化工原理讨论与答疑

问1-1．如图所示，在两个压强不同的密闭容器A，B内充满了密度为

的液体，两容器

的液体。试

的上部与下部分别连接两支规格相同的U行管水银压差计，连接管内充满密度为 回答：

（1）pM和pN的关系；

（2）判断1-2，2-3，3-4及5-6，6-7，7-8等对应截面上的压强是否相等；

（3）两压差计读数R与H的关系。

答：（1）pM＞pN。

（2）1-2，3-4，5-6，6-7为等压面（连续的同一介质在同一水平面上）。

（3）R和H相等。

证明：

则

又

则

由于

所以

即

R=H

问1-2．本题附图中所示的高位槽液面维持恒定，管路中ab和cd两段的长度、直径及粗糙度均相同。某液体以一定流量流过管路，液体在流动过程中温度可视为不变。问：（1）液体

通过ab和cd两管段的能量损失是否相等？（2）此两管段的压强差是否相等？并写出它们的表达式；（3）两U管压差计的指示液相同，压差计的读数是否相等？

答：（1）由于管路及流动情况完全相同，故 。

（2）两管段的压强不相等。在a、b两截面间列柏努利方程式并化简，得到

式中 表示a、b两截面间的垂直距离（即直管长度），m。

同理，在c、d两截面之间列柏努利方程并化简，得到

（3）压差计读数反映了两管段的能量损失，故两管段压差计的读数应相等。

问1-3．上题图示的管路上装有一个阀门，如减小阀门的开度。试讨论：（1）液体在管内的流速及流量的变化情况；（2）直管阻力及 量损失情况。

的变化情况；（3）液体流经整个管路系统的能

答：（1）关小阀门，局部阻力加大，管内流速及流量均变小。

（2）直管阻力减小，摩擦系数 变大（Re变小）。

（3）整个管路系统的能量损失不变，即 （包括出口阻力）

问1-4．如本题附图所示，槽内水面维持不变，水从B、C两支管排出，各管段的直径、粗糙度阀门型号均相同，但

＞

槽内水面与两支管出口的距离均相等，水在管内已达完全湍

流状态。试分析：(1)两阀门全开时，两支管的流量是否相等？（2）若把C支管的阀门关闭，这时B支管内水的流量有何改变？（3）当C支管的阀门关闭时，主管路A处的压强比两阀全开时是增加还是降低？

答：（1）C支管流动阻力大，管内流速及流量均小于B支管。（2）B支管内水的流量增大（但小于两支管均全开时的流量和）。（3）

增加（主管能量损失及管内动能比原来减小）。

问1-5．从水塔引水至车间，水塔的水位可视为不变。送水管的内径为50mm，管路总长为 且 >>

，流量为

，水塔水面与送水管出口间的垂直距离为h。今用水量增加50%，需

对送水管进行改装。

（1）有人建议将管路换成内径为75mm的管子（见附图a）。（增加176%）

（2）有人建议将管路并联一根长度为l/2、内径为50mm的管子（见附图b）。（增加26.5%）

（3）有人建议将管路并联一根长度为l、内径为25mm的管子（见附图c）。（增加17.7%）

试分析这些建议的效果。假设在各种情况下，摩擦系数 忽略。

变化不大，水在管内的动能可

答：（1）由于 ，管径变为75mm时流量为原来的2.756倍（净增175.6%）。

（2）并联一段等径管后，流量净增26.5%（题解过程略）。

（3）并联25mm管子后，流量净增17.7%。

问1-6．粘度为0.05Pa·s的油品在φ112×6mm管内流动。管截面上的速度侧形可表达为：

式中y为管截面上任一点到管壁面的径向距离，m；uy为该点的速度，m/s。试回答：

（1）在管内的流型；（2）管截面上的平均流速，m/s；（3）管壁面处的剪应力；

答：（1）速度侧形为抛物线方程，故管内为滞流。

（2）管中心的最大流速为

m/s

m/s

（3） Pa

或

Pa

问1-7．在一管路中安装一标准孔板流量计，某一流量下汞柱压差计的读数为R1。现拟用一喉径与孔径相同的文丘里流量计取代孔板流量计。试判断在同一流量下，文丘里流量计的读数R2和R1的大小关系。

答：R2＜R1(C0＜Cv）。

第二章 流体输送机械

问2-1:刚安装好的一台离心泵，启动后出口阀已经开至最大，但不见水流出，试分析原因并采取措施使泵正常运行。

答：原因可能有两个：其一，启动前没灌泵，此时应停泵、灌泵，关闭出口阀后再启动。其二，吸入管路被堵塞，此情况下应疏通管路后灌泵，关闭出口阀，然后启动泵。

问2-2:搞清楚离心泵的气缚与汽蚀扬程与升扬高度、允许吸上真空度和允许汽蚀余量、允许吸上高度和安装高度各组概念的区别和联系。

答：（1）气缚是指启动前没灌泵或吸入管路不严密，致使泵壳内被气体占据，泵虽启动但因泵的入口不能造成足够的低压，从而不能吸上液体；汽蚀现象则指泵在运转中，入口附近某处压力低于操作条件下工作介质饱和蒸汽压，导致液体汽化，气泡被压缩直至破裂，从而引起泵的振动、噪音、输液量下降、压头降低，严重时还会使叶轮和泵壳汽蚀或裂缝。这是由于泵的安装不当造成的。

（2）扬程又称压头，是泵对1N液体所提供的有效能J/N；而升扬高度指泵上、下游两液面的垂直高度，它只是扬程中位能差一项。

（3）允许汽蚀余量(NSPH)和允许吸上真空度Hs是表示离心水泵抗汽蚀的性能参数，Hs是用于B型水泵，在SI型水泵中已不再用Hs的概念，它们的定义式分别为

式中

pa——大气压

p1 ——泵吸入口允许的最低压力，Pa； pv ——操作温度下液体的饱和蒸汽压，Pa； u1——泵吸入口液体的平均流速，m/s。

（4）允许吸上高度Hg是指上游贮槽液面与泵吸入口之间允许达到的最大垂直距离，m。为保证泵的正常可靠运行，泵的实际安装高度要比Hg再降低（0.5～1.0）m。

问2-3:用离心泵将20℃的清水从水池送至敞口高位槽。在一定转速下，测得一组数据：流量Q，压头H，泵吸入真空度p1，泵出口压力p2，轴功率N。现分析改变如下某一条件，试判断上面五个参数将如何变化：

（1）将泵的出口阀开度加大；

（2）改送密度ρ’＝1200kg/m的水溶液（其它性质与水相近）；

3

（3）泵的转速提高8％；

（4）泵的叶轮直径切割5％。

答：（1）泵出口阀开度加大，Q加大，H降低，N增加，（p2 -p1）减少；

（2）液体密度加大，Q、H不变，N增加，（p2 -p1）增大；

（3）泵转速提高，Q、H、N均加大，（p2 -p1）增大（比例定律）；

（4）切削叶轮直径，Q、H、N及（p2 -p1）均下降（切削定律）。

问:一定转速下，用离心泵向密闭高位槽（表压50kPa）输送水溶液（ρ＝1180kg/m），出口阀门全开时，管路特性方程式为

3

He=A+BQe2

当分别改变如下操作参数时，管路特性方程式中的哪个参数将发生变化：

（1）关小泵出口阀；

（2）改送清水（密闭高位槽压力仍为50kPa）；

（3）将密闭高位槽改为常压。

答：假设改变条件前后流动均在阻力平方区。

（1）关小出口阀，管路局部阻力加大，式中的B变大；

（2）改送清水，液体密度减小，Δp/ρ变大，故式中A变大（Δz不变）；

（3）高位槽改为常压，Δp＝0，因而式中A变小。

第三章 机械分离与固体流态化

问3-1．影响颗粒沉降速度的因素都有哪些？

答：影响颗粒沉降速度包括如下几个方面：

颗粒的因素：尺寸、形状、密度、是否变形等；

介质的因素：流体的状态（气体还是液体）、密度、粘度等；

环境因素：温度（影响ρ、μ）、压力、颗粒的浓度（浓度大到一定程度使发生干扰沉降）等

设备因素：体现为壁效应。

问3-2．多层沉降室和旋风分离器组设计的依据是什么？

答：（1）多层沉降室设计的依据是沉降室生产能力的表达式，即VS=blut

根据此式，VS与设备高度无关，而只是底面积bl和ut的函数。对指定的颗粒，在设备总高度不变条件下，设备n层水平隔板，即使底面积增加nbl倍，从而使生产能力达到原来的（n＋1）倍。如果生产能力保持不变，多层降尘室可使更小的颗粒得以分离，提高除尘效率。

（2）旋风分离组设计的依据是临界粒径定义式，即

当颗粒尺寸及介质被指定之后，B的减小可使dc降低，即分离效果提高。B和旋风分离器的直径成一定比例。在要求生产能力比较大时，采用若干个小旋风分离器，在保证生产能力前提下，提高了除尘效果。

问3-3．若分别采用下列各项措施，试分析转筒过滤机的生产能力将如何变化。已知滤布阻力可以忽略，滤饼不可压缩。

（1）转筒尺寸按比例增大50％。

（2）转筒浸没度增大50％。

（3）操作真空度增大50％。

（4）转速增大50％。

（5）滤浆中固相体积分率由10％增稠至15％，已知滤饼中固相体积分率为60％。

（6）升温，使滤液粘度减小50％。

再分析上述各种措施的可行性。

答：根据题给条件，转筒真空过滤机生产能力的表达式为

而A=πDL

（1）转筒尺寸按比例增大50％。新设备的过滤面积为

A’=(1.5)2A=2.25A

即生产能力为原来的2.25倍，净增125％，需要换设备。

（2）转筒浸没度增大50％

即生产能力净增22.5％。增大浸没度不利于洗涤。

（3）操作真空度增大50％

增大真空度使 为原来的1.5倍，则效果同加大浸没度50％，即生产能力提高了22.5％。

加大真空度受操作温度及原来真空度大小的制约。

（4）滤浆中固体的体积分率由10％提高至15％。Xv的加大使v加大，两种工况下的v分别为

(a)

则

即生产能力（以滤液体积计）下降25.47％

（5）升温，使粘度下降50％

由式a可知

则

即可使生产能力提高41.4％。但温度提高，将使真空度难以保持。工业生产中，欲提高生产能力，往往是几个方法的组合。

问3-4．何谓流化质量？提高流化质量的措施有哪些？

答：流化质量是指流化床均匀的程度，即气体分布和气固接触的均匀程度。提高流化质量的着眼点在于抑制聚式流化床内在不稳定性，即抑制床层中空穴所引发的沟流、节涌现象。

（1）分布板应有足够的流动阻力。一般其值 ，绝对值不低于3.5kPa。

（2）设置床层的内部构件。包括挡网、挡板、垂直管束等。为减小床层的轴向温度差，挡板直径应略小于设备直径，使固体颗粒能够进行循环流动。

（3）采用小粒径、宽分布的颗粒，细粉能起到“润滑”作用，可提高流化质量。

（4）细颗粒高气速流化床提供气固两相较大的接触面积，改善两相接触的均匀性，同时高气速可减小设备尺寸。

第四章 传热

问：什么叫热阻，热阻在分析传热中有什么作用？

答：从传热的几种形式可以看出，传热速率与传热推动力成正比，与传热热阻成反比；

该式与电学中的欧姆定律相比，形式完全类似。可以利用电学中串、并联电阻的计算办法类比计算复杂导热过程的热阻。

问：换热器传热计算有哪两种方法，它们之间的区别是什么？

答：原则上，据导热速率方程和对流传热速率方程可进行换热器的传热计算。但是，采用上述方程计算冷、热流体间的传热速率时，必须知道壁温，而实际上壁温往往是未知的。为便于计算，需避开壁温，而直接用已知的冷、热流体的温度进行计算。为此，需要建立以冷、热流体温度差为传热推动力的传热速率方程，该方程即为总传热速率方程。

总传热速率方程式是换热器传热计算的基本关系式。若以 平均温度差，则积分结果可表示为 此方法称为平均温度差法。

表示传热过程冷、热流体的

，故

，用该式进行传热计算时需先计算出

传热单元数（NTU）法又称传热效率-传热单元数（ε-NTU）法。该法在换热器的校核计算、换热器系统最优化计算方面得到了广泛的应用。例如，换热器的校核计算通常是对一定尺寸和结构的换热器，确定流体的出口温度。因温度为未知数，若用对数平均温度差法求解，就必须反复试算。此时，采用ε-NTU法则较为简便。

问：如何强化换热器中传热过程？

答：所谓换热器传热过程的强化就是力求使换热器在单位时间内、单位传热面积传递的热量尽可能增多。其意义在于：在设备投资及输送功耗一定的条件下，获得较大的传热量，从而增大设备容量，提高劳动生产率；在保证设备容量不变情况下使其结构更加紧凑，减少占有空间，节约材料，降低成本；在某种特定技术过程使某些工艺特殊要求得以实施等。传热过程的强化有以下几条途径：

（1）增大传热面积 增大传热面积，可以提高换热器的传热速率。但增大传热面积不能靠增大换热器的尺寸来实现，而是要从设备的结构入手，提高单位体积的传热面积。工业上往往通过改进传热面的结构来实现。目前已研制出并成功使用了多种高效能传热面，它不仅使传热面得到充分的扩展，而且还使流体的流动和换热器的性能得到相应的改善。例如用翅（肋）片，用轧制、冲压、打扁或爆炸成型等方法将传热面制造成各种凹凸形、波纹型、扁平状等，将细小的金属颗粒烧结或涂敷于传热表面或填充于传热表面间，以实现扩大传热面积的目的，减少管子直径，增加单位体积的传热面积。

（2）增大平均温度差 增大平均温度差，可以提高换热器的传热效率。平均温度差的大小主要取决于两流体的温度条件和两流体在换热器中的流动型式。一般来说，物料的温度由生产工艺来决定，不能随意变动，而加热介质或冷却介质的温度由于所选介质不同，可以有很大的差异。例如，在化工中常用的加热介质是饱和水蒸汽，若提高蒸汽的压力就可以提高蒸汽的温度，从而提高平均温度差。但需指出的是，提高介质的温度必须考虑到技术上的可行性和经济上的合理性。另外，采用逆流操作或增加管壳式换热器的壳程数使

增大，均可得到较大的平均温度差。

（3）增大总传热系数 增大总传热系数，可以提高换热器的传热效率。由总传热系数的计算公式可见，要提高 对

值，就必须减少各项热阻。但因各项热阻所占比例不同，故应设法减少

值影响较大的热阻。一般来说，在金属材料换热器中，金属材料壁面较薄且导热系数高，

不会成为主要热阻；污垢热阻是一个可变因素，在换热器刚投入使用时，污垢热阻很小，不会成为主要矛盾，但随着使用时间的加长，污垢逐渐增加，便可成为障碍传热的主要因素；对流传热热阻经常是传热过程的主要矛盾，也应是着重研究的内容。减少热阻的主要方法有：提高流体的速度；增强流体的扰动；在流体中加固体颗粒；在气流中喷入液滴；采用短管换热器；防止结垢和及时清除垢层。

传热过程强化但单纯追求S、Δtm及K 的提高是不行的。因为所采取的强化措施往往使流动阻力增大，其他方面的消耗或要求增高。因此，在采取强化措施的时候，要对设备结构、制造费用、动力消耗、运行维修等予以全面考虑，采取经济而合理的强化方法。

问：在管壳式换热器中，热应力是如何产生的？为克服热应力的影响采取何种措施？

答：管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备。当换热管与壳体的温差较大（大于50℃）时产生温差应力，需在壳体上设置膨胀节，因而壳程压力受膨胀节强度的不能太高。固定管板式换热器适用于两流体温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。

浮头式换热器两端管板之一不与壳体固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，当换热管与壳体有温差存在，壳体或换热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；U型管式换热器只有一个管板，换热管为U型，管子两端固定在同一管板上。管束可以自由伸缩，当壳体与U型换热管有温差时，不会产生温差应力；填料函式换热器管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。

第五章 蒸发

问：通过与一般的传热过程比较，简述蒸发操作的特点。

答：蒸发操作是从溶液中分离出部分溶剂，而溶液中所含溶质的数量不变，因此蒸发是一个热量传递过程，其传热速率是蒸发过程的控制因素。蒸发所用的设备属于热交换设备。

但蒸发过程又具有其自身的特点，主要表现在：

（1）溶液沸点升高 被蒸发的料液是含有非挥发性溶质的溶液，由拉乌尔定律可知，在相同的温度下，溶液的蒸汽压低于纯溶剂的蒸气压。换言之，在相同压力下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点。因此，当加热蒸汽温度一定，蒸发溶液时的传热温度差要小于蒸发溶剂时的温度差。溶液的浓度越高，这种影响也越显著。在进行蒸发设备的计算时，必须考虑溶液沸点上升的这种影响。

（2）物料的工艺特性 蒸发过程中，溶液的某些性质随着溶液的浓缩而改变。有些物料在浓缩过程中可能结垢、析出结晶或产生泡沫；有些物料是热敏性的，在高温下易变性或分解；有些物料具有较大的腐蚀性或较高的粘度等等。因此，在选择蒸发的方法和设备时，必须考虑物料的这些工艺特性。

（3）能量利用与回收 蒸发时需消耗大量的加热蒸汽，而溶液汽化又产生大量的二次蒸汽，如何充分利用二次蒸汽的潜热，提高加热蒸汽的经济程度，也是蒸发器设计中的重要问题。

问：什么是温度差损失和溶液的沸点升高？并简要分析产生的原因。

答：蒸发计算中，通常将总温度差与有效温度差的差值称为温度差损失，即 。

亦称为溶液的沸点升高。蒸发器内溶液的沸点升高（或温度差损失），应由如下三部分

组成，即

。

（1）由于溶液中溶质存在引起的沸点升高 由于溶液中含有不挥发性溶质，阻碍了溶剂

的汽化，因而溶液的沸点永远高于纯水在相同压力下的沸点。溶液的沸点tB主要与溶液的种类、浓度及压力有关。

（2）由于液柱静压头引起的沸点升高 由于液层内部的压力大于液面上的压力，故相

应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点tB ，二者之差即为液柱静压头引起的沸点升高。

（3）由于流动阻力引起的沸点升高 二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管

路阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高于冷凝器内的压力。换言之，蒸发器内的二次蒸汽的饱和温度高于冷凝器内的温度，由此造成的沸点升高以

表示。

与二次蒸汽在管道中的

流速、物性以及管道尺寸有关，但很难定量分析，一般取经验值，约为1~1.5℃。对于多效蒸发，效间的沸点升高一般取1℃。

问：并流加料的多效蒸发装置中，一般各效的总传热系数逐效减小，而蒸发量却逐效略有增加，试分析原因。

答：在多效蒸发中，各效的操作压力依次降低，相应地，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点亦依次降低。因此，只有当提供的新鲜加热蒸汽的压力较高或末效采用真空的条件下，多效蒸发才是可行的。

平流加料时溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，故溶液在效间的输送可以利用效间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，会产生自蒸发（闪蒸），因而可以多产生一部分二次蒸汽。但是随着溶液从前一效逐效流向后面各效，其浓度增高，而温度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸发器的传热系数下降。

问：多效蒸发中为什么有最佳效数？

答：多效蒸发中随着多效蒸发效数的增加，温度差损失加大。某些溶液的蒸发还可能出现总温度差损失大于或等于总温度差的极端情况，此时蒸发操作则无法进行。因此多效蒸发的效数是有一定的。

一方面，随着效数的增加，单位蒸汽的耗量减小，操作费用降低；而另一方面，效数越多，设备投资费也越大。而且由表5-3可以看出，尽管

随效数的增加而降低，但降低的幅度

越来越小。因此，蒸发的适宜效数应根据设备费与操作费之和为最小的原则权衡确定。

通常，工业多效蒸发操作的效数取决于被蒸发溶液的性质和温度差损失的大小等各种因素。每效蒸发器的有效温度差最小为5~7℃。溶液的沸点升高大，采用的效数少。

问：提高生产强度的措施有哪些？各有什么局限性？

答：提高蒸发强度的基本途径是提高总传热系数K和传热温度差 。

（1）传热温度差 的大小取决于加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力。但加热蒸汽压力

的提高，常常受工厂供气条件的，一般为0.3~0.5MPa，有时可高到0.6~0.8MPa。而冷凝器中真空度的提高，要考虑到造成真空的动力消耗。而且随着真空度的提高，溶液的沸点降低，粘度增加，使得总传热系数K下降。因此，冷凝器的操作真空度一般不应低于10~20 kPa。由以上分析可知，传热温度差的提高是有的。

（2）提高蒸发强度的另一途径是增大总传热系数。总传热系数K取决于两侧对流传热系数和污垢热阻。

蒸汽冷凝的传热系数 通常总比溶液沸腾传热系数 大，即在总传热热阻中，蒸汽冷

凝侧的热阻较小，但在蒸发器操作中，需要及时排除蒸汽中的不凝气体，否则其热阻将大大增加，使总传热系数下降。

管内溶液侧的沸腾传热系数 是影响总传热系数的主要因素。如前所述，影响 的因素

很多，如溶液的性质、蒸发器的类型及操作条件等等。由前面介绍的沸腾传热系数的关联式可以了解影响

的若干因素，以便根据实际的蒸发任务，选择适宜的蒸发器型式及其操作条件。

管内溶液侧的污垢热阻往往是影响总传热系数的重要因素。特别当蒸发易结垢和有结晶析出的溶液时，极易在传热面上形成垢层，使K值急剧下降。为了减小垢层热阻，通常的办法是定期清洗。此外，亦可采用减小垢层热阻的其它措施。例如，选用适宜的蒸发器型式（如强制循环或列文蒸发器等）；在溶液中加入晶种或微量阻垢剂等等。

问：稀释热明显，如何影响生蒸汽的用量？

答：有些溶液，如CaCl2、NaOH的水溶液，在稀释时其放热效应非常显著。因而在蒸发时，作为溶液稀释的逆过程，除了提供水分蒸发所需的汽化潜热之外，还需要提供和稀释热效应相等的浓缩热。溶液浓度越大，这种影响越加显著。

下册

第一章 蒸馏

问：用汽液平衡关系求平衡温度，是求泡点温度还是求露点温度？

答：若已知操作压力和液相组成，则所求的平衡温度为泡点温度，若已知操作压力和汽相组成，则所求的平衡温度为露点温度。无论是求泡点温度还是求露点温度，均需采用试差法。

问：在连续精馏计算中，若非恒摩尔流，应考虑哪些问题？

答：在精馏过程中，若非恒摩尔流，每层塔板的汽、液流量并不相等，此时计算除了应用汽液平衡方程和物料衡算方程（操作线方程）外，还要同时应用热量衡算方程，即对每层塔板进行热量衡算。

问：在完成同样的分离任务下，进料热状况参数越大（即进料温度越低）所需的理论板层数越少，为何工业上还经常将原料液预热接近泡点后进料？

答：在完成同样的分离任务下，进料热状况参数越大（即进料温度越低）所需的理论板层数越少，这一结论是正确的。但精馏过程是传热和传质同时进行的过程，除考虑传质因素外，还应考虑传热因素。若进料温度过低，不利于塔内温度梯度的建立。

问：精馏操作回流比通常为 ，工程设计中有无一个经验的统计数据？

答：有人对一些精馏过程进行过统计，在工程设计中以1.6～1.8的倍数应用最多。

问：在例题或习题中，经常提到泡点回流，泡点回流是指什么？

答：所谓泡点回流是指塔顶上升蒸汽经冷凝后，所得的冷凝液与上升蒸汽处于平衡状态，温度处于泡点，未被冷却介质过冷。泡点回流有利于塔内温度梯度的建立。

问：单板效率与全塔效率有何关系？

答：单板效率反映每层塔板的传质效果，它是基于塔板理论增浓程度的概念，而全塔效率反映全塔的传质效果，它是基于所需理论板数的概念。单板效率越高，全塔效率亦越高，但即使塔内各层塔板的单板效率相等，全塔效率在数值上也不等于单板效率。

问：单板效率的数值有无可能超过100％？

答：单板效率的数值有可能超过100%。在精馏操作中，液体沿精馏塔板面流动时，易挥发组分含量逐渐降低，对n板而言，其上液相组成由

的高含量降为

的低含量，尤其当塔

板直径较大、液体流径较长时，液体在板上的浓度差异更加明显，这就使得穿过板上液层而上升的汽相有机会与高于 面的汽相平均含量，而 能大于

，致使

的液体相接触，从而得到较大程度的增浓。

是与离开第n板的最终液相含量 大于

为离开第n板上各处液

有可

成平衡的汽相含量，

就超过100%。

，此时，单板效率

第二章 气体吸收

问：在多组分系统中，若有A、B两个组分在混合物中进行传质，而其余的组分为惰性组分，此时应如何用摩尔比表示它们的组成？

答：组分A的摩尔比为

；

组分B的摩尔比为

。

问：在分子传质中，总体流动是如何形成的？

答：现以液体吸收气体混合物中溶质组分的过程说明这一问题。设由A、B组成的二元气体混合物，其中 A为溶质，可溶解于液体中，而B不能在液体中溶解。这样，组分A可以通过气液相界面进入液相，而组分 B不能进入液相。由于 A分子不断通过相界面进入液相，在相界面的气相一侧会留下“空穴”，根据流体连续性原则，混合气体便会自动地向界面递补，这样就发生了A、B两种分子并行向相界面递补的运动，这种递补运动就形成了混合物的总体流动。很显然，通过气液相界面组分 A的通量应等于由于分子扩散所形成的组分 A的通量与由于总体流动所形成的组分 A的通量的和。此时，由于组分B不能通过相界面，当组分B随主体流动运动到相界面后，又以分子扩散形式返回气相主体中。

问：在用费克定律求解稳态分子传质问题时，若沿扩散方向的扩散面积是变化的，应如何解决？

答：对于稳态分子传质，扩散速率（kmol/m）为常数，而扩散通量

为常数，否则

3

[ kmol/（m·s）]

2

不一定为常数。若沿扩散方向的扩散面积不变，则下方法求解：

不为常数。此时应按如

由

根据数学知识，确定出关系，将此关系代入上式，分离变量得

积分后，即可求出扩散速率。

问：什么是吸收过程的机理，讨论吸收过程的机理的意义是什么？

答：吸收操作是气液两相间的对流传质过程。对于相际间的对流传质问题，其传质机理往往是非常复杂的。为使问题简化，通常对对流传质过程作一定的假定，即所谓的吸收过程的机理，亦称为传质模型。讨论吸收过程的机理的意义是把复杂的对流传质问题化成分子传质问题求解。

问：在推导用传质单元数法计算填料层高度的基本计算式时，为何采用微元填料层高度衡算，式2-76的右侧为何有负号？

答：填料塔是一种连续接触式设备，随着吸收的进行，沿填料层高度气液两相的组成均不断变化，传质推动力也相应地改变，塔内各截面上的吸收速率并不相同。因此，在推导填料层高度的基本计算式时，需要对微元填料层进行物料衡算。

式2-76的右侧的负号表示随着填料层高度的增加，和均减小。

问：计算填料层的高度有传质单元数法和等板高度法两种方法，计算中如何选用？

答：主要根据已知的数据确定，若已知吸收系数数据，采用传质单元数法，若已知等板高度数据，则采用等板高度法。本章的重点掌握传质单元数法。

第四章 液-液萃取

.问：三角形坐标图有多种类型，在实际应用时如何选择？

答：三角形坐标图的基本类型有等边三角形坐标图、等腰直角三角形坐标图和普通直角三角形坐标图。一般情况下选用等腰直角三角形坐标图，在普通坐标纸上以纵坐标为A组分、以横坐标为S组分采用同一分度进行标绘，即可得三元物系的溶解度曲线。读图时，物系点的纵横坐标值分别是混合物系的A组分的质量分率和S组分的质量分率，在根据归一化条件可得B组分的质量分率。等腰直角三角形坐标图的绘图及读图与普通直角坐标图类似，应用时最为方便。等边三角形坐标图绘图时要采用专门的坐标纸，并且绘图及读图均较麻烦，一般不采用。普通直角三角形坐标图，仅当某组分的组成较低或各线条太密集而不便于绘制时，为提高图示的清晰度及读数的准确度才被采用。

2.问：根据辅助曲线的作法，可得多条辅助曲线，在实际应用时如何选择？

答：过共轭的两个相点作三角形两条边的平行线的交点之平滑联结线即为辅助曲线（共轭曲线），共可得六条辅助曲线。作辅助曲线的目的是通过其寻找已知相的平衡相，为提高作图的准确度，总是希望所作的辅助曲线是这样一条曲线：（1）曲率及其变化不大；（2）与溶解度曲线靠得不是太近；（3）有适当的长度，即不能太短。对于大多数溶解度曲线，通过萃余相点作底直角边的平行线，通过萃取相点作竖直角边的平行线，可得到一条高质量的辅助曲线；通过萃余相点作斜边的平行线，通过萃取相点作竖直角边的平行线，可得到另一条高质量的辅助曲线。

3.问：萃取的计算有多种方法，计算时如何选用？

答：萃取的计算有三角形坐标图解法、直角坐标图解法、解析法等，要根据各计算方法的使用条件，以方便为准来进行选用。三角形坐标图解法是萃取计算的通用方法，它适合于任何萃取体系。当三角形坐标图解所作的线条较多，在三角形坐标图上不易清晰表达时，可将三角形坐标图解转变成x–y直角坐标图解，x–y直角坐标图解法也是通用的计算方法，显然其要比三角形坐标图解麻烦。当稀释剂与萃取剂不互溶时，可采用类似于解吸计算的X–Y直角坐标图解法；再若平衡关系为直线，则可采用解析法计算，避免作图的麻烦及误差。

4.问：单级、多级错流、多级逆流萃取计算的三角形坐标图解时，均用到杠杆规则来确定和点M。由各萃取流程的特点可知，在多级逆流萃取时，原料液F与新鲜萃取剂S并没有直接发生混合，为何仍可应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，从而确定第一级萃取相E的组成及

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量？

答：对于单级萃取和多级错流萃取，原料液（或上一级的萃余相）与新鲜萃取剂直接发生了混合，自然可由杠杆规则来确定和点，和点就是萃取级的物系点。对于多级逆流萃取，虽然原料液F与新鲜萃取剂S没有直接发生混合，但仍可应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，和点M是虚拟物系点，它不代表萃取过程任何级的物系。杠杆规则本质上是物料衡算的几何图解，因此，无论两股物料是否发生混合，都可写出其对应的物料衡算式，自然可应用杠杆规则进行图解计算。在多级逆流萃取计算中，在三角形坐标图上应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，进而确定第一级萃取相E的组成及量，是与整个萃取系统的物料衡算相对应的。

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5.问：对于气液传质的塔设备，气液负荷都有一定的范围，否则会发生液泛等不正常操作现象。对于逆流操作的萃取塔，是否也会发生液泛？

答：与气液传质的塔设备一样，在逆流操作的萃取塔中，分散相和连续相的负荷不能任意增大。流量过大，会引起两相接触时间减少，降低萃取效率；同时两相流速的增大还将引起流动阻力的增加，当速度增大至某一极限值时，一相会因流动阻力的增加而被另一相夹带到自身入口端流出塔外，此时萃取塔即发生了液泛现象。液泛时塔内的正常萃取操作被破坏，实际操作速度应低于液泛速度。

第五章 固体物料的干燥

问：如何判断湿空气的两个性质参数是否相互？

答：首先应理解湿空气各性质参数的意义。如：露点是湿空气等湿冷却至饱和时的温度，因此知道露点相当于知道湿空气的等湿线，即露点与湿度不；绝热饱和温度是湿空气绝热降温增湿至饱和时的温度，其经历等焓过程，即湿空气的焓与绝热饱和温度（或湿球温度）不。只有已知两个的性质参数才能计算其它性质参数，或在H–I图上确定湿空气的状态点，然后再查得其它性质参数。湿空气的性质参数的性总结于附表中。

t t dt √ √ √ √ √ √ t dtw(或tas) H √ × √ p √ × √ ×  √ √ √ √ √ I √ √ × √ √ √ √ √ × × √ √ √ √ tw(或tas)H p  I √ √ √ × × √ √ √ √ √ 注：√ 参数，× 参数不

问：湿空气的湿球温度与其绝热饱和温度有何区别和联系？

答：对于水蒸汽～空气系统，绝热饱和温度 和湿球温度tw在数值上近似相等，且两者

均为初始湿空气温度和湿度的函数。但两者是两个完全不同的概念，主要区别如下：湿球温度

tw是大量空气与湿物料接触，当空气与湿物料之间进行热质传递达到平衡时，湿物料（或湿纱布）

表面的温度，在空气与湿物料接触过程中，空气的温度和湿度不变，即状态不变。绝热饱和温度

是大量湿物料与空气接触，空气经绝热增湿降温至饱和时所能冷却的极限温度，在空气与湿物料接触达饱和的过程中，空气经历的是温度降低、湿度升高而焓保持不变的过程。

问：结合水与平衡水分有何区别和联系？

答：平衡水分是空气状态和物料特性的函数，对一定的物料，平衡水分随空气状态而变化。平衡水分是在一定空气状态下不能被干燥除去的水分，是干燥的极限。结合水只与物料的特性有关，而与空气的状态无关。结合水是能与饱和湿空气平衡的湿物料所含水分的最低值，湿物料的含水量低于此值便会从饱和湿空气中吸收水分。一般地，结合水的一部分是自由水分，其能被干燥除去；另一部分是平衡水分，其不能被一定状态的空气干燥除去。