【正文】 試求吸收總系數(shù)和氣膜阻力在總阻力中所占的分率。甲醇在氣液兩相中的濃度很低，平衡關(guān)系服從亨利定律。在操作條件下，氣液平衡關(guān)系為，式中：p—?dú)庀嘀械陌钡姆謮海?；x—液相中氨的摩爾分率。試求氨溶液的最大濃度。第八章 吸 收81 100克純水中含有2克，試以摩爾比表示該水溶液中的組成。計(jì)算結(jié)果列表如下：nC4nC5nC6nC7nC8nC9nC10Σ進(jìn)料量100進(jìn)料組成塔頂量000塔頂組成000塔底量00塔底組成00726 試簡(jiǎn)要說(shuō)明為何在原油蒸餾塔中，恒摩爾流假設(shè)完全不成立？答：原油是一個(gè)復(fù)雜的混合物，各組分之間的性質(zhì)差異較大，即為非理想物系。試計(jì)算塔頂產(chǎn)品及塔底產(chǎn)品中各組分的組成為多少？組分nC4nC5nC6nC7nC8nC9nC10摩爾分率解：以nC7為重關(guān)鍵組分，nC6為輕關(guān)鍵組分，進(jìn)行清晰分割計(jì)算。試用恩德伍德公式計(jì)算達(dá)到上述分離要求時(shí)的最小回流比。求該精餾塔的最少理論塔板數(shù)?？山普J(rèn)為該物系為理想物系。722 某液相混合物的組成為：、（均為摩爾分率）。解：應(yīng)首先從塔底將具有腐蝕性的D分出，減少其對(duì)后繼設(shè)備的腐蝕。721 有A、B、C、D四種組分組成的理想溶液，其中A、B兩種組分含量少且揮發(fā)度相近，D具有腐蝕性。 簡(jiǎn)捷算法：t，℃xyαt，℃xyα00 得 根據(jù)吉立蘭方程： 由 得 ⑵由物料衡算方程求塔頂塔底流量： 帶入數(shù)據(jù)： 解得： 冷凝器熱負(fù)荷： 再沸器熱負(fù)荷： 720 在精餾塔的操作中，若進(jìn)料量及塔底再沸器熱負(fù)荷不變，而進(jìn)料組成因故降低，試分析塔頂產(chǎn)品組成如何變化？可采取什么措施使不變？解：若進(jìn)料量及塔底再沸器熱負(fù)荷不變，而降低，由于塔設(shè)備一定，即塔板數(shù)不變，則由相圖中可看出降低。K)。操作條件下各組分的液相平均比熱分別為：(kmol試計(jì)算飽和液體進(jìn)料時(shí)：⑴所需的理論塔板數(shù)；⑵冷凝器及再沸器的熱負(fù)荷。 719 （摩爾分率，下同）。 ②（不包括塔釜）。①泡點(diǎn)液體進(jìn)料；②20℃的過(guò)冷液體進(jìn)料；③進(jìn)料中氣體量占2/3（摩爾比）的氣液兩相進(jìn)料。原料流量為1500kg/h。解：由圖75的平衡數(shù)據(jù)做相圖，畫(huà)梯級(jí)圖求理論塔板： 已知：， ， （不包括塔釜） 全塔效率：718 在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合物。試求全塔效率。塔頂產(chǎn)品及塔釜?dú)堃褐屑状冀M成分別為：。從這三個(gè)數(shù)據(jù)可以得到什么結(jié)果？解：對(duì)于全回流操作，操作線方程為 則相應(yīng)的: 氣相單板效率：由平衡方程： 得各液相組成的平衡氣相組成為： 則板效率： 液相單板效率：由得 則各氣相組成的平衡液相組成為： 則板效率： 從結(jié)果中可以看出，對(duì)于同一塊塔板來(lái)說(shuō)其液相和氣相默弗里板效率并不一定相等；對(duì)于不同塔板來(lái)說(shuō)其液相或氣相默弗里板效率也并不一定相等?；? 716 為測(cè)定塔內(nèi)某種塔板的效率，在常壓下對(duì)苯甲苯物系進(jìn)行全回流精餾。715 以簡(jiǎn)捷計(jì)算法解上題。解：先將質(zhì)量分率化為摩爾分率： 進(jìn)料： 塔底： 相平衡方程： ⑴根據(jù)相平衡方程及物料衡算可求出進(jìn)料的氣液組成： 可解得： ⑵由于，則q線方程為： q線與相平衡線的交點(diǎn)： 可解得： 則最小回流比714 若例77的精餾塔在常壓下操作，在題示范圍內(nèi)，可取平均相對(duì)揮發(fā)度為，泡點(diǎn)液體進(jìn)料，回流比R=4。（以上均為質(zhì)量分率）。解：已知，則可得出相平衡方程： q線方程： q線與相平衡線相交，交點(diǎn)為，則聯(lián)立兩方程 可解得 具有最小回流比時(shí)的精餾段操作線即點(diǎn)與點(diǎn)的連線，此時(shí)有 ⑴當(dāng)時(shí)， ⑵當(dāng)時(shí)，713 。試計(jì)算以下兩種情況下的最小回流比。 ⑵塔頂組成： 根據(jù)相平衡 在第一塊理論板處列物料衡算方程： 整理方程得： ① 在第二塊理論板處列物料衡算方程： 整理方程得： ② 在塔底部分列物料衡算方程： 整理方程得： ③ 聯(lián)立①②③得：, 塔頂或由總物料衡算： 帶入數(shù)據(jù)： 解得：712 擬設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔處理某二元混合物。試求：⑴從每塊理論板流下的液體量；⑵塔頂及塔底產(chǎn)物的組成。塔底液體在再沸器中部分氣化，其中氣相返回塔底，液相則作為塔底殘液從再沸器抽出。 ⑷已知q線方程為，根據(jù) 則有： 可解得 711 某精餾塔內(nèi)有兩塊理論板，塔頂裝有全凝器，塔底裝有再沸器（見(jiàn)題圖）。710 在一連續(xù)精餾塔中，已知精餾段操作線方程為，q線方程為：。⑴試求餾出液和釜液的流量及組成，用及摩爾分率表示；⑵，試求精餾段操作線方程，并指出斜率及截距各為多少？⑶若進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，試求提餾段操作線，并寫(xiě)出斜率及截距各為多少？解：先將質(zhì)量分率化為摩爾分率： 進(jìn)料： 塔底： 進(jìn)料摩爾數(shù)： ⑴由于 則 列全塔物料衡算方程： 帶入數(shù)據(jù)： 解得： 塔頂組成： ⑵精餾段操作線方程： 。%的苯，釜液中含苯不超過(guò)2%（以上均為質(zhì)量%）。認(rèn)為塔內(nèi)氣、液相符合恒摩爾流假設(shè)。若原料流量為。試求氣、液相的組成是多少？定性說(shuō)明若冷凝量增加時(shí)，氣、液相組成將如何變化？解：冷凝氣相量的1/3時(shí)， 根據(jù)物料衡算方程：和相平衡方程： 帶入數(shù)據(jù)聯(lián)立方程得 整理方程得： 解方程得 若冷凝量增加時(shí)，從相圖中可以看出，氣相組成增大，液相組成亦增大。 比較簡(jiǎn)單蒸餾和閃蒸兩種蒸餾方式：閃蒸為一次氣液相平衡，簡(jiǎn)單蒸餾為多次氣液相平衡。解：簡(jiǎn)單蒸餾時(shí)：作為理想溶液的苯甲苯溶液的 通過(guò)試差可解得： 假設(shè)餾出液組成為x3，根據(jù)物料衡算有： 即用簡(jiǎn)單蒸餾餾出總量的1/。方法二：由可計(jì)算出各溫度下的相對(duì)揮發(fā)度，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表：x0y0α0x1y1α 從數(shù)據(jù)中可以看出，α在不同溫度下差異較大，因此不能作為理想溶液處理。74 ，乙苯苯乙烯物系的相平衡數(shù)據(jù)（摩爾分率）如下表：t℃xy試計(jì)算各溫度下的相對(duì)揮發(fā)度及在題中給定溫度范圍的平均相對(duì)揮發(fā)度，并寫(xiě)出以相對(duì)揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系式：解：由可計(jì)算出各溫度下的相對(duì)揮發(fā)度，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表：t℃xyα 則算術(shù)平均值 相平衡關(guān)系式： 則幾何平均值 相平衡關(guān)系式：75 甲醇（A）水（B），試分析這一混合溶液是否可以看作理想溶液。A、B、C物系的安托萬(wàn)常數(shù)，無(wú)因次。73 已知某精餾塔塔頂氣相的溫度為82℃，使用全凝器時(shí)，試求該塔塔頂?shù)牟僮鲏毫Α＝猓河杀?1可得各溫度下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)：溫度℃液相組成氣相組成72 試根據(jù)上題的txy圖，計(jì)算：⑴氣體開(kāi)始冷凝的溫度及此時(shí)冷凝液的組成；⑵若將氣相冷凝，冷卻至100℃，物系的相態(tài)及各相組成；⑶將全部氣相剛好冷凝下來(lái)的溫度及此時(shí)液相及氣相的瞬間組成。 設(shè),查圖627（P226）得煙氣黑度為 ⑸總輻射交換因素F： 由圖628（P227），根據(jù)， 可查得F= ⑹輻射室熱平衡： 根據(jù) 其中熱損失 煙氣帶走的熱量損失：由圖623（P219）中， 可查得 輻射室的熱效率： 輻射段總吸熱量： ⑺輻射室煙氣出口溫度： 已知原料輻射室溫度為290℃，出輻射室溫度為370℃ 則管壁溫度可估算為 根據(jù)圖624（P223），取的曲線 在圖上定出A點(diǎn)：， 再假設(shè)，由上面的方法可求出： ，F(xiàn)=， 在圖上定出B點(diǎn)：， 在圖中連接A、B兩點(diǎn)與相交，可得交點(diǎn)坐標(biāo) ， ⑻輻射室的熱效率： 由可計(jì)算得，F(xiàn)=， ⑼輻射管表面熱強(qiáng)度： ⑽能否完成任務(wù)： 輻射室能滿足要求第七章 蒸 餾71 試根據(jù)表71所列出的苯甲苯的飽和蒸汽壓與溫度的數(shù)據(jù)。油品的流量為，K=12，燃料氣的密度為，其用量為，燃料的低發(fā)熱值為，輻射室出口的煙氣溫度及輻射管表面熱強(qiáng)度及輻射室的熱效率。解：20根管呈雙排錯(cuò)列，則管排的冷平面面積： 角系數(shù)由P224圖625可查得各種情況下的角系數(shù)： ⑴管排總的當(dāng)量冷平面面積： 由查圖625中A線，得角系數(shù) ⑵第一排管的當(dāng)量冷平面面積： 由查圖625中c線，得角系數(shù) ⑶第二排管的當(dāng)量冷平面面積： 由查圖625中E線，得角系數(shù) ⑷第一排管接受直接輻射的當(dāng)量冷平面面積： 由查圖625中D線，得角系數(shù) ⑸第二排管接受直接輻射的當(dāng)量冷平面面積： 由查圖625中F線，得角系數(shù) 610 已知某圓筒爐輻射室的尺寸如下：爐膛直徑5518mm，；輻射管，管心距為304mm，有效長(zhǎng)度為12m，共計(jì)52根，兩路并聯(lián)，單排排列。解：根據(jù)燃燒反應(yīng)： 由此可知?dú)馔耆紵龝r(shí)需要，即 實(shí)際空氣用量： 如果認(rèn)為煙氣中只有，則有組分CH4O2N2CO2H2O∑燃燒前100燃燒后012分析組成%100干基組成%010069 由20根，長(zhǎng)10m的管子排成雙排管，管心距S1為管外徑的2倍，管排一面受輻射，一面受反射。解：燃料油的族組成： 67 已知燃料氣的組成如下，試求其低發(fā)熱值及理論空氣用量。設(shè)油品對(duì)管壁的對(duì)流傳熱系數(shù)為，管壁熱阻和污垢熱阻可忽略不計(jì)，試求此時(shí)每米管長(zhǎng)的熱損失。解：熱電偶的熱端既與熱空氣進(jìn)行對(duì)流傳熱，又與管內(nèi)壁進(jìn)行輻射換熱，當(dāng)熱電偶的讀數(shù)穩(wěn)定時(shí)，上述兩個(gè)熱量達(dá)到平衡，即 熱電偶與熱空氣的對(duì)流傳熱： 熱電偶與管壁的輻射傳熱： 其中 式中下標(biāo)1為熱電偶，2為管壁 誤差： 如果在熱電偶外加一遮熱罩，可以減少測(cè)量誤差。已知由空氣至熱電偶熱端的對(duì)流傳熱膜系數(shù)為，試求由于熱電偶與管壁之間的輻射傳熱而引起的測(cè)量誤差，空氣流的真實(shí)溫度。63 兩塊平行放置的平板，表面1，2的溫度分別為527℃及27℃，板間距離遠(yuǎn)小于板的寬度和高度，試求：⑴各板的本身輻射；⑵各板的有效輻射，投入輻射，反射輻射；⑶兩板間單位面積上的輻射換熱量。解：對(duì)于黑體： 兩平行板的角系數(shù)φ可由圖65查得φ= 兩平板間的輻射換熱量： 62 兩極大平行平面進(jìn)行輻射傳熱，、若在兩平面間放置一極大的拋光鋁遮熱板（），試計(jì)算傳熱量減少的百分?jǐn)?shù)。第六章 管式加熱爐61 兩塊相互平行的黑體長(zhǎng)方形平板,其尺寸為12m，間距1m。試選擇一臺(tái)適宜型號(hào)的列管式換熱器。527 某工廠需要一臺(tái)列管式換熱器，℃冷卻到35℃，苯的流量為。蒸汽在管外冷凝[其對(duì)流傳熱系數(shù)可取]，空氣在管內(nèi)流動(dòng)，兩側(cè)污垢熱阻及管壁熱阻可忽略不計(jì)，試核算該換熱器能否完成上述傳熱任務(wù)。若兩流體呈并流流動(dòng)，傳熱系數(shù)不變，試問(wèn)傳熱面積為多少？解：換熱器的熱負(fù)荷為： 可解得 由此