化工原理试题终

1、1.流体在圆形直管中作层流流动时，其速度分布是 型曲线，其管中心最大流速为平均流速的 倍，摩擦系数与Re的关系为 。2.气体的粘度随温度的升高而 ，水的粘度随温度的升高 。3.当计算流体由粗管进入细管的流动局部阻力时，其公式中的流速应该用 管中的速度。4.流体在管内作湍流流动时(不是阻力平方区)，其摩擦系数随 和 而变。5.牛顿粘性定律的数学表达式为 ，牛顿粘性定律适用于 型流体。6.孔板流量计和转子流量计的最主要区别在于：前者是恒 ，变 ；后者是恒 ，变 。7.流体在水平等径直管中稳定流动时的摩擦阻力损失hf所损失的是机械能中的 项。8.流体在等径管中作稳定流动，流体由于流动而有摩擦阻力损失

2、，流体的流速沿管长 。9.液柱压力计量是基于 原理的测压装置，用U形管压差计测压时，当一端与大气相通时，读数R表示的是 或 。10.减少流体在管路中流动阻力hf的措施有：1. 离心泵的工作点是 曲线与 曲线的交点。2. 离心泵的安装高度超过允许安装高度时，离心泵会发生 现象。3. 管路特性曲线的一般表达式是 。4. 若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头 ，流量 ，效率 ，轴功 。5. 离心泵在两敞口容器间输液，当被输送流体的密度改变后，离心泵的 、 及 均保持不变。6. 往复泵主要适用于 、 的场合。7. 离心泵的流量调节阀安装在离心泵 管路上，泵进口处安装 ，出口处安装 。8. 2B-19

3、型号的离心泵，2代表 ，19代表 。9. 离心泵的主要特性曲线有 、 、 等。11. 往复泵的转速(往复次数)增加时，流量 ，扬程 。(增大，变小，不变)12. 离心泵的扬程含义是 。13. 离心泵常采用 调节流量，往复泵常采用 调节流量。14. 离心泵中 是将原动机的能量传递给液体的部件，而 则是将动能转变为压能的部件。15. 离心泵按吸液方式分为 和 。1. 在包有二层相同厚度保温材料的园形管道上，应该将 .材料包在内层确保保温效果好。2. 厚度不同的三种材料构成三层平壁，各层接触良好，已知 b1> b2> b3；导热系数l1<l2<l3。在稳定传热过程中，各层的热

4、阻R1 R2 R3；各层导热速率Q1 Q2 Q3。3. 间壁换热器管壁温度 tw接近a 一侧的流体温度；总传热系数的数值接近 一侧的值。（忽略间壁热阻和污垢热阻）4. 判断下面关于系统进行稳定传热时的说法哪一个是错误的。A：通过一定传热面的传热速率不随时间变化，为一定值。B：系统中任一点的温度维持恒定。C：总的传热速率等于通过垂直于热流方向的各传热面的传热速率之和。D：系统中任一传热面上的热通量在过程中不变。5. 如图所示为间壁式换热器中冷热流体稳态传热过程的温度分布曲线，该传热过程是由 、 .和 三个串联的热传递环节组成，由图分析可知：a1 a2，控制热阻应在 侧，因此若强化该传热过程，应从

5、 侧着手。一概念题：1、溶液的相对挥发度(a)等于两组份 ，a >1则表示组分A和B ，a=1则表示组分A和B 。 当塔板中 时，该塔板称理论塔板。2、精馏过程是利用 和 的原理而进行的。精馏过程的回流比是指 ，最小回流比是指 。 3、已分析测得这四股物料的组成为0.62，0.70，0.75， 0.82，试找出Y6、X6，Y7，X7的对应值，Y6= ， X6= ，Y7= ，X7=参见附图： 4、如图所示a点表示 ；b点表示 ；c点表示 ；ab段表示 ；bc段表示 。5、分离要求一定。当回流比为一定时，在五种进料状况中， 进料的q值最大，其温度 ，此时，提馏段操作线与平衡线之间的距离 ，分

6、离所需的总理论板数 。6、精馏操作的依据是 。实现精馏操作的必要条件包括 和 。7、精馏塔塔顶某理论板上汽相露点温度为t1，液相泡点温度为t2。塔底某理论板上汽相露点温度为t3，液相泡点温度为t4。试按温度大小顺序用>、=、<符号排列如下： 。8、吉利兰(Gilliland)关联图如图示(纵轴上N及Nmin均包括塔釜)。试说明： (1)当(RRmin)/(R1)=1.0时，R= ，N= ； (2)当(NNmin)/(N1)=1.0时，R= ，N= 。 9、某二元物系的相对挥发度a=3，在具有理论板的精馏塔内于全回流条件下作精馏操操作，已知xn=0.3，则yn-1= (由塔顶往下数)

7、 。10、精馏塔中的恒摩尔流假设，其主要依据是各组分的 ，但精馏段与提馏段的摩尔流量由于 影响而不一定相等。精馏塔在操作过程中进料组成不变，进料量适当增加，则塔顶组成XD将 ，塔釜组成Xw将 (泡点液体进料)。 11、操作中精馏塔，保持F，q，xf，D不变。 (1)若采用回流比R小于最小回流比Rmin，则xD ，xw ； (2)若R增大，则xD ，xw ，L/V 。 (增加，减小，不变，不确定) 12、间歇精馏操作中，若保持馏出液组成不变，必须不断 回流比，若保持回流比不变，则馏出液组成 ；在精馏塔内，灵敏板是指 板。13、连续精馏塔设计时，当采用塔顶全凝器，泡点回流方案时，为完成分离任务所需

8、理论板数为NT1。若采用塔顶分凝器，而回流比和前方案相同时，则完成同样分离任务所需理论板数为NT2。比较： A：NT2> NT1 B：NT2= NT1 C：NT2< NT1 D：判断依据不足。14、某二元混合物要求用精馏方法分离，规定产品浓度为xD，xw。如进料为xf1时，则相应的最小回流比为Rm1，若进料为xf2相应为Rm2，现xf1<xf2，则： ； A：Rm1< Rm2 B：Rm1= Rm2 C：Rm1> Rm2 D：无法确定Rm大小。 15、精馏的操作线是直线，主要基于如下原因： A：理论板假定 B：理想物系 C：塔顶泡点回流 D：恒摩尔流假定。16、某二

9、元混合物，进料量为100kmol/h，xf=0.6，要求得到塔顶xD不小于 0.9，则塔顶最大产量为 。 A：60kmol/h B：66.7kmol/h C：90kmol/h D：不能定17、精馏分离a=2.5的二元理想混合液，已知回流比R=3，塔顶XD= 0.96，测得第三层塔板(精馏段)的下降液体浓度为0.4，第二层板下降液体浓度为0.45，则第三层塔板的汽相单板效率Emv为 。 A：22.2% B：32.68% C：44.1% D：107.5%二、计算题1、用常压连续精馏塔分离某二元理想混合物，已知相对挥发度=3，加料量F=10kmol/h，饱和蒸汽进料，进料中易挥发组分浓度为0.5 (

10、摩尔分率，下同)，塔顶产品浓度为0.9，塔顶蒸汽全凝液于泡点下回流，回流比R=2Rmin，易挥发组分的回收率为90%，塔釜为间接蒸汽加热，试计算提馏段上升蒸汽量。am3，F=10kmol/h，q=0，xf=0.5，xD0.9，=0.9，R=2.0Rmin ，V=?2、分离苯和甲苯混合液，进料组成为0.4，馏出液组成为0.95，残液组成为0.05（以上组成均为苯的摩尔分率）。苯对甲苯的平均相对挥发度为2.44。泡点进料，塔顶冷凝器为全凝器，塔釜为间接蒸汽加热。试求： 最小回流比； 若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精馏段操作线方程； 列出提馏段操作线方程。 3、常压连续精馏塔分离二元理想溶液，

11、塔顶上升蒸汽组成y10.96（易挥发组分摩尔分率），在分凝器内冷凝蒸汽总量的1/2（摩尔）作为回流，余下的蒸汽在全凝器内全部冷凝作塔顶产品，操作条件下，系统平均相对挥发度a2.4，求：塔顶产品及回流液的组成； 由塔顶第二层理论板上升的蒸汽组成。y1=0.96 V=1kmol/h L=1/2kmol/h D=1/2kmol/h R=1， a=2.44、用一连续精馏塔在常压下分离甲醇水混合物，进料为含甲醇0.41的饱和蒸汽，流率为100kmol/h。要求塔顶馏出液含甲醇不低于0.95，塔底釜液甲醇不大于0.05（以上均为摩尔分率），已知操作条件下的平衡关系如附图，操作时回流比为2.4，试求：塔顶、

12、塔底产品的流率；所需理论塔板数及进料板位置；两段的液相流率与汽相流率之比和线方程；对应的最小回流比。1、 恒沸精馏与萃取精馏都需加入添加剂(第三组分)，其目的是 。 2、已知某精馏塔在情况一下操作得到 F1、 xf1、q1、R1、D1、xD1、xw1。今改变操作为情况二，且知F1=F2，xD1=xD2，xw1=xw2，q1=q2但xf1<xf2。试比较 (>、=、<) D1 D2 W1 W2 R1 R2 3、某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则： (1)回流比等于 ； (2)馏出液量等于 ； (3)操作线斜率等于 。(以上均用数字表示) 4、某精馏塔在操作时，加

13、料热状态由原来的饱和液体进料改为冷液进料，且保持F， xf，V，D不变，则此时xD ，xw ，R ， L/V 。(增加，不变，减少)1、物理吸收操作属于 过程，是一组分通过另一静止组分的 扩散。2、含SO2为10%(体积)的气体混合物与浓度C为0.020kmol/m3的SO2水溶液在一个大气压下相接触。操作条件下两相的平衡关系为p*=1.62C(大气压)，则SO2将从 相向 相转移，以气相组成表示的传质总推动力为 大气压，以液相组成表示的传质总推动力为 kmol/m3。 3、A、总传质系数与分传质系数之间的关系可以表示为1/KL=1/kL+H/kG其中1/kL表示 ，当 项可忽略时，表示该吸收

14、过程为液膜控制。B、是非题亨利定律的表达式之一为p=Ex，若某气体在水中的亨利系数E值很大，说明该气体为易溶气体。 C、低浓气体吸收中，已知平衡关系y=2x，kxa=0.2kmol/(m3×s)，kya=2´10-4 kmol/(m3×s)，则此体系属 (A气膜；B液膜；C气、液双膜)控制总传质系数近似为Kya= kmol/(m3×s)。 A： 2 B 0.1 C： 0.2 D： 2´10-4D、通常所讨论的吸收操作中，当吸收剂用量趋于最小用量时， 。A：回收率趋向最高 B：吸收推动力趋向最大C：操作最为经济 D：填料层高度趋向无穷大。4、图所

15、示为同一温度下A、B、C三种气体在水中的溶解度曲线。由图可知，它们溶解度大小的次序是 ；因为 。吸收中，温度不变，压力增大，可使相平衡常数 (增大，减小，不变)，传质推动力 (增大，减小，不变)。5、一般而言，两组分A、B的等摩尔相互扩散体现在 单元操作中，而A在B中单向扩散体现在 单元操作中。（精馏、吸收）在传质理论中有代表性的三个模型分别为 、 和 。在吸收中的理论分析，当前仍采用 模型作为基础。6、在气体吸收时，若可溶气体的浓度较大，则总体流动对传质的影响 。对极易溶的气体，气相一侧的介面浓度y1接近于 ，而液相一侧的液面浓度x1接近于 。写出吸收操作中对吸收剂的主要要求中的四项(1)

16、；(2) ；(3) ；(4) 。7、某低浓度气体吸收过程，已知：相平衡常数m=1，气膜和液膜体积吸收系数分别为kya=2´10-4kmol/(m3×s)，kxa=0.4kmol/(m3×s)。则该吸收过程为 膜阻力控制。气膜阻力占总阻力的百分数为 ；该气体为 溶气体。漂流因数可表为 ，它反映 。 8、吸收过程物料衡算时的基本假定是： 。 。对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统，当总压增加时，亨利系数 ，相平衡常数m ，溶解度系数H 。 9、在气体流量，气相进出口组成和液相进口组成不变时，若减少吸收剂用量，则传质推动力将 ，操作线将 平衡线，设备费用 。当温度增高时

17、，溶质在气相中的分子扩散系数将 ，在液相中的分子扩散系数将 。对一定操作条件下的填料吸收塔，如将塔料层增高一些，则塔的HOG将 ， NOG将 (增加，减少，不变)。 10、选择题：(按 a 增加、b减少、C不变填入括号内)含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作，若其他操作条件不变，而入口气体量增加，则对于气膜控制系统：其出口气体组成ya将( )；出口液体组成xb将( )；溶质回收率将( )。 11、在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025,液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数ky=2kmol/(m2×h )气相总传质系数Ky=1.5kmol/(m2×h )，则该处

18、气液界面上气相浓度y1应为( )，平衡关系y=0.5x。 A：0.02， B：0.01， C：0.015，D：0.00512、在常压下，测定水中溶质A 的摩尔浓度为0.56kmol/m3，此时气相中A 的平衡摩尔分率为0.02 ，则此物系的相平衡常数m= 。当其他条件不变，而总压增加一倍时，相平衡常数m= ，若测得总压值为2 atm，则此时的亨利系数E= atm，而溶解度系数H kmol/(m3×atm)。一般地，在相同温度、压力下，气体在水中的扩散系数比在气相中的扩散系数 。13、对一定的逆流吸收操作体系，若其解吸因数S<1，则其理论板必 气相总传质单元数NOG。如S=1 ，

19、则理论板数 NOG。计算吸收塔的填料层高度需要应用 、 、 三个方面的关系联合求解。14、在逆流吸收塔操作时，物系为低浓度气膜控制系统，如其他操作条件不变，而气液流量按比例同步减少，则此时气体出口组成ya将 ，而液体出口组成xb将 ，回收率将 。工程上常用水空气系统进行氧解吸以测定填料传质性能，这种系统属于 系统，传质阻力主要在 一侧。 15、最大吸收率hmax与 无关。A：液气比 B：液体入塔浓度x2C：相平衡常数m D：吸收塔型式单向扩散中的漂流因子 。A：>1 B：<1 C；=1 D：不一定 已知SO2水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为E1=0.0035atm

20、， E2=0.011atm，E3=0.00652atm，则 A：t1<t2 B：t3>t2 C：t1>t2 D：t3<t1计算题：1、在常压填料吸收塔中，用清水吸收废气中的氨气。废气流量为2500m3/h（标准 状态），废气中氨的浓度为15g/m3，要求回收率不低于98%。若吸收剂用量为3.6m3/h，操作条件下的平衡关系为Y=1.2X，气相总传质单元高度为0.7m。试求：A：塔底、塔顶及全塔的吸收推动力（气相）；B：气相总传质单元数；C：总填料层高。2、在常压逆流操作的填料塔内，用纯溶剂S吸收混合气体中的可溶组分A。入塔气体中A的摩尔分率y10.03，要求其收率fA9

21、5%。已知操作条件下mV/L0.8（m可取作常数），平衡关系为Y=mX，与入塔气体成平衡的液相浓度x1*=0.03。试计算：操作液气比为最小液气比的倍数；吸收液的浓度x1；完成上述分离任务所需的气相总传质单元数NOG。3、在填料层高为8m的填料塔中，用纯溶剂逆流吸收空气H2S混合气中的H2S以净化空气。已知入塔气中含H2S 2.8% （体积%），要求回收率为95%，塔在1atm、15下操作，此时平衡关系为y=2x，出塔溶液中含H2S为0.0126（摩尔分率），混合气体通过塔截面的摩尔流率为100kmol/(m2·h)。试求： 单位塔截面上吸收剂用量和出塔溶液的饱和度； 气相总传质单元

22、数； 气相体积总传质系数。 注：计算中可用摩尔分率代替摩尔比。4、气体混合物中含丙酮3%（体积百分率）。要在逆流填料吸收塔内用水吸收丙酮的98%，若平衡关系为 y*=1.05x，试求：用含0.01%（摩尔百分率）丙酮的水作吸收剂，且液气比为2，则所需的传质单元数应为多少？若气液两相进料组成不变，液气比变为1.04，当填料层无限高时，丙酮的极限回收率为多少？ 注：计算中可用摩尔分率代替摩尔比。干燥 1、对不饱和湿空气，干球温度 湿球温度，露点温度 湿球温度。(>,=,<)干燥操作中，干燥介质(不饱和湿空气)经预热器后湿度 ，温度 。当物料在恒定干燥条件下用空气进行恒速对流干燥时，物料

23、的表面温度等于 温度。2、对不饱和空气进行加热，使温度由t1升至t2，此时其湿球温度 ，相对湿度 ，露点 ，湿度 。在湿度一定时，不饱和空气的温度越低，其相对湿度越 ； 不饱和空气中水蒸汽分压越高，其湿度越 。 3、恒定的干燥条件是指空气的 、 、 以及 都不变。 在实际的干燥操作中，常常用 来测量空气的湿度。测定空气中的水汽分压的实验方法是测量 。 4、 一吸湿性物料和一非吸湿性物料，具有相同的干燥面积，在相同的干燥条件下进行干燥,前者的干燥速率为A,后者的干燥速率为B,则在恒速干燥段A B.(>,=,<) 干燥器内部无补充加热的情况下，进干燥器的气体状态一定，干燥任务一定，则气

24、体离开干燥器的湿度H2 越 ，干燥器的热效率越 。 对于为水蒸汽所饱和的空气，则其干球温度t，湿球温度tw，绝热饱和温度tas露点温度td的关系是t tw tas td。5、 湿空气经预热，相对湿度 ，对易龟裂物料，常采用 方法来控制进干燥器的值。 干燥操作的必要条件是 干燥过程是 相结合的过程。 温度30，水汽分压为2KPa的湿空气与水温为40的水接触，则传热方向：水 空气，传质方向：水 空气。(用箭头符号表示)已知30、40下水的饱和蒸汽压分别为4.2472和7.3766KPa 。6、 干燥传质速率是 ；干燥传热速率是 。 已知在t=50、P=1atm时空气中水蒸汽分压Pw =55.3mm

25、Hg，则该空气的湿含量H= ；相对湿度= ；(50时水的饱和蒸汽压为92.51mmHg)非结合水份是 。 7、在一连续干燥器中干燥盐类结晶，每小时处理湿物料为1000kg，经干燥后物料的含水量由40%减至5%（均为湿基），以热空气为干燥介质，初始湿度1为0.009kg水/kg绝干气，离开干燥器时湿度2为0.039kg水/kg绝干气，假定干燥过程中无物料损失，试求：水分蒸发量（kg水/h）；空气消耗量L（kg绝干气/h）； 原湿空气消耗量L¢（kg原空气/h）； 干燥产品量2（kg/h）。 8、在一常压气流干燥器中干燥某种湿物料，已知数据如下：空气进入预热器的温度为15，湿含量为0.0

26、073kg水/kg绝干气，焓为35kJ/kg绝干空气；空气进干燥器温度为90，焓为109kJ/kg绝干气；空气出干燥器温度为50；湿含量为0.023kg水/kg绝干气；进干燥器物料含水量为0.15kg水/kg绝干料；出干燥器物料含水量为0.01kg水/kg绝干料；干燥器生产能力为237kg/h（按干燥产品计）。试求：1.绝干空气的消耗量（kg绝干气/h）；2.进预热器前风机的流量（m3/s）； 3.预热器加入热量（kW）（预热器热损失可忽略）。附湿空气比容计算公式： V=(0.772+1.244H(t+273)/273×(1.0133×105)/P。1、用常压连续精馏塔分离

27、某二元理想混合物，已知相对挥发度=3，加料量F=10kmol/h，饱和蒸汽进料，进料中易挥发组分浓度为0.5 (摩尔分率，下同)，塔顶产品浓度为0.9，塔顶蒸汽全凝液于泡点下回流，回流比R=2Rmin，易挥发组分的回收率为90%，塔釜为间接蒸汽加热，试计算提馏段上升蒸汽量。am3，F=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、分离苯和甲苯混合液，进料组成为0.4，馏出液组成为0.95，残液组成为0.05（以上组成均为苯的摩尔分率）。苯对甲苯的平均相对挥发度为2.44。泡点进料，塔顶冷凝器为全凝器，塔釜为间接蒸汽加热。试求： 最小回流比； 若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精馏段操作线方程； 列出提馏段操作线方程。 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、常压连续精馏塔分离二元理想溶液，塔顶上升蒸汽组成y10.96（易挥发组分摩尔分率），在分凝器内冷凝蒸汽总量的1/2（摩尔）作为回流，余下的蒸汽在全凝器内全部冷凝作塔顶产品，操作条件下，系统平均相对挥发度a2.4，求：塔顶产品及回流液的组成； 由塔顶第二层理论板上升的蒸汽组成。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、用一连续精馏塔在常压下分离甲醇水混合物，进料为含甲醇0.41的饱和蒸汽，流率为100kmol/h。要求塔顶馏出液含甲醇不低于0.95，塔底釜液甲醇不大于0.05（以上均为摩尔分率）

32、，已知操作条件下的平衡关系如附图，操作时回流比为2.4，试求：塔顶、塔底产品的流率；所需理论塔板数及进料板位置；两段的液相流率与汽相流率之比和线方程；对应的最小回流比。解：(1)物料衡算： FD+W (a)FxFDxD+Wxw(b)由(a)得WF-D 则：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)精馏段操作线方程： yR/(R+1)x+xD/(R+1) xD/(R+1)0.95/(2.4+1)0.2790.28提馏段操作线方

33、程：y¢(L+qF)/(L+qF-W)x¢-Wxw/(L+qF-W) LRD2.4×4096kmol/h q0 L¢L96kmol/h q线 yq/(q-1)x-xF/(q-1)yxF 由图解可得：NT6-15(不含釜)进料位置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计算题：1、在常压填料吸收塔中，用清水吸收废气中的氨气。废气流量为2500m3/h（标准 状态），废气中氨的浓度为15g/m3，要求回收率不低于98%。若吸收剂用量为3.6m3/h，操作条件下的平衡关系为Y=1.2X，气相总传质单元高度为0.7m。试求：A：塔底、塔顶及全塔的吸收推动力（气相）；B：气相总传质单元数；C：总填料层高。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、在常压逆流操作的填料塔内，用纯溶剂S吸收混合气体中的可溶组分A。入塔气体中A的摩尔分率y10.03，要求其收率fA95%。已知操作条件下mV/L0.8（m可取作常数），平衡关系为Y=mX，与入塔气体成平衡的液相浓度x1*=0.03。试计算：操作液气比为最小液气比的倍数；吸收液的浓度x1；完成上述分离任务所需的气相总传质单元数NOG。解：(1)Y1=3/97=0.03093 X2

37、=0 Y2=Y1(1-hA)=0.03093´(1-0.95)=0.00155由最小溶剂用量公式(Lmin/V)=(Y1-Y2)/(Y1/m-X2)= (Y1-Y2)/(Y1/m)=m(Y1-Y2)/Y1=0.95m 已知mV/L=0.8则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、在填料层高为8m的填料塔中，用纯溶剂逆流吸收空气H2S混合气中的H2S以净化空气。已知入塔气中含H2S 2.8% （体积%），要求回收率为95%，塔在1atm、15下操作，此时平衡关系为y=2x，出塔溶液中含H2S为0.0126（摩尔分率），混合气体通过塔截面的摩尔流率为100kmol/(m2·h)。试求： 单位塔截面上吸收剂用量和出塔溶液的饱和度； 气相总传质单元数； 气相体积总传质系数。 注：计算中可用摩尔分率代替摩尔比。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、气体混合物中含丙酮3%（

40、体积百分率）。要在逆流填料吸收塔内用水吸收丙酮的98%，若平衡关系为 y*=1.05x，试求：用含0.01%（摩尔百分率）丙酮的水作吸收剂，且液气比为2，则所需的传质单元数应为多少？若气液两相进料组成不变，液气比变为1.04，当填料层无限高时，丙酮的极限回收率为多少？ 注：计算中可用摩尔分率代替摩尔比。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) 填料塔无限高时： x1与

41、y1平衡 (此时液气比变为1.04， m>L/V) xe1=y1/m=0.03/1.05=0.02857作物料衡算求出 y2' ： L2x1+ V1y1=L1x1+ V2y2是低浓气体吸收，可认为L、V不发生变化。(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此时极限回收率为h' =(y1-y2' )/y1=(0.03-3.9×10-4)/0.03=98.7%7、在一连续干燥器中干燥盐类结晶，每小时处理湿物料为1000k

42、g，经干燥后物料的含水量由40%减至5%（均为湿基），以热空气为干燥介质，初始湿度1为0.009kg水/kg绝干气，离开干燥器时湿度2为0.039kg水/kg绝干气，假定干燥过程中无物料损失，试求：水分蒸发量（kg水/h）；空气消耗量L（kg绝干气/h）； 原湿空气消耗量L¢（kg原空气/h）； 干燥产品量2（kg/h）。解：(1)水分蒸发量W x1W1/(1-W1)0.40/(1-0.40)0.667kg水/kg绝干料 x2W2/(1-W2)0.05/(1-0.05)0.053kg水/kg绝干料 GCG1(1-W1)1000(1-0.40)600kg绝干料/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绝干气/h L¢L(1+H1)12280(1+0.009)12390.5kg原空气/h(3)G2G1-W1000-368.4631.6kg/h 8、在一常压气流干燥器中干燥某种湿物料，已知数据如下：空气进入预热器的温度为15，湿含量为0.0073kg水/kg绝干气，焓为35kJ/kg绝干空气；空气进干燥器温度为90，焓为109kJ/kg绝干气；空气出干燥器温度为50；湿含量为0.023kg水/kg绝干气；进干燥器物料含水量为0.15kg水/kg绝干料；出干燥器物料含水量为0.01kg水/kg绝干料；干燥器生产能力为237kg/h（按干燥产品计）。试求：1.绝干空气的消耗量（kg绝干气/h）；2.进预热器前风机的流量（m3/s）； 3.预热器加入热量（kW）（预热器热损失可忽略）。附湿空气比容计算公式： V=(0.772+1.244H(t+273)/273×(1.0133×105)/P。解：1.求绝干空气量L GCG2(1-W2)=G2/(1+X2)=237/(1+0.01)=234.7kg绝干料/h WGC(X1-X2)2