由B到A段,在截面处作柏努力方程B ZBg+uB2/2+PB/ρ+W=0+uA2+PA/ρ+49
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泵的抽功率N= Ne /76%=2311.57W=2.31kw1 s$ m& Z6 P! K) R: g; Q
(2)由第一个方程得(PA-PB)/ρ=ZBg+9.81得7 a6 W, @" R# w+ E& v9 v
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例3.用离心泵把20℃的水从贮槽送至水洗塔顶部,槽内水位维持恒定,各部分相对位置如本题附图所示。管路的直径均为Ф762.5mm,在操作条件下,泵入口处真空表的读数为24.6610Pa,水流经吸入管与排处管(不包括喷头)的能量损失可分别按∑hf,1=2u,∑hf,2=10u2计算,由于管径不变,故式中u为吸入或排出管的流速m/s。排水管与喷头连接处的压强为98.0710Pa(表压)。试求泵的有效功率。
解:总能量损失∑hf=∑hf,1+∑hf,2
在截面与真空表处取截面作方程: z0g+u02/2+P0/ρ=z1g+u2/2+P1/ρ+∑hf,1
( P0-P1)/ρ= z1g+u2/2 +∑hf,1 ∴u=2m/s
∴qm= qvρ=7.9kg/s
在真空表与排水管-喷头连接处取截面 z1g+u2/2+P1/ρ+W=z2g+u2/2+P2/ρ+∑hf,2
∴We= z2g+u2/2+P2/ρ+∑hf,2-( z1g+u2/2+P1/ρ)
=12.59.81+(98.07+24.66)/998.210+102
=285.97J/kg
Pe= qmW =285.977.9=2.26kw
例4. 用压缩空气将密度为1100kg/m3的腐蚀性液体自低位槽送到高位槽,两槽的液位恒定。管路直径均为ф603.5mm,其他尺寸见本题附图。各管段的能量损失为∑hf,AB=∑hf,CD=u2,∑hf,BC=1.18u2。两压差计中的指示液均为水银。试求当R1=45mm,h=200mm时:(1)压缩空气的压强P1为若干?(2)U管差压计读数R2为多少?
解:对上下两槽取截面列柏努力方程
0+0+P1/ρ=Zg+0+P2/ρ+∑hf
∴P1= Zgρ+0+P2 +ρ∑hf
=109.811100+1100(2u2+1.18u2)
=107.9110+3498u
在压强管的B,C处去取截面,由流体静力学方程得
PB+ρg(x+R1)=Pc +ρg(hBC+x)+ρ水银R1g
PB+11009.81(0.045+x)=Pc +11009.81(5+x)+13.6109.810.045
PB-PC=5.95104Pa
在B,C处取截面列柏努力方程
0+uB/2+PB/ρ=Zg+uc2/2+PC/ρ+∑hf,BC
∵管径不变,∴ub=u c
PB-PC=ρ(Zg+∑hf,BC)=1100(1.18u2+59.81)=5.95104Pa
u=4.27m/s
压缩槽内表压P1=1.23105Pa
(2)在B,D处取截面作柏努力方程
0+u2/2+PB/ρ= Zg+0+0+∑hf,BC+∑hf,CD
PB=(79.81+1.18u2+u2-0.5u2)1100=8.35104Pa
PB-ρgh=ρ水银R2g
8.35104-11009.810.2=13.6109.81R2
R2=609.7mm
例5. 从设备送出的废气中有少量可溶物质,在放空之前令其通过一个洗涤器,以回收这些 物质进行综合利用,并避免环境污染。气体流量为3600m/h,其物理性质与50℃的空气基本相同。如本题附图所示,气体进入鼓风机前的管路上安装有指示液为水的U管压差计,起读数为30mm。输气管与放空管的内径均为250mm,管长与管件,阀门的当量长度之和为50m,放空机与鼓风机进口的垂直距离为20m,已估计气体通过塔内填料层的压强降为1.9610Pa。管壁的绝对粗糙度可取0.15mm,大气压强为101.3310。求鼓风机的有效功率。
解:查表得该气体的有关物性常数ρ=1.093 , μ=1.9610-5Pas
气体流速 u = 3600/(36004/π0.252) = 20.38 m/s
质量流量 qm = 20.384/π0.2521.093
=1.093 Kg/s
流体流动的雷偌准数 Re = duρ/μ= 2.84105 为湍流型
所有当量长度之和 ι总=ι+Σιe=50m
ε取0.15时 ε/d = 0.15/250= 0.0006 查表得λ=0.0189
所有能量损失包括出口,入口和管道能量损失
即: ∑h= 0.5u2/2 + 1u2/2 + (0.018950/0.25) u2/2
=1100.66J/kg
在1-1﹑2-2两截面处列伯努利方程
u2/2 + P1/ρ+ W = Zg + u2/2 + P2/ρ + ∑h
W = Zg + (P2- P1)/ρ+∑h
而1-1﹑2-2两截面处的压强差 P2- P1 = P2-ρ水gh = 1.96103 - 1039.8131103
= 1665.7 Pa
∴W = 2820.83 W/Kg
泵的有效功率 pe = Weqm = 3083.2W = 3.08 KW
例6.如本题附图所示,,贮水槽水位维持不变。槽底与内径为100mm 的钢质放水管相连,管路上装有一个闸阀,距管路入口端15m 处安有以水银为指示液的U管差压计,其一臂与管道相连,另一臂通大气。压差计连接管内充满了水,测压点与管路出口端之间的长度为20m。
(1).当闸阀关闭时,测得R=600mm,h=1500mm;当闸阀部分开启时,测的R=400mm,h=1400mm。摩擦系数可取0.025,管路入口处的局部阻力系数为0.5。问每小时从管中水流出若干立方米。
(2).当闸阀全开时,U管压差计测压处的静压强为若干(Pa,表压)。闸阀全开时le/d≈15,摩擦系数仍取0.025。
解: ⑴根据流体静力学基本方程, 设槽面到管道的高度为x
ρ水g(h+x)= ρ水银gR
103(1.5+x) = 13.61030.6
x = 6.6m
部分开启时截面处的压强 P1 =ρ水银gR -ρ水gh = 39.63103Pa
在槽面处和1-1截面处列伯努利方程
Zg + 0 + 0 = 0 + u2/2 + P1/ρ + ∑h
而∑h= [λ(ι+Σιe)/d +ζ] u2/2
= 2.125 u2
∴6.69.81 = u2/2 + 39.63 + 2.125 u2
u = 3.09/s
体积流量qm = uAρ= 3.09π/4(0.1)23600 = 87.41m3/h
⑵ 闸阀全开时 取2-2,3-3截面列伯努利方程
Zg = u2/2 + 0.5u2/2 + 0.025(15 +l/d)u2/2
u = 3.47m/s
取1-1﹑3-3截面列伯努利方程
P1/ρ = u2/2 + 0.025(15+ι/d)u2/2
∴P1 = 3.7104Pa
例7.用效率为80%的齿轮泵将粘稠的液体从敞口槽送至密闭容器中,两者液面均维持恒定,容器顶部压强表读数为30103Pa。用旁路调节流量,起流程如本题附图所示,主管流量为14m3/h,管径为φ663mm,管长为80m(包括所有局部阻力的当量长度)。旁路的流量为5m3/h,管径为Φ322.5mm,管长为20m(包括除阀门外的管件局部阻力的当量长度)两管路的流型相同,忽略贮槽液面至分支点o之间的能量损失。被输送液体的粘度为50mPas,密度为1100kg/m3,试计算:(1)泵的轴功率(2)旁路阀门的阻力系数。$ n6 f, P$ ]+ e& R1 f4 }7 Y7 Y- v4 h; l
解:⑴泵的轴功率
" W8 u! v. ~: V$ u+ O4 w* b分别把主管和旁管的体积流量换算成流速% ?+ u5 p* C& `- ^. h& z
主路流速 u = qV/A = 14/[3600(π/4)(60)210-6]# J8 J" O, x V9 ^
= 1.38 m/s
4 L( ]* f. L1 M# V2 p% a$ V8 R: s$ _旁路流速 u1 = qV1/A = 5/[3600(π/4)(27)210-6]
! U) |8 f# N/ G5 N& D% P4 V/ P7 e, n = 2.43 m/s
+ E/ N5 [( C. G- Y% a先计算主管流体的雷偌准数7 D1 j- `0 A3 \& K4 m
Re = duρ/μ= 1821.6 < 2000 属于滞流
% t( w2 W; D8 E! U# za摩擦阻力系数可以按下式计算8 L" N% P- a3 O! w# m! P, r
λ= 64/ Re = 0.03513
" @1 J# L" x5 B7 Z2 z" MB$ h在槽面和容器液面处列伯努利方程
: F1 o- A0 x4 s0 A W= Z2g + P2/ρ+ ∑hf( ^, L, Y/ g: G/ f _, w
= 59.81 + 30103/1100 + 0.035131.38280/(6010-3)4 k+ i% {6 `8 C1 F4 t
=120.93 J/Kg. a2 {0 f( w) L1 u
主管质量流量 qm= uAρ= 1.38(π/4)(60)21100
0 a- v+ p+ w! A+ a e = 5.81Kg/s
" K4 r; ?& D$ Y. K泵的轴功率 pe/η= Wqm/η = 877.58 W
2 C4 D3 V5 l* p, I. \- x0 Q =0.877KW
$ |; {7 V( r# {⑵旁路阀门的阻力系数( b5 a" N6 K+ `- p+ j
旁管也为滞流 其摩擦阻力系数λ1 = 64/ Re1 = 0.04434: l4 I`6 H! N5 O) H6 u3 ]
有效功W = 0+ u12/2 + 0 + ∑hf
s9 M: b0 S5 V5 n* r# G& ^2 c) c ∴旁路阀门的阻力系数 ε= (W -u12/2 -λ?u12/2?20/d1)- 2/u12= 7.11
例8.
第四章 传热
例9.在200kPa、20℃下,流量为60m3/h的空气进入套管换热器的内管,并被加热到80℃,内管的直径为Ф573.5mm,长度为3m。试求管壁对空气的对流传热系数。
解:定性温度=(20+80)/2=50℃。50℃下空气性质
λ=2.8310-2W/(m.℃);μ=1.9610-5Pa.s;Pr=0.698
空气在进口处的速度:
空气在进口处的密度
空气的质量流速
例10.在一室温为20℃的大房间中,安有直径为0.1m、水平部分长度为10m、垂直部分高度为1.0m之蒸汽管道,若管道外壁平均温度为120℃,试求该管道因自然对流的散热量。
解:大空间自然对流的α可由式计算,即:
,该温度下空气的有关物性由附录查得:
,,
(1)水平管道的散热量Q1
其中
所以
由表查得:,
所以
(2)垂直管道的散热量
由表查得:,
所以
蒸汽管道总散热量为:
例11.换热器由长度为1.5m,外径为89mm,正三角形错列圆钢管组成。常压下空气在管外垂直流过,最大流速8m/s ,进口温度10 C,出口温度50 C , 管束有20排,每排20根管子,管中心距为110mm,管内有饱和蒸汽冷凝。求管壁对空气的平均对流传热系数。
例12. 在逆流换热器中,用初温为20oC的水将1.25kg/s的液体[比热容为1.9kJ/(kgoC)、密度为850kg/m3],由80oC冷却到30oC。换热器的列管直径为252.5mm,水走管方。水侧和液体侧的对流传热系数分别为0.85 kW/(m2oC)和1.70 kW/(m2oC),污垢热阻可忽略。若水的出口温度不能高于50oC,试求换热器的传热面积。
解:由传热速率方程知
其中 kw
oC
W/(m2oC)
所以 m2
例13.重油和原油在单程套管换热器中呈并流流动,两种油的初温分别为243oC和128oC;终温分别为167oC和157oC。若维持两种油的流量和初温不变,而将两流体改为逆流,试求此时流体的平均温度差及它们的终温。假设在两种流动情况下,流体的物性和总传热系数均不变化,换热器的热损失可以忽略。
解:以上标“”表示并流的情况。由传热速率和热量衡算式知:
两式相除,得
(a)
将和比定律应用于上式,得
而 oC
所以
或 (b)
由式a得
即 (c)
联立式b和式c解得
t2=161.3 oC
T2=155.4 oC
所以 oC
例14.在一单程列管换热器中,用饱和蒸汽加热原料油。温度为160 oC的饱和蒸汽在壳程冷凝(排出时为饱和液体),原料油在管程流动,并由20 oC加热到106 oC。列管换热器尺寸为:列管直径为192mm,管长为4m,共有25根管子。若换热器的传热量为125kW,蒸气冷凝传热系数为7000W/(m2oC),油侧污垢热阻可取为0.0005 m2oC /W,管壁热阻和蒸汽侧垢层热阻可忽略,试求管内油侧对流传热系数。
又若油的流速增加一倍,此时若换热器的总传热系数为原来总传热系数的1.75倍,试求油的出口温度。假设油的物性不变。
解:(1)管内油侧α1:
oC
W/(m2oC)
即
解得 αi=360 W/(m2oC)
(2)油的出口温度:
由热量衡算得
而
W/(m2oC)
所以 (a)
由总传热速率方程得
(b)
联合式a和式b,得
oC
例15.流量为720kg/h的常压饱和水蒸气在直立的列管外冷凝,列管换热器直径为Φ252.5 mm,管长为2m,列管外壁温度为94 C ,试按冷凝要求估算列管根数。
解:查常压下水蒸气的有关物性数据:T=100℃
第五章 吸收
例16. 根据附图所列双塔吸收的五种流程布置方案,示意绘出与各流程相对应的平衡线和操作线,并用图中边式浓度的符号标明各操作线端点坐标。
例17.在填料塔中用清水吸收氨与空气的混合气中的氨。混合气流量为1500标,氨所占体积分率为5%,要求氨的回收率达95%。已知塔内径为0.8m,填料单位体积有效传质面积,吸收系数。取吸收剂用量为最少用量的1.5倍。该塔在30℃和压力下操作,在操作条件下的平衡关系为,试求:
(1) 出塔溶液浓度x1;
(2) 用平均推动力法求填料层高度Z;
(3) 用吸收因数法求Z。
解:
例18.某填料吸收塔,用清水吸收某气体混合物中的有害物质A,若进塔气中含A 5%(体积%),要求吸收率为90%,气体流率为,液体流率为,此时的液气比是最小液气比的1.5倍。如果物质服从亨利定律(即平衡关系为直线),并已知液相传质单元高度为0.44m,气相体积传质分系数,试求:
(1) 塔底排出液组成x1;
(2) 用吸收因数法求所需填料层高度Z;
(3)用平均推动力法求Z。
解:
例19.有一吸收塔,填料层高度为3m,在常压、20℃用清水来吸收氨和空气混合气体中的氨。吸收率为99%,进口气体中含氨6%(体积%),进口气体速率为580,进口清水速率为770,假设在等温条件下逆流吸收操作,平衡关系,且与气体质量流速的0.8次方成正比,分别计算改变下列操作条件后,达到相同分离程度所需填料层高度。
(1) 将操作压强增加一倍(P=202.6kPa),其他条件不变。
(2) 将进口清水量增加一倍,其他条件不变。
(3) 将进口气体流量增加一倍,其他条件不变。
解:
一、 求现有条件下的
二.分别计算:
第六章 精馏
例20.在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物,塔顶为全凝器,塔釜间接蒸汽加热。进料量为1000kmol/h,含苯0.4,要求塔顶馏出液中含苯0.9(以上均为摩尔分率),苯的回收率不低于90%,泡点进料,泡点回流。已知a=2.5,取回流比为最小回流比的1.5倍。试求:(1)塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw;(2)最小回流比;(3)精馏段操作线方程;(4)提馏段操作线方程;(5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成为多少?(6)若改用饱和蒸汽进料,仍用(4)中所用回流比,所需理论板数为多少?
解:(1)塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw;
由 ,得:
W=F- D=1000-400=600kmol/h
又由物料衡算
得
(2)最小回流比;
泡点进料,q=1,
(3) 精馏段操作线方程;
(4) 提馏段操作线方程;
则
(5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成
由操作线方程
得
(6)若改用饱和蒸汽进料,仍用(4)中所用回流比,所需理论板数又为多少。
饱和蒸气进料, q=0,
由 得
因 , 故
例21.用一连续精馏塔分离由组分AB组成的理想混合液。原料液中含A 0.44,馏出液中含A 0.957(以上均为摩尔分率)。已知溶液的平均相对挥发度为2.5,最回流比为1.63,试说明原料液的热状况,并求出q值。
解:
采用最小回流比时,精馏段操作线方程为
即
由相平衡方程,得
联立两方程,解得x = 0.367,y = 0.592
此点坐标(0.367,0.592)即为(xq,yq)。
因xF= 0.44,即xq<xF<yq,说明进料的热状况为气液混合进料。
由q线方程,
此线与平衡线的交点即是操作线与平衡线的交点
有
解出q = 0.676
例22.在连续精馏塔中分离某种组成为0.5(易挥发组分的摩尔分率,下同)的两组分理想溶液。原料液于泡点下进入塔内。塔顶采用分凝器和全凝器,分凝器向塔内提供回流液,其组成为0.88,全凝器提供组成为0.95的合格产品。塔顶馏出液中易挥发组分的回收率96%。若测得塔顶第一层板的液相组成为0.79,试求:(1)操作回流比和最小回流比;(2)若馏出液量为100kmol/h,则原料液流量为多少?
解:(1)在塔顶满足气液平衡关系式 y = αx/[1 +(α-1)x] 代入已知数据
0.95 = 0.88α/[1 + 0.88(α-1)] ∴α= 2.591
第一块板的气相组成 y1 = 2.591x1/(1 + 1.591x1)
= 2.5910.79/(1 + 1.5910.79)= 0.907
在塔顶做物料衡算 V = L + D
Vy1 = LxL + DxD
0.907(L + D)= 0.88L + 0.95D ∴ L/D = 1.593
即回流比为 R = 1.593
由Rmin = [(xD/xq)-α(1-xD)/(1-xq)]/(α-1)泡点进料 xq = xF
∴ Rmin = 1.031
(2)回收率DxD/FxF = 96%得到
F = 1000.95/(0.50.96)= 197.92 kmol/h
例23.某两组分溶液在连续精馏塔内进行精馏,泡点进料,xF=0.5,xW=0.1, α=4,理论板为4块(包括再沸器),料液从第二块板进入,提馏段上升蒸汽摩尔流量为塔底产品的2倍,求第三块理论板上升的蒸汽组成。
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