化工原理習(xí)題指導(dǎo) 下冊 大題詳細(xì)解答

1、化學(xué)工業(yè)出版社-化工原理習(xí)題指導(dǎo)大題詳細(xì)解答5-26. 在25下，用co2濃度為0.01kmol/m3和0.05kmol/m3的co2水溶液分別與co2分壓為50.65kpa的混合氣接觸，操作條件下相平衡關(guān)系為pa*=1.66105x(kpa),試說明上述兩種情況下的傳質(zhì)方向，并用氣相分壓差和液相摩爾濃度差分別表示兩種情況下的傳質(zhì)推動力。解：pa*=1.661051.810-4=29.9(kpa)pa=50.65 kpa pa* 所以傳質(zhì)方向為溶質(zhì)由氣相到液相（吸收過程）以氣相分壓差表示的傳質(zhì)推動力為與co2分壓為50.65kpa的氣相呈相平衡的液相摩爾濃度以液相摩爾濃度差表示的傳質(zhì)推動力為p

2、a*=1.661059.010-4=149.4(kpa)pa=50.65 kpa pa* 所以傳質(zhì)方向為溶質(zhì)由液相到氣相（解吸過程）以氣相分壓差表示的傳質(zhì)推動力為以液相摩爾濃度差表示的傳質(zhì)推動力為5-27.在一填料塔內(nèi)用清水逆流吸收某二元混合氣體中的溶質(zhì)a。已知進(jìn)塔氣體中溶質(zhì)的濃度為0.03（摩爾比，下同），出塔液體濃度為0.0003，總壓為101kpa，溫度為 40，問:（1）壓力不變，溫度降為20時，塔底推動力（y-y*）變?yōu)樵瓉淼亩嗌俦叮浚?）溫度不變，壓力達(dá)到202 kpa，塔底推動力（y-y*）變?yōu)樵瓉淼亩嗌俦叮恳阎嚎倝簽?01kpa，溫度為 40時，物系氣液相平衡關(guān)系為y*=50

3、x?？倝簽?01kpa，溫度為 20時，物系氣液相平衡關(guān)系為y*=20x。解： 總壓為101kpa，溫度為 40時所以（1）壓力不變，溫度降為20c時所以(2) 壓力達(dá)到202 kpa，溫度為 40c所以5-28.在一填料塔中進(jìn)行吸收操作，原操作條件下，kya=kxa=0.026kmol/m3.s，已知液相體積傳質(zhì)系數(shù)kxal0.66。試分別對m=0.1及m=5.0兩種情況，計算當(dāng)液體流量增加一倍時，總傳質(zhì)阻力減少的百分?jǐn)?shù)。解：(1) 時時所以，阻力減少：(2) 時時所以，阻力減少：5-29. 用清水在填料吸收塔中逆流吸收含有溶質(zhì)a的氣體混合物。進(jìn)塔氣體濃度為0.05（摩爾分率），在操作條件下

4、相平衡關(guān)系為y*=5x，試分別計算液氣比為6、5和4時，出塔氣體的極限濃度和液體出口濃度。解 (1) ，當(dāng)填料層高度為無窮時，操作線ab與平衡線交于塔頂。xby*=5xyy1aab習(xí)題5-29附圖由物料衡算：其中 (2) ，操作線ab與平衡線重疊 ，(3) ，操作線ab與平衡線交于塔底。由物料衡算：5-30.在填料塔中用清水吸收混合氣體中的溶質(zhì)，混合氣中溶質(zhì)的初始組成為0.05（摩爾分率），操作液氣比為3，在操作條件下，相平衡關(guān)系為y*=5x，通過計算比較逆流和并流吸收操作時溶質(zhì)的最大吸收率。解：(1) 逆流時在塔底達(dá)平衡(2) 并流時在塔底達(dá)平衡，逆流時溶質(zhì)吸收率高5-31.在101.3kp

5、a、35的操作條件下，在吸收塔中用清水逆流吸收混合氣中的溶質(zhì)a，欲將溶質(zhì)a的濃度由0.02（摩爾分率，下同）降至0.001，該系統(tǒng)符合亨利定律，操作條件下的亨利系數(shù)為5.52104kpa。若操作時吸收劑用量為最小用量的1.2倍，（1）試計算操作液氣比l/v及出塔液相組成x1。（2）其它條件不變，操作溫度降為15，此時亨利系數(shù)為1.2104kpa， 定量計算l/v及x1如何變化。解：(1) 101.3kpa、35下，(2) 溫度降為15c時5-12x2x11x12y1y3y2（2）x212x3x1y1y3y2（1）32. 下圖為低濃度氣體吸收的幾種流程，氣液平衡關(guān)系服從亨利定律，試在y-x圖上定

6、性地畫出與各個流程相對應(yīng)的平衡線和操作線的位置，并用圖中表示濃度的符號標(biāo)明各操作線端點的坐標(biāo)。x1x2 上 下下下下下y1x3（4）y212x2x3x1y1y21y22（3） （習(xí)題5-32附圖）yy1bby3y2x2x3x1x(2)(1)e（1）（2）(2)yy1y3y2x2x12x11xe(1) （3）(2)(1)yy1y211y22x2xx1x3e（4）yy1y2x1x2x3xe上 下 5-33.用純?nèi)軇┠媪魑盏蜐舛葰怏w中的溶質(zhì)，溶質(zhì)的回收率用h表示，操作液氣比為最小液氣比的b倍。相平衡關(guān)系為y*=mx，試以h、b兩個參數(shù)表達(dá)傳質(zhì)單元數(shù)nog。解： 5-34.在逆流操作的填料吸收塔中，

7、用清水吸收某低濃度氣體混合物中的可溶組分。操作條件下，該系統(tǒng)的平衡線與操作線為平行的兩條直線。已知氣體混合物中惰性組分的摩爾流率為90kmol/m2.h，要求回收率達(dá)到90%，氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)kya為0.02kmol/m3.s，求填料層高度。解： 推動力處處相等。5-35.直徑為800mm的填料吸收塔內(nèi)裝6m高的填料，每小時處理2000m3（25，101.3kpa）的混合氣，混合氣中含丙酮5%，塔頂出口氣體中含丙酮0.263%（均為摩爾分率）。以清水為吸收劑，每千克塔底出口溶液中含丙酮61.2g。在操作條件下的平衡關(guān)系為y*=2.0x，試根據(jù)以上測得的數(shù)據(jù)計算氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)kya。解：，

8、 而5-36.體積流量為200m3/h（18、101.3kpa）的空氣-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%（均為體積百分?jǐn)?shù)）。出塔氨水組成為其最大組成的80%。今有一填料塔，塔徑為0.3m，填料層高5m，操作條件下的相平衡關(guān)系為y*=1.44x，問該塔是否合用？kga可用下式計算：kga=0.0027m0.35w0.36 kmol/（m3.h.kpa）m-氣體質(zhì)量流速，kg/（m2.h）；w-液體質(zhì)量流速，kg/（m2.h）。解：，混合氣體摩爾流率：混合氣體平均分子量：混合氣體質(zhì)量流速：惰性組分摩爾流率：又 液體質(zhì)量流速： 所以，該塔不合適。5-37.混合氣中含

9、0.1（摩爾分率，下同）co2，其余為空氣，于20及2026kpa下在填料塔中用清水逆流吸收，使co2的濃度降到0.5%。已知混合氣的處理量為2240m3/h（標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下），溶液出口濃度為0.0006，亨利系數(shù)e為200mpa，液相總體積傳質(zhì)系數(shù)kla為50 m3/h，塔徑為1.5m。試求每小時的用水量(kg/h)及所需填料層的高度。解：， 而 液體流量 相平衡常數(shù) 又 5-38. 有一常壓吸收塔，塔截面為0.5m2,填料層高為3m，用清水逆流吸收混合氣中的丙酮（丙酮的分子量為58kg/kmol）。丙酮含量為0.05（摩爾比，下同），混合氣中惰性氣體的流量為1120m3/h(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))。已知在

10、液氣比為3的條件下，出塔氣體中丙酮含量為0.005，操作條件下的平衡關(guān)系為y*=2x。試求：（1） 出塔液中丙酮的質(zhì)量分率；（2） 氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)kya(kmol/m3s)（3） 若填料塔填料層增高3m,其它操作條件不變，問此吸收塔的吸收率為多大？解：（1） （2） s= m/(l/v)=2/3=0.667(y1-mx2)/(y2-mx2)=y1/y2=0.05/0.005=10 kmol/(m3s)（3） z=3+3=6ms、hog不變, 解得： =0.001095-39在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收含氨0.05（摩爾比）的空氣氨混合氣中的氨。已知混合氣中空氣的流量為2000m3/

11、h（標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)），氣體空塔氣速為1m/s（標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)），操作條件下，平衡關(guān)系為，氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)，采用吸收劑用量為最小用量的1.5倍，要求吸收率為98%。試求：（1）溶液出口濃度；（2）氣相總傳質(zhì)單元高度和氣相總傳質(zhì)單元數(shù)； （3）若吸收劑改為含氨0.0015（摩爾比）的水溶液，問能否達(dá)到吸收率98%的要求，為什么？解：（1） ，（2） （3） 不可能達(dá)到98%5-40. 在一充有25mm階梯環(huán)的填料塔中，用清水吸收混合氣體中的nh3。吸收塔在20及101.3kpa（絕壓）的條件下逆流操作，氣液相平衡關(guān)系為。已知混合氣流率為0.045kmol/m2s, nh3入塔濃度為0.05（摩爾分率），吸收

12、率為99%，操作液氣比為最小液氣比的1.5倍，填料層高度為8.75m，試求：（1）氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)；（2）塔底截面處nh3吸收的體積傳質(zhì)速率。解：（1） =1.50.744=1.116由因為 x2=0 且 又因 得 2） naa(全塔衡算，總傳質(zhì)速率方程)由 得 x1=0.0444， =0.0553(0.05-0.7520.0444)=9.1910-4kmol/m3s5-41.在常壓逆流連續(xù)操作的吸收塔中用清水吸收混合氣中的a組分?；旌蠚庵卸栊詺怏w的流率為30kmol/h，入塔時a組分的濃度為0.08（摩爾比），要求吸收率為87.5%，相平衡關(guān)系為y*=2x，設(shè)計液氣比為最小液氣比的1.43

13、倍，氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)kya=0.0186kmol/m3s ，且kyav0.8，取塔徑為1m，試計算： （1）所需填料層高度為多少？ （2）設(shè)計成的吸收塔用于實際操作時，采用10%吸收液再循環(huán)流程,即lr=0.1l，新鮮吸收劑用量及其它入塔條件不變，問吸收率為多少？解：(1) (2) 吸收液再循環(huán)此時吸收劑入口濃度： 因為，v不變，所以不變，即不變 不變此時 (1)由物料衡算： (2)將式(2)代入式(1)，解之：，5-42.含苯1.96%（體積）的煤氣用平均摩爾質(zhì)量為260kg/kmol的洗油在一填料塔中逆流吸收，以回收其中95%的苯，煤氣流率為1200kmol/h，塔頂進(jìn)入的洗油中含苯0.

14、5%（摩爾分率），洗油用量為最小用量的1.3倍，吸收塔在101.3kpa、27c下操作，此時平衡關(guān)系為y*=0.125x。從吸收塔塔底引出的富油經(jīng)加熱后送入解吸塔頂，塔底通入水蒸汽，使苯從洗油中解吸出來，脫苯后的洗油冷卻后送回吸收塔塔頂。水蒸氣用量為最小用量的1.2倍，解吸塔在101.3kpa、120下操作，氣液平衡關(guān)系為y*=3.16x。求洗油的循環(huán)用量和水蒸汽用量（kg/h）。v,y1v,y2v,y1v,y2l,x2l,x1l,x1l,x2(1) 吸收塔 , 洗油用量：吸收劑（洗油）出塔濃度 (2) 解吸塔水蒸汽用量：5-43.用一填料層高度為3m的吸收塔，從含氨6%（體積分率）的空氣中回

15、收99%的氨。混合氣體的質(zhì)量流率為620kg/m2h，吸收劑為清水，其質(zhì)量流率為900kg/m2h。在操作壓力101.3kpa、溫度20c下，相平衡關(guān)系為y*=0.9x。體積傳質(zhì)系數(shù)kga與氣相質(zhì)量流率的0.7次方成正比。吸收過程為氣膜控制，氣液逆流流動。試計算當(dāng)操作條件分別做下列改變時，填料層高度應(yīng)如何改變才能保持原來的吸收率： （1）操作壓力增大一倍； （2）液體流率增大一倍； （3）氣體流率增大一倍。解：原工況：水的摩爾流率：混合氣體平均分子量：(1) 壓力增大一倍因為，而所以壓力增大一倍，不變，不變 而(2) 液體流率增大一倍，氣膜控制，不變，不變(3) 氣體流率增大一倍 5-44.

16、在填料層高度為4m的常壓填料塔中，用清水吸收混合氣中的可溶組分。已測得如下數(shù)據(jù)：混合氣可溶組分入塔組成為0.02，排出吸收液的濃度為0.008（以上均為摩爾比），吸收率為0.8，并已知此吸收過程為氣膜控制，氣液平衡關(guān)系為y*=1.5x。 （1）計算該塔的hog和nog； （2）操作液氣比為最小液氣比的倍數(shù)； （3）若法定的氣體排放濃度必須 0.002，可采取哪些可行的措施？并任選其中之一進(jìn)行計算，求出需改變參數(shù)的具體數(shù)值；（4）定性畫出改動前后的平衡線和操作線。解：(1) x1xby*=1.5xyy1y2 ay2 ab原操作線ab新操作線ab(2) (3) 可采取的措施：a.增加填料層高度不變

17、（v不變，氣膜控制不變）不變x1x1x by*=1.5xy y1y2 ay2 ab原操作線ab新操作線ab b.增大用水量因為v不變，氣膜控制，所以不變，不變又不變，所以也不變即 試差或由圖，查得5-45. 空氣和ccl4混合氣中含0.05（摩爾比，下同）的ccl4，用煤油吸收其中90%的ccl4?；旌蠚饬髀蕿?50kmol惰氣/（m2.h），吸收劑分兩股入塔，由塔頂加入的一股ccl4組成為0.004，另一股在塔中一最佳位置（溶劑組成與塔內(nèi)此截面上液相組成相等）加入，其組成為0.014，兩股吸收劑摩爾流率比為1：1。在第二股吸收劑入口以上塔內(nèi)的液氣比為0.5，氣相總傳質(zhì)單元高度為1m，在操作條

18、件下相平衡關(guān)系為y*=0.5x，吸收過程可視為氣膜控制。試求： （1）第二股煤油的最佳入塔位置及填料層總高度； （2）若將兩股煤油混合后從塔頂加入，為保持回收率不變，所需填料層高度為多少？（3）示意繪出上述兩種情況下的操作線，并說明由此可得出什么結(jié)論？解：(1)在上半段進(jìn)行物料衡算：v，y2v，y1l，x1l1，x21l2，x22因為最佳位置進(jìn)入，所以在下半段進(jìn)行物料衡算：y1yiy2x21x2x22x1y*=mx氣膜控制，v不變，不變，所以不變(2) 當(dāng)兩股吸收劑混合進(jìn)料時出口：（3）見圖。由此可見，吸收劑混合后進(jìn)塔，操作線靠近平衡線，傳質(zhì)推動力下降，故所需填料層高度較高。不同濃度的兩股吸收

19、劑之間混合與分離的目的是背道而馳的，混合過程降低了吸收過程的推動力，對吸收分離是不利的，增加吸收塔高。5-46. 逆流吸收-解吸系統(tǒng)，兩塔的填料層高度相同。已知吸收塔入塔的氣體組成為0.0196，要求回收率為95%，入塔液體組成為0.006（均為摩爾分率）。操作條件下吸收系統(tǒng)的氣液平衡關(guān)系為y*=0.125x，液氣比為最小液氣比的1.4倍，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.5m；解吸系統(tǒng)用過熱蒸汽吹脫吸收液中的溶質(zhì)，其氣液平衡關(guān)系為y*=2.5x，汽液比為0.4，試求：（1） 吸收塔出塔液體組成；（2） 吸收塔的填料層高度；（3） 解吸塔的氣相總傳質(zhì)單元高度；（4） 欲將吸收塔的回收率提高到96%，應(yīng)采

20、取哪些措施？（定性分析）解： (1) ,由全塔物料衡算：(2) 計算z填料層高度：(3) 解吸塔物料衡算：吸收塔與解吸塔填料層高度相同。（4） 1）增大吸收塔內(nèi)的液氣比, 2）降低吸收劑濃度。6-31 某二元混合物蒸汽，其中輕、重組分的摩爾分?jǐn)?shù)分別為0.75和0.25，在總壓為300kpa條件下被冷凝至40，所得的汽、液兩相達(dá)到平衡。求其汽相摩爾數(shù)和液相摩爾數(shù)之比。已知輕、重組分在40時的蒸汽壓分別為370kpa和120kpa。解：兩相中，設(shè)汽相摩爾量為v，液相摩爾量為l，總量為f，則由以上兩式可得：事實上，汽液平衡體系中，兩相的摩爾量比值服從桿杠定律。6-32 苯和甲苯組成的理想溶液送入精餾

21、塔中進(jìn)行分離，進(jìn)料狀態(tài)為汽液共存，其兩相組成分別如下：，。用于計算苯和甲苯的蒸汽壓方程如下：其中壓強的單位為pa，溫度的單位為。試求：（1）該進(jìn)料中兩組份的相對揮發(fā)度為多少？（2）進(jìn)料的壓強和溫度各是多少？（提示：設(shè)進(jìn)料溫度為92）解：（1）混合物中兩組分的相對揮發(fā)度：（2）設(shè)進(jìn)料溫度為92，則由此求得體系的相對揮發(fā)度為：其值與（1）中所求相對揮發(fā)度足夠接近，故可認(rèn)為進(jìn)料溫度為92。體系總壓為：6-33 一連續(xù)精餾塔分離二元理想混合溶液，已知某層塔板上的氣、液相組成分別為0.83和0.70，與之相鄰的上層塔板的液相組成為0.77，而與之相鄰的下層塔板的氣相組成為0.78（以上均為輕組分a的摩爾

22、分?jǐn)?shù)，下同）。塔頂為泡點回流。進(jìn)料為飽和液體，其組成為0.46，塔頂與塔底產(chǎn)量之比為2/3。試求：（1）精餾段操作線方程；（2）提餾段操作線方程。解： （1）精餾段操作線方程：將該板和上層板的汽液相組成代入有：(a)再將該板和下層板的汽液相組成代入有：(b)聯(lián)解（a）、（b）兩式可得：，則精餾段的操作線方程為：（2）提餾段操作線方程：，（泡點進(jìn)料），代入上式可得：(c)可得。將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式(c)可得提餾段操作線方程為：6-34 如圖所示，用精餾塔分離二元混合物，塔頂有一分凝器和一個全凝器。分凝器引出的液相作為回流液，引出的氣相進(jìn)入全凝器，全凝器引出的飽和液相作為塔頂產(chǎn)品。泡點進(jìn)料，進(jìn)料量為1

23、80kmol/h，其組成為0.48(輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)。兩組分的相對揮發(fā)度為2.5，回流比為2.0。要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.95，塔底產(chǎn)品濃度為0.06，求（1）分凝器和全凝器的熱負(fù)荷分別是多少？（2）再沸器的熱負(fù)荷是多少？（3）理論上再沸器的最低熱負(fù)荷是多少？已知塔頂蒸汽冷凝相變焓為22100kj/kmol，塔底液體汽化相變焓為24200 kj/kmol習(xí)題6-34附圖解：求冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷，首先求出兩者中的冷凝量和汽化量。（1）全凝器冷凝量 全凝器熱負(fù)荷：分凝器冷凝量：分凝器熱負(fù)荷：（認(rèn)為分凝器中的蒸汽和全凝器中的蒸汽冷凝潛熱近似相等）（2）再沸器蒸發(fā)量：再沸器熱負(fù)荷：（3）在產(chǎn)

24、品產(chǎn)量和純度要求一定的情況下，再沸器的熱負(fù)荷取決于回流比r。r越小則熱負(fù)荷越小。所以，再沸器的最小熱負(fù)荷與最小回流比對應(yīng)。飽和液體進(jìn)料，最小回流比可計算如下：6-35 某二元連續(xù)精餾塔，操作回流比為2.8，操作條件下體系平均相對揮發(fā)度為2.45。原料液泡點進(jìn)料，塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜采用間接蒸汽加熱。原料液、塔頂餾出液、塔釜采出液濃度分別為0.5、0.95、0.05（均為易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)）試求：（1）精餾段操作線方程；（2）由塔頂向下數(shù)第二板和第三板之間的汽、液相組成；（3）提餾段操作方程；（4）由塔底向上數(shù)第二和第三塊板之間的汽、液相組成。解：（1）精餾段操作線方程：（2）由相平

25、衡方程 可得：（3）提餾段操作線方程推導(dǎo)： 所以（4）由提餾段操作線方程可得：6-36 用常壓連續(xù)操作的精餾塔分離苯和甲苯混合液，已知進(jìn)料含苯0.6（摩爾分?jǐn)?shù)），進(jìn)料狀態(tài)是汽液各占一半（摩爾數(shù)），從塔頂全凝器中送出的餾出液組成為含苯0.98（摩爾分?jǐn)?shù)），已知苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。試求： （1）進(jìn)料的氣、液相組成；（2）最小回流比。解：（1），進(jìn)料狀態(tài)為汽液各占一半（摩爾數(shù)）作易揮發(fā)組分的質(zhì)量衡算：又有相平衡方程：聯(lián)立求解，得，。所以，進(jìn)料的液相組成為0.49，汽相組成為0.71。（2），線方程為：，聯(lián)立求解和，可得交點坐標(biāo)為，所以：6-37 在常壓連續(xù)精餾塔中分離二元理想混

26、合物。塔頂蒸汽通過分凝器后，3/5的蒸汽冷凝成液體作為回流液，其濃度為0.86。其余未凝的蒸汽經(jīng)全凝器后全部冷凝，并作為塔頂產(chǎn)品送出，其濃度為0.9（以上均為輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)）。若已知操作回流比為最小回流比的1.2倍，泡點進(jìn)料，試求：（1）第一塊板下降的液體組成；（2）原料液的組成。解（1）回流比：由相平衡關(guān)系由精餾段操作線方程得：由相平衡方程可求得(2)原料液的組成因為，所以當(dāng)采用泡點進(jìn)料時，即(a)(b)聯(lián)立求解(a)、(b)式，可得所以6-38 某二元混合物含易揮發(fā)組分為0.15（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），以飽合蒸汽狀態(tài)狀態(tài)加入精餾塔的底部（如附圖所示），加料量為100kmol/h，塔頂產(chǎn)品組成

27、為0.95，塔底產(chǎn)品組成為0.05。已知操作條件下體系平均相對發(fā)度為2.5。試求： 習(xí)題6-38附圖（1）該塔的操作回流比；（2）由塔頂向下數(shù)第二層理論板上的液相濃度解：（1） 全塔質(zhì)量衡算：根據(jù)恒摩爾流假定，塔內(nèi)上升蒸汽量應(yīng)等于進(jìn)料量，即 v=f=100kmol/h。由可得： （2）操作線方程為：6-39 1kmol/s的飽和蒸汽態(tài)的氨-水混合物進(jìn)入一個精餾段和提餾段各有1塊理論塔板（不包括塔釜）的精餾塔，進(jìn)料中氨的組成為0.001（摩爾分?jǐn)?shù)）。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s。塔底再沸器產(chǎn)生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內(nèi)氨-水溶液的汽液平衡關(guān)系可表示為y=1.26

28、x，求塔頂、塔底的產(chǎn)品組成。 習(xí)題6-39附圖解：參見本題附圖，該塔共有包括塔釜在內(nèi)的三塊理論板。 飽和蒸汽進(jìn)料，則由相平衡方程： 由精餾段操作線方程： 由相平衡方程：由提餾段操作線方程：由相平衡方程：所以全塔物料衡算：解得：，6-40 常壓下在一連續(xù)操作的精餾塔中分離苯和甲苯混合物。已知原料液中含苯0.45（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），汽液混合物進(jìn)料，汽、液相各占一半。要求塔頂產(chǎn)品含苯不低于0.92，塔釜殘液中含苯不高于0.03。操作條件下平均相對揮發(fā)度可取為2.4。操作回流比r=1.4rmin。塔頂蒸汽進(jìn)入分凝器后，冷凝的液體作為回流流入塔內(nèi)，未冷凝的蒸汽進(jìn)入全凝器冷凝后作為塔頂產(chǎn)品，如圖所示。試求

29、：(1) q線方程式；(2) 精餾段操作線方程式。(3) 回流液組成和第一塊塔板的上升蒸汽組成習(xí)題6-40附圖（2）求q線與精餾段操作線交點坐標(biāo)（3） 6-41 某二元理想溶液，其組成為xf=0.3（易揮發(fā)組分摩爾分?jǐn)?shù)，下同），流量為f=100kmol/h，以泡點狀態(tài)進(jìn)入連續(xù)精餾塔，回流比為2.7。要求塔頂產(chǎn)品純度xd=0.9、塔釜產(chǎn)品濃度為xw=0.1。操作條件下體系的平均相對揮發(fā)度為2.47，塔頂全凝器，泡點回流。用逐板計算法確定完成分離任務(wù)所需的理論板數(shù)。 解：相平衡方程 精餾段操作線方程： 全塔質(zhì)量衡算：提餾段操作線方程： 逐板計算中間結(jié)果如下：從計算結(jié)果來看，達(dá)到分離要求需要9塊理論

30、板（包括塔釜一塊），其中精餾段5塊，第6塊板進(jìn)料。6-42 設(shè)計一分離苯-甲苯溶液的連續(xù)精餾塔，料液含苯0.5，要求餾出液中含苯0.97,釜殘液中含苯低于0.04（均為摩爾分?jǐn)?shù)），泡點加料，回流比取最小回流比的1.5倍，苯與甲苯的相對揮發(fā)度平均值取為2.5，試用逐板計算法求所需理論板數(shù)和加料位置。解： 求回流比泡點加料所以精餾段操作線方程：上式與q線方程聯(lián)立求解，可得由點與點可得提餾段操作線方程：汽液平衡方程為從塔頂開始計算：代入精餾段操作線方程可得：精餾段逐板計算結(jié)果如下塔板序號液相組成氣相組成010.92820.9700020.86690.9421030.78790.9028040.697

31、70.8523050.60730.7945060.52810.7367070.46630.6860其中，所以精餾段需要6塊理論板，加料板為第7板塊理論板。提餾段逐板計算結(jié)果如下：塔板序號液相組成氣相組成070.46630.6860080.39650.6216090.30770.5263100.21400.4050110.13290.2771120.07400.1665130.03630.0860，提餾段需要7塊理論板。全塔共需13塊理論板，第7塊為加料板。6-43 用圖解法求解第6-42題6-44 苯和甲苯的混合物組成為50%，送入精餾塔內(nèi)分離，要求塔頂苯的含量不低于96%，塔底甲苯含量不低于

32、98%（以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）。苯對甲苯的相對揮發(fā)度可取為2.5，操作回流比取為最小回流比的1.5倍。（1）若處理20kmol/h的原料，求塔頂餾出液和塔底采出液各為多少kg/h；（2）分別求泡點進(jìn)料和飽和蒸汽進(jìn)料情況下的最小回流比；（3）求飽和蒸汽進(jìn)料時進(jìn)料板上一層塔板上升蒸汽的組成（假定進(jìn)料組成與進(jìn)料板上升的蒸汽組成相同）；（4）若泡點進(jìn)料，假定料液加到塔板上后，液體完全混合，組成為50%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），求上升到加料板的蒸汽組成。 解：（1）將已知的質(zhì)量分?jǐn)?shù)都轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)：，據(jù)此可求塔頂餾出液的平均分子量：78.5kg/kmol；塔釜采出液的平均分子量：91.7kg/kmol。由全塔質(zhì)量衡算

33、可求塔頂餾出液量：則塔釜采出液量：習(xí)題6-44附圖（2）泡點進(jìn)料，最小回流比為：飽和蒸汽進(jìn)料：（3）操作回流比：精餾段操作線方程：飽和蒸汽進(jìn)料，因進(jìn)料組成與進(jìn)料板上升蒸汽組成相同（如附圖所示），因此。xf-1與yf滿足精餾段操作線方程：代入數(shù)據(jù)解得：xf-1=0.395xf-1與yf-1滿足相平衡關(guān)系：（4）操作回流比：飽和液體進(jìn)料，提餾段操作線方程：由題意，由加料板下降的液體濃度與進(jìn)料濃度相同，xf=0.541，該濃度與下一板上升蒸汽的濃度滿足提餾段操作線方程，此即為由進(jìn)料板的下一層板上升的蒸汽（進(jìn)入進(jìn)料板）的濃度。6-45 某一連續(xù)精餾塔分離一種二元理想溶液，飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料量，進(jìn)料濃度

34、（輕組分摩爾分?jǐn)?shù)，下同），塔頂產(chǎn)品純度，塔底產(chǎn)品純度。系統(tǒng)的平均相對揮發(fā)度。塔頂為全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱，且知塔釜的汽化量為最小汽化量的1.5倍。試求：（1）塔頂易揮發(fā)組分的回收率；（2）塔釜的汽化量；（3）流出第二塊理論板的液體組成（塔序由塔頂算起）解（1）全塔質(zhì)量衡算 解以上方程組得，塔頂易揮發(fā)組分的回收率（2），因為 ，所以 ，則 由上式可知，塔釜的最小汽化量對應(yīng)著最小回流比，即而點為線與平衡線的共同交點。由平衡線方程可得因為，所以，將此數(shù)據(jù)代入上式可解得所以 （3）由汽液平衡方程可得 將代入上式解得：因為精餾段的操作線方程為：將和代入上式可得：所以由汽液相平衡方程可得將代入

35、上式可解得：，此即為流出第二塊理論板的液體組成。6-46 如圖所示，用一個蒸餾釜和一層實際板組成的精餾塔分離二元理想溶液。組成為0.25（輕組分摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的料液在泡點溫度下由塔頂加入，兩組分的相對揮發(fā)度為3.4。若塔頂輕組分的回收率達(dá)到85%，并且塔頂產(chǎn)品組成為0.35，試求該層塔板的液相默弗里板效率。習(xí)題6-46附圖解：由全塔質(zhì)量衡算及回收率定義可得：由該式可解得因為全塔為提餾段，且為泡點進(jìn)料，所以 ，所以提餾段操作線方程為 已知，則與在理論上成平衡的液相組成為：該板的實際液相組成與自塔釜上升的蒸汽組成滿足操作線方程，而與塔釜液相組成成相平衡關(guān)系： 將此結(jié)果代入操作線方程，可得該板的默

36、弗里板效率為：6-47 有一20%（輕組分摩爾百分?jǐn)?shù)，下同）甲醇-水溶液，用一連續(xù)精餾塔加以分離，希望從塔頂和中間某板上分別得到96%及50%的甲醇溶液各半，釜液濃度不高于2%。操作回流比為2.2，泡點進(jìn)料，塔釜采用直接蒸汽加熱，試求：（1）三段的操作線方程；（2）所需理論板數(shù)及加料口、側(cè)線采出口的位置；（3）若只于塔頂取出96%的甲醇溶液，問所需理論板數(shù)較（1）多還是少？（甲醇-水體系的汽液平衡數(shù)據(jù)見教材p371）解：（1）第一段操作線方程，代入上式可得該段操作線方程為：第二段操作線方程 其中 所以，整理得考慮到，并代入有關(guān)數(shù)據(jù)，得第二段操作線方程：第一段與第二段操作線相交于點第二段操作線與

37、線相交于點連結(jié)點和點，得則第三操作線方程：（2）圖解法得所需理論板數(shù)，第8塊為側(cè)線采出，第10塊為進(jìn)料板。（3）圖解法得所需理論板數(shù)，比無側(cè)線采出所需理論板數(shù)少。6-48 將流率為100kmol/h、組成為（輕組分摩爾分率，下同）的二元混合物送入一精餾塔塔頂進(jìn)行回收，要求塔頂回收率為0.955，塔釜液組成為。泡點進(jìn)料，系統(tǒng)的平均相對揮發(fā)度。試求（1）餾出液組成，塔頂、塔底產(chǎn)量；（2）操作線方程；（3）在加料流率及塔釜蒸發(fā)量不變時，可能獲得的最高餾出液濃度。解：（1）因為，所以由全塔質(zhì)量衡算可得：解得：， （2）因為料液從塔頂加入，所以該塔只有提餾段操作線方程為：。因為，所以，即操作線方程為：

38、（3）在f、d、w一定的情況下，最大餾出液濃度對應(yīng)著理論板數(shù)為無窮多。 習(xí)題6-48附圖此時，可能是操作線上端點落在平衡線上，即xd（y1）與xf滿足相平衡方程（如圖所示）據(jù)此結(jié)果求得：， 不可能！由于塔頂、塔底采出率的制約，既使板數(shù)為無窮多，也不可能使xd達(dá)到0.667與n=對應(yīng)的另一種可能現(xiàn)象是：操作線下端點落在平衡線上，即，則此時6-49 用僅有兩塊理論塔板（不包括塔釜）的精餾塔提取水溶液中易揮發(fā)組分。流率為50kmol/h的水蒸汽由塔釜加入；溫度為20、輕組分摩爾分?jǐn)?shù)為0.2、流率為100kmol/h的原料液由塔頂加入，汽液兩相均無回流。已知原料液泡點為80，平均定壓比熱為100kj/

39、kmol，相變焓為40000 kj/kmol。若汽液平衡關(guān)系為y=3x，試求輕組分的回收率。解：此塔的特殊性在于它是個既無汽相回流也無液相回流的提餾塔。先確定加料熱狀況：塔內(nèi)液相流量。這說明進(jìn)料在塔頂將上升蒸汽中的15kmol/h冷凝，則進(jìn)入塔頂冷凝器的蒸汽量為35kmol/h，此即為塔頂餾出液量d。由于無回流，所以由某截面至塔底的質(zhì)量衡算可導(dǎo)出操作線方程，或（其中v為塔內(nèi)上升蒸汽流量，它等于塔釜通入的水蒸汽量50kmol/h）塔釜的上升蒸汽應(yīng)與成平衡，即而塔釜的上升蒸汽與第二塊板的液相滿足操作線方程，即所以，即。因為所以由操作線方程可得解得。又，得。將這些結(jié)果代入輕組分的質(zhì)量衡算式，由此可以

40、解得：，輕組分的回收率6-50 在一連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯溶液。塔釜為間接蒸汽加熱，塔頂采用全凝器，泡點回流。進(jìn)料中含苯35%（摩爾百分?jǐn)?shù)，下同），進(jìn)料量為100kmol/h，以飽和蒸汽狀態(tài)進(jìn)入塔中部。塔頂餾出液量為40kmol/h，要求塔釜液含苯量不高于5%，采用的回流比r=1.54rmin，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）分別寫出此塔精餾段及提餾段的操作線方程。（2）已知塔頂?shù)谝粔K板以液相組成表示的默弗里板效率為0.54，求：離開塔頂?shù)诙K板升入第一塊板的氣相組成。（3）當(dāng)塔釜停止供應(yīng)蒸汽，保持前面計算所用的回流比不變，若塔板數(shù)為無限多，問釜殘液的濃度為多大？解： （1） 作全塔質(zhì)量

41、衡算 飽和蒸汽進(jìn)料 q=0，yq=yf=0.35 r=1.542.6=4精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： （2） x0=xd=0.8 y1=xd=0.8 （3）因理論板數(shù)為無窮多，可能是精餾線與q線交點（xq,yq）落于平衡線上，于是：其中上述計算結(jié)果顯然不合理?，F(xiàn)假設(shè)xd=1.0因塔釜停加熱蒸汽，所以 kmol/hw=100-20=80kmol/h 上述假定合理，計算結(jié)果有效。7-25 已知濕空氣的溫度為20，水汽分壓為2.335kpa，總壓為101.3kpa。試求：（1） 相對濕度；（2） 將此空氣分別加熱至50和120時的相對濕度；（3） 由以上計算結(jié)果可得出什么結(jié)論？解：（1）查

42、表得20時水的飽和蒸汽壓ps=2.335kpa,故相對濕度 即空氣已被水蒸汽飽和，不能作為載濕體。 （2）查表得50時水的飽和蒸汽壓ps=12.34kpa,故相對濕度 即溫度升高后，j值減小，又可作為載濕體。 當(dāng)總壓為101.3kpa時，溫度升高到100水開始沸騰，此時它的最大蒸汽壓為101.3kpa（等于外界壓力）。當(dāng)溫度為120時，蒸汽處于過熱狀態(tài)，飽和水蒸氣壓仍為101.3kpa,故相對濕度 （3）濕空氣的溫度升高后，其中的水汽分壓不變，但水的飽和蒸汽壓隨溫度的升高而增加，因此，j值減小，載濕能力增強，即升溫對干燥有利。 7-26 已知在總壓101.3kpa下，濕空氣的干球溫度為30，相

43、對濕度為50，試求：（1）濕度；（2）露點；（3）焓；（4）將此狀態(tài)空氣加熱至120所需的熱量，已知空氣的質(zhì)量流量為400kg絕干氣/h；（5）每小時送入預(yù)熱器的濕空氣體積。 解：（1）查得30時水的飽和蒸汽壓ps=4.247kpa,水汽分壓：濕度 （2）露點 由，可查得對應(yīng)的飽和溫度為18c，即為露點。 （3）焓 （4）所需熱量 （5）濕空氣體積 7-27 常壓下某濕空氣的溫度為25，濕度為0.01kg水汽/kg干氣。試求：（1） 該濕空氣的相對濕度及飽和濕度；（2） 若保持溫度不變，加入絕干空氣使總壓上升至220kpa，則此濕空氣的相對濕度及飽和濕度變?yōu)槎嗌?？?） 若保持溫度不變而將空氣

44、壓縮至220kpa，則在壓縮過程中每kg干氣析出多少水分？解：（1）水汽分壓 查表得25時水的飽和蒸汽壓ps=3.168kpa, 故相對濕度 飽和濕度：（2）當(dāng)加入絕干空氣時，水汽分壓及飽和蒸汽壓均不變，故相對濕度仍為50.5，但飽和濕度 （3）若保持溫度不變而將空氣壓縮至220kpa時，其飽和濕度為0.0091kg水汽/kg干氣，故必有水析出。 7-28 已知在常壓、 25下，水分在某物料與空氣間的平衡關(guān)系為相對濕度為j100，平衡含水量x*=0.185kg水/kg干料相對濕度為j50，平衡含水量x*=0.095kg水/kg干料 現(xiàn)該物料的含水量為0.35 kg水kg干料,令其與25，j50

45、的空氣接觸，問物料的自由含水量，結(jié)合水分含量與非結(jié)合水分含量各為多少？解：50，平衡含水量則自由含水量 100，平衡含水量即結(jié)合水分含量則非結(jié)合水分含量 7-29 常壓下用熱空氣干燥某種濕物料。新鮮空氣的溫度為20、濕度為0.012kg水汽kg干氣，經(jīng)預(yù)熱器加熱至60后進(jìn)入干燥器，離開干燥器的廢氣濕度為0.028kg水汽kg干氣。濕物料的初始含水量為10%，干燥后產(chǎn)品的含水量為0.5%（均為濕基），干燥產(chǎn)品量為4000kg/h。試求：（1）水分汽化量，kg/h；（2）新鮮空氣的用量，分別用質(zhì)量及體積表示；（3）分析說明當(dāng)干燥任務(wù)及出口廢氣濕度一定時，是用夏季還是冬季條件選用風(fēng)機比較合適。解：（

46、1）水分汽化量 或 干基含水量（2）絕干空氣用量濕空氣用量 濕空氣比容濕空氣體積量 （3）夏季的氣溫高，且濕度大，故在產(chǎn)品、w、h2一定的情況下，濕空氣的消耗量l增加，同時其濕比容又增大，共同導(dǎo)致體積流量增大，故用夏季條件選擇風(fēng)機比較合適。7-30 在某干燥器中常壓干燥砂糖晶體，處理量為450kg/h，要求將濕基含水量由42減至4。干燥介質(zhì)為溫度20，相對濕度30的空氣，經(jīng)預(yù)熱器加熱至一定溫度后送至干燥器中，空氣離開干燥器時溫度為50，相對濕度為60。若空氣在干燥器內(nèi)為等焓變化過程，試求：（1）水分汽化量，kg/h；（2）濕空氣的用量，kg/h；（3）預(yù)熱器向空氣提供的熱量, kw。解：（1）

47、水分汽化量 或 （2）查得20、50下的水飽和蒸汽壓分別為2.335kpa、12.34 kpa， 濕空氣用量 （3）新鮮空氣焓：出口空氣焓：因為干燥為等焓過程，故預(yù)熱器中的加熱量： 7-31 試在i-h圖中定性繪出下列干燥過程中濕空氣的狀態(tài)變化過程。（1）溫度為t0、濕度為h0的濕空氣，經(jīng)預(yù)熱器溫度升高到t1后送入理想干燥器，廢氣出口溫度為t2；（2）溫度為t0、濕度為h0的濕空氣，經(jīng)預(yù)熱器溫度升高到t1后送入理想干燥器，廢氣出口溫度為t2，此廢氣再經(jīng)冷卻冷凝器析出水分后，恢復(fù)到t0、h0的狀態(tài)；（3）部分廢氣循環(huán)流程：溫度為t0、濕度為h0的新鮮空氣，與溫度為t2、濕度為h2的出口廢氣混合（

48、設(shè)循環(huán)廢氣中絕干空氣質(zhì)量與混合氣中絕干空氣質(zhì)量之比為m：n），送入預(yù)熱器加熱到一定的溫度t1后再進(jìn)入干燥器，離開干燥器時的廢氣狀態(tài)為溫度t2、濕度h2；（4）中間加熱流程：溫度為t0、濕度為h0的濕空氣，經(jīng)預(yù)熱器溫度升高到t1后送入干燥器進(jìn)行等焓干燥，溫度降為t2時，再用中間加熱器加熱至t1，再進(jìn)行等焓干燥，廢氣最后出口溫度仍為t2。圖示如下：t0t2t1ihh0=100%abch2附圖（2）dt0t2t1ihh0=100%abch2附圖（1） t0t2t1ihh0=100%abch2mhm附圖（3）(h1)t0t2t1ihh0=100%abccbh2h2附圖（4）(h1)預(yù)熱器干燥器冷卻器abc3kg/h60