化工原理試題終x

.流體在圓形直管中作層流流動時，其速度分布是型曲線，其管中心最大流速為平均流速的倍，摩擦系數(shù)人與Re的關(guān)系為o.氣體的粘度隨溫度的升高而,水的粘度隨溫度的升高o.當計算流體由粗管進入細管的流動局部阻力時，其公式中的流速應該用管中的速度。.流體在管內(nèi)作湍流流動時（不是阻力平方區(qū)），其摩擦系數(shù)人隨和而變。.牛頓粘性定律的數(shù)學表達式為,牛頓粘性定律適用于型流體。.孔板流量計和轉(zhuǎn)子流量計的最主要區(qū)別在于：前者是恒,變;后者是恒,變。.流體在水平等徑直管中穩(wěn)定流動時的摩擦阻力損失hf所損失的是機械能中的項。.流體在等徑管中作穩(wěn)定流動，流體由于流動而有摩擦阻力損失，流體的流速沿管長。.液柱壓力計量是基于原理的測壓裝置，用U形管壓差計測壓時，當一端與大氣相通時，讀數(shù)R表示的是或。.減少流體在管路中流動阻力匯hf的措施有：.離心泵的工作點是曲線與曲線的交點。.離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時，離心泵會發(fā)生現(xiàn)象。.管路特性曲線的一般表達式是。.若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭—,流量,效率軸功。.離心泵在兩敞口容器間輸液，當被輸送流體的密度改變后，離心泵的及均保持不變。.往復泵主要適用于、的場合。.離心泵的流量調(diào)節(jié)閥安裝在離心泵—管路上，泵進口處安裝,出口處安.2B-19型號的離心泵，2代表,19代表。.離心泵的主要特性曲線有、、等。.往復泵的轉(zhuǎn)速（往復次數(shù)）增加時，流量—，揚程。（增大，變小，不變）.離心泵的揚程含義是。.離心泵常采用調(diào)節(jié)流量，往復泵常采用調(diào)節(jié)流量。.離心泵中是將原動機的能量傳遞給液體的部件，而則是將動能轉(zhuǎn)變?yōu)閴耗艿牟考?離心泵按吸液方式分為和。.在包有二層相同厚度保溫材料的園形管道上，應該將.材料包在內(nèi)層確保保溫效果好。.厚度不同的三種材料構(gòu)成三層平壁，各層接觸良好，已知b1>b2>b3;導熱系數(shù)1<2<3。在穩(wěn)定傳熱過程中，各層的熱阻R1R2R3;各層導熱速率Q1Q2Q3。.間壁換熱器管壁溫度tw接近一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)K的數(shù)值接近一側(cè)的a值。（忽略間壁熱阻和污垢熱阻）.判斷下面關(guān)于系統(tǒng)進行穩(wěn)定傳熱時的說法哪一個是錯誤的。A:通過一定傳熱面的傳熱速率不隨時間變化，為一定值。B:系統(tǒng)中任一點的溫度維持恒定。C:總的傳熱速率等于通過垂直于熱流方向的各傳熱面的傳熱速率之和。D:系統(tǒng)中任一傳熱面上的熱通量在過程中不變。.如圖所示為間壁式換熱器中冷熱流體穩(wěn)態(tài)傳熱過程的溫度分布曲線，該傳熱過程是由、:和三個串聯(lián)的熱傳遞環(huán)節(jié)組成，由圖分析可知：12,控制熱阻應在側(cè)，因此若強化該傳熱過程，應從側(cè)

著手一概念題:1、①溶液的相對揮發(fā)度（）等于兩組份,＞1則表示組分A和著手一概念題:B,=1則表示組分A和B。②當塔板中時，該塔板稱理論塔板。2、①精儲過程是利用和的原理而進行的。②精儲過程的回流比是指,最小回流比是指。3、已分析測得這四股物料的組成為0.62,0.70,0.75,0.82,試找出它、凡，丫7,X7的對應值,丫6=,X6=,丫尸,X7=參見附圖：4、如圖所示a點表示；b點表示；c點表示；ab段表示;bc段表示?！觥觥?、分離要求一定。當回流比為一定時，在五種進料狀況中，進料的q值最大,其溫度,此時，提微段操作線與平衡線之間的距離,分離所需的總理論板數(shù)。■■■6、精儲操作的依據(jù)是。實現(xiàn)精微操作的必要條件包括和。7、精儲塔塔頂某理論板上汽相露點溫度為ti,液相泡點溫度為t2。塔底某理論板上汽相露點溫度為t3,液相泡點溫度為t4。試按溫度大小順序用＞、=、＜符號排列如下：。9、某二元物系的相對揮發(fā)度=3,在具有理論板的精儲塔內(nèi)于全回流條件下作精儲操操作，已知Xn=0.3,則9、某二元物系的相對揮發(fā)度=3,在具有理論板的精儲塔內(nèi)于全回流條件下作精儲操操作，已知Xn=0.3,則yn-1=（由塔頂往下數(shù)）。10、精微塔中的恒摩爾流假設(shè)，其主要依據(jù)是各組分的,但精微段與提儲段(1)當(R—Fmin)/(R+1)=1.0時，R=,N=

的摩爾流量由于影響而不一定相等。精儲塔在操作過程中進料組成不變，進料量適當增加，則塔頂組成Xd將—,塔釜組成Xv將（泡點液彳構(gòu)t料）。11、操作中精儲塔，保持F,q,Xf,D不變。（1）若采用回流比R小于最小回流比Rmin,則xd_,x；（2）若R增大，則xd,Xw,L/Vo（增加，減小，不變，不確定）12、間歇精儲操作中，若保持儲出液組成不變，必須不斷回流比,若保持回流比不變，則微出液組成;在精微塔內(nèi)，靈敏板是指板。13、連續(xù)精儲塔設(shè)計時，當采用塔頂全凝器，泡點回流方案時，為完成分離任務(wù)所需理論板數(shù)為NT10若采用塔頂分凝器，而回流比和前方案相同時，則完成同樣分離任務(wù)所需理論板數(shù)為NT2。比較：塔板（精儲段）的下降液體濃度為0.4,第二層板下降液體濃度為0.45,則第三層塔板的汽相單板效率Emv為。A:22.2%B:32.68%C:44.1%D:107.5%二、計算題1、用常壓連續(xù)精儲塔分離某二元理想混合物，已知相對揮發(fā)度”=3,加料量F=10kmol/h,飽和蒸汽進料，進料中易揮發(fā)組分濃度為0.5（摩爾分率，下同），塔頂產(chǎn)品濃度為0.9,塔頂蒸汽全凝液于泡點下回流，回流比R=2Rmin,易揮發(fā)組分的回收率為90%,塔釜為間接蒸汽加熱，試計算提儲段上升蒸汽量。am=3,F=10kmol/h,q=0,Xf=0.5,xd=0.9,f0.9,R=2.0Rmin,V=?A:Nt2>Nt1B:Nt2=Nt1XXD,Xw。如進料為Xf1時，則C:Nt2C:Nt2<Nt114、某二元混合物要求用精儲方法分離，規(guī)定產(chǎn)品濃度為相應的最小回流比為Rm1,若進料為Xq相應為Rm2,現(xiàn)Xf1<Xf2,則:A:Rm1<Rm2C：Rm1>Rm2B:Fm1=Fm2D:無法確定Rm大小。15、精微的操作線是直線，主要基于如下原因:A:理論板假定B:理想物系C:塔頂泡點回流16、某二元混合物，進料量為頂最大產(chǎn)量為。D:恒摩爾流假定。100kmol/h,Xf=0.6,要求得到塔頂xd不小于0.9,則塔2、分離苯和甲苯混合液，進料組成為0.4,儲出液組成為0.95,殘液組成為0.05（以上組成均為苯的摩爾分率）。苯對甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.44。泡點進料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱。試求：⑴最小回流比；⑵若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精儲段操作線方程；⑶列出提儲段操作線方程。A:60kmol/hB：66.7kmol/hC:90kmol/hD：不能定1717、精微分離=2.5的二元理想混合液，已知回流比R=3,塔頂Xd=0.96,測得第三層D=1/2kmol/hD=1/2kmol/h3、常壓連續(xù)精儲塔分離二元理想溶液，塔頂上升蒸汽組成yi=0.96（易揮發(fā)組分摩爾分率），在分凝器內(nèi)冷凝蒸汽總量的1/2（摩爾）作為回流，余下的蒸汽在全凝器內(nèi)全部冷凝作塔頂產(chǎn)品，操作條件下，系統(tǒng)平均相對揮發(fā)度=2.4,求：⑴塔頂產(chǎn)品及回流液的組成；⑵由塔頂?shù)诙永碚摪迳仙恼羝M成。4、用一連續(xù)精儲塔在常壓下分離甲醇?水混合物，進料為含甲醇0.41的飽和蒸汽，流率為100kmol/ho要求塔頂儲出液含甲醇不低于0.95,塔底釜液甲醇不大于0.05（以上均為摩爾分率），已知操作條件下的平衡關(guān)系如附圖，操作時回流比為2.4,試求：⑴塔頂、塔底產(chǎn)品的流率；⑵所需理論塔板數(shù)及進料板位置；⑶兩段的液相流率與汽相流率之比和q線方程；⑷對應的最小回流比。1、恒沸精儲與萃取精儲都需加入添加劑（第三組分），其目的是。2、已知某精儲塔在情況一下操作得到F1、xh、q1、R1、D1、xd1、Xw1。今改變操作為情況二，且知F1=F2,XD1=XD2,Xw1=Xw2,q〔=q2但Xf1＜Xf2。試比較（＞、=、＜）D1D2W1W2R1_&3、某連續(xù)精微塔中，若精微段操作線方程的截距等于零，則：（1）回流比等于—；（2）儲出液量等于一；（3）操作線斜率等于—。（以上均用數(shù)字表示）4、某精儲塔在操作時，加料熱狀態(tài)由原來的飽和液體進料改為冷液進料，且保持F,xf,V,D不變，則此時xd,xw,R,L/V。(增加，不變，減少)1、物理吸收操作屬于過程，是一組分通過另一靜止組分的擴散。2、含SQ為10%(體積)的氣體混合物與濃度C為0.020kmol/m3的SO2水溶液在一個大氣壓下相接觸。操作條件下兩相的平衡關(guān)系為p*=1.62C(大氣壓)，則SQ將從相向相轉(zhuǎn)移，以氣相組成表示的傳質(zhì)總推動力為大氣壓，以液相組成表示的傳質(zhì)總推動力為kmol/m3。3、A、總傳質(zhì)系數(shù)與分傳質(zhì)系數(shù)之間的關(guān)系可以表示為1/KL=1/kL+H/kG其中1/kL表示,當項可忽略時，表示該吸收過程為液膜控制。B、是非題亨利定律的表達式之一為p=Ex,若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很大，說明該氣體為易溶氣體。C、低濃氣體吸收中，已知平衡關(guān)系y=2x,kxa=0.2kmol/(m3s),kya=210-4kmol/(m3s),則此體系屬(A氣膜；B液膜；C氣、液雙膜)控制總傳質(zhì)系數(shù)近似為Kya=kmol/(m3s)oA:2B0.1C:0.2D:210-4D、通常所討論的吸收操作中，當吸收劑用量趨于最小用量時，。A:回收率趨向最高B:吸收推動力趨向最大C:操作最為經(jīng)濟D:填料層高度趨向無窮大。4、圖所示為同一溫度下A、B、C三種氣體在水中的溶解度曲線。由圖可知，它們?nèi)芙舛却笮〉拇涡蚴?因為。吸收中，溫度不變，壓力增大，可使相平衡常數(shù)(增大，減小，不變)，傳質(zhì)推動力(增大，減小，不變)。5、①一般而言，兩組分A、B的等摩爾相互擴散體現(xiàn)在單元操作中，而A在B中單向擴散體現(xiàn)在單元操作中。(精儲、吸收)②在傳質(zhì)理論中有代表性的三個模型分別為、和。在吸收中的理論分析，當前仍采用模型作為基礎(chǔ)。6、①在氣體吸收時，若可溶氣體的濃度較大，則總體流動對傳質(zhì)的影響。②對極易溶的氣體，氣相一側(cè)的介面濃度y1接近于,而液相一側(cè)的液面濃度xi接近于。③寫出吸收操作中對吸收劑的主要要求中的四項(1);(2)；(3);(4)。7、某低濃度氣體吸收過程，已知：相平衡常數(shù)m=1,氣膜和液膜體積吸收系數(shù)分別為kya=210-4kmol/(m3s),kxa=0.4kmol/(m3s)。則該吸收過程為膜阻力控制。氣膜阻力占總阻力的百分數(shù)為;該氣體為溶氣體。漂流因數(shù)可表為,它反映。8、①吸收過程物料衡算時的基本假定是：(1)。⑵。②對接近常壓的低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當總壓增加時，亨利系數(shù),相平衡常數(shù)m,溶解度系數(shù)H。9、①在氣體流量，氣相進出口組成和液相進口組成不變時，若減少吸收劑用量，則傳質(zhì)推動力將,操作線將平衡線，設(shè)備費用。②當溫度增高時，溶質(zhì)在氣相中的分子擴散系數(shù)將,在液相中的分子擴散系數(shù)將。B:液體入塔濃度B:液體入塔濃度x2D:吸收塔型式C;=1D:不一定③對一定操作條件下的填料吸收塔，如將塔料層增高一些，則塔的Hog將,Nog將（增加，減少，不變）。10、選擇題：（按a增加、b減少、C不變填入括號內(nèi)）含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中進行吸收操作，若其他操作條件不變，而入口氣體量增加，則對于氣膜控制系統(tǒng)：TOC\o"1-5"\h\z其出口氣體組成丫2將（）；出口液體組成Xb將（）；溶質(zhì)回收率將（）。11、在吸收塔某處，氣相主體濃度y=0.025,液相主體濃度x=0.01,氣相傳質(zhì)分系數(shù)ky=2kmol/（m2h）氣相總傳質(zhì)系數(shù)Ky=1.5kmol/（m2h）,則該處氣液界面上氣相濃度y1應為（），平衡關(guān)系y=0.5xoA：0.02,B:0.01,C:0.015,D:0.00512、①在常壓下，測定水中溶質(zhì)A的摩爾濃度為0.56kmol/m3,此時氣相中A的平衡摩爾分率為0.02,則此物系的相平衡常數(shù)m=o當其他條件不變，而總壓增加一倍時，相平衡常數(shù)m=，若測得總壓值為2atm,則此時的亨利系數(shù)E=atm,而溶解度系數(shù)H^kmol/（m3atm）。②一般地，在相同溫度、壓力下，氣體在水中的擴散系數(shù)比在氣相中的擴散系數(shù)。13、①對一定的逆流吸收操作體系，若其解吸因數(shù)S<1,則其理論板必氣相總傳質(zhì)單元數(shù)Nog。如S=1,則理論板數(shù)Nog。②計算吸收塔的填料層高度需要應用、、三個方面的關(guān)系聯(lián)合求解。14、①在逆流吸收塔操作時，物系為低濃度氣膜控制系統(tǒng)，如其他操作條件不變，而氣液流量按比例同步減少，則此時氣體出口組成ya將，而液體出口組成Xb將,回收率將。②工程上常用水一空氣系統(tǒng)進行氧解吸以測定填料傳質(zhì)性能，這種系統(tǒng)屬于系統(tǒng)，傳質(zhì)阻力主要在一側(cè)。15、①最大吸收率max與無關(guān)。A:液氣比C:相平彼f常數(shù)m②單向擴散中的漂流因子A:>1B:<1已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數(shù)分別為Ei=0.0035atm,E2=0.011atm,E3=0.00652atm,則A：t1<t2B：t3>t2C：t1>t2D：t3<t1計算題：1、在常壓填料吸收塔中，用清水吸收廢氣中的氨氣。廢氣流量為2500m3/h（標準狀態(tài)），廢氣中氨的濃度為15g/m3,要求回收率不低于98%。若吸收劑用量為3.6m3/h,操作條件下的平衡關(guān)系為丫=1.2X,氣相總傳質(zhì)單元高度為0.7m。試求：A:塔底、塔頂及全塔的吸收推動力（氣相）；B:氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；C:總填料層高。2、在常壓逆流操作的填料塔內(nèi)，用純?nèi)軇㏒吸收混合氣體中的可溶組分Ao入塔氣體中A的摩爾分率y1=0.03,要求其收率A=95%。已知操彳^條件下mV/L=0.8（m可取作常數(shù)），平衡關(guān)系為Y=mX,與入塔氣體成平衡的液相濃度%*=0.03。試計算：⑴操作液氣比為最小液氣比的倍數(shù)；⑵吸收液的濃度力；⑶完成上述分離任務(wù)所需的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)Nog。3、在填料層高為8m的填料塔中，用純?nèi)軇┠媪魑湛諝庖籋2s混合氣中的H2s以凈化空氣。已知入塔氣中含H2s2.8%（體積％）,要求回收率為95%,塔在1atm、15c下操作，此時平衡關(guān)系為y=2x,出塔溶液中含H2s為0.0126（摩爾分率），混合氣體通過塔截面的摩爾流率為100kmol/（m2h）o試求：①單位塔截面上吸收劑用量和出塔溶液的飽和度；②氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；③氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)。注：計算中可用摩爾分率代替摩爾比。4、氣體混合物中含丙酮3%（體積百分率）。要在逆流填料吸收塔內(nèi)用水吸收丙酮的98%,若平衡關(guān)系為y*=1.05x,試求：⑴用含0.01%（摩爾百分率）丙酮的水作吸收劑，且液氣比為2,則所需的傳質(zhì)單元數(shù)應為多少？⑵若氣液兩相進料組成不變，液氣比變?yōu)?.04,當填料層無限高時，丙酮的極限回收率為多少？注：計算中可用摩爾分率代替摩爾比。干燥1、對不飽和濕空氣，干球溫度濕球溫度，露點溫度濕球溫度。（＞,=,＜）干燥操作中，干燥介質(zhì)（不飽和濕空氣）經(jīng)預熱器后濕度,溫度。當物料在恒定干燥條件下用空氣進行恒速對流干燥時，物料的表面溫度等于溫度。2、對不飽和空氣進行加熱,使溫度由11升至12，此時其濕球溫度，相對濕度,露點,濕度。在濕度一定時，不飽和空氣的溫度越低，其相對濕度越;不飽和空氣中水蒸汽分壓越高，其濕度越。①恒定的干燥條件是指空氣的、、以及都不變。②在實際的干燥操作中，常常用來測量空氣的濕度。③測定空氣中的水汽分壓的實驗方法是測量。一吸濕性物料和一非吸濕性物料，具有相同的干燥面積，在相同的干燥條件下進行干燥，前者的干燥速率為Ua,后者的干燥速率為Ub,則在恒速干燥段Ua—UB-（＞,=,＜）干燥器內(nèi)部無補充加熱的情況下，進干燥器的氣體狀態(tài)一定，干燥任務(wù)一定，則氣體離開干燥器的濕度H2越_,干燥器的熱效率越—o對于為水蒸汽所飽和的空氣，則其干球溫度t,濕球溫度tw,絕熱飽和溫度tas

露點溫度td的關(guān)系是t_tw_tas_td。濕空氣經(jīng)預熱，相對濕度小,對易龜裂物料，常采用方法來控制進干燥器的小值。干燥操作的必要條件是干燥過程是相結(jié)合的過程。溫度30C,水汽分壓為2KPa的濕空氣與水溫為40c的水接觸，則傳熱方向：水空氣，傳質(zhì)方向：水空氣。（用箭頭符號表示）已知30C、40c下水的飽和蒸汽壓分別為4.2472和7.3766KPa。干燥傳質(zhì)速率星：干燥傳熱速率是。已知在t=50C、P=1atm時空氣中水蒸汽分壓Pw=55.3mmHg,則該空氣的濕含量H=;相對濕度檸；（50C時水的飽和蒸汽壓為92.51mmHg）非結(jié)合水份是。7、在一連續(xù)干燥器中干燥鹽類結(jié)晶，每小時處理濕物料為1000kg,經(jīng)干燥后物料的含水量由40%減至5%（均為濕基），以熱空氣為干燥介質(zhì)，初始濕度Hi為0.009kg水/kg絕干氣，離開干燥器時濕度H2為0.039kg水/kg絕干氣，假定干燥過程中無物料損失，試求：⑴水分蒸發(fā)量W（kg水/h）;8、在一常壓氣流干燥器中干燥某種濕物料，已知數(shù)據(jù)如下：空氣進入預熱器的溫度為15C,濕含量為0.0073kg水/kg絕干氣，焰為35kJ/kg絕干空氣；空氣進干燥器溫度為90C,焰為109kJ/kg絕干氣；空氣出干燥器溫度為50C；濕含量為0.023kg水/kg絕干氣；進干燥器物料含水量為0.15kg水/kg絕干料；出干燥器物料含水量為0.01kg水/kg絕干料；干燥器生產(chǎn)能力為237kg/h（按干燥產(chǎn)品計）。試求：.絕干空氣的消耗量（kg絕干氣/h）；.進預熱器前風機的流量（m3/s）；.預熱器加入熱量（kW）（預熱器熱損失可忽略）。附濕空氣比容計算公式：⑵空氣消耗量L（kg絕干氣⑵空氣消耗量L（kg絕干氣/h）；原濕空氣消耗量L（卜9原空氣用）；⑶干燥產(chǎn)品量G2（kg/h）。1、用常壓連續(xù)精儲塔分離某二元理想混合物，已知相對揮發(fā)度《=3,加料量F=10kmol/h,飽和蒸汽進料，進料中易揮發(fā)組分濃度為0.5(摩爾分率，下同)，塔頂產(chǎn)品濃度為0.9,塔頂蒸汽全凝液于泡點下回流，回流比R=2Rmin,易揮發(fā)組分的回收率為90%,塔釜為間接蒸汽加熱，試計算提儲段上升蒸汽量。am=3,F=10kmol/h,q=0,xf=0.5,xd=0.9,獷0.9,R=2.0Rmin,W=?解：q=0V=V-F=(R+1)D-Fyq=Xfxq=yq/[a-(a-1)yq]=0.5/(3-2X0.5)=0.25Rmin=(XD-yq)/(yq-xq)=(0.9-0.5)/(0.5-0.25)=1.6R=2.0Rmin=2x16=3.2D=riFxF/xd=0.9X10X0.5/0.9=5kmol/hV=(3.2+1)5-10=11kmol/h2、分離苯和甲苯混合液，進料組成為0.4,儲出液組成為0.95,殘液組成為0.05(以上組成均為苯的摩爾分率)。苯對甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.44。泡點進料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱。試求：⑴最小回流比；⑵若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精儲段操作線方程；⑶列出提儲段操作線方程。解：⑴ye=2.44X0.4/(1+1.44X040.62Rmin=(xD-ye)/(ye-xF)=(0.95-0.62)/(0.62-0.4)=1.5⑵R=1.2X1.5=1.8yn+1=(1.8/2.8)Xn+0.95/2.8=0.64xn+0.34⑶令F=1kmol/hFxf=Dxd+Wxw0.4=0.95D+(1+D)X0.05解彳1D=0.39kmol/hW=0.61kmol/hq=1L=L+qF=RD+F=1.8X0.39+1=1.7kmol/hV=V=(R+1)D=2.8X0.39=1.09kmol/hy'=L'x'/V-WXw/V=1.7x'/1.09-0.61X0.05/1.09=1x56.028ym+1=1.56Xm-0.0283、常壓連續(xù)精儲塔分離二元理想溶液，塔頂上升蒸汽組成y1=0.96(易揮發(fā)組分摩爾分率)，在分凝器內(nèi)冷凝蒸汽總量的1/2(摩爾)作為回流，余下的蒸汽在全凝器內(nèi)全部冷凝作塔頂產(chǎn)品，操作條件下，系統(tǒng)平均相對揮發(fā)度=2.4,求：⑴塔頂產(chǎn)品及回流液的組成；⑵由塔頂?shù)诙永碚摪迳仙恼羝M成。y1=0.96V=1kmol/hL=1/2kmol/hD=1/2kmol/hTOC\o"1-5"\h\zR=1,a=2.4⑴y0=ax0/[1+(a-1)x0]=2.4x0/(1+1.4x0)(1)1X0.96y0/2+X0/2(2)y0=2X0.96—0代入(1)2X0.96x0=2.4x0/(1+1.4x0)X0=0.944xD=y0=2.4X0.944/(1+1.4X0.944)=0.976⑵X1*=y”[a-(a-1)y1]=0.96/(2.4-1.4X0.96)=0.909y2=Rx1/(R+1)+Xd/(R+1)=0.909/2+0.976/2=0.9434、用一連續(xù)精儲塔在常壓下分離甲醇?水混合物，進料為含甲醇0.41的飽和蒸汽，流率為100kmol/ho要求塔頂儲出液含甲醇不低于0.95,塔底釜液甲醇不大于0.05（以上均為摩爾分率），已知操作條件下的平衡關(guān)系如附圖，操作時回流比為2.4,試求：⑴塔頂、塔底產(chǎn)品的流率；⑵所需理論塔板數(shù)及進料板位置；⑶兩段的液相流率與汽相流率之比和q線方程；⑷對應的最小回流比。解：(1)物料衡算：F=D+W(a){FxF=DxD+Wxw(b)由(a)得W=F-D貝U:FxF=DxD+(F-D)xw100X0.41=DX0.95+(100-D)X0.05410.95D+5-0.05DD=36/0.9=40kmol/hW=100-40=60kmol/h(2)精微段操作線方程：y=[R/(R+1)]x+xd/(R+1)XD/(R+1)=0.95/(2.4+1)=0.279?0.28提儲段操作線方程：y=[(L+qF)/(L+qF-W)]x-Wxw/(L+qF-W)L=RD=2.4X4096kmol/hq=0L=L=96kmol/hq線y=[q/(q-1)]x-xF/(q-1)y=xF由圖解可得：Nt=6-1=5(不含釜)進料位置Nf=5(3)V=L+D=96+40=136kmol/hL/V=96/136=0.706L/V=L/V=L/[V-(1-q)F]=96/(136-100)=2.67(4)Rmin/(Rmin+1)=(yD-ye)/(xD-xe)=(0.95-0.41)/(0.95-0.1)=0.6353Rmin=0.6353R+0.6353Rmin=0.6353/(1-0.6353)=1.742計算題：1、在常壓填料吸收塔中，用清水吸收廢氣中的氨氣。廢氣流量為2500m3/h(標準狀態(tài))，廢氣中氨的濃度為15g/m3,要求回收率不低于98%。若吸收劑用量為3.6m3/h,操作條件下的平衡關(guān)系為Y=1.2X,氣相總傳質(zhì)單元高度為0.7m。試求：A:塔底、塔頂及全塔的吸收推動力(氣相)；B:氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；C:總填料層高。解：y1=15/17/(1000/22.4)=0.01977[kmolNH3/kmolB+NH3]y2=3.954x10[kmolNH3/kmolB+NH3]Y1=y1/(1-y1)=0.01977/(1-0.01977)=0.02017[kmolNH3/kmolB]Y2=y2/(1-y2)=3.9555x10-4[kmolNHkmolB]V=2500/22.4(1-0.01977)=109.4[kmolB/h]L=3.6x1000/18=200[kmolB/h]全塔物料衡算L(Xi-X2)=V(Yi-Y2)200(Xi-0)=109.4(0.02017-3.9555X10-4)得Xi=0.0i072/Yi=Yi-Yi*=0.02017-1.2X0.01072=0.0072ZY2=Y2-Yi*=0.0004ZYm=(0.0072-0.0004)/ln(0.0072/0.0004)=0.00235Nog=(Yi-Y2)/ZYm=(0.02-0.0004)/0.00235=8.34H=NogHog=8.340.7=5.84m2、在常壓逆流操作的填料塔內(nèi)，用純?nèi)軇㏒吸收混合氣體中的可溶組分Ao入塔氣體中A的摩爾分率y〔=0.03,要求其收率A=95%。已知操作條件下mV/L=0.8(m可取作常數(shù))，平衡關(guān)系為Y=mX,與入塔氣體成平衡的液相濃度xi*=0.03。試計算：⑴操作液氣比為最小液氣比的倍數(shù)；⑵吸收液的濃度Xi；⑶完成上述分離任務(wù)所需的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NoGo解：⑴丫1=3/97=0.03093X2=0Y2=Yi(1-hA)=0.03093(1-0.95)=0.00155由最小溶劑用量公式(Lmin/V)=(Yi-Y2)/(Yi/m-X2)=(Yi-Y2)/(Yi/m)=m(Yi-Y2)/Yi=0.95m已知mV/L=0.8貝UL/V=(1/0.8)m=1.25m.?.(L/V)/(L/V)min=1.25/0.95=1.316(2)由物料衡算式得：Xi=(Yi-Y2)/(L/V)=(0.03093-0.00155)/(1.251)=0.0235⑶Nog=1/(1-mV/L)ln[(1-mV/L)(Yi-mX2)/(Y2-mX2)+mV/L]=1/(1-0.8)ln[(1-0.8)Yi/Y?+0.8]=7.843、在填料層高為8m的填料塔中，用純?nèi)軇┠媪魑湛諝庖籋2s混合氣中的H2s以凈化空氣。已知入塔氣中含H2s2.8%(體積％),要求回收率為95%,塔在iatm、15c下操作，此時平衡關(guān)系為y=2x,出塔溶液中含H2s為0.0126(摩爾分率)，混合氣體通過塔截面的摩爾流率為100kmol/(m2h)。試求：①單位塔截面上吸收劑用量和出塔溶液的飽和度；②氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；③氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)。注：計算中可用摩爾分率代替摩爾比。解：①yi=0.028y2=yi(1-h)=0.028(1-0.95)=0.0014L=(y1-y2)/X1xV=(0.028-0.0014)/0.0126X100=211kmol/(m1)xi*=yi/m=0.028/2=0.014xi/xi*=0.0126/0.014=90%②△yi=yi-mxi=0.028-2X0.0126=0.0028△y2=y2=0.0014Zym=(0.0028-0.0014)/(ln(0.0028/0.0014))=0.00202NoG=(yi-y2)/阿m=13.2③h=VNog/KyaKya=VNog/h=100/8x13.2=165kmol/(m3h)4、氣體混合物中含丙酮3%(體積百分率)。要在逆流填料吸收塔內(nèi)用水吸收丙酮的98%,若平衡關(guān)系為y*=1.05x,試求：⑴用含0.01%(摩爾百分率)丙酮的水作吸收劑，且液氣比為2,則所需的傳質(zhì)單元數(shù)應為多少？⑵若氣液兩相進料組成不變，液氣比變?yōu)?.04,當填料層無限高時，丙酮的極限回收率為多少？注：計算中可用摩爾分率代替摩爾比。解：(1)y2=yi(1-h)=0.03(1-0.98)=0.00061/A=mV/L=1.05/2=0.525:Nog=1/(1-1/A)ln[(1-1/A)(yi-mx2)/(y2-mx2)+1/A]=1/(1-0.525)ln[(1-0.525)(0.03-1.050.0001)/(0.0006-1.050.0001+0.525]=7.104⑵填料塔無限高時：xi與W平衡(;此時液氣比變?yōu)?.04,m>L/V)xei=yi/m=0.03/1.05=0.02857作物料衡算求出丫2'：l_2Xi+Viyi=L1X1+V2y2二.是低濃氣體吸收，可認為L、V不發(fā)生變化。*'?(UV)X2+y1=(L/V)xi-+y2?-y2'=yi+(L/V)(>&xi)=0.03+1.04(110-4-0.02857)=3.9X410:此時極限回收率為h'=(yi-y2')/yi=(0.03-3.9X10-4)/0.03=98.7%7、在一連續(xù)干燥器中干燥鹽類結(jié)晶，每小時處理濕物料為1000kg,經(jīng)干燥后物料的含水量由40%減至5%(均為濕基)，以熱空氣為干燥介質(zhì)，初始濕度Hi為0.009kg水/kg絕干氣，離開干燥器時濕度H2為0939kg水/kg絕干氣，假定干燥過程中無物料損失，試求：⑴水分蒸發(fā)量w(kg水/h)；⑵空氣消耗量L(kg絕干氣/h)；原濕空氣消耗量L(1<9原空氣用)；⑶干燥產(chǎn)品量G2(kg/h)o解：(1)水分蒸發(fā)量Wxi=Wi/(1-Wi)=0.40/(1-0.40)=0.667kg水/kg絕干料X2=W2/(1-W2)=0.05/(1-0.05)=0.053kg水/kg絕干料Gc=Gi(1-Wi)=1000(1-0.40)=600kg絕干料/h?-W=Gc(xi-X2)=600X(0.667-0.053)=368.4kg水/h(2)L=W/(H^Hi)=368.4/(0.039-0.009)=12280kg絕干氣/hL=L(1+Hi)=12280(1+0.009)=12390.5kg原空氣/h⑶G2=Gi-W=1000-368.4=631.6kg/h8、在一常壓氣流干燥器中干燥某種濕物料，已知數(shù)據(jù)如下：空氣進入預熱器的溫度為15C,濕含量為0.0073kg水/kg絕干氣，焰為35kJ/kg絕干空氣；空氣進干燥器溫度為90C,烙為109kJ/kg絕干氣；空氣出干燥器溫度為50C；濕含量為0.023kg水/kg絕干氣；進干燥器物料含水量為0.15kg水/kg絕干料；出干燥器物料含水量為0.01kg水/kg絕干料；干燥器生產(chǎn)能力為237kg/h(按干燥產(chǎn)品計)。試求：1維干空氣的消耗量(kg絕干氣/h)；2進預熱器前風機的流量(m3/s)；.預熱器加入熱量(kW)(預熱器熱損失可忽略)。附濕空氣比容計算公式：V=(0.772+1.244H(t+273)/273X(1.0133X1195)/解：1.求絕干空氣量LGc=G2(1-W2)=(^/(1+X2)=237/(1+0.01)=234.7kg