《化工原理学习指导》答案丁忠伟主编吸收蒸馏干燥计算题Word下载.docx
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5-28.在一填料塔中进行吸收操作,原操作条件下,kYa=kXa=0.026kmol/m3.s,已知液相体积传质系数kXaµ
L0.66。
试分别对m=0.1及m=5.0两种情况,计算当液体流量增加一倍时,总传质阻力减少的百分数。
(1)时
时
所以,阻力减少:
(2)时
5-29.用清水在填料吸收塔中逆流吸收含有溶质A的气体混合物。
进塔气体浓度为0.05(摩尔分率),在操作条件下相平衡关系为Y*=5X,试分别计算液气比为6、5和4时,出塔气体的极限浓度和液体出口浓度。
解
(1),当填料层高度为无穷时,操作线ab与平衡线交于塔顶。
X
b'
Y*=5X
Y
Y1
a'
a
b
习题5-29附图
由物料衡算:
其中
(2),操作线ab与平衡线重叠
,
(3),操作线a’b’与平衡线交于塔底。
5-30.在填料塔中用清水吸收混合气体中的溶质,混合气中溶质的初始组成为0.05(摩尔分率),操作液气比为3,在操作条件下,相平衡关系为Y*=5X,通过计算比较逆流和并流吸收操作时溶质的最大吸收率。
(1)逆流时
在塔底达平衡
(2)并流时
在塔底达平衡,
逆流时溶质吸收率高
5-31.在101.3kPa、35℃的操作条件下,在吸收塔中用清水逆流吸收混合气中的溶质A,欲将溶质A的浓度由0.02(摩尔分率,下同)降至0.001,该系统符合亨利定律,操作条件下的亨利系数为5.52´
104kPa。
若操作时吸收剂用量为最小用量的1.2倍,
(1)试计算操作液气比L/V及出塔液相组成X1。
(2)其它条件不变,操作温度降为15℃,此时亨利系数为1.2´
104kPa,定量计算L/V及X1如何变化。
(1)101.3kPa、35℃下
(2)温度降为15°
5-
1
2
X2
X11
X12
Y3
Y2
(2)
X3
X1
(1)
32.下图为低浓度气体吸收的几种流程,气液平衡关系服从亨利定律,试在Y-X图上定性地画出与各个流程相对应的平衡线和操作线的位置,并用图中表示浓度的符号标明各操作线端点的坐标。
上下
下下下
下
(4)
Y21
Y22
(3)
(习题5-32附图)
Y1bb
E
Y211
上
5-33.用纯溶剂逆流吸收低浓度气体中的溶质,溶质的回收率用h表示,操作液气比为最小液气比的b倍。
相平衡关系为Y*=mX,试以h、b两个参数表达传质单元数NOG。
5-34.在逆流操作的填料吸收塔中,用清水吸收某低浓度气体混合物中的可溶组分。
操作条件下,该系统的平衡线与操作线为平行的两条直线。
已知气体混合物中惰性组分的摩尔流率为90kmol/m2.h,要求回收率达到90%,气相总体积传质系数KYa为0.02kmol/m3.s,求填料层高度。
推动力处处相等。
5-35.直径为800mm的填料吸收塔内装6m高的填料,每小时处理2000m3(25℃,101.3kPa)的混合气,混合气中含丙酮5%,塔顶出口气体中含丙酮0.263%(均为摩尔分率)。
以清水为吸收剂,每千克塔底出口溶液中含丙酮61.2g。
在操作条件下的平衡关系为Y*=2.0X,试根据以上测得的数据计算气相总体积传质系数KYa。
而
5-36.体积流量为200m3/h(18℃、101.3kPa)的空气-氨混合物,用清水逆流吸收其中的氨,欲使氨含量由5%下降到0.04%(均为体积百分数)。
出塔氨水组成为其最大组成的80%。
今有一填料塔,塔径为0.3m,填料层高5m,操作条件下的相平衡关系为Y*=1.44X,问该塔是否合用?
KGa可用下式计算:
KGa=0.0027m0.35W0.36kmol/(m3.h.kPa)
m---气体质量流速,kg/(m2.h);
W---液体质量流速,kg/(m2.h)。
混合气体摩尔流率:
混合气体平均分子量:
混合气体质量流速:
惰性组分摩尔流率:
又
液体质量流速:
所以,该塔不合适。
5-37.混合气中含0.1(摩尔分率,下同)CO2,其余为空气,于20℃及2026kPa下在填料塔中用清水逆流吸收,使CO2的浓度降到0.5%。
已知混合气的处理量为2240m3/h(标准状态下),溶液出口浓度为0.0006,亨利系数E为200MPa,液相总体积传质系数KLa为50m3/h,塔径为1.5m。
试求每小时的用水量(kg/h)及所需填料层的高度。
液体流量
相平衡常数
5-38.有一常压吸收塔,塔截面为0.5m2,填料层高为3m,用清水逆流吸收混合气中的丙酮(丙酮的分子量为58kg/kmol)。
丙酮含量为0.05(摩尔比,下同),混合气中惰性气体的流量为1120m3/h(标准状态)。
已知在液气比为3的条件下,出塔气体中丙酮含量为0.005,操作条件下的平衡关系为Y*=2X。
试求:
出塔液中丙酮的质量分率;
气相总体积传质系数KYa(kmol/m3·
s)
若填料塔填料层增高3m,其它操作条件不变,问此吸收塔的吸收率为多大?
S=m/(L/V)=2/3=0.667
(Y1-mX2)/(Y2-mX2)=Y1/Y2=0.05/0.005=10
kmol/(m3·
(3)z’=3+3=6m
S、HOG不变,
解得:
=0.00109
5-39.在逆流操作的填料吸收塔中,用清水吸收含氨0.05(摩尔比)的空气—氨混合气中的氨。
已知混合气中空气的流量为2000m3/h(标准状态),气体空塔气速为1m/s(标准状态),操作条件下,平衡关系为,气相总体积传质系数,采用吸收剂用量为最小用量的1.5倍,要求吸收率为98%。
(1)溶液出口浓度;
(2)气相总传质单元高度和气相总传质单元数;
(3)若吸收剂改为含氨0.0015(摩尔比)的水溶液,问能否达到吸收率98%的要求,为什么?
不可能达到98%
5-40.在一充有25mm阶梯环的填料塔中,用清水吸收混合气体中的NH3。
吸收塔在20℃及101.3kPa(绝压)的条件下逆流操作,气液相平衡关系为。
已知混合气流率为0.045kmol/m2·
s,NH3入塔浓度为0.05(摩尔分率),吸收率为99%,操作液气比为最小液气比的1.5倍,填料层高度为8.75m,试求:
(1)气相总体积传质系数;
(2)塔底截面处NH3吸收的体积传质速率。
=1.5×
0.744=1.116
由
因为X2=0且
又因
得
NAa(全塔衡算,总传质速率方程)
得X1=0.0444,
=0.0553(0.05-0.752×
0.0444)
=9.19×
10-4kmol/m3·
s
5-41.在常压逆流连续操作的吸收塔中用清水吸收混合气中的A组分。
混合气中惰性气体的流率为30kmol/h,入塔时A组分的浓度为0.08(摩尔比),要求吸收率为87.5%,相平衡关系为Y*=2X,设计液气比为最小液气比的1.43倍,气相总体积传质系数KYa=0.0186kmol/m3·
s,且KYaµ
V0.8,取塔径为1m,试计算:
(1)所需填料层高度为多少?
(2)设计成的吸收塔用于实际操作时,采用10%吸收液再循环流程,即LR=0.1L,新鲜吸收剂用量及其它入塔条件不变,问吸收率为多少?
(2)吸收液再循环
此时吸收剂入口浓度:
因为,V不变,所以不变,即不变
不变
此时
将式
(2)代入式
(1),解之:
5-42.含苯1.96%(体积)的煤气用平均摩尔质量为260kg/kmol的洗油在一填料塔中逆流吸收,以回收其中95%的苯,煤气流率为1200kmol/h,塔顶进入的洗油中含苯0.5%(摩尔分率),洗油用量为最小用量的1.3倍,吸收塔在101.3kPa、27°
C下操作,此时平衡关系为Y*=0.125X。
从吸收塔塔底引出的富油经加热后送入解吸塔顶,塔底通入水蒸汽,使苯从洗油中解吸出来,脱苯后的洗油冷却后送回吸收塔塔顶。
水蒸气用量为最小用量的1.2倍,解吸塔在101.3kPa、120℃下操作,气液平衡关系为Y*=3.16X。
求洗油的循环用量和水蒸汽用量(kg/h)。
V,Y1
V,Y2
V’,Y’1
V’,Y’2
L,X2
L,X1
吸收塔
洗油用量:
吸收剂(洗油)出塔浓度
(2)解吸塔
水蒸汽用量:
5-43.用一填料层高度为3m的吸收塔,从含氨6%(体积分率)的空气中回收99%的氨。
混合气体的质量流率为620kg/m2·
h,吸收剂为清水,其质量流率为900kg/m2·
h。
在操作压力101.3kPa、温度20°
C下,相平衡关系为Y*=0.9X。
体积传质系数kGa与气相质量流率的0.7次方成正比。
吸收过程为气膜控制,气液逆流流动。
试计算当操作条件分别做下列改变时,填料层高度应如何改变才能保持原来的吸收率:
(1)操作压力增大一倍;
(2)液体流率增大一倍;
(3)气体流率增大一倍。
原工况:
水的摩尔流率:
压力增大一倍
因为,而
所以压力增大一倍,不变,不变
(2)液体流率增大一倍
气膜控制,不变,不变
(3)气体流率增大一倍
5-44.在填料层高度为4m的常压填料塔中,用清水吸收混合气中的可溶组分。
已测得如下数据:
混合气可溶组分入塔组成为0.02,排出吸收液的浓度为0.008(以上均为摩尔比),吸收率为0.8,并已知此吸收过程为气膜控制,气液平衡关系为Y*=1.5X。
(1)计算该塔的HOG和NOG;
(2)操作液气比为最小液气比的倍数;
(3)若法定的气体排放浓度必须£
0.002,可采取哪些可行的措施?
并任选其中之一进行计算,求出需改变参数的具体数值;
(4)定性画出改动前后的平衡线和操作线。
X’1
Y*=1.5X
Y2a
Y'
2a'
原操作线ab
新操作线a'
(3)可采取的措施:
a.增加填料层高度
不变(V不变,气膜控制不变)
X'
b.增大用水量
因为V不变,气膜控制,所以不变,不变
又不变,所以也不变
即
试差
或由图,查得
5-45.空气和CCl4混合气中含0.05(摩尔比,下同)的CCl4,用煤油吸收其中90%的CCl4。
混合气流率为150kmol惰气/(m2.h),吸收剂分两股入塔,由塔顶加入的一股CCl4组成为0.004,另一股在塔中一最佳位置(溶剂组成与塔内此截面上液相组成相等)加入,其组成为0.014,两股吸收剂摩尔流率比为1:
1。
在第二股吸收剂入口以上塔内的液气比为0.5,气相总传质单元高度为1m,在操作条件下相平衡关系为Y*=0.5X,吸收过程可视为气膜控制。
(1)第二股煤油的最佳入塔位置及填料层总高度;
(2)若将两股煤油混合后从塔顶加入,为保持回收率不变,所需填料层高度为多少?
(3)示意绘出上述两种情况下的操作线,并说明由此可得出什么结论?
在上半段进行物料衡算:
V,Y2
V,Y1
L,X1
L1,X21
L2,X22
因为最佳位置进入,所以
在下半段进行物料衡算:
Yi
X21
X’2
X22
Y*=mX
∵气膜控制,V不变,不变,所以不变
(2)当两股吸收剂混合进料时
出口:
(3)见图。
由此可见,吸收剂混合后进塔,操作线靠近平衡线,传质推动力下降,故所需填料层高度较高。
不同浓度的两股吸收剂之间混合与分离的目的是背道而驰的,混合过程降低了吸收过程的推动力,对吸收分离是不利的,增加吸收塔高。
5-46.逆流吸收-解吸系统,两塔的填料层高度相同。
已知吸收塔入塔的气体组成为0.0196,要求回收率为95%,入塔液体组成为0.006(均为摩尔分率)。
操作条件下吸收系统的气液平衡关系为Y*=0.125X,液气比为最小液气比的1.4倍,气相总传质单元高度为0.5m;
解吸系统用过热蒸汽吹脱吸收液中的溶质,其气液平衡关系为Y*=2.5X,汽液比为0.4,试求:
吸收塔出塔液体组成;
吸收塔的填料层高度;
解吸塔的气相总传质单元高度;
欲将吸收塔的回收率提高到96%,应采取哪些措施?
(定性分析)
由全塔物料衡算:
(2)计算z
填料层高度:
(3)解吸塔
物料衡算:
∵吸收塔与解吸塔填料层高度相同。
∴
(4)1)增大吸收塔内的液气比,2)降低吸收剂浓度。
蒸馏
某二元混合物蒸汽,其中轻、重组分的摩尔分数分别为0.75和0.25,在总压为300kPa条件下被冷凝至40℃,所得的汽、液两相达到平衡。
求其汽相摩尔数和液相摩尔数之比。
已知轻、重组分在40℃时的蒸汽压分别为370kPa和120kPa。
两相中,
设汽相摩尔量为V,液相摩尔量为L,总量为F,则
由以上两式可得:
事实上,汽液平衡体系中,两相的摩尔量比值服从杆杠定律。
苯和甲苯组成的理想溶液送入精馏塔中进行分离,进料状态为汽液共存,其两相组成分别如下:
,。
用于计算苯和甲苯的蒸汽压方程如下:
其中压强的单位为Pa,温度的单位为℃。
(1)该进料中两组份的相对挥发度为多少?
(2)进料的压强和温度各是多少?
(提示:
设进料温度为92℃)
(1)混合物中两组分的相对挥发度:
(2)设进料温度为92℃,则
由此求得体系的相对挥发度为:
其值与
(1)中所求相对挥发度足够接近,故可认为进料温度为92℃。
体系总压为:
一连续精馏塔分离二元理想混合溶液,已知某层塔板上的气、液相组成分别为0.83和0.70,与之相邻的上层塔板的液相组成为0.77,而与之相邻的下层塔板的气相组成为0.78(以上均为轻组分A的摩尔分数,下同)。
塔顶为泡点回流。
进料为饱和液体,其组成为0.46,塔顶与塔底产量之比为2/3。
(1)精馏段操作线方程;
(2)提馏段操作线方程。
(1)精馏段操作线方程:
将该板和上层板的汽液相组成代入有:
(a)
再将该板和下层板的汽液相组成代入有:
(b)
联解(a)、(b)两式可得:
则精馏段的操作线方程为:
(2)提馏段操作线方程:
,,(泡点进料),代入上式可得:
(c)
可得。
将有关数据代入式(c)可得提馏段操作线方程为:
如图所示,用精馏塔分离二元混合物,塔顶有一分凝器和一个全凝器。
分凝器引出的液相作为回流液,引出的气相进入全凝器,全凝器引出的饱和液相作为塔顶产品。
泡点进料,进料量为180kmol/h,其组成为0.48(轻组分的摩尔分数,下同)。
两组分的相对挥发度为2.5
,回流比为2.0。
要求塔顶产品浓度为0.95,塔底产品浓度为0.06,求
(1)分凝器和全凝器的热负荷分别是多少?
(2)再沸器的热负荷是多少?
(3)理论上再沸器的最低热负荷是多少?
已知塔顶蒸汽冷凝相变焓为22100kJ/kmol,塔底液体汽化相变焓为24200kJ/kmol习题6-34附图
求冷凝器和再沸器的热负荷,首先求出两者中的冷凝量和汽化量。
(1)全凝器冷凝量
全凝器热负荷:
分凝器冷凝量:
分凝器热负荷:
(认为分凝器中的蒸汽和全凝器中的蒸汽冷凝潜热近似相等)
(2)再沸器蒸发量:
再沸器热负荷:
(3)在产品产量和纯度要求一定的情况下,再沸器的热负荷取决于回流比R。
R越小则热负荷越小。
所以,再沸器的最小热负荷与最小回流比对应。
饱和液体进料,最小回流比可计算如下:
某二元连续精馏塔,操作回流比为2.8,操作条件下体系平均相对挥发度为2.45。
原料液泡点进料,塔顶采用全凝器,泡点回流,塔釜采用间接蒸汽加热。
原料液、塔顶馏出液、塔釜采出液浓度分别为0.5、0.95、0.05(均为易挥发组分的摩尔分数)试求:
(2)由塔顶向下数第二板和第三板之间的汽、液相组成;
(3)提馏段操作方程;
(4)由塔底向上数第二和第三块板之间的汽、液相组成。
(1)精馏段操作线方程:
(2)由相平衡方程可得:
(3)提馏段操作线方程推导:
(4)由提馏段操作线方程可得:
用常压连续操作的精馏塔分离苯和甲苯混合液,已知进料含苯0.6(摩尔分数),进料状态是汽液各占一半(摩尔数),从塔顶全凝器中送出的馏出液组成为含苯0.98(摩尔分数),已知苯-甲苯系统在常压下的相对挥发度为2.5。
(1)进料的气、液相组成;
(2)最小回流比。
(1),进料状态为汽液各占一半(摩尔数)
作易挥发组分的质量衡算:
又有相平衡方程:
联立求解,得,。
所以,进料的液相组成为0.49,汽相组成为0.71。
(2),线方程为:
联立求解和,可得交点坐标为,
所以:
在常压连续精馏塔中分离二元理想混合物。
塔顶蒸汽通过分凝器后,3/5的蒸汽冷凝成液体作为回流液,其浓度为0.86。
其余未凝的蒸汽经全凝器后全部冷凝,并作为塔顶产品送出,其浓度为0.9(以上均为轻组分的摩尔分数)。
若已知操作回流比为最小回流比的1.2倍,泡点进料,试求:
(1)第一块板下降的液体组成;
(2)原料液的组成。
解
(1)回流比:
由相平衡关系
由精馏段操作线方程得:
由相平衡方程可求得
(2)原料液的组成
因为,所以
当采用泡点进料时,,即
(a)(b)
联立求解(a)、(b)式,可得
某二元混合物含易挥发组分为0.15(摩尔分数,下同),以饱合蒸汽状态状态加入精馏塔的底部(如附图所示),加料量为100kmol/h,塔顶产品组成为0.95,塔底产品组成为0.05。
已知操作条件下体系平均相对发度为2.5。
试求:
习题6-38附图
(1)该塔的操作回流比;
(2)由塔顶向下数第二层理论板上的液相浓度
(1)全塔质量衡算:
根据恒摩尔流假定,塔内上升蒸汽量应等于进料量,即V=F=100kmol/h。
由可得:
(2)操作线方程为:
1kmol/s的饱和蒸汽态的氨-水混合物进入一个精馏段和提馏段各有1块理论塔板(不包括塔釜)的精馏塔,进料中氨的组成为0.001(摩尔分数)。
塔顶回流为饱和液体,回流量为1.3kmol/s。
塔底再沸器产生的汽相量为0.6kmol/s。
若操作范围内氨-水溶液的汽液平衡关系可表示为y=1.26x,求塔顶、塔底的产品组成。
习题6-39附图
参见本题附图,该塔共有包括塔釜在内的三块理论板。
饱和蒸汽进料,则
由相平衡方程:
由精馏段操作线方程:
由提馏段操作线方程:
所以
全塔物料衡算:
常压下在一连续操作的精馏塔中分离苯和甲苯混合物。
已知原料液中含苯0.45(摩尔分数,下同),汽液混合物进料,汽、液相各占一半。
要求塔顶产品含苯不低于0.92,塔釜残液中含苯不高于0.03。
操作条件下平均相对挥发度可取为2.4。
操作回流比R=1.4Rmin。
塔顶蒸汽进入分凝器后,冷凝的液体作为回流流入塔内,未冷凝的蒸汽进入全凝器冷凝后作为塔顶产品,如图所示。
(1)q线方程式;
(2)精馏段操作线方程式。
(3)回流液组成和第一块塔板的上升蒸汽组成
习题6-40附图
(2)求q线与精馏段操作线交点坐标
某二元理想溶液,其组成为xF=0.3(易挥发组分摩尔分数,下同),流量为F=100kmol/h,以泡点状态进入连续精馏塔,回流比为2.7。
要求塔顶产品纯度xD=0.9、塔釜产品浓度为xW=0.1。
操作条件下体系的平均相对挥发度为2.47,塔顶全凝器,泡点回流。
用逐板计算法确定完成分离任务所需的理论板数。
相平衡方程①
精馏段操作线方程:
②
全塔质量衡算:
提馏段操作线方程:
③
逐板计算中间结果如下:
从计算结果来看,达到分离要求需要9块理论板(包括塔釜一块),其中精馏段5块,第6块板进料。
设计一分离苯-甲苯溶液的连续精馏塔,料液含苯0.5,要求馏出液中含苯0.97,釜残液中含苯低于0.04(均为摩尔分数),泡点加料,回流比取最小回流比的1.5倍,苯与甲苯的相对挥发度平均值取为2.5,试用逐板计算法求所需理论板数和加料位置。
求回流比
泡点加料
上式与q线方程联立求解,可得
由点与点可得提馏段操作线方程:
汽液平衡方程为
从塔顶开始计算: