- •1. Ответы на первый вопрос в билете.
- •1. Вывести диф. уравнение конвективного переноса массы. Провести аналогию с диф. уравнением конвективного теплообмена.
- •2. Вывести диф. уравнение конвективного переноса массы. Привести виды диф. уравнения конвективного массообмена для частных случаев: установившегося массообена; массообмена в неподвижной среде.
- •3. Вывести диф. уравнение конвективного переноса массы. Первый закон Фика. Уравнение массоотдачи.
- •4. Вывести диф. уравнение конвективного переноса массы. Связь между переменными в этом уравнении с использованием методов теории подобия. Физический смысл критериев подобия (Числа Нуссельта, Пекле, Прандтля, Фурье и др.)
- •5. Вывести диф. уравнение конвективного переноса массы. Связь между переменными в этом уравнении с использованием методов теории подобия.
- •6. Вывести уравнение аддитивности диффузионных сопротивлений. Интенсификация массопередачи путем воздействия на лимитирующую стадию.
- •7. Материальный баланс непрерывного установившегося процесса при различных способах выражения составов фаз и их расходов. Уравнения рабочих линий.
- •8. Вывести уравнение для расчета средней движущей силы массопередачи для случая прямой линии равновесия.
- •9. Вывести уравнения для расчета средней движущей силы массопередачи для случая прямой линии равновесия. Организация потоков в массообменных аппаратах.
- •10. Методы расчета высоты массообменных аппаратов с непрерывным контактом фаз. Вывести уравнения аддитивности для ЧЕП, ВЕП.
- •11. Вывести уравнение простой перегонки. Уравнения материального баланса процесса.
- •12. Вывести уравнения рабочих линий ректификационной колонны непрерывного действия.
- •13. Вывести уравнение теплового баланса ректификационной колонны непрерывного действия. Как определяется расход греющего пара в кипятильнике?
- •14. Вывести уравнение теплового баланса ректификационной колонны непрерывного действия. Как определяется расход теплоносителя в дефлегматоре?
- •15. Получить уравнения материального и теплового балансов воздушной конвективной сушилки.
- •16. Получить уравнения для расчета расходов воздуха и теплоты в процессе конвективной сушки.
- •17. Составить уравнения материального баланса при разделении суспензий и вывести из них выражения для расчета массового расхода осветленной жидкости и осадка.
- •18. Вывести формулу для определения поверхности осаждения отстойников.
- •19. Получить с необходимыми пояснениями критерий Архимеда. Каков его физический смысл и как он используется при расчете скорости осаждения?
- •20. Осаждение под действием силы тяжести. Силы, действующие на частицу. Вывести уравнение для определения скорости свободного осаждения шара.
- •2. Дифференциальное уравнение фильтрования с учетом сопротивления фильтровальной перегородки.
- •3. Привести уравнение фильтрования при постоянном перепаде давления к виду, удобному для экспериментального определения сопротивления осадка и фильтровальной перегородки.
- •4. Основные параметры, характеризующие зернистый слой. Получить выражения эквивалентного диаметра через удельную поверхность и диаметр частиц.
- •5. Получить различные выражения критерия Рейнольдса (через удельную поверхность и через размер частиц) применительно к зернистым слоям.
- •2. Ответы на второй вопрос в билете.
- •1. Методы расчета высоты массообменных аппаратов с непрерывным контактом фаз. Модифицированное уравнение массопередачи.
- •2. Методы расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Методы оценки эффективности ступени.
- •3. Метод кинетической линии расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Порядок построения кинетической линии.
- •4. Методы расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Расчет тарельчатых колонн на основе понятия теоретической тарелки.
- •5. Метод расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз, основанный на определении числа единиц переноса.
- •6. Определение минимального расхода поглотителя при абсорбции.
- •7. Описать гидродинамические режимы в насадочных колонных аппаратах.
- •8. Описать с указанием необходимых обозначений и допущений построение рабочих линий для ректификационной колонны непрерывного действия при постоянстве расходов фаз.
- •9. Влияние флегмового числа на размеры ректификационной установки и расход греющего пара. Определение оптимального флегмового числа при расчете ректификационных колонн.
- •13. Привести схему процесса конвективной сушки с рециркуляцией отработанного воздуха. Каково назначение циркуляции? Как определить параметры смеси свежего и рециркулирующего воздуха?
- •16. Изобразить кривые сушки и скорости сушки. Указать периоды сушки. Для чего строятся эти кривые?
- •17. Назвать и сопоставить основные способы разделения суспензий. Указать их преимущественные области применения.
- •18. Охарактеризовать основные способы очистки газов от пыли. Указать их преимущественные области применения.
- •19. Действительная и фиктивная (приведенная) скорости потока в зернистом слое. Каково соотношение между ними?
- •21. Расчет диаметра аппарата с псевдоожиженным слоем.
- •22. Каковы пределы (по скорости потока) существования режима псевдоожижения в зернистом слое? Что такое число псевдоожижения?
Рейнольдса, выраженный через фиктивную скорость жидкости и размер частиц слоя.
6.Вывести формулы для расчета гидравлического сопротивления неподвижного зернистого слоя при ламинарном потоке жидкости (коэффициент сопротивления λ = 133/Re).
|
При расчете гидравлического сопротивления зернистого слоя используется |
|
|
||||||||||||||||
зависимость: |
p=λ |
l |
|
ρ w2 |
. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
d э |
2 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
Подставив в это уравнение вместо длины канала высоту зернистого слоя H, а также |
|
|
|||||||||||||||||
выражения для dэ и w0, получим: |
p= |
3(1−ε ) |
λ |
H |
|
ρ w02 |
. Считая, что |
|
|
||||||||||
2Ф ε 3 |
d ч |
2 |
|
|
|||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||
λ =133 |
= 133 3(1−ε )μ |
, получаем |
p=150 (1−ε )2 μ H w |
=150 |
ϕ (1−ε )2 μ H w |
|
, где |
||||||||||||
Re |
|
2 Фw0 d ч ρ |
|
|
|
|
|
Ф2ε 3 dч2 0 |
|
ε 3 d ч |
0 |
|
|||||||
ϕ = |
1 |
|
- коэффициент формы. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||
Ф2 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
2. Ответы на второй вопрос в билете.
1.Методы расчета высоты массообменных аппаратов с непрерывным контактом фаз. Модифицированное уравнение массопередачи.
Рассмотрим массообмен при условии, что линия равновесия прямая, т. е. y* = mx, и рабочая линия описывается уравнением прямой y = Ax + B (где y > y*), т. е. процесс идет из фазы Фy в фазу Фx (x < x*). Допускаем также, что на границе раздела фаз устанавливается равновесие, т. е. Сопротивление массопереносу практически отсутствует. Таким образом, предполагается аддитивность фазовых сопротивлений. Полагаем, что константа фазового равновесия меньше единицы (m < 1) и в этом случае линий концентраций в фазе Фx будет располагаться выше линии концентраций в фазе Фy.
При установившемся процессе для поверхности контакта уравнение массоотдачи для фазы Фy имеет вид: dM =β y ( y−yгр)dF , а для фазы Фx: dM =β x( xгр−x)dF .
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
[ |
|
|
|
] |
|
|
|
|
|
|
m |
|
m |
|
|
|
|
|
|
|
m |
|
|||
x |
гр |
= yгр и |
x= y* |
, откуда получим |
dM =β |
x |
|
yгр* |
− |
y* |
|
dF= |
β x ( y* − y*)dF . |
||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
гр |
Перепишем уравнения относительно сопротивления в каждой из фаз с учетом yгр = y*гр:
|
1 |
=dF |
( y−y |
*гр) |
; |
|
m |
=dF |
|
( yгр* −y* ) |
. |
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||
|
β y |
|
dM |
|
|
|
β x |
|
dM |
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||
Сложим эти выражения, получив в левой части общее сопротивление Ry процессу |
|||||||||||||||||||||||||||||
массопереноса: |
|
|
1 |
+ |
m |
=Ry= dF ( y− y* ) |
. Выразим dM: dM = |
|
1 |
|
|
|
( y−y* )dF . |
||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
1 |
|
|
m |
||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
β y |
|
β x |
|
dM |
|
|
+ |
|
|
||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
β y |
|
β x |
|
|
|
Но |
|
|
1 |
|
|
|
= |
|
1 |
=K y , а |
( y−y*)= yср |
, тогда dM =K y yср dF . |
|
|
|
||||||||||||||
1 |
|
|
m |
|
|
|
|
|
|||||||||||||||||||||
|
|
+ |
|
|
|
Ry |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||
|
|
|
β y |
|
β x |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Для всей поверхности массопередачи: M =K y F yср , для фазы Фx: M =K x F xср .
F – трудно определимая величина, поэтому ее связывают с высотой аппарата для упрощения расчетов: F =Va= HSa , где S – поперечное сечение аппарата (определяется из уравнения
расхода: S = Q/W, м2). Отсюда H = |
F |
. Подставляем выражение для F из уравнения |
|||||||||||||||||||||||||
Sa |
|||||||||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
M |
|
|
|
|
M |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||
массопередачи: |
|
H |
= |
|
|
|
или |
H = |
|
. |
|
|
|
|
|
|
|
||||||||||
|
K y S a |
yср |
|
K x S a |
xср |
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||||||
Но M = G(yн — yк) = L(xк — xн). Тогда: |
H = |
G |
|
yн− yк |
|
и |
H = |
G xк−x |
н |
. |
|||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||||||||||
K y S a yср |
K x S a xср |
|
|||||||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||
Обозначим |
|
G |
=h0y ; |
|
G |
=h0x |
- ВЕП (высота единицы переноса), |
|
|
||||||||||||||||||
K y S a |
|
K x S a |
|
|
|||||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||
|
y н− yк |
=n0y ; |
|
xк−xн |
=n0x |
- ЧЕП (число единиц переноса). Тогда H = n0yh0y = n0xh0x. Этим |
|||||||||||||||||||||
|
|
|
|||||||||||||||||||||||||
|
yср |
|
|
xср |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
методом по эмпирическим зависимостям находят h0y и h0x, а затем величину H, минуя трудноопределяемую поверхность F межфазного контакта.
Расчет высоты также можно производить с помощью ЧТТ (числа теоретических тарелок) или ЧТС (числа теоретических ступеней).
Теоретической ступенью изменения концентрации (теоретической тарелкой) называют такое изменение концентрации, когда происходит процесс полного (теоретического) обмена распределяемого вещества между обеими фазами (когда y2 = y1* (1-вход, 2-выход)).
H = nтhэ, где hэ — высота аппарата, которая по своем разделяющему действию эквивалентна одной ступени изменения концентрации (ВЭТС) или теоретической тарелке (ВЭТТ); nт — число теоретических тарелок.
hэ зависит от наклона m линии равновесия. |
h = |
G |
ln |
1/ A |
, где |
A= |
L |
. |
K y a S |
1/ A−1 |
|
||||||
|
э |
|
|
|
mG |
2.Методы расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Методы оценки эффективности ступени.
Уравнение массопередачи.
M =K y F yср .
Но Ky трудно определить из-за поверхности массопередачи F на тарелке, поэтому его относят условно к единице поверхности тарелки S. При этом F =aV п=ahп S , где Vп и hп -
объем и высота пены (газожидкостного слоя) на тарелке; a – удельная поверхность контакта
фаз в пене на тарелке, |
a= 6ε |
; ε - газонаполнение; dп — средний поверхностно-объемный |
|||||
диаметр пузыря). |
|
d п |
|
|
|
||
|
|
|
|
|
|
||
Тогда M =K y ahп S |
yср=K yS S yср , где K yS=K y a hп - коэффициент массопередачи, |
||||||
отнесенный к единице поверхности тарелки; S – рабочая поверхность всех тарелок в |
|||||||
аппарате, причем K yS= |
|
1 |
|
|
, где βyS и βxS – коэффициенты массоотдачи, отнесенные |
||
1 |
+ |
m |
|||||
|
|
|
|||||
|
|
β yS |
β xS |
|
|
||
к единице площади тарелки. |
|
|
|
|
Количество реальный ступеней находят так: |
n |
= |
S |
, где Sт = Q/W – рабочая поверхность |
|
||||
|
д |
|
S Т |
одной тарелки; W – скорость движения сплошной фазы, отнесенная к рабочему сечению тарелки.
Затем определяют высоту рабочей части аппарата: |
H Т =(nд−1)hТ . |
||||||||||||||||||||
Число единиц переноса. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||||||||
|
M |
Т |
=K |
yS |
S |
y |
ср |
=G( y − y |
) |
. Тогда |
K yS S |
= |
yн− yк |
=n |
0yS |
. Для фазы Фx: |
|||||
|
|
||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
н к |
|
|
G |
yср |
|
||||||||
|
K yS S |
|
|
xк−xн |
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||
|
= |
=n |
0xS |
. Найдя ЧЕП для всего процесса и поделив его на ЧЕП для одной |
|||||||||||||||||
|
|
|
|||||||||||||||||||
|
|
L |
|
|
|
xср |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
тарелки, найдем реальное число тарелок. Затем найдем высоту рабочей части. Эффективность ступени (тарелки) по Мэрфри.
Эффективность (КПД Мэрфри) выражают отношением изменения концентрации данной фазы на ступени к движущей силе на входе той же фазы в ступень и обозначают Ey или Ex.
Для n-й ступени для случая перехода вещества из Фx в Фy: E |
|
= |
yn− yn−1 |
, E |
= |
xn +1−xn |
. |
|||
|
|
|
||||||||
|
y |
|
y* − y |
n−1 |
x |
|
x |
n+1 |
−x* |
|
|
|
|
Xn |
|
|
|
Yn |
КПД Мэрфри зависит от скорости массопереноса, взаимного направления движения фаз, структуры потоков, величины поверхности фазового контакта и других факторов.
3.Метод кинетической линии расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Порядок построения кинетической линии.
С помощью КПД Мэрфри число реальных тарелок можно определить графическим построением (метод кинетической линии). Для перехода из Фy в Фx КПД Мэрфри равен:
E y= |
yn−1− yn |
, т. е. он показывает долю действительного изменения концентрации на n-й |
||
|
* |
|||
|
yn−1− yn( xn ) |
|
|
|
ступени, характеризуемую отрезком ab', к максимально возможному на этой ступени (отрезок |
||||
ab). Тогда |
E y= ab' |
, или ab'=ab E y . Тогда, задавшись произвольными точками на |
||
|
|
|
ab |
|
рабочей линии и определив для этих точек соответствующие отрезки на равновесной линии и, зная КПД Мэрфри, находят точки кинетической линии и строят ее по ним. Дальше, строя в пределах заданных концентраций ступени между кинетической и рабочей линиями,
определяют число реальных тарелок для проведения данного процесса, а затем и высоту аппарата. Самой сложной задачей является определение значения КПД Мэрфри.
4.Методы расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз. Расчет тарельчатых колонн на основе понятия теоретической тарелки.
5.Метод расчета высоты массообменных аппаратов со ступенчатым контактом фаз, основанный на определении числа единиц переноса.
6.Определение минимального расхода поглотителя при абсорбции.
Абсорбцией называют процесс поглощения газов или паров из газовых (парогазовых) смесей жидким поглотителем — абсорбентом.
Материальный баланс процесса абсорбции: G(Y н−Y к )=L( X к− X н ) , где G – расход
инертного газа кмоль/с; Yн и Yк — начальная и конечная концентрации абсорбтива в газовой смеси, кмоль/кмоль инертного газа; L – расход абсорбента, кмоль/с; Xн и Xк — начальная и конечная концентрации абсорбтива в поглотителе, кмоль/кмоль абсорбента.
Расход абсорбента определяют из этого уравнения: L=G |
Y н−Y к |
. |
|
|
|||||||||
X к−X н |
|
|
|||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
Удельный расход абсорбента (кмоль/кмоль инертного газа): |
l= |
L |
|
= |
|
Y н−Y к |
. |
||||||
G |
|
|
X к−X н |
||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||
Отсюда получаем уравнение рабочей линии: |
Y н−Y к=l ( X к− X н) . |
|
|
||||||||||
Минимальный расход абсорбента будет соответствовать случаю, когда рабочая линия |
|||||||||||||
касается линии равновесия, в точке касания |
Yср = 0. В реальном аппарате равновесие |
||||||||||||
никогда не достигается (Xк < Xк*), поэтому реальный расход абсорбента всегда больше |
|||||||||||||
минимального. Заменив в уравнении расхода абсорбента Xк на Xк*, получим уравнение для |
|||||||||||||
|
l=( |
L |
)min= |
Y н−Y к |
|
|
|
|
|
|
|
||
определения минимального расхода: |
|
|
. |
|
|
|
|
|
|
|
|||
G |
X к*−X н |
|
|
|
|
|
|
|
7.Описать гидродинамические режимы в насадочных колонных аппаратах.
Рассмотрим гидродинамические режимы в противоточных насадочных колоннах, используя графическую зависимость гидравлического сопротивления орошаемой насадки от скорости газа в колонне.
1.Пленочный режим наблюдается при небольших плотностях орошения на малых скоростях газа. В этом режиме отсутствуют влияние газового потока на скорость стекания по насадке жидкой пленки и, следовательно, на количество задерживаемой в насадке жидкости. Пленочный режим заканчивается в первой переходной точке А, называемой точкой подвисания.
2.Режим подвисания (торможения). После точки А повышение скорости газа приводит к заметному увеличению сил трения о жидкость на поверхности контакта фаз и подтормаживанию жидкости газовым потоком. Вследствие этого скорость течения