2022年食品工程原理复习概要 .pdf

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1、1 化工原理复习概要第 1 部分填空题1.毫米汞柱换为帕的换算因数是 1.01325 105/760=132.29 2. 已知汽油、轻油、柴油、的密度分别为700kg/m3，760kg/m3和 900kg/m3，当三油的质量百分数分别是20% 、 30% 和 50% 时，则混合液体的密度为（0.2/700+0.3/760+0.5/900）=809 kg/m3。3. 由于空气的密度远小于液体的密度，叶轮带动空气旋转所产生的离心力不足以造成吸上液体所需的真空度，液体不能被吸上，此现象称为气缚。离心泵由于安装高度不合适，致使叶轮入口处液体气化，后又被高压流体填补气泡破灭后形成的空间，产生“水锤”冲击

2、，使叶轮受破坏的现象称为汽蚀。4.从推动力考虑，过滤的方法有：重力过滤； 加压过滤；真空过滤； 离心过滤。5.直径为 65 微米的石英颗粒（密度为2600kg/m3）在 20水中（密度为998kg/m3，粘度1cP）的沉降速度U= 3.69 103 m/s 。6. 对 流 传 热 的 热 阻 主 要 集 中 在滞 流 内 层中 ， 因 此减 薄 滞 流 内 层的厚度，是强化对流传热的重要途径。7. 多效蒸发的效数受经济和技术条件的限制：经济上的限制是增加效数可节省蒸气用量，但设备费用会增加；技术上的限制是效数越多温度差损失越大，各效分得的温度差太小使蒸发操作无法进行。8.相对挥发度是指两组分挥

3、发度之比。相对挥发度 值的大小可以用来判断某种混合液能否用普通蒸馏方法分开及其可被分离的难易程度。9. 板式塔板的负荷性能图上通常包含有液泛夹带上限线、 液泛线、液相负荷上限线、漏液线、 液相负荷下限线等五条线以确定塔板的操作范围。10.吸收是分离气体混合物的重要单元操作，它是利用混合气体中各组分在所选吸收剂中的溶解度不同而分离混合物的。 能够溶解于液体中的气体组分称为吸收质（或溶质），而不被吸收的气体称为惰性气体（或载体）。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 1 页，共

4、 20 页 - - - - - - - - - 2 第 2 部分 选择题1. 图示管路装有A、B两个阀门，从左至右分别有p1、p2、p3、p4四只压强表。 试判断：A阀不变， B阀关小时，（p2-p3）的变化情况。变大变小不变2.不会造成离心泵汽蚀的是：。提高安装高度在入口管路装阀门入口管漏气减小入口管的直径3. 板框过滤机恒压下过滤时间后，滤饼充满滤框，现用框厚减半的压滤机，同一操作压差下过滤至满框，则所需过滤时间为= (忽略滤布阻力)。 1 0.5 0.25 2 4. 圆管内强制湍流，体积流量为V，管径为 d 时，给热系数为l；若管径不变而流量减少一半，此时给热系数为2，则 2= l 。

5、1 0.5 1.74 0.575 5.低浓度逆流吸收塔设计中，若气体流量、进出口组成及液体进口组成一定，减小吸收剂用量，设备费用将。增大减少不变6. 某吸收过程LV 很小，无法很好地将塔内的填料润湿，若将塔底液体部分返回至塔 顶 ， 则 Ym减 小 ，但Y2可 能 会 减 小， Xl可 能 会 增 大 ， 其 原 因是，说明返混不一定总是有害的。入塔吸收剂浓度升高总传质系数变小总传质系数变大7.连续精馏操作，原工况为泡点进料，现由于某种原因原料温度降低，使q1，进料浓度 xF， 塔顶采出率DF 及进料位置均保持不变。试判断：如果塔釜蒸汽量V保持不变，则塔顶冷量Qc 将。变大不确定不变变小8.

6、下列哪一种状况属于板式塔的不利因素而不是不正常操作状态？过量液沫夹带造成液泛液体在塔板上的行程不同造成液流的速度分布溢流液泛严重漏液9. 分别采用单级萃取与二级错流萃取分离同一种液体混合物，若要求两者所得萃取液含量相同，前者所需溶剂量后者所需溶剂量。大于 小于 等于10. 总压恒定时，若某湿空气的干球温度一定，而湿球温度tw 增大，则相对湿度。变小不确定变大不变答案：1.（2） ；2.（3） ；3.（3） ；4.（4） ；5.（1） ；6.（3） ；7.（4） ；名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 -

7、- - - - - - 第 2 页，共 20 页 - - - - - - - - - 3 8.（2） ；9（1） ；10（3）第 3 部分第 1、2 章流体流动及机械1. 有一高位槽输水系统，高位槽的液面保持不变，上部为常压。 高位槽底部接内径为38mm长为 58m 的总管 AB ，在 AB 管的末端 B 处再并列接两根支管BC 和 BD，C 端和 D 端的高度一致，且都在高位槽液面下方11m 处 （此处常压） ， BC 支管的内径为32mm、 长度为 12.5m，BD 支管的内径为26mm、长为 14m，各管长均包括管件及阀门全开时的当量长度（但不包含 A 处的入口阻力损失和C、 D 处的出

8、口阻力损失） 。 AB 与 BC 管段的摩擦系数均可取为 0.03。管段 BD 的绝对粗糙度可取为 0.15mm。在所有阀门全开时，假设BD 支管内的摩擦系数 =0.034 ，试计算两支管的排水量各为若干m3/h？因有假设，问此计算结果是否有效？正确答案是什么？已知水的密度为1000kg/m3，粘度为0.001Pas， 计算式为1218.71.7 42 lg ()Red。解：（1）列支管的Bernoulli 方程，得到支管速度关系以 B 处水平截面为上游截面B-B ，BC 管出口外侧为下游截面C-C，BD 管出口外侧为下游截面 D-D ，并以 C-C 处的水平面为位能基准面。在B-B 和 C-

9、C 截面间列伯努利方程，及在 B-B 和 D-D 截面间列伯努利方程：22,22CCBBBCf BCupupgzgzh，22,22BBDDBDf BDupupgzgzh22,22CDf BCf BDuuhh2212.514(0.031)(0.0341)1.230.03220.0262CDCDuuuu（2）总管与支管速度关系由总管和支管间的物料衡算关系，得到222220.0380.0320.0261.230.0320.0261.34ACDDDADuuuuuuu（3）求出各速度在上游高位槽液面1-1 处和 D-D 截面间列伯努利方程：22111,122DDDfDupupgzgzh222222222

10、2DDABABDDDADABBDAABBDupluluuugzdd代入数据，有2222(1.34)(1.34)58149.81 110.030.0340.50.03820.026222DDDDuuuu得到1.45Dum/s，1.79Cum/s，1.94Aum/s 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 3 页，共 20 页 - - - - - - - - - 4 （4）校核计算是否有效40 . 0 2 61 . 4 51 00 0R e3 . 7 71 0 ,/0 . 1 5

11、 / 2 60 . 0 0 5 80 . 0 0 1DDDd ud代入1218.71.742lg()Red，=0.034 ，计算有效（若不相等，可重复再算，直至得到正确的摩擦阻力系数为止）。（5）得到支管流量C 管的流量为23330.7850.0321.791.4410/5.18/CVmsmhD 管的流量为24330.7850.0261.457.6910/2.77/DVmsmh2、第 3 章过 滤1、密度为1116kg/m3的某食品物料的水悬浮液，拟以板框压滤机在恒压条件下进行过滤。过滤机的滤框尺寸为810 810 25mm，共有 37 个框。已测出过滤常数-521 10 m /sK，介质当量

12、滤液量为0.01m3/m2。得到 1m3滤液所形成的滤饼中含有吸足水的固相377kg，吸足水固相的平均密度为1500kg/m3，吸足水的固体颗粒可作为不再吸水物处理。所用的洗涤水量为滤液量的1/5，求：（1）过滤面积和滤框内的总容积；（2）过滤所需的时间； （3）洗涤时间（横穿洗涤） ； （4）若卸渣及重装时间为15 分钟，求生产能力Q； （5）求最佳生产能力； （6）若用过滤常数-627.510 m /sK，直径1.75mD，长=0.98m，转速 0.05r/min，浸没角为 144 ，滤布阻力可忽略的转鼓真空过滤机过滤，求生产能力和转筒表面的滤饼厚度。分析 要求出过滤机的生产能力，必须求出

13、滤液量。板框过滤机由滤饼的体积计算滤液量。每得到1m3的滤液所形成的滤饼的体积c1由物料衡算得到。最佳生产能力由求极值点的方法获得。转筒真空连续过滤机的生产能力通常按一个周期进行计算。解： （1）过滤面积：20.810.81372=48.6mA（每框两面过滤，故乘以2）滤饼总容积：30.810.810.02537=0.607mcV（2）过滤时间先求每m3滤液所得滤饼体积31(mc饼/3m 滤液）。根据悬浮液与滤饼和滤液间的体积衡算或质量衡算求解。形成1m3滤液所得到的饼中，颗粒外的水分体积为1(377/1500)m3c，故有：111116(1+)377+(1+-377/1500)1000cc，

14、10.0833c3(mv饼3m 滤液），总滤液体积为31/0.607/0.0833=7.284m ,7.284/48.6=0.1499m /m32cVVcq由22eFV2VVKA，即2eFq2qqK得2F-5(0.1499) +2(0.1499)(0.01)2546.8 (s)1 10（3）洗涤时间25F8()8()(/5)8(0.14990.01)(0.1499 /5)3835.5(s)11 10()4wweewVVVVqqqdVKKAd名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - -

15、第 4 页，共 20 页 - - - - - - - - - 5 （4）37.2841.0102546.83835.9900FwDVQm3滤液 /s=3.6m3/h （5）252332opt1 1048.69002.86m ,2.86/ 48.60.0588m /m118/ 5DKAVqb22520.058820.05880.01463.3(s)1 10optopteFqqqK588647.3(s)1 10opteoptWqqqK（ ）（/5 ）（0.5880.01）（0.588/5）33max2.861.42 10m463.3647.3900optFwDVQ滤液 /s=5.12m3/h （6

16、）23.14 1.750.985.38mDADL1440.4360，0.05r/minn，627.510m /sK22()DDQnVnKAKAnn624337.5105.380.40.05/ 602.6910m /0.968m /sh转筒转一周T=1200s，得滤液的体积V=QT=2.69 10-4 1200=0.323m3滤饼体积cV=0.323 0.0833=0.0269m3，厚度 =cV/AD=0.0269/5.38=4.99810-3m=5.0mm 。第 4 章传热1、传热课上讲解综合题目某厂用冷却水冷却热流体，要求从热流体中取走4105kJ/h的热量。如果在仓库找到两个相同的单程换热

17、器，换热器内径D=270mm ，内装 48 根252.5mm 长为 3m 的钢管，热流体的入口温度63，质量流量为30000kg/h ，比热2.261kJ/（kgK） ， 密度 950kg/m3,导热系数 0.172W/(mK） , 粘度 0.001Pas, 冷却水的入口温度28，质量流量为20000kg/h ，比热 4.187kJ/ （kgK） ，密度 1000kg/m3, 导热系数 0.621W/(mK）,粘度 0.742 10-3Pas。热流体走管程，热流体侧的热阻取0.176 10-3m2K/W ，水侧的热阻取 0.58 10-3m2K/W 。过渡流对流传热系数的校正因子f=1-6 1

18、05/Re1.8。热损失忽略不计，物性参数随温度的变化可不计。试通过计算回答下列问题：（ 1）这两个换热器能否移走4105kJ/h 以上的热量？（2）应并联还是串联使用？解：先考虑串联使用。（ 1）求热流体一侧的1。管内径 d1=0.02m，总截面积2211(0.02)480.015144Sd nm名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 5 页，共 20 页 - - - - - - - - - 6 管内流速130000/ 36000.581/9500.0151um s0.02

19、0.581950Re110400.001du，32.26 100.001Pr13.150.172pc0.80.30.80.32110.1720.023RePr0.0231104013.15736/()0.02WmKd（ 2）求管外水侧的2。d2=0.025m 管间截面积222220.785()0.0337SDdnm管外流速20000/36000.165/10000.0337um s2440.03370.02920.270.02548eSdmDdn30.02920.1651000Re64900.74210du334.187100.74210Pr5.00.642pc0.80.40.80.4220.

20、6210.023RePr0.02364905.01050/()0.0292eWmKd52221.8610(1)963/()ReWmK3321211128210.0251110.58 10(0.17610)()9630.02763oosSKdRRd2/()WmK每一换热器的面积211.3oSd nlm ，串联时换热面积为22.6m2。用 -NTU 法求出口温度。以热流体为基准进行计算328222.6/()0.33818.8410hhphNTUKSW c，/()0.81hhphcpcRW cW c，(1)(1)1eehhhhNTURhNTURhR=0.26 1211() /()hTTTt=0.26

21、，T2=53.9，由热平衡得到t2=35.4。22111253.92825.9,6335.427.6tTttTt212127.625.926.7427.6lnln25.9mttttt名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 6 页，共 20 页 - - - - - - - - - 7 28222.626.74170500mQKS tW =6.1105kJ/h 4105kJ/h, 符合要求。并联使用：两 换 热 器 的 阻 力 系 数 相 同 ， 则 热 流 体 流 过 每 一

22、换 热 器 的 流 量 为15000kg/h ，u=0.581/2=0.291m/s，Re=5520，逆流时511.86 10(1)Re0.80.40.023RePred=3752/()WmK冷流体流量不变，设物性常数不变3321211119810.0251110.5810(0.17610)()9630.02375oosSKdRRd以热流体为基准计算第一换热器319811.3/()0.24150002.26103600hhphNTUKS W c，/()0.4hhphcpcRW cW c，(1)(1)1eehhhhNTURhNTURhR=0.23 1211() /()hTTTt=0.23，T2=

23、55 ，由热平衡得到t2=31.2。221112552827,6331.231.8tTttTt212131.82729.431.8lnln27mttttt119811.329.465800mQKS tW以热流体为基准计算第二换热器h=0.23 2121263() /()6331.2hTTTTt=0.23，2T=55.7，由热平衡得到t3=34.1。26.7mt219811.326.759700mQKS tW5121255004.5210QQQ kJ/h 4105kJ/h, 符合要求。 用串联比并联效果好，但其阻力损失也大。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - -

24、 - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 7 页，共 20 页 - - - - - - - - - 8 2、冷、热流体在单程套管换热器中进行并流换热，冷流体初温为20，终温为35；热流体初温为90，终温为50。若维持流量和初温不变，改为逆流操作，热损失忽略不计，物性参数不随温度的变化。试求两流体的终温和过程的mt 。 （注(1)(1)1eehhhhNTURhNTURhR）解法 1：LMTD 法。并流传热时有2121(9020)(5035)35.79020lnln5035mttttt，并1221,()()hphcpcmQW cTTW cttKS t并

25、,（1）逆流传热时有：1221,()()hphcpcmQW cTTW cttKS t逆,（2）（ 1）/ （2）有：,12211221,mmtTTttTTttt并逆，22,401535.79020mTtt逆又有22222222209020902020lnln9090mTttTtTTtt，逆（）（ ）2222222222090/202035.720202015lnln9090tTtttTTtt（ ）1 （ ） （ ）（ 1-40/15 ）（）故上式可得：22200.590Tt1-40/1535.7/15e，即有220.565Tt,（3）又由热平衡：22200.37590tT1540，即有220.

26、37553.75Tt,（4）由（ 3）和（ 4）解出：2247.036.1Tt，2121(9036.1)(4720)39.09036.1lnln4720mttttt，逆解法 2：NTU法。并流传热时有名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 8 页，共 20 页 - - - - - - - - - 9 2121(9020)(5035)35.79020lnln5035mttttt，并211235200.3759050hphhcpcW cttRW cTT，不变1290501.123

27、5.7hhphmTTKSNTUW ct，并，不变逆流时有(1)1.12(10.375)122(1)1.12(10.375)11901e1e0.61990200.375eehhhhNTURhNTURhTTTTtR2T =47.0。由2122121200.37536.147hphhcpcW ctttRtW cTTT， 2121(9036.1)(4720)39.09036.1lnln4720mttttt，逆3、记1211/(),/(),()/()hhphhhphcpchNTUKSW cRW cW cTTTt，证明逆流传热时有(1)(1)1eehhhhNTURhNTURhR， （并利用证明结果求解：冷

28、、热流体在单程套管换热器中进行并流换热，冷流体初温为20，终温为35；热流体初温为90，终温为 50。若维持流量和初温不变，改为逆流操作，热损失忽略不计，物性参数不随温度的变化。试求两流体的终温和过程的mt 。 ）（ 1）证：211212212112()()()()lnhphcpcTtTtQW cTTW cttKSTtTt2121121212()()ln( 1)()hhhphTtTtTtKSNTURTtW cTT121211211112121112111()1111hhhhhTTTtttRTtTtTTTtTtttRRTt12211111,()hhTTTTTtTt2或将代入上式的 T1ln( 1

29、)1hhhhhNTURR(1)(1)1eehhhhNTURhNTURhR，证毕。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 9 页，共 20 页 - - - - - - - - - 10 4、证明并流传热时有：1211122212,lnmmttQKS tttTttTttt。Q 为过程的传热速率， K 为总传热系数， S为传热面积， T1为热流体的进口温度，T2为热流体的出口温度， t1为冷流体的入口温度，t2为冷流体的出口温度。证：在从 T1到 T2的方向上，取微元传热面积dS

30、，经此微元传热面积后，热流体的温度变化 dT， d0T，冷流体的温度变化dt， d0t（从 T1到 T2的方向），故有ddd ()hphcpcW cTW ctK S Ttdd(),ddcpccpchphhphhphW cW cW cTTttW ctW cd()d ()hphcpccpchphW c W cTtK S TtW cW cd()dcpchphhphcpcW cW cTtK STtW c W c2112210d()()dtStTTttTtKSTtQQ1211122212,lnmmttQKS tttTttTttt。证毕第 6 章蒸馏1、已知某二元理想物系的A、B两组分纯物质的蒸汽压数据如

31、附表所示，现将 20含 A的质量百分数为40的混合液，以每小时15000kg 的流量加入常压操作的精馏塔中，要求塔底产品的流量为10000kg/h。塔顶全凝器冷凝物每5kg 就有 3kg 回流入塔，实际回流比为最小回流比的1.5 倍，塔顶操作温度为85，塔底操作温度为105。 （1）若全塔总板效率为 40，求该精馏塔的实际板数及实际进料板位置；（2）设各实际板以汽相组成表示及以液相组成表示的单板效率均为0.8，求塔顶第二实际塔板下降的液相浓度和塔底第二块实际塔板上升汽相的浓度。已知A、B 的摩尔质量分别是78kg/kmol 和 92kg/kmol ，在平均操作温度范围内A、B 组分的比热容为1

32、.84kJ/(kg )，组分 A、B 的汽化潜热分别为390kJ/kg 和360kJ/kg。附表t80.1 85 90 95 100 105 110.6 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 10 页，共 20 页 - - - - - - - - - 11 pASkPa 101.3 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 pASkPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.5 86.0 101.3 解： （1）因塔顶至塔底相差不大，又

33、塔顶和塔底非纯物质，故假设以85和 105下的计算平均相对挥发度。在之后算到xD和 xW后再校核该假设。116.92.5446.0ASDBSpp，204.22.3786ASWBSpp，11()(2.542.37)2.4622DW（2）相平衡方程表达为：2.461(1)11.46xxyxx，或(1)2.461.46yyxyyy（3）计算进料的摩尔组成Fx/0.4/ 780.44/(1) /0.4 /780.6/ 92AAFAAABwMxwMwM（4）计算泡点由ABppP 知(1)ASBSpxpxP，0.44BSASBSPpxpp式中，1 0 1. 3 k PP， 试差求泡点， 设泡点为 95，则

34、1 55 . 7 kP a,6 3. 3 kPaA SB Spp，代入x的表达式得0.41x与0.44 有差异，故再设泡点为94.06，用内插法得到151.9kPa,61.6kPaASBSpp，得到 x=0.44。因此进料的泡点为94.06。（5）计算进料状态q()1pmbFmcttq(1)390780.44360920.5631932 kJ/kmolmABxx(1)1.84780.441.84920.56157.9 kJ/(kmol K)pmpAApBBccMxcMx157.9(94.0620)11.3731932q进料线方程为：1.370.443.71.19110.370.37Fxqyxx

35、xqq（6）求解 (,)eexy由方程2.4611.46eeexyx及3.71.19eeyx联立求解得0.5180.725eexy（7）求Dx名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 11 页，共 20 页 - - - - - - - - - 12 min11.5DeeexyRRyx，塔顶近乎于纯A，R 可用质量比表示为1.5 0.72511.50.7250.5181.5Dx，0.93Dx，质量分率：0.93780.9180.93780.0792Dw（8）求Wx，以质量为基准联

36、立求解方程（当然也可以摩尔为基准）1500010000150000.40.91810000FDWWFDWDFwDwWwDw，5000 kg0.141WDw0.141/ 780.1620.141/ 780.859/92Wx校核 ：根据 xD和 xW，利用内插法按（4）的方法得到塔顶为81.8，纯 A、B 的蒸汽压分别为 106.8kPa、42.1 kPa，计算得到=2.54 。同样塔底为103.7，纯A、B 的蒸汽压分别为197.7kPa、83.0 kPa，计算得到 =2.38 。两 与（1）的假设相差很小，故上述计算有效，无需复算。（9）求取理论板数及理论进料位置M.T. 法：如附图所示9N（

37、含塔釜一块） ，从塔顶数起第5 块理论板为进料板。简捷算法1 0 6 . 82 . 5 44 2 . 1ASDBSpp，151.92.4661.6F197.72.382.542.382.4683WDWDW2.542.462.50DFDFmin10.9310.162lglg110.930.1624.70lglg 2.46WDDWDWxxxxNmin1NNYNmin1.51.00.211.51RRXR由0.5670.5670.75(1)0.75(10.2)0.45YX得4.700.459.41NNN（含塔釜）0.93 1.0 0.44 0.16 0 1.0 0.372 x y例 7-2 附图名师资

38、料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 12 页，共 20 页 - - - - - - - - - 13 理论进料板位置min10.9310.44lglg110.930.443.09lglg 2.50DFDFnDFxxxxN0.2X，得0.45Y，故16.44N，或由minmin3.094.70nnNNNN得6.2nN故精馏段的理论塔板数为6.21=5.2 块板，进料板为第6 块理论板。全塔理论板数为9.4块（含塔釜） 。（10）计算实际塔板数及实际进料位置19.41210.4Po

39、NNE，5.2130.4nPN块，第 14 块为进料板（从顶数）（11）计算塔内汽液两相浓度塔顶第二块实际塔板下降的液体浓度10.930.93Dxy，*11110.930.844(1)2.46(10.93)0.93yxyy0111*010.930.80.860.930.844MLxxxExxx2y由精馏段操作线方程求出，精馏段操作线方程为：1.50.930.60.372112.52.5DxRyxxxRR210.60.3720.60.860.3270.888yx*22220.8880.763(1)2.46(10.888)0.888yxyy122*120.860.80.860.763MLxxxEx

40、x20.782x计算塔底第二次实际板上升气相浓度0.162Wx，塔釜视为理论板，故12.460.1620.3221(1)11.460.162WNWxyaxNx由提馏段操作线方程得。提馏段操作线方程由q 线和精馏段操作线的交点与（xW，xW）两点用直线方程求出。0.5043.71.190.60.3720.674qqxyxyxy，名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 13 页，共 20 页 - - - - - - - - - 14 110.1620.6740.1621.500.

41、0810.1620.5040.162NNNNyyxx11.500.0810.322NNyx0.269Nx与 xN相平衡的气相浓度yN*由相平衡方程求出：2.460.2690.4751(1)1 1.460.269NNNxyx1*10.3320.80.4930.332NNNMVNNyyyEyy，0.445Ny又11.500.0810.445NNyx，10.350Nx*12.460.3500.57011.460.350Ny，11*10.4450.80.5700.445NNNMVNNyyyEyy10.545Ny所以从塔底第二块实际塔板上升的汽相浓度为0.545。2常压下将含易挥发组分（A）60%，难挥

42、发组分（ B）40%（均指摩尔百分数）的理想混合液体进行平衡蒸馏，得到平衡的汽、液两相，汽相摩尔数占总摩尔数的分率（即汽化率1q）为 0.30。物系相对挥发度 =2.47，试求：平衡蒸馏所得平衡汽、液相的浓度各为多少？。若改用简单蒸馏， 令残液浓度与平衡蒸馏时的液相浓度相同，问：馏出物中易挥发组分的平均浓度为多少？解： 1）平衡蒸馏11Fxqyxqq，0.70.62.332.00.710.71yxx,2.4712.471xyx（）0.5390.742xy解得2）简单蒸馏1122()ABAB，2.470.60.4()0.5390.461FFWW,/1.365FW2()Fy FWFxW x，2/F

43、FyxW xxFW（） （）0.600.600.539 / 1.3651（） （） 0.767名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 14 页，共 20 页 - - - - - - - - - 15 第 7 章吸收1、已知溶液浓度较低时2CO 溶于水中的平衡关系符合亨利定律。当总压为101.3kPa，温度为 30时，每 1000 克水中溶解2CO 0.395 克，与之平衡的2CO 分压为 30.4kPa。今在填料塔中用清水逆流吸收含2CO 的混合气体（余为惰性组分），气体的流

44、量为1000m3/h（101.3kPa，30） 。每 1 m3混合气中含2CO 为 100 克，要求其中90%2CO 被水吸收。用水量为最小用水量的1.5 倍，气体空搭速度为0.2m/s，填料的湿润比表面积为93m2/m3。2CO 溶于水可认为是液膜控制过程，并测得23kmol25.51kmol / mmLkh，求填料层的高度h。解： （1）求平衡关系*pEx ，*45450.395/ 4430.41.6210,1.88 10 (kPa),0.395/ 441000/181.62101.88101857,1857101.3pxExEmymxxP又2CO 难溶于水，*18571(1)mXYmXX

45、m X（2）求入塔气相浓度1Y22313/0.1/(4410)0.0568/(101.3 10 )1/(8.314303)COCOwMyPVRT，1110.05680.06110.0568yYy（3）求出塔气相浓度2Y21(1)(10.9)0.060.006YY（4）求惰性气体的流量(kmol/s)BG1000Gm3/h=0.278m3/s 31101.3 100.278(1)(10.0568)10.5 mol/s=0.0105kmol/s8.314303BPGGyRT（5）求最小用水量,minsL名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - -

46、 - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 15 页，共 20 页 - - - - - - - - - 16 12,min12()0.0105(0.060.006)17.55 kmol/s0.06/18570BsGYYLYXm（6）实际用水量SL,min1.51.517.5526.32 kmol/sSsLL（7）求出塔液相浓度51212()0.0105(0.060.006)02.15 1026.32BSGYYXXL（8）求塔径TD 及塔截面积TA44 1000 /36001.33 m3.140.2sTVDu，222113.141.331.39 m44TTAD（9）求XK a

47、因过程为液膜控制，11,LLLLGHKkKkk故又*()()()AXLLNKXXKccK Cxx*()11(1)(1)LLK CXXK CXXXXXX*(1)(1)LXK CKXX，低浓度时*(1)(1)1XX3*11000(25.51)9336.61360018sXLLskmolK aK aCk aMmsX（10）计算YK a11YYXXmmK ak ak aKa，3*36.61kmol0.01971857XYK aK amm sY（11）计算填料层高度（为对比，给出6 种求法）用OGOGhHN求0.010518570.01050.383 ,0.740.01971.3926.32BBOGYT

48、SGmGHmSK aAL*1222110.06ln(1)ln (10.74)0.744.64110.740.006OGYYNSSSYmX0.3834.641.78mOGOGhHN用OLOLhHN求，OLN以解析法计算。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 16 页，共 20 页 - - - - - - - - - 17 26.320.517 m36.61 1.39SOLXTLHKa A由1,XYmK aK a知OLOGSHH，故OLOGNSN1222ln (1)1OLYmX

49、SNSSSYmX，0.740.06ln (10.74)0.743.4310.740.006OLN0.5173.431.78 mh用mY 法求12*1212111222*12,lnYBBmYYTYTmGGYYYYdYhYYYYYYYYK aAK aAYYYY*5*11218572.15100.04,0YmXY，得到mY =0.0116 0.01050.060.0061.78 m0.01971.390.0116h用mX法求12*1212111222*12,lnXSSmXXTXTmLLXXXXdXhXXXXXXXXK aAK aAXXXX*5*612120.0060.06/18573.23 10,6

50、.27101857YYXXmm，66.2710mX5626.322.25 1001.78 m36.61 1.396.2710h用数值积分法求OGN（仅表示该法的举例，相平衡线为直线时不需用此法）120.06*0.006YOGYdYdYNYYYY在 0.0060.06 间作 8 等分，各分点分别为0.006、0.0128、0.0195、0.0263、0.033、0.0398、0.0465、 0.0533、 0.06， 计算得到各对应的iX 、*iY 、*YY 及*1YY。 其中*1YY分别为 166.67、128.8、105.3、88.8、76.94、67.75、60.6、 54.8、50.5。