化工原理下冊課后答案

1、第一章蒸餾的習(xí)題解答1.已知含苯 0.5(摩爾分?jǐn)?shù) )的苯 甲苯混合液 ,若外壓為 99KPa,試求該搭液的泡點(diǎn)溫度。苯和甲苯的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)見例14 附表。解：本題需用試差法確定溶液的飽和溫度。先假設(shè)一溫度，查苯和甲苯的飽和蒸汽壓pA0 和 pB0PP0則 x0B0 ，若所求的 x 與題給的 x 值相等 , 則證明假設(shè)正確。PAPB設(shè)假設(shè)溫度恰為泡點(diǎn)溫度, 否則需修正。本題外壓為 99KPa ，據(jù)常壓下苯 甲苯混合液的 t-x-y 圖設(shè)該溶液的泡點(diǎn)溫度t91.5 0C ，則查教材附錄可知PA0141.6KPa , p0B56.8KPa .9956.8x0.498 0.5141.656.8故溶

2、液的泡點(diǎn)溫度為92 oC2. .正戊烷(C5H12)和正己烷（ C6 H14 ）的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)列于本題附表,試求p=13.3KPa 下該溶液的平衡數(shù)據(jù)。假設(shè)該溶液為理想溶液。習(xí)題 2附表溫C5H12223.l233.0244.0251.0260.1275.1291.7309.3度 /KC6H14248.2259.1276.9279.0289.0304.8322.8341.9飽和蒸氣壓1.32.65.38.013.326.653.2101.3解：由以下二式求 x, y 的數(shù)據(jù)。記 xPPB0PA000 , yxPAPBP求解本題時應(yīng)確定溫度范圍以查取PA0和 PB0.由本題附表可知平衡溫度在2

3、60.6 K 和 289 K 之間，選取以上兩溫度間的若干溫度，求 x, y 。計算過程從略，結(jié)果如下表所示：t/K260.6265270275280285289pA0 / KPa13.317.321.926.534.542.548.9pB0 / KPa2.833.54.265.08.5311.213.3x10.9250.8450.7690.4770.2140y10.710.5130.3860.1840.66703.利用習(xí)題 2的數(shù)據(jù) ,計算 :(1)平均相對揮發(fā)度； (2)在平均相對揮發(fā)度下的x-y 數(shù)據(jù) ,并與習(xí)題 2 的結(jié)果相比較。解：的計算結(jié)果處于本題附表的第二列1(4.70+4.94

4、+5.14+5.30+4.04+3.79+3.68)=4.517平衡方程為 ym x4.5x1 ( m 1)x1 3.5 xy溫度 /Kx習(xí)題 2 的結(jié)果用 m 計算的結(jié)果260.64.71.01.01.02654.950.710.9180.9182705.40.5130.8450.8282755.300.3860.7090.7392804.040.1840.4770.5042853.790.0670.2140.2452893.68000計算結(jié)果表明：由于隨 t 略有變化，故用平均相對揮發(fā)度求得的x, y 與習(xí)題 2的結(jié)果稍有差異。4在常壓下將某原料液組成為 0.6(易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) )的

5、兩組分洛液分別進(jìn)行簡單蒸餾和平衡蒸餾 ,若汽化率為 1/3,試求兩種情況下的釜液和餾出液組成。 假設(shè)在操作范圍內(nèi)氣液平衡關(guān)系可表示為y=0.46x+0.549解：（ 1）簡單蒸餾釜液由下式求得，即lnw10.62 w1x23dx0.5490.51ln 0.5490.54x20.54x0.5490.548解得x20.498 （即汽化液為1/3 時的釜液組成）餾出液的平均組成xD,m 由一批操作的物料衡算求得1 w xw 0.620.4983 1D ,m13xD ,m0.804（ 2）平衡蒸餾由題意知， q=2/3yqxX F2 / 3x0.62x 1.8(1)q 1q 1 2 / 3 12/3

6、1而 y0.46x0.549（ 2）聯(lián)立（ 1），（ 2）解得x 0.509yxD 0.783說明：相同汽化率下，簡單蒸餾得到的xD ,m 高與平衡蒸餾的 xD 。這是由于平衡蒸餾實(shí)現(xiàn)了蒸餾過程的連續(xù)化造成了物料混合，從而影響了分離效果。5.在連續(xù)精餾塔中分離由二硫化碳和四氯化碳所組成的混合液。已知原料液流量為 4000kg/h,組成為 0.3(二硫化碳的質(zhì)量分?jǐn)?shù) ,下同 )。若要求釜液組成不大于0.05,餾出液回收率為 88%。試求餾出液的流量和組成 ,分別以摩爾流量和摩爾分?jǐn)?shù)表示。解：由全塔物料衡算得(以上標(biāo) “”表示質(zhì)量流量）FD WF xFDx DWx m由于 Dx D0.88 F x

7、 F所以F x F 0.88 F x F D x w0.12F x F0.1240000.3W x w0.052880kg / hD FW400028801120kg / hW=0.88F x F0.88 4000 0.3x DD0.9431120 xD0.943/ 76摩爾分?jǐn)?shù)）0.943/ 760.057/154平均分子差 M m0.97 760.03 15478.3 kg / KmolD1120/ 78.314.3Kmol / h6.在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離含甲醇0.4與水 0.6(均為摩爾分?jǐn)?shù) )的溶液 ,試求以下各種進(jìn)料狀況下的q 值。 (1)進(jìn)料溫度為 40；(2)泡點(diǎn)進(jìn)料；

8、(3)飽和蒸氣進(jìn)料。常壓下甲醇一水熔液的平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。習(xí)題 6附表溫度 t液相中甲醇?xì)庀嘀屑状紲囟?t液相中甲醇?xì)庀嘀屑状嫉哪柗謹(jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)l O.O0.075.30.400.72996.4O0.13473.l0.50O.77993.50.040.23471.2O.060.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.10O.41866.00.900.95884.40.15O.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.0O.300.665解：（

9、1）進(jìn)料溫度40 oC由甲醇 水溶液的平衡數(shù)據(jù)知道原料液的泡點(diǎn)溫度為75.3 oC ，由附錄查得甲醇和水的汽化熱分別為1055 KJ / kg和2320KJ/kg故原料液的汽化熱為m0.4 1055320.623201838560 KJ / kg進(jìn)料溫度為40 oC ，泡點(diǎn)溫度為75.3oC ，故平均溫度為tm12(4075.3)57.7 oC由附錄查得57。 7oC 時，甲醇和水的比熱分別為2.68KJ/(kg goC )和 4.19KJ /( kggoC )故混合液的平均比熱為Cp,m0.42.68 320.6 4.19 1879.6KJ /( Kmol goC)r C p t38560

10、79.6 (75.3 40)則進(jìn)料熱狀況 q1.703r385602）泡尖進(jìn)料 q=1(3)飽和蒸汽進(jìn)料 q=07. .對習(xí)題 6 中的溶液 ,若原料液流量為 100kmol/h,餾出液組成為 0.95,釜液組成為0.04(以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)),回流比為2.5。試求產(chǎn)品的流量、精餾段的下降液體流量和提餾段的上升蒸氣流量。假設(shè)塔內(nèi)氣、液相均為恒摩爾流動。解：由全塔物料衡算知F=D+WF xFDx DWxWDF ( xFxW )100(0.40.04)xDxW0.9539.6kmol / h0.04解得WFD10039.660.4kmol / h而 LRD2.539.699kmol /

11、hVLD39.699138.6mol / h三種進(jìn)料情況下，上述各值相等V =V+(q-1)F,進(jìn)料為 40 oC 時，q=1.07,V=138.3+(1.07-1)100=145.6kmol/h泡點(diǎn)進(jìn)料時V =V=138.6kmol/h飽和蒸汽進(jìn)料時V VF =138.6-100=38.6kmol/h8. .某連續(xù)精餾操作中, 已知操作線方程式為:精餾段y=0.723x+O.263；提餾段y=1.25x-0.0187。若原料液于露點(diǎn)溫度下進(jìn)入精餾塔中,試求原料液、餾出液和釜?dú)堃旱慕M成及回流比。解：精餾段操作線斜率R0.732R2.61R1精餾段操作線截?fù)?jù)為xD0.263R1所以： xD0.2

12、63(2.611) 0.95提餾段操作線與對角線交點(diǎn)坐標(biāo)為yxxw ，故 xw0.0748由兩操作線交點(diǎn) 0.723x0.2631.25x0.723x+0.263=1.25x-0.0187解得x0.535y0.7230.5350.2630.65因?yàn)槁饵c(diǎn)下進(jìn)料故q 線為水平線，可得原料液組成 x F =y =0.659. 在常壓連續(xù)精餾塔中, 分離苯 甲苯混合液。若原料為飽和液體,其中含苯0.5(摩爾分?jǐn)?shù) ,下同 )。塔頂餾出液組成為0.9,塔底釜?dú)堃航M成為0.1,回流比為 2.0,試求理論板層數(shù)和加料板位置。苯甲苯混合液的平衡數(shù)據(jù)見例1-10。解：按 M-T 圖解法求理論板層數(shù)，如附圖所示過程

13、略精餾段操作線截?fù)?jù)：xD /(R1)0.9 /( 2.01)0.3在操作線和平衡線之間做梯級得理論板層數(shù)為8（含再沸器）加料板為從塔頂向下的第4 層理論板10. 若原料液組成和熱狀況、分離要求、回流比及氣液平衡關(guān)系均與習(xí)題9 的相同 ,但回流溫度為 20,試求所需理論板層數(shù)。已知回流液體的泡點(diǎn)溫度為 83, 平均汽化熱為 3.2 104kJ/kmol,平均比熱容為 14O kJ/(kmol )。解：設(shè) F=100kmol,總物料衡算為FD W即 100DWFxFDx D WxW1000.50.90 0.1W解得D=W=50kmol/h因 R=2.0L=RD=2 50100kmol / h離開第

14、一層板的液體流量為L =L q=1.28100=128kmol/h進(jìn)入第一層板的氣相流量為V=L+D=128+50=178kmol/h精餾段操作線方程 yn 1L xnD xD128 xn50 0.9VV1781780.719xn 0.253用一連續(xù)精餾塔分離由組分 A 、B 所組成的理想提合液。原料液中含 A 0.44,餾出液中含 A 0.957(以上均為摩爾分?jǐn)?shù) )。已知溶液的平均相對揮發(fā)度為 2.5,最小回流比為 1.63,試說明原料液的熱狀況 ,并求出 q 值。解 :由相平衡方程得yx2.5x（ 1）1 (1) x11.5x由操作線方程知yRxxD11.63x0.9570.62x 0.

15、364 （2）R1R1.6311.63 1聯(lián)立（ 1）（ 2）解得 x0.365 y 0.59由最小回流比的定義，上述兩方程的交點(diǎn)必是q 線和平衡線的交點(diǎn)因?yàn)?xxF ,yxF可知原料液為氣液混合物xF(1q) yqx由 q 線方程可得0.44(1q)0.59 0.365qq0.6672/ 3注此題還有其他方法可解12. .在連續(xù)精餾塔中分離某組成為0.5(易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) ,下同 )的兩組分理想溶液。原料液于泡點(diǎn)下進(jìn)入塔內(nèi)。 塔頂采用分凝器和全凝器。 分凝器向塔內(nèi)提供回流液 ,其組成為 0.88,全凝器提供組成為 0.95 的合格產(chǎn)品。 塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為 96%。若測得塔

16、頂?shù)谝粚影宓囊合嘟M成為0.79,試求 :(1)操作回流比和最小回流比； (2)若餾出液量為 100kmol/h,則原料液流量為多少 ?解：（ 1） xD 0.95yL , xL0.88 代入平衡方程 0.950.881 （ -1） 0.88解得2.59y1 與 xL 是操作關(guān)系，其中y1x12.590.79(1)x1 11.590.90710.79R1 0.880.95則 0.907 RR1R1.593RminxDyFyFxF當(dāng) q1 時，xF2.590.5yF(1)xF 11.590.72210.5所以： Rmin0.950.7221.0320.7220.5（2）由 Dx D0.96, F1

17、000.95198kmol / hFxF0.960.5在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇 水、混合液 ,原料液為飽和液體 ,其中含乙醇0.15(摩爾分?jǐn)?shù) ,下同 ),餾出液組成不低于0.8,釜液組成為 0.02,操作回流比為 2。若于精餾段某一塔板處側(cè)線取料,其摩爾流量為餾出液摩爾流量的1/2,側(cè)線產(chǎn)品為飽和液體 ,組成為 0.60 試求所需的理論板層數(shù)、加料板及側(cè)線取料口的位置。物系平衡數(shù)據(jù)見例 1-10。解：由于精餾段由側(cè)線取料，精餾段分為上下兩段側(cè)線產(chǎn)品出口以上的操作線方程為yn 1RxnxD1(1)R1R1精餾段下段的操作方程由物料衡算出V LD1 D2(2)V yS 1L xSD1 xD1D

18、 2 xD 2 (3)L D1D2 (4)ys 1LD2 xS D1 xD 1D2 xD 2LD1LD1聯(lián)立（ 2）（3）（ 4）得由于RL / DyS 1RD2 / D1 xSxD1xD 2 D2 / D1 (5)R1R1聯(lián)立（ 1）和（ 5）解得兩線交點(diǎn)坐標(biāo)為xx D2提餾段操作線與無側(cè)線相同圖解法求理論板層數(shù)精餾段上段操作線截?fù)?jù)為xD10.80.267R12 1xD1xD 2 D20.80.61精餾段下段操作線截?fù)?jù)為/ D120.367R121圖解求得理論板層數(shù)為11（含再沸器）側(cè)線出口為從塔頂上下的第5 層板；加料板為從塔頂向下數(shù)的第9 層理論板14在常壓連續(xù)提餾塔中分離含乙醇0.03

19、3(摩爾分?jǐn)?shù) )的乙醇 水由合液。飽和液體進(jìn)料 ,直接蒸汽加熱。若要求塔頂產(chǎn)品中乙醇回收率為99%,試求 :(1)在理論板層數(shù)為無限多時 ,計算 lmol 進(jìn)料所需蒸汽量。(2)若蒸汽量取為最小蒸汽量的2倍時 ,求所需理論板層數(shù)及兩產(chǎn)品的組成。假設(shè)塔內(nèi)氣、液相為恒摩爾流動。常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。習(xí)題 14 附表x00.00800.0200.02960.033y00.07500.1750.270.2500解 :本題的提餾塔示意圖如附圖所示由于是恒摩爾流動即： FL WVoVD全塔物料衡算得F VoWDFxFWxWDxD將 DxD / FxF0.99 代入上式得Fx WxW0.99Fx

20、F0.033xW0.990.033所以 xW0.00033（ 1） 計算 1mol 進(jìn)料所需最少蒸汽量最少蒸汽量 (理論板層數(shù)為無窮多 )時操作線的斜率為WFyF*Vo,minVo,minxFxW由平衡數(shù)據(jù)查得 xF0.033 時， yF*0.270F0.27所以 Vo,min 0.0338.260.00033進(jìn)料Vo,minF / 8.26 1/ 8.26 0.12mol / molVo 2Vmin 時，所需理論板層數(shù)及產(chǎn)品組成Vo 20.121 0.242mol / mol進(jìn)料由 DxD0.242xD099xD0.99 0.0330.135FxFxF0.242圖解法求理論板層數(shù) ,操作線斜

21、率 = F / Vo1/ 0.2424.13過點(diǎn) C(0.00033,0)作斜率為 4.13 的直線 ,與 q 線交于 d 點(diǎn)既為操作線自點(diǎn)d 開始在平衡線和操作線之間繪梯級到跨越點(diǎn)c 為止需理論板層數(shù)為 5，如本題附圖所示。15在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離苯 甲苯、混合液。在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為0.28、0.41 和 0.57,試求三層板中較低的兩層的單板效率 EmV。操作條件下苯一甲苯棍合攘的平衡數(shù)據(jù)如下:x0.260.380.51y0.450.600.72解：在全回流條件下， yn 1xn 由所給的三組數(shù)據(jù)做圖，然后確定y3x20.41y2x10.57由板效率的定義方

22、式知道EMVynyn 1yn*yn 1由 x20.41查得 y2*0.628EMV 2y2y30.570.410.73 73%y2*y30.6280.41同理EMV 30.410.2867%0.4750.28在常壓連續(xù)提餾塔中分離兩組分理想、溶液。原料液加熱到泡點(diǎn)后從塔頂加入 ,原料液組成為 0.20(摩爾分?jǐn)?shù) ,下同 )。提餾塔由蒸餾釜和一塊實(shí)際板構(gòu)成?，F(xiàn)測得塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為 80%,且餾出液組成為 0.28,物系的相對揮發(fā)度為 2.5。試求釜?dú)堃航M成和該層塔板的板效率 (用氣相表示 )。蒸餾釜可視為一層理論板。解：設(shè)F1kmol / h 由 Dx D0.8得 D 0.57k

23、mol / hFxFFDW全塔物料衡算FxFDxDWxW解得W0.43kmol / h則 1 0.20.570.280.43 xW得xW0.094氣相默弗里板效率為EMVy1yWy1*yWy1xD 0.28 ， yWxW2.50.0941(1)xW1 1.50.2060.094因?yàn)?L x1v yWWxW而 FL , D V 所以： yWF x1W xWDD即：1x10.430.0940.2060.570.57解得 x10.158y1*2.50.1580.31911.50.158故 EMV0.280.20665.5%0.319100%0.206在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳一四氯化碳棍合液。 原料

24、液在泡點(diǎn)下進(jìn)入塔內(nèi) ,其流量為 4000kg/h、組成為 0.3(摩爾分?jǐn)?shù) ,下同 )。餾出液組成為0.95,釜液組成為0.025。操作回流比取為最小回流比的1.5 倍,操作壓強(qiáng)為常壓 ,全塔操作平均溫度為 61 ,空塔速度為 0.8m/s,塔板間距為 0.4m,全塔效率為 50%。試求 :（1）實(shí)際塔板層數(shù)； (2)兩產(chǎn)品的質(zhì)量流量； (3)塔徑； (4)塔的有效高度。常壓下二硫化碳一四氯化碳溶液的平衡數(shù)據(jù)見例1-44。解：（1） 求實(shí)際板數(shù)由題給數(shù)據(jù)給 xy 圖，如附圖所示因泡點(diǎn)進(jìn)料，所以xq xF0.3 ;由 xy 圖查得 yq0.54RminxDyq0.950.541.71yqxq0.

25、540.3所以：R1.5 1.712.56精餾段操作線截?fù)?jù)xD0.950.267R 12.561用圖解法求理論板層數(shù)，圖解步驟略。圖解結(jié)果表明需理論板層數(shù)為11 塊（含再沸器），加料板為從塔頂數(shù)第7 層理論板。 N p111200.5（ 2） 兩產(chǎn)品的質(zhì)量流量原料液的平均摩爾質(zhì)量為M m0.376 0.7 154130.6kg / molF4000/130.630.6kmol / hD W30.6解得由全塔物料衡算得0.025W30.60.95D0.3W21.5kmol / hM W0.025 76 0.975 154152kg / molW 21.51523270kg / hD 400032

26、70730kg / h（3） 塔徑進(jìn)料是飽和液體，故 V V ( R1)DDFW30.621.5 9.1kmol / hV(2.561) 9.132.4kmol / h設(shè)上升蒸汽為理想氣體，則VSV22.4273 tpm k32.422.4273 161101.330.247kmol / h3600273p3600273101.33D4VS40.2470.627m3.140.8（ 4） 有效塔高H( N p1)h(201)0.47.6m18求習(xí)題 17 中冷凝器的熱負(fù)荷和冷卻水消耗量及再沸器的熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量。假設(shè)熱損失可忽略。已知條件如下:(1)塔的各截面上的操作溫度為進(jìn)料62 、塔頂

27、 47 、塔底 75?；亓饕汉宛s出液溫度為 40。(2)加熱蒸汽表壓強(qiáng)為100KPa,冷凝水在飽和溫度下排出。(3)冷卻水進(jìn)、出口溫度分別為25和 30。解：（ 1）求冷凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量冷凝器的熱負(fù)荷由下式求得，即QC(R1)D(IVDIVL )其中： IVDrmcp,mt從附錄查得于 42 oC 下 CS2 的汽化熱為 345kJ/kg, CCl4 的汽化熱為 190KJ/kg.同溫度下 CS2 的比熱為 0.95KJ/(kg gk), CCl 4 的比熱為 0.8 KJ/(kg gk),rm0.95 34576 0.05 19015426400KJ / kmolcp ,m0.950

28、.95760.05 0.815475KJ /(kmol K )IVD264007547I LD7540所以QC(2.561)9.1(26400757)872300 KJ / h冷卻水消耗量為QC872300WCt1 )42000kg / hC p ,c (t24.187 (30 25)2）再沸器熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量再沸器的熱負(fù)荷可由下式計算，即QB V (IVW I LW ) QL由附錄查得在 75 oC 下 CS2的汽化熱為 3000kJ/kg,CCl 4 的汽化熱為 185kJ/kg所以 QB 32.4 28350918500 KJ / h由附錄查得 100kPa （表壓）下，蒸汽冷凝熱

29、為 2260 KJ/kg所以加熱蒸汽消耗為WnQB / r 918500 / 2260 416kg / h19.若將含有苯、甲苯和乙苯的三組分混合液進(jìn)行一次部分汽化,操作壓強(qiáng)為常壓 ,溫度為 120 ,原料液中含苯為 0.05(摩爾分?jǐn)?shù) ),試分別用相平衡常數(shù)法和相對揮發(fā)度法求平衡的氣液相組成。 混合液可視為理想溶液。 苯、甲苯和乙苯的飽和蒸氣壓可用安托因 (Antoine)方程求算 ,即Blg pAtC式中 t 一一物系溫度 ,；P一一 -飽和蒸氣壓 ,KPa；A,B,C 一一安托因常數(shù)。苯、甲苯和乙苯的安托因常數(shù)見本題附表。習(xí)題 19 附表組安托因常數(shù)ABC分苯6.0231206.3522

30、0.24甲苯6.0781343.94219.58乙苯6.0791421.91212.93解： 1用相平衡常數(shù)法求平衡組成（ 1）求相平衡常數(shù)以下標(biāo) 1， 2， 3 分別表示苯，甲苯，乙苯由 lg p1o6.0231206.352.477得 p1o300KPa120220.24lg p2o6.0781343.982.12得 p2o132KPa120219.58lg p3o6.0791421.911.808得 p3o64.3 KPa120212.93所以p1o3001321.3 K164.3（ 2）K12.96 K1101.330.634p101.33101.33求平衡組成y1K1x12.960.

31、050.148K2 x2K 3 x31y11 0.1480.852（1）x2x310.050.95（2）聯(lián)立（ 1）（2）得 x20.375x310.3750.050.575而 y10.148y21.30.3750.487y30.6340.575 0.365yi1.0上述各氣液相組成即為所求。2用相對揮發(fā)度求平衡組成（ 1）求各組分對乙苯的相對揮發(fā)度13p1o / p3o300 / 64.34.6723p2o / p3o132 / 64.32.0533p3o / p3o1求平衡組成計算結(jié)果列于下表組分xi1 31 3xi1 3 xiyi1 3 xi10.054.670.23350.14820.

32、3752.050.7690.48730.57510.5750.36511.57751.0兩種計算方法的結(jié)果完全相同20.在連續(xù)精餾塔中 ,分離由A 、B、 C、 D(揮發(fā)度依次下降 )所組成的混合液。若要求在餾出液中回收原料液中95%的 B,釜液中回收 95%的 C,試用亨斯特別克法估算各組分在產(chǎn)品中的組成。 假設(shè)原料液可視為理想物系。 原料液的組成及平均操作條件下各組分的相平衡常數(shù)列于本題附表中。習(xí)題 20 附表組分ABCD組成 xFi0.060.170.320.45相平衡常2.171.670.840.17數(shù) Ki解：依題意取組分 B 輕關(guān)鍵組分， C 為重關(guān)鍵組分（ 1）各組分對重關(guān)鍵組分

33、的相對揮發(fā)由ihK i / K h 計算出的值列于下表組分ABCDih2.581.9910.8452）標(biāo)繪分配關(guān)系線以 100kmol 原料液為基準(zhǔn)流出液中 B 的含量D B1000.170.9516.5kmol釜液中 B 的含量WB1000.170.050.85kmolD16.15(W )B0.8519釜液中 C 的含量DC 1000.32 0.05 1.6kmol(D)C1.60.0526W30.4為作圖方便，改用直角坐標(biāo)系，而將ih和（ D/W ）換算為對數(shù)值lg( D ) Blg191.279， lg Bhlg1.990.299W故組分 B 的 分配點(diǎn) b 的坐標(biāo)為（ 0.298， 1

34、.279）lg( D )C lg 0.05261.279,lg chlg1.0 0WC 故組分的分配點(diǎn) c 的坐標(biāo)為（ 0， -1.279）組分的分配關(guān)系曲線繪于本題附圖中。（ 3）組分 A 和 D 的物質(zhì)的量及產(chǎn)品的組成可由lg Ahlg 2.580.401從表中查得 lg( D ) A2.24所以(D)A 174WW又D AWAFA100 0.066解得 DA 5.966kmolDW0.034kmol由 lgDhlg 0.8450.0782 從圖中查出 lg( D ) D 1.9( D)D0.001259WW又D DWDFD100 0.4545解得 DD0.56kmolWD44.44kmo

35、l由上述結(jié)果計算各產(chǎn)品組成，結(jié)果列于下表組分原料液餾出液釜液組 分 量摩爾分?jǐn)?shù)組 分 量摩爾分?jǐn)?shù)組 分 量摩爾分?jǐn)?shù)kmolxFikmolxFikmolxFiA60.065.9660.2560.0340.0004B170.1716.150.6650.850.0112C320.321.60.065936.40.4015D450.450.590.023144.440.5819100124.281.075.721.021.在連續(xù)精飽塔中 ,將習(xí)題卻的原料液進(jìn)行分離。若原料液在泡點(diǎn)溫度下進(jìn)入精餾塔內(nèi) ,回流比取為最小回流比的 1.5 倍。試用簡捷算法求所需的理論板層數(shù)及進(jìn)料口的位置。解：（ 1）求最小回

36、流比泡點(diǎn)進(jìn)料 q1先求下式的值Di xi1q0A ih試差過程略，試差結(jié)果1.603即： 2.580.061.990.171.00.320.8450.450.0002.581.6031.991.6031.01.6030.8451.603故1.603 即為所求ihDh12.580.2460.8450.02311.990.6651.00.0659Rmin2.581.6030.8451.6031.991.6031.01 2.94ih1.603R=1.5 Rmin =1.5 2.94=4.41求理論板層數(shù)lg ( xl ) D( xh )Wlg ( 0.665 )( 0.0415 )N minxhxl

37、10.06590.01121 7.55lglg1.99ih而 RRmin4.412.940.27R14.411由吉利蘭圖查得： N Nmin0.4 解得 N14N2精餾段的最少理論板層數(shù)lg ( xl ) D( xh ) Flg ( 0.665 )( 0.32 )N minxhxl10.0659 0.171 3.24lglg1.99lh已查得， N Nmin0.4 ，由此解得 N 7N 2故進(jìn)料板為從塔頂向下數(shù)第8 層板第二章吸收習(xí)題解答1 從手冊中查得101.33KPa、25時,若 100g 水中含氨 1g,則此溶液上方的氨氣平衡分壓為0.987KPa。已知在此組成范圍內(nèi)溶液服從亨利定律,試

38、求溶解度系數(shù)H(kmol/ (m 3kPa)及相平衡常數(shù) m。解 :(1)求H由 PNH3CNH 3 .求算 .H已知:P0.987kP .相應(yīng)的溶液濃度 C NH可用如下方法算出 :NH 3a3以 100g水為基準(zhǔn) ,因?yàn)槿芤汉芟?.故可近似認(rèn)為其密度與水相同. 并取其值為1000kg / m3 .則:1CNH 31731000.582kmol / m11000CNH 3 0.582 0.590kmol /( m3 kPa ) PNH 3 0.987yNH 3mNH 3 xNH 3yNH 3PNH 30.987P0.00974101.33(2).求 m .由1170.0105xNH 3110

39、01718myNH 30.009740.928xNH 30.01052: 101.33kpa、1O時 ,氧氣在水中的溶解度可用 p=3.31 10 x 表示。式中 :P為o26o2氧在氣相中的分壓 ,kPa、x 為氧在液相中的摩爾分?jǐn)?shù)。試求在此溫度及壓強(qiáng)下與空氣充分接觸后的水中 ,每立方米溶有多少克氧 .解 :氧在空氣中的摩爾分?jǐn)?shù)為0.21.故PO2PyO2101.33 0.21 21.28kPaxOPO221.286.43 10623.311063.31610因 xO2值甚小 ,故可以認(rèn)為 Xx即 : XO2xO26.43 10 6所以 :溶解度6.43 10 6 321.14 10 5 k

40、g(O2 )11.4g(O2 )1 18kg( H 2O)m3 (H 2O)某混合氣體中含有 2%(體積 )CO2,其余為空氣?；旌蠚怏w的溫度為 30,總壓強(qiáng)為 506.6kPa。從手冊中查得 30時 C02 在水中的亨利系數(shù) E=1.88x105KPa,試求溶解度系數(shù) H(kmol/ （m3kPa、） )及相平衡常數(shù) m,并計算每 100 克與該氣體相平衡的水中溶有多少克 CO2。解:(1).求 H 由 H求算EM H2OH10002.955 10 4 kmol /(m3 kPa )EMH2O1.88 10518(2)求 mE1.88 105m506.6371當(dāng) y 0.02 時 .100

41、g 水溶解的 CO2PCO2506.60.0210.13kPa(3)xP 210.135.3910 5COE1.88 105因 x 很小 ,故可近似認(rèn)為 XxX5.39 10 5kmol(CO2 )5.39 10 5 (44)kg(CO2 )kmol(H 2O)18kg( H 2O)1.31810 4 kg(CO2 )kg(H 2 O)故 100 克水中溶有 CO2 0.01318gCO 24.在 101.33kPa、0下的 O2 與 CO 混合氣體中發(fā)生穩(wěn)定的分子擴(kuò)散過程。已知相距 0.2cm 的兩截面上 O2 的分壓分別為 13.33kPa和 6.67kPa,又知擴(kuò)散系數(shù)為0.185cm2

42、/s,試計算下列兩種情況下 O2 的傳遞速率 ,kmol/(m 2s):O2 與 CO 兩種氣體作等分子反向擴(kuò)散 ;CO 氣體為停滯組分。解：（ 1）等分子反向擴(kuò)散時O2 的傳遞速率N AD (PA1 PA2)RTZD0.185cm2 / s1.8510 5 m2 / s.T273KP101.325kPa .Z0.2cm210 3 mPA113.33kPa .PA26.67kPaNA1.8510 5(13.336.67)2.71 10528.3142732103(kmol / m s)（ 2） O2 通過停滯 CO 的擴(kuò)散速率N ADP(PA1PA2 )DP ln PB 21.8510 510

43、1.33ln 101.336.67RTZPBmRTZ PB18.314 273210 3101.3313.333.01 10 5 kmol / m2 s5一淺盤內(nèi)存有 2mm 厚的水層 ,在 20 的恒定溫度下逐漸蒸發(fā)并擴(kuò)散到大氣中。假定擴(kuò)散始終是通過一層厚度為5mm 的靜止空氣膜層 ,此空氣膜層以外的水蒸氣分壓為零。擴(kuò)散系數(shù)為 2.60 10-52 大氣壓強(qiáng)為101.33KPa。求蒸干水層所需的m /s,時間。解 :這是屬于組分 ( A) 通過停滯組分的擴(kuò)散。已知擴(kuò)散距離 （靜止空氣膜厚度） 為 Z5 10 3 m .水層表面的水蒸氣分壓 (20oC )的飽和水蒸氣壓力為 PA1 2.334

44、6 kPa靜止空氣膜層以外 ;水蒸氣分壓為 PA20D2.610 5 m2 / s.P101.33kPa .T27320293K單位面積上單位時間的水分蒸發(fā)量為N ADP(PA1 PA2 )DP ln PB 22.610 5101.333 ln101.33RTZPBmRTZ PB18.3142935 10101.33 2.33465.0310 6 kmol /( m2 s)故液面下降速度 :d6N AM A5.03 10 189.07 10 8 m / sdL998.2水層蒸干的時間 :h510 32.2054dh / d9.0710 810 s 6.125h試根據(jù)馬克斯韋爾 -吉利蘭公式分別

45、估算 0、101.33kPa時氨和氯化氫在空氣中的擴(kuò)散系數(shù) D(m 2/s),并將計算結(jié)果與表 2-2 中的數(shù)據(jù)相比較。解 :(1):氨在空氣中的擴(kuò)散系數(shù) .查表 2.4 知道 ,空氣的分子體積 :3VB29.9cm / molVA25.8cm3 / mol又知 M B29 g / mol.M A17g / mol則 0oa 時 ,氨在空氣中的擴(kuò)散系數(shù)可由 Maxwea : Gilliland 式計算 .4.36 10 5(273)3/ 2( 11 )1/2DNH 3172910614 1052101.331/31/3m / s(25.8)(29.9)(2)同理求得DHCl1.32310 5

46、m2 / s7.在 101.33kPa、27 下用水吸收混于空氣中的甲醇蒸氣。甲醇在氣、液兩相中的組成都很低 ,平衡關(guān)系服從亨利定律。已知溶解度系數(shù) H=1.955kmol/(m3kPa), 氣 膜 吸 收 系 數(shù) k G=1.55 10-5kmol/(m 2skPa), 液 膜 吸 收 系 數(shù)kL=2.08 10-5kmol/(m 2kmol/m 3)。試求總吸收系數(shù) K G,并算出氣膜阻力在總阻力中所占百分?jǐn)?shù)。.解:總吸收系數(shù)KG11111.122 10 5 kmol /(m2s kPa )11kGHk C1.55 10 51.9552.08 10 5氣膜 P 助在點(diǎn) P 助中所占百分?jǐn)?shù)

47、.1/ kG1.1221/ kG 1/ Hk C72.3 oo1.55在吸收塔內(nèi)用水吸收棍子空氣中的甲醇 ,操作溫度 27 ,壓強(qiáng) 101.33KPa。穩(wěn)定操作狀 況下塔內(nèi) 某截 面上的氣 相 甲醇分 壓 為 5 kPa,液相 中甲醇組 成為2.11kmol/m3。試根據(jù)上題中的有關(guān)數(shù)據(jù)算出該截面上的吸收速率。解 :吸收速率N AKG( PAPA)由上題已求出kG1.12210 5 kmol /(m2s kPa )又知：H1.955kmol/( m3kPa )則該截面上氣相甲醇的平衡分壓為PAC / H2.11/1.9551.08kPa .PA5kPa .N A 1.122 10 5(5 1.

48、08) 4.4 10 5 kmol /(m2 s)則h)0.1583kmol /(m29：在逆流操作的吸收塔中 ,于 101.33kpa、25下用清水吸收混合氣中的 H2S,將其組成由 2%降至 0.196 (體積 )。該系統(tǒng)符合亨利定律。亨利系數(shù) E=5.5216kPa。若取吸收劑用量為理論最小用量的12 倍 ,試計算操作液氣比L 及出口液相組成VX1 若壓強(qiáng)改為 1013kPa,其他條件不變 ,再求 L 手及 X1 。V解：（ 1）求 101.33kPa 下，操作液氣比及出口液相組成。mE5.52104545P101.33Y1y10.020.02041y110.02Y2y20.0010.0

49、011y210.001X 2 0最小液氣比L)minY1Y20.0204 0.001518Y10.0204/ 545(VX 2m操作液氣比為 LL1.2(1.2 518 622VV )min出口液相濃度X1X 2V (Y1 Y2)L1 (0.0204 0.001) 3.12 10 56222）：求 1013kPa 下的操作液氣比及出口液組成E5.5210 4m545P1013則：LY1 Y20.0204 0.0001( ) minY151.8VX0.0204 / 545m2L51.862.21.2V出口液相組成：X1X2V (Y1 Y2) 01(0.0204 0.001) 3.12 10 4L

50、62.211，在 101.33kPa 下用水吸收據(jù)于空氣中的氨。已知氨的摩爾分?jǐn)?shù)為0.1,混合氣體于 40下進(jìn)入塔底 ,體積流量為 0.556m3 空塔氣速為。吸收劑用量為理/s,1.2m/s論最小用量的1.1 倍 ,氨的吸收率為95%,且已估算出塔內(nèi)氣相體積吸收總系數(shù)KYa 的平均值為 0.1112kmol/(m 3 s) 。在操作條件下的氣液平衡關(guān)系為 Y *2.6X ,試求塔徑及填料層高度。解：Y10.10.111110.1Y2Y1 (1)0.1111(10.95) 0.005555X 20.( L ) minY1Y20.11110.0055552.47VY1X 20.1111m2.6L

51、1.12.472.72VX1V (Y1Y2 )X 21(0.11110.005555)0 0.0388L2.72SmV2.60.956L2.72NoG11ln(1S) Y1Y2S1ln(10.956)0.11110.956 13.8SY2Y210.9560.005555塔截面積：0.556/1.20.463m2塔徑：4D0.4630.77m0.556273又知： V2730.9 0.0195kmol / s22.440則：V0.0195H oG0.11120.38 mK Ya0.463塔上填料層高度：ZH oG N oG0.3813.8 5.23m12在吸收塔中用清水吸收混合氣中的SO2,氣體

52、流量為 5000m3(標(biāo)準(zhǔn) )/h,其中 SO2占 10%,要求 SO2 回收率為 95%。氣、液逆流接觸 ,在塔的操作條件下 SO2 在兩相間的平衡關(guān)系近似為 Y * 26.7 X 。試求 :(1)若取用水量為最小用量的15 倍,用水量應(yīng)為多少 ?(2)在上述條件下 ,用圖解法求所需理論塔板數(shù);(3)如仍用 (2)中求出的理論板數(shù) ,而要求回收率從95%提高到98%,用水量應(yīng)增加到多少 ?解：（ 1）求用水量：0.10Y10.111110.10Y20.1111(10.95)0.005565000(1 0.10)201kmol / hV22.4V (Y1Y2 )201(0.111 0.0055

53、6)LminX 25100 kmol / hX10.1111026.7L 1.5Lmin1.551007650kmol (水） / h（ 2）：求理論板數(shù)(a) 梯級圖解法X1V (Y1 Y2) X2201(0.1111 0.00556)0.00277L7650在 YX 直角坐標(biāo)圖中給出平衡線 oE.CY 26.77 及操作線 BT由圖中 B 點(diǎn)開始在操作線與平衡線之間畫梯級得理論板層數(shù) N T5.5(b) 用克列姆塞爾算圖95 o o .X 20則相對回收率Y1Y20.1111 0.005560.95Y1mX20.1111在理論最小用水量下，NT，J 據(jù)此查圖 221得：Amin 0.95而

54、 Lmin0.95mVL1.5Lmin1.50.95mV1.50.9526.72017650kmol(水） / h查圖 221（或由式 277c 計算）可知當(dāng)：LA1.43.0.95 時mVNT5.5兩種方法解得的結(jié)果相同。（ 3）求98 oo 時所需增加的水量用克列姆塞爾法估算，已知：T5.5據(jù)此查圖 221得 A1.75則: L1.75 mV 1.7526.7 2019390kmol / h故需要增加的用水量LL9390 76501740kmol( 水)/ h 3.13 104 kg(水）/ h在一個接觸效能相當(dāng)于 8 層理論塔板的篩板塔內(nèi) ,用一種摩爾質(zhì)量為 250、密度為則 900kg

55、/m3 的不揮發(fā)油吸收捏于空氣中的丁燒。 塔內(nèi)操作壓強(qiáng)為 101.33kPa,溫度為 15,進(jìn)塔氣體含丁烷 5%(體積 ),要求回收率為 95%。丁烷在 15 時的蒸氣壓強(qiáng)為 194.5kPa,液相密度為 58Okg/m3 假定拉烏爾定律及道爾頓定律適用 ,求:(1)回收每 1m3 丁烷需用溶劑油多少 (m3)?(2)若操作壓強(qiáng)改為304.OkPa,而其他條件不變 ,則上述溶劑油耗量將是多少(m3)?解 :(1).由拉烏爾定律ypo x194.5x 1.92 xp101.33由于為低組成吸收 ,可以認(rèn)為 Y1.92 XY10.050.Y2010.0526. X 20.05Y2Y1 (1 ) 0

56、.0526 (10.95)0.00263由克列姆塞爾方程得到 :ln Y1Y1ln 0.0526Y1NTY2Y280.02630Y1Y20.05260.00263lnlnY1Y2Y10解得 :Y1 0.042X1Y10.0421.920.0221.92由此可知 ,每回收 1kmol 丁烷所需純?nèi)軇┯蛿?shù)量為11（油）/kmol丁烷）X1 X20.02245.5 kmol(0丁烷的摩爾質(zhì)量為 58.08.則回收每 1m3 液體丁烷所需溶劑油的體積為45.5250/ 900126.2m（油）3/ m（3丁烷）58.08/ 580(2).若 p304.0kPa. 則 :y194.5 x 0.6398x

57、. Y0.6398X304.0因?yàn)?X20 故Y20Y10.042. (條件未變 ,仍用上法求得 )Y10.0420.0656X1m0.63981115.24kmol/ kmolx1x20.06560（油）（丁烷）15.24250190042.28m（油）3/ m（液體丁烷）358.08/ 580在一逆流吸收塔中用三乙醇膠水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的H2S,進(jìn)塔氣相含H2 S 2.91%(體積 ),要求吸收率不低于99%,操作溫度 300K,壓強(qiáng)為 101.33kPa,平衡關(guān)系為Y*2X ,進(jìn)塔液體為新鮮溶劑,出塔液體中H2S組成為0.013kmol(H2S)/kmol( 溶劑 ) 。已知單位塔截

58、面上單位時間流過的惰性氣體量為0.015 kmol/(m 2s),氣相體積吸收總系數(shù)為0.000395kmol/(m3skPa),求所需填料層高度。（）V Y1Y2解 : Z H oG N oGVYmKYa已知 :Y10.02910.0310.0291Y2Y1 (1) 0.03(10.99)0.0003X10.013.Y1mX120.0130.026X 20.Y20VYm(0.030.026)0.00030.001430.030.026則 :ln0.0003KYaKG ap0.000395 101.33 0.04 kmol /(m2 S)又知 :V0.015kmol /(m2s)H oG0.0

59、150.375m0.040.030.000320.8NoG0.00143Z0.37520.87.8m15有一吸收塔 ,填料層高度為 3m,操作壓強(qiáng)為 101.33KPa,溫度為 20,用清水吸收棍于空氣中的氨?；旌蠚赓|(zhì)量流速G=58Okg/(m2h),含氨 6%(體積 ),吸收率為99%; 水的 質(zhì)量 流速W=770kg/(m 2h) 。 該塔在等溫下逆流 操作 , 平衡關(guān)系 為Y*0.9 X 。 KGa 與氣相質(zhì)量流速的0.8 次方成正比而與液相質(zhì)量流速大體無關(guān)。試計算當(dāng)操作條件分別作下列改變時,填料層高度應(yīng)如何改變才能保持原來的吸收率 (塔徑不變 ):(1) 操作壓強(qiáng)增大一倍;(2)液體流

60、量增大一倍;(3)氣體流量增大一倍。解：已知Z3m, p101.325kPa ,T293kY10.060.0638.X2010.06Y2Y1 (1) 0.0638(10.99) 0.000638混合氣體的平均摩爾質(zhì)量M29O.94170.0628.28kg / kmo lnV580(10.06)19.28kmol /( m2h)28.28L77042.78kmol /(m2h)18Smv0.919.280.4056L42.78NoG1Y1mX 2)S1Sln(1 S)(mX 2Y211ln 0.06380(1 0.4056)0.4056 0.40560.0006386.884H oGZ30.4