化工原理第二版(下册)夏清贾绍义课后习题解答带图资料.pdf

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1、1 化工原理第二版夏清，贾绍义 课后习题解答 （夏清、贾绍义主编 . 化工原理 第二版（下册）. 天津大学出版） 社,2011.8. ） 第 1 章蒸馏 1. 已知含苯 0.5（摩尔分率）的苯 - 甲苯混合液，若外压为99kPa，试求该溶液的饱和温度。苯 和甲苯的饱和蒸汽压数据见例1-1 附表。 t （） 80.1 85 90 95 100 105 x 0.962 0.748 0.552 0.386 0.236 0.11 解：利用拉乌尔定律计算气液平衡数据 查例 1-1 附表可的得到不同温度下纯组分苯和甲苯的饱和蒸汽压PB * ，PA * ，由于总压 P = 99kPa，则由 x = (P-P

2、 B * )/(P A * -PB * ) 可得出液相组成，这样就可以得到一组绘平衡t-x 图数据。 2 以 t = 80.1为例 x =（99-40）/ （101.33-40 ）= 0.962 同理得到其他温度下液相组成如下表 根据表中数据绘出饱和液体线即泡点线 由图可得出当 x = 0.5时，相应的温度为92 2. 正戊烷（ C5H12）和正己烷（ C6H14）的饱和蒸汽压数据列于本题附表，试求P = 13.3kPa 下该 溶液的平衡数据。 温度 C5H12 223.1 233.0 244.0 251.0 260.6 275.1 291.7 309.3 K C6H14 248.2 259.

3、1 276.9 279.0 289.0 304.8 322.8 341.9 饱和蒸汽压 (kPa) 1.3 2.6 5.3 8.0 13.3 26.6 53.2 101.3 解： 根据附表数据得出相同温度下C5H12（A）和 C6H14（B）的饱和蒸汽压 以 t = 248.2时为例，当 t = 248.2时 PB * = 1.3kPa 查得 PA * = 6.843kPa 得到其他温度下 A?B的饱和蒸汽压如下表 t( ) 248 251 259.1 260.6 275.1 276.9 279 289 291.7 304.8 309.3 PA * (kPa) 6.843 8.00012.47

4、2 13.30026.600 29.484 33.42548.873 53.200 89.000101.300 PB *(kPa) 1.300 1.634 2.600 2.826 5.027 5.300 8.000 13.300 15.694 26.600 33.250 利用拉乌尔定律计算平衡数据 平衡液相组成以 260.6时为例 当 t= 260.6 时 x = (P-PB * )/(PA * -PB * ) =（13.3-2.826 ）/ （13.3-2.826 ）= 1 平衡气相组成以 260.6 为例 当 t= 260.6 时 y = PA * x/P = 13.31/13.3 = 1

5、 同理得出其他温度下平衡气液相组成列表如下 t( ) 260.6 275.1 276.9 279 289 x 1 0.3835 0.3308 0.0285 0 3 y 1 0.767 0.733 0.524 0 根据平衡数据绘出 t-x-y曲线 3. 利用习题 2 的数据，计算：相对挥发度；在平均相对挥发度下的x-y 数据，并与习题 2 的结果相比较。 解：计算平均相对挥发度 理想溶液相对挥发度 = PA */P B * 计算出各温度下的相对挥发度： t() 248.0 251.0 259.1 260.6 275.1 276.9 279.0 289.0 291.7 304.8 309.3 -

6、- - - 5.291 5.563 4.178 - - - - 取 275.1和 279时的 值做平均m= （5.291+4.178 ）/2 = 4.730 按习题 2 的 x 数据计算平衡气相组成y 的值 当 x = 0.3835时， y = 4.73 0.3835/1+(4.73-1)0.3835= 0.746 同理得到其他 y 值列表如下 t( ) 260.6 275.1 276.9 279 289 5.291 5.563 4.178 x 1 0.3835 0.3308 0.2085 0 y 1 0.746 0.700 0.555 0 作出新的 t-x-y 曲线和原先的 t-x-y曲线如

7、图 4. 在常压下将某原料液组成为0.6 （易挥发组分的摩尔）的两组溶液分别进行简单蒸馏和平 衡蒸馏，若汽化率为1/3 ，试求两种情况下的斧液和馏出液组成。假设在操作范围内气液平 衡关系可表示为y = 0.46x + 0.549 4 解：简单蒸馏 由 ln(W/F)= x xFdx/(y-x) 以及气液平衡关系y = 0.46x + 0.549 得 ln(W/F)= x xFdx/(0.549-0.54x) = 0.54ln(0.549-0.54xF)/(0.549-0.54x) 汽化率 1-q = 1/3则 q = 2/3 即 W/F = 2/3 ln(2/3) = 0.54ln(0.549

8、-0.540.6)/(0.549-0.54x) 解得 x = 0.498 代入平衡关系式y = 0.46x + 0.549 得 y = 0.804 平衡蒸馏 由物料衡算 FxF = Wx + Dy D + W = F 将 W/F = 2/3 代入得到 xF = 2x/3 + y/3 代入平衡关系式得 x = 0.509 再次代入平衡关系式得 y = 0.783 5. 在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四硫化碳所组成的混合液。已知原料液流量F 为 4000kg/h ，组成 xF为 0.3 （二硫化碳的质量分率，下同）。若要求釜液组成xW不大于 0.05， 馏出液回收率为 88。试求馏出液的流量和组分

9、，分别以摩尔流量和摩尔分率表示。 解：馏出回收率 = DxD/FxF = 88 得 馏出液的质量流量 DxD = FxF 88 = 4000 0.3 0.88 = 1056kg/h 结合物料衡算 FxF = WxW + DxD D + W = F 得 xD = 0.943 馏出液的摩尔流量 1056/(760.943) = 14.7kmol/h 以摩尔分率表示馏出液组成 xD = (0.943/76)/(0.943/76)+(0.057/154) = 0.97 6. 在常压操作的连续精馏塔中分离喊甲醇0.4 与说.6（均为摩尔分率） 的溶液，试求以下各种 进料状况下的 q 值。（ 1）进料温度

10、 40；（ 2）泡点进料；（ 3）饱和蒸汽进料。 常压下甲醇 - 水溶液的平衡数据列于本题附表中。 温度 t 液相中甲醇的气相中甲醇的温度 t 液相中甲醇的气相中甲醇的 摩尔分率摩尔分率摩尔分率摩尔分率 5 100 0.0 0.0 75.3 0.40 0.729 96.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.779 93.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.825 91.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.870 89.3 0.08 0.365 67.6 0.80 0.915 87.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.958 84.4 0.1

11、5 0.517 65.0 0.95 0.979 81.7 0.20 0.579 64.0 1.0 1.0 78.0 0.30 0.665 解：（ 1）进料温度 40 75.3时，甲醇的汽化潜热r1 = 825kJ/kg 水蒸汽的汽化潜热r2 = 2313.6kJ/kg 57.6 时 ，甲醇的比热 CV1 = 2.784kJ/(kg) 水蒸汽的比热 CV2 = 4.178kJ/(kg) 查附表给出数据当 xA = 0.4时，平衡温度 t = 75.3 40进料为冷液体进料 即 将 1mol 进料变成饱和蒸汽所需热量包括两部分 一部分是将 40冷液体变成饱和液体的热量Q1，二是将 75.3 饱和液

12、体变成气体所需要 的汽化潜热 Q2，即 q = （Q1+Q2）/ Q2 = 1 + （Q1/Q2） Q1 = 0.4 322.784（75.3-40 ）= 2850.748kJ/kg Q 2 = 825 0.4 32 + 2313.6 0.6 18 = 35546.88 kJ/kg q = 1 + （Q1/Q2）= 1.08 （2）泡点进料 泡点进料即为饱和液体进料q = 1 （3）饱和蒸汽进料 q = 0 7. 对习题 6 中的溶液，若原料液流量为 100kmol/h ，馏出液组成为 0.95 ，釜液组成为 0.04（以 上均为易挥发组分的摩尔分率），回流比为2.5，试求产品的流量，精馏段的

13、下降液体流量和 6 提馏段的上升蒸汽流量。假设塔内气液相均为恒摩尔流。 解： 产品的流量 由物料衡算 FxF = WxW + DxD D + W = F 代入数据得 W = 60.44 kmol/h 产品流量 D = 100 60.44 = 39.56 kmol/h 精馏段的下降液体流量L L = DR = 2.539.56 = 98.9 kmol/h 提馏段的上升蒸汽流量V 40 进料 q = 1.08 V = V + （1-q）F = D （1+R ）= 138.46 kmol/h V = 146.46 kmol/h 8. 某连续精馏操作中，已知精馏段 y = 0.723x + 0.263

14、；提馏段 y = 1.25x 0.0187 若原料液于露点温度下进入精馏塔中，试求原料液，馏出液和釜残液的组成及回流比。 解：露点进料 q = 0 即精馏段 y = 0.723x + 0.263 过（xD，xD）xD = 0.949 提馏段 y = 1.25x 0.0187 过（xW ，xW）xW = 0.0748 精馏段与 y 轴交于 0 ，xD/ （R+1 ） 即 xD/ （R+1 ）= 0.263 R = 2.61 连立精馏段与提馏段操作线得到交点坐标为（0.5345 ，0.6490） xF = 0.649 9. 在常压连续精馏塔中，分离苯和甲苯的混合溶液。若原料为饱和液体，其中含苯0.

15、5 （摩尔 分率，下同）。塔顶馏出液组成为0.9 ，塔底釜残液组成为0.1 ，回流比为 2.0 ，试求理论板 层数和加料板位置。苯 -甲苯平衡数据见例1-1。 解：常压下苯 -甲苯相对挥发度 = 2.46 精馏段操作线方程 y = Rx/（R+1 ）= 2x/3 + 0.9/3 = 2x/3 + 0.3 7 精馏段 y1 = xD = 0.9由平衡关系式 y = x/1 +(-1)x 得 x1 = 0.7853 再由精馏段操作线方程 y = 2x/3 + 0.3 得 y2 = 0.8236 依次得到 x2 = 0.6549 y3 = 0.7366 x3 = 0.5320 y 4 = 0.654

16、7 x4 = 0.4353 x4 xF = 0.5 x 3 精馏段需要板层数为3 块 提馏段 x1 = x4 = 0.4353 提馏段操作线方程 y = L x/ （L -W ）- WxW/ （L -W ） 饱和液体进料 q = 1 L / （L -W）= （L+F）/V = 1 + W/（3D） 由物料平衡 FxF = WxW + DxD D + W = F 代入数据可得 D = W L / （L -W）= 4/3 W/（L -W）= W/（L+D ）= W/3D = 1/3 即提馏段操作线方程 y = 4x /3 0.1/3 y 2= 0.5471 由平衡关系式 y = x/1 +(-1)

17、x 得 x 2 = 0.3293 依次可以得到 y 3= 0.4058 x 3 = 0.2173 y 4= 0.2564 x 4 = 0.1229 y 5= 0.1306 x 5 = 0.0576 x 5 xW = 0.1 x4 提馏段段需要板层数为4 块 理论板层数为 n = 3 + 4 + 1 = 8 块（包括再沸器） 加料板应位于第三层板和第四层板之间 10. 若原料液组成和热状况，分离要求，回流比及气液平衡关系都与习题9 相同，但回流温度 为 20，试求所需理论板层数。已知回流液的泡殿温度为83，平均汽化热为3.2 10 4kJ/kmol ，平均比热为 140 kJ/(kmol ) 解

18、：回流温度改为20，低于泡点温度，为冷液体进料。即改变了q 的值 精馏段不受 q 影响，板层数依然是3 块 8 提馏段由于 q 的影响，使得 L / （L -W ）和 W/（L -W ）发生了变化 q = （Q1+Q2）/ Q2 = 1 + （Q1/Q2） Q1= CpT = 140 （83-20）= 8820 kJ/kmol Q2= 3.2 10 4kJ/kmol q = 1 + 8820/(3.210 4)= 1.2756 L / （L -W ）=V + W - F(1-q)/V - F(1-q) = 3D+W- F(1-q)/3D- F(1-q) D = W，F = 2D 得 L / （

19、L -W ）= (1+q)/(0.5+q)= 1.2815 W/（L -W）= D/3D- F(1-q)= 1/（1+2q）= 0.2815 提馏段操作线方程为 y = 1.2815x - 0.02815 x1 = x4 = 0.4353 代入操作线方程得 y2 = 0.5297再由平衡关系式得到 x2 = 0.3141 依次计算 y3 = 0.3743 x3 = 0.1956 y 4 = 0.2225 x4 = 0.1042 y 5 = 0.1054 x5 = 0.0457 x5 xW = 0.1 x4 提馏段板层数为4 理论板层数为 3 + 4 + 1 = 8块（包括再沸器） 11. 在常

20、压连续精馏塔内分离乙醇- 水混合液，原料液为饱和液体，其中含乙醇0.15（摩尔分 率，下同），馏出液组成不低于0.8 ，釜液组成为 0.02 ；操作回流比为 2。若于精馏段侧线取 料，其摩尔流量为馏出液摩尔流量的1/2 ，侧线产品为饱和液体，组成为0.6 。试求所需的理 论板层数，加料板及侧线取料口的位置。物系平衡数据见例1-7。 解：如图所示，有两股出料，故全塔可以分为三段，由例1-7 附表，在 x-y 直角坐标图上绘出 平衡线，从 xD = 0.8开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘出水平线和铅直线构成梯级，当 梯级跨过两操作线交点d 时，则改在提馏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅直线达到

21、或越 过点 C(xW，xW)。 9 如图，理论板层数为10 块（不包括再沸器） 出料口为第 9 层；侧线取料为第5 层 12. 用一连续精馏塔分离由组分A?B组成的理想混合液。原料液中含 A 0.44 ， 馏出液中含 A 0.957 （以上均为摩尔分率）。已知溶液的平均相对挥发度为2.5 ，最回流比为 1.63 ，试说明原料液 的热状况，并求出 q 值。 解：在最回流比下，操作线与q 线交点坐标（ xq，yq）位于平衡线上；且 q 线过（xF，xF）可 以计算出 q 线斜率即 q/(1-q)，这样就可以得到q 的值 由式 1-47 Rmin = (x D/xq)- (1-xD)/(1-xq)/

22、 （-1 ）代入数据得 0.63 = (0.957/x q)-2.5 (1-0.957)/(1-xq)/ （2.5-1 ） xq = 0.366 或 xq = 1.07 （舍去） 即 xq = 0.366 根据平衡关系式 y = 2.5x/（1 + 1.5x ） 得到 yq = 0.591 q 线 y = qx/（q-1）- xF/ （q-1）过（ 0.44 ，0.44 ），（ 0.366，0.591 ） q/ （q-1）= （0.591-0.44 ）/ （0.366-0.44 ）得 q = 0.67 0 q 1 原料液为气液混合物 13. 在连续精馏塔中分离某种组成为0.5（易挥发组分的摩尔

23、分率，下同）的两组分理想溶液。 原料液于泡点下进入塔内。塔顶采用分凝器和全凝器，分凝器向塔内提供回流液，其组成为 0.88 ，全凝器提供组成为0.95 的合格产品。塔顶馏出液中易挥发组分的回收率96。若测得 塔顶第一层板的液相组成为0.79，试求：（ 1）操作回流比和最小回流比；（2）若馏出液量 为 100kmol/h ，则原料液流量为多少？ 解：（ 1）在塔顶满足气液平衡关系式 y = x/1 +(-1)x 代入已知数据 0.95 = 0.88/1 + 0.88(-1) = 2.591 第一块板的气相组成 y1 = 2.591x 1/ （1 + 1.591x1） 10 = 2.5910.79

24、/ （1 + 1.591 0.79）= 0.907 在塔顶做物料衡算 V = L + D Vy1 = LxL + DxD 0.907（L + D ）= 0.88L + 0.95D L/D = 1.593 即回流比为 R = 1.593 由式 1-47 Rmin = (x D/xq)- (1-xD)/(1-xq)/ （-1）泡点进料 xq = xF Rmin = 1.031 （2）回收率 DxD/FxF = 96 得到 F = 100 0.95/ （0.5 0.96）= 197.92 kmol/h 15. 在连续操作的板式精馏塔中分离苯- 甲苯的混合液。在全回流条件下测得相邻板上的液相组 成分别

25、为 0.28 ，0.41 和 0.57，试计算三层中较低的两层的单板效率EMV。 操作条件下苯 - 甲苯混合液的平衡数据如下： x 0.26 0.38 0.51 y 0.45 0.60 0.72 解：假设测得相邻三层板分别为第n-1 层，第 n 层，第 n+1 层 即 xn-1 = 0.28 xn = 0.41 xn+ 1 = 0.57 根据回流条件 yn+1 = xn yn = 0.28 yn+1 = 0.41 yn+2 = 0.57 由表中所给数据 = 2.4 与第 n 层板液相平衡的气相组成 yn * = 2.4 0.41/ （1+0.411.4 ）= 0.625 与第 n+1层板液相平

26、衡的气相组成 yn+1 * = 2.4 0.57/ （1+0.571.4 ）= 0.483 由式 1-51 E MV = （yn-yn+1）/ （yn * -yn+1） 可得第 n 层板气相单板效率 EMVn = （xn-1-xn）/ （yn *-x n） = （0.57-0.41 ）/ （0.625-0.41 ） = 74.4 第 n 层板气相单板效率 EMVn+1 = （xn-xn+1）/ （yn+1 * -xn+1） = （0.41-0.28 ）/ （0.483-0.28 ） = 64 11 12 13 第 2 章吸收 1. 从手册中查得101.33kPa,25 时 , 若 100g 水

27、中含氨1g, 则此溶液上方的氨气平衡分压为 0.987kPa。已知在此浓度范围内溶液服从亨利定律，试求溶解度系数H kmol/(m 3kPa)及相平 衡常数 m 解：液相摩尔分数 x = （1/17 ）/ （1/17 ）+（100/18） = 0.0105 气相摩尔分数 y = 0.987/101.33 = 0.00974 由亨利定律 y = mx 得 m = y/x = 0.00974/0.0105 =0.928 液相体积摩尔分数 C = （1/17 ）/ （10110 -3/103）= 0.5824 103 mol/m3 由亨利定律 P = C/H 得 H = C/P =0.5824/0.

28、987 = 0.590 kmol/(m 3kPa) 2.101.33kPa,10 时，氧气在水中的溶解度可用P = 3.31 10 6x 表示。式中： P为氧在气相中 的分压 kPa；x 为氧在液相中的摩尔分率。试求在此温度及压强下与空气充分接触的水中每立 方米溶有多少克氧。 解：氧在气相中的分压P = 101.33 21 = 21.28kPa 氧在水中摩尔分率x = 21.28/（3.31 10 6）= 0.00643 103 每立方米溶有氧 0.0064 10 332/ （1810-6）= 11.43g 3 某混合气体中含有 2 （体积） CO2， 其余为空气。混合气体的温度为30， 总压

29、强为 506.6kPa。 从手册中查得 30时 CO2在水中的亨利系数 E = 1.88 10 5 kPa， 试求溶解度系数 H kmol/(m 3 kPa) 及相平衡常数 m ，并计算每 100g与该气体相平衡的水中溶有多少gCO2。 解：由题意 y = 0.02，m = E/P总 = 1.88 10 5/506.6 = 0.37 10 3 14 根据亨利定律 y = mx 得 x = y/m = 0.02/0.3710 3 = 0.000054 即 每 100g与该气体相平衡的水中溶有CO2 0.000054 44100/18 = 0.0132 g H =/18E = 10 3/ （101

30、.88 105）= 2.955 10-4 kmol/(m 3kPa) 7. 在 101.33kPa，27下用水吸收混于空气中的甲醇蒸汽。甲醇在气，液两相中的浓度都很低， 平衡关系服从亨利定律。已知溶解度系数H = 1.995kmol/(m 3kPa)，气膜吸收系数 k G= 1.55 10 -5 kmol/(m 2skPa)，液膜吸收系数 k L = 2.08 10 -5 kmol/(m2skmol/m3) 。试求总吸 收系数 KG，并计算出气膜阻力在总阻力中所的百分数。 解：由 1/KG = 1/kG + 1/HkL可得总吸收系数 1/KG = 1/1.5510 -5 + 1/（1.9952

31、.08 10 -5） KG = 1.122 10 -5 kmol/(m2skPa) 气膜阻力所占百分数为：（1/ kG）/ （1/kG + 1/HkL）= HkL/ （HkL+ kG） = （1.9952.08）/ （1.9952.08 + 1.55） = 0.723 = 72.3 8. 在吸收塔内用水吸收混于空气中的甲醇，操作温度为 27，压强 101.33kPa。稳定操作状况 下塔内某截面上的气相甲醇分压为5kPa，液相中甲醇浓度位2.11kmol/m 3。试根据上题有关的 数据算出该截面上的吸收速率。 解：由已知可得 kG = 1.128 10 -5 kmol/(m 2skPa) 根据亨

32、利定律 P = C/H 得液相平衡分压 P * = C/H = 2.11/1.995 = 1.058kPa NA = KG(P-P * )= 1.122 10 -5 （5-1.058 ）= 4.447 10 -5 kmol/(m 2s) = 0.158 kmol/(m 2h) 9. 在逆流操作的吸收塔中， 于 101.33kPa， 25下用清水吸收混合气中的 CO2， 将其浓度从 2 降至 0.1 （体积）。该系统符合亨利定律。亨利系数=5.5210 4kPa。若吸收剂为最小理 论用量的 1.2 倍，试计算操作液气比L/V 及出口组成 X。 解： Y1 = 2/98 =0.0204， Y2 =

33、 0.1/99.9 = 0.001 m = E/P 总 = 5.52 10 4/101.33 = 0.0545 10 4 15 由 （L/V）min= （Y1-Y2）/X1 * = （Y 1-Y2）/ （Y1/m） = （0.0204-0.001 ）/ （0.0204/545 ） = 518.28 L/V = 1.2（L/V）min = 622 由操作线方程 Y = （L/V）X + Y2- （L/V）X2得 出口液相组成 X 1 = （Y1-Y2）/ （L/V）= （0.0204-0.001 ）/622 = 3.1210 -5 改变压强后，亨利系数发生变化，及组分平衡发生变化，导致出口液相组

34、成变化 m = E/P 总 = 5.52 104/1013 = 0.0545 10 -5 （L/V） = 1.2 （L/V） min = 62.2 X1 = （Y 1-Y2）/ （L/V） = （0.0204-0.001 ）/62.2 = 3.12 10 -4 10. 根据附图所列双塔吸收的五种流程布置方案，示意绘出与各流程相对应的平衡线和操作线， 并用图中边式浓度的符号标明各操作线端点坐标。 11. 在 101.33kPa 下用水吸收混于空气中的氨。已知氨的摩尔分数为0.1 ，混合气体于 40下 进入塔底，体积流量为0.556m3/s，空塔气速为 1.2m/s 。吸收剂用量为理论最小用量的1

35、.1 倍，氨的吸收率为95% ，且已估算出塔内气相体积吸收总系数KY 的平均值为 0.1112kmol/(m3 s) 。在操作条件下的气液平衡关系为Y=2.6X，试求塔径及填料层高度。 16 12. 在吸收塔中用请水吸收混合气体中的SO2，气体流量为 5000m 3 （标准）/h ，其中 SO2占 10， 要求 SO2的回收率为 95。气，液逆流接触，在塔的操作条件下，SO2在两相间的平衡关系近 17 似为 Y * = 26.7X ，试求： （1） 若取用水量为最小用量的1.5 倍，用水量应为多少？ （2） 在上述条件下，用图解法求所需理论塔板数； （3） 如仍用（ 2）中求出的理论板数，而要

36、求回收率从95提高到 98，用水量应 增加到多少？ 解：（ 1）y2 = y 1（1-）= 0.1 （1-0.95 ）= 0.005 Y1 = 0.1/0.9 = 0.111 Y2 = 0.005/（1-0.005 ）= 0.005 （L/V）min=（Y1-Y2）/X1 * = （Y 1-Y2）/ （Y1/26.7 ） = （0.111-0.005 ）26.7/0.111 = 25.50 （L/V）=1.5（L/V）min= 38.25 惰性气体流量： V = 5000 0.9/22.4 = 200.89 用水量 L = 38.25200.89 = 7684kmol/h （2）吸收操作线方程

37、 Y = （L/V）X + Y2代入已知数据 Y = 38.25X + 0.005 在坐标纸中画出操作线和平横线，得到理论板数NT = 5.5块 13 、 18 19 14在一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于气态烃中的H2S，进塔气相中含 H2S（体积） 2.91 要求吸收率不低于99，操作温度 300，压强 101.33kPa，平衡关系为Y * = 2X ，进 塔液体为新鲜溶剂，出塔液体中H2S浓度为 0.013kmol(H2S)/kmol( 溶剂) 已知单位塔截面上单位时间流过的惰性气体量为0.015kmol/(m 2s) ，气相体积吸收总系数为 0.000395 kmol/(m 3s

38、kPa)。求所需填料蹭高度。 解：y2 = y1（1- ）=0.02910.01 = 0.000291 Y2 = y2 = 0.000291 Y1 = 0.0291/（1-0.0291 ）= 0.02997 Ym = （Y1-Y1 *）-Y 2/ln（Y1-Y1 *）/Y 2 = （0.02997-0.013 2）-0.000291/ln（0.02997-0.013 2） /0.000291 = 0.0014 OG =（Y1-Y2）/ Ym = （0.02997-0.000291 ）/0.0014 = 21.2 HOG = V/(KYa) = 0.015/（0.000395101.33） =

39、0.375 H = OG HOG = 21.2 0.375 = 7.9m 15、有一吸收塔，填料层高度为3m ，操作压强为 101.33kPa，温度 20，用清水吸收 混于空气中的氨。混合气质量流速G=580kg/(m3h) ，含氨 6%(体积) ，吸收率为 99% ；水 的质量流速 W=770kg/(m2 h)。该塔在等温下逆流操作，平衡关系为Y*=0.9X。KGa与气相 质量流速为 0.8 次方成正比而与液相质量流速大体无关。试计算当操作条件分别作下列改 变时，填料层高度应如何改变才能保持原来的吸收率( 塔径不变 ) ： (1) 操作压强增大一倍； (2) 液体流量增大一倍； (3) 气体

40、流量增大一倍。 20 21 22 第 3 章干燥 1. 已知湿空气的总压强为50kPa，温度为 60相对湿度 40，试求：（ 1）湿空气中水气的分 压；（ 2）湿度；（ 3）湿空气的密度 解：（ 1）查得 60时水的饱和蒸汽压PS = 19.932kPa 水气分压 P水气 = PS= 19.932 0.4 = 7.973kPa （2）H = 0.622 P水气 / （P-P水气）=0.6227.973/ （50-7.973 ） = 0.118 kg/kg绝干 （3）1kg 绝干气中含 0.118kg 水气 x 绝干 = (1/29)/(1/29)+(0.118/18) = 0.84 x水气 =

41、 (0.118/18)/(1/29)+(0.118/18) = 0.16 湿空气分子量 M0 = 18x 水气 + 29x绝干气 = 18 0.16 + 29 0.84 = 27.249 g/mol 湿空气密度= MP/RT = （27.2410 -350103）/ （8.314333） = 0.493 kg/m 3 湿空气 2. 利用湿空气的 H-I 图查出本题附表中空格内的数值，并给出序号4 中各数值的求解过程 序号干球温度湿球温度湿 度相对湿度焓水气分压露点 23 kg/kg绝干 kg/kg绝干 kPa 1 60 35 0.03 22 140 5 30 2 40 27 0.02 40 9

42、0 3 25 3 20 18 0.013 75 50 2 15 4 30 28 0.025 85 95 4 25 3. 干球温度为 20，湿度为 0.009 kg/kg绝干的湿空气通过预热器加热到50，再送往常压 干燥器中，离开干燥器时空气的相对湿度为80。若空气在干燥器中经历等焓干燥过程，试 求： （1） 1m 3原湿空气在预热器过程中焓的变化； （2） 1m 3原湿空气在干燥器中获得的水分量。 解：（ 1）原湿空气的焓： I0 = (1.01 + 1.88H0)t + 2490 H0 = (1.01 + 1.880.009) 20 + 2490 0.009 = 43 kJ/kg绝干 通过预

43、热器后空气的焓 I1 = (1.01 + 1.880.009) 50 + 2490 0.0009 = 73.756 kJ/kg绝干 焓变化 H = I1 - I0 = 30.756 kJ/kg绝干 空气的密度= MP/RT = （2910 -3101.33103）/ （8.314293） = 1.21 kg/m 3 1m 3 原湿空气焓的变化为H = 30.756 1.21/1.009 = 36.9 kJ/kg湿气 （2）等焓干燥 I1 = I2 = 73.756 kJ/kg绝干 24 假设从干燥器中出来的空气湿度t = 26.8，查得此时水蒸汽的饱和蒸汽压 PS = 3.635 kPa H2

44、 = 0.622 PS / （P-PS） = 0.622 0.8 3.635/(101.33-0.83.635) = 0.0184 kJ/kg绝干 由 I 2 = 73.756 = （1.01 + 1.88H2）t2 + 2490 H2 试差 假设成立 H2 = 0.0184 kJ/kg绝干 获得水分量：H = H2 - H0 = 0.0184-0.009 = 0.0094 kJ/kg绝干 = 0.00941.21/1.009 = 0.011 kJ/kg湿气 4. 将 t0 = 25 ，0= 50的常压新鲜空气，与干燥器排出的t2 = 50 ，2= 80的常压废 气混合，两者中绝干气的质量比为

45、1：3。(1) 混合气体的温度和焓 ; (2) 现需将此混合温空气 的相对湿度降至 10% 后用于干燥湿物料 , 应将空气的温度升至多少度 解： 25 26 5. 采用如图所示的废气循环系统干燥湿物料, 已知数据标于本题附图中。假设系统热损失可忽 略, 干燥操作为等始干燥过程。试求:(1) 新鲜空气的耗量 ;(2) 进入干燥器的湿空气的温度及 焓;(3) 预热器的加热量 27 （1） 由于干燥过程为等焓过程，故进出干燥器的空气的焓相等 （2） 预热器的加热量 28 7. 29 30 （2）预热器中加热蒸气消耗量 加热蒸气压强为180KPa，由附录查出相应的汽化热为 2214.3/KJkg 31

46、 9. 某湿物料经过 5.5 小时进行干燥操作。物料含水量由X1 = 0.35 kg /kg绝干降至 X2 = 0.1 kg /kg绝干。若在相同的条件下，要求将物料含水量由X1 = 0.35 kg /kg绝干降 至 X2 = 0.05 kg /kg绝干。试求新情况下的干燥时间。物料的临界含水量XC = 0.15 kg /kg 绝干，平衡含水量X * = 0.04 kg /kg绝干。假设在降速阶段中干燥速率与物料的自由含水 量 （X-X * ）成正比。 解：降速干燥阶段dX/d= -US/G 假设 U = k （X-X *） dX/d= -Sk(X-X *)/G dX/(X-X * ) = -Skd /G 积分得 2 = G ln(XC-X *)/(X 2-X * )/Sk 总干燥时间= 1+2 = G (X1-XC)/SUC + G ln(XC-X * )/(X2-X * )/Sk = G ln(X1-XC)/(XC-X * )/Sk + G ln(XC-X *)/(X 2-X *)/Sk 物料