化工原理答案1在温度为40、压力101.3kPa条件下测得溶液上方氨

第八章气体吸压力下的亨利系数E、相平衡常数m及溶解度系数H。解：水溶液中氨的摩尔分数x 0.07576.6 p*亨利系数p E x相平衡常数

kPa200.0m

200.0由于氨水的浓度较低，溶液的密度可按纯水的密度计算。40℃时水的992.2溶解度系数H

解：水溶液中CO2的浓度c350/1000kmol/m30.008kmol/m3对于稀水溶液，总浓tct

55.43水溶液中CO2的摩尔分数xc0.008 p*Ex1.661051.443104kPa23.954气相中CO2的分tppy101.30.03kPa3.039kPa<ptCO2的分压表示的总传质推动力为pp*p(23.9543.039)kPa20.915 H＝0725kmol/(m3·kPa)试计算以p、c表示的总推动力和相应的总吸收系数试分析该过程的控制因素解：(1)以气相分压差表示的总推动力ppp*pyc(110.50.032

)kPa2.074 其对应的总吸收系数

111

)(m2s

GK4.97106G以液相组成差表示的总推动力cc*cpHc(110.50.0320.7251.06)kmol/m3其对应的总吸收系数1KL 1

11.551041

5.210

m/s6.855106吸收过程的控制因气膜阻力占总阻力的百分数1/ GG

100%1/ 气膜阻力占总阻力的绝大部分，故该吸收过程为气膜控制在某填料塔中用清水逆流吸收混于空气中的甲醇蒸汽。操作压力为1050kPa，操作温度为25℃。在操作条件下平衡关系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系数2kmol/(m3·kPa)。测得塔内某截面处甲醇的气相分压为75kPa，液相组285kmol/m3，液膜吸收系数kL=212×10-5m/s，气相总吸收系数KG＝1206×10-5kmol/(m2·s·kPa)。求该截面处（1）膜吸收系数kG、kxky；（2）总吸收系数KL、KXKY；（3）吸收速率。解：(1)以纯水的密度代替稀甲醇水溶液的密度，25溶液的总浓tct

55.39 tkck＝55.392.12105kmol/(m2s)1.174103kmol/(m t111 )(m2skPa)/ 2.126 6.073104(m2skPa)/Gk1.647105kmol(m2sG tkpk105.01.647105kmol/(m2s)1.729103kmol/(m2 t

H

1.206

m/s5.673

m Hp总M

11m

)(m2s)/kmol7.896102(m2

yK1.266103kmol(m2y KmK0.2481.266103kmol/(m2s)3.140104kmol/(m2 cc

55.395.673106kmol/(m2s)3.142104kmol/(m2 tKpK105.01.206105kmol/(m2s)1.266103kmol/(m2 t NKc*c5.6731062.1267.52.85kmol/(m2

1.310105kmol/(m2在1013kPa及25℃的条件下，用清水在填料塔中逆流吸收某混合气中的二氧化硫。已知混合气进塔和出塔的组成分别为y1=004、y2=0002。假设操件下平衡关系服从亨利定律，亨利系数为413×103kPa，吸收剂用量为最小用量的145倍试计算吸收液的组成若操作压力提高到1013kPa而其他条件不变，再求吸收液的组解：（1）Y1解：（1）Y11 11Y2

212

1

m 吸收剂为清水，所

X2

Y

0.0417

Y/m 0.0417/40.77n,V 所以操作时的液气

1.45qn,L

1.4538.81

n,V吸收液的组成1Xqn,VYYX 0.04170.00201tEt

mp

n,L

Y 0.04170.0023.881 Y/m

n,V

0

1.45qn,L

1.453.881 n,V n,V Xqn,VYY

0.04170.00207.055103

n,L平衡关系为Y34.5X，气00562kmol/(m3·s)76%98%。求

111

1

X*Y10.03319.594 X10.76X1*0.769.594104惰性 45(10.032)kmol/h水的用 qn,V(Y1Y2)43.560.03310.000662kmol/h1.938103

7.291104 1.93810318kg/h3.488104求填料层高

mKY KY

YYY*0.033134.57.291104 YYY*0.00066234.50 YYY0.00795

lnln 2 2

ZNOGHOG11.070.429m3104kmol/(m2s)；填料的有效比表面积近似取为填料比表面积的90％。试计算（1）填料塔的吸收率；（2）填料塔的直径。解：（1）惰性气体的流量 50(10.05)kmol/h 对于

Y

Y/mn,V 依题

qn,L

n,V(qn,L/qn,V)min2.632 1（2）Y111

1Y2Y11A0.052610.9571Xqn,VYY

47.50.05260.002260q q

YYY*0.05262.750.0120

Y1

0.01960.00226lnN

Y1

H

mKY由HOG KYΩ KYaHOG

47.5/31042210.9

m20.277mπ填料塔的πD

441013kPa20℃的条件下，用清水在填料塔内逆流吸收混于空气中的氨气。已知混合气的质量流速G600kg/(m2·h)，气相进、出塔的摩尔分操作压力提高一倍；（2）气体流速增加一倍；(3)液体流速增加一倍，试分别计算填料层高度应如何变化，才能保持尾气组成不变。解：首先计算操作条件变化前的传质单元高度和传质单元

111

1

Y2

212

1

操作条件下，混合气的平均摩尔质qn,V60010.05kmol/(m2h)20.07kmol/(m2 qn,L80010kmol/(m2h)44.44kmol/(m2

Smqn,V0.920.07

Y*mXmqn,VYY0.4060.05260.000526q q

lnY1

1

1 N 3 m0.435N 3 mmptm Smqn,VS0.406 若气相出塔组成不变，则液相出塔组成也不变。所YYY*0.052610.0211 YYY*0.0005260 N

1

1 K Kap H Kap

2

2

ZZZ(1.1993)m即所需填料层高度比原来减少1801mSL

2S20.406若保持气相出塔组成不变，则液相出塔组成要加倍，故 YYY*YmX 0.05260.8120.05260.000526YYY*0.0005260 N

1

1

qn,V 0 K

K

0

0Hn,V

2020.435m0.500q qn,VZZZ(7.9103)m4.910即所需填料层高度要比原来增加4910m

qqSmqn,VS0.406 YY

ln1S

2S*1 * 1

ln1

0.05260.000526

0.203WKGa无影响，即qn,LKGa无影响，所以传质单元高度不变，ZZZ(2.3913)m即所需填料层高度比原来减少0609m某制药厂现有一直径为12m，填料层高度为3m的吸收塔，用纯溶剂吸收某气体混合物中的溶质组分。入塔混合气的流量为40kmol/h/(填料的有效比表面积近似取为填料比表90％。试计算（1）出塔的液相组成；（2）所用填料的总比表面积和等板高度。解：（1）Y1

111

1

Y2Y11A0.063810.95惰性qn,V40(10.06)kmol/hqn,L

2.20.95 n,V

qn,L1.575.58kmolh117.9kmol1Xqn,VYYX37.60.06380.0031901

YYY*0.003192.20 YY1Y20.02130.00319 ln ln

Y1Y20.06380.00319 NHOGN

m0.472Y由H qn,V KaY填料的有效比表面积a

m2/m3201.35m2/m30.4720.350.7851.22填料的总比表面积a201.35m2/m3 NOGln SSmqn,V2.237.6

N6.353(0.7021) ln ZHETP填料的等板HETP

m用清水在塔中逆流吸收混于空气中的二氧化硫。已知混合气中二氧化硫的体积分数为0085，操作条件下物系的相平衡常数为267，载气的流量为kmol/h。若吸收剂用量为最小用量的155倍，要求二氧化硫的回收率为92%。试求水的用量（kg/h）及所解Y1

111

1

2用清水吸收X2qn,L

26.70.92 n,V操作液气比qn,L1.5524.564水的用

Aqn,L

38.074用清水吸收AlnA1 NT

lnln1.426N 1 14.198 某制药厂现有一直径为06m，填料层高度为6m的吸收塔，用纯溶剂吸收某混合气体中的有害组分。现场测得的数据如下：V=500m3/h、Y1=002、Y2=0004、X1=0004。已知操作条件下的气液平衡关系为Y=15X。现因环保要求的提高，要求出塔气体组成低于0002（摩尔比）。该制药厂拟采用解：改造前填料层高ZHOGN改造后填料层高度 HOG由于气体处理量、操作液气比及操作条件不变，S对于纯溶剂X20Y2*由 1ln[(1S)Y1Y2*S 1 YYN OGN

1ln[(1S)Y1S1 因此，

1ln[(1S)Y1S1 ZZ操作液气比

ln[(1S)Y1Sln[(1S)Y1Sqn,L

X1X

0.020.004Smqn,V1.5 Z

ln[(10.375)

ln[(1

Z1.5096m填料层增加的高度ZZZ(9.0546)m若吸收过程为低组成气体吸收，试推导kk解y

OG

1H HL

S1 H1

mqn,V

qn,V(1m)qn,V

k k a aY由H qn,V KaY

故 H1 在装填有25mm拉西环的填料塔中，用清水吸收空气中低含量的氨。操作条件为201013kPa，气相的质量速度为0525kg/(m2·s)2850kg/(m2·s)201013kPa时氨在空气中的扩散系数为1.89105m2/s，20℃时氨在水中的扩散系数为1.76109m2/s。试估算传质单元高HG、HL。解：查得20℃下，空气的有关G1.81105G

G1.205 由HGβWγSc GSc GG

查表8-60.5570.32 H0.557G032W051Sc0 0.5570.5250322.8500510.79505m查得20℃下，水的有关物性L100.5105LW

L998.2H L HL

0ScL

查表8-72.36103W0LH2.36103 LL

0

0 2.36103100.5105

m用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液，已知进、出解吸塔的液相组成分别为00085和00016（均为摩尔比）。解吸所用载气为含二00005（摩尔分数解吸的操作条件为351013kPa，此时平衡关系为Y=10603X操作气液比为最小气液比的145若取HOL0.82m，解：进塔载气中二氧化碳的摩尔比最小气液比qn,V

X2

0.0085 0.00766

mX

106.030.0085n,L 操作气液比吸收因数Aqn,L

106.03

液相总传质单元数

X2X1 1Aln1A

1

**0.0085

ln11

0.0016

0.00050.850填料层高度

ZHOLNOL0.823.334m某操作中的填料塔，其直径为08m，液相负荷为82m3/h，操作液气比（质量比）为625。塔内装有DN50金属阶梯环填料，其比表面积为109m2/m3操作条件下，液相的平均密度为9956kg/m3，气相的平均密度为1562kg/m3计算该填料塔的操作空塔气解：（1）填料塔的气相负荷为

8.2995.6m3/h836.25m3/h填料塔的操作空塔气0.7850.82填料塔的液体喷淋密度U π/4

m3/(m2h)16.32m3/(m2h)0.7850.82最小喷淋密 (L a0.08109m3/(m2h)8.72m3/(m2 WminUUmin，达到最小喷淋密度的要求矿石焙烧炉送出的气体冷却后送入填料塔中，用清水洗涤以除去其中的二氧化硫。已知入塔的炉气流量为2400m3/h，其平均密度为1315kg/m3；洗水的消耗量为50000kg/h。吸收塔为常压操作，吸收温度为20℃。填料采用DN50塑料阶梯环，泛点率取为60％。试计算该填料吸收塔的塔解：查得20℃下，水的有关物L100.5105L炉气的质量流

L998.2qm,V24001.315kg/h采用埃克特通用关联图计算泛点气速，横坐标qm,L(V)0550000(1.315)05qm,V

3156查图8-23，得纵坐标u2 0LFF(VL

水对于DN50塑料阶梯环，由表8-10和附录二分别查F127ta114.2m2tu21271 2 F 解出uF1.492

操作空塔气速u0.60uF0.601.492m/s442400/π

m圆整塔径，取D=10校核D100020

，故所选填料规格适宜 (LW)min0.08最小喷淋密度Umin(L a0.08114.2m3/(m2h)9.136m3/(m2Wmin操作喷淋密度U50000/998.2m3/(m2h)63.81m3/(m2π

>U4操作空塔气速u24003600ms0.849msπ1.024泛点率u100%0.849100% 经校核，选用D=10m合理第九章在密闭容器A、B两组分的理想溶液升温至82℃，在该温度下，两组分的饱和蒸气压分别为p*=1076kPap*＝4185kPa，取样测得液 总上方气相中A的摩尔分数为095。试求平衡的液相组成及容器中液面上方总压。总A p*A

p* 107.6pApApp*yAApApp*

B

p107.6 p107.6解 xp

B

99.76

p* 107.6 本题也可通过相对挥发度求

107.6pB pB由气液平衡方程x

p＝p* p*1x

A 试分别计算含苯04（摩尔分数）的苯—甲苯混合液在总压100kPa和10kPa的相对挥发度和平衡的气相组成。苯（A）和甲苯（B）的饱和蒸气和温度的关Algp*6.032ABlgp*6.078B

tt式中p﹡的单位为kPa，t的单位为℃。苯—甲苯混合液可视为理想溶液。（作为试差起点，100kPa10kPa对应的泡点分别取946℃和315℃）总压p＝100初设泡点为946Algp*6.032AB同 lgp*6.078B

p*155.37ABp*63.15ABxA

总 总 Ap*pB

y 1(

2.4611.46

总压为p＝10通过试差，泡点为315p*=1702kPap*＝5 17.02y3.203

随压力降低，α增大，气相组成提高在100kPa压力下将组成为055（易挥发组分的摩尔分数）的两组分理想溶液进行平衡蒸馏和简单蒸馏。原料液处理量为100kmol，汽化率为044。操作范围内的平衡关系可表示为y0.46x0.549。试求两种情况下易挥发组分的回收率和残液的组成。解：（1）平衡蒸馏（闪蒸依题给条

q10.44 y

qxq

xFq

0.56x

1.25由平衡方

y0.46x联立两方程y=0735x=0nD0.44nF0.44100kmol=nDy100%440.735100%nF 简单蒸nD44

nW56ln

ln100055 xy 0.5798

1

0.549 0.5490.54解 xW=0y

nWx

F440.7683100%F 简单蒸馏收率高（6146%），釜残液组成低（0在一连续精馏塔中分离苯含量为05（苯的摩尔分数，下同）苯—甲苯混合液，其流量为100kmol/h。已知馏出液组成为095，釜液组成为0试求（1）馏出液的流量和苯的收率；（2）保持馏出液组成095不变，馏出液最大可能的流量。解：（1）馏出液的流量和苯的收率

xF

1000.5

kmolh50kmolh

qn,DxD100%500.95100%

xDx

n,F

qxqx馏出液的最大可能当ηA=100%时，获得最大可能流量， qn,FxF1000.5kmol/h52.63xxD

在连续精馏塔中分离B100kol04（易挥发组分A9600331（2若操作回流比为265（3馏段的液相负荷。n,W n,W kmol/h=5455 qn,Dqn,Fqn,W10054.55kmol/h=4545xD

精馏段操作线方y

x

2.65x0.95050.726xR

R

提馏段的液相负qn,Lqn,Lqqn,F在常压连续精馏塔中分离A、B两组分理想溶液。进料量为60kmol/h，其组成为046（易挥发组分的摩尔分数，下同），原料液的泡点为92℃要求馏出液的组成为096，釜液组成为004，操作回流比为28。试求如下三种进料热状态的q值和提馏段的气相负荷（1）40℃冷液进料饱和液体进料饱和蒸气进料已知：原料液的汽化371kJ/kg，比热容为182kJ/(kg·℃)。

xF

600.46

xDx

0.96 （1）40℃冷液进 q值可由定义式计算，q1cPtbtF11.829240 VR 饱和液体进 此 q=VVR 3.8饱和蒸气进 q=VV 三种进料热状态下，由于q的不同，提馏段的气相负荷（即再沸器的热负荷）有明显差异。饱和蒸气进料V′最小在连续操作的精馏塔中分离两组分理想溶液。原料液流量为50kmol/h，要求馏出液中易挥发组分的收率为94％。已知精馏段操作线方程为y075x ；q线方程为y=2-3x。试求（1）操作回流比及馏出液组成；（2）进料热状况参数及原料的总组成；（3）两操作线交点的坐标值xq及yq；（4）提馏段操作线方程。解：（1）操作回流比及馏出液组 由题给条件，RR

R1

解 R=3，xD=02）进料热状况参数及原料液组 由q1

3

xF21q解 q=075（气液混合进料），xF=0（3）两操作线交点的坐标值xq及 联立操作线及q线两方程，y0.75xy2解 xq=04699及yq=0（4）提馏段操作线方 其一般表达式y

xqn,WxW式中有关参数计算如WAqn,F

xqn,D xD

kmol/h

qn,Wqn,Fqn,D5024.68kmol/h=25321qqx n,FqWW

qn,LRqn,Dqqn,F324.680.7550kmol/h=11154qn,Vqn,Lqn,W111.5425.32kmol/h=8622 y

x 0.05921.294x 在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，其组成为048（苯的摩尔分数，下同），泡点进料。要求馏出液组成为095，釜残液组成为005。操作回比为25，平均相对挥发度为246，试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。解：由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。 000 0000000000 1y 0000000000 11在x–y图上作出平衡线，如本题附图所示a5dec 由已知的xD，xF，xW在附图上定出点aa5dec

精馏段操作线的截距 Ra及点b，即为精馏段操作线

b0.0x0.10.20.30.4x0.50.60.70.80.9x

过点eq线（垂直线）交精馏段操作线于点d。连接cd即得提馏段操作线。从点a开始，在平衡线与操作线之间绘阶梯，达到指定分离程度需11层理论板，5层理论板进料在板式精馏塔中分离相对挥发度为2的两组分溶液，泡点进料。馏出液组成095（易挥发组分的摩尔分数，下同），釜残液组成为005，原料液组成为06。已测得习题8附

塔釜上升的蒸气量为93kmol/h，从塔顶回流的液体量为585kmol/h，泡点回流。试求 对于泡点进料，q=1qn,Vqn,VR1qn,Dqn,Dqn,Vqn,L9358.5kmol/h=345qn,Wqn,F 解 qn,F56.45（2）RRmin的倍93R1R=1对于泡点进料，Rmin的计算F F

xD(1xD)0.952(10.95)

1

1

1

在常压连续精馏塔内分离苯—氯苯混合物。已知进料量为85kmol/h，组成为045（易挥发组分的摩尔分数，下同），泡点进料。塔顶馏出液的组kJkg·℃)。若冷却水通过全凝器温度升高15℃，加热蒸汽绝对压力为500kPa（饱和温度为1517℃，汽化热为2113kJ/kg）。试求冷却水和加热蒸汽的解：由题给条件，可求得塔内的气相负荷，

xF

850.450.02kmol/h37.94kmol/

xDx

0.99对于泡点进料，精馏段和提馏段气相负荷相同，冷却水流 由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，Qq170.730.65103kJ/h n,V

kg/h8.33104

t1

加热蒸汽流 釜液中氯苯的含量很高，可按纯氯苯计算，QBqn,V

170.736.52103kJ/h

6.23410

kmol/h，釜残液组成为001（易挥发组分的摩尔分数），试求（1）操作线方程；（2）由塔内最下一层理论板下降的液相组成x′m。解：本题为提馏塔，即原料由塔顶加入，因此该塔仅有提馏段。再沸器相当一层理论W操作线方 此为提馏段操作线方程，Wy

xqn,Wx式 qn,Lqqn,Fqn,Vqn,D60qn,Wqn,Fqn,D10060kmol/h＝40 y

x

0.011.667x最下层塔板下降的液相组 由于再沸器相当于一层理论板，

20.011x′my′W符合操作关系xyW0.00670.01980.0067

提馏塔的塔顶一般没有液相回在常压连续精馏塔中，分离甲醇—水混合液。原料液流量为100kmol/h，其组成为03（甲醇的摩尔分数，下同），冷液进料（q=12），馏出液成为092，甲醇回收率为90％，回流比为最小回流比的3倍。试比较直接水蒸气加热和间接加热两种情况下的釜液组成和所需理论板层数。甲醇—水溶液t–x–y数据见本题附习题12附表温度℃液相中甲醇的摩分气相中甲醇的摩分温度℃液相中甲醇的摩分气相中甲醇的摩分007500960073009300710091006900890067008700660084006500810064117800解：（1）釜液组 由全塔物料衡算求解接加

0.9qn,F

x(10.9)1000.3 接水蒸气qn,Wqn,LRqn,D关键是计算R。由于q=12，则q线方程yqxq

q

6x在本题附图上过点eq线，由图读得：xq=037，yq0 xDyq0.920.71 y 0.71 R3Rmin30.6176于 x(10.9)1000.3 显然，在塔顶甲醇收率相同条件下，直接水蒸气加热时，由于冷凝水的稀释作用，xW明显降低所需理论板层 在x–y图上图解理论板层aa4d间接加热6ec

aa4d直接蒸汽加热ec

①间接

0.0x0.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x

70.0x0.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x

RxD=092及截0323作出馏段操作

习题12

ab，交q线dxW=00425定出点c，连接cd即为提馏段操作线由点a开始在平衡线与操作线之间作阶梯，NT=5（不含再沸器），第4层理论板进料 计算结果表明，在保持馏出液中易挥发组分收率相同条件下，直接蒸汽加热所需理论板层数增加。且需注意，直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理论板的作用。在具有侧线采出的连续精馏塔中分离两组分理想溶液，如本题附图所示。原料液流量为100kmol/h，组成为05（摩尔分数，下同），饱和液体进料塔顶馏出液流量qn,D为20kmol/h，组成xD1为098，釜残液组成为005 从精馏段抽出组成xD2为0的饱和液体。物系的平均相对挥发度为25。塔顶为全凝器，泡点回流，回 解：（1）易挥发组分在两股馏出液中的总收 由全塔的物料衡算 可Aqn,DxD1qn,D2xD2Aqn,D2的计算如qn,Fqn,D1qn,D2 qn,FxF200.980.9qn,D2整理上式

13 qn,D2200.9831.06于 A

100

100%中间段的操作线方 由s板与塔顶之间列易挥发组分的物料衡算，qn,Vsys1qn,Lsxsqn,DxD1qn,D2

式 qn,Vs(R1)qn,D1(420)kmolh80kmol 将有关数值代入式（1）并整理ys10.362xs在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为25。原料液组成为035（易挥发组分的摩尔分数，下同），饱和蒸气加料。已知精馏段操作线方程为y=05x00（1（2若塔顶第一板下降的液相组成为07EM1。解：（1）R与Rmin的比值 先由精馏段操作线方程求得R和xD，再计算Rmin。RR解 R

xD0.20(R1)0.24对饱和蒸气进料，q=0，yq0xq

yq(1yq

0.352.5(1

xDyq

0.8

y

0.35

气相默弗里效 气相默弗里效率的定义式y1 EM,Vy* 式 y1xD

y20.75x10.200.750.70.201y*1

2.511.5

将有关数据代入式（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05（易挥发组分的摩尔分数，下同），饱和蒸气进料。馏出液组成为0釜残液组成为005。物系的平均相对挥发度为20。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。塔釜的汽化量为最小汽化量的16倍，试求（1）塔釜汽化量；（2）从塔顶往下数第二层理论板下降的液相组成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比与最小汽化量的关系求得qn,Vmin。液相组成x2可用逐板计算得塔釜汽化 对于饱和蒸汽进料q=0，yF=05，Rmin可用下式计算，F F

xD1xD1

120.9510.951

1

1y

21

10.5Fqn,Vmin(RminF

xF

xDx

0.95 qn,Vmin也可由提馏段操作线的最大斜率求得，

yqxWxqxq

0.52

qn,Vminqn,Wqn,V

0.50.3333

qn,W50kmol/h代入上式，解qn,Vmin第2层理论板下降液相组成 逐板计算求x2需导出精馏段操作线方程解 RyRxxD3.72x0.950.788xR R 塔顶全凝

y1xDx

11

0.950.25y20.7880.90480.2013x2

某制药厂拟设计一板式精馏塔回收含量为075（摩尔分数，下同）水溶液中的。原料液的处理量为30kmol/h，馏出液的组成为0回收率为985%。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。试根据如下条件计算塔的有效高度和塔径。进料热状况 饱和液体 总板效率 61％操作回流2全塔平均压110理论板层17全塔平均温81板间040空塔气082解：由题给条件，可

0.985qn,F

qn,Vqn,V(R1)qn,D3EPNNTEP

17.0

塔的有效E(NP1)HT(281)0.4m塔 精馏段和提馏段气相负荷相同，D式

T04于4

m根据系列标准，选取塔径为900mm在连续精馏中分离、B、C、D、E（按挥发度降低顺序排列）五组分混合液。在所选择流程下，C为轻关键组分，在釜液中组成为0006（摩尔分数，下同）；D为重关键组分，在馏出液中的组成为0005。原料液处理量为100kolh，其组成如本题附表1所示。题附表组 0 0 试按清晰分割法估算馏出液、釜残液的流量和组解：由题意，A、B组分在釜残液中不出现，E组分在馏出液中不出现，且xW,C=0006，xD,D=0005。作全塔物料衡算，qn,Fqn,Dqn,Dqn,F(xF,AxF,BxF,C)qn,WxW,C将有关数据代入上式，解qn,D64.1kmol计算结果列于本题附表217题附表 ABCDE>qn,Fi2124181421qn,Di21241qn,Wi000132135 000001 00001第十一章固体物料的干燥习题解1已知湿空气的总压力为100kPa，温度为50℃，相对湿度为40%，试求（1）湿空气中的水汽分压；（2）湿度；（3）湿空气的密度。p由附录查得50℃时水的饱和蒸气压ps12.34kPa，p湿H密0.9737m3湿空气/kg绝干H密 1HH

2．常压连续干燥器内用热空气干燥某湿物料，出干燥器的废气的温度为40℃，相对湿度为43%，试求废气的。解：由附录查得40℃时水的饱和蒸气压sa，故湿空气中水汽分压为p

1H0.43H查出ps3.172kPa时的饱和温度为2502℃，此温度即为废 3在总压1013kPa下，已知湿空气的某些参数。利用湿空气的H–I图查出附表中空格项的数值，并绘出分题4的求解过程示意图习题3附序号湿kg/kg绝干干球温湿球温℃相对湿% 绝干水汽分℃1（0532（043（064（0738解：附表中括号内的数为已知，其余值由H-I图查得。分题4的求解过程示意图 4将t25oCH0.005kg水kg绝干气的常压新鲜空气，与干燥器排出的t40oCH0.034kg水kg绝干气的常压废气混合，两者中绝干气的质量比为1：3。试求（1）混合气体的温度、湿度、焓和相对湿度；（2）若后面的干燥器需要相对湿度10%的空气 应将此混合气加热至多少摄氏度解：（1）对混合气列湿度和焓的衡算1H03H21I03I2to25℃、H00.005kg水kg绝干气时，空气的I01.011.88H0t01.011.880.00525

37.94

kg绝干t240℃、H20.034kg水kg绝干气时，空气的焓22

kg绝干将以上值代入式（a）及式（b）中，0.00530.034 127.62分别解得Hm0.02675kg/kg绝干Im105.2kJ/kg绝干 Im1.011.88Hmtm105.21.011.88 tm36.4混合气体中的水汽分 0.622pp总 p总解 ptm36.4℃时水的饱和蒸汽压为ps所以混合气体的相对湿度为 100%将此混合气加热至多少度可使相对湿度降为4178p pss p's查水蒸气表知此压力下的饱和温度为7683℃。故应将此混合气加热至7683℃若空气在干燥器中经历等焓干燥过程，试求：（1）1m3原湿空气在预热过程中焓的变化；（2）1m3原湿空气在干燥器中获得的水分量。解：（1）1m3原湿空气在预热器中焓的变化t020℃、H00.009kg/kg绝干气时，由图11-3查出I043kJ/kg绝干气t180℃、H1H00.009kg/kg绝干气时，由图11-3查出I1104kJ/kg绝干气。故1kg绝干空气在预热器中焓的变化为：II1I010443kJkg61kJkg原湿空气的比体 0.7721.244H 0.7721.2440.00927320m3湿空气kg绝干0.84m3湿空气kg绝干1m3原湿空气焓的变化为I

61

m3湿空72.6

m3湿空（2）1m3原湿空气在干燥器中获得的水t180℃、H1H00.009kg/kg绝干气在H-I图上确定空气状态点，由该点沿等I线向右下方移动与80线相交，交点为离开干燥器时空气的状态点，由该点读出空气离开干燥器时的湿度H20.027kg/kg绝干气。故1m3原空气获得的水分量为：H2H10.0270.009

m3原湿空气0.0214

m3原湿空 64题（1）的混合湿空气加热升温后用于干燥某湿物料，将湿物料自湿基含水量02降至005，湿物料流量为1000kg/h，假设系统热损失可忽略，干操作为等焓干燥过程。试求（1）新鲜空气耗量；（2）进入干燥器的湿空气的温度和焓；（3）预热器的加热量。解：（1）新鲜空气耗量X1

1

kg绝干料0.25

kg绝干X2

1

kg绝干料0.05263

kg绝干GG1w100010.2kg绝干

h800kg 蒸发水 WGXX8000.250.05263

h157.9kg绝干空气用L(H2H0)L H2H0

kg绝干h5444.8kg绝干新鲜空气用00

h5472kg进入干燥器的湿空气的温度由于干燥过程为等焓过程，故进出干燥器的空气的焓相等I1m m Hm0.02675kg/kg绝干气代入，解t157.54所以，进入干燥器的湿空气的温度为5754℃，焓为1276kJ/kg绝干气预热器的加热QpLm(I1ImLm4L45444.8kg绝干

h21779kg绝干 m QLII21779127.62 m

h488289

h7．在常压下用热空气干燥某湿物料，湿物料的处理量为l000kg/h，温度为20℃，含水量为4％(湿基，下同)，要求干燥后产品的含水量不超过05％，物料离开干燥器时温度升至60℃，湿物料的平均比热容为328kJ／(kg绝干料．℃)。空气的初始温度为20℃，相对湿度为50％，将空气预热至100℃进干燥器，出干燥器的温度为50℃，湿度为006kg/kg绝干气，干燥器的热损失可按预热器供热量的10％计。试求（1）计算新鲜空气的消耗量；（2）预热器的加热量解：（１）新鲜空气消耗量，L H2H1绝干物

GG1w100010.04kg绝干

h960kg绝干1X1

4

kg绝干料0.04167

kgX2

0.5

kg绝干料0.00503

kg所 WG(X1X2)960(0.041670.00503)kg/h20℃时空气的饱和蒸汽压为ps0sH 0.6220 0s

kg绝干 101.330.5L H2H1

kg绝干h666.5kg绝干

h671.3kg新鲜空气预热器的加热量Ｑp，用式11-31计算Ｑp，QPL(1.011.88H0)(t1t0666.51.011.880.00723100加热物料消耗的热量占消耗总热量的百分加热物料耗QG(I'I')Gc 9603.2860

h125952

h总耗热Q1.01L(t2to)W(24901.88t2)Gcm2(21)加热物料消耗的热量占消耗总热量的百

100%干燥器的热效率，若忽略湿物料中水分带入系统中的焓，则用式11-37计算干燥系统的热效率W(24901.88t2)100%35.17(24901.8850)100% 8用通风机将干球温度t26oCI66kJ/kg绝干气的新鲜空气送入预热器，预热到t120oC后进入连续逆流操作的理想干燥器 空气离开干燥器时相对湿度250%。湿物料由含水量w1 燥至含水量w20.002，每小时有9200kg湿物料加入干燥器内。试完成干燥任务所需的新鲜空气量；（2）预热器的加热量；（3）干燥器的热效率解：（1）新鲜空气耗量X1

1

kg绝干料0.01523

kg绝干X2

1

100

kg绝干料0.002

kg绝干绝干物料流GG1w920010.015kg绝干

h9062kg绝干 WGXX90620.015230.002kg

h119.9kg根据t026℃、I066kJ/kg绝干气，求出H00.0157kg/kg绝干气根据t1120℃、H1H00.0157，求出I1163.8kJ/kg绝干气理想干燥器

I2I1163.8kJ/kg绝干H0.6222ps

p总2s p总2s

2 I1.011.88Ht 2

.816

设温度t2，查水蒸气表得相应的饱和蒸汽压ps，由（a）式求湿度H2，再代入（b）式反求温度t2，若与初设值一致，计算结束。若与初设值不一致，解得ps13180Pa，对应的饱和温度为t251.34p26590PaH20.04326kg/kg绝干绝干空气消L新鲜空气消

0.04326

h4351kg

h4419kg新鲜空气预热器的加热PP

干燥器的热效W24901.88t2Q119.924901.8851.34本题亦可利用HI图求t29在一常压逆流的转筒干燥器中，干燥某种晶状的物料。温度t25oC、相对湿度=55%的新鲜空气经过预热器加热升温至t95oC后 2入干燥器中，离开干燥器时的t45oC。预热器中采用180kPa的饱和蒸汽加热空气，预热器的总传热系数为85W/(m2·K)，热损失可忽略。湿物料初始温度124℃、湿基含水量w1=0037；干燥完毕后温度升到2＝60℃、湿基含水量降为w2=0002。干燥产品流量G2=1000kg/h，绝干物料比热容cs1.5kJ/（kg绝干料·℃），不向干燥器补充热量。转筒干燥器的直径D=13m、长度Z=7m。干燥器外壁向空气的对流—辐射联合传2热系数为35kJ/（m2·h·℃）。试求（1）绝干空气流量；（2）预热器中加热蒸汽消耗量；（3）预热器的传热面积解：（1）绝干空气X1X2

11

0.0371 0.0021

kg绝干料0.0384kg绝干料0.002

kg绝干kg绝干绝干物料流 GG1w100010002

h998kg水分蒸发 WGXX9980.0384

h36.33kg查出25℃时水的饱和蒸气压为31684Pa，故新鲜空气的湿度为H 0.6220

kg绝干0.0109

kg绝干0 0

对干燥器做水分的衡算，取为1h基准，得L(H20.0109)

对干燥器做热量衡算得LIGI'LIGI' 其

I2(1.011.88H2)452490H245.45题 cs1.5kJ/（kg绝干料IccX

s w122题 a35 QSΔt(πDL)(t1t2t 将以上诸值代入热量衡算式，得12.04L9839.86整理

6H2L

联立式（a）和式（b），解H20.02093kg/kg绝干L3621kg绝干气预热器中加热蒸气消耗加热蒸气压强为180kPa，查出相应的汽化热为22143kJ/kg，T=1166℃。预热器中消耗热量的速率为QpL(I1I000P∴Q3621125.04P

h加热蒸气消耗量

118预热器的传热面

S

85

m2采用常压并流干燥器干燥某种湿物料。将20℃干基含水量为015的某种湿物料干燥至干基含水量为0002，物料出干燥器的温度是40理量为250kg/h，绝干物料的比热容为12kJ/（kg绝干料·℃）。空气的初始温度为15℃，湿度为0007kg水/kg绝干气，将空气预100℃进干燥器在干燥器内，空气以一定的速度吹送物料的同时对物料进行干燥。空气出干燥器的温度为50℃。干燥器的热损失32kW。试求（1）新鲜空气消（忽略预热器的热损失（3（