化工原理下計(jì)算題

PAGEPAGE10/10吸收0.8m4m101.33kPa20℃，混1000m3/h0.050.01（均為摩爾分?jǐn)?shù)。吸收劑用量為96kmol/hY*=2XX、Y，試求：吸收劑用量為最小吸收劑用量的倍數(shù)；Ka,kmol/(m3?h?kPa)G（1）最小吸收劑用量可用下式計(jì)算：L=V(Y-Y)/[(Y/m)-Y]min 1 2 1 2其中：Y=y/(1-y)=0.05/(1-0.05)=0.05261 1 1Y=y/(1-y)=0.01/(1-0.01)=0.01012 2 2X=0 m=22惰性氣體摩爾流量為：V=（V//22.4）×[273/(273+t)]×(1-y)1=（1000/22.4）×（273/293×）(1-0.05)=39.5kmol/hL=39.5×(0.0526-0.0101)/[(0.0526/2)-0]=64kmol/hminL/L=96/64=1.5min(2) Kyɑ=V(Y-Y)/ZΩΔYm1 2其中：Ω=（3.14/4）×0.82=0.502m2Z=4m ΔYm=(ΔY-ΔY)/ln(ΔY/ΔY)1 2 1 2因出塔液相組成為：X-Y)+X1 1 2 2ΔY=Y-mX=0.0526-2×0.0175=0.01761 1 1ΔY=Y-mX=0.01012 2 2ΔYm=(0.0176-0.0101)/ln(0.0176/0.0101)=0.0135因ΔY/ΔY=0.0176/0.0101=1.74?2，ΔYm1 2ΔYm=(Y+Y)/2=(0.0176+0.0101)/2=0.01391 2Kyɑ=39.5×（0.0526-0.0101）/（4×0.502×0.0135）=61.9kmol/(m3?h)Kɑ=Kyɑ/P=61.9/101.33=0.611kmol/(m3?h?kPa)G2A摩爾比（均為摩爾分?jǐn)?shù)。操作壓強(qiáng)為101.33kPa、溫度為27℃，Y=2X（X、Y。已知單位塔截面上惰性氣體流量為54kmol/（m2?h）0.95kmol/(m3?h?kPa)，所需的填料塔高度。解：Z=HNV/KyɑΩ)×(Y-Y/ΔYmOGOG 1 2其中：Y=0.03 Y=Y（1-φ）=0.03×（1-0.99）=0.00031 2 1 AX=0.03 X=01 2ΔYm=[(Y-mX)-（Y+mX)]/ln(Y-mX)/(Y-mX)1 1 2 2 1 1 2 2=[(0.03-2×0.013)-（0.0003-0)]/ln(0.03-2×0.013)/(0.0003-0)=0.00143Kyɑ=Kɑ×P=0.95×101.33=96.26kmol/(m3?h)GV/Ω=54kmol/(m2?h)則：Z=（54/96.26）×（0.03-0.0003）/0.00143=11.7m蒸餾1100kmol/h，0.3（摩爾分?jǐn)?shù)，其中精餾段操作線和提餾段操作線分別為：y=0.714x+0.257試求：餾出液組成和釜?dú)堃航M成精餾段下降液體流量，kmol/h；q。1）xxD，w餾出液組成可由精餾段操作線方程與對(duì)角線方程聯(lián)立求得x=0.257/(1-0.714)=0.899D釜?dú)堃航M成可由提餾段操作線方程與對(duì)角線方程聯(lián)立求得x=0.343/(1.686-1)=0.05w精餾段下降液體流量L=RD由R/（R+1）=0.714 得 D+W=F=1000.899D+0.05W=100×0.3解得 D=29.5kmol/h，W=70.5故 L=RD=2.5×29.5=73.8kmol/h（3）進(jìn)料熱狀況參數(shù)qqy=[qx/(q-1)]-[x/(q-1)]F=[qx/(q-1)]-[0.3/(q-1)]x,y0.714x+0.257=1.686x-0.0343解得：x=0.3將x=0.3代入操作線方程可得y=0.714×0.3+0.257=0.471將x,y值代入q線方程，可得q=1(泡點(diǎn)進(jìn)料)用板式精餾塔在常壓下分離苯-甲苯溶液，塔頂為全凝液，塔釜2.47。已知為飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料流150kmol/0.4（摩爾分?jǐn)?shù)4，塔頂0.970.95（1塔頂餾出液及塔釜采出液的組成（2精餾段及提餾段操作線方程；回流比與最小回流比的比值（4）0.6，0.98，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。解：（1）X和XD W分析：本題已知塔頂易揮發(fā)組分的回收率ηD

及塔底難揮發(fā)組分的回收率η將它們與物料衡算關(guān)系結(jié)合即可求出X和XW， D W由全塔易揮發(fā)組分物料衡算式可得：X（D/FX（W/FX

（a）F D W由塔頂易揮發(fā)組分回收率定義式可得：D/F=η

X/X

（b）D F D由塔底難揮發(fā)組分回收率定義式可得：W/F=（1-X/1-X

（c）W F W把式（b）和式（c）代入式（a）得X=ηX+[η（1-X）/1-X]XF D F W F W W即： 0.4=0.97×0.4+[0.95（1-0.4）/1-X]XW W解得 X=0.0206W因?yàn)?D/F=（X-X）/（X-X）=ηX/XF W D W DF D即 （0.4-0.0206）/（X-0.0206）=0.97×0.4/XD D解得 X=0.929D（2）求精餾段及提餾大操作線方程精餾段操作線方程y=(R/R+1)x+X/（R+1）D=(4/5)x+0.929/5=0.8x+0.1858F因?yàn)轱柡驼羝M(jìn)料q=0，所以X=0.4，把代入精餾段操作線方得 0.4=0.8Xd+0.1858F解得 Xd=0.2678d 又由（y-X）/（X-X）=（yX）/（X-Xd W W W W得 （-0.0206）/（X-0.0206）=（0.4-0.026/（0.2678-0.0206）化簡(jiǎn)上式得提餾段操作線方程 y=1.535x-0.011R/Rmine因?yàn)?q=0，y=X=0.4eF所以 X=[α（α-1）]

2.47-1.7

0.4）=0.2125D則 min=（X-（-（0.929-04（0.4-0.215=2.82R/Rmin=4/2.82=1.4倍DD全回流操作時(shí)求2。已知Emv,=0.，塔頂為全凝器所以X=0.98yn+1=XnD=αX

/[1（α-y]=2.47（1+1.47）1 1 1 2

2 2 21Emv,（1-2（*-1

/{[2.472（1+1.47

2y}=0.6整理上式得 22+0.75072-1.6667=0解得 -1.7198（舍去）所以 干燥10.180.025（干基。濕物料處理量為2000kg/h。已測(cè)得在流化狀態(tài)下該物料的臨0.02，0t=30℃、φ=400升溫至100℃（對(duì)應(yīng)濕球溫度為tw=33℃）后進(jìn)入干燥器，廢氣濕度為0.027kg/kg絕干氣。試求：絕干空氣消耗量；預(yù)熱器的傳熱量；離開干燥器的廢氣溫度及物料溫度。假定空氣在干燥器內(nèi)為等焓過(guò)程。30℃4.242kPa1）絕干空氣消耗量H=H=0.622φp/(P-φp)1 0 s s=0.622×0.4×4.242/(101.33-0.4×4.242)=0.0106kg/kg絕干氣G=G/(1+X)=2000/(1+0.18)=1695kg/h1 1L=G(XX)/(H-H)1- 2 2 1=1695(0.18-0.025)/(0.027-0.0106)=16020kg/h（2）預(yù)熱器的傳熱量I=(1.01+1.88H)t+2490H0 0 0 0=(1.01+1.88×0.0106)×30+2490×0.0106=57.3kJ/kg絕干氣I=(1.01+1.88H)t+2490H1 0 1 0=(1.01+1.88×0.0106)×100+2490×0.0106=129.4kJ/kg絕干氣則 Qp=L(I-I)=16020×(129.4-57.3)=11.55×105kJ/h=320.8kW1 0或 Qp=L(1.01+1.88H)（t-t）=320.8kW

0 0 1廢氣溫度及物料出口溫度對(duì)于等焓干燥過(guò)程，符合下列關(guān)系：(1.01+1.88H)t+2490H=I2 2 2 1(1.01+1.88×0.027)t+2490×0.027=129.42解得 t=58.2℃2在恒速干燥階段，物料表面溫度t等于空氣的濕球溫度tw=33℃。21500kg18%降到1.5%（均勻濕基t=25H=0.010kg/kg0 090℃后進(jìn)入干燥器，離開干燥器空氣的溫度為50℃。試求：完成上述干燥任務(wù)所需空氣量；預(yù)熱器中加熱蒸汽消耗量（蒸汽的相變熱為2205kJ/kg預(yù)熱器損失；干燥系統(tǒng)的熱效率；通過(guò)恒定條件下的干燥測(cè)得，物料的臨界含水量X*=0.01kg/kg48m2，恒速Uc=2.2kg/(m2?h),（X-X*）1）所需空氣量G=G(1-ω)=1500(1-0.18)=1230kgC 1 1X=ω/(1-ω)=18/(100-18)=0.21951 1 1X=1.5/(100-1.5)=0.015232W=G(X-X)=1230×(0.2195-0.01523)=251.3kgC 1 2L=W/(H-H) (1)2 1I=I1 2(1.01+1.88×0.01)×90+2490×0.01=(1.01+1.88H)×50+2490H2 2解得 H=0.02593kg/kg絕干氣2將有關(guān)數(shù)值代入式（1，得L=251.3/（0.02593-0.01）=1.578×104kg/kgLw=L(1+H)=1.578×104(1+0.01)=1.594×104kg0預(yù)熱器中加熱蒸汽消耗量Qp=L(1.01+1.88H)(t-t)0 1 0=1.578×104(1.01+1.88×0.01)×(90-25)=1.055×106kJ加熱蒸汽消耗量為W=Qp/r=1.055×106/2205=478.6kgh干燥系統(tǒng)的熱效率η=W(2490+1.88t)/Qp=251.3×(2490+1.88×50)/1.055×1062=0.6157=61.57%干燥時(shí)間T=G{(X-X)+(X-X*)ln[(X-X*)/(X-X*)]}/SUcC 1 c c c 2=1230{(0.2195-0.10)+(0.10-0.01)ln[(0.10-0.01)/(0.01523-0.01)]}/(48×2.2)=4.375h25℃0.009kg/kgt150℃0.03kg/kg0.250.025kg/kg0.5kg/s。試計(jì)算：新鮮空氣用量；預(yù)熱器的傳熱量；空氣進(jìn)入干燥器的溫度；75℃，試定性分析對(duì)原干燥流程應(yīng)如何改進(jìn)？1）LWG=G/（1+X）=0.5/（1+0.025）=0.4878kg/s2 2W=G（X-X）=0.4878×（0.25-0.025）=0.1098kg/s1 2L=W/（H-H）=0.1098/（0.03-0.009）=5.23kg/s2 1L=L（1+H）=5.23（1+0.009）=5.28kg/sW 0QPQ=L（I-I）P 1 0對(duì)于絕熱干燥器有I=I，由題給條件I和I均可求得，即1 2 2 0I=（1.01+1.88H）t+2490H0 0 0 0=(1.01+1.88×0.009)×25+2490×0.009=48.1kJ/kg絕干氣同理 I=（1.01+1.88H）t+2490H2 2 2 2=（1.01+1.88×0.03)×50+2490×0.03=128.0kJ/kg絕干氣則 Q=（128-48.1）×5.23=418.0KwPt1tI反求，理想干燥器的I=I1 1 1 2（1.01+1.88H）t+2490H=128.01 1 1解得 t=102.8℃1t也可根據(jù)Q1

求算，即L（1.01+1.88H（t-t）=418.00 1 0解得 t=102.8℃1（2）對(duì)原流程的改進(jìn)采用部分廢氣循環(huán)流程來(lái)調(diào)節(jié)t1

不高于75℃。1-12-21-1為基準(zhǔn)面，可得：eW=g△Z+△p/ρ+△u2/2+Σhef△Z=12m △u=0 △p=0(表壓)Σh=[λ（l+l/d）+Σζ]u2/2f eU=V/A=2.015×10-3/0.785×0.0382=1.778m/sSRe=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=0.0185Σh=[(0.0185×50/0.038)+1.5]×1.7782/2=40.85J/kgfW=12×9.81+40.85=158.5J/kgew=Vρ=2.015×103×1260=2.54kg/sS SN=W·w/η=158.5×2.54/0.6=671W=0.671KWe S2 解：由總傳熱速率方程知：Q=KS△T00 mQ=WC(t-t)c Pc 2 1Wc=VSρ=53×800/3600=11.78kg/sQ=11.78×2×103×(80-60)=4.17×105wS0=nлd0L=368×л×0.019×6=131.7m2△t=Q/KS=4.17×105/110×131.7=32.5℃m 00△t=△t+△t/2=[(T-60)+(T-80)]/2=32.5m 1 2解得 T=102.5℃驗(yàn)算 △t/△t2 1合理3解（1）由精餾段操作線方程y=0.8x+0.19知R/R+=0.8 得R=4X/R+1=0.19 X=0.95D DD/F=0.9XD XF故塔頂產(chǎn)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）精餾段上升蒸汽量V