流體流動(dòng)–––基本概念與基本原理流體靜力學(xué)基本方程式或注意：1、應(yīng)用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強(qiáng)的表示方法：絕壓—大氣壓=表壓表壓常由壓強(qiáng)表來(lái)測(cè)量；大氣壓—絕壓=真空度真空度常由真空表來(lái)測(cè)量。3、壓強(qiáng)單位的換算：1atm=760mmHg=10.33mH2O=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at4、應(yīng)用：水平管路上兩點(diǎn)間壓強(qiáng)差與U型管壓差計(jì)讀數(shù)R的關(guān)系：處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時(shí)靜止、連續(xù)和同一種液體。二、定態(tài)流動(dòng)系統(tǒng)的連續(xù)性方程式––––物料衡算式三、定態(tài)流動(dòng)的柏努利方程式––––能量衡算式1kg流體：[J/kg]討論點(diǎn)：1、流體的流動(dòng)滿(mǎn)足連續(xù)性假設(shè)。2、理想流體，無(wú)外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式：3、可壓縮流體,當(dāng)Δp/p1<20%,仍可用上式，且ρ=ρm。4、注意運(yùn)用柏努利方程式解題時(shí)的一般步驟，截面與基準(zhǔn)面選取的原則。5、流體密度ρ的計(jì)算：理想氣體ρ=PM/RT混合氣體混合液體上式中：––––體積分率；––––質(zhì)量分率。6、gz，u2/2，p/ρ三項(xiàng)表示流體本身具有的能量，即位能、動(dòng)能和靜壓能?！苃f為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失。We為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設(shè)備重要參數(shù)。輸送設(shè)備有效功率Ne=We·ωs，軸功率N=Ne/η（W）7、1N流體[m]（壓頭）1m3流體柏努利式中的∑hf流動(dòng)類(lèi)型：1、雷諾準(zhǔn)數(shù)Re及流型Re=duρ/μ=du/ν，μ為動(dòng)力粘度，單位為[Pa·S]；ν=μ/ρ為運(yùn)動(dòng)粘度，單位[m2/s]。層流：Re≤2000，湍流：Re≥4000；2000<Re<4000為不穩(wěn)定過(guò)渡區(qū)。2、牛頓粘性定律τ=μ(du/dy)氣體的粘度隨溫度升高而增加，液體的粘度隨溫度升高而降低。3、流型的比較：①質(zhì)點(diǎn)的運(yùn)動(dòng)方式；②速度分布，層流：拋物線(xiàn)型，平均速度為最大速度的0.5倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。③阻力，層流：粘度內(nèi)摩擦力，湍流：粘度內(nèi)摩擦力+湍流切應(yīng)力。流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的阻力損失[J/kg]1、直管阻力損失hf范寧公式(層流、湍流均適用).層流：哈根—泊稷葉公式。湍流區(qū)（非阻力平方區(qū)）：；高度湍流區(qū)（阻力平方區(qū)）：，具體的定性關(guān)系參見(jiàn)摩擦因數(shù)圖，并定量分析hf與u之間的關(guān)系。推廣到非圓型管注：不能用de來(lái)計(jì)算截面積、流速等物理量。2、局部阻力損失hf`①阻力系數(shù)法，②當(dāng)量長(zhǎng)度法，注意：截面取管出口內(nèi)外側(cè)，對(duì)動(dòng)能項(xiàng)及出口阻力損失項(xiàng)的計(jì)算有所不同。當(dāng)管徑不變時(shí)，流體在變徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)，在管徑縮小的地方其靜壓能減小。流體在等徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)流體由于流動(dòng)而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長(zhǎng)不變。流體流動(dòng)時(shí)的摩擦阻力損失hf所損失的是機(jī)械能中的靜壓能項(xiàng)。完全湍流（阻力平方區(qū)）時(shí)，粗糙管的摩擦系數(shù)數(shù)值只取決于相對(duì)粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通過(guò)一管道流向壓力恒定的反應(yīng)器，當(dāng)管道上的閥門(mén)開(kāi)度減小時(shí)，水流量將減小，摩擦系數(shù)增大，管道總阻力不變。管路計(jì)算并聯(lián)管路：1、2、各支路阻力損失相等。即并聯(lián)管路的特點(diǎn)是：（1）并聯(lián)管段的壓強(qiáng)降相等；（2）主管流量等于并聯(lián)的各管段流量之和；（3）并聯(lián)各管段中管子長(zhǎng)、直徑小的管段通過(guò)的流量小。II．分支管路：1、2、分支點(diǎn)處至各支管終了時(shí)的總機(jī)械能和能量損失之和相等。六、柏式在流量測(cè)量中的運(yùn)用1、畢托管用來(lái)測(cè)量管道中流體的點(diǎn)速度。2、孔板流量計(jì)為定截面變壓差流量計(jì)，用來(lái)測(cè)量管道中流體的流量。隨著Re增大其孔流系數(shù)C0先減小，后保持為定值。3、轉(zhuǎn)子流量計(jì)為定壓差變截面流量計(jì)。注意：轉(zhuǎn)子流量計(jì)的校正。測(cè)流體流量時(shí)，隨流量增加孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差值將增加，若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩側(cè)壓差值將不變。

離心泵–––––基本概念與基本原理一、工作原理基本部件：葉輪（6~12片后彎葉片）；泵殼（蝸殼）（集液和能量轉(zhuǎn)換裝置）；軸封裝置（填料函、機(jī)械端面密封）。原理：借助高速旋轉(zhuǎn)的葉輪不斷吸入、排出液體。注意：離心泵無(wú)自吸能力，因此在啟動(dòng)前必須先灌泵，且吸入管路必須有底閥，否則將發(fā)生“氣縛”現(xiàn)象。某離心泵運(yùn)行一年后如發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，則應(yīng)檢查進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象。二、性能參數(shù)及特性曲線(xiàn)1、壓頭H，又稱(chēng)揚(yáng)程2、有效功率3、離心泵的特性曲線(xiàn)通常包括曲線(xiàn)，這些曲線(xiàn)表示在一定轉(zhuǎn)速下輸送某種特定的液體時(shí)泵的性能。由線(xiàn)上可看出：時(shí)，，所以啟動(dòng)泵和停泵都應(yīng)關(guān)閉泵的出口閥。離心泵特性曲線(xiàn)測(cè)定實(shí)驗(yàn)，泵啟動(dòng)后出水管不出水，而泵進(jìn)口處真空表指示真空度很高，可能出現(xiàn)的故障原因是吸入管路堵塞。若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭減小，流量減小，效率減小，軸功率增大。三、離心泵的工作點(diǎn)1、泵在管路中的工作點(diǎn)為離心泵特性曲線(xiàn)（）與管路特性曲線(xiàn)（）的交點(diǎn)。管路特性曲線(xiàn)為：。2、工作點(diǎn)的調(diào)節(jié)：既可改變來(lái)實(shí)現(xiàn)，又可通過(guò)改變來(lái)實(shí)現(xiàn)。具體措施有改變閥門(mén)的開(kāi)度，改變泵的轉(zhuǎn)速，葉輪的直徑及泵的串、并聯(lián)操作。離心泵的流量調(diào)節(jié)閥安裝在離心泵的出口管路上，開(kāi)大該閥門(mén)后，真空表讀數(shù)增大，壓力表讀數(shù)減小，泵的揚(yáng)程將減小，軸功率將增大。兩臺(tái)同樣的離心泵并聯(lián)壓頭不變而流量加倍，串聯(lián)則流量不變壓頭加倍。四、離心泵的安裝高度為避免氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度≤，注意氣蝕現(xiàn)象產(chǎn)生的原因。1．為操作條件下的允許吸上真空度，m為吸入管路的壓頭損失，m。允許氣蝕余量，m液面上方壓強(qiáng)，Pa；操作溫度下的液體飽和蒸汽壓，Pa。離心泵的安裝高度超過(guò)允許安裝高度時(shí)會(huì)發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。

傳熱–––基本概念和基本理論傳熱是由于溫度差引起的能量轉(zhuǎn)移，又稱(chēng)熱傳遞。由熱力學(xué)第二定律可知，凡是有溫度差存在時(shí)，就必然發(fā)生熱從高溫處傳遞到低溫處。根據(jù)傳熱機(jī)理的不同，熱傳遞有三種基本方式：熱傳導(dǎo)（導(dǎo)熱）、熱對(duì)流（對(duì)流）和熱輻射。熱傳導(dǎo)是物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱量傳遞；熱對(duì)流是流體各部分之間發(fā)生相對(duì)位移所引起的熱傳遞過(guò)程（包括由流體中各處的溫度不同引起的自然對(duì)流和由外力所致的質(zhì)點(diǎn)的強(qiáng)制運(yùn)動(dòng)引起的強(qiáng)制對(duì)流），流體流過(guò)固體表面時(shí)發(fā)生的對(duì)流和熱傳導(dǎo)聯(lián)合作用的傳熱過(guò)程稱(chēng)為對(duì)流傳熱（給熱）；熱輻射是因熱的原因而產(chǎn)生的電磁波在空間的傳遞。任何物體只要在絕對(duì)零度以上，都能發(fā)射輻射能，只是在高溫時(shí)，熱輻射才能成為主要的傳熱方式。傳熱可依靠其中的一種方式或幾種方式同時(shí)進(jìn)行。傳熱速率Q是指單位時(shí)間通過(guò)傳熱面的熱量（W）；熱通量q是指每單位面積的傳熱速率（W/m2）。熱傳導(dǎo)導(dǎo)熱基本方程––––傅立葉定律λ––––導(dǎo)熱系數(shù)，表征物質(zhì)導(dǎo)熱能力的大小，是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一，單位為W/（m·℃）。純金屬的導(dǎo)熱系數(shù)一般隨溫度升高而降低，氣體的導(dǎo)熱系數(shù)隨溫度升高而增大。式中負(fù)號(hào)表示熱流方向總是和溫度剃度的方向相反。2．平壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層平壁：多層（n層）平壁：公式表明導(dǎo)熱速率與導(dǎo)熱推動(dòng)力（溫度差）成正比，與導(dǎo)熱熱阻（R）成反比。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，其兩側(cè)的溫差愈小，但導(dǎo)熱速率相同。圓筒壁的穩(wěn)定熱傳導(dǎo)單層圓筒壁：或當(dāng)S2/S12時(shí)，用對(duì)數(shù)平均值，即：當(dāng)S2/S12時(shí)，用算術(shù)平均值，即：Sm=（S1+S2）/2多層（n層）圓筒壁：或一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當(dāng)石棉泥受潮后，其保溫效果應(yīng)降低，主要原因是因水的導(dǎo)熱系數(shù)大于保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導(dǎo)熱系數(shù)增大，保溫效果降低。在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)熱系數(shù)小的材料包在內(nèi)層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對(duì)流傳熱對(duì)流傳熱基本方程––––牛頓冷卻定律α––––對(duì)流傳熱系數(shù)，單位為：W/（m2·℃），在換熱器中與傳熱面積和溫度差相對(duì)應(yīng)。與對(duì)流傳熱有關(guān)的無(wú)因次數(shù)群（或準(zhǔn)數(shù)）表1準(zhǔn)數(shù)的符號(hào)和意義準(zhǔn)數(shù)名稱(chēng)符號(hào)意義努塞爾特準(zhǔn)數(shù)αLNu=λ含有特定的傳熱膜系數(shù)α，表示對(duì)流傳熱的強(qiáng)度雷諾準(zhǔn)數(shù)LuρRe=μ反映流體的流動(dòng)狀態(tài)普蘭特準(zhǔn)數(shù)CpμPr=λ反映流體物性對(duì)傳熱的影響格拉斯霍夫準(zhǔn)數(shù)βgΔtL3ρ2Gr=μ反映因密度差而引起自然對(duì)流狀態(tài)流體在圓形直管中作強(qiáng)制湍流流動(dòng)時(shí)的傳熱膜系數(shù)對(duì)氣體或低粘度的液體Nu=0.023Re0.8Prn或λLuρCpμα=0.0230.8nLμλ流體被加熱時(shí)，n=0.4；液體被冷卻時(shí)，n=0.3。定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑di。定性溫度取流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。應(yīng)用范圍為Re10000，Pr=0.7~160，(l/d)60。對(duì)流過(guò)程是流體和壁面之間的傳熱過(guò)程，定性溫度是指確定準(zhǔn)數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個(gè)區(qū)域，它們是自然對(duì)流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產(chǎn)中的沸騰傳熱過(guò)程應(yīng)維持在泡壯沸騰區(qū)操作。無(wú)相變的對(duì)流傳熱過(guò)程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內(nèi)，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動(dòng)程度。引起自然對(duì)流傳熱的原因是系統(tǒng)內(nèi)部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動(dòng)。用無(wú)因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：無(wú)相變對(duì)流傳熱Nu=f（Re，Pr，Gr）自然對(duì)流傳熱Nu=f（Gr，Pr）強(qiáng)制對(duì)流傳熱Nu=f（Re，Pr）在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)算式Q=KSΔt，式中Δt表示為兩流體溫度差的平均值；S表示為泛指?jìng)鳠崦?，與K相對(duì)應(yīng)。在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)算式Q=SΔt，式中Δt=tw-tm或Tm-Tw；S表示為一側(cè)的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。水在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來(lái)的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的20.8倍。若管徑改為原來(lái)的1/2而流量相同，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的40.8×20.2倍。（設(shè)條件改變后，仍在湍流范圍）三、間壁兩側(cè)流體的熱交換間壁兩側(cè)流體熱交換的傳熱速率方程式Q=KSΔtm式中K為總傳熱系數(shù)，單位為：W/（m2·℃）；Δtm為兩流體的平均溫度差，對(duì)兩流體作并流或逆流時(shí)的換熱器而言，當(dāng)Δt1/Δt2<2時(shí)，Δtm可取算術(shù)平均值，即：Δtm=（Δt1+Δt2）/2基于管外表面積So的總傳熱系數(shù)Ko四、換熱器間壁式換熱器有夾套式、蛇管式、套管式、列管式、板式、螺旋板式、板翅式等。提高間壁式換熱器傳熱系數(shù)的主要途徑是提高流體流速、增強(qiáng)人工擾動(dòng)；防止結(jié)垢，及時(shí)清除污垢。消除列管換熱器溫差應(yīng)力常用的方法有三種，即在殼體上加膨脹節(jié)，采用浮頭式結(jié)構(gòu)或采用U型管式結(jié)構(gòu)。翅片式換熱器安裝翅片的目的是增加傳熱面積；增強(qiáng)流體的湍動(dòng)程度以提高α。為提高冷凝器的冷凝效果，操作時(shí)要及時(shí)排除不凝氣和冷凝水。間壁換熱器管壁溫度tw接近α大的一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接近熱阻大的一側(cè)的α值。如在傳熱實(shí)驗(yàn)中用飽和水蒸氣加熱空氣，總傳熱系數(shù)接近于空氣側(cè)的對(duì)流傳熱膜系數(shù)，而壁溫接近于水蒸氣側(cè)的溫度。對(duì)于間壁換熱器m1Cp1(T1-T2)=m2Cp2(t1-t2)=KSΔtm等式成立的條件是穩(wěn)定傳熱、無(wú)熱損失、無(wú)相變化。列管換熱器，在殼程設(shè)置折流擋板的目的是增大殼程流體的湍動(dòng)程度，強(qiáng)化對(duì)流傳熱，提高α值，支撐管子。在確定列管換熱器冷熱流體的流徑時(shí)，一般來(lái)說(shuō)，蒸汽走管外；易結(jié)垢的流體走管內(nèi)；高壓流體走管內(nèi)；有腐蝕性的流體走管內(nèi)；粘度大或流量小的流體走管外。

蒸餾––––基本概念和基本原理利用各組分揮發(fā)度不同將液體混合物部分汽化而使混合物得到分離的單元操作稱(chēng)為蒸餾。這種分離操作是通過(guò)液相和氣相之間的質(zhì)量傳遞過(guò)程來(lái)實(shí)現(xiàn)的。對(duì)于均相物系，必須造成一個(gè)兩相物系才能將均相混合物分離。蒸餾操作采用改變狀態(tài)參數(shù)的辦法（如加熱和冷卻）使混合物系內(nèi)部產(chǎn)生出第二個(gè)物相（氣相）；吸收操作中則采用從外界引入另一相物質(zhì)（吸收劑）的辦法形成兩相系統(tǒng)。兩組分溶液的氣液平衡拉烏爾定律理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律：pA=pA0xApB=pB0xB=pB0（1—xA）根據(jù)道爾頓分壓定律：pA=PyA而P=pA+pB則兩組分理想物系的氣液相平衡關(guān)系：xA=（P—pB0）/（pA0—pB0）———泡點(diǎn)方程yA=pA0xA/P———露點(diǎn)方程對(duì)于任一理想溶液，利用一定溫度下純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可求得平衡的氣液相組成；反之，已知一相組成，可求得與之平衡的另一相組成和溫度（試差法）。用相對(duì)揮發(fā)度表示氣液平衡關(guān)系溶液中各組分的揮發(fā)度v可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分率來(lái)表示，即vA=pA/xAvB=pB/xB溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對(duì)難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比為相對(duì)揮發(fā)度。其表達(dá)式有：α=vA/vB=（pA/xA）/（pB/xB）=yAxB/yBxA對(duì)于理想溶液：α=pA0/pB0氣液平衡方程：y=αx/[1+（α—1）x]Α值的大小可用來(lái)判斷蒸餾分離的難易程度。α愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈易；α=1時(shí)不能用普通精餾方法分離。氣液平衡相圖溫度—組成（t-x-y）圖該圖由飽和蒸汽線(xiàn)（露點(diǎn)線(xiàn)）、飽和液體線(xiàn)（泡點(diǎn)線(xiàn)）組成，飽和液體線(xiàn)以下區(qū)域?yàn)橐合鄥^(qū)，飽和蒸汽線(xiàn)上方區(qū)域?yàn)檫^(guò)熱蒸汽區(qū)，兩曲線(xiàn)之間區(qū)域?yàn)闅庖汗泊鎱^(qū)。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度相同，但氣相組成大于液相組成；若氣液兩相組成相同，則氣相露點(diǎn)溫度大于液相泡點(diǎn)溫度。（2）x-y圖x-y圖表示液相組成x與之平衡的氣相組成y之間的關(guān)系曲線(xiàn)圖，平衡線(xiàn)位于對(duì)角線(xiàn)的上方。平衡線(xiàn)偏離對(duì)角線(xiàn)愈遠(yuǎn)，表示該溶液愈易分離?？倝簩?duì)平衡曲線(xiàn)影響不大。精餾原理精餾過(guò)程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進(jìn)行的，精餾操作的依據(jù)是混合物中各組分揮發(fā)度的差異，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產(chǎn)生上升蒸汽。精餾塔中各級(jí)易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)降低；精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發(fā)組分濃度高于塔底，相應(yīng)沸點(diǎn)較低；原因之二是：存在壓降使塔底壓力高于塔頂，塔底沸點(diǎn)較高。當(dāng)塔板中離開(kāi)的氣相與液相之間達(dá)到相平衡時(shí)，該塔板稱(chēng)為理論板。精餾過(guò)程中，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔頂液相產(chǎn)品及保證由適宜的液相回流。兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算全塔物料衡算總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF=DxD+WxW塔頂易揮發(fā)組分回收率：ηD=（DxD/FxF）x100%塔底難揮發(fā)組分回收率：ηW=[W（1-xW）/F（1-xF）]x100%精餾段物料衡算和操作線(xiàn)方程總物料衡算：V=L+D易揮發(fā)組分：Vyn+1=Lxn+DxD操作線(xiàn)方程：yn+1=（L/V）xn+（D/V）xD=[R/（R+1）]xn+[1/（R+1）]xD其中：R=L/D——回流比上式表示在一定操作條件下，精餾段內(nèi)自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上升蒸汽相組成yn+1之間的關(guān)系。在x—y坐標(biāo)上為直線(xiàn)，斜率為R/R+1，截距為xD/R+1。提餾段物料衡算和操作線(xiàn)方程總物料衡算：L`=V`+W易揮發(fā)組分：L`xm`=V`ym+1`+WxW操作線(xiàn)方程：ym+1`=（L`/V`）xm`—（W/V`）xW上式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降的液相組成xm`與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上升蒸汽相組成ym+1`之間的關(guān)系。L`除與L有關(guān)外，還受進(jìn)料量和進(jìn)料熱狀況的影響。進(jìn)料熱狀況參數(shù)實(shí)際操作中，加入精餾塔的原料液可能有五種熱狀況：（1）溫度低于泡點(diǎn)的冷液體；（2）泡點(diǎn)下的飽和液體；（3）溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)的氣液混合物；（4）露點(diǎn)下的飽和蒸汽；（5）溫度高于露點(diǎn)的過(guò)熱蒸汽。不同進(jìn)料熱狀況下的q值進(jìn)料熱狀況冷液體飽和液體氣液混合物飽和蒸汽過(guò)熱蒸汽q值>110~10<0對(duì)于飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進(jìn)料而言，q值等于進(jìn)料中的液相分率。L`=L+qFV=V`—（q—1）Fq線(xiàn)方程（進(jìn)料方程）為：y=[q/（q—1）]x—xF/（q—1）上式表示兩操作線(xiàn)交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸器相當(dāng)于一層理論板（氣液兩相平衡），塔頂采用分凝器時(shí)，分凝器相當(dāng)于一層理論板。由于冷液進(jìn)料時(shí)提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進(jìn)料較氣液混合物進(jìn)料所需理論板數(shù)為少。回流比及其選擇全回流R=L/D=∞，操作線(xiàn)與對(duì)角線(xiàn)重合，操作線(xiàn)方程yn=xn-1，達(dá)到給定分離程度所需理論板層數(shù)最少為Nmin。最小回流比當(dāng)回流比逐漸減小時(shí)，精餾段操作線(xiàn)截距隨之逐漸增大，兩操作線(xiàn)位置將向平衡線(xiàn)靠近，為達(dá)到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達(dá)到恒濃區(qū)（夾緊區(qū)）回流比最小，所需理論板無(wú)窮多。正常平衡線(xiàn)Rmin=（xD—yq）/（yq—xq）飽和液體進(jìn)料時(shí)：xq=xF飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：yq=yF不正常平衡線(xiàn)由a（xD，yD）或c（xW，yW）點(diǎn)向平衡線(xiàn)作切線(xiàn)，由切線(xiàn)斜率或截距求Rmin。適宜回流比R=（1.1~2）Rmin精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減少，同時(shí)蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量增加，操作費(fèi)用相應(yīng)增加，所需塔徑增大。精餾操作時(shí)，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不變，將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xD變大。精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過(guò)程。板效率和實(shí)際塔板數(shù)單板效率（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%精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1<yn，tn-1<tn，yn>xn-1。精餾塔中第n-1,n,n+1塊實(shí)際板，xn*<xn，yn*>yn。如板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無(wú)法正常工作。負(fù)荷性能圖有五條線(xiàn)，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負(fù)荷上限和液相負(fù)荷下限。

吸收––––基本概念和基本原理利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱(chēng)為吸收?；旌蠚怏w中能夠溶解的組分稱(chēng)為吸收質(zhì)或溶質(zhì)（A）；不被吸收的組分稱(chēng)為惰性組分或載體（B）；吸收操作所用的溶劑稱(chēng)為吸收劑（S）；吸收所得溶液為吸收液（S+A）；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從氣相向液相轉(zhuǎn)移，發(fā)生吸收過(guò)程；反之當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從液相向氣相轉(zhuǎn)移，發(fā)生脫吸（解吸）過(guò)程。氣–液相平衡–––––––傳質(zhì)方向與傳質(zhì)極限平衡狀態(tài)下氣相中溶質(zhì)分壓稱(chēng)為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質(zhì)濃度稱(chēng)為平衡濃度或飽和濃度––––––溶解度。對(duì)于同一種溶質(zhì)，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對(duì)吸收操作有利，升溫和減壓有利于脫吸操作。亨利定律：p*=Ex––––E為亨利系數(shù)，單位為壓強(qiáng)單位，隨溫度升高而增大，難溶氣體（稀溶液）E很大，易溶氣體E很小。對(duì)理想溶液E為吸收質(zhì)的飽和蒸氣壓。p*=c/H–––H為溶解度系數(shù)，單位：kmol/(kN·m)，H=ρ/(EMs)，隨溫度升高而減小，難溶氣體H很小，易溶氣體H很大。y*=mx––––m相平衡常數(shù)，無(wú)因次，m=E/P，m值愈大，氣體溶解度愈小；m隨溫度升高而增加，隨壓力增加而減小。Y*=mX–––當(dāng)溶液濃度很低時(shí)大多采用該式計(jì)算。X=x/(1-x);Y=y/(1-y);x,y––––摩爾分率，X,Y––––摩爾比濃度傳質(zhì)理論––––傳質(zhì)速率分子擴(kuò)散–––憑借流體分子無(wú)規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。推動(dòng)力為濃度差，由菲克定律描述：JA=–DAB(dCA)/(dz)JA––擴(kuò)散通量，kmol/(m2·s)DAB––擴(kuò)散系數(shù)渦流擴(kuò)散–––憑借流體質(zhì)點(diǎn)的湍動(dòng)和旋渦傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。等分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)NA=D(pA1–pA2)/RTz液相內(nèi)NA=D’(cA1–cA2)/z單相擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi)NA=JA+NcA/C=D(pA–pAi)/RTz·(P/pBm)=kG(pA–pAi)液相內(nèi)NA=D’(cAi–cA)/z·(C/cSm)=kL(cAi–cA)其中P/pBm>1為漂流因數(shù)，反映總體流動(dòng)對(duì)傳質(zhì)速率的影響。pBm=(pB2–pB1)/ln(pB2/pB1)一般而言，雙組分等分子反向擴(kuò)散體現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分通過(guò)另一組分的單相擴(kuò)散體現(xiàn)在吸收單元操作中。氣相中，溫度升高物質(zhì)的擴(kuò)散系數(shù)增大，壓強(qiáng)升高則擴(kuò)散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴(kuò)散系數(shù)降低。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個(gè)模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論和表面更新理論。傳質(zhì)速率方程––––傳質(zhì)速率=傳質(zhì)推動(dòng)力/傳質(zhì)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)注意傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力相對(duì)應(yīng)，即傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力的范圍一致，傳質(zhì)系數(shù)的單位與推動(dòng)力的單位一致。吸收系數(shù)之間的關(guān)系：1/KG=1/kG+1/HkL1/KL=1/kL+H/kG1/KY=1/ky+m/kx1/KX=1/kx+1/mkyky=PkGkx=CkLKY≈PKGKX≈CKL氣膜控制與液膜控制的概念對(duì)于易溶氣體，H很大，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時(shí)KG≈kG，這種情況稱(chēng)為“氣膜控制”；反之，對(duì)于難溶氣體，H很小，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時(shí)KL≈kL，這種情況稱(chēng)為“液膜控制”。物料衡算––––操作線(xiàn)方程與液氣比全塔物料衡算：V(Y1–Y2)=L(X1–X2)逆流操作吸收操作線(xiàn)方程：Y=LX/V+(Y1–LX1/V)1––塔底，2––塔頂吸收操作時(shí)塔內(nèi)任一截面上溶質(zhì)在氣相中的實(shí)際分壓總是高于與其接觸的液相平衡分壓，所以吸收操作線(xiàn)總是位于平衡線(xiàn)的上方。最小液氣比：（L/V）min=(Y1–Y2)/(X1*–X2)液氣比即操作線(xiàn)的斜率若平衡關(guān)系符合亨利定律，則（L/V）min=(Y1–Y2)/(Y1/m–X2)溶劑改性改變平衡關(guān)系降低溫度增加傳質(zhì)推動(dòng)力提高壓力提高吸收效率的途徑增加液氣比減小傳質(zhì)阻力采用新型填料改變操作條件增加吸收劑用量，操作線(xiàn)斜率增大，操作線(xiàn)向遠(yuǎn)離平衡線(xiàn)的方向偏移，吸收過(guò)程推動(dòng)力增大，設(shè)備費(fèi)用減少。填料層高度計(jì)算氣液相平衡、傳質(zhì)速率和物料衡算相結(jié)合取微元物料衡算求得填料層高度。填料層高度=傳質(zhì)單元高度×傳質(zhì)單元數(shù)即z=HOG×NOG=HOL×NOL=HG×NG=HL×NLNOG–––氣相總傳質(zhì)單元數(shù)（氣體流經(jīng)一段填料后其組成變化等于該段填料的總的平均推動(dòng)力則為一個(gè)傳質(zhì)單元）HOG–––氣相總傳質(zhì)單元高度（一個(gè)傳質(zhì)單元所對(duì)應(yīng)的填料高度）1．平均推動(dòng)力法（適合平衡線(xiàn)為直線(xiàn)）：z=HOG×NOG=(V/KyaΩ)·(Y1–Y2)/ΔYm=(L/KxaΩ)·(X1–X2)/ΔXm對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力ΔYm=(ΔY1–ΔY2)/ln(ΔY1/ΔY2)當(dāng)ΔY1/ΔY2<2時(shí)，可用算術(shù)平均推動(dòng)力ΔYm=(ΔY1+ΔY2)/22．脫吸因數(shù)法（平衡線(xiàn)為直線(xiàn)）：NOG=(1/S)·ln[(1–S)·(Y1–Y2*)/(Y2–Y2*)+S]S––––脫吸因數(shù)，平衡線(xiàn)與操作線(xiàn)斜率之比（mV/L），反映吸收推動(dòng)力的大小。S增大，液氣比減小，吸收推動(dòng)力變小，NOG增大氣體吸收中，表示設(shè)備（填料）效能高低的一個(gè)量是傳質(zhì)單元高度，表示傳質(zhì)任務(wù)難易程度的一個(gè)量是傳質(zhì)單元數(shù)。

復(fù)習(xí)思考題一、選擇題1、離心泵的安裝高度與（）。A.泵的結(jié)構(gòu)無(wú)關(guān)；B.流體流量無(wú)關(guān)；C.吸入管路的阻力無(wú)關(guān)；D.被輸送流體的密度有關(guān)。2、單向擴(kuò)散中飄流因子（）。A.>1B.<1C.=1D.3、在設(shè)計(jì)固定管板式換熱器時(shí)，危險(xiǎn)性大（有毒、強(qiáng)腐蝕、易燃易爆）的流體宜安排走（）。A.殼程B.管程C.殼程、管程均可D.管外4、在精餾操作，已知進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1.1，則原料中液體量與總加料量之比為（）。A.1.1:1B.1:1.1C.1:15、某精餾塔塔頂上升蒸汽的組成為y1，溫度為T(mén)1，從其下第三個(gè)塔板上升的蒸汽組成為y3，溫度為T(mén)3，則y1與y3，T3與T1的關(guān)系為（）。A.y1=y3，T3＞T1B.y1＜y3，T3＞T1C.y1＞y3，T3＞T1D.y1＞y3，T36、推導(dǎo)過(guò)濾基本方程式時(shí)，一個(gè)基本的假設(shè)是濾液在濾餅（渣）中呈（）流動(dòng)。A.湍流B.層流C.過(guò)渡流D.紊流8、在1、二元理想溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，如進(jìn)料熱狀況的變化將引起以下線(xiàn)的變化（）。A.平衡線(xiàn)B.操作線(xiàn)和q線(xiàn)C.操作線(xiàn)和平衡線(xiàn)D.平衡線(xiàn)和q線(xiàn)9、某離心泵運(yùn)行一年后發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，應(yīng)（）。A.停泵，向泵內(nèi)灌液B.降低泵的安裝高度C.檢查進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象D.檢查出口管路阻力是否過(guò)大10、采用精餾法分離某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，xF=0.6，要求塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為()kmol/h。A.66.7B.123.4C.33.3511、在吸收操作中，以液相組成差表示的吸收塔某一截面上的總推動(dòng)力為()。A.X＊-XB.X-X＊C.Xi-XD.X-Xi12、已知某一氣液平衡物系符合亨利定律，由此可以做出以下判斷：該平衡物系中，溶質(zhì)13、在氣相中的摩爾濃度與其在液相中的摩爾濃度的差值為()。A.正直B.負(fù)值C.零D.不確定14、下列說(shuō)法中錯(cuò)誤的是（）。A.離心泵的允許吸上真空度和允許氣蝕余量值是與其流量有關(guān)的，大流量下△h較大而HS’較小，因此，必須注意使用最大額定流量值進(jìn)行計(jì)算；B.離心泵安裝時(shí)，應(yīng)選用較大的吸入管路，減少吸入管路的彎頭、閥門(mén)等管件，以減少吸入管路的阻力；C.當(dāng)液體輸送溫度較高或液體沸點(diǎn)較低時(shí)，可能出現(xiàn)允許安裝高度為負(fù)值的情況，此時(shí)，應(yīng)將離心泵安裝于貯槽液面以下，使液體利用位差自流入泵內(nèi)；D.為了保證離心泵能完成吸液與排液，應(yīng)使離心泵吸收口處的壓強(qiáng)最小。15、在填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(shí)，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG（）。A.增加B.減少C.不變16、已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數(shù)分別為E1=0.0035atm、E2=0.011atm、E3=0.00625atm，則()。A.t1<t2B.t3>t2C.t1>t2D.t17、逆流操作的吸收塔，當(dāng)吸收因素A<1且填料為無(wú)窮高時(shí)，氣液兩相將在()達(dá)到平衡。A.塔頂B.塔底C.塔中部D.不確定18、下列說(shuō)法中錯(cuò)誤的是()。A.當(dāng)填料層高度等級(jí)于傳質(zhì)單元高度HOG時(shí)，則該段填料層的傳質(zhì)單元數(shù)NOG＝1;B.回流比相同時(shí)，塔頂回流液體的溫度越高，分離效果越好;C.在相同的原料液濃度及相同釜液的條件下，簡(jiǎn)單蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾，而平衡蒸餾的優(yōu)點(diǎn)是連續(xù)操作，但其分離效果不如間歇操作的簡(jiǎn)單蒸餾;D.采用折流和其他復(fù)雜流動(dòng)的目的是為了提高傳熱系數(shù)，其代價(jià)是平均溫度差相應(yīng)減小，溫度修正系數(shù)19、下列說(shuō)法中正確的是（）。A.開(kāi)大離心泵的出口閥門(mén)，不會(huì)改變管路特性曲線(xiàn)；B.恒壓過(guò)濾，過(guò)濾阻力隨過(guò)濾時(shí)間的增加而增大，過(guò)濾速度也隨之變大；C.對(duì)于逆流操作的填料吸收塔，氣速一定，增大吸收劑的用量，則出塔溶液濃度降低，吸收推動(dòng)力增大；D對(duì)于雙組分理想溶液，易揮發(fā)組分含量越高，則溶液的泡點(diǎn)越高。20、對(duì)流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式中普蘭特準(zhǔn)數(shù)是表示()的準(zhǔn)數(shù)。A.對(duì)流傳熱B.流動(dòng)狀態(tài)C.物性影響D.自然對(duì)流影響21、要使吸收過(guò)程易于進(jìn)行，通常采取的措施是()。A.降溫減壓B.升溫減壓C.降溫加壓D.升溫加壓22、23、根據(jù)雙膜理論，當(dāng)被吸收組分在液相中溶解度很小時(shí)，以液相濃度表示的總傳質(zhì)系數(shù)（）。A.大于液相傳質(zhì)分系數(shù)B.近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)C.小于氣相傳質(zhì)分系數(shù)D.近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)24、在填料塔中用清水吸收混合氣中NH3，當(dāng)水泵發(fā)生故障使進(jìn)水量減少時(shí)，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG將（）。A.增加B.減少C.不變D.不確定25、下述說(shuō)法中正確的是（）A.用水吸收氨屬于難溶氣體的吸收，為液膜阻力控制B.常壓下用水吸收二氧化碳屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制C.用水吸收氧屬于難溶吸收，為氣膜阻力控制D.用水吸收二氧化硫?yàn)榫哂兄械热芙舛鹊臍怏w吸收，氣膜阻力和液膜阻力都不可忽略26、穩(wěn)定流動(dòng)是指流體在流動(dòng)系統(tǒng)中,任一截面上流體的流速、壓強(qiáng)、密度等與流動(dòng)有關(guān)的物理量（）。A.僅隨位置變，不隨時(shí)間變B.僅隨時(shí)間變、不隨位置變C.既不隨時(shí)間變，也不隨位置變確定D.與位置及時(shí)間均有關(guān)系27、過(guò)濾介質(zhì)阻力忽略不計(jì)，濾餅不可壓縮，則恒速過(guò)濾過(guò)程中濾液體積由Vl增多至2V1時(shí)，則操作壓差由ΔPl增大至ΔP2=（）。A.2ΔPB.0.5ΔPC.ΔPD.4ΔP28、隨溫度的降低，氣體的粘度()。A.不變B.可能增大也可能減小C.減小D.增大29、在計(jì)算精餾塔的理論塔板數(shù)時(shí)，增大塔頂?shù)幕亓鞅萊，精餾塔的理論塔板數(shù)應(yīng)()。A.增多B.減少C.不變D.先增多后減少30、利用混合物中各組分的揮發(fā)度的差異而使混合物中組分分離的操作稱(chēng)為()。A.萃取B.蒸餾C.傳熱D.吸收31、若換熱器中兩種流體均變溫,當(dāng)兩種流體的進(jìn)、出口溫度一定時(shí)，并流與逆流比較()。A.并流比逆流的傳熱面積大B.并流比逆流的傳熱面積小C.并流與逆流所需的傳熱面積相等D.并流的對(duì)數(shù)平均溫度差較大32、用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)。逆流操作，平衡關(guān)系滿(mǎn)足亨利定律。當(dāng)入塔氣體濃度y1上升，而其它入塔條件不變，則氣體出塔濃度y2和吸收率的變化為（）。A.y2上升，下降B.y2下降，上升C.y2上升，不變D.y2上升，變化不確定33、對(duì)一臺(tái)正在工作的列管式換熱器，已知α1＝116w/m.K；α2＝11600w/m.K，要提高傳熱系數(shù)（K），最簡(jiǎn)單有效的途徑是（）。A.設(shè)法增大α1B.設(shè)法增大α2C.同時(shí)增大α1和α2D.設(shè)法減小α234、吸收速率方程中，吸收系數(shù)為KY時(shí)，其對(duì)應(yīng)的傳質(zhì)推動(dòng)力為（）。A.Y-Y*B.y-y*C.p-p*D.C-C*35、在精餾塔的圖解計(jì)算中，若進(jìn)料熱狀況q變化，將使（）。A．平衡線(xiàn)發(fā)生變化B.平衡線(xiàn)和q線(xiàn)變化C.平衡線(xiàn)和操作線(xiàn)變化D.操作線(xiàn)與q線(xiàn)變化36、離心泵常用出口閥門(mén)調(diào)節(jié)流量，這種方法的主要優(yōu)點(diǎn)是()。A.設(shè)備費(fèi)用高B.簡(jiǎn)便易行C.增大啟動(dòng)功率D.防止氣縛37、過(guò)濾阻力由濾餅阻力和()阻力兩部分組成。A.管路B.傳熱C.過(guò)濾介質(zhì)D.設(shè)備……………試……………題……………不……………要……………超…………試……………題……………不……………要……………超……………過(guò)……………此……………線(xiàn)………………A.濾液體積增大一倍則過(guò)濾時(shí)間增大為原來(lái)的倍B.濾液體積增大一倍則過(guò)濾時(shí)間增大至原來(lái)的2倍C.濾液體積增大一倍則過(guò)濾時(shí)間增大至原來(lái)的4倍D.介質(zhì)阻力不計(jì)時(shí)，濾液體積增大一倍，則過(guò)濾時(shí)間增大至原來(lái)的4倍39、熱量傳遞的三種基本方式為傳導(dǎo)、對(duì)流和輻射。其中只有()可以在真空中進(jìn)行。A.傳導(dǎo)B.對(duì)流C.輻射D.傳導(dǎo)和對(duì)流40、兩層平壁的導(dǎo)熱中，若兩層平壁的厚度相等，第一層平壁兩側(cè)的溫度差大于第二層平壁兩側(cè)的溫度差，則第一層平壁的熱導(dǎo)率()第二層平壁的熱導(dǎo)率。A.大于B.小于C.等于D.大于或等于41、熱傳導(dǎo)的基本定律是()定律。A.亨利B.費(fèi)克C.拉烏爾D.傅里葉42、離心泵的安裝高度過(guò)大會(huì)發(fā)生下列不正?，F(xiàn)象中的哪一種()？A.葉輪不轉(zhuǎn)動(dòng)B.汽蝕C.氣縛D.泵的軸功率過(guò)大43、精餾塔當(dāng)采用飽和液體進(jìn)料時(shí),進(jìn)料的熱狀況參數(shù)q()。A.＜1B.＞1C.＜0D.＝44.流體在圓管中湍流流動(dòng)，當(dāng)雷諾數(shù)Re一定時(shí)，磨擦系數(shù)λ與相對(duì)粗糙度ε/d的關(guān)系為()。A.λ與ε/d無(wú)關(guān)B.λ隨ε/d的增大而增大C.λ與ε/d相等D.隨ε/d的增大,λ先減小后基本不變45、精餾中隨回流比的增大，操作費(fèi)用()。A.增加B.減少C.不變D.可能增加也可能減少由離心泵的特性曲線(xiàn)可見(jiàn),隨流量增大，離心泵的揚(yáng)程應(yīng)()。A.增大B.先減小后增大C.不變D.減小46、混合氣體的吸收，若氣膜阻力遠(yuǎn)遠(yuǎn)大于液膜阻力，稱(chēng)為()控制。A.雙重控制B.雙膜C.液膜D.氣膜離心泵的調(diào)節(jié)閥開(kāi)大時(shí)，將會(huì)（）。A.吸入管路阻力損失不變B.泵出口的壓力減小C.泵入口的真空度減小D.泵工作點(diǎn)的揚(yáng)程升高47、在精餾操作者，已知進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1.1，則原料中液體量與總加料量之比為（）。A.1.1:1B.1:1.1C.1:1D.0.1:148、精餾塔中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相中易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f(shuō)法是（）。A.液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；B.汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；C.液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時(shí)進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D.液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時(shí)發(fā)生。49對(duì)恒壓過(guò)濾，S=0，θe=0,當(dāng)過(guò)濾面積增大一倍時(shí)，則過(guò)濾速率增大為原來(lái)的（）倍。A.4B.2C.1D.50、精餾中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)，使上升的汽相易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f(shuō)法是()。A．液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；B．汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；C．液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時(shí)進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D．液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時(shí)發(fā)生。二、判斷題（在下列敘述中正確的后面劃√，否則劃×）1、開(kāi)大離心泵的出口閥門(mén)，不會(huì)改變管路特性曲線(xiàn)。()2、恒壓過(guò)濾，過(guò)濾阻力隨過(guò)濾時(shí)間的增加而增大,過(guò)濾速度隨之降低()3、對(duì)于逆流操作的填料吸收塔，當(dāng)氣速一定時(shí)，增大吸收劑的用量，則出塔溶液濃度降低，吸收推動(dòng)力增大。（）4、對(duì)于雙組分理想溶液，易揮發(fā)組分含量越高，則溶液的泡點(diǎn)越高。()5、基于WCp值小的流體的傳熱單元長(zhǎng)度,可視為(Wcp)min的流體溫度變化與傳熱溫差相等時(shí)的換熱器的管長(zhǎng)。()6、氣體流經(jīng)一段填料層前后的濃度變化恰等于此段填料層內(nèi)以氣相濃度差表示的總推動(dòng)力的的平均值時(shí)，那么，這段填料層的高度就是一個(gè)氣相總傳質(zhì)單元高度。（）7、精餾是多次部分汽化與多次部分冷凝的聯(lián)合操作，汽體混和物經(jīng)過(guò)多次部分泠凝后可變?yōu)楦呒兌鹊囊讚]發(fā)組分。()8、層流時(shí)平均速度等于管中心處最大速度的一半，通常遇到的情況下，湍流時(shí)的平均速度大約等于管中心處最大速度的0.82倍。()9、傳質(zhì)單元數(shù)反映吸收過(guò)程的難度，任務(wù)所要求的氣體濃度變化越大，過(guò)程的平均推動(dòng)力越小，則意味著吸收過(guò)程難度越大，此時(shí)所需的傳質(zhì)單元數(shù)越大。()10、粘度總是與速度梯度相聯(lián)系，只有在運(yùn)動(dòng)時(shí)才顯現(xiàn)出來(lái)，液體的粘度隨溫度升高而增大，壓強(qiáng)變化時(shí)，液體的粘度基本不變。()11、當(dāng)氣體處理量及初、終濃度已被確定，若減少吸收劑用量，操作線(xiàn)斜率不變。（）12、流體在直管中流動(dòng)，當(dāng)雷諾數(shù)時(shí)，流體的流動(dòng)類(lèi)型屬于湍流。()13、對(duì)于實(shí)際流體，在管路內(nèi)流動(dòng)時(shí)，上游截面處的總機(jī)械能大于下游截面處的總機(jī)械能；無(wú)相變的折、錯(cuò)流換熱器，其平均溫度差△t都比逆流時(shí)為小。（）14、吸收過(guò)程中，當(dāng)吸收操作線(xiàn)與平衡線(xiàn)相切或相交時(shí)，吸收劑用量最少，吸收推動(dòng)力最大。（）15、采用折流和其他復(fù)雜流動(dòng)的目的是為了提高傳熱系數(shù)，其代價(jià)是平均溫度差相應(yīng)減小，溫度修正系數(shù)φ△t是用來(lái)表示某種流動(dòng)型式在給定工況下接近逆流的程度。（）在穩(wěn)定的多層平壁導(dǎo)熱中，若某層的熱阻較大，則這層的導(dǎo)熱溫度差就較?。ǎ?。16、由A、B兩組分組成的理想溶液中，其相對(duì)揮發(fā)度可以用同溫下的兩純組分的飽和蒸氣壓的比值來(lái)表示。（）17、當(dāng)填料層高度等級(jí)于傳質(zhì)單元高度HOG時(shí)，則該段填料層的傳質(zhì)單元數(shù)NOG＝1。（）18、回流比相同時(shí)，塔頂回流液體的溫度越高，分離效果越好。（）19、在相同的原料液濃度及相同釜液的條件下，簡(jiǎn)單蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾，而平衡蒸餾的優(yōu)點(diǎn)是連續(xù)操作，但其分離效果不如間歇操作的簡(jiǎn)單蒸餾。（）三、簡(jiǎn)答題1、柏努利方程式的應(yīng)用條件有哪些？2、化工生產(chǎn)中常用的熱源有哪些？各有何特點(diǎn)？3、何謂最小液氣比？操作型計(jì)算中有無(wú)此類(lèi)問(wèn)題？4、進(jìn)料熱狀態(tài)有哪些？對(duì)應(yīng)的q值分別是多少？5、層流與湍流的本質(zhì)區(qū)別是什么？6、傳熱基本方程式推導(dǎo)得出對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力的前提條件有哪些？7、在吸收操作中，為特定混合氣體選擇適宜吸收劑的原則是什么？8、離心泵有哪些主要性能參數(shù)和特性曲線(xiàn)？平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾有何不同？9、簡(jiǎn)述離心泵的工作原理。10、過(guò)濾介質(zhì)是濾餅的支承物，工業(yè)生產(chǎn)中用作過(guò)濾介質(zhì)的物質(zhì)應(yīng)具有那些條件？11、吸收的目的和基本依據(jù)是什么？12、柏努利方程式的應(yīng)用條件有哪些？13、吸收的目的和基本依據(jù)是什么？14、平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾有何不同？四、計(jì)算題1、在填料吸收塔中，用清水處理含SO2的混合氣體，進(jìn)塔氣體中含有SO2為7.8%（摩爾%），其余為惰性氣體。吸收劑用量比最小吸收劑用量大65%，要求每小時(shí)從混合氣體中吸收2000kg的SO2，在操作條件下，氣液的平衡關(guān)系為Y﹡=26.7X。計(jì)算每小時(shí)吸收劑（清水）用量為為多少kmol？2、在一單程逆流列管換熱器中用水冷卻空氣，兩流體的進(jìn)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403、用泵自敞口貯油池向敞口高位槽輸送礦物油，流量為38.4T/h，高位槽中液面比油池中液面高20m，管路總長(zhǎng)(包括閥門(mén)及管件的當(dāng)量長(zhǎng)度)430m,進(jìn)出口阻力不計(jì)。管徑為φ108×4mm，若油在輸送溫度下的比重為0.96，粘度為3430cp，求泵所需的實(shí)際功率，設(shè)泵的效率η=50%。4、空氣與氨的混合氣體，總壓為101.33kPa，其中氨的分壓為1333Pa，用20℃的水吸收混合氣中的氨，要求氨的回收率為99%，每小時(shí)的處理量為1000kg空氣。物系的平衡關(guān)系列于本例附表中，若吸收劑用量取最小用量的2倍，試附表：氨-水系統(tǒng)平衡關(guān)系：溶液濃度(gNH3/100gH2O)22.53分壓Pa1600200024275、有一填料吸收塔，在28℃及101.3kPa下，用清水吸收200m3/h氨-空氣混合氣中的氨，使其含量由5%降低到0.04%（均為摩爾%）。填料塔直徑為0.8m，填料層體積為3m3，平衡關(guān)系為Y＊=1.4X，已知Kya=38.5kmol/h。6、用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量100kmol/h，易揮發(fā)組分xF=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品xD