典型习题解答2

1、上册一、选择题1、某液体在一等径直管中稳态流动，若体积流量不变，管内径减小为原来的一半，假定管内的相对粗糙度不变，则(1) 层流时，流动阻力变为原来的 _。A . 4 倍 B. 8 倍 C. 16 倍 D . 32倍(2) 完全湍流(阻力平方区)时，流动阻力变为原来的 _。2. A . 4倍 B . 8倍 C. 16倍 D . 32倍水由高位槽流入贮水池，若水管总长(包括局部阻力的当量长度在内)缩短25%，而高位槽水面与贮水池水面的位差保持不变，假定流体完全湍流流动(即流动在阻力平方区)不变，则 水的流量变为原来的()。A . 1.155 倍 B . 1.165 倍 C . 1.175 倍 D

2、 . 1.185 倍3. 两颗直径不同的玻璃球分别在水中和空气中以相同的速度自由沉降。已知玻璃球的密度为2500kg/m3，水的密度为998.2kg/m3，水的粘度为1.005 10-3Pas,空气的密度为1.205kg/m3，空气的粘度为1.81 10-5Pas。(1) 若在层流区重力沉降，则水中颗粒直径与空气中颗粒直径之比为。A . 8.612 B . 9.612 C . 10.612 D . 11.612(2) 若在层流区离心沉降，已知旋风分离因数与旋液分离因数之比为2，则水中颗粒直径与空气中颗粒直径之比为 。A . 10.593 B . 11.593 C . 12.593 D . 13

3、.5934.某一球形颗粒在空气中自由重力沉降。已知该颗粒的密度为5000kg/m3，空气的密度为1.205kg/m3，空气的粘度为1.81 10-5Pas。则(1)在层流区沉降的最大颗粒直径为10-5m。A . 3.639 B . 4.639 C . 5.639 D . 6.639在湍流区沉降的最小颗粒直径为10-3m。A . 1.024 B . 1.124 C . 1.224 D . 1.3245. 对不可压缩滤饼先进行恒速过滤后进行恒压过滤。(1) 恒速过滤时，已知过滤时间为100s时，过滤压力差为3 104Pa；过滤时间 为500s时，过滤压力差为9 104Pa。则过滤时间为300s时，

4、过滤压力差为_。A . 4 104PaB . 5 104PaC . 6 104PaD . 7 104Pa(2) 若恒速过滤300s后改为恒压过滤，且已知恒速过滤结束时所得滤液体积为 0.75m3,过滤面积为1m2,恒压过滤常数为K=5 10-3m2/s，qe=0m3/m2(过滤介 质的阻力可以忽略)。则再恒压过滤300s后，又得滤液体积为_。3333A . 0.386m3B . 0.486m3C . 0.586m3D . 0.686m3解：(1)由 巾二b得两式相减，得3 104 =100a b9 104 =50 0 b46 104 =4 0a , a150400所以 b =3 104 -10

5、0 150 =15000所以p -150 30015000 =60000 =6 104Paq2qR= K - Jrq2-qR 2qeq-qR 二Kj-Vrq = JqR +K® 侏）=|佟 八A丿=：0.75 2t q 2qeq 1.52 0.625 1.5_5 10 300 二 2.0625 = 1.436132 ：q =1.4361 -0.75 =0.6861m /m36. 对某悬浮液进行恒压过滤。已知过滤时间为300s时，所得滤液体积为0.75m , 且过滤面积为1m2，恒压过滤常数K=5 10-3m2/s。若要再得滤液体积0.75m =825K5 10v - 825 - 30

6、0 = 525s7. 水蒸汽在一外径为25mm、长为2.5m的水平管外冷凝。(3) 若管外径增大一倍，则冷凝传热系数为原来的oA . 0.641 倍 B . 0.741 倍 C. 0.841 倍 D . 0.941 倍(4) 若将原水平管竖直放置，且假定冷凝液层流流动，则冷凝传热系数为原 来的o，贝U又需过滤时间为_C_A . 505s B . 515s C. 525s D . 535s解：由q2 2q°q 二 K-得2q°q * -q2所以KT +q25 汉 10工300_0.752n cocqe0.6252q2 0.75A . 0.493倍 B . 0.593倍 C .

7、 0.693倍 D . 0.793倍8.冷热水通过间壁换热器换热，热水进口温度为 90 C，出口温度为50 C，冷水进口温度为15 C,出口温度为53 C，冷热水的流量相同，且假定冷热水的物性为相同，则热损失占传热量的。A . 5% B . 6% C. 7% D . 8%二、计算题1.如图所示，常温的水在管道中流过，两个串联的U形管压差计中 的指示液均为水银，密度为PHg，测压连接管内充满常温的水，密度为Pw P两U 形管的连通管内充满空气。若测压前两U形管压差度，测压后两U形管压差计的读数分别为 R1、R2h计内的K 试求勺水银液面均为同a、高间的压力Pa - pb。2.在如图所示的测压差装

8、置中，U形管压差计中的指示液 其他管内均充满水，其密度为Pw，U形管压差计的读数为 为h，试求a、b两测压点间的压力差pa - Pb。3.某流体在水平串联的两直管 1、2中稳定流动,Ahi已Hg，的位差231A：?Hg?HgRe1 =1800。今测得该流体流径管道1的压力降为1 =d2牛2，h0.64m液柱，流径管0Cnh，力降为0.064m液柱，试计算管道2的长度12。的压b4. 密度为1000kg/m3,粘度为1cP的水，以10m3/h的流量在内径为45mm的水平光 滑管内流动，在管路某处流体的静压力为1.5 105Pa表压），若管路的局部阻力可忽略不计，则距该处100m下游处流体的静压力

9、为多少 Pa（绝对压力）?5.用一离心泵将 冷却水由贮水池送至高位槽。已知高位槽液面比贮水池液面高出10m，管路总长（包 括局部阻力的当量长度在内）为400m,管内径为75mm，摩擦系数为0.03。该泵的 特性曲线为H =18-0.6 106Q2，试求:（5）管路特性曲线（6）泵工作时的流量和扬程知： h =10ml 丨 e = 40 md 二 0.075m'=0.03H =18-0.6 106Q2求： He 二 f Qe（2）Q、H6.现有一台离心泵，允许吸上真空度 H s = 6m ,用来输送20 C的清水，已知流 量为20m3/h,吸入管内径为50 mm，吸入管的全部阻力损失为Z

10、H f，当地大气压为10 mH2O。试计算此泵的允许安装高度 Hg为多少米？ 7.远距离液位测量351i.-/ -am15欲知某地下油品贮槽的液位 H ,采用图示装置在地面上进行测量。 测量时控 制氮气的流量使观察瓶内产生少许气泡。已知油品的密度为 850 kg/m3。并铡得 水银压强计的读数R为150mm，同贮槽内的液位H等于多少？8. 管道两点之间压的测量A、B两断面分别位于直管段内，在此两断面间装有单U形管和复式U形管压强计（如附图所示）。单u形管内指示液的密度为 S，复式U 形管的中间流体和直管内流体相同，密度均为：，试证明R1 = R2十R3。9. 虹吸管顶部的最大安装高度利用虹吸管

11、将池中温度为90C热水引出，两容器水面 的垂直距离为2m，管段AB长5m，管段BC长10m（皆 包括局部阻力的当量长度），管路直径为20mm，直管阻 力系数为0.02。若要保证管路不发生汽化现象，管路顶点 的最大安装高度为多少？（已知90E热水的饱和蒸汽压为 7. 01 x 104Pa）10. 喷嘴的尺寸与喷出速度附图所示管路由57X 3. 5钢管组成，管长18m，有标准直角弯头两个，闸阀一个，直管阻力系数为0.029,高位槽内水面距管路出口的垂直距离为9m。当阀门全开口，试求：(1)管路出口流速及流量； 若在管路出口装一直径为25mm的喷嘴，喷嘴的局部阻力系数 = 0.5, 管路的出口流速和

12、流量有何变化？(3) 改变喷嘴尺寸，可能获得最大喷出速度为多少？(假设喷嘴的局部阻力系数e = 0. 5不变)。(4) 若将流体视为理想流体，安装咳嘴前后流量的变化如何？ 11.从水塔管道 输送水，水塔水面距出水管口的垂育距离为 10m，新管道全长500m，管件的局 部阻力可近似地等于水管全长的 50%，水温为20E，输水量为10m3 /h试求 水管的最小直径。12. 在如图所示的平板导热系数测定装置中，试样直径d = 120mm，且由于试样厚度b远小于直径d，可以忽略试样径向的热损失。由于安装不好，试样与冷、热表面之间均存在着一层厚度为 0.1mm的空气隙。设热表面温度t180 C，冷表面温

13、度t2 =30 C。测试时测得的传热速率Q =58.2W。空气隙在t1下的导热系数I =3.780 10/(m K)，在t?下的导热系数2 =2.675 10W/(m K)。试计算空气隙的存在给导热系数的测定带来的误差。(提示：不考虑空气隙计算得到的导热系数 为表观值，考虑空气隙计算得到的导热系数为真实值，即要计算14.某液体在一直管内(忽略进口段的影响)稳%定强制湍流流动，该管内径为20m m,测得其对流传热系数为：，现将管内径改为27m m,并忽略出口温度变化对物性所产生的影响。(7) 若液体的流速保持不变，试问管内对流传热系数有何变化？若液体的质量流量保持不变，试问管内对流传热系数有何变

14、化？15.饱和温度为100 C的水蒸汽，在外径为40mm、长度为2m的单根竖管外表面上冷凝。管外壁温为94 C。试求每小时的蒸汽冷凝量。3100 C下水的汽化潜热r = 2258 10 J/kg, 97 C下水的物性数据为： = 0.682 W/(m K)，J = 2.82 10-4 Pas,= 958 kg/m3。16.在管长为1m的冷却器中，用水冷却油。已知两流体作并流流动，油由420K冷却到370K，冷却水由285K加热到310K。欲用加长冷却管的办法，使油出口温度降至 350K。若在两种情况下油、水的流量、物性、进口温度均不变，冷却器除管长外，其 他尺寸也不变。试求加长后的管长。17.

15、在一内钢管为180 10mm的套管换热器中， 将流量为3500kg/h的某液态烃从100 C冷却到60 C，其平均比热为2380J/(kg K)环隙逆流走冷却水，其进出口温度分别为 40 C和50 C,平均比热为4174 J/(kg K)。 内管内外侧对流传热系数分别为 2000W/(m2 K)和3000W/(m2 K)，钢的导热系数可取为 45 W/(m K)。假定热损失和污垢热阻可以忽略。试求：(8) 冷却水用量；(9) 基于内管外侧面积的总传热系数；(10) 对数平均温差；内管外侧传热面积。18.在列管换热器中，用120 C的饱和蒸汽将存放在常压贮槽中的温度为20 C、比热为2.09kJ

16、/(kg C) 质量为2 104kg的重油进行加热。采用输油能力为6000kg/h的油泵，将油从贮槽送往换热器，经加热后再返回贮槽 中，油循环流动。若要求经 4h后油温升高至80 C,试计算换热器的传热面积。设加热过程中K可取为350W/(m2 C)，且在任何时刻槽内温度总是均匀一致的t2t1知： T =1 20C，t20 C，t； =80 CCp = 2090 J /(kg C)， m = 2 104 kgW =6000 kg / h 二6000 kg / s3600=4 3600 s， K =350W/(m2 C)。求：S<> 002 d.ouj ooofi n.oi)a 趴蓟

17、。下册 1.吸收剂用量对气体极限残余浓度的影响用纯水逆流吸收气体混合物中的S02（其余组分可视为惰性成分），混合物中SO2的初始浓度为5% （体积百分数），在操作条件下相平衡关系y二5.0x，试分别计算液气比为4与6时气体的极限出口浓度。2.逆 流与并流操作最小吸收剂用量在总压为3 . 039X 105 Pa（绝对）、温度 为20E下用纯水吸收混合气体中的 SO2,SO 2的初始浓度为0.05（摩尔分率）,要求在处理 后的气体中SO2含量不超过1 % （体积百分 数）。已知在常压下20 C时的平衡关系为y =13. 9x,试求逆流与并流操作时的最小液气 比（L /G）各为多少？3.吸收塔高的计

18、算a）某生产过程产生两股含有附图（b）HCI的混和气体，一股流量0.015kmo1/s,HCI浓度y& =0.1 （摩尔分率），另一股流量G； = 0. 015kmo1/s，HCl浓度yG2 =0.04 （摩尔分率）。今拟用一个吸收塔回收二股气体中的 HCI，总回收率不 低于85%，历用吸收剂为20E纯水，亨利系数E = 2. 786X 105 Pa,操作压强为 常压，试求：（1）将两股物料混和后由塔底入塔（附图a中点a ），最小吸收剂用量为多少？ 若将第二股气流在适当高度单独加入塔内（附图a中点b）,最小吸收刘用量有何变化？（2）若空塔速度取 0. 5m/s,并已测得在此气速下 Ky

19、a=8 10 kmo1 / （s. m2）,实际液气比取最小液气比的1. 2倍，混合进料所需塔高为多少？（3）若塔径与实际液气比与（2）相同，第二股气流在最佳位置进料，所需塔高为多少？中间加料位于何处?解：（1）在操作条件下，系统的相平衡常数为:E=p :2*786X10', “ E013X105 Z,75f两股气体混和后的浓度为:0J + M4r气体出口浓度为f 1 = （1 -«（1 O.a5>X0.07-0.0105 f两股气体混合后进塔的最小液气比（参见附图b）为:0.07- 0,01052.75= 2.3375-2.3375(?/ + G/) = 2.3375

20、x0.03 = 0.0701 ktnol0当两股气体分别进塔时，塔下半部的液气比大于上半部，操作线将c首先在中 间加料处与平衡线相交附图（参见附图c），对中间加料口至塔顶这一段作物料衡算，可求出为达到分离要求所需要的最小液气比为”ntM4"0t0105_0.04_2,75£1|1-2空。-2*02S(/ +5/) = 2,029X0,03 = 0JGOgkmH"吸收塔下半部的液气比Lmin 'Gi= 4.056，对下半部作物料杨算可得液体最大出口浓度为+xfOJ-0.04） + - = 0.0393.连接（y2，0 ）、（yG2，炷）和（yGi，经）三点即

21、得分段进料的操作mm<2）混和气体的总摊积流崔为T293V-22.4X-JT- Gf +G2f > = 22t4 x -x 0.03 = 0.721 m*/s ,吸收塔宜桓为“ /狞J君碍w，吸收塔内的气怵流率沛4匚盂-幕眾f|丽厂m倔kmoi/SD4吸收塔内实际液捧流寧为4X1X0,07013»14«1.3552' O,O5fl3 kmol/Cm1a由物料窗算式可求液休出口軼度为*1=厂-肌)翌 «(0.07-0.01)00214 tUbUSBJ平均皆境擁动力为._ <yi-»ovi)-_(0.07-2.75X0.0214)-

22、0,010,07-2.75 X0,021J5.0咖0.C1所帝塔高=14*7 ret 0.02080.07-0,01axi6'i_ '_oToios-在实际液先比下的操柞线鶴附圏b线段訴所示n< 3）在哦收塔的上半部，<?0e0208 kmol/<mz-s）r L= 0,0583 kmol/（mz-s>, A* 料衡冀可求得中间加料处吸收戒锻度为松=J<Jge - $2）+ x2 = -x <0.04-,01） = 0.0197 r上半部的乎均传质推动力为CGt 一乎和-（艮2 _用兰主）口花2三融5f2 - Wix2lji0,01= 0.0

23、103 ,上半部所需培高为ift苦心豈需沙出需 = 7加0>01040*0583在吸收塔下半部，液怵流率不变，气体流率减半，液体出口浓度为工 = 芒 勒G， »62）+ 杯'X (0.1-0,04) + 0.0107 = 0.0225 ,下半部平均传质擂动力为(3Tgi -mxi)-Sfl斗- F _K丄二呷岂n云；二巫= Q»0225,(0.12*75x0,0214)-(0.04-2.75X0.010 7)1 0.亍2.亍眩0.应1£n ooi-s.ysxo.oiof下半部所需堵高H鱼一 乂 _起1二如_- _映地乂卫4 _£"

24、心 &血8 丈 IL Q.0225"在实际風流比下*单独诜料的操柞线如附图c示。吸收堆总高度Hl4-H2= 7.574- 3.40=11 m a吸牧的冃的是为了窝现混合气体的分离，而两股组成不同的代体相混和与此甘的背道而 驰口本捌计算结果表明，在平衡方面，混和进料所霜耍的鼠小液宅比大于单独迸料的摄小液 吒比在速率方面.为完成同样吸收任务，混和进料朋船要的塔高更髙。4.吸收剂再循环对所需塔高的影响用纯水吸收空气一氨混合气体中的氨，氨的初始浓度为0.05（摩尔分率），要求氨回收率不低于95%,塔底得到的氨水浓度不低于0.05。已知在操作条件下气 液平衡关系ye=0.95x，试计算

25、:（1>采用逆流操作，气休流率取0.02 kmol/ 5*7）,体积传质系数忆皿=2 xiO_2kmtil/（m,诗）*所 需塔高为多少？< 2）爰用郵分吸收刑强循环流程（见附圉几新鮮 吸收剂与循环呈之比L/Lr - 20,气协流速不变，K皿也 般定不变，斯需塔高为弟少？Mi <1）宅体出口浓度为yz - （1 0t95） XO.Q5 =0,0026 ,由物料衡算可求得液气比为L s/r-ya _ 0.&5-0.0Q25G= 050=仇阴”因 备 =« = 0.&5s传威平均箍动力为% - Ap2 = 0,0025 ,所需塔髙为0t022X10_1&

26、#163;<2）吸收剂入塔浓度005-0*00250*0025=19 m jSi_L+ Ln0.C&2OV1二 0.00238,平均传质推动力为*r 時 J -佃呼)Av. ='71 - yj -In e _ t -nrx/0.00096S ,(0帖-0. 550 S(00025-0.95 X0,0Q23B>1 "0>.OS-fr.95x0.Q5ln_0,m5- 0t95 X 023R斯需塔高为2X10-2 *0,05-0,0025oooosea=(9*3 m °从本锲计算结果可愎看出，吸收剂再循环可使吸收刑入口浓度提离、平甜传战推动力减

27、小，如果传质系数不变喇所需塔高壇加*当循环量犬到一定程度时，塔花再大也不可 開达到分鳥要求。5.吸收剂用量对传质系数的影响利用原有旧塔”戲稀硫膨为幣剂吸收空气与氮混合吒体中的麵，混舍气中氨的初始敵度 为0.05 摩尔分率儿摩尔流率为0.02 kmcl/(tn3切，要求氨的回收率不惟于95%,塔庇液 棒中的不低于0并因存在快速不可逆化学反应，相平为零。开工府，岌聊 濟相逆流接罐时，氮的间收率只有躺,筒采用溶剤再循环流程，循环量与新鲜榕剤相同， 可同时濡足气、液两相的敢度要求°已规塔内填料展高罠为6m,试求两流程的休积传质系 数区屮备为客少丫”右r 1I11'j1 L Fl解*棍

28、据分韜要求，弐怵的出口哉度应降为12= (1 Ugi = (1 - 0,95) x Q.05 0.0025,新鲜吸收剂的用蜃为0肌典05仇002砧0.02-0(1)两相逆流接触时，吸收萃只迖到Q.8,吒休的出 口恢度为f：a (1 - )Ft (1 - 0, B) X 0.05 = 0*01 ,因m=0r塔内平均餐质挫动力为丄_(y?-rnjQ_jJULt -0.05-0,01 =n皿心丄疋】_如型一 IhMSl -*逆WE時的休积传质累致为C2衆用再循环操作，吒体出口浓度乱=仇00霜，塔内平均传质推0.01卫0$叽0朋50,00250«01S8 #律积恃威系敷为s备用咼7吧益泸Zg

29、®6传质阻力较小侧流体的流量变化对吸收过程的影响用纯吸收剂服收某气休混合物申的可溶组分，辖腫的初始浓度为0.0昭气钵出口弦为 叽此，吸收液出口浓度为0山盹（均为摩尔分率）.璽作条件下的岂疲平衡壬系为 两相逆流接触。已知此吸收过璨为咒相期力控制*试求臧体赢凤増加一倍时，可裕缰分的聽 收趙有诃变化丫导致吸收凰增如的原因何在T热 原工况下的液吒出是0.098、=0.306 .原工蔭下的传质单元竝为b(】-&)1-0.5/0.3060,050.50.020*306因此，吸收妊程屈气相阻力控制.液体M-fiigtn.传质更数及传责单元高度近拟不变*騎以，该塔所具有的传质单元裁仍为4.7

30、3,据配，可求出渡徉擁增轴后的气体出口拓I度 豁上述Ng的计算式 < 吸收因遊空）曙項可得*uG疔盂g（:-車）.竿,式中=2Xff.30B0t612f Nog = 4.73 Vi = 0*05 ,算得»0.005B7 .吸收液出塔鞭度为0,05- 0.00537"1>12= 0,0721 p新工况的平均推动力为0卫0鬪7 _ ft ftAe,_ln 0.05-0,5x0,0721_ 俩舁0Q05£7老工捉的乎均推动力为«0.00634 .(O.Ofi- Q上5冥讥创J(3. 0>05-0.5 3<098 " 0?02两

31、工配落质吸收量之比为GQ】_ 0帖"0/05時Pff（rj-ifi） J1*<7*由传质速率式G（yj-ya> u瓦鈕直旺,可如，増则传质魁力小的一鶴的流障施呈，因传质系数基*不变，则溶质吸收量的增加主要 由推动力增大丽引起°此対吸收过理的调节机理在于改变了吸收推动力。反之.如果增加传质阻力较大侧的流体疣量.传屢系数将明显增大，则溶廈吸收量的熠加主要是由于传质系数壇大的鎌故,7.提高回收率的代价在图示吸收塔内，用洗油吸收煤气中所含的苯蒸汽，入塔煤气含苯犀尔分率，下 同）“当液气比为oas.ffi油入口臧度为0.005时，出堆煤气的残余液度为0.001. R收换作

32、 的平衡关系为瓠=0垃5夠吸收塔麻排出的洗油，在解吸塔内用过曹蒸利解吸，使解吸后的 洗油中含苯潑度降为005,解驭塔的弋腋比为0t365?乎衡关系为股收塔鎌作 温度低，过程可视芳气相阻力控制$解吸塔温度高，过程可视为液相阻力控制。现欲将出塔煤弋的含苯浓度降为0.0005,试问*<1）保持选油入口诳度不变而增尢掖气比，能否达到要求？（2 ）若保持洗油流議不变而降低洗油入口報度，解吸塔的蒸汽耗量需增加多少借?K> （ 1）若腺持引=0.0此不变*则堪顶的 气休平衡浓度为緘=0.125衍 二 0,125X0,005 = 0#000625> 0,0005,故不可能将气体残余液度降为Q

33、40帖-<2）在原工况吸收塔液休出口浓度为G1X <002-0,001） 0.005 = 0.124 ,吸收塔平均传质推动力 <參见附图为(0,02-0.125X0,124)- (0.00!-0.125x.005)= 0.00166 *o*02_o,m oVoTifiG-吸收过程传质单元数为在庖工祝解吸塔弋休岀口浓度（尊见附图、为-Xj)GJ)t12£'fl.0050.365打_脊）-（总一辛）解吸塔的平均推动力为3.16-0.005.0.124'-0,326/31&=0*Q1HI n - -jaj- -0.005因解吸塔弋怵出口缺度的已相当

34、高，此推动力山T"只是近初値° 解吸过程的传质单元数为0.124-Q.005_ .为便吸收塔吒体出口浓度降为丫/ 0.0005,洗液流逐不变，吸收剤入塔建度也，裁细降低，此时駆收辯的Ng未变。参照上例的解迭，必有% - W 如叱=c 欝-fflATj _星一祈和'_= 51,7 t0.02-0.125X0.005001-0,125X0,005=0.000921 + 土一山眈一恥兰 0*123 4（J v 1 D1因解吸过锂为婕相阻力控制，婶駆气流量&增大不矗响解吸塔的Hau即Nol=10.7不 变°故有= 10,7 *恥八匸知“a*）：；：；&qu

35、ot;；心式中 X/ 0.123, xtf 0t000921,的土 h 可试差解出於=叽関6。' 3*16 X0#SsF = 0.如直 *&TT两种工况下过热比为<?0.498. 从本例可以看岀，吸收和解吸是一个有机的热律，JR收操作的任何变动，構将便解吸躲 作发生相应的变化反之亦撚口另外，本例还表明，整个吸收掾作的虑本在于吸收剂的再 生，吸收塔出FT气体的残余淡度越惟戟溶腫回收率越高，辭吸塔燕汽用量越多，吸收过程的 威本越高*8.理论板数的计算某笨与甲苯混合物中含苯的醪尔分率为&0%,流就为100 kmol/A,执采用精燃操作,在 常压下加以分團*要求塔顶产品漩

36、度沟o.g,笨的回收車不低于90% *捺料预热至泡点加入 塔内，塔顶设有全凝器，腋协在泡点下进行回流，回流比敢其最小值的1.5借。已知在操作 祭件下F物罢的相对挥发度为2.47,试求*（1为完成分离任务所需要的毘少理论板数为多少7<2）在精熠塔内循环的物料量为多少Y第 （1>由苯的回收率可求出塔顶产品前流量为山鲁_ =丄少誥严土訥上罰门，由鞫料衡算武可得塔底产品的流最与组成为jy-J7 7?-00 40 = 60 ktnol/ft *FrF-Dxr 100X0.440X0*9' - -'-0t6S7 0料液在淘点下进堆，2=1，故在最小冋流比下，操桂线与平衡线交点的

37、坐标为*X = Xi =0e4 ,ax_ r+tonc =£>47X04I 1-1.47x0.4稱恤段操作线斜率蜃最小回流比为旦二趴孔_叭0>-0.622丽二百;I-0.S5& ,H.25 ©址卄吋所草用的何流址为=1,5=1.5X1.25 = 1.875 *因回漩液溫度为泡点*精搞段操作践方程式为*二-HTTX + TTT = UmiTx4-T；m+T "°52x«丄)提憎段操作线方程式为RD+ qFWxv#"CR+l)O*q)F x ( + 1)0-( -g)FU3762<40 +1Q0<lT7&a

38、mp;75)X4O_COX 0.0667&Vf帀济莎"昭施“°牯9,相平衡有程式珂写成<3>制用操作线方程式1.式2及相平獅方程式旅可由1：而下(或直下而上逐板计算所需顼 论板殖。因塔顶为全凝器*肌=坯=0爲，由式3求得和=T*47-147X0.® =仇755 *.由式 1 家鶴ffi = 0.652 X 0.75 + 0313 = 0. 825 o交爵使用式式1可得'x£ = 0.656 f= 0.74 t x3*= 0t536 ty4 = O.48 t 乱=0*427 *火=0*碉#=0*359 o因競已低于两操作线交点的

39、橫坐标，为使板数摄少，籍斛由第五板加入°以下计算应以提馆 段方程式2代替梢爛段方程式I,即幽 1.522 X 0.359 - 0,0359 =0.51 rxe 匕趴2朋,ITj OdlS = O,1S6 ja：8 =oai7j8Fe =0.142 t机=0.0629<0,06G7 孚因為，故过程需9块理论板，加料板为第五块*上述计算过程可采用图解方法，而在操作线与平衡线之间作梯级完戒 参见附图a .(2)因是泡点回流，精is段两相8Ut参见附Sb)各为附图(町L = RD = 1,875 x 0 =75 knial/h tFL + D±=75 + 40»11

40、5 kmol/h 0 同样，因斜液也足饱和液体，提慟段两相流量各为 L= L-t-qF L + F= 75 +1A0 =175 kruol/h fV = 1(1 = LD ® 115 kniol/h s从附图b可以看出，为将f = kmol/h的料液加工J® Da4Okm01/b的堪项产品和 TP *0 kmOl/h的堆底产品匕需要"75 kmol/h的物斜在塔内flfi环。此部分物斜的液态形式 自塔浪流至塔底.而在塔底又烘气态形式返冋堆顶精燿过程正是利用汽液两相在塔内的接 触传展-使混合鞭分离得以完成。当分离耍求一定时*循环虽越大所需要的板数越少。物料 循环的优

41、价是发生相变斯消耗的能匾中9.回流温度对所需理论塔板数的影响混合液组成、分离要求、回流比、加料热状态及相平衡关系皆与例1.相同，但回流温度为20C，求所需理论板数为多少？已知回流液体的泡点为83C，汽化潜 热为 3 . 2104J/mol , 比 热容为 140J/(mo1 . K)。Mt取r = Ikmol/s为基准由1=叽9,龙护0黔 啟=0.4可徂(参阅例8.8,D =仇9芳1丄< °”09Fx( Dxa 轧=W因冋流fcJ2=.m,故回流液星为1XQ.4-Q<4XO,91-0,4-0.066T.回流液坏的热状态參数対甲=ML也二臥二3*2x10*+140x(*3-

42、20).那"3边氛1旷=1*27G(Lf =RD = 1*375 x 0.4 = 0475 kmol/s ,离开第一板的液体fit为= 1.376 X Q, 75 - 0.957 kraolA» 进入第一板气体迓为V - L + D = 0,957 +0,4-1*357 kmol/s * 精熾段操作线方程为= ft,705x +0*265 *I Bxp 0.9570.4X0.9rX += 1；35?+ U35T此线对歹轴的截距为0.265,通过对角线交于点（0A 0.9 ） ffiS-X图上可方便地作出。同 时，根®Xw = 0.06B7txf=0.4及g = l

43、,提懈段方程式亦可方便地作岀©科用平衡线与操作 线自上而下作梯级，并壮路过两换惟线交点时换用撫作线，求得所需疑少板数为NxS）,加 料板为第5块（參见附图几与题8相比较可知在同样回流比下， 回流液体的温度越低，塔内实际循环 的物料量越大，所需理论板数越少， 其代价自然是增加塔釜的热耗。10.原料组成对最小回流比的影响时,所需要的最小回流比各为多少?0.2 及 0.4两种含苯和甲苯混合液，所含苯 的浓度各为0.2与0.4（皆为摩尔分 率），欲用精馏方法加以分离，要求馏 出物组成为0.85，混合液在泡点状态 加入塔内，试求所需的最小回流比各 为多少？若原料液系由水与乙醇混合 而成，原料入

44、塔的热状态及塔顶产品 的浓度不变，试计算当原料组成为两物系平衡关系如附图所示。M.由附图卫所示的苯与甲苯的平衡戲线可知.在最小回流叱下，换作纯与。线交点昭落在平衡曲线上，故最小回流逛可由下式计算,尺皿営D V.85 纵J?a +1 _ 切-乩 f(M5-瓠 *在泡点进料时，金线为-唾直线，头可由g统与平衡线銮点的飙坐标读數。当Xri=0.2f U,i =0.3&,由上式求得臨严2.1$当需乩 乩fO眩，由上式求得2 = 1.050'水和乙醇的平衡线是一条具有上凹做分的曲线，对本倒具休诸况*无论原料组成是 还星仁操作线首先在上凹部份与曲线相切.切点坐标可由附图b逮岀，分别为社=0

45、.了3,=0.775&将轧*阶的數值诋入上式*可帑H也从本例计算结果可知"对于普通物系麻料组成对最小回流比影响很大F原料浓度越抵* 塔顶产品达到同样浓度所需要的最小回淀比越大 WS,对于某些非理想物系，平銜线具有 上凹部份，其毘小回流出可能由操作贱与平衡绒的切点抉定.而与原料组璇无关。11. 加料热状况对所需最低能耗的影响某苯与甲苯混合物的流量为100 kmol/h，苯的浓度为0.3(摩尔分率)，温度 为20E，拟采用精馏操作对其进行分离，要求塔顶产品的浓度为0.9，苯的回收率为90%，精馏塔在常压下操作，相对挥发度为2. 47,试比较以下三种工况所需要的最低能耗(包括原料预

46、热需要的热量)：20 C加料； (2) 预热至泡点加料；(3) 预热至饱和蒸汽加料。已知在操作条件下料液的泡点为 98C，平均比热容为161. 5J/(mol . K)， 汽化潜热为32600J/mol。Mt若忽略热损失，精馅过程的总热耗包括两部分，一部分用于塔釜产生汽相回潇上 另一部分用于原料预热，消耗于堆釜的热量与回流比的大小有关。本倒计算的目的是求取塔 扳为无穷多的最低热耗，必须分别计算三种情况的聂小回瞬比。三种工况所得到的塔顶产品攝相同.可根摇苯的回收率求出0,9xiCiXQt3=30 kmol/h ©(1)当进料镒度为託它时，加狎热狀态拿数7 +Cj)(te-t) 旷f-3

47、2600 + 161,5x(9-20).:32GC01=1-386 *在锻小回流比下，G线与操作线的交点必落在乎衡级上，故联立戒解以下两式*直线方程q 7 肌1.3SG0*3,尸 Ph"寸-573861 X 1胡86-厂"沁 88"0 777、平衡方程ax2.仃圧Jf = -七 H 1 1 +1,47 °可以得到此交点的坐标为矶-O,1S6 , p. 0,608 *此时精壇段操作线的斜率与最小回流比为耳=电一失=0.9"0.60g 一门论左”1尤dYm 0.9-0.386 7閃盼= 14 315 o塔釜所产生的蒸汽量対卩二卩-门=(1*315

48、+1)X30+(1.386-1)100= 108.6 kmol/b fl料対，原料不预热，故精谊过程所需要的堆低能耗为QFr 105.6X3200 S.52X 1Q4 kJ/h *(2)泡点进料时* ?=1,在嚴小回流比下操作线与平衡线交点的坐标是I电=tf =0.3,tfei =axA1+3- l)x*2.47X0,31 + 1*47 XO.3= 0.514 o此时帝熾段操柞线的斜率及最小回流比为丹 m 二 1 * 8 a塔釜所产生的蒸汽量为yFt + DDd.g + DxSO-Slkmol/h ,蒂他过程的毘低总能耗为1上)55 84.1x32600 +100 X 161.5X (&

49、;S- 20)=I.Ox io6 kj/h o(3 )刚和蒸汽进料时，5=0,在最小回流比下，操作线与平衡线交蟲的坐标为趴fl -= .47 C27iyV0；3 =2此时精爛段操作线的斜率及堪小回流比为如-旅一r 了zR八 1 和一比"0.9-0.148Jf. = 3.94 o塔釜产生的蒸旄量汰F-r-(l-)F=(K + l)n- (3,04+ 1)X30-100-48.3kmol/h ,精懈过程的最低总能範为Vr 士F卬-I) + Fr=48.3 x 32600+ 100 X Who x (9s-20) + 100X3600= 6.09X10* kJ/! 6从上例计算结果可妞，为

50、完成同桂的分离任务将料液在本来熬狀杰下加入塔內所需能 耗锻少，任何预热都将导致总能耗的增加，面且预热程度越高所需能群越犬“可见，为减少 能耗，在精馆过程中一切热量应加入塔底，同理，-切拎輩应加入堆顶口12. 设有部分冷凝器的精馏塔理论板数的计算用精馏操作分离含甲醇20% (摩尔分率)的水与甲醉混合液，精馏塔顶部设有 部分冷凝器(见附图a)，未冷凝的气体继续冷凝得到液体产品D,冷凝液部分回流入塔，部分作为产品D2,其数量为D的1/3。要求塔顶产品D的浓度为0.9 , 塔底产品浓度为0.05，物料在泡点下入塔。以产品D计的回流比取为1. 5,在操作条件下，物系的平衡关系如附图b所示，试求该精馏塔内

51、应具有多少块理论板？Si JftF = lLmolA作为基准，作总物料衡算得1 = £>)5+用=时甲醇作衡算得D1xD1学 Xd2 Xw3第二段撫作线为1.5X0.138-0,0455(1.5 + 1 )沆8+0.138xj<9 + 0t045ax0<77(1 + 5 + 1) X0t13&= 0,467 + 063 &(2)式中毗H与©2成相平衡关為。因巳知，由i-X曲级査得血"九由以上两式可得- 护 =»J38kmDl/liX9+ -7-弓 X0J5D = - fl"尹 %4同 kmol/b 百部分拎凝器

52、的作用相当于一块理论板，故产品口总实际上是侧线出料，此时精掏塔有三Py段操柞线'其申閉一段操柞线为尸吋"1 50 g= T.fiilX+ 1.5 + 1 刈后+ © 込HD1 D2 . Di*"+D?牡I?fl iVr L5=匕 H . h. 報据式1 .式2可在封-需图上绘出相应的操作线”第二备操柞线与xr = 0.2的垂线相交于庖 亡，逹接点(珀用J与点&便得到第三条操作线參见附图b ) 利用操作线与平衡线自上而下 作梯级，因部分摩凝霭相当于一决板，求得包括蒸憎姜片加稱板为第厉块&13. 物料衡篡关系对精馏塔的调节作用用精馏塔分离苯与甲

53、苯混合物，精馏塔具有 10块理论板，加料板为第4块, 料液在泡点下进塔，回流比 R=3.0,在正常操作下，馏出液浓度 xd= 0. 9,馏出 率DKF=0. 4。现进料组成因故降为Xf = 0. 30,试问：(1) 若保持馏出率D/F不变，增大回流比，能否得到合格产品？(2) 为保证塔顶产品质量合格，在原回流比下，馏出率应降为多少？若进料绝F不变，塔釜供热量须相应作何调整？第 < 1 )设g二山由物料衡算可求得0.300.T说明若维持D/F±0.3*因受物斜衡算的限制，回流比再大也不可能得到合格的产殆°(2)为得到合格的产品，必须减少谱出率D/F中当回流比时，此熾岀D

54、；F 可通过试差求出*因牝二仇9“氏=3£卿，精倔段操作线可以作出。精帼段操作线与哎线 = 0.30ffi交于点G再假设一塔底产品组成耳，则提慵駁操作线可以作出.根据箱懾段操惟 线与假设的提翔段摊作线，自上而下作梯级，并在第固块板以后换用操作线，依松求出离开 第10块板的液相组成*汕.若求出的和。等于“的假定值，则假定正确寸杏则，对i的假定 值柞适当修政后，再次井算&本例试差结果是 = 0.05(见附图。很据物料衡算，可求出fg出寧D/F为DF =xtxv0 3 0 05O-0705二 0.2 仏因新工况与原工况的回流比相同，战塔釜在两工况的供热之比为卩尹 (Jf + l)D

55、zr D2 0.舗4 Tjr (if + l>Bir Di 0.4即供热量减少酩.5%©在精骼翳操作过程中，当发现产品不合格 时，往往会不加分析地釆用增大回流比的方祛 加以解决*但是*从本例结果可知，塔顶产晶 您岀率D/F对精他塔的操作有着主要的影响 当馆出率过大时，因受到物料衡算的约束*回 流比再大也无济于驟，此时只有减少傭出率才 可能得到合格的产品在实际操作中，因D/F 过大而导致产品不舍格的情况是经常发生的， 应引起炬体重视°14. 湿空气的混合 某干燥器的操作压强为79. 98kPa,出口气体的温度为60C,相对湿度70%,将部分出口气体返回干燥器入口与新鲜空气相混合，使进入干燥器的气体温度不 超过90C,相对湿度为12%(参见附图a)。已知新鲜空气的质量流量为0. 5025kg /s，温度为20C，湿度为0.005kg水/ kg干空气，试求：(1) 新鲜空气的预热温度及空气的循环量；(2) 预热器需提供的热量为多少？若将流程改为先混合后预热，所需热量是 否有变化？VfI 4耳0-50251 + 0,005时图G-0.5蚱于空气/$ ,«