石油化學(xué)工程原理課后答案第一章流體流動1-1已知油品的相對密度(即比重）為0.9,試求其密度和比容.解:1—2若將90kg密度為的油品與60kg密度為的油品混合，試求混合油的密度。解：混合后各油品的重量百分比：由得：1—3氫和氮混合氣體中，氫的體積分率為0.75.求此混合氣體在400K和的密度。解：混合氣體平均分子量：1-4如題圖所示，用U形管壓差計測定氣體反應(yīng)器進.出口處的壓力，測得，,試求此反應(yīng)器底部A和頂部B處的表壓和絕壓為多少.當?shù)卮髿鈮毫?。解：A處的表壓：A處的絕壓：A、B處的壓差：則B處的表壓：B處的絕壓：1-5用U形管壓差計測定氣體管路中某兩點的壓力差,壓差計中的指示液為水，其密度為，壓差計讀數(shù)為500mm。試計算兩點的壓力差為多少。解：1—6為了放大所測氣體壓差的讀數(shù)采用如圖1—10所示的斜管壓差計，.若壓差計內(nèi)裝密度為的95%乙醇溶液，壓差計讀數(shù)R’為29mm。試計算壓力差，分別用SI單位和工程單位表示.1—7密度為的原油經(jīng)過直徑為的鋼管流動，流速為，試求原油的體積流量、質(zhì)量流量和質(zhì)量流速。解:已知1—8比重為1.83的硫酸經(jīng)由直徑為和的管子串聯(lián)管路，體積流量為。試分別求硫酸在兩種直徑管中的質(zhì)量流量、流速和質(zhì)量流速.解：1—9如題圖所示,從容器A用泵B將密度為油品輸送到塔C頂部。容器內(nèi)與塔頂?shù)谋韷毫θ珙}圖所示。管子規(guī)格為。油品的輸送量為，輸送管路的全部能量損失為,試求泵的有效功率。解：管內(nèi)流體的流速：以容器A的液面為截面1，以塔C為截面2在1—2截面間列柏努利方程：得:1-10如題圖所示,從敞口高位槽向精餾塔加料，高位槽液面維持不變，塔進料口處的壓力為（表壓）。原料液的密度為，管子直徑,從高位槽至塔的進料口處的阻力損失為。試問要維持的加料量，高位槽中的液面須高出塔的進料口多少米？解：管內(nèi)流體的流速:以高位槽的液面為截面1，以進料管入口為截面2在1—2截面間列柏努利方程:得：1-11如題圖所示為一由敞口高位槽的穩(wěn)定供水系統(tǒng)，管徑為。已知從高位槽液面至管出口處的能量損失為（u為管內(nèi)流速）。試求水的流量為多少？欲使水量增加20％，應(yīng)將高位槽水面升高多少米？解：以高位槽的液面為截面1，管出口為截面2在1-2截面間列柏努利方程：得：若使水量增大20%，則在1-2截面間列柏努利方程:得:即需要將高位槽水面升高至10.64m.1-12如圖所示,一油水分離器中的油水分界面借助于Π形管來維持和調(diào)節(jié)，有關(guān)尺寸如附圖所示.油的密度為,水的密度為。試計算：⑴如閥1和閥2均全關(guān)閉時，油水分界面高度H為多少米？（忽略Π形管中的阻力損失）⑵如打開閥2時，H為多少米？（忽略Π形管中的阻力損失）⑶如水在Π形管中的流動阻力損失時，重新計算⑴和⑵的內(nèi)容.解：⑴當閥1和閥2均全關(guān)閉時，以油水界面為截面1，以Π形管管頂為截面2。在1—2截面間列柏努利方程：式中：，（表壓)，，（表壓），，代入式中：整理得：得：⑵打開閥2而不考慮阻力損失，以油水界面為截面1,以閥2為截面位。在1-3截面間列柏努利方程：式中:，（表壓），,（表壓)，，代入式中:整理得:得：⑶若考慮阻力損失：在⑴中閥1、2關(guān)閉時：得：在⑵中閥2打開時：得：1—1325℃的水以的流量在直徑為的鋼管中流動，試判斷其流動型態(tài).如換成密度為、粘度為387cP的油品以同樣的流量流動，試判斷其流動型態(tài)。解：25℃的水的,油品：1-14述所述的輸送管路，管中的流量達到多少時，水由層流開始向湍流流動？如油品保持層流流動,其管中的最大流速為多少？解:對于水:由層流時得：對于油品:由層流時得：1—15水在的水平鋼管中流動,溫度為20℃,管長100m，水的質(zhì)量流量為。求直管阻力損失為多少?分別以、和表示.（管壁絕對粗糙度取）解：20℃水的物性：，由查圖1—28得：則1—16有一熱交換器，外殼內(nèi)徑為300mm，內(nèi)裝有60根直徑為的光滑管組成的管束。空氣以的流量在管外平行流過，空氣的平均溫度為30℃，換熱器長度為4m。試估算空氣通過換熱器時的壓力降，以和表示。解:30℃空氣的物性：，以光滑管形式來確定λ：則1—17用泵將密度為、粘度為80cP的燃料油通過直徑為的鋼管輸送到油罐.管路的直徑長度為520m,管路上有兩個全開閘閥，6個90°標準彎頭,油從油罐的側(cè)面進入。當燃料油的流量為時,整個管路的能量損失和壓力降為多少？解:管件的阻力系數(shù)：入口，出口全開閘閥,90°標準彎頭1—18如題圖所示由高位槽通過管徑的鋼管（絕對粗糙度）向用戶供水.水的溫度為20℃，流量為。管線的直管長度為35m，管路上有一個全開閘閥，2個90°標準彎頭.試求整個輸送管路的壓力損失和壓力降。解：20℃水的物性:由查圖1-28得管件的局部阻力系數(shù)：入口，出口全開閘閥，90°標準彎頭1-19如題圖所示為一輸油管路。已知管路為的鋼管，A、B間的直管長度為40m，其間有6個90°標準彎頭,油的密度和粘度分別為和。在A和B點的壓力表讀數(shù)分別為和。其他數(shù)據(jù)如附圖所示.試計算管路中油的流量。解:在A、B截面間列柏努利方程:式中：，，，對于鋼管取，則先假設(shè)在阻力平方區(qū)，由圖1-28查得則可計算得：校驗：按層流計算，將代入公式：整理得:得：，假設(shè)成立即管路中油的流量：1—20用泵將20℃的液體苯從貯槽輸送到反應(yīng)器，經(jīng)過排管，直管長度為42m，管路上有兩個90°標準彎頭，一個半開的閘閥.管路出口在貯槽液面以上12m。貯槽與大氣相通，反應(yīng)器在（表壓）下操作。苯的流量為，試設(shè)計管徑,并計算泵的有效功率.解：由表1-2取苯在管路中的流速為20℃下苯的物性：,由得由附錄十九取管徑為的鋼管，則流體實際流速為取則查得局部阻力系數(shù):入口，出口，90°標準彎頭半開閘閥，在貯槽及反應(yīng)器間列柏努利方程：式中：,,,，1—21有一水平輸送原油的管路，管徑為,總長度為42km。原油的流量為，密度和粘度分別為和300cP，管路兩端壓差保持不變,試問：⑴在管路下游1/3處并聯(lián)一條同樣直徑的管子時,原油輸送量增到多少？⑵欲使原油流量增加50%，需并聯(lián)多長的管子？解：⑴在管路下游1/3并聯(lián)一條同樣直徑的管子時：并聯(lián)前的由于流體的粘度較大，可假設(shè)并聯(lián)管路后仍為層流根據(jù)并聯(lián)管路特點，并聯(lián)部分的管路阻力損失相等而即：由于管徑及管長均相等，則有則并聯(lián)后的總管流速為：由于管路兩端點壓差不變，則在并聯(lián)前后的總阻力應(yīng)保持不變并聯(lián)前的阻力：并聯(lián)后的阻力：由于，則有即代入數(shù)據(jù)可得解得：檢驗:假設(shè)成立⑵若使原油流量增大50％，則,而由于管路兩端點壓差不變，則在并聯(lián)前后的總阻力應(yīng)保持不變并聯(lián)前的阻力：并聯(lián)后的阻力：由于，則有即代入數(shù)據(jù)可得即需并聯(lián)28km的同樣直徑的管路.1-22如題圖所示由敞口高位槽A分別向反應(yīng)器B和吸收塔C穩(wěn)定的供給20℃的軟化水，反應(yīng)器B內(nèi)壓力為，吸收塔C中真空度為73.5mmHg?？偣苈返囊?guī)格為，長度為；從分支點至反應(yīng)器B的管路規(guī)格為，長度為15m；從分支點至吸收塔C的管路規(guī)格為，長度為20m（以上管長均包括各自管路上的各種局部阻力的當量長度）。整個管道為無縫鋼管,其粗糙度ε可取0。15mm。如果要求向反應(yīng)器B供給水流量為，向吸收塔C供給水流量為，問高位槽液面至少高于地面多少？解：20℃水的物性：，以分支點為O點,則在OB段中的流速為：由查圖1-28得則根據(jù)柏努利方程可得O點的總比能為：則在OC段中：由查圖1—28得則根據(jù)柏努利方程可得O點的總比能為：取兩個中較大者,即在總管中的流速:由查圖1—28得則在A與O間列柏努利方程：即高位槽距地面至少11.44m，此時OB段應(yīng)適當關(guān)小閥門。1-23在的輸送空氣管道中心安裝了一個皮托管，空氣的溫度為21℃,壓力為1atm（絕壓）.用一微差壓差計測定壓差，指示液為油和水，其密度分別為和。當壓差計讀數(shù)為50mm時,空氣的質(zhì)量流量為多少？解：21℃空氣的物性：，壓差計指示值：由皮托管測得的管中心流速:查圖1—25得即1—24在直徑的輸送輕油管路上，安裝了一個標準孔板流量計以測量輕油的流量.已知孔板孔徑為60mm,在操作溫度下輕油的密度為，運動粘度為1cSt.當U形管壓差計讀數(shù)為1250mmH2O時，輕油的體積流量和質(zhì)量流量各為多少？解：先假設(shè)為定值,由查圖1—41得再由此查得，如上法計算后得，，再由此查得基本不變，則認為此即為管內(nèi)的實際流速則1—25在輸送空氣管道上安裝了一個孔徑為75mm的標準孔板流量計，孔板前空氣壓力為，溫度為25℃。問當U形管壓差計讀數(shù)為145mmH2O時，流經(jīng)管道空氣的質(zhì)量流量為多少?解：25℃，1atm下空氣的物性,則在下先假設(shè)為定值,由查圖1—41得在定值區(qū)，假設(shè)正確，則認為此即為管內(nèi)的實際流速則1—26密度為，粘度為2cP的某溶液，通過的鋼管流動，最大流量為,U形管壓差計的讀數(shù)R最大不超過400mmHg，試計算標準孔板流量計的孔板孔徑。解:假設(shè)在極限點上，查圖1—41得根據(jù)代入數(shù)據(jù)解得:校驗：由查圖1-41得再代入前式中求得則再由查圖1—41得，即選用孔徑為55mm的標準孔板流量計。1-27轉(zhuǎn)子流量計出廠時是以20℃和1atm條件下的空氣進行標定的，現(xiàn)用來測定密度為的裂解氣的流量，當讀數(shù)為時，裂解氣的流量為多少?解:20℃和1atm條件下的空氣的第二章流體輸送機械2-1用15℃的水進行某離心泵的性能實驗，水的體積流量為，泵入口真空表讀數(shù)為180mmHg，泵出口壓力表讀數(shù)為，軸功率為1。77kW。真空表與壓力表間垂直距離為400mm,吸入管與排出管的直徑分別為和。試求該流量下離心泵的壓頭和效率。解：15℃水的密度為以真空表位置為1截面，壓力表位置為2截面（表壓)(表壓）,在1、2截面間列柏努利方程：2—2原來用于輸送水的離心泵現(xiàn)改為輸送密度為的水溶液，水溶液的其它性質(zhì)可視為與水相同。若管路狀況不變，泵前后兩個敞口容器的液面間的高度不變。試問：⑴泵的壓頭有無變化;⑵泵的出口壓力表讀數(shù)有無變化；⑶泵的軸功率有無變化.解：由于管路狀況不變,泵前后敞口容器的液面差不變,而只是密度變化.⑴在兩敞口容器液面間列柏努利方程:,因此泵的壓頭不變。⑵在泵的出口壓力表與出口容器液面間列柏努利方程：，因此泵的出口壓力表讀數(shù)發(fā)生變化，其變化為：⑶軸功率：因此泵的軸功率發(fā)生變化，其變化為：2—3某臺離心泵在轉(zhuǎn)速為時,輸水量為，壓頭為20mH2O.現(xiàn)因馬達損壞,用一轉(zhuǎn)速為的電動機代用，問此時泵的流量、壓頭和軸功率將為多少？（泵的效率取60％）解：轉(zhuǎn)速變化后，其他參數(shù)也相應(yīng)變化。2-4在海拔1000m的高原上，使用一離心清水泵吸水，已知該泵吸入管路中的全部壓頭損失與速度頭之和為6m水柱。今擬將該泵安裝于水源水面之上3m處,問此泵能否正常操作？該處夏季水溫為20℃，泵的允許吸上真空度為6.5m。解：海拔1000m處的大氣壓因此該泵不能正常操作.2—5用油泵從貯罐向反應(yīng)器輸送液態(tài)異丁烷。貯罐內(nèi)異丁烷液面恒定，其上方的壓力為（絕壓）.泵位于貯罐液面以下1。5m處，吸入管路的全部壓頭損失為1。6m。異丁烷在輸送條件下的密度為，飽和蒸汽壓為。在泵的性能表上查得，在輸送流量下泵的允許氣蝕余量為3。5m.試確定該泵能否正常操作。解:該泵的允許安裝高度為：實際安裝高度：因此該泵不能正常工作。2—6在某一車間，要求用離心泵將冷卻水由涼水塔下的水池經(jīng)換熱器返回涼水塔，入涼水塔的管口比水池液面高10m,管口通大氣，管路總長（包括當量長度）為400m，管子直徑均為，換熱器的壓頭損失為，在上述條件下摩擦系數(shù)取0。03，離心泵的特性參數(shù)如下表所示。試求：⑴管路特性曲線；⑵泵的工作點及其相應(yīng)流量和壓頭。Q，00.0010。0020。0030.0040。0050.0060。0070。008H，m2625。524。5232118。515。5128.5解：⑴在水池與涼水塔管口間列柏努利方程：式中：，，代入式中得：此即為管路特性曲線。⑵在坐標中描繪出管路特性曲線和泵特性曲線，兩曲線的交點即為泵的工作點。從圖中可求出泵的工作點為,。2-7有下列輸送任務(wù)，試分別提出合適類型的泵：⑴往空氣壓縮機的氣缸中注油潤滑；⑵輸送番茄汁至裝罐機；⑶輸送帶有粒狀結(jié)晶的飽和鹽溶液至過濾機；⑷將水送到冷卻塔（塔高30m，水流量為）；⑸將洗衣粉漿液送到噴霧干燥器的噴頭中（噴頭內(nèi)壓力為100atm,流量為）;⑹配合pH控制器,將堿液按控制的流量加進參與化學(xué)反應(yīng)的物流中.解：⑴齒輪泵、柱塞泵;⑵齒輪泵；⑶開式葉輪的耐腐蝕泵；⑷雙吸離心水泵;⑸螺桿泵;⑹計量泵。2—8從水池向高位槽供水，要求供水量為，高位槽內(nèi)壓力為（表壓)，槽內(nèi)水面與水池中的水面間的垂直距離為16m，吸入管和排出管中的壓頭損失分別為1m和2m。管路中的動壓頭可忽略不計。水溫為25℃，當?shù)卮髿鈮毫?50mmHg。試選擇合適的離心泵，并確定其安裝高度。解：在水池與高位槽間列柏努利方程：式中：,，，，代入式中：查附錄表20(P418）,可選用2B31型水泵。從表中知該型水泵的允許吸上真空度則在750mmHg，25℃下的允許吸上真空度為:則離心泵的允許安裝高度為：則其實際安裝高度也就是說該泵的安裝高度最大為3。98m?；蛘咭部蛇x用3B33A型水泵，該型水泵的允許吸上真空度則在750mmHg25℃下的允許吸上真空度為:則離心泵的允許安裝高度為:則其實際安裝高度也就是說該泵的安裝高度最大為4。68m.2—9其常壓貯槽內(nèi)盛有石油產(chǎn)品,其密度為，粘度小于20cSt，在貯存條件下的飽和蒸汽壓為600mmHg.現(xiàn)將該油品以的流量送往表壓為的設(shè)備內(nèi).輸送管尺寸為的鋼管。貯槽內(nèi)液面維持恒定，從貯槽液面到設(shè)備入口處的高度為5m。吸入管與排除管的壓頭損失分別為1m和4m。試選擇一臺合適的泵，并確定其安裝高度.當?shù)卮髿鈮簽?60mmHg。解：在貯槽與設(shè)備間列柏努利方程：式中：，，，，代入式中：查附錄表20（P418），選用65Y-60B型油泵.其,，則其允許安裝高度為：則其實際安裝高度2—10將密度為的硝酸從貯酸槽輸送到反應(yīng)釜,流量為，貯酸槽內(nèi)液面至反應(yīng)釜入口之間的垂直距離為8m.反應(yīng)釜內(nèi)壓力為（表壓），貯酸槽通大氣，管路的壓頭損失為20m。試選擇一臺合適型號的離心泵，并估算泵的軸功率。解：在貯酸槽液面至與反應(yīng)釜間列柏努利方程：式中：（表壓），(表壓)，，，代入式中：查附錄表20，選用F型耐腐蝕泵的40F-65型，其則2—11某單動往復(fù)泵活塞的直徑為160mm,沖程為200mm，現(xiàn)擬用該泵將密度為的某種液體從敞口貯槽輸送到某設(shè)備內(nèi)，要求的流量為，設(shè)備的液體入口處較貯槽液面高19。5m，設(shè)備內(nèi)壓力為(表壓)，外界大氣壓力為736mmHg,管路的總壓頭損失為10。3m。當有15％的液體漏損和泵的總效率為72%時，試分別計算該泵的活塞每分鐘往復(fù)次數(shù)與軸功率(忽略速度頭).解：往復(fù)泵理論流量而由得活塞的往復(fù)次數(shù)：在貯槽液面至與設(shè)備間列柏努利方程：式中:（表壓），(表壓)，，，代入式中:2-12有一臺雙動往復(fù)泵，其沖程為300mm，活塞直徑為180mm，活塞桿直徑為50mm。若活塞每分鐘往復(fù)55次，實驗測得此泵在26.5分鐘內(nèi)，使一內(nèi)徑為3m的圓形貯槽的水位上升2.6m,試求泵的容積效率。解：往復(fù)泵的理論流量：而實際流量：容積效率：2—13對一離心通風(fēng)機進行性能測定的實驗數(shù)據(jù)中，某組數(shù)據(jù)為：空氣溫度為20℃；風(fēng)機出口處的表壓為23mmH2O；入口處的真空度為15mmH2O，相應(yīng)的送風(fēng)量為；兩測壓截面間的垂直距離為200mm;吸入管與排出管的內(nèi)徑分別為300mm和250mm；通風(fēng)機轉(zhuǎn)速為，所需的軸功率為0。81kW。試求所對應(yīng)的全風(fēng)壓和風(fēng)機的效率。解：20℃的空氣物性：，（真空度），(表壓）忽略出口處之間的阻力損失，在兩測壓截面間列柏努利方程：2-14要向某設(shè)備輸送40℃的空氣,所需風(fēng)量為,已估計出按40℃空氣計所需的全風(fēng)壓為1100mmH2O。試選擇一合適的通風(fēng)機。解：40℃空氣，20℃空氣若按20℃計，則風(fēng)機風(fēng)量為：全風(fēng)壓：因此可選9—1914D型。第三章沉降及過濾3—1塵粒的直徑為10μm、密度為.求該塵粒在20℃空氣中的沉降速度。解：20℃空氣物性，假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū)：校驗在斯托克斯區(qū)假設(shè)成立，即顆粒的沉降速度為3-2求直徑為1mm、密度為的玻璃球在20℃水中的沉降速度。解：20℃水的物性,假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū):校驗假設(shè)不成立，再假設(shè)在阿侖區(qū):校驗在阿侖區(qū)假設(shè)成立，即顆粒的沉降速度為或使用課本提供的公式即則校驗在阿侖區(qū)假設(shè)成立，即顆粒的沉降速度為3—3用落球法測定液體的粘度。今將直徑為6。25mm、密度為的鋼球置于密度為的油內(nèi)，并測得該鋼球在6。35s的時間內(nèi)下降25cm的距離.試計算此油的粘度。解：假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū)：則校驗假設(shè)成立,即該液體的粘度為3.796Pa·S。3-4密度為的球形石英顆粒在20℃空氣中自由沉降，試計算服從斯托克斯公式的最大顆粒直徑及服從牛頓公式的最小顆粒直徑。解:20℃空氣物性，斯托克斯公式適用范圍為，即最大顆粒直徑：牛頓公式適用范圍為，即最小顆粒直徑時3—5用高2m、寬2。5m、長5m的重力降塵室分離空氣中的粉塵.在操作條件下空氣的密度為，粘度為，流量為。粉塵的密度為。試求粉塵的臨界直徑.解：對于降塵室：則假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū)，則校驗假設(shè)不成立，再假設(shè)在阿侖區(qū)：校驗在阿侖區(qū)假設(shè)成立，即顆粒的臨界直徑為?；蚴褂谜n本提供的公式即則校驗在阿侖區(qū)假設(shè)成立,即顆粒的臨界直徑為。3-6今擬采用如圖3—5所示的多層降塵室除去某氣體中的密度為、直徑以上的球形微粒。氣體在標準狀態(tài)［0℃，1atm（)］下的體積流量為，氣體的平均溫度為427℃，壓力為1atm（）,操作條件下氣體的密度及粘度分別為及0。034cP.除塵室的長度為5m，寬度為1.8m,總高度為2。8m.試計算水平隔板間的距離h和層數(shù)n。解:假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū):假設(shè)成立方法一:由得：層數(shù)間距方法二：由得間距層數(shù)3—7今擬用寬4.5m、深0。8m的矩形槽從煉油廠廢水中回收直徑以上的油滴。在槽的出口端，除油后的水可不斷從下部排出，而匯聚成層的油則從槽的頂部移去。油的密度為，水溫為20℃.若廢水的處理量為，求所需槽的長度L。解：20℃水的物性，假設(shè)沉降在斯托克斯區(qū):假設(shè)成立由得：3—8用如圖3—10所示的旋風(fēng)分離器從200℃、壓力為的含塵空氣中除塵。塵粒的密度為，旋風(fēng)分離器的直徑為0.65m，進口氣速為.試求⑴氣體處理量，（標準狀態(tài));⑵氣體通過旋風(fēng)分離器的壓力降；⑶塵粒的分割直徑。解：⑴對于如圖3-10所示的直徑為0。65的標準旋風(fēng)分離器其他相應(yīng)的尺寸為,換算成標準狀況⑵對于如圖3-10所示的標準旋風(fēng)分離器其則壓力降⑶標準旋風(fēng)分離器的分割直徑：3—9用板框壓濾機對某種懸浮液在壓力差為400mmHg(53320Pa)的條件下進行過濾實驗，過濾面積為，所得實驗數(shù)據(jù)如下:過濾時間，S8。43884145濾液量,ml100300500700濾餅與濾液的體積比為，濾餅不可壓縮。在過濾條件下濾液的粘度為3.4cP。試求過濾常數(shù)K與及濾餅的比阻γ。解:根據(jù)處理實驗數(shù)據(jù)（結(jié)果如下表）:過濾時間，S8。43884145濾液量,ml100300500700q0.010。030。050。07840126716802071將與q值描繪在直角坐標圖上可得一條直線，可求得直線的斜率和截距解得：，由得3-10對上題中的懸浮液用濾框邊長為800mm的板框壓濾機在相同的壓力差下進行過濾,過濾1小時獲得濾液.試求濾框的數(shù)目及其厚度。解：由上題已知：,根據(jù)過濾基本方程：代入數(shù)據(jù):整理方程:解方程得：濾框數(shù)目:濾框厚度=3—11某廠用板框壓濾機在恒壓條件下過濾一種膠質(zhì)物料,濾框的空間尺寸為,有20個濾框。經(jīng)過2小時過濾，濾框完全充滿濾餅，并每平方米過濾面積得到濾液.卸餅、清理、組裝等輔助時間為1。2小時，忽略過濾介質(zhì)阻力，濾餅未洗滌。試計算:⑴該板框壓濾機的生產(chǎn)能力；⑵過濾后用1/8濾液體積的洗滌水在同樣壓力差下進行橫穿洗滌濾餅時的生產(chǎn)能力(洗滌水與濾液粘度相近）；⑶若當濾框的厚度減為25mm，其它條件不變，濾液仍用1/8濾液體積的洗滌水洗滌濾餅時的生產(chǎn)能力。解：⑴過濾面積⑵過濾終了速率:采用橫穿洗滌的洗滌速率是過濾終了速率的1/4，即⑶若濾框的厚度減為25mm,其它條件不變時，q會減小即過濾時間洗滌時間：3—12若轉(zhuǎn)筒真空過濾機的浸沒度為1/3，轉(zhuǎn)速為,每小時獲得濾液量為.已知過濾常數(shù),.試求該過濾機的過濾面積。解：轉(zhuǎn)筒真空過濾機生產(chǎn)能力:3—13有一轉(zhuǎn)筒真空過濾機的轉(zhuǎn)速為，每小時可獲得濾液。若過濾介質(zhì)的阻力可忽略不計，問每小時欲獲得濾液時過濾機的轉(zhuǎn)速應(yīng)為多少?此時轉(zhuǎn)筒表面濾餅的厚度為原來的多少倍?（過濾操作中真空度維持不變）解：轉(zhuǎn)筒真空過濾機忽略介質(zhì)阻力時，濾餅的厚度與每旋轉(zhuǎn)一周的濾液量有關(guān)：即轉(zhuǎn)筒表面濾餅的厚度為原來的0。8倍第四章固體流態(tài)化及氣力輸送4-1在內(nèi)徑為1。2m的丙烯腈流化床反應(yīng)器中,堆放了3。62噸磷鉬酸鉍催化劑，其顆粒密度為，堆積高度為5m，流化后床層高度為10m。試求：⑴固定床空隙率；⑵流化床空隙率；⑶流化床的壓降。解：⑴固體顆粒體積:固定床層體積：固定床空隙率：⑵流化床層體積：流化床空隙率：⑶流化床壓降：或：4-2流化床干燥器中待干燥物的顆粒直徑為0。5mm，比重為1。4，靜床高為0.3m.熱空氣在床中的平均溫度為200℃。試求流化床的壓降（mmH2O），并求起始流化速度.為了簡化計算，空氣可假設(shè)為常壓下干空氣，待干燥物的顆?？梢暈榍蛐危扇?.4。解：顆粒視為球形顆粒，即20℃空氣物性：，可用設(shè)在固定床時顆粒堆積的空隙率為0。3則流化床高床層壓力降：4—3比重為0。9，粘度為的油品由下往上通過催化劑床層,床層由直徑為0。1mm,比重為2。6的均勻球形顆粒所組成，流化點的空隙率為0。436，試求：⑴流化點的臨界速度；⑵流化床能夠存在的油品流速的上限。解：⑴可用⑵流化床能夠存在的流速上限即為顆粒的沉降速度設(shè)為層流:假設(shè)成立4-4平均直徑為0。2mm的催化劑顆粒,在200℃的氣流中流化，氣體的物理性質(zhì)可近似地視為與空氣相同。顆粒的特性如下:密度；球形度；固定床空隙率；開始流化時空隙率.操作氣速取為0.15mm顆粒帶出速度的0。4倍,已估計出此時流化床的空隙率。試求：⑴起始流化速度;⑵操作氣流速度；⑶流化數(shù);⑷操作氣速下每米流化床的壓降;⑸膨脹比。解：⑴20℃空氣物性：，可用⑵先求的顆粒的帶出速度：先設(shè)為層流設(shè)為過渡流：假設(shè)成立由于顆粒為非球形，需要校正,校正系數(shù)為：則操作氣速⑶流化數(shù)：⑷每米流化床壓力降：⑸膨脹比：4-5固體顆粒在內(nèi)徑為0。1m的管內(nèi)作水平輸送，在10m長的距離上，兩端顆粒隨氣流運動均懸浮良好,求此10m長管路的壓降。已知數(shù)據(jù)如下：固體顆粒（視為球形顆粒)，；氣體，,；固氣比R=10。解:氣管的壓力損失4—6某氣-固流化床反應(yīng)器在623K、壓強條件下操作。此時氣體的粘度為,密度為，催化劑顆粒直徑為0.45mm，密度為。為確定其起始流化速度，現(xiàn)用該催化劑顆粒及30℃的空氣進行流化實驗,測得起始流化速度為，求操作狀態(tài)下的起始流化速度。30℃下空氣的粘度和密度分別為：，。解：由起始流化速度得即操作條件下起始流化速度為.第五章傳熱及換熱設(shè)備5-1燃燒爐的平壁由兩層組成，內(nèi)壁為105mm厚的耐火磚［導(dǎo)熱系數(shù)為1.05］，外層為215mm的普通磚［導(dǎo)熱系數(shù)為0。93］.內(nèi)、外壁溫度分別為760℃和155℃。試計算通過每平方米爐壁的熱損失及兩層間的界面溫度。解：在兩平壁交界處：可解得界面溫度：5-2某平壁爐的爐壁是用內(nèi)層為120mm厚的某耐火材料和外層為230mm厚的普通建筑材料砌成的,兩種材料的導(dǎo)熱系數(shù)未知。已測得爐內(nèi)壁溫度為800℃，外側(cè)壁面溫度為113℃。為了減少熱損失，在普通建筑材料外面又包一層厚度為50mm的石棉層[導(dǎo)熱系數(shù)為0。15],包扎后測得爐內(nèi)壁溫度為800℃，耐火材料與建筑材料交界面溫度為686℃，建筑材料與石棉交界面溫度為405℃,石棉外側(cè)面溫度為77℃。試問包扎石棉后熱損失比原來減少了多少？解：包扎石棉層后的熱損失則有包扎石棉層前的熱損失：所以絕對熱損失所以相對熱損失5—3燃燒爐的平壁由下列三種材料構(gòu)成：耐火磚導(dǎo)熱系數(shù),厚度b=230mm；絕熱磚導(dǎo)熱系數(shù)；普通磚導(dǎo)熱系數(shù)，厚度b=240mm。若耐火磚內(nèi)側(cè)溫度為1000℃，耐火磚與絕熱磚接觸面最高溫度為940℃,絕熱磚與普通磚間的最高溫度不超過138℃（假設(shè)每兩種磚之間接觸良好，界面上的溫度相等).試求：⑴絕熱磚的厚度（絕熱磚的尺寸為65×113×230mm)；⑵普通磚外側(cè)的溫度.解：⑴耐火磚的熱通量根據(jù)穩(wěn)定傳熱，絕熱磚的熱通量與耐火磚的熱通量相等,即由此解得n=1。922≈2塊即需要2塊絕熱磚，厚度為460mm才能達到要求的溫度.⑵根據(jù)穩(wěn)定傳熱，燃燒爐平壁的熱通量與耐火磚的熱通量相等，即由此解得：即普通磚外側(cè)的溫度為34。9℃。5-4某工廠用一φ170×5mm的無縫鋼管輸送水蒸氣.為了減少熱損失，在管外包兩層絕熱材料:第一層為厚30mm的礦渣棉，其導(dǎo)熱系數(shù)為0。065；第二層為厚30mm的石棉灰，其導(dǎo)熱系數(shù)為0。21.管內(nèi)壁溫度為300℃,保溫層外表面溫度為40℃。管道長50m。試求該管道的散熱量。解:已知：r1=80mmr2=85mmr3=115mmr4=145mmt1=300℃t4=40℃λ1=45λ2=0.065λ3=0。21根據(jù)圓筒壁傳熱量計算公式：5—5有一蒸汽管外徑為25mm,為了減少熱損失擬在管外包兩層絕熱材料,每層厚度均為25mm，兩種材料的導(dǎo)熱系數(shù)之比。試問哪一種材料包在內(nèi)層更有效？（忽略金屬熱阻）解：如果將導(dǎo)熱系數(shù)λ大者（即λ2）包在內(nèi)側(cè)，則有而如果將導(dǎo)熱系數(shù)λ小者（即λ1)包在內(nèi)側(cè)，則有將兩者進行比較，則有前者的散熱量大一些，因此將導(dǎo)熱系數(shù)小的絕熱材料放在內(nèi)側(cè)更好一些。5-6外徑為100mm的蒸汽管，先包一層50mm厚的絕熱材料［導(dǎo)熱系數(shù)為0.06］，其外再包一層20mm厚的絕熱材料［導(dǎo)熱系數(shù)為0。075］。若第一絕熱層的內(nèi)表面溫度為170℃，第二絕熱層的外表面溫度為38℃。試求每米管長的熱損失和兩絕熱層界面的溫度。解：根據(jù)圓筒壁傳熱量計算公式:由于穩(wěn)定傳熱各層的傳熱量相等，則第一層圓筒壁的傳熱量為由此可解得:5—7水在φ38×1.5mm的管內(nèi)流動,流速為1m/s，水的進、出口溫度分別為15℃及80℃。試求水與管壁間的對流傳熱系數(shù)。解：在定性溫度下水的物理性質(zhì)為湍流5—8空氣以4m/s的流速通過直徑為φ75。5×3.75mm的鋼管，管長20m.空氣的入口及出口溫度分別為32℃及68℃。試計算空氣與管內(nèi)壁間的對流傳熱系數(shù)。如空氣流速增加一倍，其它條件不變，對流傳熱系數(shù)為多少？解：在定性溫度下空氣的物理性質(zhì)為：湍流當其他條件不變,空氣流速增加一倍時，有所以5-9一列管換熱器，其蒸汽在管間冷凝，冷卻水在管內(nèi)流動，其流速為0。25m/s，進出口溫度分別為15℃及45℃，列管直徑為φ25×2.5mm.試求水對管壁的對流傳熱系數(shù)。解：在定性溫度下水的物理性質(zhì)為校正系數(shù)則5-10現(xiàn)用一蛇管換熱器冷卻某液體，該液體流量為3，進口溫度和出口溫度分別為50℃及20℃，在平均溫度下該液體的密度為1200，粘度為，比熱為3。77，導(dǎo)熱系數(shù)為0.558。蛇管的直徑為φ45×3.5mm，平均圈徑為0.6m，液體在蛇管內(nèi)流動。試求該液體的對流傳熱系數(shù)。解：湍流校正5—11有一套管換熱器，內(nèi)管為φ25×1mm,外管為φ38×1。5mm.冷卻水在環(huán)隙流動，以冷卻管內(nèi)的高溫氣體.水的進、出口溫度分別為20℃及40℃。試求環(huán)隙內(nèi)水的對流傳熱系數(shù)。(水的流量為1700kg/h）解：環(huán)隙的流通截面面積為在定性溫度下水的物理性質(zhì)為：流速當量直徑5—12有一管式加熱爐，對流室的管束由直徑為φ127×6mm長度為11。5m的鋼管組成，管子排列為直列。煙道氣垂直流過管束，沿流動方向有21排管子,每排有4根管子，管心距為215mm。煙道氣流過管束最窄處的速度為5m/s。已知在煙道氣的進、出口平均溫度下其運動粘度，導(dǎo)熱系數(shù)，普蘭特準數(shù).試求煙道氣通過管束的平均對流傳熱系數(shù)。解：查表5-6可得在第一列時：則第一列的對流傳熱系數(shù)為：第二列以后則第二列的對流傳熱系數(shù)為：煙道氣通過管束的平均對流傳熱系數(shù):5—13油罐中裝有蒸汽管以加熱罐中的重油，重油的平均溫度為20℃,蒸汽管外壁的溫度為120℃，蒸汽管外徑為60mm。在平均溫度下重油的密度為900，比熱為1.88,導(dǎo)熱系數(shù)為0。175,運動粘度為，體積膨脹系數(shù)為。試求每小時每平方米蒸汽管對重油的傳熱量。解：設(shè)為自然對流傳熱：查表5-7，得，則對流傳熱系數(shù)傳熱量5—14室內(nèi)氣溫為20℃，有一垂直放置的平板，板高1m,平板溫度為60℃。試計算單位面積平板上借自然對流散失的熱量W。解:在定性溫度下空氣的物理性質(zhì)為：體積膨脹系數(shù)查表5—7，得，則對流傳熱系數(shù)傳熱量5-15飽和溫度為100℃的水蒸氣在長為2m、外徑為0.04m的單根直立圓管表面上冷凝.管外壁的平均溫度為94℃。求每小時蒸汽的冷凝量.又若將管子水平放置時，每小時蒸汽的冷凝量為多少?解：100℃的飽和蒸汽的汽化潛熱在定性溫度下水的物理性質(zhì)①當單管垂直放置時：設(shè)液膜為層流,則其對流傳熱系數(shù)為：由得檢驗為層流，假設(shè)正確。②當單管水平放置時：由得5-16在冷凝器中水蒸氣在水平管束外面冷凝，水蒸氣的飽和壓力為4。41KPa（絕），管子外徑為16mm，管長1m,管數(shù)為10,管子是錯列的，每排有5根管子，即排成兩排。管子外壁溫度為15℃。試計算每小時水蒸氣冷凝量。解：4。41kPa的飽和水蒸氣，在定性溫度下水的物理性質(zhì)為：設(shè)液膜為層流，則其對流傳熱系數(shù)為:由得5-17用冷水將油品從138℃冷卻至93℃，油的流量為,水的進、出口溫度為25℃及50℃。試求冷卻水量。如將冷卻水流量增加到，求冷卻水的出口溫度.［油品比熱取]解:水的物性取,，且不隨溫度變化。由得如果水的流量為，即由得5—18在單管程和單殼程換熱器中,用（絕）的飽和水蒸氣將對二甲苯由80℃加熱到110℃。對二甲苯流經(jīng)管程，水蒸氣在殼程冷凝。已知對二甲苯的流量為，密度為860。若設(shè)備的熱損失為冷流體吸收熱量的5％,試求該換熱器的熱負荷及蒸汽用量.解：(絕）的飽和水蒸氣，對二甲苯在95℃下的比熱為冷流體吸收的熱量：此即為換熱器的熱負荷，即水蒸氣放熱根據(jù)得水蒸氣用量：5-19煉油廠在一間壁式換熱器內(nèi)利用渣油廢熱加熱原油。若渣油進、出口溫度分別為300℃及200℃，原油進、出口溫度分別為25℃和175℃。試分別計算兩流體作并流流動、逆流流動及折流（單殼程和雙管程）流動時的平均溫差，并討論計算結(jié)果。解：①并流時：②逆流時：③單殼程、雙管程折流時:查圖5—23中a得則從計算中可以看出，在三種情況下，逆流溫差最大,折流次之，并流最小,因此完成傳熱任務(wù)所需要的傳熱面積是并流最大而逆流最小。5-20在間壁式換熱器中，用水將某有機溶劑由80℃冷卻到35℃，冷卻水的進口溫度為30℃，出口溫度不能低于35℃。試確定兩種流體應(yīng)該采用的流向（即并流還是逆流),并計算其平均溫差。解：由題中給出的水和有機溶劑的進出口條件可以判斷出只能采用逆流操作5-21甲苯和水通過套管換熱器進行換熱,甲苯在內(nèi)管中流動,水在環(huán)隙中流動，兩流體呈逆流流動。甲苯流量,進、出口溫度分別為80℃及50℃；水的進、出口溫度分別為15℃及30℃。換熱面積為2。5m2。試問傳熱系數(shù)為多少?解：甲苯在定性溫度下的比熱則換熱器傳熱量：甲苯和水逆流傳熱的對數(shù)平均溫差：根據(jù)傳熱速率方程：則5-22在列管式換熱器中，用冷卻水冷卻煤油。水在直徑為φ19×2mm的鋼管內(nèi)流動。已知水的對流傳熱系數(shù)為，煤油的對流傳熱系數(shù)為。換熱器使用一段時間后，間壁兩側(cè)均有污垢生成.水側(cè)污垢熱阻為,油側(cè)污垢熱阻為。管壁的導(dǎo)熱系數(shù)為。試求：⑴以管子外表面積為基準的傳熱系數(shù)；⑵產(chǎn)生污垢后熱阻增加的百分數(shù)。解:⑴以管子外表面積為基準：則⑵在產(chǎn)生污垢前的熱阻為：即因此污垢產(chǎn)生后的熱阻增加的百分率:5-23一套管換熱器,管內(nèi)流體的對流傳熱系數(shù)為，環(huán)隙流體的對流傳熱系數(shù)為。已知兩流體均在湍流情況下進行傳熱，套管直徑為φ25×1mm。試問⑴當管內(nèi)流體流速增加一倍，⑵當管外流體流速增加一倍，其它條件不變時，上述兩種情況下的傳熱系數(shù)分別增加多少？（忽略管壁熱阻和污垢熱阻）解:條件未改變時的總傳熱系數(shù)：⑴當管內(nèi)流體流速增加一倍時：根據(jù)公式可知管內(nèi)對流傳熱系數(shù)變?yōu)榭倐鳠嵯禂?shù)為：換熱器的傳熱系數(shù)增加率:⑵當管外流體流速增加一倍時，管內(nèi)對流傳熱系數(shù)變?yōu)榭倐鳠嵯禂?shù)為：換熱器的傳熱系數(shù)增加率：如果以管內(nèi)表面為基準：則，⑴⑵5-24在一套管換熱器中，用飽和水蒸氣將在管內(nèi)作湍流流動的空氣加熱，此時的傳熱系數(shù)近似等于空氣的對流傳熱系數(shù).當空氣流量增加一倍，而空氣的進、出口溫度仍然不變,問該套管換熱器的長度應(yīng)增加百分之幾?解：由于用蒸汽加熱空氣，控制熱阻在管內(nèi)的空氣一側(cè),即有當空氣的流量增加一倍時有而空氣的進出口溫度不變，即則換熱器長度之比即換熱器的長度應(yīng)增加14。87％。5—25在間壁換熱器中，用初溫為30℃的原油來冷卻重油，使重油的溫度從180℃降至120℃.重油和原油的流量分別為及，重油和原油的比熱分別為及.兩流體呈逆流流動。傳熱系數(shù)為.求原油的最終溫度和傳熱面積。若兩流體呈并流流動,傳熱系數(shù)不變，試問傳熱面積為多少？解:換熱器的熱負荷為：可解得由此可求出逆流流動時換熱器的對數(shù)平均溫差：根據(jù)傳熱速率方程：則并流流動時換熱器的對數(shù)平均溫差：根據(jù)傳熱速率方程：則5-26擬用196.2kPa的飽和水蒸氣,將流量為（標準狀況）的空氣由20℃加熱到90℃.現(xiàn)有一臺單程列管換熱器,內(nèi)有φ25×2.5mm的鋼管271根，管長1.5m。蒸汽在管外冷凝[其對流傳熱系數(shù)可取],空氣在管內(nèi)流動，兩側(cè)污垢熱阻及管壁熱阻可忽略不計，試核算該換熱器能否完成上述傳熱任務(wù).解:在定性溫度下空氣的物理性質(zhì)為:已知196.2KPa的飽和水蒸氣的溫度為120℃，則傳熱溫差為所需的傳熱面積為而換熱器所能提供的傳熱面積為:此換熱器能夠完成任務(wù)。5—27某工廠需要一臺列管式換熱器,將苯精餾塔頂蒸汽經(jīng)冷凝后的液體苯從80.1℃冷卻到35℃，苯的流量為。冷卻劑為水，其進口溫度為30℃，出口溫度取38℃。試選擇一臺適宜型號的列管式換熱器.解：在定性溫度下水的物理性質(zhì)為：苯在定性溫度下水的物理性質(zhì)為:換熱器的熱負荷：逆流操作下的傳熱平均溫差:按單殼程偶數(shù)管程查圖5-23中a得則估算傳熱面積:由表5-9查得，則傳熱面積為采用浮頭式換熱器即B型;確定管數(shù)：水走管程，取,則可由水的流量計算管數(shù):由得若取管長為6m，則管程數(shù)取為4,則可初選換熱器的型號為FB-800-180-16-4。第六章管式加熱爐6-1兩塊相互平行的黑體長方形平板,其尺寸為1×2m，間距1m。如兩平板的表面溫度分別為727℃及227℃,試計算兩平板間的輻射換熱量。解：對于黑體:兩平行板的角系數(shù)φ可由圖6-5查得φ=0。21兩平板間的輻射換熱量：6—2兩極大平行平面進行輻射傳熱,已知黑度分別為0。3、0。8，若在兩平面間放置一極大的拋光鋁遮熱板（黑度為0.04）,試計算傳熱量減少的百分數(shù)。解：在無遮熱板時兩平行平面間的輻射傳熱量：當加入遮熱板后,在穩(wěn)定傳熱時有由可得即輻射傳熱量減少了93。18％.6—3兩塊平行放置的平板，表面1，2的溫度分別為527℃及27℃，板的黑度均為0。8，板間距離遠小于板的寬度和高度,試求：⑴各板的本身輻射；⑵各板的有效輻射，投入輻射,反射輻射；⑶兩板間單位面積上的輻射換熱量。解：⑴板1的本身輻射：板2的本身輻射：⑵板的有效輻射：由得即解方程組得：或另一方法：由得投入輻射：反射輻射：板1：板2：⑶兩板間的輻射換熱量，即凈輻射量：6—4用熱電偶測量管道中熱空氣流的溫度，熱電偶的讀數(shù)為200℃，管道內(nèi)壁溫度為100℃，熱電偶熱端的黑度為0。8。已知由空氣至熱電偶熱端的對流傳熱膜系數(shù)為,試求由于熱電偶與管壁之間的輻射傳熱而引起的測量誤差，空氣流的真實溫度.并討論減少誤差的途徑。解：熱電偶的熱端既與熱空氣進行對流傳熱，又與管內(nèi)壁進行輻射換熱，當熱電偶的讀數(shù)穩(wěn)定時,上述兩個熱量達到平衡，即熱電偶與熱空氣的對流傳熱:熱電偶與管壁的輻射傳熱：其中式中下標1為熱電偶，2為管壁誤差:如果在熱電偶外加一遮熱罩，可以減少測量誤差。6-5平均溫度為150℃的油品在的鋼管中流動，大氣溫度為10℃。設(shè)油品對管壁的對流傳熱系數(shù)為，管壁熱阻和污垢熱阻可忽略不計，試求此時每米管長的熱損失。又若管外包一層厚20mm，導(dǎo)熱系數(shù)為的玻璃布,熱損失將減少多少?解：忽略管壁熱阻及污垢熱阻，則管內(nèi)、外壁溫度相等，設(shè)其均為在未加玻璃布時：令，則整理方程得：解方程得：，則熱損失：如果包一層玻璃布時：令，則方程為整理方程得：解方程得：，則熱損失：熱損失減少量：6-6某燃料油比重，含硫1。4％（質(zhì)量），試求其低發(fā)熱值和理論空氣用量。解:燃料油的族組成:6—7已知燃料氣的組成如下,試求其低發(fā)熱值及理論空氣用量。組分H2SCO2H2N2O2CH4C2H6體積%4。20.649.5911。91。428。0111.09組分C2H4C3H8C3H6C4H10C4H8C5H10體積%2。129。659.404.397。250。36解：由表6-3(P217)可查得各種氣體的體積低發(fā)熱值：組分H2SCO2H2N2O2CH4C2H6體積％4。20。649.5911.91。428。0111.09體積低發(fā)熱值kJ/Nm323384011096003571163584理論空氣用量Nm3/Nm37.1402。38009。5216。66組分C2H4C3H8C3H6C4H10C4H8C5H10體積%2。129.659。404。397。250。36體積低發(fā)熱值kJ/Nm3594729103486411109281113719138378理論空氣用量Nm3/Nm314.2823.822.4230。9428.5635。76—8如將天然氣甲烷作為加熱爐的燃料,試求當過?？諝鉃?。25時，甲烷完全燃燒后煙氣的分析組成及干基組成(體積%）.解：根據(jù)燃燒反應(yīng)：由此可知氣完全燃燒時需要，即實際空氣用量：如果認為煙氣中只有，則有組分CH4O2N2CO2H2O∑燃燒前12。59。40012.9燃燒后00。59.41212.9分析組成%3。87672.8687。75215.504100干基組成％4.58786。2399。17401006-9由20根,長10m的管子排成雙排管，管心距S1為管外徑的2倍，管排一面受輻射，一面受反射.試求:⑴管排總的當量冷平面面積；⑵第一排管的總當量冷平面面積;⑶第二排管的總當量冷平面面積;⑷第一排管直接輻射的當量冷平面面積；⑸第二排管直接輻射的當量冷平面面積。解：20根管呈雙排錯列，則管排的冷平面面積：角系數(shù)由P224圖6-25可查得各種情況下的角系數(shù)：⑴管排總的當量冷平面面積：由查圖6-25中A線，得角系數(shù)⑵第一排管的當量冷平面面積：由查圖6-25中c線，得角系數(shù)⑶第二排管的當量冷平面面積：由查圖6—25中E線,得角系數(shù)⑷第一排管接受直接輻射的當量冷平面面積：由查圖6-25中D線，得角系數(shù)⑸第二排管接受直接輻射的當量冷平面面積:由查圖6—25中F線，得角系數(shù)6-10已知某圓筒爐輻射室的尺寸如下:爐膛直徑5518mm，高12。68m；輻射管,管心距為304mm，有效長度為12m，共計52根,兩路并聯(lián)，單排排列。對流室最下一排管徑及管心距與輻射管相同，計8根，管長2748mm，如油品出對流室的溫度為290℃,要求出輻射室的溫度為370℃,氣化率為0。3（質(zhì)量）。油品的流量為，，K=12，燃料氣的密度為，其用量為，燃料的低發(fā)熱值為，試求當過?？諝庀禂?shù)為1.3時,輻射室出口的煙氣溫度及輻射管表面熱強度及輻射室的熱效率。并討論輻射室能否完成加熱任務(wù)?解：⑴輻射室的熱負荷：其中：e=0.3⑵當量冷平面面積：輻射管：查圖6-25中B線由得遮蔽管：⑶有效輻射面積與當量冷平面面積之比:爐膛總面積：有效反射面面積:反射面與輻射面面積的比值：⑷煙氣黑度：已知空氣過剩系數(shù)，由圖6—26(P225）查得的分壓:由表6—4（P225）查得煙氣的平均輻射長度：由于煙氣溫度未知，因此需要先假設(shè)一個煙氣溫度。設(shè),查圖6-27(P226)得煙氣黑度為⑸總輻射交換因素F：由圖6-28（P227），根據(jù)，可查得F=0.603⑹輻射室熱平衡：根據(jù)其中熱損失煙氣帶走的熱量損失:由圖6—23(P219)中，可查得輻射室的熱效率:輻射段總吸熱量：⑺輻射室煙氣出口溫度：已知原料輻射室溫度為290℃，出輻射室溫度為370℃則管壁溫度可估算為根據(jù)圖6-24（P223），取的曲線在圖上定出A點:,再假設(shè)，由上面的方法可求出：,F=0。587，在圖上定出B點:,在圖中連接A、B兩點與相交，可得交點坐標,⑻輻射室的熱效率：由可計算得,F=0。587,⑼輻射管表面熱強度:⑽能否完成任務(wù)：輻射室能滿足要求第七章蒸餾7—1試根據(jù)表7-1所列出的苯-甲苯的飽和蒸汽壓與溫度的數(shù)據(jù)，作出總壓為101.3kPa下苯-甲苯混合溶液的t-x—y相圖及x—y相圖。設(shè)此溶液服從拉烏爾定律.解：由表7-1可得各溫度下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)：溫度℃80。185.090。0100。0105.0110。0110.6液相組成1.0000.7810.5870。2580.1300.01680.000氣相組成1.0000。9010.7700.4560。2620。0390.0007—2試根據(jù)上題的t—x-y圖，對含苯的摩爾分率為0。40的苯—甲苯混合氣體，計算：⑴氣體開始冷凝的溫度及此時冷凝液的組成；⑵若將氣相冷凝，冷卻至100℃,物系的相態(tài)及各相組成；⑶將全部氣相剛好冷凝下來的溫度及此時液相及氣相的瞬間組成。解:在t—x—y相圖中可求解:⑴開始冷凝溫度為103℃,冷凝液組成；⑵冷卻至100℃時，物系為氣液混合物，液相組成為,氣相組成為;⑶全部冷凝時溫度為96℃，液相組成,氣相組成。7—3已知某精餾塔塔頂氣相的溫度為82℃，使用全凝器時,其餾出液的摩爾組成為含苯0.95及甲苯0.05，試求該塔塔頂?shù)牟僮鲏毫?苯及甲苯的飽和蒸汽壓可按下述安托萬公式計算,即：式中t——-—系統(tǒng)的溫度，℃；po——-—飽和蒸汽壓，mmHg；A、B、C--——物系的安托萬常數(shù),無因次。苯及甲苯的安托萬常數(shù)如下表:組分ABC苯6。897401206.350220.237甲苯6。953341343.943219.377解:苯的飽和蒸汽壓：甲苯的飽和蒸汽壓：蒸汽在塔頂全凝，則冷凝液的組成為塔頂氣相組成，即在82℃時安托萬公式計算出苯、甲苯飽和蒸汽壓為：由露點方程：得即塔頂?shù)牟僮鲏毫?46。876mmHg（絕壓)。7-4在總壓為13。33kPa時，乙苯-苯乙烯物系的相平衡數(shù)據(jù)(摩爾分率）如下表：t℃80。7280.1579。3378.6477。8676。9876.1975。0574。25x0.0910.1410.2350。3190。4120。5220。6190.7640.887y0.1440。2110.3240.4150.5110.6110。6990。8140。914試計算各溫度下的相對揮發(fā)度及在題中給定溫度范圍的平均相對揮發(fā)度,并寫出以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系式：解：由可計算出各溫度下的相對揮發(fā)度，計算結(jié)果見下表：t℃80.7280.1579.3378。6477.8676.9876.1975.0574。25x0。0910。1410。2350。3190.4120.5220。6190.7640。887y0.1440.2110.3240。4150。5110.6110。6990.8140。914α1.6801.6291。5601。5141。4911.4381。4291.3521。354則算術(shù)平均值相平衡關(guān)系式：則幾何平均值相平衡關(guān)系式：7—5甲醇（A）-水(B）的蒸汽壓數(shù)據(jù)及101.3kPa下的氣液相平衡數(shù)據(jù)列表如下，試分析這一混合溶液是否可以看作理想溶液.t，℃64。570758090100101.3123.3149.6180。4252.6349。82431.238。547。370.1101。3x00.020。060.10.20。30.4y00。1340。3040.4180.5780.6650。729x0.50.60.70。80。90.951y0.7790。8250.870。9150。9580。9791解：方法一：假設(shè)為理想狀態(tài)時，求其氣液濃度：t，℃64.570758090100101。3123.3149。6180.4252。6349。82431。238.547。370。1101.3x10。7610。5650。4060。1710y10.9260。8350。7230.4260將理想假設(shè)的氣液濃度與實測氣液濃度描繪在同一張坐標圖上可以看出兩者的差異較大，因此該混合溶液不能被看作理想溶液。方法二:由可計算出各溫度下的相對揮發(fā)度，計算結(jié)果見下表：x00。020.060。10.20。30.4y00。1340。3040.4180。5780。6650.729α07.5826.8436.4644.2994.6324.035x0。50。60。70。80.90.951y0.7790。8250.870.9150。9580。9791α3。5253.1432。8682.6912。5342。454--——從數(shù)據(jù)中可以看出，α在不同溫度下差異較大，因此不能作為理想溶液處理。7—6在101。3kPa下對含苯(摩爾分率)的苯—甲苯溶液進行簡單蒸餾，求餾出總量的1/3時的釜液及餾出液組成為多少？又如將上述溶液以閃蒸的方式汽化總量的1/3時，其氣、液相組成各是多少？并作比較。解:簡單蒸餾時：作為理想溶液的苯—甲苯溶液的通過試差可解得:假設(shè)餾出液組成為x3,根據(jù)物料衡算有:即用簡單蒸餾餾出總量的1/3時的釜液組成為0。3114,餾出液組成為0。577。閃蒸時：根據(jù)物料衡算方程：①根據(jù)相平衡方程：②聯(lián)立兩方程:即用閃蒸汽化總量的1/3時的氣相組成為0.544，液相組成為0.3278。比較簡單蒸餾和閃蒸兩種蒸餾方式:閃蒸為一次氣液相平衡，簡單蒸餾為多次氣液相平衡。7—7在101.3kPa下，使含苯（摩爾分率）的苯—甲苯混合氣相，在一部分冷凝器中將氣相量的1/3冷凝為飽和液相。試求氣、液相的組成是多少？定性說明若冷凝量增加時,氣、液相組成將如何變化？解：冷凝氣相量的1/3時，根據(jù)物料衡算方程：和相平衡方程:帶入數(shù)據(jù)聯(lián)立方程得整理方程得：解方程得若冷凝量增加時，從相圖中可以看出，氣相組成增大，液相組成亦增大。7-8在常壓下，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離含甲醇0。4（摩爾分率，下同）的甲醇—水溶液。若原料流量為，塔頂產(chǎn)品組成為0.95,塔底產(chǎn)品組成為0.04,回流比為2.5。試求塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品的流量及精餾段內(nèi)液相、氣相流量。認為塔內(nèi)氣、液相符合恒摩爾流假設(shè)。解：已知，，,列全塔物料衡算方程：帶入數(shù)據(jù)：解得：精餾段氣、液相流量：7-9每小時將15000kg含苯40％的苯—甲苯溶液，在連續(xù)精餾塔中進行分離。操作壓力為101。3kPa,要求餾出液回收原料中97。1％的苯，釜液中含苯不超過2%（以上均為質(zhì)量%）.苯的相對分子質(zhì)量為78,甲苯的相對分子質(zhì)量為92。⑴試求餾出液和釜液的流量及組成，用及摩爾分率表示；⑵若回流比為2。12，試求精餾段操作線方程，并指出斜率及截距各為多少？⑶若進料為泡點液體，試求提餾段操作線，并寫出斜率及截距各為多少?解:先將質(zhì)量分率化為摩爾分率：進料：塔底：進料摩爾數(shù)：⑴由于則列全塔物料衡算方程：帶入數(shù)據(jù)：解得:塔頂組成:⑵精餾段操作線方程：方程的斜率為0。6795，截距為0.2999。⑶進料為泡點進料q=1，則：提餾段操作線方程：方程的斜率為1.381,截距為-0。008955。7—10在一連續(xù)精餾塔中，已知精餾段操作線方程為,q線方程為：.試求：⑴回流比;⑵餾出液組成xD；⑶當進料組成時，適宜進料板上液相組成為多少?⑷進料熱狀況q值為多少？(組成均為摩爾分率）解：⑴根據(jù)所給精餾段操作線方程將其與方程式對應(yīng)則有可解得：R=3⑵根據(jù)可得：⑶進料位置即為精餾段操作線與q線的交點,即：解方程得：即加料板上的適宜的液相組成為0。362.⑷已知q線方程為,根據(jù)則有:可解得7—11某精餾塔內(nèi)有兩塊理論板,塔頂裝有全凝器，塔底裝有再沸器（見題圖)。原料為氨和水蒸氣的混合物，其中氨的濃度為0.001（摩爾分率)，原料在兩塊理論板中間進入塔內(nèi),塔頂氣相在全凝器中冷凝至飽和液體,其中一部分作為塔頂產(chǎn)品,一部分作為塔頂回流。塔底液體在再沸器中部分氣化,其中氣相返回塔底，液相則作為塔底殘液從再沸器抽出。已知:進料為飽和氣相，塔底回流量L=1.3F,由再沸器返回塔底的氣相量V'=0.6F，相平衡關(guān)系為.試求：⑴從每塊理論板流下的液體量;⑵塔頂及塔底產(chǎn)物的組成。解：⑴根據(jù)恒摩爾流假設(shè)理論：在第一塊理論板上:在第二塊理論板上:即各層理論板上流下的量都是1.3F。⑵塔頂組成：根據(jù)相平衡在第一塊理論板處列物料衡算方程：整理方程得：①在第二塊理論板處列物料衡算方程：整理方程得：②在塔底部分列物料衡算方程：整理方程得:③聯(lián)立①②③得：，，塔頂或由總物料衡算:帶入數(shù)據(jù)：解得：7-12擬設(shè)計一連續(xù)精餾塔處理某二元混合物。原料為氣液相摩爾數(shù)相等的氣液兩相混合物，進料組成為0。500（輕組分摩爾分率，下同)，相對揮發(fā)度為2。試計算以下兩種情況下的最小回流比。⑴餾出液組成為0。930；⑵餾出液組成為0。758。解:已知，則可得出相平衡方程:q線方程:q線與相平衡線相交，交點為，則聯(lián)立兩方程可解得具有最小回流比時的精餾段操作線即點與點的連線，此時有⑴當時，⑵當時，7-13用常壓連續(xù)精餾塔分離含苯為0。4的苯-甲苯混合物。進料為氣相量占1/3(摩爾分率）的氣液兩相混合物。要求塔頂餾出液中含苯為0.95(以上均為質(zhì)量分率）。相對揮發(fā)度為2.5.試求:⑴原料中氣相及液相的組成；⑵最小回流比.解：先將質(zhì)量分率化為摩爾分率：進料：塔底:相平衡方程：⑴根據(jù)相平衡方程及物料衡算可求出進料的氣液組成：可解得:⑵由于，則q線方程為：q線與相平衡線的交點:可解得：則最小回流比7—14若例7—7的精餾塔在常壓下操作，在題示范圍內(nèi)，可取平均相對揮發(fā)度為，泡點液體進料，回流比R=4。試求精餾段和提餾段各需要多少塊理論塔板？解:，，，,,相平衡方程：作圖，從圖中得精餾段3.9塊，提餾段5。6塊（包括塔釜)。7—15以簡捷計算法解上題.解：已知,,，，，相平衡方程：用簡捷算法求理論塔板數(shù)：由于q=1,即,代入相平衡方程得則最小回流比根據(jù)吉立蘭方程：由得精餾段：即精餾段理論塔板為3。33塊，提餾段為4.68塊.或7-16為測定塔內(nèi)某種塔板的效率,在常壓下對苯—甲苯物系進行全回流精餾。待操作穩(wěn)定后，測得相鄰三層塔板的液體組成分別為：,,.從這三個數(shù)據(jù)可以得到什么結(jié)果？解：對于全回流操作，操作線方程為則相應(yīng)的:氣相單板效率：由平衡方程：得各液相組成的平衡氣相組成為：則板效率：液相單板效率：由得則各氣相組成的平衡液相組成為：則板效率：從結(jié)果中可以看出，對于同一塊塔板來說其液相和氣相默弗里板效率并不一定相等；對于不同塔板來說其液相或氣相默弗里板效率也并不一定相等。7-17在常壓下，用有8塊塔板的泡罩塔對含甲醇0。4（摩爾分率，下同）的甲醇—水混合物進行連續(xù)精餾。塔頂產(chǎn)品及塔釜殘液中甲醇組成分別為:0.93和0。01。若回流比為2，進料為泡點液體。試求全塔效率。甲醇-水的相平衡數(shù)據(jù)見題7-5.解：由圖7-5的平衡數(shù)據(jù)做相圖,畫梯級圖求理論塔板：已知：，,，由圖中得理論板為5.5塊（不包括塔釜）全塔效率：7-18在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合物。原料中含苯0。40（質(zhì)量分率，下同），要求塔頂產(chǎn)品中含苯0。97，塔底產(chǎn)品中含苯0。02。原料流量為1500kg/h。回流比為3。5。試求：⑴塔頂及塔底產(chǎn)品的流量kmol/h；⑵求下列各進料狀態(tài)下所需的理論塔板數(shù)及適宜進料位置。①泡點液體進料；②20℃的過冷液體進料；③進料中氣體量占2/3（摩爾比）的氣液兩相進料。解:先將質(zhì)量分率化為摩爾分率：進料：塔頂：塔底：進料摩爾數(shù)：⑴列全塔物料衡算方程：帶入數(shù)據(jù):解得:⑵用簡捷算法求理論塔板數(shù):①泡點進料，q=1，則根據(jù)吉立蘭方程:由得精餾段：②20℃過冷液體:已知在操作條件下，原料液的比熱原料液的汽化潛熱：根據(jù)吉立蘭方程:精餾段：③的氣液兩相進料，則根據(jù)吉立蘭方程：精餾段：也可以用圖解法計算：①可得全塔理論板為10。5塊（不包括塔釜），進料位置在5。6塊。②可得全塔理論板為10.0塊(不包括塔釜），進料位置在5。0塊.③可得全塔理論板為12.5塊（不包括塔釜），進料位置在6.3塊。7—19正庚烷-乙苯混合物中所含有正庚烷為0.42（摩爾分率，下同）.在101.3kPa下進行連續(xù)精餾，要求塔頂產(chǎn)品中含正庚烷0。97，塔底產(chǎn)品中含乙苯0.99。進料量為5000kg/h，回流比為2。5。試計算飽和液體進料時：⑴所需的理論塔板數(shù)；⑵冷凝器及再沸器的熱負荷。101.3kPa下正庚烷—乙苯的氣-液相平衡關(guān)系t，℃xyt，℃xy136.200110.80。4870。729129。50.080。233106。20。6510.834122。90。1850.428103。00。7780。904119.70.2510.514100。20.9140.963116。00。3350。60898.51。0001。000塔頂條件下各組分的汽化潛熱分別為：正庚烷31717kJ/kmol；乙苯36008kJ/kmol。操作條件下各組分的液相平均比熱分別為：正庚烷217.3kJ/(kmol·K）；乙苯181.7kJ/(kmol·K)。解：⑴可用作圖法求理論塔板數(shù):已知，，，，作圖可得出理論塔板數(shù)為9塊（包括塔釜）見上頁。簡捷算法：t,℃xyαt,℃xyα136。200—-—110.80.4870。7292.834129。50.080。2333.493106.20。6510.8342.693122。90。1850.4283。296103。00.7780.9042.533119。70。2510.5143.156100。20.9140.9632.449116.00.3350.6083.07998。51.0001.000--得根據(jù)吉立蘭方程：由得⑵由物料衡算方程求塔頂塔底流量：帶入數(shù)據(jù)：解得：冷凝器熱負荷:再沸器熱負荷：7-20在精餾塔的操作中，若進料量及塔底再沸器熱負荷不變,而進料組成因故降低,試分析塔頂產(chǎn)品組成如何變化？可采取什么措施使不變?解：若進料量及塔底再沸器熱負荷不變，而降低，由于塔設(shè)備一定，即塔板數(shù)不變，則由相圖中可看出降低.若要提高可采用增大回流比R，降低進料口位置。7-21有A、B、C、D四種組分組成的理想溶液,其中A、B兩種組分含量少且揮發(fā)度相近，D具有腐蝕性。試設(shè)計合理的精餾流程使其分離開（簡述理由)。解：應(yīng)首先從塔底將具有腐蝕性的D分出，減少其對后繼設(shè)