化工原理(管國鋒主編第三版)課后習(xí)題答案 下學(xué)期(五~

1、化工原理第三版（管國峰 趙汝溥 主編）課后習(xí)題答案匯總下學(xué)期（五八，十章）第5章 蒸發(fā)1）在單效蒸發(fā)器內(nèi)，將naoh稀溶液濃縮至50%，蒸發(fā)器內(nèi)液面高度為2.0m,溶液密度為1500kg/m3，加熱蒸汽絕對壓強(qiáng)為300kpa,冷凝器真空度為90kpa，問蒸發(fā)器的有效傳熱溫度差為多少？若冷凝器真空度降為30kpa，其它條件不變，有效傳熱溫度差有何變化？ 32解:冷凝器真空度為90kpa 絕對壓強(qiáng)：101.3-90=11.3kpa,該壓強(qiáng)下二次蒸汽溫度 加熱蒸汽絕壓300kpa,對應(yīng)溫度t=133.3 查naoh溶液杜林圖，50%naoh溶液在11.3kpa下沸點84kpa 查 取 冷凝器真空度為

2、30kpa，絕壓101.3-30=71.3kpa，對應(yīng)二次蒸汽溫度 查50%naoh溶液在71.3kpa下沸點131 查 所以傳熱無法進(jìn)行。2）一常壓蒸發(fā)器，每小時處理2700kg濃度為7%的水溶液，溶液的沸點為103，加料溫度為15，加熱蒸汽的表壓為196kpa,蒸發(fā)器的傳熱面積為50m2，傳熱系數(shù)為930 w/(m2·)。求溶液的最終濃度和加熱蒸汽消耗量。21.5% 2.32×103/h解：加熱蒸汽絕壓：101.3+196=297.3kpa查得 t=133， 水溶液103， 汽比熱2251 原料液比熱取 3）需要將350kg/h的某溶液從15%蒸濃至35%，現(xiàn)有一傳熱面

3、積為10m2的小型蒸發(fā)器可供利用，冷凝器可維持79kpa的真空度。估計操作條件下的溫度差損失為8，總傳熱系數(shù)可達(dá)930 w/(m2·)，若溶液在沸點下進(jìn)料，試求加熱蒸汽壓強(qiáng)至少應(yīng)為多少才能滿足需要？ 143kpa 解：冷凝器內(nèi)二次蒸汽絕對壓強(qiáng)101.3-79=22.3kpa查， =109.7查該溫度飽和蒸汽壓強(qiáng)p=143kpa4）欲設(shè)計一組三效并流蒸發(fā)裝置，以將naoh溶液從10%濃縮到50%，進(jìn)料量為22700/h，原料液溫度40，比熱取4.19 kj/(·)。加熱蒸汽壓強(qiáng)為500kpa ,末效二次蒸汽壓強(qiáng)為14kpa，各效傳熱系數(shù)分別為k1=2840/(m2·

4、), k2=1700w/(m2·), k3=1135w/(m2·)。各效汽化熱均取2326kj/kg。假設(shè)靜壓引起的溫度差損失、熱損失忽略。求加熱蒸汽消耗量及蒸發(fā)器的傳熱面積（各效面積相等）。9551/h 183 解：計算各效蒸發(fā)量、各效溶液濃度、溫度差損失、有效傳熱溫度差 并流加料，設(shè) 則查=6 =0 查=12 =0 =1 查=38 =0 /加熱蒸汽壓強(qiáng)500kpa,查末效二次蒸汽壓強(qiáng)14kpa,查 估算各效有效溫度差及各效二次蒸汽溫度、溶液溫度則 熱量衡算： ?。?）、（2）、（3）和 解得 計算各效面積： 各效面積不等，重新分配有效溫度差： 重算各效溫度： 重新熱量衡

5、算： 又 解得： 重算各效面積： 相差不多，不再重算，取平均值： 5）計算蒸發(fā)硫酸鹽黑液用的四效長管液膜式蒸發(fā)器。黑液處理量為14m3/h(密度為1158kg/m3),要求從25%濃縮到50%。料液流向為：3效4效1效2效，3效及1效的料液經(jīng)預(yù)熱至沸點。各效蒸發(fā)量之比可設(shè)為w1w2w3w4=11.111.1。加熱蒸汽壓強(qiáng)為202.6kpa（表壓），末效真空度為76kpa。各效傳熱系數(shù)分別為k1=810/(m2·), k2=1160w/(m2·), k3=1160w/(m2·)， k4=1280w/(m2·)。原料液比熱為3.77 kj/(·)

6、d=1857/h a=92解： 1243 x4x3x4d x2 查圖： 加熱蒸汽絕壓：202.6+101.3=303.9kpa， 查 冷凝器二次蒸汽絕壓：101.3-76=25.3kpa， 查 查汽化熱： 又 解得： 去平均值 第6章 氣體吸收1） 總壓100 ，溫度25的空氣與水長時間接觸，水中的 的濃度為多少？分別用摩爾濃度和摩爾分率表示?？諝庵?的體積百分率為0.79。解：將空氣看作理想氣體：y=0.79p*=yp=79kpa查表得 e=8.76×kpah=c=p*.h=79×6.342×10-5=5.01×10-4kmol/m32） 已知常壓、2

7、5下某體系的平衡關(guān)系符合亨利定律，亨利系數(shù)e為 大氣壓，溶質(zhì)a的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分別與三種溶液接觸：溶質(zhì)a濃度為 的水溶液；溶質(zhì)a濃度為 的水溶液；溶質(zhì)a濃度為 的水溶液。試求上述三種情況下溶質(zhì)a在二相間的轉(zhuǎn)移方向。解： e=0.15×104atm，p=0.054atm，p=1atm，y=p/p=0.054 平衡 氣相轉(zhuǎn)移至液相 液相轉(zhuǎn)移至氣相 p=3atm y=0.054 e=0.15×104atm m=e/p=0.05×104 x4=x3=5.4×10-5 氣相轉(zhuǎn)移至液相3） 某氣、液逆流的吸收塔，以清水吸收空氣硫化氫混合氣中的硫化氫。

8、總壓為1大氣壓。已知塔底氣相中含 1.5%（摩爾分率），水中含 的濃度為 （摩爾分率）。試求塔底溫度分別為5及30時的吸收過程推動力。解：查表得（50c） e1=3.19×104kpa m1=e1/p=315p*1=ex=0.3194） 總壓為100 ，溫度為15時 的亨利系數(shù)e為 。試計算：h、m的值（對稀水溶液密度為 ）；若空氣中 的分壓為50 ，試求與其相平衡的水溶液濃度，分別以摩爾分率和摩爾濃度表示。5） 在總壓為100 、水溫為30鼓泡吸收器中，通入純 ，經(jīng)充分接觸后測得水中 的平衡溶解度為 溶液，溶液的密度可近似取為 ，試求亨利系數(shù)。解： p*=100kpa (mol/l

9、)/kpa kpa6） 組分a通過另一停滯組分b進(jìn)行擴(kuò)散，若總壓為 ，擴(kuò)散兩端組分a的分壓分別為23.2 和6.5 。實驗測得的傳質(zhì)系數(shù) 為 。若在相同的操作條件和組分濃度下，組分a和b進(jìn)行等分子擴(kuò)散，試分別求傳質(zhì)系數(shù) 和傳質(zhì)速率 。解：pa1=23.2kpa pa2=6.5kpa pb1=ppa1=78.1kpa pb2=94.8kpa7） 已知：柏油路面積水 ，水溫20，空氣總壓100 ，空氣中水汽分壓1.5 ，設(shè)路面積水上方始終有 厚的靜止空氣層。問柏油路面積水吹干需多長時間？解：該過程可看作一組分通過另一停滯組分的擴(kuò)散過程 查表得 200c時 水的飽和蒸汽壓為p=1.5kpa 依題意

10、=2.3346kpa =1.5kpa 以為擴(kuò)散為穩(wěn)定擴(kuò)散，所以8） 試分別計算0及101.3 下 、 在空氣中的擴(kuò)散系數(shù)，并與實驗值進(jìn)行比較分析。解：(1) a：co2，b：空氣，ma=44，mb=29vb=29.9，va=34.0，p=101.3kpa，t = 273.2k(2)a：so2，b：空氣，ma=64，mb=29vb=29.9，va=44.8，p=101.3kpa，t = 273.2k9） 試計算 在35水中的擴(kuò)散系數(shù)，并與實驗值進(jìn)行比較分析。解： a：hcl，b：h2o，mb=18，=2.6va=3.7+21.6=25.3，t=308.2k，=0.7225cp10） 某傳質(zhì)過程的

11、總壓為300 ，吸收過程傳質(zhì)系數(shù)分別為 、 ，氣液相平衡關(guān)系符合亨利定律，亨利系數(shù)e為 ，試求：吸收過程傳質(zhì)總系數(shù) 和 ；液相中的傳質(zhì)阻力為氣相的多少倍。解：10. (1)e = 10.67×103kpa，p = 300kpa， ky = 0.3919 kx = 13.94(2)11）在填料塔內(nèi)以水吸收空氣氨混合氣中的氨。已知：總壓p為1大氣壓，溫度t為20，亨利系數(shù)e為 ，氣相體積傳質(zhì)分系數(shù) 為 ，液相體積傳質(zhì)分系數(shù) 為 。氣相中含氨5.4%（體積），液相中含氨0.062（摩爾分率），液相可按稀溶液處理。試求氣、液界面處平衡的濃度以及氣相傳質(zhì)阻力占總阻力的分率。解：m=e/p=76

12、.6/101.33=0.756 y=0.054 x=0.062 c=1000/18=55.56kmol/m 得： 氣相阻力占總阻力分率為： 12)若某組分在氣相中的摩爾分率保持不變，將其總壓增大一倍，但其質(zhì)量流速不變，試分析 和 的變化情況？解： p, dp不變，(pb2pb1)=2(pb2pb1)ky=pkg na=ky(y1y2) 13)用填料塔進(jìn)行逆流吸收操作，在操作條件下，氣相、液相傳質(zhì)系數(shù)分別為 和 。試分別計算相平衡常數(shù) 為0.1和100時，吸收傳質(zhì)過程的傳質(zhì)阻力分配情況。若氣相傳質(zhì)分系數(shù) ，當(dāng)氣相流量g增加一倍時，試分別計算上述兩種情況下總傳質(zhì)系數(shù)增大的倍數(shù)。解：ky = 0.0

13、13 kmol/(m2×s)， kx = 0.026 kmol/(m2×s)m = 0.1時， , m = 100時， , g= 2g，ky= 20.8ky=0.02263m = 0.1時， m = 100時，     14) 對低濃度氣體吸收，當(dāng)平衡關(guān)系為直線時，試證明：式中 分別為塔底與塔頂兩端面上的氣相吸收推動力。證明： 15）用純?nèi)軇Φ蜐舛葰怏w作逆流吸收，可溶組分的回收率為 ，實際液氣比為最小液氣比的 倍。物系平衡關(guān)系服從亨利定律。試以 兩個參數(shù)列出計算 的計算式。解：令進(jìn)塔氣體濃度為y1，則出塔氣體濃度為 vy2

14、lx2vy1lx116）在一逆流吸收塔中，用清水吸收混合氣體中的 ，氣相流量為 （標(biāo)準(zhǔn)狀況），進(jìn)塔氣體中含 6.0%（體積），要求條件下的平衡關(guān)系 ，操作液氣比為最小液氣比的1.6倍。試求：吸收劑用量和出塔液體組成；寫出操作線方程；氣相總傳質(zhì)單元數(shù)。 解： x2 = 0，y1 = 0.06，y2 = 0.06(10.95) = 0.003 v = 300m3/h = 12.27kmol/h，, m = 1200l = 22380.48 kmol/hv(y1y2) = l(x1x2) = lx1 x1 = 3.125×10-5(2) (3) 17）試按吸收因數(shù)法推導(dǎo)出以液相濃度差為推動

15、力的吸收過程傳質(zhì)單元數(shù)計算式：      18）以清水在填料塔內(nèi)逆流吸收空氣氨混合氣中的氨，進(jìn)塔氣中含氨4.0%（體積），要求回收率 為0.96，氣相流率g為 。采用的液氣比為最小液氣比的1.6倍，平衡關(guān)系為 ，總傳質(zhì)系數(shù) 為 。試求：塔底液相濃度 ；所需填料層高度 。y2x2y11x1解： 19）接上題，若氣、液相接觸改為并流操作，氣、液流量及進(jìn)口濃度都不變，填料層高度為上題算出的 ，操作溫度、壓強(qiáng)亦不變，問回收率 為多少？ 20）試在“yx”圖中定性畫出下列各吸收流程的操作線與平衡線 g,y1 l x2 y3 y2 l1,x2 y2 x3

16、l,x2 y4 l2x3 y2 l2=l1/2 l/2,x1 l/2,x3 g,y1 l3,x1 g1,x3 x1 g1=g2 g2,y321）在一逆流接觸的填料吸收塔中，用純水吸收空氣氨混合氣中的氨，入塔氣體中含 9%，要求吸收率為95%，吸收劑用量為最小用量的1.2倍，操作條件下的平衡關(guān)系為 。傳質(zhì)單元高度為0.8m。試求：填料層高度 ；若改用含 0.05%（摩爾分率）的稀氨水作吸收劑， 及其它條件均不變，吸收率為多少？ 22）以清水在填料塔內(nèi)逆流吸收空氣二氧化硫混合氣中的 ，總壓為1 ，溫度為20，填料層高為4m?；旌蠚饬髁繛?.68 ，其中含 為0.05（摩爾分率），要求回收率90%，

17、塔底流出液體濃度為 。試求：總體積傳質(zhì)系數(shù) ；若要求回收率提高至95%，操作條件不變，要求的填料層高度為多少？23）接上題，若液體流量增大15%，其它操作條件不變。已知 ， 。式中： 的單位是 。問回收率 為多少？24）一逆流操作的吸收塔中，如果 為0.75，相平衡關(guān)系為 ，吸收劑進(jìn)塔濃度 為0.001（摩爾分率，下同）進(jìn)氣濃度為0.05時，其回收率為90%，試求進(jìn)氣濃度為0.04時，其回收率為多少？若吸收劑進(jìn)口濃度為零，其它條件不變，則其回收率又如何？25）某混合氣體中含溶質(zhì)5%（體積），要求回收率為85%。吸收劑進(jìn)塔濃度為0.001（摩爾分率），在20，101.3 下相平衡關(guān)系為 。試求逆

18、流操作和并流操作的最小液氣比各為多少？由此可得到什么結(jié)論？gy2lx2gy1lx1解： 逆流：y1 = 0.05，y2 = 0.05(10.85) = 0.0075，y1y2x2x1*m = 40，x2 = 0.001并流：y1 = 0.05，y2 = 0.0075，gy2lx2gy1lx1m = 40，x1=0.001y1y2x1x2*26）            用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚怏w中的可溶組分。進(jìn)塔氣體濃度為0.048（摩爾分率），要求回收率 為92%。取液氣比為最小液氣比的1

19、.6倍。氣液逆流，平衡關(guān)系 ，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.62米。試求填料層高 。又，為增大填料潤濕率，采用吸收劑再循環(huán)流程，氣體流量及進(jìn)、出塔的濃度不變，補充的純?nèi)軇┝髁亢蛡髻|(zhì)單元高度均不變，循環(huán)液流量與補充液流量之比為0.10。試求此操作所需的填料層高度 。 27）在填料塔中，用純油吸收空氣中的苯，入塔混合氣量為 ，其中含苯6%（體積），要求出塔氣體中含苯不高于0.5%（體積），操作條件下的平衡關(guān)系 ，實際液氣比取最小液氣比的1.5倍。試求：吸收劑用量及出塔液相濃度；全塔對數(shù)平均推動力 ；若采用吸收劑循環(huán)流程，在保證原吸收率不變的條件下，入塔液體濃度和循環(huán)液量最大應(yīng)為多少？畫出兩種情況下操作線

20、示意圖。 28）空氣四氯化碳化合氣體中含四氯化碳5%（體積，下同），氣相流量g為 ，要求回收率90%。吸收劑分兩股，第一股含四氯化碳為0.002，從塔頂進(jìn)入塔內(nèi)；第二股含四氯化碳0.010，從塔中部某處進(jìn)入塔內(nèi)。兩股吸收劑用量相同，均為 。已知操作條件下體系的相平衡關(guān)系為 ，試計算：出塔液體濃度為多少？若全塔傳質(zhì)單元高度為0.8米，則第二股吸收劑加入的最適宜位置（加入口至塔底的高度）應(yīng)在何處。gy2lx2lx2gy12lx12lx2解： (1) y1 = 0.05，y2 = 0.05×(10.9) = 0.005，g = 0.042kmol/(m2×s)，x2 = 0.00

21、2，x2 = 0.01，m = 0.5y l1 = l2 = 0.021kmol/(m2×s) x1 = 0.051(2) ， h = hog·nog = 0.8×3.625 = 2.9 m29) 礦石焙燒爐氣中含so24.5%(體積)，其余惰性氣體按空氣計。爐氣冷卻后在填料塔中以清水逆流吸收爐氣中的so2。操作壓強(qiáng)為1atm，操作溫度為30。塔徑為0.8m，填料層高為10m，要求回收率為95%，進(jìn)塔爐氣流量為1150m3/h(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))。已知kga為5×10-4kmol/(s·m3·kpa)，kla=5×10-21/s。試

22、求： 塔底液體濃度為多少? 若將爐氣進(jìn)一步降溫后再吸收，其操作溫度降至20時，其回收率為多少?設(shè)其它操作條件不變，kga和kla的值均不變。經(jīng)試差得：x10.000775（塔底出液濃度）30）一正在操作的逆流吸收塔，進(jìn)口氣體中含溶質(zhì)濃度為0.05（摩爾分率，下同），吸收劑進(jìn)口濃度為0.001，實際液氣比為4，操作條件下平衡關(guān)系為 ，此時出口氣相中含溶質(zhì)為0.005。若實際液氣比下降為2.5，其它條件不變，計算時忽略傳質(zhì)單元高度的變化，試求此時出塔氣體濃度及出塔液體濃度各為多少？ 31）在一吸收塔內(nèi)用洗油逆流吸收煤氣中含苯蒸汽。苯的初始濃度為0.02（摩爾分率，下同），吸收時平衡關(guān)系為 ，液氣比

23、為0.18，洗油進(jìn)塔濃度為0.006，煤氣中苯出塔濃度降至0.002。由吸收塔排出的液體升溫后在解吸塔內(nèi)用過熱蒸汽逆流解吸。解吸塔內(nèi)氣液比為0.4，相平衡關(guān)系為 。在吸收塔內(nèi)為氣相控制，在解吸塔為液相控制。若現(xiàn)將液體循環(huán)量增加一倍，煤氣及過熱蒸汽流量等其它操作條件都不變。已知解吸塔中， 。問此時吸收塔出塔煤氣中含苯多少？題中流量皆為摩爾流量。 解吸塔 當(dāng)l增加一倍時 第7章 液體蒸餾1） 苯酚（c6h5oh）（a）和對甲酚（c6h4（ch3）oh）（b）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)為：溫度 苯酚蒸汽壓 kpa對甲酚蒸汽壓 kpa溫度 苯酚蒸汽壓 kpa對甲酚蒸汽壓 kpa113.710.07.70117.

24、811.999.06114.610.47.94118.612.439.39115.410.88.2119.412.859.70116.311.198.5120.013.2610.0117.011.588.76試按總壓p=75mmhg（絕壓）計算該物系的“txy”數(shù)據(jù)。此物系為理想物系。 t0c pa0kpapb0kpa xa xb113.710.07.701.01.0114.610.47.940.8370.871115.410.88.20.6920.748116.311.198.50.5580.624117.011.588.760.4400.509117.811.999.060.3210.38

25、5118.612.439.390.2010.249119.412.859.700.09520.122120.013.2610.00.0000.0002）承第1題，利用各組數(shù)據(jù)，計算在x=0至x=1范圍內(nèi)各點的相對揮發(fā)度i，取各i的算術(shù)平均值，算出對i的最大相對誤差。以平均作為常數(shù)代入平衡方程式算出各點的“yxi”關(guān)系，算出由此法得出各組yi值的最大相對誤差。 t0c 113.7114.6115.4116.3117.0117.8118.6119.4120.01.2991.3101.3171.3161.3221.3231.3241.3251.326 t0c113.7114.6115.4116.31

26、17.0117.8118.6119.4120.0xi1.00.8370.6920.5580.4400.3210.2010.09520yi1.00.8710.7480.6250.5090.3840.2490.1220 最大誤差=3）已知乙苯（a）與苯乙烯（b）的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系可按下式算得：式中p0的單位是mmhg，t的單位是k。問：總壓為60mmhg（絕壓）時，a與b的沸點各為多少？在上述總壓和65時，該物系可視為理想物系。此物系的平衡汽、液相濃度各為多少摩爾分率？ 4）苯（a）和甲苯（b）混合液可作為理想溶液，其各純組分的蒸汽壓計算式為式中p0的單位是mmhg，t的單位是。試計算總壓為

27、850mmhg（絕壓）下含苯25%（摩爾百分率）的該物系混合液的泡點。 5）試計算總壓為760mmhg（絕壓）下，含苯0.37、甲苯0.63（摩爾分率）的混合蒸汽的露點。若令該二元物系降溫至露點以下3，求平衡的汽、液相摩爾之比。6）有一苯（a）、甲苯（b）、空氣（c）的混合氣體，其中空氣占2%，苯與甲苯濃度相等（均指摩爾百分?jǐn)?shù)），氣體壓強(qiáng)為760mmhg（絕壓）。若維持壓強(qiáng)不變，令此三元物系降溫至95，求所得平衡汽相的組成。a、b組分均服從拉烏爾定律。已知95時，。 設(shè)xa0.380.3780.3770.376算得的xa0.3240.3520.3630.373 7）常壓下將含苯（a）60%，甲

28、苯（b）40%（均指摩爾百分?jǐn)?shù)）的混合液閃蒸（即平衡蒸餾），得平衡汽、液相，汽相摩爾數(shù)占總摩爾數(shù)的分率汽化率（1-q）為0.30。物系相對揮發(fā)度=2.47，試求：閃蒸所得平衡汽、液相的濃度。若改用簡單蒸餾，令殘液濃度與閃蒸的液相濃度相同，問：餾出物中苯的平均濃度為多少？提示：若原料液、平衡液、汽相中a的摩爾分率分別以xf、x、y表示，則存在如下關(guān)系：。 8）某二元物系，原料液濃度xf=0.42，連續(xù)精餾分離得塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.95。已知塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分回收率=0.92，求塔底產(chǎn)品濃度xw。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。 9）某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點進(jìn)料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分

29、離，塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.96， 塔底產(chǎn)品濃度xw=0.025（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率），設(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)。試計算塔頂產(chǎn)品的采出率d/f。若回流比r=3.2，泡點回流，寫出精餾段與提餾段操作線方程。 10）某二元混合物含易揮發(fā)組分0.24，以熱狀態(tài)參數(shù)q=0.45的汽、液混合物狀態(tài)進(jìn)入連續(xù)精餾塔進(jìn)行分離。進(jìn)料量為14.5kmol/h，塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.95，塔底產(chǎn)品濃度xw=0.03。若回流比r=2.8，泡點回流，提餾段l/v為多少？試計算塔頂全凝器的蒸汽冷凝量及蒸餾釜的蒸發(fā)量。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。 11）用常壓精餾塔連續(xù)分離苯和甲苯混合液。進(jìn)料中苯的摩爾分率為0.30。

30、操作條件下苯的汽化潛熱為355kj/kg。試求以下各種情況下的q值：進(jìn)料溫度為25；98.6的液體進(jìn)料；98.6的蒸汽進(jìn)料。苯甲苯體系在常壓下的部分汽液平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t，110.6102.298.695.2液相組成，x0.0000.2000.3000.397汽相組成，y0.0000.3700.5000.618解：原料液的汽化潛熱rm= 0.30´380kj/(1kg/78kg/mol)= 889222862 = 31754 kj/mol由附表可知 xf = 0.30時，液體的泡點為98.6，則平均溫度= 334.95 k查教材附錄得61.8下苯和甲苯的比熱為1.84kj/(kg&

31、#215;k)，故原料液的比熱為：cp = 1.84´0.3´781.84´0.7´92= 161.552 kj/(kmol×k)屬飽和液體進(jìn)料q2 = 1屬飽和蒸汽進(jìn)料q3 = 0。12）已知某精餾塔操作以飽和蒸汽進(jìn)料，操作線方程分別如下：精餾線提餾線試求該塔操作的回流比、進(jìn)料組成及塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的摩爾分率。 解：由精餾線得：，r = 2.500由提餾線得：，xd = 0.94990.950提餾線斜率，得 f = 1.5d提餾線截距，得 xw = 0.04由 fxf = dxdwxw 得：= 0.64713）用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水

32、的混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料中甲醇的摩爾分率為0.10，以飽和蒸汽形式連續(xù)進(jìn)入塔底。要求塔頂產(chǎn)品中甲醇含量為0.90，塔釜產(chǎn)品中甲醇含量為0.05。試求：該精餾塔操作回流比及塔內(nèi)的液汽比；塔頂全凝器的蒸汽冷凝量。 解：fxf = dxd(fd)xw kmol/hv = f = 100 kmol/hvlfxdxf q=0xw由 v = (r+1)d 得 塔頂全凝器蒸汽冷凝量 v = 100 kmol/h14）以連續(xù)精餾分離正庚烷（a）與正辛烷（b）。已知相對揮發(fā)度=2.16，原料液濃度zf=0.35（正庚烷的摩爾分率，下同），塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.94，加料熱狀態(tài)q=1.05，餾出

33、產(chǎn)品的采出率d/f=0.34。在確定回流比時，取。設(shè)泡點回流。試寫出精餾段與提餾段操作線方程。 15）承第14題，按最佳加料板位置加料，試用作圖法求總理論板數(shù)，并指明加料板的序號。解：又作圖知，總理論板數(shù)為13.4塊，第7塊為加料板。（圖略）16）承第14題，試用逐板計算法計算離開塔頂?shù)?塊塔板的液體濃度x2。 解： 17）承第14題，試用快速估算法計算總理論板數(shù)和確定加料板序號。 解：（1）總理論板數(shù) （2）精餾段理論板數(shù) 18）以常壓操作的連續(xù)精餾塔分離“乙醇水”溶液。原料液含乙醇0.10（摩爾分率，下同），進(jìn)料熱狀態(tài)q=1.10，塔頂產(chǎn)品濃度0.80，釜液濃度0.001。塔頂用全凝器，泡

34、點回流，塔底用蒸餾釜，間接加熱，操作回流比為最小回流比的2.0倍。試用作圖法求總理論板數(shù)和確定加料板序號。解：根據(jù)教材附錄數(shù)據(jù)作“y-x”圖 19）已知塔頂、塔底產(chǎn)品及進(jìn)料組成中苯的摩爾分率分別為：xd=0.98，xw=0.05，xf=0.60，泡點進(jìn)料和回流，取回流比為最小回流比的1.5倍，體系的相對揮發(fā)度為2.47。試用捷算法計算苯和甲苯體系連續(xù)精餾理論塔板數(shù)。 解： q = 1 xe = xf = 0.6r = 1.5rmin= 1.5×1.03 = 1.55查吉利蘭圖得：由芬斯克方程得：則 n = 14.3，取 nt = 1520）用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水的混合物。已知原料

35、中甲醇的摩爾分率為0.35，進(jìn)料量為100kmol/h，泡點進(jìn)料。塔頂餾出液中甲醇含量為0.95，塔底產(chǎn)品中甲醇濃度為0.04。操作回流比為1.5，泡點回流，間接蒸汽加熱。用作圖法求完成分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù)，并計算甲醇的回收率和塔釜蒸發(fā)量。 解：甲醇回收率由教材附錄查得ch3ohh2o的vle數(shù)據(jù)，在xy圖上作出平衡曲線。精餾線截距為由(0.95，0.95)和(0，0.38)作出精餾線由q = 1和(0.35，0.35)作出q線連接(xw，xw)和q線與精餾線的交點得提餾線，作圖得理論板數(shù)nt = 7塊，加料位置為第5塊理論板。 kmol/hq = 10 = ,故 kmol/h21）在用作

36、圖法求理論板數(shù)時，可能遇到局部區(qū)域平衡線與操作線均為直線且兩直線甚靠近，不易求準(zhǔn)梯級數(shù)的情況。設(shè)平衡線為，操作線為，（k、c、a、b均為常數(shù)），試推導(dǎo)由操作線上x0至xn所需理論板數(shù)n的數(shù)學(xué)解析式。 22）在某二元混合物連續(xù)、基本型精餾操作的基礎(chǔ)上，若進(jìn)料組成及流量不變，總理論板數(shù)及加料板位置不變，塔頂產(chǎn)品采集比d/f不變。試考慮在進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q增大，回流比r不變的情況下xd、xw和塔釜蒸發(fā)量的變化趨勢。只需定性分析。 23）以連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。塔頂采用全凝器。已知：xd=0.90，d=0.02kmol/s，回流比r=2.5，在操作中回流液有一定程度過冷。已知回流液體泡點為83，汽

37、化潛熱r=3.2×104kj/kmol，該液體比熱cp=140kj/(kmol·)，但回流液溫度為75。試求精餾段操作線方程。解： 24）以連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。進(jìn)料xf=0.50（摩爾分率，下同），q=1，塔頂產(chǎn)品d=50kmol/h，xd=0.95，塔頂餾出液中易揮發(fā)組分回收率=0.96。塔頂采用一個分凝器及一個全凝器。分凝器液體泡點回流。已知回流液濃度x0=0.88，離開第一塊塔板的液相濃度x1=0.79。塔底間接蒸汽加熱。塔板皆為理論板，相對揮發(fā)度為常數(shù)。試求：加料流量f；操作回流比是rmin的倍數(shù)；精餾段、提餾段氣相流量。 25）在常壓下用一連續(xù)精餾塔分離某

38、兩組分混合液，已知進(jìn)料量為200kmol/h，其中輕組分的含量為0.40（摩爾分率），泡點進(jìn)料。塔頂產(chǎn)品流量為100kmol/h。體系在常壓下的相對揮發(fā)度為2.6。若精餾塔的理論塔板數(shù)為無限多，試求：當(dāng)回流比為1.0時，塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的含量各為多少？當(dāng)回流比為2.0時，塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的含量各為多少？畫出兩種情況下的精餾段、提餾段操作線和q線示意圖。解：由于nt = ¥，設(shè)xq、yq達(dá)到相平衡，則r = rmin= 1.0q = 1，xq = xf = 0.4由,由物料衡算得：0假設(shè)正確，計算有效。r = 2.0，設(shè)此時在xq、yq處達(dá)到相平衡0假設(shè)不成立，顯然在xw=

39、0處達(dá)到平衡，此時nt = ，r = 1.0時，精餾段截距：nt = ，r = 2.0時，精餾段截距：y0.267xw=0xf=0.4xd=0.8xnt=，r=2.0y0.371xq,yqxw=0.058,xf=0.4xd=0.742xnt=，r=1.0 26）某一精餾塔有4塊理論板（含塔釜）用來分離苯甲苯混合物。進(jìn)料量為100kmol/h，其中輕組分的含量為0.40（摩爾分率），以泡點狀態(tài)連續(xù)加入到第三塊板上（從塔頂數(shù)起）。塔頂產(chǎn)品的流量為20kmol/h，泡點回流操作回流比r=2.8。已知體系的相對揮發(fā)度為2.47。求塔頂和塔底產(chǎn)品的組成。（提示：用xw=0.2878作為試差初值）xd12

40、3fxfx4=xwy4=ywy1y2y3x1x2x3解：w = fd = 80 kmol/h設(shè)=0.2878，則 = 0.8488精餾線y2 = 0.7368x10.2234 = 0.7368×0.69440.2234 = 0.7350y3 = 0.7368x20.2234 = 0.6131x3 = 0.3908 xf = 0.4，改用提餾線與平衡線計算 kmol/h提餾線= 2.0526x0.3029y4 = yw = 2.0526x30.3029 = 2.0526×0.39080.3029 = 0.4993xw與假設(shè)值= 0.2878非常接近，相對誤差為0.07%，故假

41、設(shè)正確，xd = 0.8488 xw = 0.287827）在常壓連續(xù)回收塔中分離甲醇水混合溶液。進(jìn)料組成為0.10（摩爾分率），要求塔頂產(chǎn)品中甲醇的回收率為0.90，塔底直接水蒸汽加熱。試求：當(dāng)塔板數(shù)為無窮多時，塔頂、塔底產(chǎn)品組成及每摩爾進(jìn)料消耗的水蒸汽量；若蒸汽用量為最小用量的兩倍時，完成分離任務(wù)時所需理論板數(shù)及塔頂、塔底產(chǎn)品組成。常壓下甲醇水體系部分汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表：液相組成 x0.0000.0600.0800.100汽相組成 y0.0000.3040.3650.418解：smin = d f = w，由fxf = dxdwxw 得wxw = fxfdxd = fxf(1h) = 0

42、.1fxff = wxw = 0.1xf = 0.1×0.1 = 0.01nt = ，故在塔頂進(jìn)料處，xf 與xd達(dá)相平衡，d，xd123f，xfxw，wy1y2y3x1x2x3s由vle數(shù)據(jù)表得 xd = 0.418全塔物料衡算fxfs×0 = dxdwxwfxf = s×xd0.1fxfs×xd = 0.9 fxf由上面計算可知xw = 0.01(此值由回收率而定)f×xfs×0 = d×xdw×xw s = df×xf = s×xd w×xwsmin2sminxwxf xdxd(

43、注：當(dāng)s = 2smin時，xf與xd不達(dá)相平衡)斜率點(xw，0)和點(xf，xd)都在提餾線上，故提餾線斜率：截距提餾線: y = 2.322x0.0233要逐板計算，必須要有a，而a由下列方法獲得，由本題附表可知：y2 = 2.322x10.0233 = 0.0656y3 = 2.322x20.0233 = 0.00108x3xw = 0.01(含釜)28）有兩股丙酮（a）與水（b）的混合物分別加入塔內(nèi)進(jìn)行連續(xù)精餾分離。第一股進(jìn)料摩爾流量為f1，q1=1，xf，1=0.80（摩爾分率，下同），在塔的上部加入；第二股進(jìn)料摩爾流量為f2，q2=0，yf，2=0.40，且f2=4f1。塔頂產(chǎn)品

44、濃度xd=0.93，塔底產(chǎn)品濃度xw=2.6×10-3，塔頂采用全凝器，液體泡點回流，塔釜間接加熱，常壓操作。試求rmin。當(dāng)r=2.0rmin，寫出第二塔段的操作線方程。常壓下“丙酮水”的平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t 液相中丙酮摩爾分率 x氣相中丙酮摩爾分率 y溫度t 液相中丙酮摩爾分率 x氣相中丙酮摩爾分率 y10092.786.575.866.563.462.161.00.00.010.020.050.100.150.200.300.00.2530.4250.6240.7550.7980.8150.83060.460.059.759.058.257.557.056.130.400.50

45、0.600.700.800.900.951.00.8390.8490.8590.8740.8980.9350.9631.029）常壓下，用一塊理論板、全凝器與塔釜組成的連續(xù)精餾塔分離某二元混合液。已知：進(jìn)料xf=0.20，q=1，進(jìn)料從塔上方加入。塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.30，塔頂用全凝器，泡點回流，回流比為3.0。易揮發(fā)組分回收率=0.85，若平衡關(guān)系可用表示，試估算a值。 30）以回收塔回收某水溶液中的易揮發(fā)組分。=2.50，進(jìn)料xf=0.20（摩爾分率，下同），q=1.10，操作中控制塔底排出液濃度xw=0.002。要求餾出液濃度為0.36。試計算所需的理論板數(shù)。 第8章 塔設(shè)備1）擬用清

46、水吸收空氣與丙酮混合氣中的丙酮?；旌蠚夂?.5%（體積）。操作條件：常壓，25，塔底液相質(zhì)量流速gl=6.34kg/(s·m2)，液相與氣相質(zhì)量流量之比為2.50，取操作氣速為泛點氣速的70%。試比較采用25×25×2.5mm瓷質(zhì)拉西環(huán)亂堆與采用25×3.3mm瓷之矩鞍形填料兩種方案的空塔氣速及每m填料層壓降。按塔底條件計算，液相物性按水計。2）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kga，該填料的名義尺寸為25mm。 2)計算kl與klm： 計算丙酮在水中的分子擴(kuò)散系數(shù)dl： 3）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kla，該填料的名義尺寸為25mm

47、。 4）某“乙醇水”精餾塔，塔頂、底溫度分別為78.2與102，進(jìn)料中含乙醇16%（摩爾），試查取全塔效率。 5）某“苯甲苯”精餾塔，進(jìn)料含苯20%（摩爾，下同），塔頂產(chǎn)品含苯98%，塔底產(chǎn)品含苯2.0%，泡點進(jìn)料，泡點回流，塔頂用全凝器，物系相對揮發(fā)度=2.47。操作回流比為最小回流比的1.5倍。已知氣相默弗里單板效率emv隨液相濃度變化不大，可按0.55計。試確定所需實際塔板數(shù)及加料板位置。 2）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kga，該填料的名義尺寸為25mm。 2)計算kl與klm： 計算丙酮在水中的分子擴(kuò)散系數(shù)dl： 3）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kla，該填料的名義尺寸為25mm。 4）某“乙醇水”精餾塔，塔頂、底溫度分別為78.2與102，進(jìn)料中含乙醇16%（摩爾），試查取全塔效率。 5）某“苯甲苯”精餾塔，進(jìn)料含苯20%（摩爾，下同），塔頂產(chǎn)