冷凝水排除器不通畅,有积水现象,使K减小。

(5) ① 液相 气相 ② 气膜 ③ 塔底

(6) 或,可以分离,不能用普通精馏方法加以分离.

(7) Δp2 /Δp1 = 1/16

(8) 10.33;1.0133105;0。01;0。001

(9) 真空表 压力表 调节阀 压力表 出口阀 流量

(10) 管路特性 泵的性能 调节回流支路的阀的

(11) 小, 小

(12) 8000Kg/h 16。13%

(13) 小,大

(14) 变小,变大,变大

(15) 126

(16) 套管式换热器,列管式换热器,夹套式换热器,板式换热器,螺旋板式换热器,蛇管式换热器,板翅式换热器等任选五种。

(17) 下降 传热温差减小;基本不变 二种压力蒸汽的冷凝潜热基本相同 每空0。5分

(18) 8000Kg/h 16.13%

(19) 不变;增加

(20)

[三]问答题

1 (1) 相同

(2) 理论上多效蒸发的生产强度约为单效的1/n

(3) 因由前一效进入后一效的料液呈过热状态,所以部份料液自行蒸发, 产生了较多的二次蒸汽

2.

① 装在泵的出口。因装在吸入管在阀关小时容易导致汽蚀发生,损坏叶轮,所以。(2分)

②在0—0与1—1之间列伯努利方程 (3分)gZ+U2/2+P/ρ+∑hf=Const

∵ 阀开大时,U↑, 而 U↑导致∑hf↑和U2/2↑,从而导致P/ρ↓

即:p1上的读数(真空度)增大(而绝对压力下降)。

在0—0与2—2之间列伯努利方程式: Ws+E=gZ+U2/2+P/ρ+∑hf 

∵ 阀开大使U↑导致U2/2↑和∑hf ↑

另一方面泵的新工作点处He下降(亦即Ws下降),故P/ρ也下降,

压力表2的读数p2也降低。

3.(1)饱和水蒸气走环隙,空气走管程.蒸汽可从任一侧通入,无逆流、并流之分。

(2)Q=αi Ai Δtm

Δt2 =tw 2 -t2  Δt1 =tw 1 —t1

Δtm = (Δt2 —Δt1 )/Ln(Δt2 /Δt1 )

(3)测定饱和水蒸气温度T、t1、t2和Wh 或Wc ,所测K值应与空气的对流给热系数相近。

(4)设法提高管内空气的流速最方便

∴ 此时 K≈αi , 而αi ∝ui0.8

[四]计算题 ⑴Na=Ne/η Ne=W·We W=10×1000/3600=2。778kg/s

We-—泵对单位质量流体所做的有效功。 为此:选取1-1与2—2截面,并以 1-1截面为基准面。在两截面间作机械能衡算:

gZ1+(p1/ρ)+(u12/2)+We=gZ2+(p2/ρ)+(u22/2)+Σhf

∵Z1=0 Z2=2+18=20M p1=p2=0 u1=u2=0 We=g·Z2+Σhf

Σhf=λ(ΣL/d)(u2/2)

u=(V/3600)/[(π/4)d2]=(10/3600)/(0。785×0.052)=1.415m/s

Σhf=0.025×(100/0.05)(1.4152/2)=50。06J/kg

We=9。81×20+50。06=246.25J/kg

Ne=W·We=2.778×246。25=684J/s Na =Ne/0.8=684/0.8=855W

⑵再就3-3与2-2截面作机械能衡算,并取3—3为基准面

gZ3+(p3/ρ)+(u32/2)=gZ2+(p2/ρ)+(u22/2)+Σhf，压

∵Z3=0 Z2=18 p2=0 u2=0

∴p3/ρ=gZ2+Σhf，压—(u32/2)=9。81×18+λ(L压/d)(u32/2)-(u32/2)

=176.58+0。025(80/0.05)×(1.4152/2)-(1.4152/2) =215.6J/kg

p3=1000×215。6=215.6×103Pa p3=215。6×103/(9。81×104)=2.198kgf/cm2 (表)

[五]计算题

(1) Re=dG/μ=0.02×8000/[(3600×0.785×0.022×300)×(1.98×10-5)]

=2。38×104〉104

Pr=0.7 L/d=2/0。025=80

∴α=0.023(λ/d)Re0.8Pr0。4=0。023×(2。85×10—2/0.02)×(2.38×104)0.8×0。70。4

=90。1W/(m2·℃)

(2) 1/K1=1/1+d1/(2·d2)=1/104+25/(90.1×20)=0.01397(m2·℃)/W

∴K1=71.6W/(m2·℃)

(3) Q=W2cp2(t2-t1)=(8000/3600)×103×(85-20)=1。44×105W

Δtm=[(108—20)-(108-85)]/Ln[(108-20)/(108—85)]=48。4℃

A1=nπd1L=300×3.14×0。025×2=47。1m2

Q=K1A1/Δtm

A1'=Q/K1Δtm=1。44×105/(71。6×48.4)=41。6 m2

A1’〈A1 满足要求

(4) 求壁温Tw

∵壁的热阻忽略 ∴Tw=tw

空气平均温度tm=(20+85)/2=52.5℃

∵ (T-Tw)/(1/1)=(Tw—tm)/[d1/(d 2)]

即(108-Tw)/(1×10—4)=(Tw-52。5)/[25/(90。1×20)]

∴ Tw=107.6℃

即壁温接近外侧蒸汽温度(或α大的一侧流体的温度)

[六]计算题 j08a10011 (题分:10)

属低浓气体吸收

(1) 溶液最大出口浓度为x1e

(2)

(2)

(4)

[七]计算题

(1)

(3)

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提馏段操作线方程为:

[八]计算题

⑴u=V/[(π/4)d2]=0.012/[(π/4)×0。062]=4.24m/s 吸入管阻力损失:

hf.s=0。5u2/2g+0.75u2/2g+0。03(6/0。06)(4.242/2g)=(0.5+0。75+3)×4。242/(2×9.81)=3。90m 压出管阻力损失hf.D =(2×0。75+6。4+1+0.03×13/0.06)×4.242/2g=14。1m

故泵的扬程为H=△Z+△p/(ρg)+ hf =28m

⑵在泵进口断面上,从液面至此截面列伯努利方程:

0=pb/(ρg)+2+4。242/(2×9。81)+ hf。s = pb/(ρg)+2+0.92+3.9

∴pb=0。682at(真)

⑶当高位槽沿原路返回时,在槽面与水面间列伯努利式:10=hf,s′+hf，D′

10=[(0。5+0.75+0。03×(6/0.06)+2×0.75+6.4+1+0.03×(13/0。06)]×u2/2g

∴u′=3.16m/s V′=8.93×10-3m3/s

流量小于原值

[九]计算题

由两流体的热衡算得:

4×1000×4。18(105—48)=3840×3。3(t2-16) 得 t2 =91.2℃

传热速率方程式为: Q=Ko πdo LΔtm

其中: Δtm =[(48-16)-(105-91。2)]/Ln[(48-16)/(105-91.2)]=21。6℃

Q=(3840/3600)×3。3×103 ×(91.2—16)=2.647×105W

Re=di G/μ={0。033×3840/[3600×(π/4)×0。0332 ]}/(0.95×10— 3 )=4.334×104>104

Pr=cp μ/λ=3.3×103 ×0.95×10- 3 /0。56=5.6

αi=0。023(λ/d i )Re0.8 Pr0。4 =0.023×(0。56/0。033)×(4。334×104)0.8 ×5。60.4=3983 W/(m2·℃)

Ko =1/(1/αo +do /(di αi )+Ro +Ri do /di ) (忽略管壁热阻)

Ko =1/[1/5000+38/(33×3983)+1/3846+38/(33×3788)]=950W/(m2·℃)

∴2.647×105=950×π×0.038L×21.6

得: L=108m 108/6=18段

[十]计算题 属低浓气体吸收

(1) 出口矿物油中溶质的最大浓度为:

(2)

或

(3)

(4)

.