2013化工总复习-上解析.ppt
一、主要公式：一、主要公式：1、稳定流动的连续性方程：ms1=ms2=msn ms=Vs=uA u1A11=u2A22=unAnnT一定时，密度一定，圆形管，J/kgJ/kg2、柏努利方程：第一章当u1=u2=0，he=0，hf=0。则：3、流体阻力计算式：静力学基本方程 (1)的计算Re 2000 层流2000 Re 4000 过渡区 Re 4000 湍流经验公式或查图求取(2)非圆形管：4、其它 ppa+p表 ppap真 二、基本概念：二、基本概念：1、流体的基本物性及数据确定 2、稳定流动 3、表压、真空度、绝对压 4、牛顿粘性定律 5、流体的流动类型及判断 6、影响流体流动阻力的主要因素 7、边界层分离及对流动的影响 8、量纲分析法 9、复杂管路的特点 10、流量测量的原理及优缺点 每小时将2104kg的溶液用泵从反应器输送到高位槽（见本题附图）。反应器液面上方保持26.7103Pa的真空度，高位槽液面上方为大气压强。管道为764mm的钢管，总长为50m，管线上有两个全开的闸阀、一个孔板流量计（局部阻力系数为4）、五个标准弯头。反应器内液面与管路出口的距离为15m。若泵的效率为0.7，求泵的轴功率。溶液的密度为1073kg/m3，粘度为6.310-4Pas。管壁绝对粗糙度可取为0.3mm。例例11解：z1=0，z2=15m，u2=u1=0，p1=26.7103Pa(表)，p2=0(表)。=0.3mm,/d=2/1950=0.00105,查得=0.029 例2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763.5mm在操作条件下，泵入口处真空表的读数为25.6103Pa；水流经吸入管与排出管（不包括喷头）的能量损失可分别按hf,1=4u2与hf,2=8u2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87.5103Pa（表压）。试求泵的有效功率。已知：d=7623.5=69mm，hf,1=4u2；hf,2=8u2p1=0Pa(表)，p2=25.6103Pa(真空)；p3=87.5103Pa(表)。132解：1-1与3-3间能量衡算解：2-2与3-3间能量衡算第二章第二章1.气缚、汽蚀现象2.离心泵的工作原理3.离心泵的工作点及流量调节4.离心泵的性能参数及影响因素5.离心泵的选择与安装6.往复泵的工作原理和流量调节7.往复压缩机的工作原理和工作循环8.多级压缩的优点？1、筛分、筛分形状因数:用于表示非球形颗粒的形状。颗粒的平均直径：标准筛2、沉降沉降（1）沉降速度计算：第第 三章小结三章小结层流区 颗粒直径 d，则u0 其它条件相同时，小颗粒后沉降。流体密度和黏度，则u0；，则u0其它条件相同时，颗粒在空气较在水中易沉降。颗粒密度 s，则u0 其它条件相同时，密度大的颗粒先沉降。（2 2）影响沉降速度的因素）影响沉降速度的因素（3）降尘室的操作）降尘室的操作颗粒因沉降被除去的条件：停留时间沉降时间生产能力：含尘气体的处理量Vs，m3/s可分离的最小颗粒直径dmin：颗粒分离百分率(d/dmin)2（1）衡量离心分离性能的指标）衡量离心分离性能的指标 离心分离因数离心分离因数KC：（2）旋风分离器的性能参数）旋风分离器的性能参数分离效率、分离效率、临界直径、压降临界直径、压降3 3、离心沉降原理、离心沉降原理4、过滤、过滤（1）过滤推动力）过滤推动力（2）助滤剂）助滤剂 （3）影响过滤速度的因素影响过滤速度的因素：A.推动力p:加压过滤、真空过滤、重力过滤、离心过滤B.滤液的性质:滤液黏度，过滤速度u。C.滤饼层的性质:滤饼的厚度、空隙率、比表面积等。5、固体流态化、固体流态化（1）几个阶段特点）几个阶段特点固定床阶段：固定床阶段：床层高度、空隙率，均保持不变；阻力服从欧根方程(u，pf）。流化床阶段：流化床阶段：颗粒输送阶段颗粒输送阶段空床流速一定时，有一个稳定的床层上界面。（2）流化类型）流化类型散式流化：散式流化：聚式流化：聚式流化：床层中存在两个不同的相（气-固流态化）（3）流化床的主要特性）流化床的主要特性类似液体的特性几乎恒定的压力损失（4）、）、流化床的操作流化床的操作临界流化速度带出速度流化床操作范围：0mfuuu50气体取n=0.4A0实 nd0l3003.140.025247.1m2t1=10020=80,t2=10080=20A需需 A实实该换热器合用该换热器合用 在单程列管换热器内，用饱和蒸汽加热原料油，温度为160饱和蒸汽在壳程冷凝，原料油走管程，从20加热到106。将流量为850Kg/h的，气体在管内以10m/s流动，换热管为192mm、长4m的钢管，共有25根。若换热器传热量为125W，蒸汽冷凝膜系数为7000W/(m2)，油侧污垢热阻为 0.0005m2/W，管壁和蒸汽侧热阻可不计，试计算:(1)管内油侧的给热系数；(2)如将油的流量增加一倍，此时总传热系数为原来的1.75倍，试求油的出口温度为多少？假设油的物性不变。例例3A0实 nd0l253.140.01945.97m2(2)原工况下当流量增加一倍，传热系数为原来的1.75倍时解得：例4 一单管程列管换热器，采用110C的饱和蒸汽加热管内呈湍流流动的某低黏度液体，管内液体的进出口温度分别为 t1=75C，t2=90C。测得管外蒸汽冷凝的给热系数为4500W/（m2K）；管内流体的给热系数为1450W/（m2K）。若将单管程改为双管程，而其他操作条件不变，试求：改造后换热器的总传热系数；改造后管程流体的出口温度。（假设在操作温度范围内流体的物性参数为常数，管外蒸汽冷凝的给热系数不变，忽略管壁及污垢热阻。）解：(1)双管程的K(2)出口温度解得：蒸发小结一、基本概念：1、减压蒸发的优点2、引起蒸发操作温度差损失的原因3、多效蒸发的特点 多效蒸发的流程、多效蒸发的生产能力、生产强度4、多效蒸发的效数限制5、影响蒸发器生产强度的因素6、常用蒸发设备及特点7、提高加热蒸汽经济性的措施 额外蒸汽的引出、冷凝水自蒸发的利用、热泵蒸发器二、主要公式：1、蒸发水量的计算：2、加热蒸汽消耗量的计算：3、蒸发器所需传热面积的计算：4、溶液沸点的计算：t=T =+例1传热面积为52m2的蒸发器，在常压下蒸发2500kg/h浓度为7%的某水溶液，原料液的温度为95，比热为3.89kJ/kgK，常压下溶液的沸点为103，完成液浓度为45%，加热蒸汽的压力为300kPa，热损失为1.1105W，试估算蒸发器的传热系数。分析：KQ/(Atm)A 52m2 tm Ts tQ DR=Fc0(t1t0)+Wr+QL解：查饱和水蒸汽表：加热蒸汽 ps=300kPa,Ts=133.3,R=2168.1kJ/kg蒸发器p=101.3kPa,T=100,r=2258kJ/kg某单效蒸发器，将某溶液从14%连续浓缩至30%，进料温度为30，原料液比热为3.6kJ/kgK，蒸发操作的平均压强为40kPa，有效传热温度差为11.2 ，加热蒸汽绝对压力为90kPa，若蒸发器传热面积为40m2，蒸发器传热系数为700W/m2K，忽略热量损失，求溶液的沸点升高和原料液的流量。例2Q K AtmA 40m2 tm T tK700W/m2K分析：Q Fc0(tt0)+Wr+QL 用一传热面积为10m2的蒸发器将某水溶液由15%浓缩至40%，沸点进 料，要求每小时蒸得375kg浓缩液。已知蒸发器的传热系数为800W/m2K，蒸发压力为19.6kN/m2（T=59.7 C，r=2360kJ/kg），此操作条件下的温度差损失可取为8C。若溶液浓度对其比热的影响及热损失可忽略不计，问加热蒸汽的温度应多大才能满足要求。习题7-5分析：t=T tm=Ts t解：t=T 59.7867.7Ts118.4
