化工原理(下冊)答案

1、化工原理(大學第二版)下冊部分答案第8章2. 在溫度為25 C及總壓為101.3 kPa的條件下，使含二氧化碳為3.0% (體積分數(shù))的混合空氣與含二氧化碳為350 gm3的水溶液接觸。試判斷二氧化碳的傳遞方向，并計算以二氧化碳的分壓表示的總傳質推動力。已知53操作條件下，亨利系數(shù) E 1.66 10 kPa，水溶液的密度為997.8 kg/m。解：水溶液中C(O的濃度為對于稀水溶液，總濃度為Ct 997.8 kmolm355.43 kmol/m318水溶液中CQ的摩爾分數(shù)為由 p* EX 1.66 105 1.443 10 4kPa 23.954 kPa氣相中CQ的分壓為P Pt y 101

2、.3 0.03kPa 3.039 kPa < p*故Co必由液相傳遞到氣相，進行解吸。以CQ的分壓表示的總傳質推動力為P p* P (23.954 3.039)kPa20.915kPa3. 在總壓為110.5 kPa的條件下，采用填料塔用清水逆流吸收混于空氣中的氨氣。測得在塔的某一截面上，氨362的氣、液相組成分別為y 0.032、C 1.06komlm。氣膜吸收系數(shù)k*5.2 × 10- kmol(m skPa),液膜吸收系數(shù) kL=1.55 × 10-4 m/s。假設操作條件下平衡關系服從亨利定律，溶解度系數(shù)H= 0.725 kmol(m 3 kPa)。(1) 試

3、計算以 P、C表示的總推動力和相應的總吸收系數(shù)；(2) 試分析該過程的控制因素。解：(1)以氣相分壓差表示的總推動力為PPP*Pty (110.5 0.032 06)kPa 2.074 kPaH0.725其對應的總吸收系數(shù)為6 2KG 4.97 10 6 kmol(m S kPa)以液相組成差表示的總推動力為其對應的總吸收系數(shù)為(2)吸收過程的控制因素氣膜阻力占總阻力的百分數(shù)為氣膜阻力占總阻力的絕大部分，故該吸收過程為氣膜控制。4. 在某填料塔中用清水逆流吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。操作壓力為105.0 kPa ,操作溫度為 25 C。在操作條件下平衡關系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系數(shù)為2

4、.126kmol(m 3 kPa)。測得塔某截面處甲醇的氣相分壓為 7.5 kPa ,液相組成為2.85 kmolm 3,液膜吸收系數(shù) kL=2.12 × 10-5 ms,氣相總吸收系數(shù) K= 1.206 × 10-5 kmol(m 2 S kPa)。求該截面處(1)膜吸收系數(shù) kG、kx及ky；( 2) 總吸收系數(shù)Kl、KX及KY;( 3)吸收速率。解：(1)以純水的密度代替稀甲醇水溶液的密度，25 C時水的密度為997.0kgm3溶液的總濃度為997.033kmol/m 55.39 kmol/m1812°6 W 5.673 10 6m/s2.126/、亠 KG

5、由KL GL H因溶質組成很低，故有(3) 吸收速率為5. 在101.3 kPa及25 C的條件下，用清水在填料塔中逆流吸收某混合氣中的二氧化硫。已知混合氣進塔和出 塔的組成分別為y1=0.04、y2=0.002。假設操作條件下平衡關系服從亨利定律，亨利系數(shù)為4.13 × 103 kPa,吸收劑用量為最小用量的1.45倍。(1) 試計算吸收液的組成；1013 kPa而其他條件不變，再求吸收液的組成。0.040.041710.04(2) 若操作壓力提高到解：(1) Y11 WX20吸收劑為清水，所以 所以操作時的液氣比為 吸收液的組成為3E 4.13 10(2)m4.077Pt1013

6、6. 在一直徑為0.8 m的填料塔，用清水吸收某工業(yè)廢氣中所含的二氧化硫氣體。已知混合氣的流量為45 kmol/h ,二氧化硫的體積分數(shù)為0.032。操作條件下氣液平衡關系為Y 34.5X ,氣相總體積吸收系數(shù)為0.056 2 kmol(m3s)。 若吸收液中二氧化硫的摩爾比為飽和摩爾比的76%要求回收率為98%求水的用量(kg/h )及所需的填料層高度。y10.032解：Y 0.03311 y11 0.032惰性氣體的流量為水的用量為求填料層高度237. 某填料吸收塔裝有5 m高，比表面積為221 m/m的金屬階梯環(huán)填料，在該填料塔中，用清水逆流吸收某混 合氣體中的溶質組分。已知混合氣的流量

7、為50 kmol/h ,溶質的含量為5% (體積分數(shù));進塔清水流量為200 kmol/h , 其用量為最小用量的1.6 倍;操作條件下的氣液平衡關系為Y 2.75X ；氣相總吸收系數(shù)為3 10 4kmol(m 2 S)；填料的有效比表面積近似取為填料比表面積的90%。試計算(1)填料塔的吸收率；(2)填料塔的直徑。解：(1)惰性氣體的流量為 對于純溶劑吸收依題意(2) Yiyy騷 0.0526OGqn,VKYa填料塔的直徑為8. 在101.3 kPa及20 C的條件下，用清水在填料塔逆流吸收混于空氣中的氨氣。已知混合氣的質量流速2 2為600 kg（m h）,氣相進、出塔的摩爾分數(shù)分別為0.

8、05、0.000526 ,水的質量流速 W為800 kg（m h）,填料層0 8高度為3 m。已知操作條件下平衡關系為 Y= 0.9 X, KGa正比于G .而于W無關。若（1）操作壓力提高一倍；（2） 氣體流速增加一倍；（3）液體流速增加一倍，試分別計算填料層高度應如何變化，才能保持尾氣組成不變。解：首先計算操作條件變化前的傳質單元高度和傳質單元數(shù)操作條件下，混合氣的平均摩爾質量為Z 3HOGm 0.435 mNOG 6.890(I) Pt2 Pt若氣相出塔組成不變，則液相出塔組成也不變。所以HOGqn,VH OG0.435m 0.218mKG ap總22ZHOGNOG0.2185.499m

9、1.199mZZ Z(1.1993)m1.801 m即所需填料層咼度比原來減少1.801m。(2) qn,v2qn,v若保持氣相出塔組成不變，則液相出塔組成要加倍，即 故0.2HoGqnVLHoG20.2 0.435m 0.500 mqn,VZ HOGNOG 0.500 15.82m7.910mZZZ (7.9103)m4.910m即所需填料層高度要比原來增加4.910 m。(3) qn,L 2qn,LW對Ka無影響，即qn,L對KGa無影響，所以傳質單元高度不變，即H OG H OG 0.435 m0.609 m。即所需填料層咼度比原來減少1.2 m ,填料層高度為3 m的吸收塔，用純溶劑吸

10、收某氣體混合物中的溶質組分。95%操作條件下氣1.5倍；氣相總吸收系數(shù)為0.35 kmol/ （m 2 h）。填料的有效90%。試計算（1）出塔的液相組成；（2）所用填料的總比表面積和等板高9. 某制藥廠現(xiàn)有一直徑為入塔混合氣的流量為40 kmol/h ,溶質的含量為0.06 （摩爾分數(shù)）；要求溶質的回收率不低于 液平衡關系為 Y = 2.2 X ;溶劑用量為最小用量的1.5倍；氣相總吸收系數(shù)為 0.35 kmol/ （m比表面積近似取為填料比表面積的 度。解：(1) YI1 y10.061 0.060.0638惰性氣體的流量為(2) YYY*0.06382.2 0.0193 0.0213HO

11、GN OG3m6.3530.472 m由 HOG-qLKYa填料的有效比表面積為 填料的總比表面積為由NOGln Sn7 Sl由 Z HETP NT填料的等板高度為10. 用清水在塔中逆流吸收混于空氣中的二氧化硫。已知混合氣中二氧化硫的體積分數(shù)為0.085 ,操作條件及所需理論級數(shù)。下物系的相平衡常數(shù)為26.7，載氣的流量為250kmolh。若吸收劑用量為最小用量的1.55倍，要求二氧化硫的回收 率為92%試求水的用量（kg/h）解：Y- 0.0851 Y110.0850.0929用清水吸收，X操作液氣比為水的用量為用清水吸收,A 0.92AIn 由NT -In A0.6 m ,填料層高度為6

12、 m的吸收塔，用純溶劑吸收某混合氣體中的有害組分。Y = 1.511. 某制藥廠現(xiàn)有一直徑為現(xiàn)場測得的數(shù)據(jù)如下：V=500 m/h、Y1=0.02、Y2=0.004、X=0.004。已知操作條件下的氣液平衡關系為X。現(xiàn)因環(huán)保要求的提高，要求出塔氣體組成低于0.002 （摩爾比）。該制藥廠擬采用以下改造方案：維持液氣比不變，在原塔的基礎上將填料塔加高。試計算填料層增加的高度。解：改造前填料層高度為改造后填料層高度為故有 ZHOG NoGZHOG NOG由于氣體處理量、操作液氣比及操作條件不變，故對于純溶劑吸收X2 0，丫2*0由NOGS)YrVS故NOG11Sln(1S)YL S丫2因此，有操作

13、液氣比為填料層增加的高度為12.若吸收過程為低組成氣體吸收，試推導HOG HG -HL °A解:HGHOGHOGqn,Vkyaqn,VKYa1HG HLG A L20 C及 101.3 kPa ,氣相 0.525 kg/(m 2 S),液相的質量速度為 2.850 kg/(m 2 s)。已知20 C及101.3 kPa 時氨在空氣中 1.89 10 5ms , 20 C時氨在水中的擴散系數(shù)為 1.76 10 9ni/s。試估算傳質單元高度20 C下，空氣的有關物性數(shù)據(jù)如下：1.81 10 5Pa-S G 1.205 kg/m13.在裝填有25 mm拉西環(huán)的填料塔中，用清水吸收空氣中低

14、含量的氨。操作條件為的質量速度為的擴散系數(shù)為解：查得由HGG EW Y SCG 0.5查表8-6 ,0.557 ,0.32 ,0.51HG HL 。查得20 C下，水的有關物性數(shù)據(jù)如下:10 5 Pa, S100.53L 998.2 kg/m由HL0.5SCL0.2232.36 10 ,14.用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液，已知進、出解吸塔的液相組成分別為0.008 5和0.0016(均為摩爾比)。解吸所用載氣為含二氧化碳0.000 5(摩爾分數(shù))的空氣，解吸的操作條件為 35 C、101.3 kPa,查表8-7 ,此時平衡關系為 Y=106.03X°操作氣液比為最小氣液

15、比的1.45倍。若取HOL 0.82 m,求所需填料層的高度。解：進塔載氣中二氧化碳的摩爾比為最小氣液比為操作氣液比為吸收因數(shù)為液相總傳質單元數(shù)為填料層高度為15.某操作中的填料塔，其直徑為 0.8 m液相負荷為8.2 m/h ,操作液氣比(質量比)為 6.25。塔裝有DN50 金屬階梯環(huán)填料，其比表面積為109 nf/m3。操作條件下，液相的平均密度為 995.6 kg/m3 ,氣相的平均密度為 1.562 kg/m3。(1) 計算該填料塔的操作空塔氣速；(2) 計算該填料塔的液體噴淋密度，并判斷是否達到最小噴淋密度的要求。解：(1)填料塔的氣相負荷為8.2 995.633qw m /h 8

16、36.25m /h6.25 1.562填料塔的操作空塔氣速為(2)填料塔的液體噴淋密度為最小噴淋密度為U Umin ,達到最小噴淋密度的要求。16.礦石焙燒爐送出的氣體冷卻后送入填料塔中，用清水洗滌以除去其中的二氧化硫。已知入塔的爐氣流量3998.2 kg/m爐氣的質量流量為采用?？颂赝ㄓ藐P聯(lián)圖計算泛點氣速, 查圖橫坐標為對于8-23 ,得縱坐標為DN50塑料階梯環(huán)，由表 8-10和附錄二分別查得F 1271/m2uF127 1 空 1.0050.29.81998.20.038解出UF 1.492 m/s操作空塔氣速為由 D33為2400 m/h ,其平均密度為1.315 kg/m ;洗滌水的

17、消耗量為50 000 kg/h。吸收塔為常壓操作，吸收溫度為20 CO填料采用DN50塑料階梯環(huán)，泛點率取為 60 %。試計算該填料吸收塔的塔徑。解：查得20 C下，水的有關物性數(shù)據(jù)如下：5L 100.5 10 Pa S圓整塔徑，取D =1.0 m校核D 1000 20 8 ,故所選填料規(guī)格適宜。 d 503取（LW）min 008m （m h）最小噴淋密度為操作噴淋密度為3263.81m /(mh) > Umin50000/998.232Um /（m h）1.0.試分別計算含苯 0.4 （摩爾分數(shù)）的苯一甲苯混合液在總壓100 kPa和10 kPa的相對揮發(fā)度和平衡的氣相組成。苯（A）

18、和甲苯（B）的飽和蒸氣壓和溫度的關系為式中p*的單位為kPa, t的單位為C。苯一甲苯混合液可視為理想溶液。（作為試差起點，100 kPa和10 kPa4操作空塔氣速為泛點率為經(jīng)校核，選用 D =1.0 m 合理。第九章蒸餾對應的泡點分別取 94.6 C和31.5 C）解：本題需試差計算同理（1）總壓 P 總=100 kPa初設泡點為Ig PA94.6 C,貝U6.0321206.352.19194.6220.24g PB6.0781343-941.8094.6 219.58得PA 155.37 kPaPB 63.15kPa或P總=0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 100.04

19、kPaPA155.37PB 63.15（2）總壓為P總=10 kPa通過試差，泡點為 31.5 C, PA =17.02kPa , PB = 5.313kPa隨壓力降低，增大，氣相組成提高。3 在100 kPa壓力下將組成為0.55 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)）的兩組分理想溶液進行平衡蒸餾和簡單蒸餾。原料液處理量為100 kmol ,汽化率為0.44。操作圍的平衡關系可表示為y 0.46x 0.549。試求兩種情況下易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成。解：（1）平衡蒸餾（閃蒸）依題給條件q 1 0.440.56則qXF0.560.55則yXX1.25 1.273xq 1 q 10.56 10.56 1

20、由平衡方程 y 0.46x 0.549聯(lián)立兩方程，得 y = 0.735 , X = 0.4045nD 0.44 nF 0.44 100 kmol = 44kmol（2）簡單蒸餾nD 44 kmolnW 56kmol即0.5798丄l n竺也竺0.540.549 0.54 0.55解得XW = 0.3785簡單蒸餾收率高（61.46%）,釜殘液組成低（0.3785 ）4在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為0.5 （苯的摩爾分數(shù)，下同）苯一甲苯混合液，其流量為100 kmol/h已知餾出液組成為 0.95 ,釜液組成為0.05 ,試求（1）餾出液的流量和苯的收率；（2）保持餾出液組成 0.95 不變，餾

21、出液最大可能的流量。解：（1）餾出液的流量和苯的收率（2）餾出液的最大可能流量當 a=100%寸，獲得最大可能流量，即5.在連續(xù)精餾塔中分離 A B兩組分溶液。原料液的處理量為 100 kmol/h ,其組成為0.45 (易揮發(fā)組分 A 的摩爾分數(shù)，下同)，飽和液體進料，要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為 96%,釜液的組成為0.033。試求(1) 餾出液的流量和組成；(2)若操作回流比為 2.65 ,寫出精餾段的操作線方程；( 3)提餾段的液相負荷。解：(1)餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得1 8qnw :kmolh=54.55 kmol/hqn,D qn,Fqn,W0.033(2) 精

22、餾段操作線方程(3) 提餾段的液相負荷6 在常壓連續(xù)精餾塔中分離 爾分數(shù)，下同)，原料液的泡點為100 54.55 kmolh=45.45 kmol/hA、B兩組分理想溶液。進料量為60 kmol/h ,其組成為0.46 (易揮發(fā)組分的摩92 C。要求餾出液的組成為0.96 ,釜液組成為0.04 ,操作回流比為2.8。試求如下三種進料熱狀態(tài)的 q值和提餾段的氣相負荷。(1) 40 C冷液進料；(2) 飽和液體進料；(3) 飽和蒸氣進料。已知：原料液的汽化熱為371 kJ/kg ,比熱容為1.82 kJ(kg ? C )。解：由題給數(shù)據(jù)，可得(1) 40 C冷液進料(2) 飽和液體進料(3) 飽

23、和蒸氣進料q值可由定義式計算，即此時 q = 1q = 0三種進料熱狀態(tài)下,由于q的不同，提餾段的氣相負荷(即再沸器的熱負荷)有明顯差異。飽和蒸氣進料 Vl最小。7在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液。原料液流量為50 kmol/h ,要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率為94%。已知精餾段操作線方程為y = 0.75 x+0.238 ； q線方程為y = 2-3 X。試求(1)操作回流比及餾出液組成；(2)進料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；(3)兩操作線交點的坐標值Xq及yq；( 4)提餾段操作線方程。解:(1)操作回流比及餾出液組成由題給條件，得R 0.75 及旦0.238R 1R 1解得R = 3

24、 , XD = 0.9522)進料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于q3及丄J 2q 11 q解得q = 0.75 (氣液混合進料)，XF = 0.5(3)兩操作線交點的坐標值Xq及yq聯(lián)立操作線及q線兩方程，即解得Xq = 0.4699 及 yq = 0.5903(4)提餾段操作線方程其一般表達式為式中有關參數(shù)計算如下:qnDAqn,FF 0.94_50_kmol/h 24.68kmolh qnW qnF qnD 50 24.68 kmolh = 25.32XD0.952kmol/hqn,LRqn,D qqn,F3 24.68 0.75 50 kmol/h =111.54 kmol/hqn,vqn,

25、L qn,w111.54 25.32 kmol/h = 86.22 kmol/h111.5425.32則yX0.05921.294x 0.0173986.2286.22&在連續(xù)精餾塔中分離苯一甲苯混合液，其組成為0.48 （苯的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料。要求餾出液組成為0.95 ,釜殘液組成為0.05。操作回流比為2.5 ,平均相對揮發(fā)度為 2.46 ,試用圖解法確定所需理論板層 數(shù)及適宜加料板位置。解：由氣液平衡方程計算氣液相平衡組成如本題附表所示。習題8 附表X00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.110.210.380.510.620.710

26、.780.850.900.95054131172871.0在X-y圖上作出平衡線，如本題附圖所示。習題8附圖由已知的xd, xf, XW在附圖上定出點 a、e、c。精餾段操作線的截距為 雖 0.950.271 ,在y軸上定R 12.5 1出點b連接點a及點b即為精餾段操作線。 過點e作q線（垂直線）交精餾段操作線于點d。連接Cd即得提餾段操作線。從點a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，達到指定分離程度需11層理論板，第5層理論板進料。9 在板式精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2的兩組分溶液，泡點進料。餾出液組成為0.95 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），釜殘液組成為0.05 ,原料液組成為0.6。已測

27、得從塔釜上升的蒸 氣量為93 kmol/h ,從塔頂回流的液體量為58.5 kmol/h ,泡點回流。試求（1）原料液的處理量；（2）操作回流比為最小回流比的倍數(shù)。解：（1）原料液的處理量由全塔的物料衡算求解。對于泡點進料，q = 1qn,D qn,V qn,L93 58.5 kmol/h=34.5 kmol/h則0.6qn,F0.95 34.5qn,F 34.5 0.05解得qn,F 56.45 kmol/h(2) R為Rnin的倍數(shù)R = 1.70對于泡點進料，Rnin的計算式為于是RRmin1.71.3331.27510 在常壓連續(xù)精餾塔分離苯一氯苯混合物。已知進料量為85 kmolh

28、,組成為0.45 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料。塔頂餾出液的組成為0.99 ,塔底釜殘液組成為 0.02。操作回流比為3.5。塔頂采用全凝器，泡點回流。苯、氯苯的汽化熱分別為 30.65 kJ/mol和36.52 kJ/mol。水的比熱容為4.187 kJ/ （kg ? C ）。 若冷卻水通過全凝器溫度升高15 C,加熱蒸汽絕對壓力為500 kPa （飽和溫度為151.7 C,汽化熱為2 113kJ/kg ）。試求冷卻水和加熱蒸汽的流量。忽略組分汽化熱隨溫度的變化。解：由題給條件，可求得塔的氣相負荷，即對于泡點進料，精餾段和提餾段氣相負荷相同，則（1） 冷卻水流量由于塔頂苯的含量很

29、高，可按純苯計算，即（2） 加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計算，即11 .在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對揮發(fā)度為 2.0。原料液流量為100 kmol/h , 進料熱狀態(tài)參數(shù) q=1,餾出液流量為 60 kmol/h ,釜殘液組成為0.01 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)），試求（ 1）操 作線方程；（2）由塔最下一層理論板下降的液相組成 X ' mo解：本題為提餾塔，即原料由塔頂加入，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當一層理論板。（1） 操作線方程此為提餾段操作線方程，即式中 qn,L qqn,F 100kmol/hqn,Vqn,D 60 kmol/hqn,

30、w qn,F qn,D100 60 kmol/h = 40 kmol/h10040則 y X0.011.667x0.00676060（2） 最下層塔板下降的液相組成由于再沸器相當于一層理論板，故X ' m與V W符合操作關系，則提餾塔的塔頂一般沒有液相回流。12 .在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇一水混合液。原料液流量為100 kmol/h ,其組成為0.3 （甲醇的摩爾分數(shù)，下同），冷液進料（q =1.2 ）,餾出液組成為 0.92 ,甲醇回收率為90% ,回流比為最小回流比的 3倍。試 比較直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種情況下的釜液組成和所需理論板層數(shù)。甲醇一水溶液的t - X-y數(shù)據(jù)見

31、本題附表習題12附表溫度t液相中甲醇的氣相中甲醇的溫度t液相中甲醇的氣相中甲醇的C摩爾分數(shù)摩爾分數(shù)C摩爾分數(shù)摩爾分數(shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：（1）釜液組成由全塔物料衡算求解。 間接加熱 直接水

32、蒸氣加熱關鍵是計算R。由于q =1.2 ,則q線方程為在本題附圖上過點 e作q線，由圖讀得：Xq = 0.37，yq = 0.71-r* t=r于是qn,w1.85 29.35 1.2 100 kmol/h 174.3 kmol/h顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時，由于冷凝水的稀釋作用，XW明顯降低。（2）所需理論板層數(shù)在X - y圖上圖解理論板層數(shù)附圖2習題12附圖間 接加熱 精餾段操 作線的截 距為由XD =0.92及截 距 0.323 作出精餾 段操作線ab,交q線與點do由xw=0.0425定出點c,連接Cd即為提餾段操作線。由點a開始在平衡線與操作線之間作階梯，Nr

33、= 5 （不含再沸器），第 4層理論板進料。直接蒸汽加熱圖解理論板的方法步驟同上，但需注意附圖所示。此情況下共需理論板7層，第4層理論板進料。計算結果表明，在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下,XW=0.0172是在X軸上而不是對角線上，如本題直接蒸汽加熱所需理論板層數(shù)增加。且需注意,直接蒸汽加熱時再沸器不能起一層理論板的作用。13在具有側線采出的連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，如本題附圖所示。原料液流量為組成為0.5 （摩爾分數(shù)，下同），飽和液體進料。塔20 kmol/h ,組成Xd1為0.98 ,釜殘液組成為 0.05。從 為0.9的飽和液體。物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。習題13附圖習

34、題13附圖回流，回流比為3.0 ,試求（1）易揮發(fā)組分的總收率; 方程。解：（1）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率100 kmol/h , 頂餾出液流量5,D為 精餾段抽出組成XD2 塔頂為全凝器，泡點（2）中間段的操作線由全塔的物料衡算，可得qn,D2的計算如下qn,FXF20 0.98 09qn,D20.05 10020 qn,D2(1)整理上式，得到qn,D231 .06kmolh于是95.1%20 °98 31.°6 O*9 100%100 0.5（2）中間段的操作線方程由S板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，得q,Vs ys 1 q,Ls XSq,DXD1q,D2

35、 XD2式中 q,vs (R 1)q,D1(4 20)kmolh 80kmolh將有關數(shù)值代入式（1）并整理，得到14 在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y = 0.75 X+0.20 ,試求（1）操作回流比與最小回流比的比值；（2）若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7 ,該板的氣相默弗里效率 EMVIO解：（1） R與Fmin的比值先由精餾段操作線方程求得R和Xd,再計算FminO由題給條件，可知解得R 3對飽和蒸氣進料，q = 0 , yq = 0.35則-R 31.

36、152Rmin2.604（2）氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為EM,V%y?*y1y2(1)式中y1 XD 0.8將有關數(shù)據(jù)代入式（1）,得15 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100 kmol/h ,組成為0.5 （易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），飽和蒸氣進料。餾出液組成為0.95 ,釜殘液組成為0.05。物系的平均相對揮發(fā)度為2.0。塔頂全凝器,泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的1.6倍，試求（1）塔釜汽化量；（2）從塔頂往下數(shù)第二層理論板下降的液相組成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關系求得qn,Vmin。液相組成X2可用逐板計算

37、得到。（1）塔釜汽化量對于飽和蒸汽進料 q = 0 , yF = 0.5 , Rnin可用下式計算，即qnD qnF -W 100 -05kmol/h 50kmolhXD XW0.95 0.05qn,vmin（2.7 1） 50kmolh 185 kmol/hqn,v min也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即qn,vmin qn,W0.50.051 .588qn Vmin 0.3333 0.05將qn,w = 50 kmol/h 代入上式，解得(2) 第2層理論板下降液相組成 X2 逐板計算求X2需導出精餾段操作線方程。解得 R 3.72塔頂全凝器y1 XD0.9516 .某制藥廠擬設計一板

38、式精餾塔回收丙酮含量為0.75 (摩爾分數(shù)，下同)水溶液中的丙酮。原料液的處理量為30 kmol/h ,餾出液的組成為 0.96 ,丙酮回收率為試根據(jù)如下條件計算塔的有效高度和塔徑。進料熱狀況飽和液體總板效率操作回流比2全塔平均壓力理論板層數(shù)17.0全塔平均溫度板間距0.40 m空塔氣速解：由題給條件，可得NPNTET取2817.00.6127.8898.5%。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。61 %110 kPa81 C0.82 m/s(1) 塔的有效高度(2) 塔徑精餾段和提餾段氣相負荷相同，則式中qV,V22.4qn,V TPo22.4 69.3(27381) 101.33m s

39、 0.5151m3 s3600 T0 P3600273110于是D4 0.51510.894m.0.82 m根據(jù)系列標準，選取塔徑為900 mm。17 .在連續(xù)精餾中分離 A、B C D E (按揮發(fā)度降低順序排列)五組分混合液。在所選擇流程下，C為輕關鍵組分，在釜液中組成為 0.006 (摩爾分數(shù)，下同)； D為重關鍵組分，在餾出液中的組成為 0.005。原料液 處理量為100 kmol/h ,其組成如本題附表 1所示。17題附表1組分ABCDEXF0.2130.2440.1830.1420.218試按清晰分割法估算餾出液、釜殘液的流量和組成。解：由題意，A B組分在釜殘液中不出現(xiàn)，E組分在

40、餾出液中不出現(xiàn)，且xw,c=0.006 , xd,d=0.005。作全塔物料衡算，得將有關數(shù)據(jù)代入上式，解得計算結果列于本題附表2。17題附表2組 分ABCDEqn,Fi / (kmol/h )21.324.418.314.221.8100qn,Di / (kmol/h )21.324.418.080.320064.1qn,wi / ( km°lh )000.2213.8821.835.90.33230.38070.28210.00501.0000.0060.38660.60721.0第十一章 固體物料的干燥習題解答1. 已知濕空氣的總壓力為 100 kPa,溫度為50 C,相對濕度

41、為 40%試求（1）濕空氣中的水汽分壓；（2） 濕度；（3）濕空氣的密度。解：（1）濕空氣的水汽分壓由附錄查得50 C時水的飽和蒸氣壓 PS 12.34kPa ,故（2）濕度（3）密度0.9737f濕空氣kg絕干氣密度 H10.0323 kg m3濕空氣1.06kg m3濕空氣H 0.97372. 常壓連續(xù)干燥器用熱空氣干燥某濕物料，出干燥器的廢氣的溫度為40 C,相對濕度為43%試求廢氣的露點。解：由附錄查得40 C時水的飽和蒸氣壓 PS 7.3766kPa ,故濕空氣中水汽分壓為查出PS 3.172kPa時的飽和溫度為25.02 C,此溫度即為廢氣露點。3. 在總壓101.3 kPa下，已

42、知濕空氣的某些參數(shù)。利用濕空氣的H- I圖查出附表中空格項的數(shù)值，并繪出分題4的求解過程示意圖。習題3附表序濕度干球溫度濕球溫度相對濕度焓水汽分壓露點號kg/kg絕干氣/ CC%kJ/kg絕干氣kPaC1(0.02 )86(35)51403232(0.03 )793711(160)4.2303(0.04 )8642(10)1936354(0.05 )(60)42371927.538.5解：附表中括號的數(shù)為已知，其余值由H-I圖查得。分題4的求解過程示意圖略。4.將to 25oC、Ho 0.005kg水/ kg絕干氣的常壓新鮮空氣，與干燥器排出的t? 40°C、H2 0.034kg水k

43、g絕干氣的常壓廢氣混合，兩者中絕干氣的質量比為1: 3。試求（1）混合氣體的溫度、 濕度、焓和相對濕度；（2）若后面的干燥器需要相對濕度10%勺空氣做干燥介質，應將此混合氣加熱至多少攝氏度？解：（1）對混合氣列濕度和焓的衡算，得1H。3H2 4Hm（a）10 3I24m（b）當to 25 C、Ho 0.005kg水kg絕干氣時，空氣的焓為當t240 C、H20.034kg水kg絕干氣時，空氣的焓為將以上值代入式（a）及式（b）中，即分別解得：Hm0.02675kg/kg 絕干氣Im105.2kJ/kg 絕干氣由Im1.01 1.88Hmtm 2490H m得tm36.4 C混合氣體中的水汽分壓

44、解出 P 4178Patm 36.4 C時水的飽和蒸汽壓為PS 6075Pa所以混合氣體的相對濕度為4178 100% 68 8%6075（2）將此混合氣加熱至多少度可使相對濕度降為10%故PS 41780Pa查水蒸氣表知此壓力下的飽和溫度為76.83 C。故應將此混合氣加熱至76.83 CO5干球溫度為20 C、濕度為0.009 kg水/ kg絕干氣的濕空氣通過預熱器加熱到 80 C后，再送至常壓干 燥器中，離開干燥器時空氣的相對濕度為80%若空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓干燥過程，試求：（1） 1 m3原濕空氣在預熱過程中焓的變化；（2） 1 m3原濕空氣在干燥器中獲得的水分量。解：（1） 1 m

45、3原濕空氣在預熱器中焓的變化。當t020 C、H00.009 kg/kg絕干氣時，由圖11-3查出I043kJ/kg絕干氣。當匕80 C、H1 H°0.009 kg/kg絕干氣時，由圖11-3查出Il 104 kJ/kg絕干氣。故1 kg絕干空氣在預熱器中焓的變化為： 原濕空氣的比體積：故1 m3原濕空氣焓的變化為；（2） 1 m3原濕空氣在干燥器中獲得的水分。由t1 80 C、H1 H0 0.009kg/kg絕干氣在HM圖上確定空氣狀態(tài)點，由該點沿等I線向右下方移動與80%線相交，交點為離開干燥器時空氣的狀態(tài)點，由該點讀出空氣離開干燥器時的濕度出 0.027kg/kg絕干氣。故1

46、m3原空氣獲得的水分量為：6.用4題（1）的混合濕空氣加熱升溫后用于干燥某濕物料，將濕物料自濕基含水量0.2降至0.05 ,濕物料流量為1 000 kg/h ,假設系統(tǒng)熱損失可忽略，干燥操作為等焓干燥過程。試求（1）新鮮空氣耗量；（2）進入干燥器的濕空氣的溫度和焓；（3）預熱器的加熱量。解：（1）新鮮空氣耗量蒸發(fā)水量絕干空氣用量新鮮空氣用量（2）進入干燥器的濕空氣的溫度和焓由于干燥過程為等焓過程，故進出干燥器的空氣的焓相等。將Hm 002675 kg/kg絕干氣代入，解出：所以，進入干燥器的濕空氣的溫度為57.54 C,焓為127.6 kJ/kg 絕干氣。（3）預熱器的加熱量7 .在常壓下用熱

47、空氣干燥某濕物料，濕物料的處理量為I 000kgh ,溫度為20 C,含水量為4% （濕基，下同），要求干燥后產(chǎn)品的含水量不超過0.5 %,物料離開干燥器時溫度升至60 C,濕物料的平均比熱容為3.28 kJ/（kg絕干料.C ）?？諝獾某跏紲囟葹?0 C,相對濕度為50%,將空氣預熱至100 C進干燥器，出干燥器的溫度為50 C,濕度為0.06 kg/kg絕干氣，干燥器的熱損失可按預熱器供熱量的10%計。試求（1）計算新鮮空氣的消耗量；（2）預熱器的加熱量Q;（3）計算加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分數(shù)；（4）干燥系統(tǒng)的熱效率。解：（1）新鮮空氣消耗量，即絕干物料 G G1 1 w110

48、0010.04 kg絕干料h 960 kg絕干料h所以W G(X1 X2)960(0.041670.00503)kg/h35.17kg/h20 C時空氣的飽和蒸汽壓為PS 2.3346kPa（2）預熱器的加熱量 QP,用式11-31計算Qp,即（3）加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分數(shù)加熱物料耗熱總耗熱量加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分數(shù)：125952125952 100%51.9%242484（4）干燥器的熱效率，若忽略濕物料中水分帶入系統(tǒng)中的焓，則用式 11-37計算干燥系統(tǒng)的熱效率。8. 用通風機將干球溫度to 26oC、焓I。66kJ/kg絕干氣的新鮮空氣送入預熱器，預熱到匕12

49、0°C后進入連續(xù)逆流操作的理想干燥器，空氣離開干燥器時相對濕度2 50%。濕物料由含水量W1 0.015被干燥至含水量W2 0.002 ,每小時有9 200 kg濕物料加入干燥器。試求（1）完成干燥任務所需的新鮮空氣量；（2）預熱器的加熱量；（3）干燥器的熱效率解：（1）新鮮空氣耗量21163.8kJkg 絕干氣絕干物料流量根據(jù)t026 C、066 kJ/kg 絕干氣，求出 Ho 0.0157kg/kg 絕干氣根據(jù)t1120 C、H1H00.0157 ,求出 I1 163.8kJ/kg 絕干氣理想干燥器，所以U 0.622 2PsO311ps(a)(b)H 2P總 2 Ps 1013

50、30 05psI21.01 1.88H2 t22490H 2163.8 kJ kg 絕干氣設溫度t2 ,查水蒸氣表得相應的飽和蒸汽壓PS,由（a）式求濕度H2 ,再代入（b）式反求溫度t2 ,若與初設值一致，計算結束。若與初設值不一致，則需重復以上步驟。解得：PS 13180Pa ,對應的飽和溫度為：t2 51.34 CP26590Pa， H 20.04326kgkg 絕干氣絕干空氣消耗量新鮮空氣消耗量（2）預熱器的加熱量（3）干燥器的熱效率本題亦可利用 H I圖求t2 。9. 在一常壓逆流的轉筒干燥器中，干燥某種晶狀的物料。溫度t0 25oC、相對濕度 0=55%勺新鮮空氣經(jīng)過預熱器加熱升溫

51、至t1 95oC后送入干燥器中，離開干燥器時的溫度 t2 45oC。預熱器中采用180 kPa的飽 和蒸汽加熱空氣，預熱器的總傳熱系數(shù)為 85 W（m2 K）,熱損失可忽略。濕物料初始溫度I 24 C、濕基含水量W 1 =0.037 ;干燥完畢后溫度升到2 = 60 C、濕基含水量降為 W2=0.002。干燥產(chǎn)品流量 G2=1 000 kg/h ,絕干物料比熱容CS 1.5kJ/ （kg絕干料C）,不向干燥器補充熱量。轉筒干燥器的直徑D=1.3 m、長度Z=7 m。干燥器外壁向空氣的對流一輻射聯(lián)合傳熱系數(shù)為35 kJ/ （f hC）。試求（1）絕干空氣流量；（2）預熱器中加熱蒸汽消耗量；（3）預熱器的傳熱面積。解：（1）絕干空氣流量絕干物料流量水分蒸發(fā)量查出25 C時水的飽和蒸氣壓為3168.4 Pa ,故新鮮空氣的濕度為：kg kg絕干氣0.0109 kg. kg 絕干氣0.6220 PSGH 0101.330 PSG0.622 0.55 3168.4101.33 0.55 3168.4對干燥器做水