化工原理試題終

1、1.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)與Re的關(guān)系為 。2.氣體的粘度隨溫度的升高而 ，水的粘度隨溫度的升高 。3.當(dāng)計算流體由粗管進(jìn)入細(xì)管的流動局部阻力時，其公式中的流速應(yīng)該用 管中的速度。4.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)隨 和 而變。5.牛頓粘性定律的數(shù)學(xué)表達(dá)式為 ，牛頓粘性定律適用于 型流體。6.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 。7.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(jī)械能中的 項。8.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

2、，流體的流速沿管長 。9.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(dāng)一端與大氣相通時，讀數(shù)R表示的是 或 。10.減少流體在管路中流動阻力hf的措施有：1. 離心泵的工作點是 曲線與 曲線的交點。2. 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。3. 管路特性曲線的一般表達(dá)式是 。4. 若被輸送的流體粘度增高，則離心泵的壓頭 ，流量 ，效率 ，軸功 。5. 離心泵在兩敞口容器間輸液，當(dāng)被輸送流體的密度改變后，離心泵的 、 及 均保持不變。6. 往復(fù)泵主要適用于 、 的場合。7. 離心泵的流量調(diào)節(jié)閥安裝在離心泵 管路上，泵進(jìn)口處安裝 ，出口處安裝 。8. 2B-19

3、型號的離心泵，2代表 ，19代表 。9. 離心泵的主要特性曲線有 、 、 等。11. 往復(fù)泵的轉(zhuǎn)速(往復(fù)次數(shù))增加時，流量 ，揚(yáng)程 。(增大，變小，不變)12. 離心泵的揚(yáng)程含義是 。13. 離心泵常采用 調(diào)節(jié)流量，往復(fù)泵常采用 調(diào)節(jié)流量。14. 離心泵中 是將原動機(jī)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?5. 離心泵按吸液方式分為 和 。1. 在包有二層相同厚度保溫材料的園形管道上，應(yīng)該將 .材料包在內(nèi)層確保保溫效果好。2. 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(dǎo)熱系數(shù)l1<l2<l3。在穩(wěn)定傳熱過程中，各層的熱

4、阻R1 R2 R3；各層導(dǎo)熱速率Q1 Q2 Q3。3. 間壁換熱器管壁溫度 tw接近a 一側(cè)的流體溫度；總傳熱系數(shù)的數(shù)值接近 一側(cè)的值。（忽略間壁熱阻和污垢熱阻）4. 判斷下面關(guān)于系統(tǒng)進(jìn)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。5. 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：a1 a2，控制熱阻應(yīng)在 側(cè)，因此若強(qiáng)化該傳熱過程，應(yīng)從

5、 側(cè)著手。一概念題：1、溶液的相對揮發(fā)度(a)等于兩組份 ，a >1則表示組分A和B ，a=1則表示組分A和B 。 當(dāng)塔板中 時，該塔板稱理論塔板。2、精餾過程是利用 和 的原理而進(jìn)行的。精餾過程的回流比是指 ，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Y6、X6，Y7，X7的對應(yīng)值，Y6= ， X6= ，Y7= ，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 。5、分離要求一定。當(dāng)回流比為一定時，在五種進(jìn)料狀況中， 進(jìn)料的q值最大，其溫度 ，此時，提餾段操作線與平衡線之間的距離 ，分

6、離所需的總理論板數(shù) 。6、精餾操作的依據(jù)是 。實現(xiàn)精餾操作的必要條件包括 和 。7、精餾塔塔頂某理論板上汽相露點溫度為t1，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： 。8、吉利蘭(Gilliland)關(guān)聯(lián)圖如圖示(縱軸上N及Nmin均包括塔釜)。試說明： (1)當(dāng)(RRmin)/(R1)=1.0時，R= ，N= ； (2)當(dāng)(NNmin)/(N1)=1.0時，R= ，N= 。 9、某二元物系的相對揮發(fā)度a=3，在具有理論板的精餾塔內(nèi)于全回流條件下作精餾操操作，已知xn=0.3，則yn-1= (由塔頂往下數(shù))

7、 。10、精餾塔中的恒摩爾流假設(shè)，其主要依據(jù)是各組分的 ，但精餾段與提餾段的摩爾流量由于 影響而不一定相等。精餾塔在操作過程中進(jìn)料組成不變，進(jìn)料量適當(dāng)增加，則塔頂組成XD將 ，塔釜組成Xw將 (泡點液體進(jìn)料)。 11、操作中精餾塔，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 ，xw ； (2)若R增大，則xD ，xw ，L/V 。 (增加，減小，不變，不確定) 12、間歇精餾操作中，若保持餾出液組成不變，必須不斷 回流比，若保持回流比不變，則餾出液組成 ；在精餾塔內(nèi)，靈敏板是指 板。13、連續(xù)精餾塔設(shè)計時，當(dāng)采用塔頂全凝器，泡點回流方案時，為完成分離任務(wù)所需

8、理論板數(shù)為NT1。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： A：NT2> NT1 B：NT2= NT1 C：NT2< NT1 D：判斷依據(jù)不足。14、某二元混合物要求用精餾方法分離，規(guī)定產(chǎn)品濃度為xD，xw。如進(jìn)料為xf1時，則相應(yīng)的最小回流比為Rm1，若進(jìn)料為xf2相應(yīng)為Rm2，現(xiàn)xf1<xf2，則： ； A：Rm1< Rm2 B：Rm1= Rm2 C：Rm1> Rm2 D：無法確定Rm大小。 15、精餾的操作線是直線，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 D：恒摩爾流假定。16、某二

9、元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，xf=0.6，要求得到塔頂xD不小于 0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為 。 A：60kmol/h B：66.7kmol/h C：90kmol/h D：不能定17、精餾分離a=2.5的二元理想混合液，已知回流比R=3，塔頂XD= 0.96，測得第三層塔板(精餾段)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)精餾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(jìn)料，進(jìn)料中易揮發(fā)組分濃度為0.5 (

10、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，試計算提餾段上升蒸汽量。am3，F(xiàn)=10kmol/h，q=0，xf=0.5，xD0.9，=0.9，R=2.0Rmin ，V=?2、分離苯和甲苯混合液，進(jìn)料組成為0.4，餾出液組成為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(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱。試求： 最小回流比； 若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精餾段操作線方程； 列出提餾段操作線方程。 3、常壓連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，

11、塔頂上升蒸汽組成y10.96（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a2.4，求：塔頂產(chǎn)品及回流液的組成； 由塔頂?shù)诙永碚摪迳仙恼羝M成。y1=0.96 V=1kmol/h L=1/2kmol/h D=1/2kmol/h R=1， a=2.44、用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離甲醇水混合物，進(jìn)料為含甲醇0.41的飽和蒸汽，流率為100kmol/h。要求塔頂餾出液含甲醇不低于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：塔頂、

12、塔底產(chǎn)品的流率；所需理論塔板數(shù)及進(jìn)料板位置；兩段的液相流率與汽相流率之比和線方程；對應(yīng)的最小回流比。1、 恒沸精餾與萃取精餾都需加入添加劑(第三組分)，其目的是 。 2、已知某精餾塔在情況一下操作得到 F1、 xf1、q1、R1、D1、xD1、xw1。今改變操作為情況二，且知F1=F2，xD1=xD2，xw1=xw2，q1=q2但xf1<xf2。試比較 (>、=、<) D1 D2 W1 W2 R1 R2 3、某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線方程的截距等于零，則： (1)回流比等于 ； (2)餾出液量等于 ； (3)操作線斜率等于 。(以上均用數(shù)字表示) 4、某精餾塔在操作時，加

13、料熱狀態(tài)由原來的飽和液體進(jìn)料改為冷液進(jìn)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(kuò)散。2、含SO2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SO2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(dāng) 項可忽略時，表示該吸收

14、過程為液膜控制。B、是非題亨利定律的表達(dá)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/(m3×s)，kya=2´10-4 kmol/(m3×s)，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/(m3×s)。 A： 2 B 0.1 C： 0.2 D： 2´10-4D、通常所討論的吸收操作中，當(dāng)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(jì) D：填料層高度趨向無窮大。4、圖所

15、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、一般而言，兩組分A、B的等摩爾相互擴(kuò)散體現(xiàn)在 單元操作中，而A在B中單向擴(kuò)散體現(xiàn)在 單元操作中。（精餾、吸收）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(dāng)前仍采用 模型作為基礎(chǔ)。6、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 。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x1接近于 。寫出吸收操作中對吸收劑的主要要求中的四項(1)

16、；(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=2´10-4kmol/(m3×s)，kxa=0.4kmol/(m3×s)。則該吸收過程為 膜阻力控制。氣膜阻力占總阻力的百分?jǐn)?shù)為 ；該氣體為 溶氣體。漂流因數(shù)可表為 ，它反映 。 8、吸收過程物料衡算時的基本假定是： 。 。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 。 9、在氣體流量，氣相進(jìn)出口組成和液相進(jìn)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(fèi)用 。當(dāng)溫度增高時

17、，溶質(zhì)在氣相中的分子擴(kuò)散系數(shù)將 ，在液相中的分子擴(kuò)散系數(shù)將 。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(jìn)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)：其出口氣體組成ya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/(m2×h )氣相總傳質(zhì)系數(shù)Ky=1.5kmol/(m2×h )，則該處

18、氣液界面上氣相濃度y1應(yīng)為( )，平衡關(guān)系y=0.5x。 A：0.02， B：0.01， C：0.015，D：0.00512、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= 。當(dāng)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2 atm，則此時的亨利系數(shù)E= atm，而溶解度系數(shù)H kmol/(m3×atm)。一般地，在相同溫度、壓力下，氣體在水中的擴(kuò)散系數(shù)比在氣相中的擴(kuò)散系數(shù) 。13、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 ，

19、則理論板數(shù) NOG。計算吸收塔的填料層高度需要應(yīng)用 、 、 三個方面的關(guān)系聯(lián)合求解。14、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 。工程上常用水空氣系統(tǒng)進(jìn)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、最大吸收率hmax與 無關(guān)。A：液氣比 B：液體入塔濃度x2C：相平衡常數(shù)m D：吸收塔型式單向擴(kuò)散中的漂流因子 。A：>1 B：<1 C；=1 D：不一定 已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數(shù)分別為E1=0.0035atm

20、， E2=0.011atm，E3=0.00652atm，則 A：t1<t2 B：t3>t2 C：t1>t2 D：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(biāo)準(zhǔn) 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。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A。入塔氣體中A的摩爾分率y10.03，要求其收率fA9

21、5%。已知操作條件下mV/L0.8（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x1*=0.03。試計算：操作液氣比為最小液氣比的倍數(shù)；吸收液的濃度x1；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湛諝釮2S混合氣中的H2S以凈化空氣。已知入塔氣中含H2S 2.8% （體積%），要求回收率為95%，塔在1atm、15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/(m2·h)。試求： 單位塔截面上吸收劑用量和出塔溶液的飽和度； 氣相總傳質(zhì)單元

22、數(shù)； 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：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(yīng)為多少？若氣液兩相進(jìn)料組成不變，液氣比變?yōu)?.04，當(dāng)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(yù)熱器后濕度 ，溫度 。當(dāng)物料在恒定干燥條件下用空氣進(jìn)行恒速對流干燥時，物料

23、的表面溫度等于 溫度。2、對不飽和空氣進(jìn)行加熱，使溫度由t1升至t2，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 。 3、恒定的干燥條件是指空氣的 、 、 以及 都不變。 在實際的干燥操作中，常常用 來測量空氣的濕度。測定空氣中的水汽分壓的實驗方法是測量 。 4、 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(jìn)行干燥,前者的干燥速率為A,后者的干燥速率為B,則在恒速干燥段A B.(>,=,<) 干燥器內(nèi)部無補(bǔ)充加熱的情況下，進(jìn)干燥器的氣體狀態(tài)一定，干燥任務(wù)一定，則氣

24、體離開干燥器的濕度H2 越 ，干燥器的熱效率越 。 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。5、 濕空氣經(jīng)預(yù)熱，相對濕度 ，對易龜裂物料，常采用 方法來控制進(jìn)干燥器的值。 干燥操作的必要條件是 干燥過程是 相結(jié)合的過程。 溫度30，水汽分壓為2KPa的濕空氣與水溫為40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30、40下水的飽和蒸汽壓分別為4.2472和7.3766KPa 。6、 干燥傳質(zhì)速率是 ；干燥傳熱速率是 。 已知在t=50、P=1atm時空氣中水蒸汽分壓Pw =55.3mm

25、Hg，則該空氣的濕含量H= ；相對濕度= ；(50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1為0.009kg水/kg絕干氣，離開干燥器時濕度2為0.039kg水/kg絕干氣，假定干燥過程中無物料損失，試求：水分蒸發(fā)量（kg水/h）；空氣消耗量L（kg絕干氣/h）； 原濕空氣消耗量L¢（kg原空氣/h）； 干燥產(chǎn)品量2（kg/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(jìn)入預(yù)熱器的溫度為15，濕含量為0.0

26、073kg水/kg絕干氣，焓為35kJ/kg絕干空氣；空氣進(jìn)干燥器溫度為90，焓為109kJ/kg絕干氣；空氣出干燥器溫度為50；濕含量為0.023kg水/kg絕干氣；進(jìn)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.絕干空氣的消耗量（kg絕干氣/h）；2.進(jìn)預(yù)熱器前風(fēng)機(jī)的流量（m3/s）； 3.預(yù)熱器加入熱量（kW）（預(yù)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)/273×(1.0133×105)/P。1、用常壓連續(xù)精餾塔分離

27、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(jìn)料，進(jìn)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，試計算提餾段上升蒸汽量。am3，F(xiàn)=10kmol/h，q=0，xf=0.5，xD0.9，=0.9，R=2.0Rmin ，V=?解：q=0 V¢=V-F=(R+1)D-F yqxF xqyq/a-(a-1)yq=0.5/(3-2×0.5)=0.25 Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)(0.9-0.5)/(0.5-0.25)=

28、1.6 R=2.0Rmin=2×16=3.2D=FxF/xD0.9×10×0.5/0.9=5kmol/h V¢=(3.2+1)5-10=11kmol/h2、分離苯和甲苯混合液，進(jìn)料組成為0.4，餾出液組成為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(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱。試求： 最小回流比； 若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精餾段操作線方程； 列出提餾段操作線方程。 解： ye2.44×0.4/(1+1.44×0.4)0.62 Rmin(xD-ye)/(

29、ye-xF)(0.95-0.62)/(0.62-0.4)1.5R1.2×1.51.8 yn+1(1.8/2.8)xn+0.95/2.80.64xn+0.34令F=1kmol/h FxF=DxD+Wxw 0.4=0.95D+(1+D)×0.05解得D=0.39kmol/h W=0.61kmol/hq=1 L'=L+qF=RD+F=1.8×0.39+1=1.7kmol/h V'=V=(R+1)D=2.8×0.39=1.09kmol/hy'=L'x'/V'-Wxw/V'=1.7x'/1.09-0.

30、61×0.05/1.09=1.56x'-0.028 ym+11.56xm-0.0283、常壓連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，塔頂上升蒸汽組成y10.96（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a2.4，求：塔頂產(chǎn)品及回流液的組成； 由塔頂?shù)诙永碚摪迳仙恼羝M成。y1=0.96 V=1kmol/h L=1/2kmol/h D=1/2kmol/h R=1， a=2.4 y0=ax0/1+(a-1)x0=2.4x0/(1+1.4x0)-(1) 1×0.96=y0/2+x0

31、/2 -(2) y0=2×0.96-x0代入(1) 2×0.96-x0=2.4x0/(1+1.4x0) x0=0.944 xD=y0=2.4×0.944/(1+1.4×0.944)=0.976 x1*=y1/a-(a-1)y1=0.96/(2.4-1.4×0.96)=0.909 y2=Rx1/(R+1)+xD/(R+1)=0.909/2+0.976/2=0.9434、用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離甲醇水混合物，進(jìn)料為含甲醇0.41的飽和蒸汽，流率為100kmol/h。要求塔頂餾出液含甲醇不低于0.95，塔底釜液甲醇不大于0.05（以上均為摩爾分率）

32、，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：塔頂、塔底產(chǎn)品的流率；所需理論塔板數(shù)及進(jìn)料板位置；兩段的液相流率與汽相流率之比和線方程；對應(yīng)的最小回流比。解：(1)物料衡算： FD+W (a)FxFDxD+Wxw(b)由(a)得WF-D 則：FxFDxD+(F-D)xw 100×0.41D×0.95+(100-D)×0.05410.95D+5-0.05D D36/0.940kmol/h W100-4060kmol/h(2)精餾段操作線方程： yR/(R+1)x+xD/(R+1) xD/(R+1)0.95/(2.4+1)0.2790.28提餾段操作線方

33、程：y¢(L+qF)/(L+qF-W)x¢-Wxw/(L+qF-W) LRD2.4×4096kmol/h q0 L¢L96kmol/h q線 yq/(q-1)x-xF/(q-1)yxF 由圖解可得：NT6-15(不含釜)進(jìn)料位置NF5（3)VL+D96+40136kmol/h L/V96/1360.706 L¢/V¢L/V¢L/V-(1-q)F96/(136-100)2.67(4)Rmin/(Rmin+1)(yD-ye)/(xD-xe)(0.95-0.41)/(0.95-0.1)0.6353 Rmin0.6353R +0.6

34、353 Rmin0.6353/(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(biāo)準(zhǔn) 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)=0.01977kmolNH3/kmolB+NH3 y2=3.954×10- 4 kmolNH3/kmolB+NH3 Y1=y1/(1-y1)=0.01

35、977/(1-0.01977)=0.02017kmol NH3/kmolB Y2=y2/(1-y2)=3.9555×10-4kmolNH3/kmolB V=2500/22.4´(1-0.01977)=109.4kmolB/h L=3.6×1000/18=200kmolB/h全塔物料衡算 L(X1-X2)=V(Y1-Y2) 200(X1-0)=109.4(0.02017-3.9555×10-4)得 X1=0.01072 Y1=Y1-Y1*=0.02017-1.2×0.01072=0.0072 Y2=Y2-Y1*=0.0004 Ym =(0.007

36、2-0.0004)/ln(0.0072/0.0004)=0.00235 NOG=(Y1-Y2)/Ym =(0.02-0.0004)/0.00235=8.34 HNOGHOG=8.34´0.7 =5.84m 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A。入塔氣體中A的摩爾分率y10.03，要求其收率fA95%。已知操作條件下mV/L0.8（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x1*=0.03。試計算：操作液氣比為最小液氣比的倍數(shù)；吸收液的濃度x1；完成上述分離任務(wù)所需的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG。解：(1)Y1=3/97=0.03093 X2

37、=0 Y2=Y1(1-hA)=0.03093´(1-0.95)=0.00155由最小溶劑用量公式(Lmin/V)=(Y1-Y2)/(Y1/m-X2)= (Y1-Y2)/(Y1/m)=m(Y1-Y2)/Y1=0.95m 已知mV/L=0.8則L/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：X1=(Y1-Y2)/(L/V)=(0.03093-0.00155)/(1.25´1)=0.0235(3) NOG=1/(1-mV/L)ln(1-mV/L)(Y1-mX2)/(Y2-mX2)+mV/L =1/(1-0.8

38、)ln(1-0.8)Y1/Y2+0.8=7.84 3、在填料層高為8m的填料塔中，用純?nèi)軇┠媪魑湛諝釮2S混合氣中的H2S以凈化空氣。已知入塔氣中含H2S 2.8% （體積%），要求回收率為95%，塔在1atm、15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/(m2·h)。試求： 單位塔截面上吸收劑用量和出塔溶液的飽和度； 氣相總傳質(zhì)單元數(shù)； 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：y1 =0.028 y2=y1(1-h)=0.028(1-0.95)=0.0014L=(y1-y2)/

39、x1×V=(0.028-0.0014)/0.0126×100=211kmol/(m2×h) x1*=y1/m=0.028/2=0.014 x1/x1*=0.0126/0.014=90% y1=y1-mx1=0.028-2×0.0126=0.0028 y2=y2=0.0014 ym=(0.0028-0.0014)/(ln(0.0028/0.0014)=0.00202 NOG=(y1-y2)/ym=13.2 h=V NOG /Kya Kya= V NOG /h=100/8×13.2=165kmol/(m3×h)4、氣體混合物中含丙酮3%（

40、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：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(yīng)為多少？若氣液兩相進(jìn)料組成不變，液氣比變?yōu)?.04，當(dāng)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=y1(1-h)=0.03(1-0.98)=0.0006 1/A=mV/L=1.05/2=0.525NOG=1/(1-1/A)ln(1-1/A)(y1-mx2)/(y2-mx2)+1/A´´0.0001+0.525 =7.104(2) 填料塔無限高時： x1與

41、y1平衡 (此時液氣比變?yōu)?.04， m>L/V) xe1=y1/m=0.03/1.05=0.02857作物料衡算求出 y2' ： L2x1+ V1y1=L1x1+ V2y2是低濃氣體吸收，可認(rèn)為L、V不發(fā)生變化。(L/V)x2+y1=(L/V)x1+y2y2' =y1+(L/V)(x2-x1)=0.03 +1.04(1´10-4-0.02857)=3.9×10-4此時極限回收率為h' =(y1-y2' )/y1=(0.03-3.9×10-4)/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1000k

42、g，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1為0.009kg水/kg絕干氣，離開干燥器時濕度2為0.039kg水/kg絕干氣，假定干燥過程中無物料損失，試求：水分蒸發(fā)量（kg水/h）；空氣消耗量L（kg絕干氣/h）； 原濕空氣消耗量L¢（kg原空氣/h）； 干燥產(chǎn)品量2（kg/h）。解：(1)水分蒸發(fā)量W x1W1/(1-W1)0.40/(1-0.40)0.667kg水/kg絕干料 x2W2/(1-W2)0.05/(1-0.05)0.053kg水/kg絕干料 GCG1(1-W1)1000(1-0.40)600kg絕干料/hWGc(x1-x2)6

43、00×(0.667-0.053)368.4kg水/h(2)LW/(H2-H1)368.4/(0.039-0.009)12280kg絕干氣/h L¢L(1+H1)12280(1+0.009)12390.5kg原空氣/h(3)G2G1-W1000-368.4631.6kg/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(jìn)入預(yù)熱器的溫度為15，濕含量為0.0073kg水/kg絕干氣，焓為35kJ/kg絕干空氣；空氣進(jìn)干燥器溫度為90，焓為109kJ/kg絕干氣；空氣出干燥器溫度為50；濕含量為0.023kg水/kg絕干氣；進(jìn)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.絕干空氣的消耗量（kg絕干氣/h）；2.進(jìn)預(yù)熱器前風(fēng)機(jī)的流量（m3/s）； 3.預(yù)熱器加入熱量（kW）（預(yù)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)/273×(1.0133×105)/P。解：1.求絕干空氣量L GCG2(1-W2)=G2/(1+X2)=237/(1+0.01)=234.7kg絕干料/h WGC(X1-X2)2