化工原理试题终x

.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，摩擦系数人与Re的关系为o.气体的粘度随温度的升高而,水的粘度随温度的升高o.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。.流体在管内作湍流流动时（不是阻力平方区），其摩擦系数人随和而变。.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。.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。.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。.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，流体的流速沿管长。.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。.减少流体在管路中流动阻力汇hf的措施有：.离心泵的工作点是曲线与曲线的交点。.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。.管路特性曲线的一般表达式是。.若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头—,流量,效率轴功。.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。.往复泵主要适用于、的场合。.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.2B-19型号的离心泵，2代表,19代表。.离心泵的主要特性曲线有、、等。.往复泵的转速（往复次数）增加时，流量—，扬程。（增大，变小，不变）.离心泵的扬程含义是。.离心泵常采用调节流量，往复泵常采用调节流量。.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。.离心泵按吸液方式分为和。.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。.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1<2<3。在稳定传热过程中，各层的热阻R1R2R3;各层导热速率Q1Q2Q3。.间壁换热器管壁温度tw接近一侧的流体温度；总传热系数K的数值接近一侧的a值。（忽略间壁热阻和污垢热阻）.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。.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：12,控制热阻应在侧，因此若强化该传热过程，应从侧

着手一概念题:1、①溶液的相对挥发度（）等于两组份,＞1则表示组分A和着手一概念题:B,=1则表示组分A和B。②当塔板中时，该塔板称理论塔板。2、①精储过程是利用和的原理而进行的。②精储过程的回流比是指,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,试找出它、凡，丫7,X7的对应值,丫6=,X6=,丫尸,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，提微段操作线与平衡线之间的距离,分离所需的总理论板数。■■■6、精储操作的依据是。实现精微操作的必要条件包括和。7、精储塔塔顶某理论板上汽相露点温度为ti,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：。9、某二元物系的相对挥发度=3,在具有理论板的精储塔内于全回流条件下作精储操操作，已知Xn=0.3,则9、某二元物系的相对挥发度=3,在具有理论板的精储塔内于全回流条件下作精储操操作，已知Xn=0.3,则yn-1=（由塔顶往下数）。10、精微塔中的恒摩尔流假设，其主要依据是各组分的,但精微段与提储段(1)当(R—Fmin)/(R+1)=1.0时，R=,N=

的摩尔流量由于影响而不一定相等。精储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Xv将（泡点液彳构t料）。11、操作中精储塔，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_,x；（2）若R增大，则xd,Xw,L/Vo（增加，减小，不变，不确定）12、间歇精储操作中，若保持储出液组成不变，必须不断回流比,若保持回流比不变，则微出液组成;在精微塔内，灵敏板是指板。13、连续精储塔设计时，当采用塔顶全凝器，泡点回流方案时，为完成分离任务所需理论板数为NT10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：塔板（精储段）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、用常压连续精储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（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，试计算提储段上升蒸汽量。am=3,F=10kmol/h,q=0,Xf=0.5,xd=0.9,f0.9,R=2.0Rmin,V=?A:Nt2>Nt1B:Nt2=Nt1XXD,Xw。如进料为Xf1时，则C:Nt2C:Nt2<Nt114、某二元混合物要求用精储方法分离，规定产品浓度为相应的最小回流比为Rm1,若进料为Xq相应为Rm2,现Xf1<Xf2,则:A:Rm1<Rm2C：Rm1>Rm2B:Fm1=Fm2D:无法确定Rm大小。15、精微的操作线是直线，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16、某二元混合物，进料量为顶最大产量为。D:恒摩尔流假定。100kmol/h,Xf=0.6,要求得到塔顶xd不小于0.9,则塔2、分离苯和甲苯混合液，进料组成为0.4,储出液组成为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：⑴最小回流比；⑵若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精储段操作线方程；⑶列出提储段操作线方程。A:60kmol/hB：66.7kmol/hC:90kmol/hD：不能定1717、精微分离=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D=1/2kmol/hD=1/2kmol/h3、常压连续精储塔分离二元理想溶液，塔顶上升蒸汽组成yi=0.96（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=2.4,求：⑴塔顶产品及回流液的组成；⑵由塔顶第二层理论板上升的蒸汽组成。4、用一连续精储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/ho要求塔顶储出液含甲醇不低于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：⑴塔顶、塔底产品的流率；⑵所需理论塔板数及进料板位置；⑶两段的液相流率与汽相流率之比和q线方程；⑷对应的最小回流比。1、恒沸精储与萃取精储都需加入添加剂（第三组分），其目的是。2、已知某精储塔在情况一下操作得到F1、xh、q1、R1、D1、xd1、Xw1。今改变操作为情况二，且知F1=F2,XD1=XD2,Xw1=Xw2,q〔=q2但Xf1＜Xf2。试比较（＞、=、＜）D1D2W1W2R1_&3、某连续精微塔中，若精微段操作线方程的截距等于零，则：（1）回流比等于—；（2）储出液量等于一；（3）操作线斜率等于—。（以上均用数字表示）4、某精储塔在操作时，加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SQ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SQ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/(m3s),kya=210-4kmol/(m3s),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/(m3s)oA:2B0.1C:0.2D:210-4D、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、①一般而言，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。(精储、吸收)②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、①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。②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xi接近于。③写出吸收操作中对吸收剂的主要要求中的四项(1);(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=210-4kmol/(m3s),kxa=0.4kmol/(m3s)。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、①吸收过程物料衡算时的基本假定是：(1)。⑵。②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、①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。②当温度增高时，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。B:液体入塔浓度B:液体入塔浓度x2D:吸收塔型式C;=1D:不一定③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：TOC\o"1-5"\h\z其出口气体组成丫2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/（m2h）气相总传质系数Ky=1.5kmol/（m2h）,则该处气液界面上气相浓度y1应为（），平衡关系y=0.5xoA：0.02,B:0.01,C:0.015,D:0.00512、①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=o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2atm,则此时的亨利系数E=atm,而溶解度系数H^kmol/（m3atm）。②一般地，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、①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,则理论板数Nog。②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、①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。②工程上常用水一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、①最大吸收率max与无关。A:液气比C:相平彼f常数m②单向扩散中的漂流因子A:>1B:<1已知SO2水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为Ei=0.0035atm,E2=0.011atm,E3=0.00652atm,则A：t1<t2B：t3>t2C：t1>t2D：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丫=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Ao入塔气体中A的摩尔分率y1=0.03,要求其收率A=95%。已知操彳^条件下mV/L=0.8（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%*=0.03。试计算：⑴操作液气比为最小液气比的倍数；⑵吸收液的浓度力；⑶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一H2s混合气中的H2s以净化空气。已知入塔气中含H2s2.8%（体积％）,要求回收率为95%,塔在1atm、15c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/（m2h）o试求：①单位塔截面上吸收剂用量和出塔溶液的饱和度；②气相总传质单元数；③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：⑴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？⑵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，物料的表面温度等于温度。2、对不饱和空气进行加热,使温度由11升至12，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。①恒定的干燥条件是指空气的、、以及都不变。②在实际的干燥操作中，常常用来测量空气的湿度。③测定空气中的水汽分压的实验方法是测量。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Ua,后者的干燥速率为Ub,则在恒速干燥段Ua—UB-（＞,=,＜）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，则气体离开干燥器的湿度H2越_,干燥器的热效率越—o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。湿空气经预热，相对湿度小,对易龟裂物料，常采用方法来控制进干燥器的小值。干燥操作的必要条件是干燥过程是相结合的过程。温度30C,水汽分压为2KPa的湿空气与水温为40c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30C、40c下水的饱和蒸汽压分别为4.2472和7.3766KPa。干燥传质速率星：干燥传热速率是。已知在t=50C、P=1atm时空气中水蒸汽分压Pw=55.3mmHg,则该空气的湿含量H=;相对湿度柠；（50C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Hi为0.009kg水/kg绝干气，离开干燥器时湿度H2为0.039kg水/kg绝干气，假定干燥过程中无物料损失，试求：⑴水分蒸发量W（kg水/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15C,湿含量为0.0073kg水/kg绝干气，焰为35kJ/kg绝干空气；空气进干燥器温度为90C,焰为109kJ/kg绝干气；空气出干燥器温度为50C；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：.绝干空气的消耗量（kg绝干气/h）；.进预热器前风机的流量（m3/s）；.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：⑵空气消耗量L（kg绝干气⑵空气消耗量L（kg绝干气/h）；原湿空气消耗量L（卜9原空气用）；⑶干燥产品量G2（kg/h）。1、用常压连续精储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(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，试计算提储段上升蒸汽量。am=3,F=10kmol/h,q=0,xf=0.5,xd=0.9,犷0.9,R=2.0Rmin,W=?解：q=0V=V-F=(R+1)D-Fyq=Xfxq=yq/[a-(a-1)yq]=0.5/(3-2X0.5)=0.25Rmin=(XD-yq)/(yq-xq)=(0.9-0.5)/(0.5-0.25)=1.6R=2.0Rmin=2x16=3.2D=riFxF/xd=0.9X10X0.5/0.9=5kmol/hV=(3.2+1)5-10=11kmol/h2、分离苯和甲苯混合液，进料组成为0.4,储出液组成为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：⑴最小回流比；⑵若回流比取最小回流比的1.2倍，列出精储段操作线方程；⑶列出提储段操作线方程。解：⑴ye=2.44X0.4/(1+1.44X040.62Rmin=(xD-ye)/(ye-xF)=(0.95-0.62)/(0.62-0.4)=1.5⑵R=1.2X1.5=1.8yn+1=(1.8/2.8)Xn+0.95/2.8=0.64xn+0.34⑶令F=1kmol/hFxf=Dxd+Wxw0.4=0.95D+(1+D)X0.05解彳1D=0.39kmol/hW=0.61kmol/hq=1L=L+qF=RD+F=1.8X0.39+1=1.7kmol/hV=V=(R+1)D=2.8X0.39=1.09kmol/hy'=L'x'/V-WXw/V=1.7x'/1.09-0.61X0.05/1.09=1x56.028ym+1=1.56Xm-0.0283、常压连续精储塔分离二元理想溶液，塔顶上升蒸汽组成y1=0.96(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=2.4,求：⑴塔顶产品及回流液的组成；⑵由塔顶第二层理论板上升的蒸汽组成。y1=0.96V=1kmol/hL=1/2kmol/hD=1/2kmol/hTOC\o"1-5"\h\zR=1,a=2.4⑴y0=ax0/[1+(a-1)x0]=2.4x0/(1+1.4x0)(1)1X0.96y0/2+X0/2(2)y0=2X0.96—0代入(1)2X0.96x0=2.4x0/(1+1.4x0)X0=0.944xD=y0=2.4X0.944/(1+1.4X0.944)=0.976⑵X1*=y”[a-(a-1)y1]=0.96/(2.4-1.4X0.96)=0.909y2=Rx1/(R+1)+Xd/(R+1)=0.909/2+0.976/2=0.9434、用一连续精储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/ho要求塔顶储出液含甲醇不低于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：⑴塔顶、塔底产品的流率；⑵所需理论塔板数及进料板位置；⑶两段的液相流率与汽相流率之比和q线方程；⑷对应的最小回流比。解：(1)物料衡算：F=D+W(a){FxF=DxD+Wxw(b)由(a)得W=F-D贝U:FxF=DxD+(F-D)xw100X0.41=DX0.95+(100-D)X0.05410.95D+5-0.05DD=36/0.9=40kmol/hW=100-40=60kmol/h(2)精微段操作线方程：y=[R/(R+1)]x+xd/(R+1)XD/(R+1)=0.95/(2.4+1)=0.279〜0.28提储段操作线方程：y=[(L+qF)/(L+qF-W)]x-Wxw/(L+qF-W)L=RD=2.4X4096kmol/hq=0L=L=96kmol/hq线y=[q/(q-1)]x-xF/(q-1)y=xF由图解可得：Nt=6-1=5(不含釜)进料位置Nf=5(3)V=L+D=96+40=136kmol/hL/V=96/136=0.706L/V=L/V=L/[V-(1-q)F]=96/(136-100)=2.67(4)Rmin/(Rmin+1)=(yD-ye)/(xD-xe)=(0.95-0.41)/(0.95-0.1)=0.6353Rmin=0.6353R+0.6353Rmin=0.6353/(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)=0.01977[kmolNH3/kmolB+NH3]y2=3.954x10[kmolNH3/kmolB+NH3]Y1=y1/(1-y1)=0.01977/(1-0.01977)=0.02017[kmolNH3/kmolB]Y2=y2/(1-y2)=3.9555x10-4[kmolNHkmolB]V=2500/22.4(1-0.01977)=109.4[kmolB/h]L=3.6x1000/18=200[kmolB/h]全塔物料衡算L(Xi-X2)=V(Yi-Y2)200(Xi-0)=109.4(0.02017-3.9555X10-4)得Xi=0.0i072/Yi=Yi-Yi*=0.02017-1.2X0.01072=0.0072ZY2=Y2-Yi*=0.0004ZYm=(0.0072-0.0004)/ln(0.0072/0.0004)=0.00235Nog=(Yi-Y2)/ZYm=(0.02-0.0004)/0.00235=8.34H=NogHog=8.340.7=5.84m2、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Ao入塔气体中A的摩尔分率y〔=0.03,要求其收率A=95%。已知操作条件下mV/L=0.8(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xi*=0.03。试计算：⑴操作液气比为最小液气比的倍数；⑵吸收液的浓度Xi；⑶完成上述分离任务所需的气相总传质单元数NoGo解：⑴丫1=3/97=0.03093X2=0Y2=Yi(1-hA)=0.03093(1-0.95)=0.00155由最小溶剂用量公式(Lmin/V)=(Yi-Y2)/(Yi/m-X2)=(Yi-Y2)/(Yi/m)=m(Yi-Y2)/Yi=0.95m已知mV/L=0.8贝UL/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：Xi=(Yi-Y2)/(L/V)=(0.03093-0.00155)/(1.251)=0.0235⑶Nog=1/(1-mV/L)ln[(1-mV/L)(Yi-mX2)/(Y2-mX2)+mV/L]=1/(1-0.8)ln[(1-0.8)Yi/Y?+0.8]=7.843、在填料层高为8m的填料塔中，用纯溶剂逆流吸收空气一H2s混合气中的H2s以净化空气。已知入塔气中含H2s2.8%(体积％),要求回收率为95%,塔在iatm、15c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/(m2h)。试求：①单位塔截面上吸收剂用量和出塔溶液的饱和度；②气相总传质单元数；③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：①yi=0.028y2=yi(1-h)=0.028(1-0.95)=0.0014L=(y1-y2)/X1xV=(0.028-0.0014)/0.0126X100=211kmol/(m1)xi*=yi/m=0.028/2=0.014xi/xi*=0.0126/0.014=90%②△yi=yi-mxi=0.028-2X0.0126=0.0028△y2=y2=0.0014Zym=(0.0028-0.0014)/(ln(0.0028/0.0014))=0.00202NoG=(yi-y2)/阿m=13.2③h=VNog/KyaKya=VNog/h=100/8x13.2=165kmol/(m3h)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：⑴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？⑵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=yi(1-h)=0.03(1-0.98)=0.00061/A=mV/L=1.05/2=0.525:Nog=1/(1-1/A)ln[(1-1/A)(yi-mx2)/(y2-mx2)+1/A]=1/(1-0.525)ln[(1-0.525)(0.03-1.050.0001)/(0.0006-1.050.0001+0.525]=7.104⑵填料塔无限高时：xi与W平衡(;此时液气比变为1.04,m>L/V)xei=yi/m=0.03/1.05=0.02857作物料衡算求出丫2'：l_2Xi+Viyi=L1X1+V2y2二.是低浓气体吸收，可认为L、V不发生变化。*'•(UV)X2+y1=(L/V)xi-+y2•-y2'=yi+(L/V)(>&xi)=0.03+1.04(110-4-0.02857)=3.9X410:此时极限回收率为h'=(yi-y2')/yi=(0.03-3.9X10-4)/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Hi为0.009kg水/kg绝干气，离开干燥器时湿度H2为0939kg水/kg绝干气，假定干燥过程中无物料损失，试求：⑴水分蒸发量w(kg水/h)；⑵空气消耗量L(kg绝干气/h)；原湿空气消耗量L(1<9原空气用)；⑶干燥产品量G2(kg/h)o解：(1)水分蒸发量Wxi=Wi/(1-Wi)=0.40/(1-0.40)=0.667kg水/kg绝干料X2=W2/(1-W2)=0.05/(1-0.05)=0.053kg水/kg绝干料Gc=Gi(1-Wi)=1000(1-0.40)=600kg绝干料/h•-W=Gc(xi-X2)=600X(0.667-0.053)=368.4kg水/h(2)L=W/(H^Hi)=368.4/(0.039-0.009)=12280kg绝干气/hL=L(1+Hi)=12280(1+0.009)=12390.5kg原空气/h⑶G2=Gi-W=1000-368.4=631.6kg/h8、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15C,湿含量为0.0073kg水/kg绝干气，焰为35kJ/kg绝干空气；空气进干燥器温度为90C,烙为109kJ/kg绝干气；空气出干燥器温度为50C；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维干空气的消耗量(kg绝干气/h)；2进预热器前风机的流量(m3/s)；.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)/273X(1.0133X1195)/解：1.求绝干空气量LGc=G2(1-W2)=(^/(1+X2)=237/(1+0.01)=234.7kg