1、第五章 蒸发5-1、在单效蒸发器内，将 10%NaOH 水溶液浓缩到 25%，分离室绝对压强为 15kPa，求溶液的沸点和溶质引起的沸点升高值。解：查附录：15kPa 的饱和蒸气压为 53.5，汽化热为 2370kJ/kg(1)查附录 5，常压下 25%NaOH 溶液的沸点为 113所以，a= 113-100=13 729.0235.016.0162. rTf所以沸点升高值为=f a=0.72913=9.5操作条件下的沸点：t=9.5+53.5=63(2)用杜林直线求解蒸发室压力为 15kPa 时，纯水的饱和温度为 53.5，由该值和浓度 25%查图 5-7，此条件下溶液的沸点为65因此，用杜
2、林直线计算溶液沸点升高值为=63-53.5=9.55-2、习题 1 中，若 NaOH 水溶液的液层高度为 2m，操作条件下溶液的密度为1230kgm-3。计算因液柱引起的溶液沸点变化。解：液面下的平均压力 kPaghpm 65.2481.9306.10523pm=24.65kPa 时，查得水的饱和蒸气温度为：63所以液柱高度是沸点增加值为：=63-53.5=9.5所以，由于浓度变化和液柱高度变化使得溶液的沸点提高了=9.5+9.5=19因此，操作条件下溶液的沸点为：t=53.5+19=72.55-3、在单效蒸发器中用饱和水蒸气加热浓缩溶液，加热蒸气的用量为 2100kgh-1，加热水蒸气的温度
3、为120C，其汽化热为 2205kJkg-1。已知蒸发器内二次蒸气温度为 81C，由于溶质和液柱引起的沸点升高值为 9C，饱和蒸气冷凝的传热膜系数为 8000Wm-2k-1，沸腾溶液的传热膜系数为 3500 Wm-2k-1。求蒸发器的传热面积。忽略换热器管壁和污垢层热阻，蒸发器的热损失忽略不计。解：热负荷 Q=21002205103/3600=1.286106W溶液温度计 t=81+9=90蒸汽温度 T=120 1/K=1/h1+1/h2=1/8000+1/3500K=2435W/m2KS=Q/K(T-t)=1.286106/2435(120-90)=17.6 m25-4、某效蒸发器每小时将
4、1000kg 的 25%（质量百分数，下同） NaOH 水溶液浓缩到 50%。已知：加热蒸气温度为 120C，进入冷凝器的二次蒸气温度为 60C，溶质和液柱引起的沸点升高值为 45C，蒸发器的总传热系数为 1000 Wm-2k-1。溶液被预热到沸点后进入蒸发器，蒸发器的热损失和稀释热可以忽略，认为加热蒸气与二次蒸气的汽化潜热相等，均为 2205kJkg-1。求：蒸发器的传热面积和加热蒸气消耗量。解：蒸发水份量:q mW= qmF (1-x0/x1)=1000(1-25/50)=500Kg/h=0.139Kg/s加热蒸汽消耗量:RrtcmWpmFD)(01t 1=t0 =0.139kg/srqm
5、wD传热面积: Q=KS(T-t) 蒸发器中溶液的沸点温度：t=60+45=105 234.0152039. mtTKQS5-5、将 8%的 NaOH 水溶液浓缩到 18%，进料量为 4540 kg 进料温度为 21C，蒸发器的传热系数为2349Wm-2k-1，蒸发器内的压强为 55.6Kpa，加热蒸汽温度为 110C，求理论上需要加热蒸气量和蒸发器的传热面积。已知：8%NaOH 的沸点在 55.6Kpa 时为 88C，88C 时水的汽化潜热为 2298.6kJkg-1。8%NaOH 的比热容为 3.85kJkg-1oC-1，110C 水蒸气的汽化潜热为 2234.4kJkg-1。解：qmw=
6、4540(18/18)=2522kJ/ht=Tt=109.288=21.2传热速率：Q=qmF Cpo(t1t 0)+qmwr=4540/36003.85103(8821)+2522/36002298.610 3=1936103 W29.8.2496mtKQSqmD =Q/r=193610 3/(2234.4103)=0.87kg/s=3130kg/h5-6、在一中央循环管式蒸发器内将浓度为 10%（质量百分率，下同）的 NaOH 水溶液浓缩到 40%，二次蒸气压强为 40kPa，二次蒸气的饱和温度为 75C。已知在操作压强下蒸发纯水时，其沸点为 80C。求溶液的沸点和由于溶液的静压强引起的温
7、度升高的值。10%及 40%NaOH 水溶液杜林线的斜率及截距如下：浓度（%） 斜率 截距10401.021.114.53.4解：溶液沸点用 40%NaOH 水溶液杜林线的数据计算：t1+1.11t+1.1180.由溶液静压强引起的温度差损失： Ttw80-75 55-7、双效并流蒸发系统的进料速率为 1th-1，原液浓度为 10%，第一效和第二效完成液浓度分别为 15%和30%。两效溶液的沸点分别为 108C 和 95C。当溶液从第一效进入第二效由于温度降产生自蒸发，求自蒸发量和自蒸发量占第二效总蒸发量的百分数。解：两效并流蒸发的流程见图qw1 qw2x1=0.15qmF=1000kg/hx
8、0=0.195C108Cx2=0.3hkgqmFw /3.15.0101 hkgxwF /4.3.015).()(212 自蒸发水分量为: 221)(rtcqqpmwFwm其中 t1=108C， t2=95C，x1 ，所以原料为气液混合物。FFx由 q 线方程可得（1q） q ，解得Fxyxq0.667。15. 在常压连续精馏塔中，分离苯甲苯混合液，若原料为饱和液体，其中含苯为 0.5，塔顶馏出液中含苯 0.9，塔底釜残液中含苯 0.1（以上均为摩尔分率）,回流比为 4.52，试求理论板层数和加料板位置。物系平衡资料见题 7。解：按 M-T 图解法求理论板层数。图示步骤略。精镏段操作线截距 0
9、.163。1RxD52.490绘得的理论板层数为：N16。加料板为从塔顶往下的第三层理论板。16. 在常压连续提馏塔中分离含乙醇 0.033 的乙醇水混合液。饱和液体进料，直接蒸气加热。若要求塔顶产品乙醇回收率为 0.99，试求（1）在无限多层理论板层数时，计算每摩尔进料所需蒸气量；（2）若蒸气量取为 2 倍最小蒸气量时，求所需理论板层数及两产品的组成。假设塔内气液恒摩尔流动。常压下气液平衡资料列于例 1-5 题附表中。解：由方程 FV 0=D+W 和 F =D +W 及 D 0.99 F 解得xWxx=0.00033。Wx（1） 在无限多层理论板层数时的操作线斜率为：， 直接蒸汽加热， =0
10、。WFFxyxyVmin0in0 Wy由平衡数据查得， =0.033， 0.270，所以解得 0.121（mol/mol 进料） 。min0V（2） 2 时所需理论板层数及两产品的组成0min显然 = , = =0.99，所以 =0.135。D0VFxD42. Dx图解法求得理论板层数为 5（图解法略） 。17. 在连续操作的板式精馏塔中分离苯甲苯混合液。在全回流的条件下测得相邻板上的液体组成分别为0.28，0.41 和 0.57，试求三层板中较低的两层的单板效率。操作条件下苯甲苯混合液的平衡资料如下。x 0.26 0.38 0.51y 0.45 0.60 0.72解：在全回流操作时， 。1n
11、yx由板效率定义知 Em, v= ， 0.41， 0.57。由表查得 0.628。1n3y2x2y1x2y所以 Em, 2= =0.73=73。3y同理 Em, 3=67。18. 有一精馏塔，已知塔顶馏出液组成 xD =0.97（摩尔分数） ，回流比 R=2，塔顶采用全凝器，泡点回流，其气液平衡关系为 ，求从塔顶数起离开第一块板下降的液体组成 x1 和离开第二块板上升的y14.2气相组成 y2。解：由 推出 x14. y14.由于 x D =0.97，所以 x10.75。故1y ( xD )=0.82。2R第二章 吸收1,解：（1） 08.y 1047.8170x64xmPapE45107.0
12、13.7mkolCH344.5（2） H,E 不变，则KPa9301 2563.019.4PE(3) 553y07.x862.1047.9xmPapE5310mkolCH35891062.2，解： 9.0yxxy7.047 吸 收同理也可用液相浓度进行判断3，解：HCl 在空气中的扩散系数需估算。现 ，atmP1,293kT,5.6AM,29B 598.AV故 sDG 22175 1070.360121 HCl 在水中的扩散系数 .水的缔和参数 分子量L,6.,18sM粘度 分子体积,05.1293CPK molcVA3.286.473smsDL 2925.08 10.195.12936.4.
13、71 或4，解:吸收速率方程 12ABMAPRTxN1 和 2 表示气膜的水侧和气侧，A 和 B 表示氨和空气307.5310. mkP226.0mkNA1296B 26.10.31kPB代入式24.82kNM7.54.9805310403 xx=0.000044m 得气膜厚度为 0.44mm.5，解：查 scmDC26.2为水 汽 在 空 气 中 扩 散 系 数下80， scmTD 25275.175.122 104.309830 水的蒸汽压为 ， kPa.412kPaPBM 61.73.02smkolRTZDNB 2451 1025.738.44.80时间 sAt 21693.025.74
14、6,解：画图Y X CB(a) Y X CB(b)7,解：塔低： 61035y smkgG234.0smkolGm2017.2934.塔顶： 621y2xskgL2.2.5N 的 NaOH 液含 31045. mkgNaOHl2.5N 的 NaOH 液的比重1.1 液体的平均分子量：kol95.81041804smkolLm2.95.3通过塔的物料衡算，得到 ZALyPKAyGmG21如果 NaOH 溶液相当浓，可设溶液面上 蒸汽压可以忽略，即气相阻力控制传递过程。CO在塔顶的推动力6203y在塔底的推动力 15对数平均推动力 66105.231InLym0135017. 66aKG由上式得：
15、 2359.8kNsolaG8，解： 02.12y73.15.2*1min xL43inGsmkolL209270251LSmaKHTOG364N7.129，解：塔顶的推动力 03Y塔底的推动力 04.26.031Y对数平均推动力 14.In根据 AZLYaPKAYGmGm21即 0143.03.5.0Z875246传质单元高度 maKGHmO 75.0.5传质单元数 213.0N10,解： 5.1203.8GL89.05.S2603.9. InNOMhHOG58.26.47.9.0.3189.01InN不够用mhOG.6847511，解：（1） , , ,2.1YX02Y81X, *2057
16、.04.1*211 InYInm7.05.41mOGN由 HZ mNZOG61.3.20由于 208.421XYGL而 故 5.m13.5LATOGN(2) 02.1Y, , , .02X?1也 不 变不 变 ， 故 mHLOG6.32121 090LYGX35.9.512m2XmY08.21YInY71.4038.1mOGNmHZ6,即填料层应增加 7m71(3)因 不变，故 不变LOGH94.613OGZN又 , 04.1Y2X75.021LmS SYInOG9. 21解得： 5.321Y02.140.1即：排放浓度是合格的12，解： OGNHhOGhNB.562.09.1438.0562
17、.1InNOGASIS试差 设 代入式 A 得 53076.OGN设 48. 30设 2S8.5OG设 3.0 2N设 左边等于右边114.OG8.3.0562LS13,解：（1） 7.4.1y 07531Y32 598.053Y049.67.1.67.%*11 mX02hkmolyV 382970.4.257314. 68.1049.321 XYL hkghkmolV305.638.6.（2） LVXYLVInNOG21189.6.1505.17368.15I（3） mNHZOG.9.014，解：因氨得平衡分压为零，故 ，而有 ， ，*yayb，于是abayIny abmabOGyInyN又
18、吸收率 ，故 ，而有ba11a 1I现操作条件基本相同，故三种情况下的 ，可认为相等。aOGKyH于是所需填料塔高度之比为： 13121321 : InIInh0.01:IgIg2:1第六章 干燥6-1 1.0133105Pa（1 个大气压） 、温度为 50的空气，如果湿球温度为 30，计算：（1）湿度；（2）焓；（3）露点；（4）湿比容解：1、H=0.021, I=116kJ/kg, td=25C 12.07354.2180.92vH 6-2 已知一个干燥系统的操作示意图如下：在 IH 图中画出过程示意图求循环空气量 qm,L解：示意图，见右图 1HqCAL,mHA=0.01HA=0.03=
19、0.8tA=14tA=83C，83 oC,HC=0.03kgkg-1 干气80B83oCA14 oCHA=0.01kkg-1 干气冷凝水，1kgh -1预热器 理论干燥器间壁冷凝器h/50kg.1-03qL,m6-3 在一连续干燥器中干燥盐类结晶，每小时处理湿物料为 1000kg，经干燥后物料的含水量由 40%减至5%（均为湿基） ，以热空气为干燥介质，初始湿度 H1 为 0.009kg 水kg -1 绝干气，离开干燥器时湿度 H2为 0.039kg 水kg -1 绝干气，假定干燥过程中无物料损失，试求：（1） 水分蒸发是 qm,W （kg 水h -1） ；（2） 空气消耗 qm,L（kg 绝
20、干气 h-1） ；原湿空气消耗量 qm,L（kg 原空气h -1） ；（3）干燥产品量 qm,G2（kgh -1） 。解：qmG1=1000kg/h, w1=40, w2=5% H1=0.009, H2=0.039qmGC=qmG1(1-w1)=1000(1-0.4)=600kg/hx1=0.4/0.6=0.67, x2=5/95=0.053qmw=qmGC(x1-x2)=600(0.67-0.053)=368.6kg/hqmL(H2-H1)=qmw 7.128609.3.68H12mwL qmL=qmL(1+H1)=12286.7(1+0.009)=12397.3kg/hqmGC=qmG2(
21、1-w2) h/6kg.3105.w12mGC26-4 某厂利用气流干燥器将含水 20%的物料干燥到 5%（均为湿基） ，已知每小时处理的原料量为1000kg，于 40进入干燥器，假设物料在干燥器中的温度变化不大，空气的干球温度为 20，湿球温度为 16.5，空气经预热器预热后进入干燥器，出干燥器的空气干球温度为 60，湿球温度为 40，干燥器的热损失很小可略去不计，试求：（1） 需要的空气量为多少 m3h-1？（以进预热器的状态计）（2） 空气进干燥器的温度？0时水的汽化热 2491.27kJkg-1，空气与水汽比热分别为 1.01 与 1.88kJkg-1K-1解：w1=0.2, w2=0
22、.05, qmG1=1000kg/h, 1=40, t0=20, tw0=16.5, t2=60, tw2=40Q=1.01qmL(t2-t0)+qmw(2490+1.88t2)+qmGC(2-1)+QcI1=I2查图得：H 0=0.01, H2=0.045I1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0=(1.01+1.88H2)t2+2490H2=(1.01+1.880.045)60+24900.045177.7(1.01+1.880.01)t1+24900.01=1.03t1+24.9=177.74.803.9271tqmGC=qmG1(1-w1)=1000(1-0.2)=800x1=
23、0.2/0.8=0.25, x2=5/95=0.053qmw=qmGC(x2-x1)=800(0.25-0.053)=157.69.4502.0.6712HmwLqmL=qmL(1+H0)=4502.9(1+0.01)=4547.96-5 湿物料含水量为 42%，经干燥后为 4%（均为湿基） ，产品产量为 0.126kg/s，空气的干球温度为21，相对湿度 40%，经预热器加热至 93后再送入干燥器中，离开干燥器时空气的相对湿度为 60%，若空气在干燥器中经历等焓干燥过程，试求：（1） 在 I图 H 上画出空气状态变化过程的示意图；（2） 设已查得 H0=0.008kg 水kg -1 绝干气，
24、H 2=0.03 kg 水kg -1 绝干气) ，求绝干空气消耗量qm,L（kg 绝干气s -1） 。预热器供应之热量 （kw） 。pQ解：w1=0.42,w2=0.04, qmG2=0.126kg/s t0=21, 0=0.4, t1=93, 2=0.6, I1=I2H0=0.008, H2=0.03qmG2(1-w2)=qmG1(1-w1)H2=0.032=0.6t0=21t1=93 I1=I20=0.6 209.4.126.0121 wqmGq mw=qmG1- qmG2=0.209-0.126=0.0826skgHmwL /752.308.612Qp=qmL(I1-I0)=qmL(1.
25、01+1.88H1)(t1-t0)=3.752(1.01+1.880.008)(93-21)=301.2kg/s6-6 有一连续干燥器在常压下操作，生产能力为 1000kg h-1（以干燥产品计）物料水分由 12%降为3%（均为湿基）物料温度则由 15至 28，绝干物料的比热为 1.3KJ kg-1 绝干料，空气的初温为25，湿度为 0.01kg kg-1 绝干空气，经预热器后升温至 70，干燥器出口废气为 45，设空气在干燥器进出口处焓值相等，干燥系统热损失可忽略不计，试求： 在 HI 图上（或 tH 图上）示意画出湿空气在整个过程中所经历的状态点； 空气用量（m 3h-1） （初始状态下）
26、 ；为保持干燥器进出口空气的焓值不变，是否需要另外向干燥器补充或移走热量？其值为多少？解：qmG2=1000, w1=12%, w2=3%, 1=15, 2=28, Cs=1.3, t0=25, H0=0.01, t1=70, t2=45, I 1=I2q mGc=1000(1-0.12)=880, x1=12/88=0.136, x2=3/97=0.0309qmw=880(0.136-0.0309)=92.5I1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0=(1.01+1.880.01)70+24900.0196.9I2=(1.01+1.88H2)45+2490H2=45.5+2574.6
27、H2=96.9H 2=(96.9-45.5)/2574.6=0.02 hkgqmwL /92501.0.12qmL=9250(1+0.01)=9343q mLI1+QD+qmGcI1=qmLI2+qmGcI2qmL(I1-I2)+QD=qmGc(I2-I1)=qmGc(Cs+Cwx1)(2-1)=880(1.3+4.180.136)(28-15)=21375kg/h若要 I1=I2, 需 QD=21375kg/h6-7 用热空气干燥某湿物料。空气初始温度 t0=20，初始湿度 H0=0.006Kg 水kg -1 干气。为保证干燥产品质量，空气进干燥器的温度不得高于 90；为此在干燥器中间设置加
28、热器。空气经预热器升温至90通入干燥器，当热空气温度降至 60时，再用中间加热器将空气加热至 90，废气离开干燥器时的温度变为 60。假设两段干燥过程均视为等焓过程。1、 在湿空气的 HI（或 tH）图上定性表示出空气通过整个干燥器的过程；2、汽化每千克水所需的绝干空气量和所需供热量。解：t0=20, H0=0.006, t1=90, t2=t2=60I1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0=(1.01+1.880.006)90+24900.006106.9I2=(1.01+1.88H2)60+2490H2=1.0160+（1.8860+2490）H 2=60.6+2602.8H2=
29、106.9H 2=(106.9-60.6)/2602.8=0.0178I1=(1.01+1.88H2)90+2490H2=(1.01+1.880.0178)90+24900.0178138.2I2=I1=60.6+2602.8H2=138.2H 2=(138.2-60.6)/2602.8=0.03qmL=qmw/(H2-H1) q mL/qmw=1/(H2-H1)=1/(0.03-0.006)=41.7Q=Q1+Q2=qmL(1.01+1.88H0)(t1-t0)+qmL(1.01+1.88H2)(t2-t0)=qmL(t1-t0)(1.01+1.88H0+1.01+1.88H2)=41.7(
30、90-60)(2.02+1.880.006+1.880.03)2611.696-8 在一常压气流干燥器中干燥某种湿物料，已知数据如下：空气进入预热器的温度为 15湿含量为 0.0073kg 水kg -1 绝干气，焓为 35kJkg-1 绝干空气；空气进干燥器温度为 90，焓为 109 kJkg-1 绝干空气；空气出干燥器温度为 50；湿含量为 0.023 kg 水kg -1 绝干气；进干燥器物料含水量为 0.15kg 水kg-1 绝干料；出干燥器物料含水量为 0.01kg 水kg -1 绝干料；干燥器生产能力为 237kgh-1（按干燥产品计） 。试求：1 绝干空气的消耗量（kg 绝干气h -1） ；2 进预热器前风机的流量（ s-1） ；3m3 预热器加入热量（KW） （预热器热损失可忽略） 。附湿空气比容计算公式：
