化工原理答案1在溫度為40、壓力101.3kPa條件下測(cè)得溶液上方氨

第八章氣體吸壓力下的亨利系數(shù)E、相平衡常數(shù)m及溶解度系數(shù)H。解：水溶液中氨的摩爾分?jǐn)?shù)x 0.07576.6 p*亨利系數(shù)p E x相平衡常數(shù)

kPa200.0m

200.0由于氨水的濃度較低，溶液的密度可按純水的密度計(jì)算。40℃時(shí)水的992.2溶解度系數(shù)H

解：水溶液中CO2的濃度c350/1000kmol/m30.008kmol/m3對(duì)于稀水溶液，總濃tct

55.43水溶液中CO2的摩爾分?jǐn)?shù)xc0.008 p*Ex1.661051.443104kPa23.954氣相中CO2的分tppy101.30.03kPa3.039kPa<ptCO2的分壓表示的總傳質(zhì)推動(dòng)力為pp*p(23.9543.039)kPa20.915 H＝0725kmol/(m3·kPa)試計(jì)算以p、c表示的總推動(dòng)力和相應(yīng)的總吸收系數(shù)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(dòng)力ppp*pyc(110.50.032

)kPa2.074 其對(duì)應(yīng)的總吸收系數(shù)

111

)(m2s

GK4.97106G以液相組成差表示的總推動(dòng)力cc*cpHc(110.50.0320.7251.06)kmol/m3其對(duì)應(yīng)的總吸收系數(shù)1KL 1

11.551041

5.210

m/s6.855106吸收過程的控制因氣膜阻力占總阻力的百分?jǐn)?shù)1/ GG

100%1/ 氣膜阻力占總阻力的絕大部分，故該吸收過程為氣膜控制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1050kPa，操作溫度為25℃。在操作條件下平衡關(guān)系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系數(shù)2kmol/(m3·kPa)。測(cè)得塔內(nèi)某截面處甲醇的氣相分壓為75kPa，液相組285kmol/m3，液膜吸收系數(shù)kL=212×10-5m/s，氣相總吸收系數(shù)KG＝1206×10-5kmol/(m2·s·kPa)。求該截面處（1）膜吸收系數(shù)kG、kxky；（2）總吸收系數(shù)KL、KXKY；（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溶液的總濃tct

55.39 tkck＝55.392.12105kmol/(m2s)1.174103kmol/(m t111 )(m2skPa)/ 2.126 6.073104(m2skPa)/Gk1.647105kmol(m2sG tkpk105.01.647105kmol/(m2s)1.729103kmol/(m2 t

H

1.206

m/s5.673

m Hp總M

11m

)(m2s)/kmol7.896102(m2

yK1.266103kmol(m2y KmK0.2481.266103kmol/(m2s)3.140104kmol/(m2 cc

55.395.673106kmol/(m2s)3.142104kmol/(m2 tKpK105.01.206105kmol/(m2s)1.266103kmol/(m2 t NKc*c5.6731062.1267.52.85kmol/(m2

1.310105kmol/(m2在1013kPa及25℃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(jìn)塔和出塔的組成分別為y1=004、y2=0002。假設(shè)操件下平衡關(guān)系服從亨利定律，亨利系數(shù)為413×103kPa，吸收劑用量為最小用量的145倍試計(jì)算吸收液的組成若操作壓力提高到1013kPa而其他條件不變，再求吸收液的組解：（1）Y1解：（1）Y11 11Y2

212

1

m 吸收劑為清水，所

X2

Y

0.0417

Y/m 0.0417/40.77n,V 所以操作時(shí)的液氣

1.45qn,L

1.4538.81

n,V吸收液的組成1Xqn,VYYX 0.04170.00201tEt

mp

n,L

Y 0.04170.0023.881 Y/m

n,V

0

1.45qn,L

1.453.881 n,V n,V Xqn,VYY

0.04170.00207.055103

n,L平衡關(guān)系為Y34.5X，氣00562kmol/(m3·s)76%98%。求

111

1

X*Y10.03319.594 X10.76X1*0.769.594104惰性 45(10.032)kmol/h水的用 qn,V(Y1Y2)43.560.03310.000662kmol/h1.938103

7.291104 1.93810318kg/h3.488104求填料層高

mKY KY

YYY*0.033134.57.291104 YYY*0.00066234.50 YYY0.00795

lnln 2 2

ZNOGHOG11.070.429m3104kmol/(m2s)；填料的有效比表面積近似取為填料比表面積的90％。試計(jì)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 50(10.05)kmol/h 對(duì)于

Y

Y/mn,V 依題

qn,L

n,V(qn,L/qn,V)min2.632 1（2）Y111

1Y2Y11A0.052610.9571Xqn,VYY

47.50.05260.002260q q

YYY*0.05262.750.0120

Y1

0.01960.00226lnN

Y1

H

mKY由HOG KYΩ KYaHOG

47.5/31042210.9

m20.277mπ填料塔的πD

441013kPa20℃的條件下，用清水在填料塔內(nèi)逆流吸收混于空氣中的氨氣。已知混合氣的質(zhì)量流速G600kg/(m2·h)，氣相進(jìn)、出塔的摩爾分操作壓力提高一倍；（2）氣體流速增加一倍；(3)液體流速增加一倍，試分別計(jì)算填料層高度應(yīng)如何變化，才能保持尾氣組成不變。解：首先計(jì)算操作條件變化前的傳質(zhì)單元高度和傳質(zhì)單元

111

1

Y2

212

1

操作條件下，混合氣的平均摩爾質(zhì)qn,V60010.05kmol/(m2h)20.07kmol/(m2 qn,L80010kmol/(m2h)44.44kmol/(m2

Smqn,V0.920.07

Y*mXmqn,VYY0.4060.05260.000526q q

lnY1

1

1 N 3 m0.435N 3 mmptm Smqn,VS0.406 若氣相出塔組成不變，則液相出塔組成也不變。所YYY*0.052610.0211 YYY*0.0005260 N

1

1 K Kap H Kap

2

2

ZZZ(1.1993)m即所需填料層高度比原來減少1801mSL

2S20.406若保持氣相出塔組成不變，則液相出塔組成要加倍，故 YYY*YmX 0.05260.8120.05260.000526YYY*0.0005260 N

1

1

qn,V 0 K

K

0

0Hn,V

2020.435m0.500q qn,VZZZ(7.9103)m4.910即所需填料層高度要比原來增加4910m

qqSmqn,VS0.406 YY

ln1S

2S*1 * 1

ln1

0.05260.000526

0.203WKGa無影響，即qn,LKGa無影響，所以傳質(zhì)單元高度不變，ZZZ(2.3913)m即所需填料層高度比原來減少0609m某制藥廠現(xiàn)有一直徑為12m，填料層高度為3m的吸收塔，用純?nèi)軇┪漳硽怏w混合物中的溶質(zhì)組分。入塔混合氣的流量為40kmol/h/(填料的有效比表面積近似取為填料比表90％。試計(jì)算（1）出塔的液相組成；（2）所用填料的總比表面積和等板高度。解：（1）Y1

111

1

Y2Y11A0.063810.95惰性qn,V40(10.06)kmol/hqn,L

2.20.95 n,V

qn,L1.575.58kmolh117.9kmol1Xqn,VYYX37.60.06380.0031901

YYY*0.003192.20 YY1Y20.02130.00319 ln ln

Y1Y20.06380.00319 NHOGN

m0.472Y由H qn,V KaY填料的有效比表面積a

m2/m3201.35m2/m30.4720.350.7851.22填料的總比表面積a201.35m2/m3 NOGln SSmqn,V2.237.6

N6.353(0.7021) ln ZHETP填料的等板HETP

m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?jǐn)?shù)為0085，操作條件下物系的相平衡常數(shù)為267，載氣的流量為kmol/h。若吸收劑用量為最小用量的155倍，要求二氧化硫的回收率為92%。試求水的用量（kg/h）及所解Y1

111

1

2用清水吸收X2qn,L

26.70.92 n,V操作液氣比qn,L1.5524.564水的用

Aqn,L

38.074用清水吸收AlnA1 NT

lnln1.426N 1 14.198 某制藥廠現(xiàn)有一直徑為06m，填料層高度為6m的吸收塔，用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚怏w中的有害組分?，F(xiàn)場(chǎng)測(cè)得的數(shù)據(jù)如下：V=500m3/h、Y1=002、Y2=0004、X1=0004。已知操作條件下的氣液平衡關(guān)系為Y=15X?，F(xiàn)因環(huán)保要求的提高，要求出塔氣體組成低于0002（摩爾比）。該制藥廠擬采用解：改造前填料層高ZHOGN改造后填料層高度 HOG由于氣體處理量、操作液氣比及操作條件不變，S對(duì)于純?nèi)軇20Y2*由 1ln[(1S)Y1Y2*S 1 YYN OGN

1ln[(1S)Y1S1 因此，

1ln[(1S)Y1S1 ZZ操作液氣比

ln[(1S)Y1Sln[(1S)Y1Sqn,L

X1X

0.020.004Smqn,V1.5 Z

ln[(10.375)

ln[(1

Z1.5096m填料層增加的高度ZZZ(9.0546)m若吸收過程為低組成氣體吸收，試推導(dǎo)kk解y

OG

1H HL

S1 H1

mqn,V

qn,V(1m)qn,V

k k a aY由H qn,V KaY

故 H1 在裝填有25mm拉西環(huán)的填料塔中，用清水吸收空氣中低含量的氨。操作條件為201013kPa，氣相的質(zhì)量速度為0525kg/(m2·s)2850kg/(m2·s)201013kPa時(shí)氨在空氣中的擴(kuò)散系數(shù)為1.89105m2/s，20℃時(shí)氨在水中的擴(kuò)散系數(shù)為1.76109m2/s。試估算傳質(zhì)單元高HG、HL。解：查得20℃下，空氣的有關(guān)G1.81105G

G1.205 由HGβWγSc GSc GG

查表8-60.5570.32 H0.557G032W051Sc0 0.5570.5250322.8500510.79505m查得20℃下，水的有關(guān)物性L100.5105LW

L998.2H L HL

0ScL

查表8-72.36103W0LH2.36103 LL

0

0 2.36103100.5105

m用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液，已知進(jìn)、出解吸塔的液相組成分別為00085和00016（均為摩爾比）。解吸所用載氣為含二00005（摩爾分?jǐn)?shù)解吸的操作條件為351013kPa，此時(shí)平衡關(guān)系為Y=10603X操作氣液比為最小氣液比的145若取HOL0.82m，解：進(jìn)塔載氣中二氧化碳的摩爾比最小氣液比qn,V

X2

0.0085 0.00766

mX

106.030.0085n,L 操作氣液比吸收因數(shù)Aqn,L

106.03

液相總傳質(zhì)單元數(shù)

X2X1 1Aln1A

1

**0.0085

ln11

0.0016

0.00050.850填料層高度

ZHOLNOL0.823.334m某操作中的填料塔，其直徑為08m，液相負(fù)荷為82m3/h，操作液氣比（質(zhì)量比）為625。塔內(nèi)裝有DN50金屬階梯環(huán)填料，其比表面積為109m2/m3操作條件下，液相的平均密度為9956kg/m3，氣相的平均密度為1562kg/m3計(jì)算該填料塔的操作空塔氣解：（1）填料塔的氣相負(fù)荷為

8.2995.6m3/h836.25m3/h填料塔的操作空塔氣0.7850.82填料塔的液體噴淋密度U π/4

m3/(m2h)16.32m3/(m2h)0.7850.82最小噴淋密 (L a0.08109m3/(m2h)8.72m3/(m2 WminUUmin，達(dá)到最小噴淋密度的要求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為2400m3/h，其平均密度為1315kg/m3；洗水的消耗量為50000kg/h。吸收塔為常壓操作，吸收溫度為20℃。填料采用DN50塑料階梯環(huán)，泛點(diǎn)率取為60％。試計(jì)算該填料吸收塔的塔解：查得20℃下，水的有關(guān)物L(fēng)100.5105L爐氣的質(zhì)量流

L998.2qm,V24001.315kg/h采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速，橫坐標(biāo)qm,L(V)0550000(1.315)05qm,V

3156查圖8-23，得縱坐標(biāo)u2 0LFF(VL

水對(duì)于DN50塑料階梯環(huán)，由表8-10和附錄二分別查F127ta114.2m2tu21271 2 F 解出uF1.492

操作空塔氣速u0.60uF0.601.492m/s442400/π

m圓整塔徑，取D=10校核D100020

，故所選填料規(guī)格適宜 (LW)min0.08最小噴淋密度Umin(L a0.08114.2m3/(m2h)9.136m3/(m2Wmin操作噴淋密度U50000/998.2m3/(m2h)63.81m3/(m2π

>U4操作空塔氣速u24003600ms0.849msπ1.024泛點(diǎn)率u100%0.849100% 經(jīng)校核，選用D=10m合理第九章在密閉容器A、B兩組分的理想溶液升溫至82℃，在該溫度下，兩組分的飽和蒸氣壓分別為p*=1076kPap*＝4185kPa，取樣測(cè)得液 總上方氣相中A的摩爾分?jǐn)?shù)為095。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓?？侫 p*A

p* 107.6pApApp*yAApApp*

B

p107.6 p107.6解 xp

B

99.76

p* 107.6 本題也可通過相對(duì)揮發(fā)度求

107.6pB pB由氣液平衡方程x

p＝p* p*1x

A 試分別計(jì)算含苯04（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯—甲苯混合液在總壓100kPa和10kPa的相對(duì)揮發(fā)度和平衡的氣相組成。苯（A）和甲苯（B）的飽和蒸氣和溫度的關(guān)Algp*6.032ABlgp*6.078B

tt式中p﹡的單位為kPa，t的單位為℃。苯—甲苯混合液可視為理想溶液。（作為試差起點(diǎn)，100kPa10kPa對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)分別取946℃和315℃）總壓p＝100初設(shè)泡點(diǎn)為946Algp*6.032AB同 lgp*6.078B

p*155.37ABp*63.15ABxA

總 總 Ap*pB

y 1(

2.4611.46

總壓為p＝10通過試差，泡點(diǎn)為315p*=1702kPap*＝5 17.02y3.203

隨壓力降低，α增大，氣相組成提高在100kPa壓力下將組成為055（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)）的兩組分理想溶液進(jìn)行平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾。原料液處理量為100kmol，汽化率為044。操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)系可表示為y0.46x0.549。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

q10.44 y

qxq

xFq

0.56x

1.25由平衡方

y0.46x聯(lián)立兩方程y=0735x=0nD0.44nF0.44100kmol=nDy100%440.735100%nF 簡(jiǎn)單蒸nD44

nW56ln

ln100055 xy 0.5798

1

0.549 0.5490.54解 xW=0y

nWx

F440.7683100%F 簡(jiǎn)單蒸餾收率高（6146%），釜?dú)堃航M成低（0在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為05（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）苯—甲苯混合液，其流量為100kmol/h。已知餾出液組成為095，釜液組成為0試求（1）餾出液的流量和苯的收率；（2）保持餾出液組成095不變，餾出液最大可能的流量。解：（1）餾出液的流量和苯的收率

xF

1000.5

kmolh50kmolh

qn,DxD100%500.95100%

xDx

n,F

qxqx餾出液的最大可能當(dāng)ηA=100%時(shí)，獲得最大可能流量， qn,FxF1000.5kmol/h52.63xxD

在連續(xù)精餾塔中分離B100kol04（易揮發(fā)組分A9600331（2若操作回流比為265（3餾段的液相負(fù)荷。n,W n,W kmol/h=5455 qn,Dqn,Fqn,W10054.55kmol/h=4545xD

精餾段操作線方y(tǒng)

x

2.65x0.95050.726xR

R

提餾段的液相負(fù)qn,Lqn,Lqqn,F在常壓連續(xù)精餾塔中分離A、B兩組分理想溶液。進(jìn)料量為60kmol/h，其組成為046（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），原料液的泡點(diǎn)為92℃要求餾出液的組成為096，釜液組成為004，操作回流比為28。試求如下三種進(jìn)料熱狀態(tài)的q值和提餾段的氣相負(fù)荷（1）40℃冷液進(jìn)料飽和液體進(jìn)料飽和蒸氣進(jìn)料已知：原料液的汽化371kJ/kg，比熱容為182kJ/(kg?℃)。

xF

600.46

xDx

0.96 （1）40℃冷液進(jìn) q值可由定義式計(jì)算，q1cPtbtF11.829240 VR 飽和液體進(jìn) 此 q=VVR 3.8飽和蒸氣進(jìn) q=VV 三種進(jìn)料熱狀態(tài)下，由于q的不同，提餾段的氣相負(fù)荷（即再沸器的熱負(fù)荷）有明顯差異。飽和蒸氣進(jìn)料V′最小在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液。原料液流量為50kmol/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y075x ；q線方程為y=2-3x。試求（1）操作回流比及餾出液組成；（2）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；（3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)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 由題給條件，RR

R1

解 R=3，xD=02）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組 由q1

3

xF21q解 q=075（氣液混合進(jìn)料），xF=0（3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值xq及 聯(lián)立操作線及q線兩方程，y0.75xy2解 xq=04699及yq=0（4）提餾段操作線方 其一般表達(dá)式y(tǒng)

xqn,WxW式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如WAqn,F

xqn,D xD

kmol/h

qn,Wqn,Fqn,D5024.68kmol/h=25321qqx n,FqWW

qn,LRqn,Dqqn,F324.680.7550kmol/h=11154qn,Vqn,Lqn,W111.5425.32kmol/h=8622 y

x 0.05921.294x 在連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液，其組成為048（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。要求餾出液組成為095，釜?dú)堃航M成為005。操作回比為25，平均相對(duì)揮發(fā)度為246，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(jì)算氣液相平衡組成如本題附表所示。 000 0000000000 1y 0000000000 11在x–y圖上作出平衡線，如本題附圖所示a5dec 由已知的xD，xF，xW在附圖上定出點(diǎn)aa5dec

精餾段操作線的截距 Ra及點(diǎn)b，即為精餾段操作線

b0.0x0.10.20.30.4x0.50.60.70.80.9x

過點(diǎn)eq線（垂直線）交精餾段操作線于點(diǎn)d。連接cd即得提餾段操作線。從點(diǎn)a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，達(dá)到指定分離程度需11層理論板，5層理論板進(jìn)料在板式精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2的兩組分溶液，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成095（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜?dú)堃航M成為005，原料液組成為06。已測(cè)得習(xí)題8附

塔釜上升的蒸氣量為93kmol/h，從塔頂回流的液體量為585kmol/h，泡點(diǎn)回流。試求 對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1qn,Vqn,VR1qn,Dqn,Dqn,Vqn,L9358.5kmol/h=345qn,Wqn,F 解 qn,F56.45（2）RRmin的倍93R1R=1對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，Rmin的計(jì)算F F

xD(1xD)0.952(10.95)

1

1

1

在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯—氯苯混合物。已知進(jìn)料量為85kmol/h，組成為045（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液的組kJkg?℃)。若冷卻水通過全凝器溫度升高15℃，加熱蒸汽絕對(duì)壓力為500kPa（飽和溫度為1517℃，汽化熱為2113kJ/kg）。試求冷卻水和加熱蒸汽的解：由題給條件，可求得塔內(nèi)的氣相負(fù)荷，

xF

850.450.02kmol/h37.94kmol/

xDx

0.99對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，冷卻水流 由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計(jì)算，Qq170.730.65103kJ/h n,V

kg/h8.33104

t1

加熱蒸汽流 釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計(jì)算，QBqn,V

170.736.52103kJ/h

6.23410

kmol/h，釜?dú)堃航M成為001（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)），試求（1）操作線方程；（2）由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成x′m。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(dāng)一層理論W操作線方 此為提餾段操作線方程，Wy

xqn,Wx式 qn,Lqqn,Fqn,Vqn,D60qn,Wqn,Fqn,D10060kmol/h＝40 y

x

0.011.667x最下層塔板下降的液相組 由于再沸器相當(dāng)于一層理論板，

20.011x′my′W符合操作關(guān)系xyW0.00670.01980.0067

提餾塔的塔頂一般沒有液相回在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇—水混合液。原料液流量為100kmol/h，其組成為03（甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），冷液進(jìn)料（q=12），餾出液成為092，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—水溶液t–x–y數(shù)據(jù)見本題附習(xí)題12附表溫度℃液相中甲醇的摩分氣相中甲醇的摩分溫度℃液相中甲醇的摩分氣相中甲醇的摩分007500960073009300710091006900890067008700660084006500810064117800解：（1）釜液組 由全塔物料衡算求解接加

0.9qn,F

x(10.9)1000.3 接水蒸氣qn,Wqn,LRqn,D關(guān)鍵是計(jì)算R。由于q=12，則q線方程yqxq

q

6x在本題附圖上過點(diǎn)eq線，由圖讀得：xq=037，yq0 xDyq0.920.71 y 0.71 R3Rmin30.6176于 x(10.9)1000.3 顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時(shí)，由于冷凝水的稀釋作用，xW明顯降低所需理論板層 在x–y圖上圖解理論板層aa4d間接加熱6ec

aa4d直接蒸汽加熱ec

①間接

0.0x0.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x

70.0x0.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x

RxD=092及截0323作出餾段操作

習(xí)題12

ab，交q線dxW=00425定出點(diǎn)c，連接cd即為提餾段操作線由點(diǎn)a開始在平衡線與操作線之間作階梯，NT=5（不含再沸器），第4層理論板進(jìn)料 計(jì)算結(jié)果表明，在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下，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(shí)再沸器不能起一層理論板的作用。在具有側(cè)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100kmol/h，組成為05（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和液體進(jìn)料塔頂餾出液流量qn,D為20kmol/h，組成xD1為098，釜?dú)堃航M成為005 從精餾段抽出組成xD2為0的飽和液體。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為25。塔頂為全凝器，泡點(diǎn)回流，回 解：（1）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收 由全塔的物料衡算 可Aqn,DxD1qn,D2xD2Aqn,D2的計(jì)算如qn,Fqn,D1qn,D2 qn,FxF200.980.9qn,D2整理上式

13 qn,D2200.9831.06于 A

100

100%中間段的操作線方 由s板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，qn,Vsys1qn,Lsxsqn,DxD1qn,D2

式 qn,Vs(R1)qn,D1(420)kmolh80kmol 將有關(guān)數(shù)值代入式（1）并整理ys10.362xs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(duì)揮發(fā)度為25。原料液組成為035（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y=05x00（1（2若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為07EM1。解：（1）R與Rmin的比值 先由精餾段操作線方程求得R和xD，再計(jì)算Rmin。RR解 R

xD0.20(R1)0.24對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料，q=0，yq0xq

yq(1yq

0.352.5(1

xDyq

0.8

y

0.35

氣相默弗里效 氣相默弗里效率的定義式y(tǒng)1 EM,Vy* 式 y1xD

y20.75x10.200.750.70.201y*1

2.511.5

將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（1）

在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h，組成為05（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣進(jìn)料。餾出液組成為0釜?dú)堃航M成為005。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為20。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的16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(guān)系求得qn,Vmin。液相組成x2可用逐板計(jì)算得塔釜汽化 對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料q=0，yF=05，Rmin可用下式計(jì)算，F(xiàn) F

xD1xD1

120.9510.951

1

1y

21

10.5Fqn,Vmin(RminF

xF

xDx

0.95 qn,Vmin也可由提餾段操作線的最大斜率求得，

yqxWxqxq

0.52

qn,Vminqn,Wqn,V

0.50.3333

qn,W50kmol/h代入上式，解qn,Vmin第2層理論板下降液相組成 逐板計(jì)算求x2需導(dǎo)出精餾段操作線方程解 RyRxxD3.72x0.950.788xR R 塔頂全凝

y1xDx

11

0.950.25y20.7880.90480.2013x2

某制藥廠擬設(shè)計(jì)一板式精餾塔回收含量為075（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）水溶液中的。原料液的處理量為30kmol/h，餾出液的組成為0回收率為985%。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。試根據(jù)如下條件計(jì)算塔的有效高度和塔徑。進(jìn)料熱狀況 飽和液體 總板效率 61％操作回流2全塔平均壓110理論板層17全塔平均溫81板間040空塔氣082解：由題給條件，可

0.985qn,F

qn,Vqn,V(R1)qn,D3EPNNTEP

17.0

塔的有效E(NP1)HT(281)0.4m塔 精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，D式

T04于4

m根據(jù)系列標(biāo)準(zhǔn)，選取塔徑為900mm在連續(xù)精餾中分離、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(guān)鍵組分，在釜液中組成為0006（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）；D為重關(guān)鍵組分，在餾出液中的組成為0005。原料液處理量為100kolh，其組成如本題附表1所示。題附表組 0 0 試按清晰分割法估算餾出液、釜?dú)堃旱牧髁亢徒M解：由題意，A、B組分在釜?dú)堃褐胁怀霈F(xiàn)，E組分在餾出液中不出現(xiàn)，且xW,C=0006，xD,D=0005。作全塔物料衡算，qn,Fqn,Dqn,Dqn,F(xF,AxF,BxF,C)qn,WxW,C將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式，解qn,D64.1kmol計(jì)算結(jié)果列于本題附表217題附表 ABCDE>qn,Fi2124181421qn,Di21241qn,Wi000132135 000001 00001第十一章固體物料的干燥習(xí)題解1已知濕空氣的總壓力為100kPa，溫度為50℃，相對(duì)濕度為40%，試求（1）濕空氣中的水汽分壓；（2）濕度；（3）濕空氣的密度。p由附錄查得50℃時(shí)水的飽和蒸氣壓ps12.34kPa，p濕H密0.9737m3濕空氣/kg絕干H密 1HH

2．常壓連續(xù)干燥器內(nèi)用熱空氣干燥某濕物料，出干燥器的廢氣的溫度為40℃，相對(duì)濕度為43%，試求廢氣的。解：由附錄查得40℃時(shí)水的飽和蒸氣壓sa，故濕空氣中水汽分壓為p

1H0.43H查出ps3.172kPa時(shí)的飽和溫度為2502℃，此溫度即為廢 3在總壓1013kPa下，已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(xiàng)的數(shù)值，并繪出分題4的求解過程示意圖習(xí)題3附序號(hào)濕kg/kg絕干干球溫濕球溫℃相對(duì)濕% 絕干水汽分℃1（0532（043（064（0738解：附表中括號(hào)內(nèi)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 4將t25oCH0.005kg水kg絕干氣的常壓新鮮空氣，與干燥器排出的t40oCH0.034kg水kg絕干氣的常壓廢氣混合，兩者中絕干氣的質(zhì)量比為1：3。試求（1）混合氣體的溫度、濕度、焓和相對(duì)濕度；（2）若后面的干燥器需要相對(duì)濕度10%的空氣 應(yīng)將此混合氣加熱至多少攝氏度解：（1）對(duì)混合氣列濕度和焓的衡算1H03H21I03I2to25℃、H00.005kg水kg絕干氣時(shí)，空氣的I01.011.88H0t01.011.880.00525

37.94

kg絕干t240℃、H20.034kg水kg絕干氣時(shí)，空氣的焓22

kg絕干將以上值代入式（a）及式（b）中，0.00530.034 127.62分別解得Hm0.02675kg/kg絕干Im105.2kJ/kg絕干 Im1.011.88Hmtm105.21.011.88 tm36.4混合氣體中的水汽分 0.622pp總 p總解 ptm36.4℃時(shí)水的飽和蒸汽壓為ps所以混合氣體的相對(duì)濕度為 100%將此混合氣加熱至多少度可使相對(duì)濕度降為4178p pss p's查水蒸氣表知此壓力下的飽和溫度為7683℃。故應(yīng)將此混合氣加熱至7683℃若空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓干燥過程，試求：（1）1m3原濕空氣在預(yù)熱過程中焓的變化；（2）1m3原濕空氣在干燥器中獲得的水分量。解：（1）1m3原濕空氣在預(yù)熱器中焓的變化t020℃、H00.009kg/kg絕干氣時(shí)，由圖11-3查出I043kJ/kg絕干氣t180℃、H1H00.009kg/kg絕干氣時(shí)，由圖11-3查出I1104kJ/kg絕干氣。故1kg絕干空氣在預(yù)熱器中焓的變化為：II1I010443kJkg61kJkg原濕空氣的比體 0.7721.244H 0.7721.2440.00927320m3濕空氣kg絕干0.84m3濕空氣kg絕干1m3原濕空氣焓的變化為I

61

m3濕空72.6

m3濕空（2）1m3原濕空氣在干燥器中獲得的水t180℃、H1H00.009kg/kg絕干氣在H-I圖上確定空氣狀態(tài)點(diǎn)，由該點(diǎn)沿等I線向右下方移動(dòng)與80線相交，交點(diǎn)為離開干燥器時(shí)空氣的狀態(tài)點(diǎn)，由該點(diǎn)讀出空氣離開干燥器時(shí)的濕度H20.027kg/kg絕干氣。故1m3原空氣獲得的水分量為：H2H10.0270.009

m3原濕空氣0.0214

m3原濕空 64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02降至005，濕物料流量為1000kg/h，假設(shè)系統(tǒng)熱損失可忽略，干操作為等焓干燥過程。試求（1）新鮮空氣耗量；（2）進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度和焓；（3）預(yù)熱器的加熱量。解：（1）新鮮空氣耗量X1

1

kg絕干料0.25

kg絕干X2

1

kg絕干料0.05263

kg絕干GG1w100010.2kg絕干

h800kg 蒸發(fā)水 WGXX8000.250.05263

h157.9kg絕干空氣用L(H2H0)L H2H0

kg絕干h5444.8kg絕干新鮮空氣用00

h5472kg進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度由于干燥過程為等焓過程，故進(jìn)出干燥器的空氣的焓相等I1m m Hm0.02675kg/kg絕干氣代入，解t157.54所以，進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度為5754℃，焓為1276kJ/kg絕干氣預(yù)熱器的加熱QpLm(I1ImLm4L45444.8kg絕干

h21779kg絕干 m QLII21779127.62 m

h488289

h7．在常壓下用熱空氣干燥某濕物料，濕物料的處理量為l000kg/h，溫度為20℃，含水量為4％(濕基，下同)，要求干燥后產(chǎn)品的含水量不超過05％，物料離開干燥器時(shí)溫度升至60℃，濕物料的平均比熱容為328kJ／(kg絕干料．℃)?？諝獾某跏紲囟葹?0℃，相對(duì)濕度為50％，將空氣預(yù)熱至100℃進(jìn)干燥器，出干燥器的溫度為50℃，濕度為006kg/kg絕干氣，干燥器的熱損失可按預(yù)熱器供熱量的10％計(jì)。試求（1）計(jì)算新鮮空氣的消耗量；（2）預(yù)熱器的加熱量解：（１）新鮮空氣消耗量，L H2H1絕干物

GG1w100010.04kg絕干

h960kg絕干1X1

4

kg絕干料0.04167

kgX2

0.5

kg絕干料0.00503

kg所 WG(X1X2)960(0.041670.00503)kg/h20℃時(shí)空氣的飽和蒸汽壓為ps0sH 0.6220 0s

kg絕干 101.330.5L H2H1

kg絕干h666.5kg絕干

h671.3kg新鮮空氣預(yù)熱器的加熱量Ｑp，用式11-31計(jì)算Ｑp，QPL(1.011.88H0)(t1t0666.51.011.880.00723100加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分加熱物料耗QG(I'I')Gc 9603.2860

h125952

h總耗熱Q1.01L(t2to)W(24901.88t2)Gcm2(21)加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百

100%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(jì)算干燥系統(tǒng)的熱效率W(24901.88t2)100%35.17(24901.8850)100% 8用通風(fēng)機(jī)將干球溫度t26oCI66kJ/kg絕干氣的新鮮空氣送入預(yù)熱器，預(yù)熱到t120oC后進(jìn)入連續(xù)逆流操作的理想干燥器 空氣離開干燥器時(shí)相對(duì)濕度250%。濕物料由含水量w1 燥至含水量w20.002，每小時(shí)有9200kg濕物料加入干燥器內(nèi)。試完成干燥任務(wù)所需的新鮮空氣量；（2）預(yù)熱器的加熱量；（3）干燥器的熱效率解：（1）新鮮空氣耗量X1

1

kg絕干料0.01523

kg絕干X2

1

100

kg絕干料0.002

kg絕干絕干物料流GG1w920010.015kg絕干

h9062kg絕干 WGXX90620.015230.002kg

h119.9kg根據(jù)t026℃、I066kJ/kg絕干氣，求出H00.0157kg/kg絕干氣根據(jù)t1120℃、H1H00.0157，求出I1163.8kJ/kg絕干氣理想干燥器

I2I1163.8kJ/kg絕干H0.6222ps

p總2s p總2s

2 I1.011.88Ht 2

.816

設(shè)溫度t2，查水蒸氣表得相應(yīng)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(shè)值一致，計(jì)算結(jié)束。若與初設(shè)值不一致，解得ps13180Pa，對(duì)應(yīng)的飽和溫度為t251.34p26590PaH20.04326kg/kg絕干絕干空氣消L新鮮空氣消

0.04326

h4351kg

h4419kg新鮮空氣預(yù)熱器的加熱PP

干燥器的熱效W24901.88t2Q119.924901.8851.34本題亦可利用HI圖求t29在一常壓逆流的轉(zhuǎn)筒干燥器中，干燥某種晶狀的物料。溫度t25oC、相對(duì)濕度=55%的新鮮空氣經(jīng)過預(yù)熱器加熱升溫至t95oC后 2入干燥器中，離開干燥器時(shí)的t45oC。預(yù)熱器中采用180kPa的飽和蒸汽加熱空氣，預(yù)熱器的總傳熱系數(shù)為85W/(m2·K)，熱損失可忽略。濕物料初始溫度124℃、濕基含水量w1=0037；干燥完畢后溫度升到2＝60℃、濕基含水量降為w2=0002。干燥產(chǎn)品流量G2=1000kg/h，絕干物料比熱容cs1.5kJ/（kg絕干料·℃），不向干燥器補(bǔ)充熱量。轉(zhuǎn)筒干燥器的直徑D=13m、長(zhǎng)度Z=7m。干燥器外壁向空氣的對(duì)流—輻射聯(lián)合傳2熱系數(shù)為35kJ/（m2·h·℃）。試求（1）絕干空氣流量；（2）預(yù)熱器中加熱蒸汽消耗量；（3）預(yù)熱器的傳熱面積解：（1）絕干空氣X1X2

11

0.0371 0.0021

kg絕干料0.0384kg絕干料0.002

kg絕干kg絕干絕干物料流 GG1w100010002

h998kg水分蒸發(fā) WGXX9980.0384

h36.33kg查出25℃時(shí)水的飽和蒸氣壓為31684Pa，故新鮮空氣的濕度為H 0.6220

kg絕干0.0109

kg絕干0 0

對(duì)干燥器做水分的衡算，取為1h基準(zhǔn)，得L(H20.0109)

對(duì)干燥器做熱量衡算得LIGI'LIGI' 其

I2(1.011.88H2)452490H245.45題 cs1.5kJ/（kg絕干料IccX

s w122題 a35 QSΔt(πDL)(t1t2t 將以上諸值代入熱量衡算式，得12.04L9839.86整理

6H2L

聯(lián)立式（a）和式（b），解H20.02093kg/kg絕干L3621kg絕干氣預(yù)熱器中加熱蒸氣消耗加熱蒸氣壓強(qiáng)為180kPa，查出相應(yīng)的汽化熱為22143kJ/kg，T=1166℃。預(yù)熱器中消耗熱量的速率為QpL(I1I000P∴Q3621125.04P

h加熱蒸氣消耗量

118預(yù)熱器的傳熱面

S

85

m2采用常壓并流干燥器干燥某種濕物料。將20℃干基含水量為015的某種濕物料干燥至干基含水量為0002，物料出干燥器的溫度是40理量為250kg/h，絕干物料的比熱容為12kJ/（kg絕干料·℃）?？諝獾某跏紲囟葹?5℃，濕度為0007kg水/kg絕干氣，將空氣預(yù)100℃進(jìn)干燥器在干燥器內(nèi)，空氣以一定的速度吹送物料的同時(shí)對(duì)物料進(jìn)行干燥?？諝獬龈稍锲鞯臏囟葹?0℃。干燥器的熱損失32kW。試求（1）新鮮空氣消（忽略預(yù)熱器的熱損失（3（