化工原理試題庫下冊

一.選擇題

化工原理試題庫〔下冊〕第一章蒸餾當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為 時，不能用一般精餾方法別離。A.3.0 B.2.0 C.1.0 D.4.0品濃度不小于0.9，以上組成均為摩爾分率，那么塔頂產(chǎn)品最大產(chǎn)量為 。A.60.5kmol/h B.66.7Kmol/h C.90.4Kmol/h D.不能確定在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按 求出。A.拉烏爾定律B.道爾頓定律C.亨利定律D.杠桿規(guī)那么q線方程肯定通過X—y直角坐標(biāo)上的點 。A.(Xw,Xw) B(XF,XF) C(XD,XD) 二元溶液的連續(xù)精餾計算中，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的變化將引起〔 。Ａ.平衡線Ｂ.操作線與q線 Ｃ.平衡線與操作線Ｄ.平衡線與q線精餾操作是用于別離〔 。Ａ.均相氣體混合物Ｂ.均相液體混合物Ｃ.互不相溶的混合物 Ｄ.氣—液混合物混合液兩組分的相對揮發(fā)度愈小，那么說明用蒸餾方法別離該混合液愈 。AB困難；C完全；D不完全設(shè)計精餾塔時，假設(shè)ＦxFxDxW均為定值，將進(jìn)料熱狀況從q=1變?yōu)榈乇热≈狄粯?，那么所需理論塔板?shù)將 ，塔頂冷凝器熱負(fù)荷 ，塔釜再沸器熱負(fù)荷 。A變大，B變小，C不變，D不肯定〕不變時，那么L/V ，L′/V′ AB變小，C不變，D不肯定

，xW 。精餾塔操作時，假設(shè)Ｆ、xF、q，加料板位置、Ｄ和Ｒ不變，而使操作壓力減小，那么xD ，xw 。AB變小，C不變，D不肯定操作中的精餾塔保持不變假設(shè)承受的回流比R<那么xD ，xw 。AB變小，C不變，D不肯定恒摩爾流假設(shè)是指 。A在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等B在精餾段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)量流量相等C在精餾段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等D在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等精餾過程的理論板假設(shè)是指。A進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等B進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C離開該板的氣液兩相組成相等D離開該板的氣液兩相組成平衡精餾過程假設(shè)為飽和液體進(jìn)料，那么。A q=1，L=L‘ B q=1，V=V’C q=1，L=V D q=1，L‘=V’全回流時的精餾過程操作方程式為 。A yn=xn B yn-1=xnC yn+1=xn D yn+1=xn+1精餾是別離〔 〕混合物的化工單元操作，其別離依據(jù)是利用混合物中各組分〔 〕的差異。A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板〔 〕相等。A、上升蒸汽的摩爾流量 B、上升蒸汽的質(zhì)量流量C、上升蒸汽的體積流量 D、上升蒸汽和下降液體的流量精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時，以下關(guān)系〔 〕成立。A、q=0，L=L‘ B、q=1，V=V’C、q=0，L=V D、q=1，L=L‘精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和蒸汽時，以下關(guān)系〔 〕成立。A、q=0，L=L‘ B、q=1，V=V’C、q=0，L=V D、q=1，L=L‘精餾過程的理論板假設(shè)是指〔 。A、進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等 B、進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C、離開該板的氣液兩相組成相等 D、離開該板的氣液兩相組成平衡某二元混合物，假設(shè)液相組成xA為0.45，相應(yīng)的泡點溫度為t1；氣相組成yA為0.45，相應(yīng)的露點溫度為t2，那么〔 。A.t1t2 B.t1t2 C.t1t2 D.不能推斷兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，那么表示該物系〔 。A.簡潔 B.困難 C.完全 D.不完全精餾塔的操作線是直線，其緣由是〔 。A.理論板假定 B.抱負(fù)物系 C.塔頂泡點回流 D.恒摩爾流假定別離某兩元混合物，進(jìn)料量為10kmol/h，組成xF為0.6，假設(shè)要求餾出液組成不小于0.9，那么最大的餾出液量為〔 。A.6.67kmol/h B.6kmol/h C.9kmol/h D.不能確定精餾塔中由塔頂往下的第n-1、n、n+1層理論板，其氣相組成關(guān)系為〔 。A.yn1ynyn1 B. yn1ynyn1 C. yn1ynyn1 D.不確定在原料量和組成一樣的條件下，用簡潔蒸餾所得氣相組成為xD1，用平衡蒸餾得氣相組成為xD2，假設(shè)兩種蒸餾方法所得氣相量一樣，那么〔 。A. xD1xD2 B. xD1=xD2 C. xD1xD2 D.不能確定在精餾塔的圖解計算中,假設(shè)進(jìn)料熱狀況變化,將使( )。A.平衡線發(fā)生變化 B.操作線與q線變化C.平衡線和q線變化 D.平衡線和操作線變化操作中的精餾塔,假設(shè)選用的回流比小于最小回流比,那么( ).A.不能操作 B. xD、xw均增加 C. xD、xw均不變 D. xD減小、xw增加操作中的精餾塔，假設(shè)保持F、xF、xD、xw、V‘不變，減小xF，那么〔 〕A.D增大、R減小 B.D減小、不變 C.D減小、R增大 D.D不變、R增大用某精餾塔別離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進(jìn)料組成為時，相應(yīng)回流比為；進(jìn)料組成為時，相應(yīng)回流比為，假設(shè)，進(jìn)料熱狀況不變，那么〔 。A.R1<R2 B.R1=R2 .C.R1>R2 D.無法推斷用精餾塔完成別離任務(wù)所需的理論板數(shù)為8〔包括再沸器假設(shè)全塔效率為50%，那么塔內(nèi)實際板數(shù)為〔 。A.16層 B.12層 C.14層 D.無法確定在常壓下苯的沸點為80.1℃，環(huán)己烷的沸點為80.73℃，欲使該兩組分混合液得到別離，那么宜承受〔 。A.恒沸精餾 B.一般精餾 C.萃取精餾 D.水蒸氣精餾精餾操作中，假設(shè)將進(jìn)料熱狀況由飽和液體改為冷液體進(jìn)料，而其它條件不變，那么精餾段操作線斜率〔 ，提餾段斜率〔 ，精餾段下降液體量〔 ，提餾段下降液體量〔 。A.增大 B.減小 C.不變 D.無法推斷假設(shè)連續(xù)精餾過程的進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1/3，那么其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為〔 。A.1/2 B.1/3 C.2 D.3溢流液泛是由于〔 〕造成的。A.降液管通過力量太小 B.液流分布不均勻C.塔板上嚴(yán)峻漏液 D.液相在塔板間返混直接水蒸氣加熱的精餾塔適用與〔 〕的狀況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相比較，當(dāng)x、x、R、q、α、回收率一樣時，其所需理論板數(shù)要〔 〕A.多 B.少 C.相等 D.無法推斷在精餾塔的設(shè)計中，設(shè)計思想是：在全塔汽液兩相總體呈〔 〕接觸，而在每一塊塔板上汽液兩相以〔 〕方式接觸?！睞〕逆流 〔B〕并流 〔C〕錯流 〔D〕不確定某精餾塔內(nèi)，進(jìn)料熱狀況參數(shù)為1.65，由此可判定物料以〔 〕方式進(jìn)料?！睞〕飽和蒸汽 〔B〕飽和液體〔C〕過熱蒸汽 〔D〕冷流體兩組分的相對揮發(fā)度越小，那么表示別離物系越〔 〕A.簡潔 B.削減 C.完全 D.不完全二元溶液連續(xù)精餾計算中，進(jìn)料熱狀況的變化將引起以下線的變化：A.平衡線 B操作線與q線 C.平衡線與操作線 D.平衡線與q線二、填空題某連續(xù)精餾塔中，假設(shè)精餾段操作線的截距為零，那么餾出液流量為 。當(dāng)別離要求和回流比肯定時， 進(jìn)料的q值最小，此時別離所需的理論塔板數(shù) 。蒸餾是指 的化工單元操作。在精餾塔試驗中，當(dāng)預(yù)備工作完成之后，開頭操作時的第一項工作應(yīng)當(dāng)是 。實現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和 。恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是 。某精餾塔設(shè)計時，假設(shè)將塔釜由原來間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持x(F)，Ｄ／Ｆ，ｑ，Ｒx(D)不變，那么Ｗ／Ｆ將 ，x(w)將 ，提餾段操作線斜率將 理論板數(shù)將 。股進(jìn)料無側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當(dāng)體系的壓力、進(jìn)料組成、塔頂、塔底產(chǎn)品組成及回流比肯定時，進(jìn)料狀態(tài)q值愈大，提餾段的斜率就愈 ，完成一樣的別離任務(wù)所需的總理論板數(shù)就愈 故5種進(jìn)料狀態(tài)種中， 進(jìn)料所需的理論板數(shù)最少。直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸餾雖都是向釜液直接通入蒸汽，但其目的并不一樣。前者是 ，而后者 ?！玻?，xF，q〕仍保持不變，那么R ，xD ，xw ，L′/V′ 。操作時假設(shè)ＦＤxFq加料板位置Ｖ不變而使操作的總壓力增大那么xD ，xW精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度其緣由之一是 緣由之二是 精餾塔設(shè)計中，回流比越

所需理論板數(shù)越少，操作能耗 。但隨著回流比的漸漸增大，操作費(fèi)用設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn) 變化過程。恒沸精餾與萃取精餾主要針對 的物系實行參與第三組分的方法以轉(zhuǎn)變原物系的 。精餾設(shè)計中，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物，且氣液摩爾比為2:3，那么進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q值等于 。填料塔用于精餾過程中，其塔高的計算承受等板高度法，等板高度是指 填料層高度Z= 。簡潔蒸餾與精餾的主要區(qū)分是 精餾的原理是 。精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指 。進(jìn)料熱狀況參數(shù)的兩種定義式為q= 和q= ，汽液混合物進(jìn).料時q值范圍 。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時，表示所需理論板，同時，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量 ，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量 ，所需塔徑 。精餾設(shè)計中，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用 ，總費(fèi)用呈現(xiàn) 的變化過程。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時，表示所需理論板，同時，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量 ，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量 ，所需塔徑 。某填料精餾塔的填料層高度為８米HETP〕＝ ?？倝簽?atm，95℃溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與475mmHg，那么平衡時苯的汽相組成＝ ，苯的液相組成＝ 〔均以摩爾分率表示〕。苯與甲苯的相對揮發(fā)度＝ 。精餾處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實現(xiàn)別離。吸取處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實現(xiàn)別離。精餾操作的依據(jù)是 實現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和 。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度 ，液相組成 氣相組成。用相對揮發(fā)度α表達(dá)的氣液平衡方程可寫為 。依據(jù)α的大小，可用來 ，假設(shè)α=1，那么表示 。在精餾操作中，假設(shè)降低操作壓強(qiáng)，那么溶液的相對揮發(fā)度 ，塔頂溫度 ，塔釜溫度 ，從平衡角度分析對該別離過程 。某兩組分體系，相對揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進(jìn)展精餾操作，對第n、n+1兩層理論板〔從塔頂往

＝.

那么ｙ

ｎ ｎ＋１或 。精餾和蒸餾的區(qū)分在于 ；平衡蒸餾和簡潔蒸餾的主要區(qū)分在于 。精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其緣由是 和。101.33kPa85p0A

113.6kPap0B

46kPa那么相對揮發(fā)度α= ，平衡時液相組成x ，氣相組成為y 。A A某精餾塔的精餾段操作線方程為y0.72x0.275，那么該塔的操作回流比為 成為 。最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為

。min精餾塔進(jìn)料可能有 種不同的熱狀況，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物且氣液摩爾比為2：3時，那么進(jìn)料熱狀況q值為 。2.532、3層塔板〔從塔頂往下計〕的液相組成為x20.4、x30.流出液組成xD為0.9〔以上均為摩爾分率，那第3層塔板的氣相莫弗里效率為EMV3= 。在精餾塔設(shè)計這，假設(shè)保持F、xF

、q、D不變，假設(shè)增加回流比R，那么x ，Dx L/V 。w在精餾塔設(shè)計中，假設(shè)F、xF

x、xD

R肯定，進(jìn)料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，那么所需NT

。精餾段上升蒸氣量V 、下降液體量L ；提餾段上升蒸氣量V‘ ，下降液體量L’ 。操作中的精餾塔，增大回流比，其他操作條件不變，那么精餾段液氣L/V ，提餾段液氣比/

x x 。D w操作中的精餾塔保持F、xFL/V 。

、q、VWxD

，x ，w在連續(xù)精餾塔中，假設(shè)xF

、x 、R、q、D/F一樣，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，那么DNT

x 。w恒沸精流與萃取精餾的共同點是 。兩者的主要區(qū)分是和 。三、計算題0.35，泡點進(jìn)料，經(jīng)連續(xù)精餾塔別離后塔頂產(chǎn)品濃度為0.96，塔底產(chǎn)品濃度為0.025段、提餾段操作方程。用一常壓連續(xù)精餾塔別離苯－甲苯混合液，原料液入塔時其中蒸氣量和液體量的千摩爾60kmol/h505％，餾出)2.5，試求：⑴餾出程式？xD=0.98流比為最小回流比的1.8倍；在此題范圍內(nèi)氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效1〕塔釜餾出液組成2〕精餾段操3〕經(jīng)過第一塊實際板氣相濃度的變化。用一連續(xù)精餾塔別離由組分A、B組成的抱負(fù)混合溶液。原料液中含A為0.40，餾出液A0.95〔以上均為摩擦分率〕，進(jìn)料熱狀況q0.61.50，試求相對揮發(fā)度α值？100kmol/h，泡點進(jìn)4070％〔以上組98％，直接用水蒸汽加熱。假設(shè)塔內(nèi)為恒摩4.5，每層塔板用氣相表示的單板70％，求釜液組成及從塔頂其次層實際板下降的液相濃度。用一連續(xù)精餾塔在常壓下別離苯－甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對2.5100kmol/h0.4(摩爾分率)。規(guī)定塔0.9，苯的回收率為95％以上。塔頂承受全凝器，泡點回流，回流比1.5倍，塔釜承受間接蒸汽加熱。求〔12〕精餾段3〕從塔頂開頭數(shù)起，離開其次塊板的液相組成〔小苯、甲苯兩組分混合物進(jìn)展常壓蒸餾，原料組成X(苯)＝0.70.8的塔頂50%的蒸汽冷凝返回塔頂。出冷100kmol/h，問塔頂、塔釜產(chǎn)量各為多少？汽化量為多少？α=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，別離苯—甲苯混合液。原料液流量為1000kmol/h0.40.90.00667，操作回流比為y20.5〔摩爾分率，下同〕飽和0.90.052.0倍，操12〕離開其次層理論板y2.在常壓連續(xù)精餾塔中，別離兩份抱負(fù)溶液。原料液組成為0.50.052倍。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3.01〕提餾段操作線方程〔2〕離開其次層理論板y2。試計算壓力為101.33KPa，溫度為時84℃，苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。(xA

0.818 yA

0.92)x0.257y0.456，試求該條件下的液化率。(q=0.281)4.y0.6〔摩爾分率〕,2流量冷3凝為飽和液體試求此時的氣液相組成氣液平衡關(guān)系為y0.46x0.549 (x0.5085；y0.783 )線方程和提餾段操作線方程分別為y0.723x0.263和y1.25x0.018 試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。(VV142.3kmol/h)6.在常壓連續(xù)精餾塔中，別離含甲醇為0.4〔摩爾分率〕的甲醇-水混合液。試求進(jìn)料溫度40q值。進(jìn)料泡點溫度為75.3℃。操作條件下甲醇的汽化潛熱為1055KJ/kg、比2320KJ/kg4.19KJ/〔kg.℃〕。7．將含易揮發(fā)組分為24%的原料參與一連續(xù)精餾塔中，要求餾出液組成為95%，釜液組3%850kmol/h，塔頂回流R=3.72〕用板式精餾塔在常壓下別離苯－甲苯混合液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，平2.47150kmol/h0.4〔摩爾分率〕的飽和蒸汽，回流比0.95，求：〔１〕塔頂餾出液及塔釜采出液的組成；〔2〕精餾段及提餾段操作線方程；〔3〕回流比與最、0.021y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/Rmin=1.4〕50%80%，塔頂承受全32.5，求每小時獲得的塔頂餾出液xwD=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,xW=0.4385〕F=1kmol/s，xF=0.2〔摩爾分率，下同〕，以飽和液體狀態(tài)參與塔中部，塔頂餾出量D=0.3kmol/s，xD=0.6，R=1.2Rmin，系統(tǒng)a=3，塔釜用飽和水蒸汽直接通入加熱。試求：〔１〕蒸汽通入量;〔２〕提餾段操作線〔V=0.57kmol/s；y=2.23x-0.0351〕在連續(xù)精餾塔中別離二硫化碳和四氯化碳混合液原料液流量為組成為〔硫化碳的質(zhì)量分率，下同〕。假設(shè)要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳回收率88%。試求餾出液流量和組成?！?.58kmol/h; 0.97〕0.5〔摩爾分率，下同〕，飽和蒸汽進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05。操作回流比為最小回流比的2倍。操〔從塔頂往下計〕的氣相y2 (y1.385x0.0193 ；0.786)0.6〔摩爾分率，下同〕，泡0.950.042，物系的平均相對揮發(fā)度為3.5。塔頂為全凝器。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數(shù)。(2塊)在連續(xù)精餾塔中別離兩組分抱負(fù)溶液。原料液組成為0.35〔摩爾分率，下同〕餾出液組成為0.9，回流比為最小回流比的1.2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.0，試求以下兩種進(jìn)料狀況下的操作回流比〔1〕飽和液體進(jìn)料；〔2〕飽和蒸汽進(jìn)料。(2.7； 4.79)在連續(xù)精餾塔中別離兩組分抱負(fù)溶液。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。塔頂承受全凝器。試求離開塔頂其次層板的上升蒸汽組成y2(0.825)0.4〔摩爾分率，下同〕，餾出液組--1/32倍，2.5，塔頂承受全凝器，試求從塔頂往下數(shù)其次層理論板的上升y2(0.899)試驗測得常壓精餾塔在局部回流下，精餾段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為nEmv。(0.5)A、B0.3，要求塔頂產(chǎn)品組0.90.5A組分的摩爾分率〕，操作回流比為2.5，試?yán)L出以下進(jìn)1〕q=2；〔2〕泡點進(jìn)料；〔3〕氣液混合進(jìn)1/2。在一常壓連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程式和 q線方程式如下：y0.75x0.2075y0.5x1.5xFq=1/3)

123〕q值(R=3xD

0.83；在一常壓連續(xù)精餾塔中，別離苯－甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，＝2.47xD

0.95，第一塊塔Emv

0.7180kmol/h，0.40.960.93xD

和x ；w〔３〕假設(shè)R4Rmin，求R(0.9160.91.7yn10.638xn0.326)150Kmol/h，0.90.13.5，1.塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；2.回流比為最小回流比的倍數(shù)；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂其次塊理論板上下降的液相組成。180kmol/h0.4(摩爾分率，下同)的苯—甲苯溶液，在連續(xù)精餾塔中進(jìn)展別離，要求塔頂餾出液中含苯0.95，釜?dú)堃褐泻讲桓哂?.01，進(jìn)料為飽和液體，回流比R=2，求塔頂、塔底兩產(chǎn)品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中別離相對揮發(fā)度為2.3100kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.40.950.04，回流比取最小回流比的1.4倍。計算〔1〕塔頂和塔底2〕推導(dǎo)精餾段、提餾段操作方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中別離相對揮發(fā)度為2.3200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.40.950.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算〔1〕塔頂和塔底2〕實際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。在常壓連續(xù)精餾塔中別離相對揮發(fā)度為2.3200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.40.950.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算〔1〕塔頂和塔底2〕實際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。連續(xù)、常壓精餾塔中別離某混合液，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.94,塔底產(chǎn)品為0.04q線方程為y=6x-1.51.22，求：1、精餾段操作線方程；2、假設(shè)塔底產(chǎn)品量W=150kmol/h，求進(jìn)料量F和塔頂產(chǎn)品量D；3、提餾段操作線方程。在一連續(xù)、常壓精餾塔中別離某液態(tài)二組元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4〔摩爾分率，下同1000kmol/h，塔頂承受全凝器，要求塔頂餾出液含易揮發(fā)組分0.9,易揮發(fā)組分的回收率為90%，泡點進(jìn)料，回流比取最小回流比的1.5α2.5。試求：①塔頂餾出液流量D；②塔釜?dú)堃毫髁縒，組成xw；③回流比RR；min④寫出提餾段操作線方程。0.41000kmol/h，在一連續(xù)、常壓精餾塔中進(jìn)展別離。塔頂承受全凝器，要求塔頂餾出液含苯0.9,苯的回收率為90%，泡點進(jìn)料，泡點回流，1.5α2.5;求：1、塔頂餾出液流量D；2、塔釜?dú)堃毫髁縒；3、塔頂其次塊理論板上升的蒸汽量Vy24、塔釜上一塊理論板下降的液體量L’及組成xm在一常壓連續(xù)精餾塔中別離某二元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4〔摩爾分率，下同料，流量為100kmol/h，進(jìn)料中蒸汽的摩爾流率占總進(jìn)料量的1/3。塔頂承受全凝器，要求塔頂易揮發(fā)90%1.50.064α2.52m/s79.11.01kg/m3⒈塔頂餾出液中輕組分的流量？2⒊提餾段操作線方程？⒋提餾段塔徑？150Kmol/h，組成為0.4〔摩爾分率、下同0.90.13.5，全塔平均相對揮發(fā)度2，塔頂承受全凝器，塔頂承受間接蒸汽加熱，求：1〕塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；2〕回流比為最小回流比的倍數(shù)；3〕精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4〕塔頂其次塊理論板上下降的液相組成。在連續(xù)精餾塔中，將含苯0.5〔摩爾分率〕的笨、甲苯混合液進(jìn)展別離。為飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產(chǎn)品各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂與塔底產(chǎn)品的組成，以及提餾段操作線方程。y”

L” Wx” x 〕L”W w100kmol/h0.其精餾段和提餾段操作線方程分別為y0.714x0.257 〔1〕 y1.686x0.0343 〔2〕1〕塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量〔kmol/h〔2〕進(jìn)料熱狀況參數(shù)q。在常壓連續(xù)精餾塔中別離苯-0.40.97，0.04，試分別求以下三種進(jìn)料熱狀況下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。20℃下冷液體；飽和液體；飽和氣體。2.47。原料液的泡點溫度為94℃，原料液的平均比熱容為1.85kJ/〔kg.354kJ/kg。在常壓連續(xù)精餾塔中別離苯-1000.4苯摩爾1.20.990%，試分別求出泡點下回流時的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。用一連續(xù)精餾塔別離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯0.1〔以上均為摩爾分率1/3〔摩2.5，回流比為最小回流比的2倍，塔頂承受全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：每小時餾出液及釜?dú)堃毫?；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.41000kmol/h，在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)展別離。塔頂承受全凝器，要求塔頂流出液含苯0.9，苯的回收率為0.9，泡點進(jìn)料，回流比取最小1.5α2.5。求：塔頂流出液流量D塔釜?dú)堃毫髁縒精餾段上升的蒸汽量V及提餾段下降的液體量。某別離苯﹑1000kmol/h，濃度為0.50.9，塔釜濃0.1〔皆為苯的摩爾分率2。當(dāng)滿足以上工藝要求時，塔頂﹑塔底產(chǎn)品量各為多少？560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？當(dāng)塔頂產(chǎn)品量為535kmol/h別離苯﹑100.6，泡點液相進(jìn)料，進(jìn)料量為1000kmol/h，其濃度0.1750.850.1〔皆為苯的摩爾分率該塔的操作回流比為多少？有幾種解法？試對幾種解法進(jìn)展比較。用該塔將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.99是否可行？假設(shè)將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.88，可實行何種措施？對其中較好的一種方案進(jìn)展定性和定量分析。當(dāng)塔頂產(chǎn)品濃度為0.850.9假設(shè)因回流管道堵塞或回流泵損壞，時回流比為0，此時塔頂及塔釜的組成和流量分別為多少？〔設(shè)塔板效率不下降用一連續(xù)精餾塔別離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯0.1〔以上均為摩爾分率1/3〔摩2.5，回流比為最小回流比的2倍，塔頂承受全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：每小時餾出液及釜?dú)堃毫?；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。精餾塔承受全凝器，用以別離苯和甲苯組成的抱負(fù)溶液，進(jìn)料狀態(tài)為汽液共存，兩相組成如下：xF=0.5077，yF=0.7201。假設(shè)塔頂產(chǎn)品組成xD=0.99，塔底產(chǎn)品的組成為xW=0.02，問最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純度如何保證?進(jìn)料室的壓強(qiáng)和溫度如何確定。該進(jìn)料兩組份的相對揮發(fā)度為多少?(Rmin=1.271，通過選擇適宜的回流比來保證；=2.49)．常壓連續(xù)操作的精餾塔來別離苯和甲苯混和液，進(jìn)料中含苯0.6(摩爾分?jǐn)?shù))，進(jìn)料狀態(tài)是汽液各占一半(摩爾數(shù))，從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98(摩爾分?jǐn)?shù))，苯—甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)2.5。試求：〔1〕進(jìn)料的汽液相組成；(2)最小回流比。(0.490.71；Rmin=1.227)最小回流比與理論板數(shù)用一連續(xù)精餾塔別離苯—甲苯混合液，原料中含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.97，釜液中含苯0.02(以min上均為摩爾分?jǐn)?shù))，R=4求下面兩種進(jìn)料狀況下最小回流比R 及所需理論板數(shù)：(1)原料液溫度為25℃；min(2)3：4。苯—甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。(Rmin=1.257，NT=105塊加料；Rmin=2.06，NT=116塊加料)物料恒算：1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨—水混合物進(jìn)人一個精餾段和提餾段各有1塊理論塔板的精餾塔別離，進(jìn)料中氨的組成為0.001(摩爾分?jǐn)?shù))。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s，塔底再沸器產(chǎn)生的汽相量為0.6kmol/s。假設(shè)操作范圍內(nèi)氨—水溶液的汽液平衡關(guān)系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產(chǎn)品組成。(xD=1.402 10-3，xW=8.267 10-4)操作線方程0.83和0.70，相鄰上層塔板的液相組成為0.770.78(以上均為輕組分A的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)。塔頂為泡點回流。進(jìn)料為飽和液體，其組成為0.462／3，試求：(1)精餾段操作線方程；(2)提餾段操作線方程。(3y=2x+0.953y=4.5x-0.195)綜合計算：F=10kmol/s，xF=0.5，q=0，xD=0.95,xW=0.1，(以上均為摩爾分率)，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度=2，塔頂為全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱，且知塔釜的汽化量為最小1.5倍。試求：塔頂易揮發(fā)組分的回收率;塔釜的汽化量;其次塊理論板的液體組成(塔序由頂部算起)。( =89.％V=11.07kmol/s;2=0.843)熱狀況參數(shù)與能耗100kmol／h，苯的濃度為0.3(摩爾分率，下同)，溫度為20℃，承受精餾操作對其進(jìn)展別離，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.9，苯的回收率為90％，精餾塔在常壓下操作，相對揮發(fā)度為2.47，試比較當(dāng)N時，以下三種工況所需要的最低能耗(包括原料預(yù)熱需要的熱量)：(1) 20℃加料；預(yù)熱至泡點加料；預(yù)熱至飽和蒸汽加料。98161.5J/kmol.K，汽化潛熱為32600J/mol。(977.1kW；1110.6kW；l694.7kW)用一連續(xù)操作精餾塔在常壓別離苯—甲苯混合液，原料含苯0.5〔摩爾分率，下同0.99，塔頂承受全凝器，回流比為最小回流比的1.5倍，原料液于泡點狀態(tài)進(jìn)塔，加料板上的液相組成與進(jìn)料組成一樣.泡點為92.3¤安托尼公式計算。Logp0=A-B/〔t+CA=6.91210，B=1214.645，C=221.205有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h，在一常壓精餾塔內(nèi)進(jìn)展別離，要求塔頂餾出液中含0.9〔以上均為摩爾分率90%1.5倍。2.5。試求：〔12W4〔564〕中所用的回流比，所需理論板數(shù)為多少？某雙組分混合液，重組分為水。設(shè)計時先按如下流程安排〔圖中實線頂全凝器，泡點回流。系統(tǒng)符合恒摩爾流假定，相對揮發(fā)度為2。且知：F=100kmol/h，q=0，xF=0.4〔摩爾分率，下同xD=0.95，xw=0.04，S=60kmol/h12

不變，設(shè)計時在塔上部有側(cè)線抽出〔如虛線所示θ，kmol/h，F(xiàn) D W組成=0.，那么該塔的最小回流比為多少？擬設(shè)計一常壓連續(xù)精餾塔以別離某易揮發(fā)組分為40%〔摩爾百分率，下同100kmol/h的料92%90%，料液為泡點進(jìn)料，回流比為最小回流比的1.5倍，全塔效率為0.7，料液的相對揮發(fā)度為3。試求1〔2F、x、N

不變，欲提高此物系易揮發(fā)組分的回收率，試定性說明可承受的措施有那些？F P22、用一連續(xù)精餾塔別離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95〔以上均為摩爾分1/32.5，回流比為2倍，試求：〔123塊理論板下降的液相組成。15-35%，泡點進(jìn)料，餾出液含苯97%，殘液含苯5%〔以上皆為摩爾百分率〕試求12如承受回流比R=4.3，求理論板數(shù)及全塔效率3板上升蒸汽組成。某精餾塔用于別離苯-30kmol/h0.5，塔頂、0.950.10，承受回流比為最小回流比的1.5倍，操作條件下可取平均相對揮發(fā)度為2.412求離開其次板的蒸汽和液體組成。有一二元抱負(fù)溶液，在連續(xù)精餾塔中精餾。原料掖組成為50%〔摩爾%為每小時100kmol，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸汽加熱，塔頂承受全凝器，泡點回流。試求1〕塔頂、塔底產(chǎn)品組成〔用摩爾分率表示2〕全凝器中每小時冷凝蒸汽量343.00.6，求離開塔頂其次塊板的汽相組成。用一連續(xù)精餾塔別離二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為0.4液組成為0.9，殘液組成為0.1，相對揮發(fā)度為2.5，飽和蒸汽進(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接1〕餾出液及殘液量23〕操作回流比為3時，塔釜每小時產(chǎn)生的蒸汽量為多少？〔4〕塔釜上一塊理論板液相組成為多少？〔5〕計算第〔3〕問時做了什么假定？用一連續(xù)精餾塔別離二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為0.5組成為0.95，殘液組成為，相對揮發(fā)度為2.5，泡點進(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。操作回流比為1.611〕餾出液及殘液量2〕提餾段上升蒸汽量3〕提餾段操作線方程；〔4〕最小回流比。用一連續(xù)精餾塔別離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.44，塔頂餾出液中含苯0.96〔以上均為摩爾分1/22.5，回流比為最小回流比的1.5倍，試求12〕離開塔頂其次塊板的汽相組成；用一連續(xù)精餾塔別離二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為10kmol/h，進(jìn)料組成為0.4〔摩爾分率，下同成為0.6，易揮發(fā)組成的回收率為90%，相對揮發(fā)度為2.0，飽和蒸汽進(jìn)料，回流比為最小回流比的2倍。塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求1〕餾出液及殘液量2〕最小回流比3〕第一塊塔板下降的液體組成為多少？〔4〕精餾段上升的蒸汽量與提餾段下降的液體量各為多少？用一連續(xù)精餾塔別離苯與甲苯混合液，泡點進(jìn)料，塔頂餾出量為75kmol/h蒸氣的汽化潛熱為511kcal/kmol，在塔釜溫度下釜液的汽化潛熱為10000kcal/kmol，精餾段操作線方y(tǒng)=0.72x+0.2512〕離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成。其次章吸取一、選擇題吸取操作的依據(jù)是〔 。Ａ..溶解度差異Ｃ.溫度差異Ｄ.密度差異在逆流吸取塔中，增加吸取劑用量，而混合氣體的處理量不變， 塔中操作線方程的斜率會 。A.增大 B.減小 C.不變 D.不能確定在吸取系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式中，反映物性影響的準(zhǔn)數(shù)是〔 〕A.Sh B.Re C.Ca D.ScSO2水溶液在三種溫度t1、t2t3下的亨利系數(shù)分別為Ｅ1=0.35kPa、E2=1.1kPa、E3=0.65kPa那么〔 〕A.t1<t2 B.t3>t2 C.t3<t1 D.t1>t2在吸取塔中，隨著溶劑溫度上升，氣體在溶劑中的溶解度將會 。A.增加 B.不變 C.減小 D.不能確定下述說明中正確的選項是 。用水吸取氨屬液膜掌握C.用水吸取氧屬難溶氣體的吸取，為氣膜阻力掌握D.用水吸取二氧化硫為具有中等溶解度的氣體吸取，氣膜阻力和液膜阻力都不行無視下述說法錯誤的選項是 。A.溶解度系數(shù)Ｈ很大，為易溶氣體 B.亨利系數(shù)Ｅ值很大，為易溶氣體C.亨利系數(shù)Ｅ值很大，犯難溶氣體 衡系數(shù)m值很大，犯難溶氣體集中系數(shù)D( )。A.集中質(zhì)和集中介質(zhì)的種類 B.體系的溫度C.體系的壓力 D.集中面積A 物理吸取B 化學(xué)吸取 C 高濃度物理吸取 D 低濃度物理吸取吸取操作的作用是別離〔〕。A 氣體混合物B 液體混合物 C 互不相溶的液體混合物 D 氣液混合物回收率趨向最高 B. 吸取推動力趨向最大C.操作最為經(jīng)濟(jì) D.填料層高度趨向無窮大兩相界面存在的阻力B.氣液兩相主體中的集中的阻力C.氣液兩相滯流層中分子集中的阻力D.氣相主體的渦流集中阻力在液體中溶解度很小時，以液相濃度表示得傳質(zhì)總系數(shù)KL( )大于液相傳質(zhì)分系數(shù)kL B. 近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)kLC.大于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG D.近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG對某一汽液平衡物系，在總壓肯定時，溫度上升，那么亨利系數(shù)〔 Ａ.變小Ｂ.增大 Ｃ.不變 Ｄ.不確定吸取是別離〔 〕混合物的化工單元操作，其別離依據(jù)是利用混合物中各組分〔 〕的差異。A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度為使吸取過程易于進(jìn)展，實行的措施是 。A加壓升溫B加壓降溫C減壓升溫D減壓降溫吸取速率方程式中各吸取系數(shù)之間的關(guān)系是 。A 〔KG〕-1 =〔kG〕-1+〔Hk

〕-1 B 〔K〕-1 =〔Hk〕-1+〔k

〕-1LL G GC 〔KG〕-1 =〔L G G

〕-1+〔mk

〕-1 D

〕-1 =〔mk

〕-1+〔k

〕-1LGGL依據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處 。LGGLA pi = ci B pi ＞ciC pi ＜ci D pi = ci/H物質(zhì)在空氣中的分子集中系數(shù)隨壓強(qiáng)的增大而〔 ，隨溫度的上升而〔 。A 增大 B 不變 C 減小 D 無法推斷依據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處〔 。A、氣相組成小于液相組成B、氣相組成大于液相組成C、氣相組成等于液相組成D、氣相組成與液相組成平衡為使操作向有利于吸取的方向進(jìn)展，實行的措施是〔 。A、加壓和升溫 B、減壓和升溫C、加壓和降溫 D、減壓和降溫吸取是別離〔 〕混合物的化工單元操作，其別離依據(jù)是利用混合物中各組分〔 〕的差異。A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度對難溶氣體的吸取過程，傳質(zhì)阻力主要集中于〔 。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無法推斷在吸取過程中〔 〕將使體系的相平衡常數(shù)m減小。A、加壓和升溫 B、減壓和升溫C、加壓和降溫 D、減壓和降溫對難溶氣體的吸取過程，傳質(zhì)阻力主要集中于〔 。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無法推斷試驗室用水吸取空氣中的二氧化碳，根本屬于〔 〕吸取掌握，其氣膜阻力〔 〕液膜阻力?！睞〕汽膜〔B〕液膜〔C〕共同作用〔D〕無法確定 ②(A)大于 (B)小于 (C)等于 (D)無法確定在雙組分抱負(fù)氣體混合物中，組分A的集中系數(shù)是〔 。A.組分A的物質(zhì)屬性 B.組分B的物質(zhì)屬性C.系統(tǒng)的物質(zhì)屬性D.僅取決于系統(tǒng)的狀態(tài)含低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為〔 。A.負(fù)值 B.正值 C.零 D.不確定某吸取過程，氣膜吸取系數(shù)k 為2kmol/〔m2.h，液膜吸取系數(shù)k 為4kmol/〔m2.h，由此推斷該過Y X程為〔 。A.氣膜掌握 B.液膜掌握 .C.不能確定 D.雙膜掌握含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸取塔中進(jìn)展吸取操作，假設(shè)進(jìn)塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，那么對于氣膜掌握系統(tǒng)，起出塔氣相組成將〔 。A.增加 B.減小 C.不變 D.不確定含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸取塔中進(jìn)展吸取操作，假設(shè)進(jìn)塔液體的流量增大，其他操作條件不變，那么對于氣膜掌握系統(tǒng)，起出塔氣相組成將〔 。A.增加 B.減小 C.不變 D.不確定在吸取操作中，吸取塔某一截面上的總推動力〔以氣相組成表示〕為〔 。，A Y-Y* B.Y*-Y C.Y-Y，i

D.Y-Yi在逆流吸取塔中，吸取過程為氣膜掌握，假設(shè)將進(jìn)塔液相組成X2增大，其它操作條件不變，那么氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG將〔 ，氣相出口濃度將〔 。增加 B.減小 C.不變 D.不確定在逆流吸取塔中當(dāng)吸取因數(shù)A〈1，且填料層高度為無限高時，那么氣液平衡消滅在〔 。塔頂 B塔上部 C.塔底 D.塔下部在逆流吸取塔中用純?nèi)軇┪』旌蠚庵械娜苜|(zhì)平衡關(guān)系符合亨利定律當(dāng)將進(jìn)塔氣體組成Y1增大，其他操作條件不變，起出塔氣相組成Y2將〔 ，吸取率φ〔 。增加 B.減小 C.不變 D.不確定二、填空題在吸取單元操作中，計算傳質(zhì)單元數(shù)的方法很多，其中，承受對數(shù)平均推動力法計算總傳質(zhì)單元數(shù)法的前提條件是 。吸取操作是吸取質(zhì)從 轉(zhuǎn)移到 的傳質(zhì)過程。在吸取操作中壓力 ，溫度 將有利于吸取過程的進(jìn)展。吸取是指 的化工單元操作。當(dāng)氣體處理量及初、終濃度已被確定，假設(shè)削減吸取劑用量，操作線的斜率，其結(jié)果是使出塔吸取液的濃度 ，而吸取推動力相應(yīng) 。用亨利系數(shù)E表達(dá)的亨利定律表達(dá)式為 .在常壓下,20℃時,氨在空氣中的分壓為69.6mmHg,與之平衡的氨水濃度為10(kgNH3(100kg)-1H2O).此時亨利系數(shù)E= 平衡常數(shù)m= .對于難溶氣體，吸取時屬于 掌握的吸取，強(qiáng)化吸取的手段是。吸取操作中溫度不變壓力增大可使相平衡常數(shù) 傳質(zhì)推動力 。水吸取時，在肯定濃度范圍內(nèi)，其氣液平衡線和操作線均為直線，其平衡線的斜率可用 常數(shù)表示，而操作線的斜率可用 表示。吸取是指 的過程，解吸是指 的過程。溶解度很大的氣體，吸取時屬于 掌握，強(qiáng)化吸取的手段是 。量，氣相進(jìn)出口組成和液相進(jìn)口組成不變時，假設(shè)削減吸取劑用量，那么傳質(zhì)推動力將 ，操作線將 平衡線。吸收因數(shù)A 可以表示為 ，它在Y—X 圖上的幾何意義是 。吸取塔中，假設(shè)吸取劑入塔濃度下降，其它操作條件不變，此時該塔的吸取率 ，塔頂氣體出口濃度 。低濃度難溶氣體的逆流吸取塔中假設(shè)其他條件不變而入塔液體量增加那么此塔的液相傳質(zhì)單元數(shù)Ｎ(l)將 ，而氣相總傳質(zhì)單元數(shù)ＮOG將 ，氣體出口濃度ｙ(a)將 。對接近常壓的低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當(dāng)總壓增加時，亨利系數(shù)，相平衡常數(shù)m ，溶解度系數(shù)H 〔增加、削減、不變。在一逆流吸取塔中，吸取劑溫度降低，其它條件不變，此時塔頂氣體出口濃度 出塔溶液組成 。對易溶氣體的吸取過程，阻力主要集中于 。1 1 1 1假設(shè)傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為 ,那么其中的 表示 當(dāng)K Hk k kG L G G 項可以無視時表示該吸取過程為氣膜掌握。1假設(shè)傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為 KL

1Hk kL G

,那么其中的

1表示 ，當(dāng)kL 項可以無視時表示該吸取過程為液膜掌握。傳質(zhì)單元數(shù)N反映 ,別離任務(wù)所要求的液體濃度變化越OG ,過程的平均推動力越 ,所需的傳質(zhì)單元數(shù)N越大。OG在填料塔中用水吸取氨欲提高吸取速率增大 的流量比增大 的流量更有效。在低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)當(dāng)總壓操作降低時亨利系數(shù)E將 相平衡常數(shù)m將 ，溶解度系數(shù)H將 。亨利定律表達(dá)式p*Ex，假設(shè)某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很小，說明該氣體為 氣體。亨利定律表達(dá)式p*c，假設(shè)某氣體在水中的亨利系數(shù)H值很大，說明該氣體為 氣體。H在吸取過程中，K和k是以 和 為推動力的吸取系數(shù)，它們的單位Y y是 。假設(shè)總吸取系數(shù)和分吸取系數(shù)間的關(guān)系可表示為項可無視是，表示該過程為氣膜掌握。

1 1 1 1 ，其中 表示 ，當(dāng)K k Hk kG G L G1atm、20℃kG

0.kmol/ m2atm系數(shù)為kL

0.25kmol/ m2atm，溶質(zhì)的溶解度系數(shù)H150kmol/m3atm，那么該溶質(zhì)為氣體，氣相總吸取系數(shù)KY

kmol/m2h。一般而言，兩組分A、B的等摩爾相互集中表達(dá)在 單元操作中，而組分A在B中單向集中表達(dá)在 單元操作中。KY

值將 ，對液膜控制物系，體積收總系數(shù)KY

值將 。30.。31.得到的，它們與 、 和等無關(guān)。32.，吸取推動力。L在吸取過程中，物系平衡關(guān)系可用Y*mX表示，最小液氣比的計算關(guān)系〔〕=。LV min某吸取過程，用純?nèi)軇┪』旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分A，混合氣進(jìn)塔組成為0.1，出塔組成為0.02〔均為摩爾比，吸取因數(shù)A為1，假設(shè)該吸取過程所需理論板數(shù)為4層，那么需傳質(zhì)單元數(shù)為 。35.三、計算題比摩爾分率)90%1.5倍。Y*=0.8XH0G0.8mNoG為4.6，試求：(1)kmol/h?；(2)X1為多少？；(3)填料層高度為m?3.4m，用水吸取尾氣中的有害成分A。在此狀況下，測得的濃度如以下圖。平衡關(guān)系為Y=1.5X。求(1)氣相總傳質(zhì)單元高度；(2)操作液氣比為最小液氣比的多少倍？(3)由于法定排放濃度規(guī)定ｙ(2)0.002，所(4)畫出填料加高前后吸取操作線的示意圖。吸取塔中用清水吸取混合氣體中的SO2，氣體與水逆流接觸，氣體(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))流量為3.4m，用水吸取尾氣中的有害成分A。在此狀況下，測得的濃度如以下圖。平衡關(guān)系為Y=1.5X。求(1)氣相總傳質(zhì)單元高度；(2)操作液氣比為最小液氣比的多少倍？(3)由于法定排放濃度規(guī)定ｙ(2)0.002，所(4)畫出填料加高前后吸取操作線的示意圖。1.2m5.4m的吸取塔，用來吸取某氣體300kpa305%〔體積%，要求吸取率不低于95%；吸取劑為純?nèi)軇?，出塔溶液的濃度?.0152〔摩爾比；操作條件下的平衡關(guān)系為： Y-2.16X〔X、Y均為摩爾比〕，總體積吸取系數(shù) Kya為65.5kmol/m^3*h。試計算〔1〕吸取劑用量是最小用量的多少倍〔2〕該吸取塔的年處理量混合氣/:7200工作時間計件下平衡關(guān)系為 Y=2.0X，混合氣體流率為G=0.03kmol/m2s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為假設(shè)取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求〔1氣相總傳質(zhì)單元數(shù)〔2〕填料層高度.10g/Nm用清水作吸取劑，吸取劑的用量為380kmol/h，是最小吸取劑用量的1.4倍，操作壓力為Y=1.3X，求該塔混和氣體的處理量及總傳質(zhì)單元數(shù)。1.5倍。焦30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=1.2X〔X,Y為摩爾Z。6000m3(標(biāo)準(zhǔn))/h，3%98%，水的用量為最小用量的1.6倍，操作條件下的平衡關(guān)系為的組成〔2〕填料層高度

Y*=1.2X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.65m1〕出塔溶液1500m3A1.5kmol,25yY〔y＝0.0236,Y=0.0242常壓、25E為大氣壓，溶質(zhì)A的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分別與三種溶液接觸：①溶質(zhì)A濃度為的水溶0.8kPa，1g(NH3)/100g(H2O)。試求溶液的亨利系數(shù)E、平衡常數(shù)m以及溶H常壓、25E為大氣壓，溶質(zhì)A的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分別與三種溶液接觸：①溶質(zhì)A濃度為的水溶液；②溶質(zhì)A濃度為的水溶液；③溶質(zhì)液；②溶質(zhì)A濃度為的水溶液；③溶質(zhì)A濃度為的水溶液。試推斷在常壓逆流吸取塔中，以清水吸取空氣～NH35%，%NH30.01〔摩爾分率〕，氣Y=2.5XX,Y為摩爾比〕，試求塔頂和塔底處以ΔY表示的氣相推動力(ΔY1=0.0273ΔY2=0.00526)。在常壓逆流操作的吸取塔中，用清水吸取混合氣體中溶質(zhì)A。操作溫度為30℃，混合氣1000m3/h，進(jìn)塔氣體中組分A0.0590%，清水用量為120kmol/h，試求塔底吸取液的組成。(X1=0.015)在逆流吸取塔中，進(jìn)塔氣相組成Y1=0.0199%，操作條件下相平衡L L進(jìn)塔液相為純?nèi)軇琕=1.25；〔2〕進(jìn)塔液相為純?nèi)軇琕=1.0。( (1)NOG=15 (2)NOG=99 )在逆流操作的填料塔中，用清水吸取空氣中得氨，要求氨的回收率為0.99，吸取塔中填料層高度為4.5m1.4Y=mX〔Y，X為摩爾比〕試求填料塔的氣相傳質(zhì)單元高度。(HOG=0.374m)在逆流填料吸取塔中，用清水吸取空氣 ---氨氣混合氣中得氨氣。進(jìn)塔氣體組成為摩爾比，下同)，出塔氣體組成Y2=0.0026，混合氣體流量為100標(biāo)準(zhǔn)m3/h 0.1m3/h。操作壓力為0.95atm，亨利系數(shù)為0.5atm，平衡關(guān)系為直線。填料層高1.2m0.2mKYa(KYa=374kmol/m3.h)27℃下操作時混合氣流KYa100kmol/m3.h，氣液平衡關(guān)系為直線，且吸取因數(shù)A=1，試求出塔Y2和回收率η。(Y2=0.00387,η=0.926)回收率為0.96G回收率為0.96G0.035kmol/m2.s1.6倍，Y*=0.92X，總傳質(zhì)系數(shù)Y*=0.92X，總傳質(zhì)系數(shù)KYa為。試求：①塔底液相濃度X1；在一逆流接觸的填料吸取塔中，用純水吸取空氣～氨混合氣中的氨，入塔氣體中含NH39951.2*=1.2X0.8mZ。(Z=7.843m)0.991.5倍。30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=1.2X〔X,Y為摩爾比〕。氣相體積總吸取系數(shù)KYa200kmol/m3.hNOG；Z。(NOG=10.74;Z=7.68m)在常壓逆流填料吸取塔中，用循環(huán)吸取劑吸取混合氣中的 SO2。進(jìn)塔吸取劑流量為2023kmol/h其組成為0.5g(S2)/100g(2O)混合氣流量為90kmol/h其組成為0.0〔0.8。在操作條件下物系平衡關(guān)系為(*=18X0.01)Y,XNOG。(NOG=6.65)6000m3(標(biāo)準(zhǔn))/h，進(jìn)塔氣體中氨的含量為3%〔摩爾分率，氨的吸取率為98%，水的用量為最小用量的1.6倍，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0.65m。試求〔1〕出塔溶液的組成〔2〕填料層高度〔X1=0.0161；Z=5.27m〕件下平衡關(guān)系為 Y*=2.0X，混合氣體流率為 G=0.02kmol/m2.s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為KYa=0.04kmol/m3.s。假設(shè)取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求〔〕出塔溶液的組成〔2〕填料層高度 (X1=0.0103, Z=5.204m)單元高度為0.62米。試求填料層高。(2.985m)0.048〔摩爾分率〕，要求回收92%1.6Y單元高度為0.62米。試求填料層高。(2.985m)98%，操作條件下的相平衡關(guān)3.6m3/h。試求：〔1〕吸取液出塔濃度〔摩爾比〕；〔2〕操作液氣比為最小液氣比的假設(shè)干倍。(0.01083；1.554)306000m3%98%。水的用量為1.61.0m/s。操作條件下的平衡關(guān)系為Y=1.2X，氣相體積吸取總單元數(shù)；〔2〕填料層高度?！?.1；5.2m〕AA2.5%〔體積%〕，A組分1.5倍。塔內(nèi)氣液兩相逆流流淌。操作條件下的相1NOG；〔2A組分的吸取率要求95%，其它條件不變，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)又為假設(shè)干。(2.59；6.4)混合氣體中的氨入塔混合氣體含氨〔摩爾分率，求氨的回收率不低于95%，出塔吸取液含氨不低于4%，操作條件下氣液平衡關(guān)系為無限高時，出塔氣體和液體的極限組成。(0.9、1.19；7.84； 0、 0.044)A1500Nm3/hA的含量為KYa=200Kmol/(m3.h)0.8m。1.2倍，A96％，求：1.出塔液相組成；2.傳質(zhì)單元數(shù)；3.填料層高度，m。在一逆流操作的填料吸取塔中〔操作溫度300K，壓強(qiáng)110kPa4000m3/h8Y*=1.4X。氣相總體積吸取系數(shù)Ka=0.08kmol/〔m3.s1m7m1.6，計算此時氨的回收率。Y在一逆流填料吸取塔中用清水吸取某混合氣中的A2023/hA6操作溫度為300k110kPaA95%Y*=2XKYa=0.04kmol/m3.s,塔徑為1m，求需填料層高度。310K，壓強(qiáng)110kPa3600m3/h890%，操作條件下物系的平衡關(guān)系Y*=1.4X。氣相總體積吸取系數(shù)Ka=0.08kmol/〔m3.s1m1.3Y在一逆流操作的填料吸取塔中〔操作溫度300K，壓強(qiáng)110kPa4000m3/h8Y*=1.4X。氣相總體積吸取系數(shù)Ka=0.08kmol/〔m3.s1m7m1.6，計算此時氨的回收率。Y在逆流填料吸取塔中，用清水吸取含氨5%〔體積〕的空氣-氨混合氣其中的氨，混和氣量為2826標(biāo)準(zhǔn)m3/h，1m/s〔標(biāo)準(zhǔn)狀況下〕,平衡關(guān)系為Y=1.2X180kmol/(m3,h)，吸取劑用量為最小吸取劑用量的1.4倍，要求吸取率為98%。試求：1、吸取液的出塔濃X12、氣相總傳質(zhì)單元高度H；OG3、氣相總傳質(zhì)單元數(shù)N；OG4、填料層高度Z。0.03〔摩爾分率〕混合氣中的甲醇。進(jìn)塔氣體的流量為1322標(biāo)準(zhǔn)m3/h。要求甲醇90％，操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y=1.18X2.2×10-2kmol/m3?s。假1m1.8①出塔液相濃度；②最小液氣比；③傳質(zhì)單元數(shù)；④所需填料層高度。在常壓逆流填料吸取塔中，用含氨0.01〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同〕的稀氨水吸取含氨5%的空氣－氨混合氣體中的氨，操作溫度為2℃。混和氣流量為30031平衡關(guān)系為1.218Kmo/3)，吸取劑用量為最小用量的1.595%。試求：①塔底溶液的濃度；②吸取塔的塔徑；③填料層高度。在常壓逆流填料吸取塔中，用清水吸取含氨5%〔體積分?jǐn)?shù)〕的空氣－氨混合氣體中的氨，操作溫度為25℃。混合氣在標(biāo)準(zhǔn)狀況下單位塔截面積上的流量為3000m3/(h·m2)，平衡關(guān)系為Y＝1.2X180kmol/(m3·h)，吸取劑用量為最小用量的1.590%。試求：⒈塔底溶液的最大濃度？⒉填料層高度2m，那么回收率增加多少？y填料吸取塔某截面上的氣、液相組成為y=0.05，x=0.01〔皆為溶質(zhì)摩爾分率〕氣膜體積吸取系數(shù)kαy=0.03kmol/m3sα2kmol/m3sx，試求兩相間的傳質(zhì)總推動力、總阻力、傳質(zhì)速率以及各相阻力的安排。A5%〔體積%Y=3.0X42時的出塔氣體的極限組成和液體出口組成。在填料塔中用循環(huán)溶劑吸取混合氣體中的溶質(zhì)。進(jìn)塔氣體組成為0.09121.74g溶質(zhì)/kg溶液。操作條件下氣液平衡關(guān)系為y*=0.86x。當(dāng)液氣比L/V0.9時，試分別求逆流和并流的最大吸取率和吸取液的濃度。在逆流操作的填料吸取塔中，用純?nèi)軇┪』旌蠚庵械娜苜|(zhì)組分。惰性〔空氣〕質(zhì)量流量為5800kg/〔m2.hHOG=0.5m110kPa時，該物系的相平衡常數(shù)m=0，試求：氣膜體積吸取系數(shù)kα〔kmol/mkP；G9099%，填料層高度的變化。在填料塔中用純?nèi)軇┪∧郴旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分。進(jìn)塔氣體組成為0.01〔摩爾比，下同1.5。操作條件下的相平衡關(guān)系為Y=1.5X。當(dāng)兩相逆流操作時出塔氣體的濃度為0.005，現(xiàn)假設(shè)兩相該為并流操作時，試求氣體出塔組成和吸取平均推動力。5m1.0時，溶質(zhì)回收率可達(dá)90%。在操作條件下，溶質(zhì)回收率可提高到95%，試問此填料的體積吸取總系數(shù)為原來的多少倍？在逆流操作的填料吸取塔中，用純?nèi)軇┪』旌蠚庵械娜苜|(zhì)組分。進(jìn)塔氣相組成為0.0氣相總傳質(zhì)單元高度HOG0.875m。在操作條件下的相平衡關(guān)系為Y=0.15X，試求：氣相總傳質(zhì)單元數(shù)和填料層高度；假設(shè)改用板式塔，試求理論板數(shù)和原填料理論板當(dāng)量高度。用清水逆流吸取混合氣體中的有害組分A混合氣流量為1500Nm3/h，其中A的含量為〔摩爾分率平衡關(guān)系為X總體積吸取系數(shù)αm)塔徑為m。假設(shè)取吸取劑用量為最小吸取劑用量的1.2倍，組分的回收率不低于96%，求：1、每小時送入吸取塔頂?shù)那逅浚?2、吸取液的濃度；3、傳質(zhì)單元數(shù)；4、填料層高度。用清水逆流吸取混合氣體中的有害組分A1500Nm3/hA0.05〔摩爾分Y=1.4，總體積吸取系數(shù)KYα=20Kmol/(m3.h)，塔徑為0.8m。假設(shè)取吸取劑用量為最小1.296%，求：〔123〕填料層高度在一逆流吸取塔中用三乙醇胺水溶液吸取混于氣態(tài)烴中的H2S，進(jìn)塔氣相含H2S2.91%吸取率不低于99%300K101.33kPa，平衡關(guān)系為Y*=2X，進(jìn)塔液體為穎溶劑，出塔液體中H2S濃度為0.013kml(H2S)/kmol〔溶劑〕。單位塔截面上單位時間流過的惰性氣體量為0.015kmol/(m2.s)0.000395kmol/(m3.s.kPa)。求所需填料層高度。一逆流吸取塔中用三乙醇胺水溶液吸取混于氣態(tài)烴中的H2S，進(jìn)塔氣相含H2S2.91%率不低于99%，操作溫度300K，壓強(qiáng)為101.33kPa，平衡關(guān)系為Y*=2X，進(jìn)塔液體為穎溶劑，出塔液體中H2S0.013kml(H2S)/kmol

0.015kmol/(m2.s)，氣相體積吸取總系數(shù)為0.000395kmol/(m3.s.kPa)。求所需填料層高度。0.8米的填料塔中，用1200Kg/h的清水逆流吸取空氣和SO2，混合氣量為1000m3〔標(biāo)準(zhǔn)〕/h，SO21.399.520℃、1atmy=0.75x，總體積傳質(zhì)系數(shù)KYα=0.055Kmol/(m3.s.atm)，求液體出口濃度和填料高度。在逆流操作的填料吸取塔中用清水吸取空氣中的氨。空氣的質(zhì)量流速為2900kg/m2.h，氣相總體積吸取系數(shù)為Kyα=250kmol/m3.h，氨的回收率為0.9，入塔的氣體濃度與出塔吸取液相平衡的氣相濃度的1.25倍，求填料層高度。在逆流操作的填料吸取塔中，用純?nèi)軇┪』旌蠚庵械娜苜|(zhì)組分A，操作條件下的氣液平衡關(guān)系可表Y*=mX〔X，Y1.5倍，氣相總傳質(zhì)單元高度HOG1.2m。假90%，求所需填料層高度。第三章氣液別離設(shè)備一、選擇題下述說法中錯誤的選項是 。B.精餾用板式塔，吸取用填料塔C.精餾既可以用板式塔，又可以用填料塔以下屬于錯流塔板的有〔〕。A.柵板 B.浮閥塔板 C.淋降板 D.泡罩塔板下面三類塔板相比較，操作彈性最大的是 ，單板壓降最小的是 ，造價最低的是 。A.篩板塔 B.浮閥塔 C.泡罩塔在板式塔設(shè)計中，加大板間距，負(fù)荷性能圖中有關(guān)曲線的變化趨勢是：液泛線 ，霧沫夾帶線，漏夜線。A.上移二、填空題B.不變C.下移D.不確定 、 、 。填料塔的塔徑與填料直徑之比不能太小，一般認(rèn)為比值至少要等于 的空塔氣速一般可取 氣速的50%~80%。篩板塔兩相接觸的傳質(zhì)面積為 處理的液體量很大或塔徑很大時，一般承受 ，以到達(dá) 的目的。板式塔與填料塔比較：精餾操作中，對易起泡體系應(yīng)選用 ；對熱敏性物系，精餾塔此時應(yīng)選用 塔更適合。填料塔的持液量增加，那么壓降 ，動力消耗 允許流速度 。寫出三種常見填料的名稱 、 、 。9.塔板負(fù)荷性能圖由、、、、線所組成。10.與之比。11.寫出三種常用板式塔的名稱 、 、 。9.塔板負(fù)荷性能圖由、、、、線所組成。10.與之比。11.5線：液泛線： 、 、 。板式塔的三種不正常操作現(xiàn)象是 、 和 。式塔的單板效率是指氣〔或液相〕 與 之比。生產(chǎn)中常用的三種塔板型式是 。板式塔的設(shè)計是：總體上 。請說出三種填料的名稱： 、 、 。氣體通過塔板的阻力可視作是 的阻力和 的阻力之和。

，在每層塔板上18.評價氣液傳質(zhì)設(shè)備性能的主要指標(biāo)是 、、、和。19.按構(gòu)造塔設(shè)備分為 和 。按氣液接觸方式分為和。填料塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。錯流板式塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。20.工業(yè)上應(yīng)用最廣泛的板式塔類型 、、 、和 。21.板式塔操作中可能消滅的非抱負(fù)流淌有、 、、和。22.板式塔設(shè)計中，加大板間距的優(yōu)點是和。缺點。23.板式塔的負(fù)荷性能圖由型、、、和五條曲線包圍的區(qū)域構(gòu)成。負(fù)荷性能圖的作用是 、 和 。評價填料性能優(yōu)略的主要參數(shù)為 、 和 。在填料塔的P/zu曲線上有 和 兩個折點該兩個折點將曲線分為三個區(qū)它們分別是 、 、 ；塔的操作應(yīng)在 。三、計算題四、簡答題1. 塔板負(fù)荷性能圖是由哪幾條線組成的？一、選擇題t0H0，相對濕度為

第五章枯燥0的濕空氣經(jīng)過間壁蒸汽加熱的預(yù)熱器后,空氣的溫度A.H1>H0 B. 0> 1

1那么 C.H1<H0 D.

0> 1物料的平衡水分肯定是〔〕A.非結(jié)合水分B.自由水分C.結(jié)合水分 D.臨界水分H—I圖可以查得其它未知參數(shù)〔〕A. 水汽分壓P，濕度H 露點td，濕度H 焓I，濕球溫度tw濕空氣通過換熱器預(yù)熱時，該過程的經(jīng)受為〔 〕A. 等焓過程B.等相對濕度過程C.等容過程D.等濕度過程空氣的飽和濕度Hs是濕空氣的如下參數(shù)的函數(shù)：( )?？倝杭案汕驕囟龋?B.總壓及濕球溫度；C.總壓及露點； D.濕球溫度及焓。濕空氣的以下哪兩個參數(shù)，利用t-H圖或H-I圖，可以查得其他未知參數(shù)( )。(tw ,t) B.(td ,H) C.(p ,H) D.(I ,tw)對于肯定干球溫度的空氣，當(dāng)其相對濕度愈低時，其濕球溫度：( )。A.愈高 B.愈低 C.不變 D.不肯定，尚與其它因素有關(guān)。對濕空氣的預(yù)熱過程，隨溫度的提高空氣的濕度 ，相對濕度 ，焓值 。A 增大 B 不變 C 減小 D 無法推斷物料中的水分超過X*的那局部水分稱為 。A 平衡水分 B 結(jié)合水分 C 非結(jié)合水分 D 自由水分在濕空氣的預(yù)熱過程中隨著濕空氣溫度的上升濕空氣的濕〔 相對濕〔 焓〔 。A、增加 B、不變 C、降低 D、無法推斷在濕空氣的H—I圖上，濕空氣的兩個參數(shù)〔 ，即可確定濕空氣的狀態(tài)點。A、HtB、t和tC、pHD、I和tdWW10.在等焓枯燥過程中，濕空氣的溫度〔 ，濕空氣的濕度〔A、增加 B、不變 C、降低 D、無法推斷11.露點是指濕空氣在〔 〕到達(dá)飽和時的溫度。A、等溫增濕B、等濕降溫C、等濕升溫 D、等溫減濕12.在等焓枯燥過程中，濕空氣的溫度〔 ，濕空氣的濕度〔A、增加 B、不變 C、降低 D、無法推斷13.濕空氣的如下兩個參數(shù)，便可確定其它參數(shù)〔 。A.H，p B.H，td C.H，t D.I，tas14.濕空氣在預(yù)熱過程中不變的參數(shù)是〔 。A.焓 B.相對濕度 C.濕球溫度 D.露點當(dāng)空氣的相對濕度φ=60%時那么其三個溫度t干球溫度tw球溫度td點之間的關(guān)系〔 。A.t=tw=td B.t>tw>td C.t<tw<td D.t>tw=td物料的平衡水分肯定是( A．結(jié)合水分 B.非結(jié)合水分 C.臨界水分 D.自由水分同一物料，如恒速階段的枯燥速率加快，那么該物料的臨界含水量將〔 。A.不變 B.減小 C.增大 D.不肯定物料的臨界含水量為0.18〔干基，下同，現(xiàn)將該物料從初始含水量0.45枯燥至0.12，那么枯燥終了時物料外表溫度為〔 。dA.t B.t C.t D.tdw w利用空氣作介質(zhì)枯燥熱敏性物料，且枯燥處于降速枯燥階段，欲縮短枯燥時間，那么可實行的最有效的措施是〔 。A.提高枯燥介質(zhì)的溫度 B.增大枯燥面積，減薄物料厚度C.降低枯燥介質(zhì)的相對濕度 D.提高空氣的流速二、填空題的難易程度而劃分為 的難易程度而劃分為 水分和 物料中所含水分在肯定條件下能否用對流枯燥的方法將其除去劃分為 水分和水分。如圖是枯燥速率曲線，圖中AB段稱為枯燥的預(yù)熱階段，BC段稱為 CDF段稱為 階段。枯燥是指 的化工單元操作。濕空氣經(jīng)預(yù)熱后相對濕度φ將 。對易龜裂的物料，常承受 掌握進(jìn)枯燥器的φ值。枯燥操作的必要條件是 ，枯燥過程是 相結(jié)合的過程。 。平衡水分不僅與濕物料種類有關(guān)，還與 此，同一濕物料依據(jù)枯燥條件的不同，可具有 的平衡水分。用熱空氣枯燥固體濕物料中的水分，此枯燥操作能夠進(jìn)展的必要條件是 。物料的平衡水分肯定是 。物料中的平衡水分的多少與 性質(zhì)和 性質(zhì)有關(guān)。恒速枯燥階段除去的水分為 降速枯燥階段除去的水分為 和 ，整個枯燥過程除去的水分都是 水分。物料中的結(jié)合水分的多少與 性質(zhì)有關(guān)。飽和空氣在恒壓下冷卻， 溫度由ｔ1降至ｔ2，此時其相對濕度 溫度 ，.露點 。假設(shè)維持不飽和空氣的濕度H不變，提高空氣的干球溫度，那么空氣的濕球溫度 露點 ，相對濕度 。(變大,變小,不變,不確定)枯燥操作中，枯燥介質(zhì)〔不飽和濕空氣〕經(jīng)預(yù)熱器后濕度，溫度。當(dāng)物料在恒定枯燥條件下用空氣進(jìn)展恒速對流枯燥時，物料的外表溫度等于 溫度。在ｔ＝50℃、P＝1atm時，空氣中水蒸汽分壓Pv＝55.3mmHg，那么該空氣的濕含量H＝ ；相對濕度Φ＝ 時,水的飽和蒸汽壓為92.51mmHg〕時某物料的平衡含水量為X*假設(shè)空氣的濕度H下降，那么平衡含水量 。恒定枯燥條件下，恒速枯燥階段屬于 ，降速枯燥階段屬于掌握階段。物料中結(jié)和水分的多少與 性質(zhì)有關(guān)。物料中平衡水分的多少與 性質(zhì)和性質(zhì)有關(guān)。恒速枯燥階段除去的水分為 ，降速枯燥階段除去的水分 為和 ，整個枯燥過程除去的水分是 。常壓下濕度H肯定的濕空氣當(dāng)氣體溫度t上升時其露點td將 大時，td將 。在枯燥過程中，枯燥介質(zhì)的作用是 。恒速枯燥階段又稱為外表汽化階段，此階段汽化的水分為 水分，枯燥速率取決于 。對不飽和濕空氣，濕球溫度 露點溫度；而對于飽和濕空氣，絕熱飽和溫度 干球溫度。降速枯燥階段又稱為物料內(nèi)部水分集中階段，此階段汽化的水分為 水分，枯燥速率取決于 。對不飽和濕空氣，濕球溫度 露點溫度；而對于飽和濕空氣，絕熱飽和溫度 干球溫度。恒定枯燥條件是指 的 及 ，都不變。當(dāng)物料在恒定枯燥條件下用空氣進(jìn)展恒速對流枯燥時，物料的外表溫度等于 溫度，此時枯燥除去的是 水分。不飽和濕空氣，干球溫度 濕球溫度，露點 濕球溫度，枯燥操作中，枯燥介質(zhì)〔濕空氣經(jīng)預(yù)熱后濕度 溫度 當(dāng)物料在恒定枯燥條件下用空氣進(jìn)展恒速對流枯燥時，物料的外表溫度等于 溫度。物料的平衡水份分必定是 ，而 確定是自由水份，一般來說，恒速枯燥階段汽化的水份為 ，當(dāng)物料的含水量降至 ，便轉(zhuǎn)入降速階段。對于不飽和的濕空氣，干球溫度 濕球溫度，露點 濕球溫度。對流枯燥操作的必要條件是 ；枯燥過程是相結(jié)合的過程。在101.3kPa的總壓下，將飽和空氣的溫度從t1降至t2，那么該空氣的以下狀態(tài)參數(shù)變化的趨勢是：相對濕度φ ，濕度H ，濕球溫度tw ，露點溫度td 。在實際的枯燥操作中，常用 來測量空氣的濕度。恒定的枯燥條件是指空氣的 、 、 均不變的枯燥過程。恒速枯燥階段又稱 影響該階段枯燥速率的主要因素是；降速枯燥階段又稱 掌握階段，影響該枯燥階段速率的主要因素是 。抱負(fù)枯燥器或絕熱枯燥過程是指 ，枯燥介質(zhì)進(jìn)入和離開枯燥器的焓值 。三、計算題0.417kg/s47%5%〔均為濕〔廢氣中絕干空氣質(zhì)量與混合氣中絕干空氣質(zhì)量之比〕為0.8。穎空氣的濕度Ｈo為0.0789kg/kg絕干氣，溫度為52℃。假設(shè)枯燥過程為絕熱過程，預(yù)熱氣的熱損失可無視不計。試計算枯燥過程的耗熱量，并在Ｈ-Ｉ圖上定性畫出濕空氣的狀態(tài)變化狀況：絕干空氣比熱為1.01kJ/kg·K,水蒸氣的比熱為1.88kJ/kg·K 0℃時水蒸汽潛熱為2490kJ/kg0.0109kg/kg絕干氣，30℃；濕物料初始狀態(tài)為：干基含水量為0.0384kg/kg絕干料，熱焓為40kj/kg絕干料；枯燥后產(chǎn)品的干基含水量為90.9kj/kg1000kg/h，枯燥器熱損32520kj/h12L0〔kg/h0.167小時，X*=0.05kg水/kg1.5kg/(m2.h)，降速階段枯燥0.22m2176％某常壓連續(xù)枯燥器承受熱空氣為枯燥介質(zhì)枯燥某濕物料，濕物料進(jìn)枯燥器前的含水量是0.25kg水/kg0.01kg水/kg絕干料，枯燥器的生產(chǎn)力量為40℃，濕度為0.03kg水/kg1〕水分蒸發(fā)量W,kg/2,m3/h3〕預(yù)QP，kJ/h。8%2%〔均水/kg90oC0.022kg水/kg1〕原穎空氣的消耗量〔2〕預(yù)熱器內(nèi)的傳熱量