化工原理例題與復習指南

一、流體流動二、流體輸送機械三、機械分離四、傳熱解：（1）求絕熱層所需絕緣磚數(shù)n穩(wěn)定時通過各層的導熱量相等，通過耐火磚層通過絕熱磚層可以使用二層磚即b2=230×2=460mm，或0.46m代入上式求（2）求普通磚外側溫度t4由求得：解：∴=∴K=310w/m2.℃管內對流傳熱熱阻占：管內對流傳熱熱阻占：管內污垢熱阻占：解：（1）求原油的終溫由熱衡算原油的最終溫度W1CP1(T1—T2)=W2CP2(t2—20)得t2=78.5℃（2）求并流、逆流的傳熱面積傳熱量為：Q=1×104×0.52(180—120)=3.12×105[千卡/時]求并流和逆流的平均溫度差并流：△t1=180—30=150℃，△t2=120—78.5=41.5℃逆流：△t1=180—78.5=101.5℃,△t2=120—30=90℃根據(jù)傳熱基本方程式，則并流：[米2]逆流：A=[米2]（1）逆流操作的平均溫度差設（2）并流操作平均溫度差設由題設，在并流操作時機油和原油進口溫度T1、t2不變，流量W1、W2和傳熱系數(shù)K亦不變。根據(jù)熱衡算和傳熱基本方程式可列得下列方程：逆流：(1)(2)(3)（見前解）并流：（4）（5）（6）逆流時，由式（3）=式（1），（3）=式（2）整理得：并流時，由式（6）=式，（4），式（6）=式（5）得：（7）（8）式（7）+式（8）用t△″m和t△″表示式中各關系∴l(xiāng)n=2.482ln—ln=2.428ln115—ln=2.482則=9.6℃代入并流操作時平均溫度差計算式解：此題為列管式換器管外強制對流問題。=37.4mm管外流體流過的截面積s=hD=1.035m2管外流體的流速平均溫度tm=145℃下空氣的物性常數(shù)Cp=1.014KJ/Kg.K=0.03524w/m.k操作條件下氣體密度=0.845kg/m2=14150=0.6877計算對流傳熱系數(shù)，考慮氣體粘度小故忽略一項的影響，又考慮部分流體在擋板與殼體之間隙短路取實際對流傳熱系數(shù)為計算值的0.8倍。=46w/m2.k五、傳質過程解：（1）冷凝后CCl4在空氣中的分壓PS等于300K下的蒸氣壓PK=123mmHg；冷凝前的分壓PS等于313K下的蒸氣壓PS=210mmHg；壓縮前的分壓P1為1/10，即21mmHg，CCl4的分子量M=154，由于混合氣體的分子量尚未求得，故以先計算質量比為便。壓縮前質量比0.1509分壓P6壓縮后，冷凝前的飽和城狀態(tài)，對應蒸氣壓力，應考慮壓縮引起的體積變化應用。摩爾濃度冷凝前質量比和質量分率在壓縮過程中保持不變，故。而摩爾濃度取為313K下的：冷凝后a3=0.0874/1.0874=0.0803C3=123/62.36×300=0.0065kmol/m3(2)在冷凝過程中氣相中的空氣量不變，故應當用空氣為物料衡算的基準，即用比質量分率作計算。冷凝分率即42.1%解：由表8-2查得latm及298K下水蒸氣在空氣中的擴散系數(shù)：D=0.256cm2/S，即2.56×10-5m2/S水蒸氣過靜止氣層的擴散速率按式8-20：NA=(PA1—PA2)式中PA1為298K下的飽和水蒸氣壓，查得為3.17KPa，題中給出PA2=0，P=101.3KPa，Z=0.003mPBm=（P-PA1+P-PA2）=101.3–3.17/2=99.8KPa故NA==1.12×10-5kmol/m2sGA=18×3600NA=0.726kg/m2h厚5mm的水層，每m2的質量為5kg，故蒸發(fā)完所需的時間六、吸收解：本題中氣相體積V=lm3不變，隨著CO2的溶解，其分壓PA下降。查附錄1，25℃下CO2在水中的享利系數(shù)E=1640atm,故達平衡時。（1）與x的另一方程可從物料衡算得出：氣相失去的CO2量N1=水中得到的CO2量N2=CX×1=當總壓P=1atm，由N1=N2可得（1/0.08206×298）(0.2-PA*)=55.34x將式（1）代入式（2）0.2-1640x=1353xx=0.2/2993=6.682×105故剩余氣體總壓P余=0.8P+PA*=0.9096atm當初始總壓P=5atm仍按上述方法計算，可得x=0.2×5/2993=3.341×10-4P*A=1640x=0.548atmP余=0.8×5+0.548=4.550以上計算忽略了氣相中水蒸汽壓的變化。解：流程（I）相當于一個氣液逆流的單塔，當所需填料甚高，單塔有困難時，用雙塔（或多塔）逆流操作。流程（II）中每塔都送入新鮮溶劑，與氣體逆流，使全過程的推動力較流程（I）為大。適用于氣體凈化要求高、所需溶劑量大的情況。流程（III）中氣體分兩股分別進入塔1、2，與液體逆流。適用于氣體中溶質含量少、易吸收（通常是伴有快速反應）的情況。流程（IV）中第2塔氣液并流，適用于伴有化學反應，或液量大大超過吸收所需，故推動力與并逆流關系不大的情況。通常后兩流程特別是（III），在實用中較少見。解：在例9-6中已求出Yb及Ya，丙酮回收量可按下式計算：GA=G（1-yb）（Yb-Ya）MA×3600×1=（0.02×0.97）(309-6)×10-4×58×3600=122.7kg/h當填料層高減少1/3，則氣相總傳質單元數(shù)減為而吸收因數(shù)A=1.4不變，代入式9-56（a）計算新的yb/ya。==3.5×(5.98-0.714)=18.43回收率回收量回收量的減少為GA—GA′=122.7—118.7=4.0kg/h其相對量為（GA—GA′）/GA=4.0/122.7=0.033或3.3%解：塔頂，底的氣液組成可如下求出：xa=0由習題3算出的平衡數(shù)據(jù)可知對yb=0.05,有，按式9-42，知最小液氣比實用液氣比為：而G==0.219kmol/m2.5（1）用水量L′=38.7×0.0219=0.849kmol/h==27.6m3/h出塔溶液中SO2濃度為：xb=xb*/1.2=0.00147/1.2=0.001225(2)填料高度由例9-7知，用水吸收SO2時，氣、液兩相阻力都不應忽略，且m不為常數(shù)，故不宜用總推動力，選用氣相的分推動力，則h=HG.NG。由kya=KGa.P=(5×10-4)100=0.05kmol/m3S△xkxa=k2a.c=0.05×(996/18.02)=2.76Kmol/m2S△xkxa/kya=55.3故由習題3平衡數(shù)據(jù)作平衡曲線EG，可近似作折線EDG處理，兩段直線交點D座標（4.4×10-4,0.01）作操作線AB，過點D作斜率為-55.3的直線，交AB於F點，F(xiàn)座標：（3.5×10-4,0.015）AF段對數(shù)平均推動力：=0.00369=0.00525=h=解（1）在物料衡算中因混合氣含氨量甚低，可在式9-40中用摩爾分率代替摩爾比得：所用水氣比為最小值的1.2倍：即（I）式中已知yb=0.015x*b=yb/m=0.015/0.8=0.01875xa=0由式（1）可得xb=本題已知ho=6m及HOG=0.024/0.060=0.4m,代入對數(shù)平均推動力法求塔高的式9-52中，可以反求ya:（2）現(xiàn)△yb=yb-mxb=0.015-0.8×0.0163=0.0025△yb=ya-mxa=ya-0=ya△ym=代入式（2）中用試差法解得ya=0.0002555吸收率（2）為使吸收率提高到99.5%，可增高填料層或增大水量。（3）①法：增高填料層：△h=8.63-6=2.63m②法：增大水量：L增大則KX增大，a增大故Kya增大，作為估算不變。查S=0.74,L′=mG/s=0.8×0.024/0.74=0.0259kmol/m2.s原用水量L=1.2=0.0226kmol/m2.s以上兩法中①法設備投資費增加，操作費不變。②法操作費增加，設備投資費不變。比較而言，②法易於實現(xiàn)。七、精餾解：全回流R=，操作線即是對角線，xn=yn+1yn+1=xn=0.43yn+2=xn+1=0.285yn+3=xn+2=0.173由式（10-8）由例10-2取解：平衡數(shù)據(jù)如下：x00.10.20.30.40.50.60.70.80.91y00.1390.2660.3830.4920.5920.6850.7720.8530.9291精段操作線方程即y=0.8x+0.19q線為垂直線，備解得：總板數(shù)22.5-1=21.5（不含釜）精段板數(shù)14提段板數(shù)7.5（圖略）(若用逐板法計算，提段操作線為y=1.2x-0.05)解：根據(jù)上題的數(shù)據(jù)，最少理論板數(shù)按式10-43；最小回流比按式10-44：吉利蘭關聯(lián)圖中的橫坐標：按式10-47所表達的吉利蘭關聯(lián)，可求得：Y=0.75(1-0.17680.567)=0.4692故所需理論板數(shù)（包括釜在內）為：為得出精餾段的理論板數(shù)N1可先按式10-43a求其最少理論板數(shù)：于是N1=0.628×21.38=13.42提餾段理論板數(shù)N2=N-N1-1=6.95以上結果比上題所得稍少。解：若自第12塊板進料，則：精餾段實際板數(shù)Ne1=11,理論板數(shù)N1=11×0.5=5.5全塔實際板數(shù)Ne=24，理論板數(shù)N=24×0.5=12由P89表10-3內查xD=0.98aD=2.596;XF=0.5aF=2.49精餾段N查圖而R=解：若F，V維持不變，XF，精餾段板數(shù)不夠,故xD↓提段板數(shù)XW。要維持XD不變可采用以下措施：1、增大回流比（即塔頂產(chǎn)品量D將減?。?、降低進料管位置。（能使XW，即塔底產(chǎn)品純度降低）八、干燥解:可在圖13-4上定出一點，沿水平線與t=90℃等t線相交得加熱到90℃時：H=0.048,I=215KJ/kg,=10%解：（1）由圖13-3tO=20℃,tW=16℃,HO=0.01,IO=45KJ/kg加熱到t1=50℃H1=0.01,I1=77KJ/kg1=13%離開時t1=30℃H2=0.019,I2=77KJ/kg2=70%100m3新鮮干空氣的質量為：100×熱量Q=G（I1-I0）=120.6×(77-45)=3840KJ水蒸汽量W=G（H2-H1）=120.6×(0.019-0.01)=1.08kg解（1）t=60℃,H=0.01；查圖得：tw=28℃=9%HW=0.024t-tw=60-28=32℃Hw-H=0.024-0.01=0.014（2）t=70℃,H=0.036;查圖得：=17%，t-tw=70-40=30℃；HW－Ｈ=0.049-0.036=0.013（3）t=80℃，H=0.045;查圖得：=15%，tw=44Hw=0.062t-tw=80-44=36℃；Hw-H=0.062-0.045=0.017因而干燥速度（3）>（1）>（2）解：t=77℃=10%tw=38℃rw=2406KJ/kgH=0.027kg/kg干空氣。濕空