化工原理例题讲解2011.doc

第一章 流体流动

【例1-1】 已知硫酸与水的密度分别为1830kg/m3与998kg/m3，试求含硫酸为60%（质量）的硫酸水溶液的密度为若干。
解： ，ρm=1372kg/m3

【例1-2】 已知干空气的组成为：O2 21%、N2 78%和Ar 1%（均为体积%），试求干空气在压力为9.81×104Pa及温度为100℃时的密度。
解：首先将摄氏度换算成开尔文
100℃=273+100=373K
再求干空气的平均摩尔质量
Mm=32×0.21+28×0.78+39.9×0.01
=28.96kg/m3
气体的平均密度为：

【例1-3】 某厂要求安装一根输水量为30m3/h的管路，试选择合适的管径。
解： d= ，式中 Vs=m3/s
参考表1-1选取水的流速u=1.8m/s

查钢管规格，确定选用φ89×4（外径89mm，壁厚4mm）的管子，其内径为：
d=89－（4×2）=81mm=0.081m
因此，水在输送管内的实际流速为：

【例1-4】 如本题附图所示，在异径水平管段两截面（1-1'、2-2’）连一倒置U管压差计，压差计读数R=200mm。试求两截面间的压强差。
解：因为倒置U管，所以其指示液应为水。设空气和水的密度分别为ρg与ρ，根据流体静力学基本原理，截面a-a'为等压面，则
pa=pa'
又由流体静力学基本方程式可得
pa=p1－ρgM
pa'=p2－ρg（M－R）－ρggR
联立上三式，并整理得
p1－p2=（ρ－ρg）gR
由于ρg《ρ，上式可简化为
p1－p2≈ρgR
所以p1－p2≈1000×9.81×0.2=1962Pa
【例1-5】 如本题附图所示，蒸汽锅炉上装置一复式U形水银测压计，截面2、4间充满水。已知对某基准面而言各点的标高为z0=2.1m， z2=0.9m， z4=2.0m，z6=0.7m， z7=2.5m。
试求锅炉内水面上的蒸汽压强。
解：按静力学原理，同一种静止流体的连通器内、同一水平面上的压强相等，故有
p1=p2，p3=p4，p5=p6
对水平面1-2而言，p2=p1，即
p2=pa+ρig（z0－z1）
对水平面3-4而言，
p3=p4= p2－ρg（z4－z2）
对水平面5-6有
p6=p4+ρig（z4－z5）
锅炉蒸汽压强 p=p6－ρg（z7－z6）
p=pa+ρig（z0－z1）+ρig（z4－z5）－ρg（z4－z2）－ρg（z7－z6）
则蒸汽的表压为
p－pa=ρig（z0－z1+ z4－z5）－ρg（z4－z2+z7－z6）
=13600×9.81×(2.1－0.9+2.0－0.7)－1000×9.81×
(2.0－0.9+2.5－0.7)
=3.05×105Pa=305kPa

【例1-6】 将高位槽内料液向塔内加料。高位槽和塔内的压力均为大气压。要求料液在管内以0.5m/s的速度流动。设料液在管内压头损失为1.2m（不包括出口压头损失），试求高位槽的液面应该比塔入口处高出多少米？
解：取管出口高度的0－0为基准面，高位槽的液面为1－1截面，因要求计算高位槽的液面比塔入口处高出多少米，所以把1－1截面选在此就可以直接算出所求的高度x，同时在此液面处的u1及p1均为已知值。2－2截面选在管出口处。在1－1及2－2截面间列柏努利方程：

式中p1=0（表压）高位槽截面与管截面相差很大，故高位槽截面的流速与管内流速相比，其值很小，即u1≈0，Z1=x，p2=0（表压），u2=0.5m/s，Z2=0，/g=1.2m
将上述各项数值代入，则
9.81x=+1.2×9.81
x=1.2m
计算结果表明，动能项数值很小，流体位能的降低主要用于克服管路阻力。

【例1-7】20℃的空气在直径为80mm的水平管流过。现于管路中接一文丘里管，如本题附图所示。文丘里管的上游接一水银U管压差计，在直径为20mm的喉颈处接一细管，其下部插入水槽中。空气流过文丘里管的能量损失可忽略不计。当U管压差计读数R=25mm、h=0.5m时，试求此时空气的流量为若干m3/h。当地大气压强为101.33×103Pa。
解：文丘里管上游测压口处的压强为
p1=ρHggR=13600×9.81×0.025
=3335Pa(表压)
喉颈处的压强为
p2=－ρgh=－1000×9.81×0.5=－4905Pa（表压）
空气流经截面1-1'与2-2'的压强变化为

故可按不可压缩流体来处理。
两截面间的空气平均密度为

在截面1-1'与2-2'之间列柏努利方程式，以管道中心线作基准水平面。两截面间无外功加入，即We=0；能量损失可忽略，即=0。据此，柏努利方程式可写为

式中 Z1=Z2=0
所以
简化得 （a）
据连续性方程 u1A1=u2A2
得
u2=16u1 （b）
以式（b）代入式（a），即（16u1）2－=13733
解得 u1=7.34m/s
空气的流量为

【例1-8】 用泵将贮槽中密度为1200kg/m3的溶液送到蒸发器内，贮槽内液面维持恒定，其上方压强为101.33×103Pa，蒸发器上部的蒸发室内操作压强为26670Pa（真空度），蒸发器进料口高于贮槽内液面15m，进料量为20m3/h，溶液流经全部管路的能量损失为120J/kg，泵的效率为0.65，求泵的轴功率。管路直径为60mm。
解：取贮槽液面为1―1截面，管路出口内侧为2―2截面，并以1―1截面为基准水平面，在两截面间列柏努利方程。

式中 Z1=0 Z2=15m p1=0（表压） p2=－26670Pa（表压） u1=0

=120J/kg
将上述各项数值代入，则
泵的有效功率Ne为：
Ne=We·ws
式中

Ne=246.9×6.67=1647W=1.65kW
则泵的轴功率为：

【例1-9】 试推导下面两种形状截面的当量直径的计算式。
（1） 管道截面为长方形，长和宽分别为a、b；
（2） 套管换热器的环形截面，外管内径为d1，内管外径为d2。
解：（1）长方形截面的当量直径

（2）套管换热器的环隙形截面的当量直径

故

【例1-10】 料液自高位槽流入精馏塔，如附图所示。塔内压强为1.96×104Pa（表压），输送管道为φ36×2mm无缝钢管，管长8m。管路中装有90°标准弯头两个，180°回弯头一个，球心阀（全开）一个。为使料液以3m3/h的流量流入塔中，问高位槽应安置多高？（即位差Z应为多少米）。料液在操作温度下的物性：密度ρ=861kg/m3；粘度μ=0.643×10－3Pa·s。
进口突然缩小（入管口） ζ=0.5
90°标准弯头 ζ=0.75
180°回弯头 ζ=1.5
球心阀(全开) ζ=6.4
解：取管出口处的水平面作为基准面。在高位槽液面1－1与管出口截面2－2间列柏努利方程

式中 Z1=Z Z2=0 p1=0（表压）
u1≈0 p2=1.96×104Pa

阻力损失

取管壁绝对粗糙度ε=0.3mm，则：

由莫迪图查得λ=0.039
故

=10.6J/kg
所求位差

截面2－2也可取在管出口外端，此时料液流入塔内，速度u2为零。但局部阻力应计入突然扩大（流入大容器的出口）损失ζ=1，故两种计算方法结果相同。
第二章 流体输送设备
【例2－1】 离心泵特性曲线的测定
附图为测定离心泵特性曲线的实验装置，实验中已测出如下一组数据：
泵进口处p1=2.67×104Pa(真空度)，泵出口处p2=2.55×105Pa(表压)，流量Q=12.5L/s，功率表功率为6.2kW，吸入管直径d1=80mm，压出管直径d2=60mm，两测压点间垂直距离Z2－Z1=0.5m，泵由电动机直接带动，传动效率可视为1，电动机的效率为0.93。实验介质为20℃的清水，试计算在此流量下泵的压头H、轴功率N和效率η。
解：（1）泵的压头 在真空表及压强表所在截面1－1与2－2间列柏努利方程：

式中 Z2－Z1=0.5m
p1=－2.67×104Pa（表压）
p2=2.55×105Pa（表压）
u1=
u2=
两测压口间的管路很短，其间阻力损失可忽略不计，故
H=0.5+
=29.88mH2O
（2）泵的轴功率 功率表测得功率为电动机的输入功率，电动机本身消耗一部分功率，其效率为0.93，于是电动机的输出功率（等于泵的轴功率）为： N=6.2×0.93=5.77kW
（3）泵的效率
=
在实验中，如果改变出口阀门的开度，测出不同流量下的有关数据，计算出相应的H、N和η值，并将这些数据绘于坐标纸上，即得该泵在固定转速下的特性曲线。

【例2－2】 将20℃的清水从贮水池送至水塔，已知塔内水面高于贮水池水面13m。水塔及贮水池水面恒定不变，且均与大气相通。输水管为φ140×4.5mm的钢管，总长为200m（包括局部阻力的当量长度）。现拟选用4B20型水泵，当转速为2900r/min时，其特性曲线见附图，试分别求泵在运转时的流量、轴功率及效率。摩擦系数λ可按0.02计算。
解：求泵运转时的流量、轴功率及效率，实际上是求泵的工作点。即应先根据本题的管路特性在附图上标绘出管路特性曲线。
（1）管路特性曲线方程
在贮水池水面与水塔水面间列柏努利方程
，式中ΔZ=13m Δp=0
由于离心泵特性曲线中Q的单位为L/s，故输送流量Qe的单位也为L/s，输送管内流速为：
=
本题的管路特性方程为：
He=13+
（2）标绘管路特性曲线
根据管路特性方程，可计算不同流量所需的压头值，现将计算结果列表如下：
Qe/L·s－1
0
4
8
12
16
20
24
28
He/m
13
13.14
13.55
14.23
15.2
16.43
17.94
19.72
由上表数据可在4B20型水泵的特性曲线图上标绘出管路特性曲线He－Qe。
（3）流量、轴功率及效率 附图中泵的特性曲线与管路特性曲线的交点就是泵的工作点，从图中点M读得：
泵的流量 Q=27L/s=97.2m3/h
泵的轴功率 N=6.6kW
泵的效率 η=77%
【例2－3】已知空气的最大输送量为14500kg/h。在最大风量下输送系统所需的风压为1600Pa（以风机进口状态计）。风机的入口与温度为40℃，真空度为196Pa的设备连接，试选合适的离心通风机。当地大气压强为93.3kPa。已知101.33kPa，40℃时的ρ=1.128 kg/m3
解：将系统所需的风压p'T换算为实验条件下的风压pT，即
操作条件下ρ'的计算：（40℃，p=（93300－196）Pa）

所以
风量按风机进口状态计

根据风量Q=13940m3/h和风压pT=1846Pa从附录中查得4－72－11NO.6C型离心通风机可满足要求。该机性能如下：
风压 1941.8Pa=198mmH2O；风量 14100 m3/h
效率 91%； 轴功率 10kW
第三章 机械分离与固体流态化

【例3-1】 拟采用降尘室回收常压炉气中所含的球形固体颗粒。降尘室底面积为10m2，宽和高均为2m。操作条件下，气体的密度为0.75kg/m3，粘度为2.6×10－5Pa·s；固体的密度为3000 kg/m3；降尘室的生产能力为3 m3/s。试求：1）理论上能完全捕集下来的最小颗粒直径；2）粒径为40μm的颗粒的回收百分率。
解：1）理论上能完全捕集下来的最小颗粒直径
在降尘室中能够完全被分离出来的最小颗粒的沉降速度为
m/s
由于粒径为待求参数，沉降雷诺准数Ret和判断因子K都无法计算，故需采用试差法。假设沉降在滞流区，则可用斯托克斯公式求最小颗粒直径，即

＜2
核算沉降流型
Ret
原设在滞流区沉降正确，求得的最小粒径有效。
2）40μm颗粒的回收百分率 假设颗粒在炉气中的分布是均匀的，则在气体的停留时间内颗粒的沉降高度与降尘室高度之比即为该尺寸颗粒被分离下来的分率。
由于各种尺寸颗粒在降尘室内的停留时间均相同，故40μm颗粒的回收率也可用其沉降速度u't与69.1μm颗粒的沉降速度ut之比来确定，在斯托克斯定律区则为
回收率= u't / ut=(d'/dmin)2=(40/69.1)2=0.335
即回收率为33.5%。
例3-2 附表1
序号
过滤时间θ，s
过滤压强差Δp，Pa
1
100
3×104
2
500
9×104

【例3-2】在0.04m2的过滤面积上，以1×10－4m3/s的速率对不可压缩的滤饼进行过滤实验，测得的两组数据列于本题附表1中。
今欲在框内尺寸为635mm×635mm×60mm的板框过滤机内处理同一料浆，所用滤布与实验时的相同。过滤开始时，以与实验相同的滤液流速进行恒速过滤，至过滤压强差达到6×104Pa时改为恒压操作。每获得1m3滤液所生成的滤饼体积为0.02m3。试求框内充满滤饼所需的时间。
解：欲求滤框充满滤饼所需的时间θ，可用式3-56进行计算。为此，需先求得式中有关参数。
依式3-55a，对不可压缩滤饼进行恒速过滤时的Δp－θ关系为
Δp=aθ+b
将测得的两组数据分别代入上式：
3×104=100a+b 9×104=500a+b
解得 a=150 b=1.5×104
即 Δp=150θ+1.5×104
因板框过滤机所处理的悬浮液特性及所用滤布均与实验时相同，且过滤速度也一样，故板框过滤机在恒速阶段的Δp－θ关系也符合上式。
恒速终了时的压强差ΔpR=6×104Pa，故
s
由过滤实验数据算出的恒速阶段的有关参数列于本例附表2中。
例3-2 附表2
序号
θ，s
Δp，Pa
V=1×10－4θ，m3
m3/m2
1
100
3×104
0.01
0.25
2
300
6×104
0.03
0.75
由式3-47a知

将上式改写为

应用附表2中数据便可求得过滤常数K和qe，即
（a）
（b）
本题中正好Δp2=2Δp1，于是，K2=2K1。
联解式a、b、c得到
qe=0.25m3/m2 K2=5×10－3m2/s
上面求得的qe、K2为板框过滤机中恒速过滤终点，即恒压过滤的过滤常数。
m3/m2
A=2×0.6352=0.8065m2
滤饼体积 Vc=0.6352×0.06=0.0242m3
单位面积上的滤液体积为 m3/m2
将K、qe、qR及q的数值代入3-56a得
（1.52－0.752）+2×0.25（1.5－0.75）=5×10－3（θ－300）
解得 θ=712.5 s

第四章 传热
【例4-1】 某平壁燃烧炉是由一层耐火砖与一层普通砖砌成，两层的厚度均为100mm，其导热系数分别为0.9W/（m·℃）及0.7W/（m·℃）。待操作稳定后，测得炉膛的内表面温度为700℃，外表面温度为130℃。为了减少燃烧炉的热损失，在普通砖外表面增加一层厚度为40mm、导热系数为0.06W/（m·℃）的保温材料。操作稳定后，又测得炉内表面温度为740℃，外表面温度为90℃。设两层砖的导热系数不变，试计算加保温层后炉壁的热损失比原来的减少百分之几？
解：记加保温层前单位面积炉壁的热损失为，此时为双层平壁的热传导，其导热速率方程为：
W/m2
加保温层后单位面积炉壁的热损失记为，此时为三层平壁的热传导，其导热速率方程为：

故加保温层后热损失比原来减少的百分数为：

【例4-2】 有一列管式换热器，由38根φ25mm×2.5mm的无缝钢管组成。苯在管内流动，由20℃被加热至80℃，苯的流量为8.32kg/s。外壳中通入水蒸气进行加热。试求管壁对苯的传热系数。当苯的流量提高一倍，传热系数有何变化。
解：苯在平均温度℃下的物性可由附录查得：
密度ρ=860kg/m3；比热容cp=1.80kJ/（kg·℃）；粘度μ=0.45mPa·s；导热系数λ=0.14W/（m·℃）。
加热管内苯的流速为
m/s

以上计算表明本题的流动情况符合式4-32的实验条件，故

W/（m2·℃）
若忽略定性温度的变化，当苯的流量增加一倍时，给热系数为α′
W/（m2·℃）
【例4-6】 热空气在冷却管管外流过，α2=90W/（m2·℃），冷却水在管内流过， α1=1000W/（m2·℃）。冷却管外径do=16mm，壁厚b=1.5mm，管壁的λ=40W/（m·℃）。试求：
①总传热系数Ko；
②管外对流传热系数α2增加一倍，总传热系数有何变化？
③管内对流传热系数α1增加一倍，总传热系数有何变化？
解：
①由式4-70可知

W/（m2·℃）
可见管壁热阻很小，通常可以忽略不计。
②
传热系数增加了82.4%。
③
传热系数只增加了6%，说明要提高K值，应提高较小的α2值。

【例4-7】 有一碳钢制造的套管换热器，内管直径为φ89mm×3.5mm，流量为2000kg/h的苯在内管中从80℃冷却到50℃。冷却水在环隙从15℃升到35℃。苯的对流传热系数αh=230W/（m2·K），水的对流传热系数αc=290W/（m2·K）。忽略污垢热阻。试求：①冷却水消耗量；②并流和逆流操作时所需传热面积；③如果逆流操作时所采用的传热面积与并流时的相同，计算冷却水出口温度与消耗量，假设总传热系数随温度的变化忽略不计。
解 ①苯的平均温度℃，比热容cph=1.86×103J/（kg·K）
苯的流量Wh=2000kg/h，水的平均温度℃，比热容cpc=4.178×103J/（kg·K）。热量衡算式为
（忽略热损失）
热负荷 W
冷却水消耗量 kg/h
②以内表面积Si为基准的总传热系数为Ki，碳钢的导热系数=45W/（m·K）

=4.35×10－3+7.46×10－5+3.18×10－3
=7.54×10－3m2·K/W
Ki=133W/（m2·K），本题管壁热阻与其它传热阻力相比很小，可忽略不计。

并流操作 80 50 ℃

传热面积 m2

逆流操作 80 50 ℃

传热面积 m2
因。
③逆流操作 Si=6.81m2，℃
设冷却水出口温度为t'2，则

80 50 ，33.4℃，
t'2=80－33.4=46.6℃
水的平均温度t'=（15+46.6）/2=30.8℃，c'pc=4.174×103J（kg·℃）
冷却水消耗量kg/h
逆流操作比并流操作可节省冷却水：
若使逆流与并流操作时的传热面积相同，则逆流时冷却水出口温度由原来的35℃变为46.6℃，在热负荷相同条件下，冷却水消耗量减少了36.6%。

【例4-8】 有一台运转中的单程逆流列管式换热器，热空气在管程由120℃降至80℃，其对流传热系数α1=50W/（m2·K）。壳程的冷却水从15℃升至90℃，其对流传热系数α2=2000W/（m2·K），管壁热阻及污垢热阻皆可不计。当冷却水量增加一倍时，试求①水和空气的出口温度t'2和T'2，忽略流体物性参数随温度的变化；②传热速率Q'比原来增加了多少？
解：①水量增加前 T1=120℃，T2=80℃，t1=15℃，t2=90℃，
α1=50W/（m2·K），α2=2000W/（m2·K），

（a）
水量增加后

（b）
或 （c）
（d）
式（c）代入式（d），得 （e）
由式（c）与（e）得 t'2=61.9℃ T '2=69.9℃
②即传热速率增加了25%。

第六章 吸收

【例6-1】 总压为101.325kPa、温度为20℃时，1000kg水中溶解15kg NH3，此时溶液上方气相中NH3的平衡分压为2.266kPa。试求此时之溶解度系数H、亨利系数E、相平衡常数m。
解：首先将此气液相组成换算为y与x。
NH3的摩尔质量为17kg/kmol，溶液的量为15kg NH3与1000kg水之和。故

由式（6-11） E=P·m=101.325×1.436=145.5kPa
或者由式（6-1） kPa
溶剂水的密度ρs=1000kg/m3，摩尔质量Ms=18kg/kmol，由式（6-10）计算H
kmol/（m3·kPa）
H值也可直接由式6-2算出，溶液中NH3的浓度为
kmol/m3
所以 kmol/（m3·kPa）

【例6-3】 含氨极少的空气于101.33kPa，20℃被水吸收。已知气膜传质系数kG=3.15×10-6kmol/（m2·s·kPa），液膜传质系数kL=1.81×10-4kmol/（m2·s·kmol/m3），溶解度系数H=1.5kmol/（m3·kPa）。气液平衡关系服从亨利定律。求：气相总传质系数KG、KY；液相总传质系数KL、KX。
解：因为物系的气液平衡关系服从亨利定律，故可由式（6-37）求KG

KG=3.089×10-6kmol/（m2·s·kPa）
由计算结果可见 KG≈kG
此物系中氨极易溶于水，溶解度甚大，属“气膜控制”系统，吸收总阻力几乎全部集中于气膜，所以吸收总系数与气膜吸收分系数极为接近。
依题意此系统为低浓度气体的吸收，KY可按式（6-36）来计算。

根据式（6-37）求KL

kmol/（m2·s·）
同理，对于低浓度气体的吸收，可用式（6-36）求KX
KX=KL·c
由于溶液浓度极稀，c可按纯溶剂——水来计算。
kmol/m3
KX=KL·c=2.08×10-6×55.6=1.16×10-4kmol/（m2·s）

【例6-4】 由矿石焙烧炉出来的气体进入填料吸收塔中用水洗涤以除去其中的SO2。炉气量为1000m3/h，炉气温度为20℃。炉气中含9%（体积分数）SO2，其余可视为惰性气体（其性质认为与空气相同）。要求SO2的回收率为90%。吸收剂用量为最小用量的1.3倍。已知操作压力为101.33kPa，温度为20℃。在此条件下SO2在水中的溶解度如附图所示【查图法确定m】。试求：
（1）当吸收剂入塔组成X2=0.0003时，吸收剂的用量（kg/h）及离塔溶液组成X1。
（2）吸收剂若为清水，即X2=0，回收率不变。出塔溶液组成X1为多少？此时吸收剂用量比（1）项中的用量大还是小？
解：将气体入塔组成（体积分数）9%换算为摩尔比

=0.099kmol（二氧化硫）/kmol（惰性气体）
根据回收率计算出塔气体浓度Y2
回收率
所以
Y2=Y1（1－η）=0.099（1－0.9）
=0.0099kmol（二氧化硫）/kmol（惰性气体）
惰性气体流量V
kmol（惰性气体）/h
=0.0105kmol（惰性气体）/s
从例6-4附图查得与Y1相平衡的液体组成
X1*=0.0032kmol（SO2）/kmol（H2O）
（1） X2=0.0003时，吸收剂用量L
根据式（6-44）可求得

kg/h
因为
所以
=0.00253kmol（二氧化硫）/kmol（水）
（2）X2=0，回收率η不变时
回收率不变，即出塔炉气中二氧化硫的组成Y2不变，仍为
Y2=0.0099kmol（二氧化硫）/kmol（惰性气体）

吸收剂用量L
kg/h
出塔溶液组成X1

=0.00246kmol（SO2）/kmol（H2O）
由（1）、（2）计算结果可以看到，在维持相同回收率的情况下，吸收剂所含溶质浓度降低，溶剂用量减少，出口溶液浓度降低。所以吸收剂再生时应尽可能完善，但还应兼顾解吸过程的经济性。

【例6-5】 用SO2含量为0.4g/100gH2O的水吸收混合气中的SO2。进塔吸收剂流量为37800kgH2O/h，混合气流量为100kmol/h，其中SO2的摩尔分率为0.09，要求SO2的吸收率为85%。在该吸收塔操作条件下SO2－H2O系统的平衡数据如下：
x
5.62×10-5
1.41×10-4
2.81×10-4
4.22×10-4
5.62×10-4
y*
3.31×10-4
7.89×10-4
2.11×10-3
3.81×10-3
5.57×10-3

x
8.43×10-4
1.40×10-3
1.96×10-3
2.80×10-3
4.20×10-3
6.98×10-3
y*
9.28×10-3
1.71×10-2
2.57×10-2
3.88×10-2
6.07×10-2
1.06×10-1

求气相总传质单元数NOG。
解：吸收剂进塔组成
吸收剂进塔流量 L≈37800/18=2100kmol/h
气相进塔组成
气相出塔组成 Y2=9.89×10-2×（1－0.85）=1.48×10-2
进塔惰气流量 V=100×（1－0.09）=91 kmol/h
出塔液相组成
=
由X2与X1的数值得知，在此吸收过程所涉及的浓度范围内，平衡关系可用后六组平衡数据回归而得的直线方程表达。回归方程为
Y*=17.80X－0.008 即m=17.80，b=－0.008
与此式相应的平衡线见本例附图中的直线ef。
操作线斜率为
与此相应的操作线见附图中的直线ab。
脱吸因数
依式6-61计算NOG：
Y1*=mX1+b=17.80×0.00477－0.008=0.0769
Y2*=mX2+b=17.80×0.00113－0.008=0.0121
ΔY1=Y1－Y1*=0.0989－0.0769=0.0220
ΔY2=Y2－Y2*=0.0148－0.0121=0.0027

或依式6-59计算NOG：

【例6-7】 用洗油吸收焦炉气中的芳烃，含芳烃的洗油经解吸后循环使用。已知洗油流量为7kmol/h，入解吸塔的组成为0.12kmol（芳烃）/kmol（洗油），解吸后的组成不高于0.005kmol（芳烃）/kmol（洗油）。解吸塔的操作压力为101.325kPa，温度为120℃。解吸塔底通入过热水蒸气进行解吸，水蒸气消耗量V/L=1.5（V/L）min。平衡关系为Y*=3.16X，液相体积传质系数KXa=30kmol/（m3·h）。求解吸塔每小时需要多少水蒸气？若填料解吸塔的塔径为0.7m，求填料层高度。
解：水蒸气不含芳烃，故Y2=0；X1=0.12

水蒸气消耗量为
V=0.455L=0.455×7=3.185kmol/h=3.185×18=57.3kg/h

m
填料层高度 Z=HOL·NOL=0.303×6.84=2.07m

【例6-8】在一填料层高度为5m的填料塔内，用纯溶剂吸收混合气中溶质组分。当液气比为1.0时，溶质回收率可达90%。在操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X。现改用另一种性能较好的填料，在相同的操作条件下，溶质回收率可提高到95%，试问此填料的体积吸收总系数为原填料的多少倍？
解：本题为操作型计算，NOG宜用脱吸因数法求算。
原工况下：

其中

因X2=0 则：
故
气相总传质单元高度为：

新工况（即新型填料）下：

则
即新型填料的体积传质系数为原填料的1.38倍。
讨论：对一定高度的填料塔，在其它条件不变下，采用新型填料，即可提高KYa，减小传质阻力，从而提高分离效果。

【例6-9】在一逆流操作的填料塔中，用循环溶剂吸收气体混合物中溶质。气体入塔组成为0.025（摩尔比，下同），液气比为1.6，操作条件下气液平衡关系为Y=1.2X。若循环溶剂组成为0.001，则出塔气体组成为0.0025，现因脱吸不良，循环溶剂组成变为0.01，试求此时出塔气体组成。
解：两种工况下，仅吸收剂初始组成不同，但因填料层高度一定，HOG不变，故NOG也相同。由原工况下求得NOG后，即可求算出新工况下出塔气体组成。
原工况（即脱吸塔正常操作）下：
吸收液出口组成由物料衡算求得：

吸收过程平均推动力和NOG为：
ΔY1=Y1－mX1=0.025－1.2×0.0151=0.00688
ΔY2=Y2－mX2=0.0025－1.2×0.001=0.0013

新工况（即脱吸塔不正常）下；
设此时出塔气相组成为Y2′，出塔液相组成为X1′，入塔液相组成为X2′，则吸收塔物料衡算可得：
（a）
NOG由下式求得

即
0.025－1.2X1′=5.366（Y2′－0.012）
联立式（a）和式（b），解得：
Y2′=0.0127
X1′=0.0177
吸收平均推动力为：

讨论：计算结果表明，当吸收－脱吸联合操作时，脱吸操作不正常，使吸收剂初始浓度升高，导致吸收塔平均推动力下降，分离效果变差，出塔气体浓度升高。

典型试题
1、 已知某地区的大气压为720mmHg，该地区有一设备的真空表读数为80mmHg，则设备内的绝对压强为 mH2O, Pa。
2、 离心泵与往复泵在启动与调节时的不同点有哪些？
3、 传热的基本方式有哪三种？
4、 等边三角形的边长为a，其当量直径为。
5、 流体在管内层流时的速度分布是型曲线，管内中心流速为平均流速的，摩擦系数与雷诺数的关系。
6、 两种厚度相同的保温材料，一般是把的材料包在内侧，以达到保温效果。