化工原理下计算题.docx

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化工原理下计算题

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1000m3/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/（m3•h•kPa）

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-y1）=0.05/（1-0.05）=0.0526

Y2=y2/（1-y2）=0.01/（1-0.01）=0.0101

X2=0m=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]=64kmol/h

L/Lmin=96/64=1.5

（2）Kyɑ=V（Y1-Y2）/ZΩΔYm

其中：

Ω=（3.14/4）×0.82=0.502m2

Z=4mΔYm=（ΔY1-ΔY2）/ln（ΔY1/ΔY2）

因出塔液相组成为：

X1=（V/L）（Y1-Y2）+X2=（39.5/96）×（0.0526-0.0101）+0=0.0175

ΔY1=Y1-mX1=0.0526-2×0.0175=0.0176

ΔY2=Y2-mX2=0.0101

ΔYm=（0.0176-0.0101）/ln（0.0176/0.0101）=0.0135

因ΔY1/ΔY2=0.0176/0.0101=1.74‹2，ΔYm也可用算术平均值运算，即

ΔYm=（Y1+Y2）/2=（0.0176+0.0101）/2=0.0139

Kyɑ=39.5×（0.0526-0.0101）/（4×0.502×0.0135）

=61.9kmol/（m3•h）

KGɑ=Kyɑ/P=61.9/101.33=0.611kmol/（m3•h•kPa）

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54kmol/（m2•h）,气相体积吸收总系数为0.95kmol/（m3•h•kPa），试求所需的填料塔高度。

解：

Z=HOGNOG=（V/KyɑΩ）×（Y1-Y2）/ΔYm

其中：

Y1=0.03Y2=Y1（1-φA）=0.03×（1-0.99）=0.0003

X1=0.03X2=0

ΔYm=[（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

Kyɑ=KGɑ×P=0.95×101.33=96.26kmol/（m3•h）

V/Ω=54kmol/（m2•h）

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，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

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）=0.714得R=2.5

D+W=F=100

0.899D+0.05W=100×0.3

解得D=29.5kmol/h，W=70.5kmol/h

故L=RD=2.5×29.5=73.8kmol/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150kmol/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ηD及塔底难挥发组分的回收率ηW，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：

D/F=ηDXF/XD（b）

由塔底难挥发组分回收率定义式可得：

W/F=ηW（1-XF）/1-XW（c）

把式（b）和式（c）代入式（a）得

XF=ηDXF+[ηW（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-XW）=ηDXF/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=0.8Xd+0.1858

解得Xd=0.2678

又由（y-XW）/（X-XW）=（yd-XW）/（Xd-XW）

得（y-0.0206）/（X-0.0206）=（0.4-0.0206）/（0.2678-0.0206）

化简上式得提馏段操作线方程y=1.535x-0.011

（3）求R/Rmin

因为q=0，ye=XF=0.4

所以Xe=ye/[α（α-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=αX1/[1+（α-1）X1]=αy2/[1+（α-1）y2]=2.47y2/（1+1.47y2）

则Emv,1=（y1-y2）/（y*1-y2）=（0.98-y2）/{[2.47y2/（1+1.47y2）]-y2}=0.6

整理上式得y22+0.7507y2-1.6667=0

解得y2=0.969，y2=-1.7198（舍去）

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=30℃、φ=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=0.622φps/（P-φps）

=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）

=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

=129.4kJ/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）

=320.8kW

（3）废气温度及物料出口温度

对于等焓干燥过程，符合下列关系：

（1.01+1.88H2）t2+2490H2=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/（m2•h）,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-ω1）=1500（1-0.18）=1230kg

X1=ω1/（1-ω1）=18/（100-18）=0.2195

X2=1.5/（100-1.5）=0.01523

W=GC（X1-X2）=1230×（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+1.88H2）×50+2490H2

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+1.88H0）（t1-t0）

=1.578×104（1.01+1.88×0.01）×（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

η=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）

=4.375h

3、在常压绝热干燥器中用热空气干燥某种湿物料。

空气的有关参数为：

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0.03kg/kg绝干气。

湿物料进出干燥器的干基含水量分别为0.25及0.025kg/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）=0.4878kg/s

W=G（X1-X2）=0.4878×（0.25-0.025）=0.1098kg/s

L=W/（H2-H1）=0.1098/（0.03-0.009）=5.23kg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+1.88H0）t0+2490H0

=（1.01+1.88×0.009）×25+2490×0.009=48.1kJ/kg绝干气

同理I2=（1.01+1.88H2）t2+2490H2

=（1.01+1.88×0.03）×50+2490×0.03=128.0kJ/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+1.88H0）（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间列柏努利方程式，并以1-1为基准面，可得：

We=g△Z+△p/ρ+△u2/2+Σhf

△Z=12m△u=0△p=0（表压）

Σhf=[λ（l+le/d）+Σζ]u2/2

U=VS/A=2.015×10-3/0.785×0.0382=1.778m/s

Re=duρ/μ=0.038×1.778×1260/1×10-3=8.51×104（湍流）

λ=0.3164/Re0.25=0.3164/（8.51×104）0.25=0.0185

Σhf=[（0.0185×50/0.038）+1.5]×1.7782/2=40.85J/kg

We=12×9.81+40.85=158.5J/kg

wS=VSρ=2.015×103×1260=2.54kg/s

N=We·wS/η=158.5×2.54/0.6=671W=0.671KW

2解：

由总传热速率方程知：

Q=K0S0△Tm

Q=WcCPc（t2-t1）

Wc=VSρ=53×800/3600=11.78kg/s

Q=11.78×2×103×（80-60）=4.17×105w

S0=nлd0L=368×л×0.019×6=131.7m2

△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=（102.5-60）/（102.5-80）=1.82<2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=52.63kmol/h

（2）精馏段上升蒸汽量V为：

V=（R+1）D=（4+1）×47.37=236.9kmol/h

提馏大上升蒸汽量V‘因饱和液体进料（q=1）

故V‘=V=236.9kmol/h

4解：

（1）适宜吸收剂用量LLmin（X1-X2）

其中X1=Y1/m=0.013/0.75=0.0173

X2=0

Lmin=35×（0.013-0.000067）/0.0173=26.2kmol/h

L=2Lmin=2×26.2=52.4kmol/h=52.4×18=943kg/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）=0.1668kg/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）=0.1024kg/s

（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）=3.751kg/s

L‘=L（1+H1）=3.751×（1+0.0062）=3.774kg/s

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