化工原理下计算题.docx
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化工原理下计算题
吸收
1.在一内径为0.8m、填料塔高度为4m的吸收塔中,用清水吸收混合气体中的溶质组分。
吸收塔操作压强为101.33kPa、温度为20℃,混合气体积流量为1000m3/h,进塔气相组成为0.05,出塔气相组成为0.01(均为摩尔分数)。
吸收剂用量为96kmol/h。
操作条件下相平衡关系为Y*=2X(X、Y为摩尔比),试求:
(1)吸收剂用量为最小吸收剂用量的倍数;
(2)气相体积吸收总系数KGa,kmol/(m3•h•kPa)
解:
(1)最小吸收剂用量可用下式计算:
Lmin=V(Y1-Y2)/[(Y1/m)-Y2]
其中:
Y1=y1/(1-y1)=0.05/(1-0.05)=0.0526
Y2=y2/(1-y2)=0.01/(1-0.01)=0.0101
X2=0m=2
惰性气体摩尔流量为:
V=(V//22.4)×[273/(273+t)]×(1-y1)
=(1000/22.4)×(273/293×)(1-0.05)=39.5kmol/h
Lmin=39.5×(0.0526-0.0101)/[(0.0526/2)-0]=64kmol/h
L/Lmin=96/64=1.5
(2)Kyɑ=V(Y1-Y2)/ZΩΔYm
其中:
Ω=(3.14/4)×0.82=0.502m2
Z=4mΔYm=(ΔY1-ΔY2)/ln(ΔY1/ΔY2)
因出塔液相组成为:
X1=(V/L)(Y1-Y2)+X2=(39.5/96)×(0.0526-0.0101)+0=0.0175
ΔY1=Y1-mX1=0.0526-2×0.0175=0.0176
ΔY2=Y2-mX2=0.0101
ΔYm=(0.0176-0.0101)/ln(0.0176/0.0101)=0.0135
因ΔY1/ΔY2=0.0176/0.0101=1.74‹2,ΔYm也可用算术平均值运算,即
ΔYm=(Y1+Y2)/2=(0.0176+0.0101)/2=0.0139
Kyɑ=39.5×(0.0526-0.0101)/(4×0.502×0.0135)
=61.9kmol/(m3•h)
KGɑ=Kyɑ/P=61.9/101.33=0.611kmol/(m3•h•kPa)
2、在逆流操作的填料吸收塔中,用清水吸收混合气体中的溶质组分A。
进塔气体组成为0.03(摩尔比),吸收率为99%,出塔液相组成为0.013(均为摩尔分数)。
操作压强为101.33kPa、温度为27℃,操作条件下相平衡关系为Y=2X(X、Y为摩尔比)。
已知单位塔截面上惰性气体流量为54kmol/(m2•h),气相体积吸收总系数为0.95kmol/(m3•h•kPa),试求所需的填料塔高度。
解:
Z=HOGNOG=(V/KyɑΩ)×(Y1-Y2)/ΔYm
其中:
Y1=0.03Y2=Y1(1-φA)=0.03×(1-0.99)=0.0003
X1=0.03X2=0
ΔYm=[(Y1-mX1)-(Y2+mX2)]/ln(Y1-mX1)/(Y2-mX2)
=[(0.03-2×0.013)-(0.0003-0)]/ln(0.03-2×0.013)/(0.0003-0)
=0.00143
Kyɑ=KGɑ×P=0.95×101.33=96.26kmol/(m3•h)
V/Ω=54kmol/(m2•h)
则:
Z=(54/96.26)×(0.03-0.0003)/0.00143=11.7m
蒸馏
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0.3(摩尔分数),其中精馏段操作线和提馏段操作线分别为:
y=0.714x+0.257
和y=1.686x-0.0343
试求:
(1)馏出液组成和釜残液组成
(2)精馏段下降液体流量,kmol/h;
(3)进料热状况参数q。
解:
(1)求xD,xw
馏出液组成可由精馏段操作线方程与对角线方程联立求得
xD=0.257/(1-0.714)=0.899
釜残液组成可由提馏段操作线方程与对角线方程联立求得
xw=0.343/(1.686-1)=0.05
(2)精馏段下降液体流量L=RD
由R/(R+1)=0.714得R=2.5
D+W=F=100
0.899D+0.05W=100×0.3
解得D=29.5kmol/h,W=70.5kmol/h
故L=RD=2.5×29.5=73.8kmol/h
(3)进料热状况参数q
q线方程为y=[qx/(q-1)]-[xF/(q-1)]
=[qx/(q-1)]-[0.3/(q-1)]
上式中的x,y可由两操作线方程联立求得
0.714x+0.257=1.686x-0.0343
解得:
x=0.3
将x=0.3代入操作线方程可得y=0.714×0.3+0.257=0.471
将x,y值代入q线方程,可得q=1(泡点进料)
2.用板式精馏塔在常压下分离苯-甲苯溶液,塔顶为全凝液,塔釜间接蒸汽加热,平均相对挥发度为2.47。
已知为饱和蒸汽进料,进料流量为150kmol/h,进料组成为0.4(摩尔分数),操作回流比为4,塔顶馏出液中苯的回收率为0.97,塔釜采出液中甲苯的回收率为0.95,试求:
(1)塔顶馏出液及塔釜采出液的组成;
(2)精馏段及提馏段操作线方程;(3)回流比与最小回流比的比值;(4)若塔改为全回流操作,测得塔顶第一块板的气相默弗里板效率为0.6,全凝器冷凝液组成为0.98,求由塔顶第二块板上升的气相组成。
解:
(1)XD和XW
分析:
本题已知塔顶易挥发组分的回收率ηD及塔底难挥发组分的回收率ηW,将它们与物料衡算关系结合即可求出XD和XW
由全塔易挥发组分物料衡算式可得:
XF=(D/F)XD+(W/F)XW(a)
由塔顶易挥发组分回收率定义式可得:
D/F=ηDXF/XD(b)
由塔底难挥发组分回收率定义式可得:
W/F=ηW(1-XF)/1-XW(c)
把式(b)和式(c)代入式(a)得
XF=ηDXF+[ηW(1-XF)/1-XW]XW
即:
0.4=0.97×0.4+[0.95(1-0.4)/1-XW]XW
解得XW=0.0206
因为D/F=(XF-XW)/(XD-XW)=ηDXF/XD
即(0.4-0.0206)/(XD-0.0206)=0.97×0.4/XD
解得XD=0.929
(2)求精馏段及提馏大操作线方程
精馏段操作线方程y=(R/R+1)x+XD/(R+1)
=(4/5)x+0.929/5=0.8x+0.1858
因为饱和蒸汽进料q=0,所以yd=XF=0.4,把yd代入精馏段操作线方程得0.4=0.8Xd+0.1858
解得Xd=0.2678
又由(y-XW)/(X-XW)=(yd-XW)/(Xd-XW)
得(y-0.0206)/(X-0.0206)=(0.4-0.0206)/(0.2678-0.0206)
化简上式得提馏段操作线方程y=1.535x-0.011
(3)求R/Rmin
因为q=0,ye=XF=0.4
所以Xe=ye/[α(α-1)ye]=0.4/(2.47-1.47×0.4)=0.2125
则Rmin=(XD-ye)/(ye-Xe)=(0.929-0.4)/(0.4-0.2125)=2.82
R/Rmin=4/2.82=1.42倍
(4)全回流操作时求y2。
已知Emv,1=0.6,塔顶为全凝器所以y1=XD=0.98,全回流是操作线方程为yn+1=Xn,所以
y*1=αX1/[1+(α-1)X1]=αy2/[1+(α-1)y2]=2.47y2/(1+1.47y2)
则Emv,1=(y1-y2)/(y*1-y2)=(0.98-y2)/{[2.47y2/(1+1.47y2)]-y2}=0.6
整理上式得y22+0.7507y2-1.6667=0
解得y2=0.969,y2=-1.7198(舍去)
所以y2=0.969
干燥
1、在常压流化床干燥器中将颗粒状物料的含水量从0.18降到0.025(干基)。
湿物料处理量为2000kg/h。
已测得在流化状态下该物料的临界含水量为0.02,平衡含水量接近0。
t0=30℃、φ=40%的空气经预热器升温至100℃(对应湿球温度为tw=33℃)后进入干燥器,废气湿度为0.027kg/kg绝干气。
试求:
(1)绝干空气消耗量;
(2)预热器的传热量;
(3)离开干燥器的废气温度及物料温度。
假定空气在干燥器内为等焓过程。
30℃下水的饱和蒸气压为4.242kPa
解:
(1)绝干空气消耗量
H1=H0=0.622φps/(P-φps)
=0.622×0.4×4.242/(101.33-0.4×4.242)
=0.0106kg/kg绝干气
G=G1/(1+X1)=2000/(1+0.18)=1695kg/h
L=G(X1-X2)/(H2-H1)
=1695(0.18-0.025)/(0.027-0.0106)=16020kg/h
(2)预热器的传热量
I0=(1.01+1.88H0)t0+2490H0
=(1.01+1.88×0.0106)×30+2490×0.0106
=57.3kJ/kg绝干气
I1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0
=(1.01+1.88×0.0106)×100+2490×0.0106
=129.4kJ/kg绝干气
则Qp=L(I1-I0)=16020×(129.4-57.3)=11.55×105kJ/h=320.8kW
或Qp=L(1.01+1.88H0)(t0-t1)
=320.8kW
(3)废气温度及物料出口温度
对于等焓干燥过程,符合下列关系:
(1.01+1.88H2)t2+2490H2=I1
(1.01+1.88×0.027)t2+2490×0.027=129.4
解得t2=58.2℃
在恒速干燥阶段,物料表面温度t等于空气的湿球温度tw=33℃。
2、在常压绝热干燥器中将1500kg湿物料从原始含水量18%降到1.5%(均匀湿基)。
t0=25℃、H0=0.010kg/kg绝干气的空气在预热器中升温至90℃后进入干燥器,离开干燥器空气的温度为50℃。
试求:
(1)完成上述干燥任务所需空气量;
(2)预热器中加热蒸汽消耗量(蒸汽的相变热为2205kJ/kg,忽略预热器损失);
(3)干燥系统的热效率;
(4)通过恒定条件下的干燥测得,物料的临界含水量Xc=0.10kg/kg绝干料,平衡含水量X*=0.01kg/kg绝干料;已知干燥面积为48m2,恒速阶段的干燥速率Uc=2.2kg/(m2•h),假定降速阶段干燥速率与自由含水量(X-X*)呈直线关系,则所需干燥时间为若干。
解:
(1)所需空气量
GC=G1(1-ω1)=1500(1-0.18)=1230kg
X1=ω1/(1-ω1)=18/(100-18)=0.2195
X2=1.5/(100-1.5)=0.01523
W=GC(X1-X2)=1230×(0.2195-0.01523)=251.3kg
L=W/(H2-H1)
(1)
由I1=I2
(1.01+1.88×0.01)×90+2490×0.01=(1.01+1.88H2)×50+2490H2
解得H2=0.02593kg/kg绝干气
将有关数值代入式
(1),得
L=251.3/(0.02593-0.01)=1.578×104kg/kg绝干气
Lw=L(1+H0)=1.578×104(1+0.01)=1.594×104kg新鲜气
(2)预热器中加热蒸汽消耗量
Qp=L(1.01+1.88H0)(t1-t0)
=1.578×104(1.01+1.88×0.01)×(90-25)=1.055×106kJ
加热蒸汽消耗量为
Wh=Qp/r=1.055×106/2205=478.6kg
(3)干燥系统的热效率
η=W(2490+1.88t2)/Qp=251.3×(2490+1.88×50)/1.055×106
=0.6157=61.57%
(4)干燥时间
T=GC{(X1-Xc)+(Xc-X*)ln[(Xc-X*)/(X2-X*)]}/SUc
=1230{(0.2195-0.10)+(0.10-0.01)ln[(0.10-0.01)/(0.01523-0.01)]}/(48×2.2)
=4.375h
3、在常压绝热干燥器中用热空气干燥某种湿物料。
空气的有关参数为:
温度为25℃、湿度为0.009kg/kg绝干气,在预热器中升温至t1后进入干燥器离开干燥器的温度为50℃、湿度为0.03kg/kg绝干气。
湿物料进出干燥器的干基含水量分别为0.25及0.025kg/kg绝干料,干燥产品量为0.5kg/s。
试计算:
(1)新鲜空气用量;
(2)预热器的传热量;
(3)空气进入干燥器的温度;
(4)若被干燥物料为热敏性物质,空气进入干燥器的温度不允许超过75℃,试定性分析对原干燥流程应如何改进?
解:
(1)新鲜空气用量LW
G=G2/(1+X2)=0.5/(1+0.025)=0.4878kg/s
W=G(X1-X2)=0.4878×(0.25-0.025)=0.1098kg/s
L=W/(H2-H1)=0.1098/(0.03-0.009)=5.23kg绝干气/s
LW=L(1+H0)=5.23(1+0.009)=5.28kg新鲜空气/s
(2)预热器的热负荷QP
QP=L(I1-I0)
对于绝热干燥器有I1=I2,由题给条件I2和I0均可求得,即
I0=(1.01+1.88H0)t0+2490H0
=(1.01+1.88×0.009)×25+2490×0.009=48.1kJ/kg绝干气
同理I2=(1.01+1.88H2)t2+2490H2
=(1.01+1.88×0.03)×50+2490×0.03=128.0kJ/kg绝干气
则QP=(128-48.1)×5.23=418.0Kw
(3)空气进入干燥器的温度t1
t1由I1反求,理想干燥器的I1=I2,即
(1.01+1.88H1)t1+2490H1=128.0
解得t1=102.8℃
t1也可根据QP求算,即
L(1.01+1.88H0)(t1-t0)=418.0
解得t1=102.8℃
(2)对原流程的改进
采用部分废气循环流程来调节t1不高于75℃。
1.解:
在贮槽液面1-1和高位液面2-2间列柏努利方程式,并以1-1为基准面,可得:
We=g△Z+△p/ρ+△u2/2+Σhf
△Z=12m△u=0△p=0(表压)
Σhf=[λ(l+le/d)+Σζ]u2/2
U=VS/A=2.015×10-3/0.785×0.0382=1.778m/s
Re=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=0.0185
Σhf=[(0.0185×50/0.038)+1.5]×1.7782/2=40.85J/kg
We=12×9.81+40.85=158.5J/kg
wS=VSρ=2.015×103×1260=2.54kg/s
N=We·wS/η=158.5×2.54/0.6=671W=0.671KW
2解:
由总传热速率方程知:
Q=K0S0△Tm
Q=WcCPc(t2-t1)
Wc=VSρ=53×800/3600=11.78kg/s
Q=11.78×2×103×(80-60)=4.17×105w
S0=nлd0L=368×л×0.019×6=131.7m2
△tm=Q/K0S0=4.17×105/110×131.7=32.5℃
△tm=△t1+△t2/2=[(T-60)+(T-80)]/2=32.5
解得T=102.5℃
验算△t2/△t1=(102.5-60)/(102.5-80)=1.82<2合理
3解:
(1)由精馏段操作线方程y=0.8x+0.19知:
R/R+=0.8得R=4
XD/R+1=0.19得XD=0.95
由回收率定义DXD/FXF=0.9
故塔顶产品流量D=0.9×100×0.5/0.95=47.37kmol/h
塔底W=F-D=100-47.37=52.63kmol/h
(2)精馏段上升蒸汽量V为:
V=(R+1)D=(4+1)×47.37=236.9kmol/h
提馏大上升蒸汽量V‘因饱和液体进料(q=1)
故V‘=V=236.9kmol/h
4解:
(1)适宜吸收剂用量LLmin(X1-X2)
其中X1=Y1/m=0.013/0.75=0.0173
X2=0
Lmin=35×(0.013-0.000067)/0.0173=26.2kmol/h
L=2Lmin=2×26.2=52.4kmol/h=52.4×18=943kg/h
(2)气相总传质单元数NOG=1/(1-S)ln[(1-S)(Y1-mX1)/(Y2-mX2)+S]
其中S=mV/L=0.75×35/52.4=0.5
NOG=1/1-0.5ln[(1-0.5)×0.013/0.000067+0.5]=9.16
5解:
(1)蒸发水分量W
W=Gc(X1-X2)
Gc=G1(1-w1)=0.278×(1-0.4)=0.1668kg/s
X1=w1/1-w1=0.4/1-0.4=0.6667
X2=w2/1-w2=0.05/1-0.05=0.05263
W=0.1668×(0.6667-0.05263)=0.1024kg/s
(2)新鲜空气用量L‘绝干空气用量为:
L=W/(H2-H1)
=0.1024/(0.0335-0.0062)=3.751kg/s
L‘=L(1+H1)=3.751×(1+0.0062)=3.774kg/s
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