10应化化工原理下复习

kmol/(m3kPa)]和相平衡常数

m。总压为100kPa。

解 液相中NH3的摩尔分数

x1/170.01051/17100/18

气相中NH3的平衡分压 P*＝0.798 kPa

亨利系数 Ep*／x0.798/0.010576

液相中NH3的浓度

n1103/17c0.581 kmol／m33V10110/998.2

溶解度系数

Hc/p*0.581/0.7980.728kmol/(m3kPa)

液相中NH3的摩尔分数

x1/170．01051／17100/18

气相的平衡摩尔分数 y*p*／p0.798／100

相平衡常数

my*0.7980.76x1000.0105

或 mE/p76/1000.76

【5-12】用清水在吸收塔中吸收混合气中的溶质A，吸收塔某截面上，气相主体中溶质A的分压为5kPa，液相中溶质A的摩尔分数为0.015。气膜传质系数

kY2.5105kmol/(m2s)，

液膜传质系数

kX3.5103kmol/(m2s)。气液平衡关系可用亨利定律表示，相平衡常数m0.7。

总压为101.325kPa。

试求：(1)气相总传质系数KY，并分析吸收过程是气膜控制还是液膜控制；(2)试求吸收塔该截面上溶质A的传质速率NA。

解 (1)气相总传质系数KY

11m10.74104210253KYkYkX2.5103.510

KY2.488105kmol/m2s4.02104

／kx210，液膜阻为m2气膜阻力1/kY4104(m2s)/kmol(m2s)/kmol。

气膜阻力与总阻力的比值为

1/kY41040.9951/KY4.02104，为气膜控制。

(2)传质速率NA

YpA50.0519ppA101.3255

Xx0.0150．0152，Y*mX0.70．01520．0106x110.015

NAKYYY*2.4881050.05190.01061.03106kmol/m2.s

【5-19】某厂有一填料塔，直径880mm，填料层高6m，所用填料为50mm瓷拉西环，乱堆。每小时处理2000m混合气（体积按25℃与101.33kPa计），其中含丙酮摩尔分数为5%。

3用清水作吸收剂。塔顶送出的废气含丙酮摩尔分数为0.263%。塔底送出来的溶液，lkg含丙酮61.2g。根据上述测试数据计算气相体积总传质系数KYa。操作条件下的平衡关系为

Y*2.0X。

上述情况下，每小时可回收多少千克丙酮？若把填料层加高3m，可以多回收多少丙酮？

解 (1)计算体积总传质系数KYa

先从已知数据求NOG

相平衡常数 m2

y10.05, Y1y10.050.0526,1y110.05

y20.00263,Y20.002630．0026410.00263

X20

塔底排出的水溶液，每l000g含丙酮61.2g

丙酮的摩尔质量为58kg/kmol

X161.2/580.0202(100061.2)/18

NOGY1Y2Y1Y2YmY1Y1*Y2Y2*Y1Y1*ln*Y2Y2传质单元数



NOG0.05260.0026480.052620.02020.0026400.052620.0202ln0.002640

也可用吸收因数法计算

YYL0.05260.00264122.47GX1X20.02020

m2,L2.471.24mG2

Y2Y2*0.0026400.05020.05260Y1Y2*

从教材图5-23查得NOG8

或用计算式求出NOG

mG20.81L2.47

NOGmGY1Y2*mG1ln1*mGLLYY221L

10.05260ln10.810.8110.810.002640

=8.03

已知填料层高度Z6m，计算

HOGZ60.75NOG8

再从式

HOGGKYaΩ计算KYa

惰性气体流量

G2000(10.05)20000.95 m3／h (20℃，101.33kPa)

101.325kPa时的摩尔体积为22.4 m理想气体在273K、3/kmol

101.325kPa下的摩尔体积为 在298K、22.429824.45m3/kmol273

G20000.95=77.7kmol/h，塔径DT0.88 m24.45

塔截面积

Ω42DT40.880．608m22

体积总传质系数

KYaGHOGΩ77.7170 kmol/(m3h)0．750．608

(2)每小时丙酮回收量为

GY1Y2= 77.70.05260.002643.88kmol/h

583.88225kg/h

(3)填料层加高3m，Z639m，HOG0.75

则

NOGZ9L12, 1.24HOG0.75mG

从教材图5-23查得

Y'20．023Y1

Y'20.023Y10.0230.05260.00121

填料层Z9m时，丙酮的回收量为

G(Y1Y'2)77.70.05260.00121= 3.99kmol/h

多回收丙酮 3.993.880.11kmol/h

也可以如下计算

G(Y2Y'2)77.70.002640.001210.111kmol/h

【6-18】想用一常压下连续操作的精馏塔分离苯的质量分数为0.4的苯-甲苯混合液。要求馏出液中苯的摩尔分数为0.94，釜液中苯的摩尔分数为0.06。塔顶液相回流比R=2，进料热状态参数q=1.38，苯-甲苯溶液的平均相对挥发度α=2.46。试用逐板法计算理论

板数及加料板位置。

解 先将进料组成由质量分数0.4换算为摩尔分数。苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92kg/kmol。

x4/78F0.0.4/780.6/920.44

已知xF0.44，xD0.94，xW0.06，R2，q1.38，2.46。

相平衡方程

xy(1)yy2.461.46y 精馏段操作线方程

yRR1xxDR1221x0.94210.667x0.313 W塔釜汽相回流比 'RR'

R1xFxxq1xDxWDxFxDxF

(21)0.440.060.940.44(1.381)0.940.060.940.442.95

提馏段操作线方程

yR'1R'xxWR'2.9512.95x0.062.951.34x0.0203 两操作线交点的横坐标

1

2

 3

xf(R1)xF(q1)xDRq

(21)0.44(1.381)0.940.49621.38

理论板数计算：先交替使用相平衡方程(1)与精馏段操作线方程(2)计算如下

y1xD0.94x10.864

y20.889x20.765

y30.824x30.655

y40.750x40.549

y50.679x50.443

y60.622x60.400

y70.580x70.360xf

第7板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程(3)与相平衡方程(1)计算如下

x70.360

y80.462x80.258

y90.326x90.164

y100.200x100.092

y110.103x110.0447xW

总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7板为加料板。

【6-23】用常压下连续操作的精馏塔分离含苯0.4摩尔分数的苯-甲苯溶液。要求馏出液含苯0.97摩尔分数，釜液含苯0.02摩尔分数。塔顶回流比为2.2，泡点进料。苯-甲苯溶液的平均相对挥发度为2.46。试用简捷计算法求所需理论板数。

解 已知xF0.4，xD0.97，xW0.02，2.46

用芬斯克方程计算全回流时的最少理论板数

Nminx1xWlgD1xDxWlg

0.9710.02lg10.970.028.19lg2.46

计算最小回流比Rmin

已知泡点进料，xpxF0.4

ypxp2.460.40.6211(1)xp11.460.4

RminxDypypxp0.970.6211.580.6210.4

用关联式计算理论板数N

将R2.2、Rmin1.58及Nmin8.19代入

RRmin0.5668NNmin0.751N1R1

求得N15.8

或用关联图计算理论板数N

RRmin2.21.580.194R12.21

从关联图上查得

NNmin0.455N1

将Nmin8.19代入，求得N15.9，取整数N16（包括蒸馏釜）。

【7-2】空气的总压为101.33kPa，干球温度为303K，相对湿度70%，试用计算式求空气的下列各参数：(1)湿度H；(2)饱和湿度Hs；(3)露点td；(4)焓I；(5)空气中的水汽

分压pV。已知30℃时，水的饱和蒸气压ps4.241kPa；23.3℃时，水的饱和蒸气压为2.97kPa。

解 总压p101.33kPa,t303K30℃，0.7

(1) 30℃时，水的饱和蒸气压ps4.241kPa

ps0.74.2410．6220．0188?kg水／kgpps101.330.74.241干气

湿度

H0.622(2) 饱和湿度

Hs0.622ps4.2410．6220.0272kg水／kgpps101.334.241干气

(3)露点td时的饱和湿度Hs0.0188kg水／kg干气

Hs0.622pspps

pspHs101.330.01882.97kPa0.622Hs0.6220.0188

从水的饱和蒸气压为2.97kPa查得水的饱和温度为23.3℃，故空气的露点td23.3℃

(4) t30℃，H0.0188kg水／kg干气时，空气的焓为

H1.011.88Ht2492H

= (1.011.880.0188)3024920.018878.2kJ/kg干气

(5) t=30℃时的ps4.241kPa

水汽分压 pVps0.74.2412.97kPa

【7-9】某干燥器的湿物料处理量为100kg湿料／h，其湿基含水量为10%（质量分数），干燥产品湿基含水量为2%（质量分数）。进干燥器的干燥介质为流量500kg湿空气／h、温度85℃、相对湿度10%的空气，操作压力为101.3kPa。试求物料的水分蒸发量和空气出干燥器时的湿度H2。

解 操作压力p101.3kPa

湿物料处理量L1100kg湿料／h，湿基含水量10.1。干基含水量为

10.10.11110.10.9

X1产品湿基含水量20.02，干基含水量为

20.020.021210.020.98

X2(1) 物料的水分蒸发量W

湿物料中绝干物料的质量流量为

LcL11110010.190kg干料／h

水分蒸发量为

WLcX1X290(0.10.02)8.16kg水分／h0.90.98

(2) 空气出干燥器时的湿度H2计算

空气的流量为500kg湿空气／h，温度t=85℃时，水的饱和蒸气压ps58.74kPa，相对湿度0.1

空气进干燥器的湿度

ps0.158.740．6220．0383kg水／kgpps101.30.158.74 H10．622干气

干空气的质量流量为

G500500482kgH110.03831干气/h

H2的计算如下

WGH2H1

H2W8.16H10.03830.0552kgG482水/kg

干气

一、选择

59、精馏操作的作用是分离 。

（A）气体混合物 （B）液体均相混合物

（C）固体混合物 （D）互不溶液体混合物

60、精馏分离依据为 。

（A）利用混合液中各组分挥发度不同

（B）利用混合气中各组分在某种溶剂中溶解度的差异

（C）利用混合液在第三种组分中互溶度的不同

（D）无法说明

61、某二元理想溶液，其组成x=0.6（摩尔分数，下同），相应的泡点为t1,与之相平衡的气相组成y=0.7，相应的露点为t2,则 。

（A）t1= t2 （B）t1＞t2

（C）t1＜t2 （D）无法判断

62、精馏理论中“理论板”概念提出的充分而必要的前提是 。

（A）塔板无泄漏 （B）板效率为100%2

（C）离开塔板的气液相达到平衡 （D）板上传质推动力最大

63、二元连续精馏计算中，进料热状态q的变化将引起x-y图上变化的线有 。

（A）平衡线和对角线 （B）平衡线和q线

（C）操作线和q线 （D）操作线和平衡线

64、若某精馏塔正在正常、稳定地生产，现想增加进料量，且要求产品质量维持不变，宜采取的措施为 。

（A）加大塔顶回流液量 （B）加大塔釜加热蒸汽量

（C）加大塔釜加热蒸汽量以及冷凝器冷却水量 （D）加大冷凝器冷却水量

65、若仅仅加大精馏塔再沸器的加热蒸汽量，会引起 。

（A）塔顶产品易挥发组分浓度提高 （B）塔顶产品难挥发组分浓度提高

（C）塔底产品产量提高 （D）塔底难挥发组分的回收率提高

66、某连续操作的常规精馏塔，在保持进料的流量、组成和热状态一定，以及塔釜加热蒸汽量和塔顶冷凝器冷却水量一定的条件下，若加大回流比，将会引起下列哪项发生变化： 。

（1）塔顶产品浓度xD将提高 （2）xD将降低

（3）塔顶产品产量D将提高 （4）D将下降

（5）塔底产品产量W将提高 （6）W将下降

（A）（1）、（4）、（5）对 （B）（1）、（3）、（5）对

（C）（2）、（3）、（6）对 （D）（2）、（4）、（6）对

67、湿度表示湿空气中水汽含量的 。

（A）相对值 （B）绝对值

（C）增加值 （D）减少值

68、空气的相对湿度越高，其吸收水汽的能力 。

（A）越高 （B）越低

（C）无影响 （D）无法判断

69、已知湿空气的下列两个参数 。

（A）水汽分压p，温度 （B）露点td，湿度H

（C）湿球温度tw，干球温度t （D）焓I, 湿球温度tw

70、湿物料在一定的空气状态下干燥的极限为 。

（A）自由水分 （B）平衡水分

（C）总水分 （D）结合水分

71、物料在干燥过程中，干燥速度降为零对应的物料含水量为 。

（A）平衡含水量 （B）自由含水量

（C）结合含水量 （D）非结合含水量

72、物料在干燥过程中，其恒速干燥阶段和降速阶段区分的标志是 。

（A）平衡水分 （B）自由水分

（C）结合水分 （D）临界含水量

73、空气的干球温度t，湿球温度tw，露点温度td，当相对湿度φ=90%，则 。

（A） t = tw = td （B）t > tw > td ，

（C）t < tw< td （D）t > tw= td

74、在干燥实验中，提高空气的进口温度则干燥速率____A__________;若提高进口空气的湿度则干燥速率________B__ _________。

（A）提高 （B） 降低 （C）不变 （D）不确定

75、下列单元操作中属于热、质同时传递的有 。

（A）过滤 （B）萃取 （C）搅拌 （D）干燥

二、填空

27、精馏分离的依据是 各组分挥发度 的差异。要使混合物中的组分得到完全的分离，必须进行多次的 部分汽化和部分冷凝 。

28、q线方程表达式在x-y图上的几何意义

是 。

29、当湿空气的总压一定时，相对湿度仅与 温度 及 湿含量 有关。

30、一定湿度的空气，总压升高，露点温度 升高 ；而当空气的温度升高时，露点温度 不变 。

31、当气体的湿度一定时，气体的温度越高，干、湿球温度的差值 越大 。

32、空气被水蒸气饱和时，干球温度、露点温度、湿球温度和绝热饱和温度的关系为 相等 。

33、已知在常压及25ºC下水分在某湿物料与空气之间的平衡关系为：φ=100%时平衡含水量X*=0.02kg水/kg绝干物料；φ=40%平衡含水量X*=0.007。现在该物料水含量为0.23 kg水/kg绝干物料，令其与25ºC， φ=40%的空气接触，则该物料的自由含水量为 0.223 kg水/kg绝干料，结合含水量为 0.02 kg水/kg绝干料，非结合含水量为

0.21 kg水/kg绝干料。

34、干燥的两个干燥阶段是以湿物料中的 临界 含水量来区分的。

35、临界含水量与物料 恒速阶段的干燥速率 、 物料层的速度 及物料的粒度 有关。

36、临界含水量Xc值大，会较早地使干燥转入 降速 阶段，使在相同的干燥任务下所需的干燥时间 增加 。

37、在临界湿含量出现至物料干燥到很低的最终湿含量时， 内部湿分迁移 成为控制因素。

38、外部干燥条件在干燥的恒速阶段，即在非结合表面湿分时特别重要，是控制因素 。

44、湿空气的饱和蒸气压Ps 随温度的升高而 增加 ，湿含量H 不变 ；

45、提高湿空气的温度T，其相对湿度j 降低 ，气体的吸湿能力 增加 ，故空气用作干燥介质应先预热。

46、物料含水量的 两 种表示方法，一种叫 湿基含水量 ，一种叫 干基含水量 ，它们的关系可以用公式 X=W/(1-W) 表示。