化工原理習(xí)題.doc

10. 98的硫酸以0.6m/s的流速在套管換熱器的環(huán)隙間流動(dòng)。 硫酸的平均溫度為70，換熱器內(nèi)管直徑為252.5mm，外管直徑是513mm。試求：硫酸的對(duì)流傳熱系數(shù)。已知定性溫度下硫酸的物性為： ， ；壁溫60下硫酸黏度cP解：以d1及d2分別代表內(nèi)管外徑和外管內(nèi)徑，則當(dāng)量直徑de為m （過渡區(qū)）湍流時(shí)的對(duì)流傳熱系數(shù)： W/m2K校正系數(shù)：過渡區(qū)時(shí)對(duì)流傳熱膜系數(shù)： W/m2K15 流量為10000m3/h（標(biāo)準(zhǔn)狀況）的空氣在換熱器中被飽和水蒸汽從20加熱至60，所用水蒸汽的壓強(qiáng)為400kPa（絕壓）。若設(shè)備熱損失為該換熱器熱負(fù)荷的6%，試求該換熱器的熱負(fù)荷及加熱蒸汽用量。解：查得空氣在平均溫度40下的比熱容為：cp2=1.005kJ/kg。400kP下水的相變焓為2138kJ/kg。空氣的質(zhì)量流量：kg/h熱負(fù)荷：kW考慮熱損失的熱平衡方程：加熱蒸汽用量：第五章 吸收缺第八題 第三題問題不完整 第五題條件不完全一致（教材：氨的吸收率為93.3%答案：吸收后氣體出口中含氨0.4（體積）氣液平衡2向盛有一定量水的鼓泡吸收器中通入純的CO2氣體，經(jīng)充分接觸后，測(cè)得水中的CO2平衡濃度為2.875102kmol/m3，鼓泡器內(nèi)總壓為101.3kPa，水溫30，溶液密度為1000 kg/m3。試求亨利系數(shù)E、溶解度系數(shù)H及相平衡常數(shù)m。解：查得30，水的 稀溶液： 3在壓力為101.3kPa，溫度30下，含CO220（體積分?jǐn)?shù)）空氣-CO2混合氣與水充分接觸，試求液相中CO2的摩爾濃度。解：查得30下CO2在水中的亨利系數(shù)E為1.88105kPaCO2為難溶于水的氣體，故溶液為稀溶液 5用清水逆流吸收混合氣中的氨，進(jìn)入常壓吸收塔的氣體含氨6（體積），吸收后氣體出口中含氨0.4（體積），溶液出口濃度為0.012（摩爾比），操作條件下相平衡關(guān)系為。試用氣相摩爾比表示塔頂和塔底處吸收的推動(dòng)力。解： 塔頂： 塔底： 吸收過程設(shè)計(jì)型計(jì)算10 用20的清水逆流吸收氨空氣混合氣中的氨，已知混合氣體溫度為20，總壓為101.3 kPa，其中氨的分壓為1.0133 kPa，要求混合氣體處理量為773m3/h，水吸收混合氣中氨的吸收率為99。在操作條件下物系的平衡關(guān)系為，若吸收劑用量為最小用的2倍，試求（1）塔內(nèi)每小時(shí)所需清水的量為多少kg？（2）塔底液相濃度（用摩爾分?jǐn)?shù)表示）。解：（1） 實(shí)際吸收劑用量L=2Lmin=223.8=47.6kmol/h 856.8 kg/h（2） X1 = X2+V（Y1-Y2）/L=0+12用SO2含量為1.110-3(摩爾分?jǐn)?shù))的水溶液吸收含SO2為0.09（摩爾分?jǐn)?shù)）的混合氣中的SO2。已知進(jìn)塔吸收劑流量為 37800kg/h，混合氣流量為100kmol/h，要求SO2的吸收率為80%。在吸收操作條件下，系統(tǒng)的平衡關(guān)系為，求氣相總傳質(zhì)單元數(shù)。解： 吸收劑流量 惰性氣體流量第六章 蒸 餾缺第二題類第4題、在壓強(qiáng)為101.3kPa下，正己烷-正庚烷物系的平衡數(shù)據(jù)如下：t, 30364046505658x 1.00.7150.5240.3740.2140.0910y 1.00.8560.7700.6250.4490.2280試求：（1）正己烷組成為0.5（摩爾分?jǐn)?shù)）的溶液的泡點(diǎn)溫度及其平衡蒸汽的組成；（2）將該溶液加熱到45時(shí)，溶液處于什么狀態(tài)？各相的組成是多少？（3）將溶液加熱到什么溫度才能全部氣化為飽和蒸汽？這時(shí)蒸汽的組成是多少？ 解：由所給平衡數(shù)據(jù)做t-x-y圖（見本題附圖）。（1）當(dāng)xA=0.5時(shí)，由圖中讀得泡點(diǎn)溫度ts=41，其平衡瞬間蒸汽組成yA=0.75；（2）當(dāng)t=45時(shí)，溶液處于氣液共存狀態(tài)，此時(shí)xA=0.38 ，yA=0.64 ；（3）由圖知，將溶液加熱到49時(shí)，才能全部汽化為飽和蒸汽，蒸汽組成為0.5 。類第6題5、在一連續(xù)精餾塔中分離某混合液，混合液流量為5000kg/h，其中輕組分含量為30（摩爾百分?jǐn)?shù)，下同），要求餾出液中能回收原料液中88的輕組分，釜液中輕組分含量不高于5，試求餾出液的摩爾流量及摩爾分?jǐn)?shù)。已知MA=114kg/kmol , MB=128kg/kmol。 解：由于 又 DxD / FxF =88%所以 由全塔物料衡算F=D+W 40.39=D+WFxF=DxD+WxW 40.390.3=0.8840.390.3+0.05W解之 D=11.31kmol/h所以 類8、在連續(xù)精餾操作中，已知精餾段操作線方程及q線方程分別為y=0.8x+0.19；y= -0.5x+0.675,試求：（1）進(jìn)料熱狀況參數(shù)q及原料液組成xF；（2）精餾段和提餾段兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)。 解：由q線方程 y= -0.5x+0.675知 故q=1/3又 故xF=0.675（1-q）=0.675（1 -1/3）=0.45因?yàn)榫s段操作線與提餾段操作線交點(diǎn)也是精餾段操作線與q線的交點(diǎn)，所以yq= -0.5xq+0.675yq=0.8xq+0.18 聯(lián)立求解 xq=0.373 yq=0.489類9、某理想混合液用常壓精餾塔進(jìn)行分離。進(jìn)料組成含A81.5，含B18.5（摩爾百分?jǐn)?shù)，下同），飽和液體進(jìn)料，塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸氣加熱。要求塔頂產(chǎn)品為含A95，塔釜為含B95，此物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.0，回流比為4.0。試用（1）逐板計(jì)算法，（2）圖解法分別求出所需的理論板層數(shù)及進(jìn)料板位置。 解：（1）逐板計(jì)算法由于塔頂為全凝器，所以 y1=xD=0.95由相平衡方程式及精餾段操作線方程式： 由上兩式交替計(jì)算至 x3=0.759 xF所以第三層為進(jìn)料板。因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 q=1 ，故提餾段操作線方程：又因?yàn)?所以 由相平衡方程式與上述提餾段操作線方程式交替計(jì)算至 x10=0.036 xW所以理論板層數(shù)NT=10-1=9層（不包括塔釜）。計(jì)算結(jié)果如下表12345678910y0.950.9140.8630.7840.6650.5140.3560.2230.1280.069x0.9050.8410.7590.6450.4980.3460.2170.1250.0680.036習(xí)題69附圖（2）圖解法由在圖中做精餾段操作線，因?yàn)閝=1，故q線為一垂直線并與精餾段操作線相交，交點(diǎn)與（0.05，0.05）點(diǎn)連接，得到提餾段操作線。然后在操作線與平衡線之間繪階梯，如該題附圖所示，得到NT=10-1=9層（不包括塔釜），第三塊為進(jìn)料板。兩種方法結(jié)果一致。類11、在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液。若原料為飽和液體，其中含苯0.5（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），塔頂餾出液組成為0.95，釜液組成為0.06，操作回流比為2.6。試求理論板層數(shù)和進(jìn)料板位置。平衡數(shù)據(jù)見例6-2表。 解：用圖解法求NT在y-x相圖上找出xW=0.06 、xF=0.50 、xD=0.95 ，對(duì)應(yīng)點(diǎn)為c、e、a 。由回流比R=2.6 得精餾段操作線截距在圖中確定b點(diǎn)，并連接ab為精餾段操作線。已知原料為飽和液體，故q=1 ，q線為e點(diǎn)出發(fā)的一條垂直線，與精餾段操作線交于d點(diǎn)，連接cd為提餾段操作線。繪階梯數(shù)為9，故NT=8（不包括再沸器）。習(xí)題614附圖由圖可知第