反應釜蒸餾氣體流速多少合適

Ⅰ 高中化學如何控制氣體流速

氣體流速快,則產生氣泡速率快;氣體流速慢,則產生氣泡速率慢
實驗時通過觀察氣泡專速率得知氣體流速大致的快慢屬,過快則減緩通氣速度,過慢則加快通氣速度
另外H2和N2制NH3應將氫氣和氮氣通入有濃硫酸的器皿

Ⅱ 微反應器實驗室氣體流速一般為多少

這個問題不夠清晰，實驗室類型不同對氣流要求也不一樣，如果是普通的專計劃實驗室也需要微負壓，要有抽屬風系統，但氣流也不能太大，一般在0.5m/s左右即可。如潔凈室也要根據潔凈室的潔凈級別不同而定。Sicolabsuport

Ⅲ 噴淋吸收塔的氣體流速一般選多少可防止吸收液被氣體帶出

主要是有兩相的接觸方式不同形成的，吸收塔多數是逆向接觸，在填料或塔板上進行傳質傳熱。而降膜塔兩相是順流（從上到下）接觸，同時在塔列管內壁吸收相形成液膜，進行膜上傳質傳熱吸收，一般是放熱的過程

Ⅳ 氣流式乾燥機內的氣體流速一般為多少

式中，qf為工況下的體積流量，m3/s；c為流出系數，無量鋼；β=d/D，無量鋼；d為工況下孔板內內徑，mm；D為工況下上游管道內容徑，mm；ε為可膨脹系數，無量鋼；Δp為孔板前後的差壓值，Pa；ρ1為工況下流體的密度，kg/m3。
對於天然氣而言，在標准狀態下天然氣積流量的實用計算公式為：

式中，qn為標准狀態下天然氣體積流量，m3/s；As為秒計量系數，視採用計量單位而定，此式As=3.1794×10-6；c為流出系數；E為漸近速度系數；d為工況下孔板內徑，mm；FG為相對密度系數，ε為可膨脹系數；FZ為超壓縮因子；FT為流動濕度系數；p1為孔板上游側取壓孔氣流絕對靜壓，MPa；Δp為氣流流經孔板時產生的差壓，Pa。

Ⅳ 通風管道,一般流速取多大的值,國家有沒有規定,氣體在管道中流速達到多大時會產生噪音

和管道內壁粗糙度有關，流速的話有設計規范，不同場所略有不同，一般工業區域會大點，公共建築要小點。不含塵氣體也會小點。8~14m/s 我設計的話工業場所取10m/s左右。

Ⅵ 空氣在密閉的容器里，用真空泵抽空氣，氣體在管道中的流速多少流速與管徑有關嗎急求答案，謝謝回答！

流速與管徑有關系
還和真空泵的功率有關系，
氣體在管道中的流速，需要一些參數才能算出來

Ⅶ 氣體流速如何計算

氣體流速計算，
應當根據氣體參數，
包括壓力，溫度，流量，氣體壓縮系數等等，
按照標准規范進行計算，
如SH/T 3035-2018 石油化工工藝裝置管徑選擇導則。

Ⅷ 為什麼氣體的流速通常較快,每秒幾十米的流速很常見

丹尼爾·伯努利在1726年提出了「伯努利原理」。這是在流體力學的連續介質理論內方程建立容之前，水力學所採用的基本原理，其實質是流體的機械能守恆。即：動能+重力勢能+壓力勢能=常數。其最為著名的推論為：等高流動時，流速大，壓力就小。

詳情請自行查閱網路「伯努利原理」詞條

Ⅸ 精餾過程中應該控制氣體速度在什麼范圍內，為什麼

所謂精餾塔的壓力降，就是平時所說的塔釜和塔頂的壓力差。對板 式塔來說，塔板壓降主要是由三部分組成的，即干板壓力降、液層壓力 降和克服液體表面張力的壓力降。塔釜與塔頂的壓力差是全塔每塊塔板 壓力降的總和。 所謂干板壓力降，就把精餾塔內上升的氣體（或蒸汽）通過沒有液體存 在的塔板時，所產生的壓力降；當氣體穿過每層塔板上的液體層時產生 的壓力降，叫做液層壓力降；氣體克服液體表面張力所產生的壓力降， 叫液體表面張力壓力降。 對於固定的塔來說，在正常操作中，塔壓力降主要隨上升氣體的流速大 小而變化，有經驗表明，塔壓力降與氣體流速的平方成正比。 14、什麼是空塔速度？它與孔速有什麼關系？ 答：空塔速度是指單位時間內精餾塔上升蒸汽的體積與塔截面積的比， 即塔內上升蒸汽在單位時間內流動的距離。單位為米3/秒。米2 或米/ 秒。公式為：W=VsAa 式中 W—空塔速度，米/秒； Vs—上升蒸汽體積流量，米3/秒； Aa—塔的總截面積，米2。 ∵Aa=0.785D2 （D 是塔內徑，米） ∴W=Vs/0.785D2 孔速度是指單位時間內通過升氣孔道的上升蒸汽的體積與孔道總截面 的比，即上升氣體穿過升氣孔道的流速，單位為米3/秒。米2 或米/秒， 公式：W 孔=Vs/AT 式中：W 孔—孔速度，米/秒； AT—升氣孔道總截面積，米2。 因為升氣孔道總截面積是由塔板開孔率決定的，設開孔率為Φ， 則式為：W 孔=Vs/0.785D2Φ=W/Φ 空塔速度是影響精餾操作的重要因素之一。對於已經確定的塔來說，如 果在允許的范圍內提高空塔速度，則能提高塔的生產能力。當空塔速度 提高到一定限度時，氣液兩相在塔板上因接觸時間過短，而且會產生嚴 重的霧沫夾帶，破壞塔的正常操作。一般是以霧沫夾帶量不大於10%來 確定空塔速度，稱為最大允許速度。 當空塔速度過低時，不利於氣體穿過孔道，甚至托不住上層塔板的液體， 塔板上的液體可以經升氣孔倒流至下層塔板，這種現象稱之為液體泄 漏。泄漏嚴重時，會降低精餾塔的分離效果，特別是篩板塔、浮閥塔、 舌形塔，尤其是這樣。 15、什麼是塔的開孔面積?開孔率是怎樣確定的? 答：在精餾塔內流動著從下往上的蒸汽和從上往下的液體，而且它們要 同時通過每層塔板。氣體通過塔板的通道叫升氣孔道，升氣孔道的總截 面積就是每塊塔板的開孔面積。浮閥塔的開孔面積就是所有浮閥孔截面 積的總和。 開孔截面積的選定，就是根據生產負荷的大小和允許蒸汽的速度確定 的。通常所說的開孔率就是選定的開孔面積和空塔總截面積的比值

Ⅹ 旋轉閃蒸乾燥機內的氣體流速一般為多少

1 旋轉閃蒸乾燥機的構造及原理
1．1 乾燥機的構造
旋轉閃蒸乾燥機如圖1所示。主要由熱風分配器、螺旋加料器、攪拌器、分級器、旋轉乾燥室等組成。乾燥室底部為錐體結構，其外圓環為熱風分配器，與熱風入口相連，熱風在此作圓環狀分布，從筒體底部狹縫以切線方向進入流化段形成旋轉風場。環隙尺寸是直接影響乾燥機工作狀況的主要參數。錐體結構，可使熱風流通截面自下而上不斷變大，底部氣速相對較大，上部氣速相對較小，從而保證了下部的大顆粒處於流化狀態的同時，上部的小顆粒也處於流化狀態。另外，錐體結構還縮小了攪拌軸懸臂部分的長度，增加了運轉的可靠性，改善了軸在高溫區的工作狀況，延長了軸承的使用壽命。流化段內設有攪拌器，用來破碎、混合物料，使熱風與物料充分接觸並保證粒子在乾燥室高溫區停留時間為最短。為防止物料在攪拌器作用下拋向四壁，粘結在四壁上出現「結巴」現象，並導致不能正常操作，為此在攪拌齒上安裝了刮板，並與室底及器壁保持微小問隙。這種結構可以保證物料在與器壁粘結牢固之前便將其剝落。另外，攪拌轉數也應合理選擇，其轉速的常規范周為50—500r／min。攪拌軸與乾燥器底部有良好的密封裝置。
乾燥室頂部的分級器是一個有一定角度的帶孔圓形板。分級器的作用主要是將顆粒較大、還沒有乾燥的物料分離擋下，以繼續進行乾燥，從而保證滿足產品粒度分布窄、濕含量均勻一致的要求。分級器孔徑大小和高度決定干品粒度，當高度一定時，孔徑越小其產品的粒度越細。
1．2 乾燥原理
根據乾燥過程發揮的作用，可以把旋轉閃蒸乾燥機的主體設備分為三部分：底部流化段，中問乾燥段，上部分級段。各段結構不同，所起作用不一樣。
(1)流化段是物料人口以下部分，內設有攪拌器。它能幫助破碎高粘性物料，使濕料與乾燥熱空氣充分接觸，產生最大的傳熱系數。乾燥熱風從切線方向以一定速度進入乾燥器底部的環形通道，從殼底縫隙進入流化段。由於通道截面突然減小，使動能與風速增大，這樣在器內形成具有較高風速的旋轉風場。物料自螺旋輸送器進入乾燥器後，首先承受攪拌器的機械粉碎，在離心、剪切、碰撞力的作用下物料被微粒化，與旋轉熱風充分接觸形成流化床而被流態化。處於流化狀態的顆粒表面完全暴露在熱風中，彼此問互相碰撞和摩擦，同時水分蒸發，使粒子問粘性力減弱，顆粒之問形成分散、不規則的運動，使氣固兩相充分接觸，加速了傳質、傳熱過程。在流化段內冷熱介質溫差最大，大部分水分在此區被蒸發。只有充分乾燥後的微粒才能被熱風帶出流化段。流化段屬於高溫區，因為流化段物料顆粒內部保持著一定的水分，物料不會過熱，而乾燥後的微粒瞬間便脫離高溫區，所以旋轉閃蒸乾燥設備對熱敏性物料非常適用。經過流化段乾燥後，物料被破碎乾燥成各種粒度不同的球形和不規則形狀顆粒，在旋轉空氣的浮力和徑向離心力的作用下，未乾燥的顆粒向器壁運動，並因其具有較大的沉降速度而落迴流化段重復流化乾燥；較小顆粒向上進入乾燥段。
(2)乾燥段是加料螺旋以上到分級器之間的空間，此時物料在旋轉風場中繼續乾燥。較小顆粒繼續向上進入分級段；較大顆粒在器壁周圍向上運動與分級器碰撞下落重新乾燥，直至達到乾燥質量要求。乾燥段的熱風經過流化段質熱交換後，風速減小，濕度增大，保證了乾燥段在穩定條件下順利進行。為了控制物料在乾燥器內的停留時間，應根據空氣在乾燥器內停留的時問來調節空氣流速，從而使成品的粒度、產量及最終含水量得到控制，使乾燥器形成一種進料速率與符合要求的干品產量之間的平衡。旋轉閃蒸乾燥器最終產品的含水量很少受進料濕含量波動的影響，這也是該乾燥器的優點之一。
(3)分級段是包括分級器在內的分級器以上部分。分級器是一個開孔圓擋板，通過改變孔的直徑和分級段高度，即改變空氣流速就可以控制離開乾燥器的粒子尺寸和數量。在此段完成乾燥、達到粒度要求的物料隨熱風進入除塵器進行捕集。
2 旋轉閃蒸乾燥機的工藝計算和結構計算
2．1 工藝計算
(1)乾燥能力：
G2= G1 (1-ω1)/（ 1-ω2) (1)
式中G2——乾燥物料產量，kg／h；
G1——濕物料的處理量，kg／h；
ω1——濕物料的濕基含水量，kg／kg；
ω2———出乾燥器物料的濕基含水量，kg／kg。
(2)水分蒸發量：
W= GC(X1- X2 )=L(Y1 –Y2) (2)
式中 W一水分蒸發量，kg／h；
GC一絕干物料質量流量，kg／h；
X1一進乾燥器物料的干基含水量，kg／kg；
X2一出乾燥器物料的干基含水量，kg／kg；
Y1一進乾燥器空氣的濕度，kg水／kg干空氣；
Y2一出乾燥器空氣的濕度，kg水／kg干空氣；
L一絕干空氣流量，kg／h。
(3)空氣消耗量
L(I1-I2)= GC (I1`-I2` )+QL (3)
出乾燥器空氣的焓：
I2 =(1.01+1.88 Y2 )t2 +2490 Y2 (4)
式中 I1—進乾燥器空氣的焓，kJ／kg干空氣；
I2—出乾燥器空氣的焓，kJ／kg干空氣；
I1`一進乾燥器物料的焓，kJ／kg絕乾料；
I2`一出乾燥器物料的焓，kJ／kg絕乾料；
QL一乾燥器的熱量損失，kJ／h；
t2一空氣出乾燥器的溫度，℃。
由式(2)、(3)、(4)看出，只有Y2、I2、L三個未知數，故方程組可以求解，並由此可以確定風機風量和熱風爐供熱要求。
2．2 乾燥機的結構計算
(1)乾燥室直徑的確定
乾燥室直徑由乾燥室內氣流的截面速度確定：
式中 D一乾燥室直徑，m；
V一乾燥機內平均氣體流量，m3／h；
ν一乾燥機內氣體流速，一般為3—5m／s。
(2)乾燥機高度H的確定
乾燥機的高度由濃相流態化高度和旋轉氣流乾燥段高度組成，為增大設備熱容量和穩定操作，流化段高度可以取得適當大一些，例如200—500mm。乾燥機高度H根據下式確定【1】：
式中△tm 一對數平均溫差，℃；
t1—進口溫度，℃；
t2—出口溫度，℃；
tω1一認為與該區的濕球溫度相等，℃；
tω2一物料出口溫度，℃；
進入旋轉氣流乾燥管的進氣溫度因通過流態化區而相應降低，取為t1`
t1`=t1 -(0.3~0.5)( t1- t2 )
A—單位乾燥管體積內的乾燥表面積，m2／m 3，
A=6G(1+x)／(3600πD2／4)dpρm Vm
G—絕干物料流量，kg／h；
x — 物料干基含水量，kg／kg；
ρm一顆粒密度，kg／m3 ；
D一乾燥室直徑，m；
Vm一固體顆粒的運動速度，m／s；
q—旋轉氣流快速乾燥管的熱交換量，q=CQ，
Q由乾燥器熱量衡算確定，c為系數，
從安全考慮，取C=0．5—0．7；
h—傳熱系數，kJ／(m2·h·℃)；
dp—產品粒度，m。
(3)關鍵部件設計
①分級器 位於乾燥室的頂部和中上部，其形狀為短管狀或圓環狀。其內徑的大小不僅影響產品的粒度大小，也影響著產品的終濕含量。分級器直徑與產品粒度大小的關系，可通過下式求得：
此式假設顆粒為球狀，其密度為ρ ，直徑為dp， 流體的密度為ρg，粘度為μ，顆粒初始旋轉半徑為r1，分級器的內半徑為r2，旋轉的角速度為ω，乾燥室的半徑為R，乾燥室從底部到分級器的高度為h，氣量為v 。
②氣體分布器 該裝置由一空心的旋轉蝸殼和環形擋片組成，乾燥室的下部為一錐形底，並配備有攪拌裝置。在擋板的下部留有一個間隙，形成窄縫。進風環隙可調節，氣體切向進入氣體分布器，經過環形擋板的下部縫隙，進入乾燥室內部產生旋轉上升氣流。環隙窄縫的高度h為：
h=V／(πDut )
V一乾燥室的進風量，m3/s；
D一乾燥室的直徑，m；
ut一環隙的切向速度，一般為30～60m／s。
以阻燃劑氫氧化鎂為例，將有關參數代入上式，得到計算結果如表1。事實證明，設備的實際運行情況與設計結果基本符合。