1、 1 吸收 1 在一内径为 0.8m、填料塔高度为 4m的吸收塔中 ， 用清水 吸收混合气体中的溶质组分。吸收塔操作压强为 101.33kPa、 温度为 20 ， 混合气体积流量为 1000 m3/h，进塔气相组成为 0.05，出塔气相组成为 0.01（均为摩尔分数）。吸收剂用量为 96kmol/h。操作条件下相平衡关系为Y*=2X（ X、 Y 为摩尔比），试求： （ 1）吸收剂用量为最小吸收剂用量的倍数； （ 2）气相体积吸收总系数 KGa, kmol/(m3hkPa) 解： （ 1） 最小吸收剂用量可用下式计算： Lmin=V(Y1-Y2)/(Y1/m)-Y2 其中 ： Y1=y1/(1-
2、y1)=0.05/(1-0.05)=0.0526 Y2=y2/(1-y2)=0.01/(1-0.01)=0.0101 X2=0 m=2 惰性气体摩尔流量为 ： V=（ V/22.4） 273/(273+t) (1- y1) =（ 1000/22.4） （ 273/293 ） (1-0.05)=39.5kmol/h Lmin=39.5 (0.0526-0.0101)/ (0.0526/2)-0=64 kmol/h L/ Lmin=96/64=1.5 (2) Ky=V(Y1-Y2)/Z Ym 其中 ： =（ 3.14/4） 0.82=0.502m2 Z=4m Ym= ( Y1- Y2)/ln( Y
3、1/ Y2) 因出塔液相组成为 ： X1=（ V /L） (Y1-Y2)+X2=（ 39.5/96） （ 0.0526-0.0101） +0=0.0175 Y1=Y1-mX1=0.0526-2 0.0175=0.0176 Y2=Y2-mX2=0.0101 Ym=(0.0176-0.0101)/ln(0.0176/0.0101)=0.0135 因 Y1/ Y2=0.0176/0.0101=1.742， Ym也可用算术平均值运算，即 Ym=(Y1+Y2)/2=(0.0176+0.0101)/2=0.0139 Ky=39.5（ 0.0526-0.0101） /（ 4 0.502 0.0135） 2
4、=61.9 kmol/(m3h) KG= Ky/P=61.9/101.33=0.611 kmol/(m3hkPa) 2、在逆流操作的填料吸收塔中， 用清水吸收混合气体中的溶质组分A。进塔气体组成为 0.03（摩尔比），吸收率为 99%，出塔液相组成为 0.013（均为摩尔分数）。操 作压强为 101.33kPa、温度为 27，操作条件下相平衡关系为 Y=2X（ X、 Y 为摩尔比）。已知单位塔截面上惰性气体流量为54 kmol/（ m2h） ,气相体积吸收总系数为 0.95 kmol/(m3hkPa)，试求所需的填料塔高度。 解： Z=HOGNOG=( V/Ky ) (Y1-Y2) / Ym
5、其中 ： Y1=0.03 Y2= Y1（ 1- A） =0.03（ 1-0.99） =0.0003 X1=0.03 X2=0 Ym=(Y1-mX1)-（ Y2+ mX2)/ln(Y1-mX1)/( Y2- mX2) =(0.03-2 0.013)-（ 0.0003-0)/ln(0.03-2 0.013)/(0.0003-0) =0.00143 Ky= KG P=0.95 101.33=96.26 kmol/(m3h) V/ =54 kmol/(m2h) 则 ： Z=（ 54/96.26 ） （ 0.03-0.0003） /0.00143=11.7m 蒸馏 1、在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，
6、原料液流量为 100kmol/h，组成为 0.3（摩尔分数） ，其中精馏段操作线和提馏段操作线分别为： y=0.714x+0.257 和 y=1.686x-0.0343 试求： （ 1） 馏出液组成和釜残液组成 （ 2） 精馏段下降液体流量， kmol/h； （ 3） 进料热状况参数 q。 解：（ 1） 求 xD， xw 馏出液组成可由精馏段操作线方程与对角线方程联立求得 xD=0.257/(1-0.714)=0.899 3 釜残液组成可由提馏段操作线方程与对角线方程联立求得 xw=0.343/(1.686-1)= 0.05 (2) 精馏段下降液体流量 L=RD 由 R/（ R+1） =0.7
7、14 得 R=2.5 D+W=F=100 0.899D+0.05W=100 0.3 解得 D=29.5 kmol/h， W=70.5 kmol/h 故 L=RD=2.5 29.5=73.8 kmol/h （ 3）进料热状况参数 q q线方程为 y= qx/(q-1)-xF/(q-1) =qx/(q-1)-0.3/(q-1) 上式中的 x,y 可由两操作线方程联立求得 0.714x+0.257=1.686x-0.0343 解得 ： x=0.3 将 x=0.3 代入操作线方程可得 y=0.714 0.3+0.257=0.471 将 x,y 值代入 q线方程，可得 q=1(泡点进料 ) 2 用板式精
8、馏塔在常压下分离苯 -甲苯溶液，塔顶为全凝液，塔釜间接蒸汽加热，平均相对挥发度为 2.47。已知为饱和蒸汽进料，进料流量为 150 kmol/h，进料组成为 0.4（摩尔分数），操作回流比为 4，塔顶馏出液中苯的回收率为 0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率为 0.95，试求：（ 1）塔顶馏出液及 塔釜采出液的组成；（ 2）精馏段及提馏段操作线方程；（ 3）回流比与最小回流比的比值；（ 4）若塔改为全回流操作，测得塔顶第一块板的气相默弗里板效率为 0.6，全凝器冷凝液组成为 0.98，求由塔顶第二块板上升的气相组成。 解： （ 1） XD和 XW 分析：本题已知塔顶易挥发组分的回收率 D及塔底难
9、挥发组分的回收率 W， 将它们与物料衡算关系结合即可求出 XD和 XW 由全塔易挥发组分物料衡算式 可得 ： XF=（ D/F） XD+（ W/F） XW （ a） 由塔顶易挥发组分回收率定义式 可得 ： 4 D/F= D XF/ XD （ b） 由塔底难挥发组分回收率定义式 可得 ： W/F= W（ 1- XF） /1- XW （ c） 把式（ b）和式（ c）代入式（ a）得 XF= D XF+ W（ 1- XF） /1- XW XW 即 ： 0.4=0.97 0.4+0.95（ 1-0.4） /1- XW XW 解得 XW=0.0206 因为 D/F=（ XF- XW） /（ XD- X
10、W） = DXF/XD 即 （ 0.4-0.0206） /（ XD-0.0206） =0.97 0.4/ XD 解得 XD=0.929 （ 2） 求精馏段及提馏大操作线方程 精馏段操作线方程 y=(R/R+1)x+ XD/（ R+1） =(4/5)x+0.929/5=0.8x+0.1858 因为饱和蒸汽进料 q=0，所以 yd= XF=0.4，把 yd 代入精馏段操作线方程得 0.4=0.8 Xd+0.1858 解得 Xd=0.2678 又 由 （ y- XW） /（ X- XW） =（ yd- XW） /（ Xd - XW） 得 （ y-0.0206） /（ X-0.0206） =（ 0.4
11、-0.0206） /（ 0.2678-0.0206） 化简上式得提馏段操作线方程 y=1.535 x-0.011 （ 3）求 R/Rmin 因为 q=0， ye= XF=0.4 所以 Xe= ye/（ -1） ye =0.4/（ 2.47-1.47 0.4） =0.2125 则 Rmin= （ XD- ye） /（ ye- Xe） =（ 0.929-0.4） /（ 0.4-0.2125） =2.82 R/Rmin=4/2.82=1.42 倍 （ 4） 全回流操作时求 y2。 已知 Emv,1=0.6，塔顶为全凝器所以 y1= XD=0.98，全回流是操作线方程为 yn+1=Xn，所以 y*1=
12、 X1/1+（ -1） X1= y2/1+（ -1） y2=2.47 y2/（ 1+1.47 y2） 则 Emv,1=（ y1- y2） /（ y*1- y2） =（ 0.98- y2） /2.47 y2/（ 1+1.47 y2） - y2=0.6 整理上式得 y22+0.7507 y2-1.6667=0 解 得 y2=0.969， y2= -1.7198（舍去） 5 所以 y2=0.969 干燥 1、在常压流化床干燥器中将颗粒状物料 的含水量从 0.18降到 0.025（干基）。湿物料处理量为 2000kg/h。已测得在流化状态下该物料的临界含水量为 0.02，平衡含水量接近 0。 t0=3
13、0、 =40%的空气经预热器升温至 100（对应湿球温度为 tw=33）后进入干燥器，废气湿度为0.027kg/kg 绝干气。试求 ： （ 1）绝干空气消耗量； （ 2）预热器的传热量； （ 3）离开干燥器的废气温度及物料温度。 假定空气在干燥器内为等焓过程。 30 下水的饱和蒸气压为 4.242kPa 解：（ 1）绝干空气消耗量 H1=H0=0.622 ps/(P- ps) =0.622 0.4 4.242/(101.33-0.4 4.242) =0.0106kg/kg 绝干气 G=G1/(1+X1)=2000/(1+0.18)=1695kg/h L=G(X1- X2)/( H2- H1)
14、=1695(0.18-0.025)/(0.027-0.0106)=16020kg/h （ 2）预热器的传热量 I0=(1.01+1.88H0)t0+2490H0 =(1.01+1.88 0.0106) 30+2490 0.0106 =57.3kJ/kg 绝干气 I1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0 =(1.01+1.88 0.0106) 100+2490 0.0106 =129.4 kJ/kg 绝干气 则 Qp=L(I1-I0)=16020 (129.4-57.3)=11.55 105kJ/h=320.8kW 或 Qp=L(1.01+1.88H0)（ t0-t1） =320.8
15、kW (3) 废气温度及物料出口温度 6 对于等焓干燥过程，符合下列关系： (1.01+1.88 H2) t2+2490 H2=I1 (1.01+1.88 0.027)t2+2490 0.027=129.4 解得 t2=58.2 在恒速干燥阶段，物料表面温度 t等于空气的湿球温度 tw=33。 2、在常压绝热干燥器中将 1500kg湿物料从原始含水量 18%降到 1.5%（均匀湿基）。 t0=25、 H0=0.010kg/kg 绝干气的空气 在预热器中升温至90后进入干燥器，离开干燥器空气的温度为 50。试求： （ 1）完成上述干燥任务所需空气量； （ 2）预热器中加热蒸汽消耗量（蒸汽的相变热
16、为 2205kJ/kg，忽略预热器损失）； （ 3）干燥系统的热效率； （ 4）通过恒定条件下的干燥测得，物料的临界含水量 Xc=0.10kg/kg绝干料， 平衡含水量 X*=0.01kg/kg 绝干料 ;已知干燥面积为 48m2，恒速阶段的干燥速率 Uc=2.2kg/(m2h),假定降速阶段干燥速率与自由含水量（ X-X*） 呈直线关系，则所需 干燥时间为若干。 解：（ 1）所需空气量 GC=G1(1- 1)=1500(1-0.18)=1230kg X1= 1/(1- 1)=18/(100-18)=0.2195 X2=1.5/(100-1.5)=0.01523 W=GC(X1-X2)=123
17、0 (0.2195-0.01523)=251.3kg L=W/(H2-H1) (1) 由 I1=I2 (1.01+1.88 0.01) 90+2490 0.01=(1.01+1.88 H2) 50+2490 H2 解得 H2=0.02593kg/kg 绝干气 将有关数值代入式（ 1），得 L=251.3/（ 0.02593-0.01） =1.578 104kg/kg绝干气 Lw=L(1+H0)=1.578 104(1+0.01)=1.594 104kg新鲜气 （ 2）预热器中加热蒸汽消耗量 Qp=L(1.01+1.88 H0)(t1-t0) 7 =1.578 104(1.01+1.88 0.0
18、1) (90-25)=1.055 106kJ 加热蒸汽消耗量为 Wh=Qp/r=1.055 106/2205=478.6kg （ 3）干燥系统的热效率 =W(2490+1.88t2)/Qp=251.3 (2490+1.88 50)/1.055 106 =0.6157=61.57% (4)干燥时间 T=GC(X1- Xc)+( Xc- X*)ln( Xc- X*)/( X2- X*)/SUc =1230(0.2195-0.10)+(0.10-0.01)ln(0.10-0.01)/(0.01523-0.01)/(48 2.2) =4.375 h 3、 在常压绝热干燥器中用热空气干燥某种 湿物料。空
19、气的有关参数为：温度为 25、湿度为 0.009kg/kg 绝干气，在预热器中升温至 t1后进入干燥器离开干燥器的温度为 50、湿度为 0.03 kg/kg 绝干气。湿物料进出干燥器的干基含水量分别为 0.25 及 0.025 kg/kg 绝干料，干燥产品量为 0.5kg/s。试计算： （ 1） 新鲜空气用量； （ 2）预热器的传热量； （ 3）空气进入干燥器的温度； （ 4）若被干燥物料为热敏性物质，空气进入干燥器的温度不允许超过 75，试定性分析对原干燥流程应如何改进？ 解：（ 1）新鲜空气用量 LW G=G2/（ 1+X2） =0.5/（ 1+0.025） =0.4878 kg/s W=
20、G（ X1- X2） =0.4878 （ 0.25-0.025） =0.1098 kg/s L=W/（ H2-H1） =0.1098/（ 0.03-0.009） =5.23 kg绝干气 /s LW=L（ 1+H0） =5.23（ 1+0.009） =5.28kg 新鲜空气 /s （ 2）预热器的热负荷 QP QP=L（ I1-I0） 对于绝热干燥器有 I1= I2，由题给条件 I2和 I0均可求得，即 I0=（ 1.01+1.88 H0） t0+2490H0 8 =(1.01+1.88 0.009) 25+2490 0.009=48.1 kJ/kg 绝干气 同理 I2=（ 1.01+1.88
21、H2） t2+2490H2 =（ 1.01+1.88 0.03) 50+2490 0.03=128.0 kJ/kg 绝干气 则 QP=（ 128-48.1） 5.23=418.0Kw （ 3）空气进入干燥器的温度 t1 t1由 I1反求，理想干燥器的 I1=I2，即 （ 1.01+1.88H1） t1+2490H1=128.0 解得 t1=102.8 t1也可根据 QP求算，即 L（ 1.01+1.88 H0）（ t1-t0） =418.0 解得 t1=102.8 （ 2） 对原流程的改进 采用部分废气循环流程来调节 t1不高于 75。 1. 解：在贮槽液面 1-1 和高位液面 2-2 间列柏
22、努利方程式，并以 1-1为基准面，可得： We=g Z+ p/ + u2/2+ hf Z=12m u=0 p=0(表压 ) hf=（ l+le/d） + u2/2 U=VS/A=2.015 10-3/0.785 0.0382=1.778m/s Re= du / =0.038 1.778 1260/1 10-3=8.51 104(湍流 ) =0.3164/ Re0.25=0.3164/(8.51 104)0.25=0.0185 hf=(0.0185 50/0.038)+1.5 1.7782/2=40.85J/ kg We=12 9.81+40.85=158.5 J/ kg wS=VS =2.01
23、5 103 1260=2.54 kg/s N= We wS/ =158.5 2.54/0.6=671W=0.671KW 2 解： 由 总传热速率方程知： Q=K0S0 Tm Q= Wc CPc(t 2- t 1) Wc=VS =53 800/3600=11.78 kg/s Q =11.78 2 103 (80-60)=4.17 105w S0=n d0L=368 0.019 6=131.7 m2 9 tm= Q/ K0S0=4.17 105/110 131.7=32.5 tm= t1+ t2/2=(T-60)+(T-80)/2=32.5 解得 T=102.5 验算 t2/ t1=（ 102.5
24、-60） /（ 102.5-80） =1.822 合理 3 解：（ 1） 由精馏段操作线方程 y=0.8x+0.19 知： R/R+=0.8 得 R=4 XD/R+1=0.19 得 XD=0.95 由回收率定义 DXD/FXF=0.9 故 塔顶产品流量 D=0.9 100 0.5/0.95=47.37kmol/h 塔底 W=F-D=100-47.37=52.63 kmol/h （ 2）精馏段上升蒸汽量 V为： V=（ R+1） D=（ 4+1） 47.37=236.9 kmol/h 提馏大上升蒸汽量 V 因饱和液体进料（ q=1） 故 V =V=236.9 kmol/h 4 解： （ 1） 适
25、宜吸收剂用量 L Lmin（ X1- X2） 其中 X1=Y1/m=0.013/0.75=0.0173 X2=0 Lmin=35（ 0.013-0.000067） /0.0173=26.2 kmol/h L=2 Lmin=2 26.2=52.4 kmol/h=52.4 18=943 kg/h （ 2） 气相总传质单元数 NOG=1/(1-S)ln(1-S)(Y1-mX1)/ (Y2-mX2)+S 其中 S=mV/L=0.75 35/52.4=0.5 NOG=1/1-0.5ln(1-0.5) 0.013/0.000067+0.5=9.16 5 解： （ 1）蒸发水分量 W W= Gc(X1- X2) Gc= G1(1- w1)=0.278 (1-0.4)=0.1668 kg/s X1= w1/1- w1=0.4/1-0.4=0.6667 X2= w2/1- w2=0.05/1-0.05=0.05263 W=0.1668 (0.6667-0.05263)=0.1024 kg/s 10 (2) 新鲜空气用量 L 绝干空气用量为： L=W/（ H2-H1） =0.1024/（ 0.0335-0.0062） =3.751 kg/s L =L（ 1+ H1） =3.751 （ 1+0.0062） =3.774 kg/s
