《化工原理Ⅱ》計(jì)算題

1、石油大學(xué)（北京）化工學(xué)院化工原理（下冊(cè)）題庫三、 計(jì)算題1、（15分）在一直徑為1.2m的Mellepak 250Y規(guī)整填料吸收塔中，用清水吸收空氣混合氣中的SO2。吸收塔操作總壓為101.3kpa, 溫度為20 oC，入塔混合氣的流量為1000m3/h, SO2的摩爾分率為0.09，要求SO2的回收率不低于98%，采用其汽相總體積傳質(zhì)系KYa=0.0524 kmol/(m.s)。該體系的相平衡方程為：ye=3.3x。試求：（1）推導(dǎo)傳質(zhì)單元數(shù)計(jì)算方程；（2）試證明：成立，其中h為溶質(zhì)的吸收率，m為相平衡常數(shù)；（3）最小溶劑用量，kgmol/h；（4）若實(shí)際溶劑用量為最小溶劑量的1.2倍，計(jì)算

2、出塔水中SO2濃度（摩爾分率）；（5）計(jì)算傳質(zhì)單元數(shù)，傳質(zhì)單元高度及完成該分離任務(wù)所需的填料高度。證明：（1） Ye=mX X=Xa+V/L(Y-Ya) S= mV / L （2）證明：由全塔物料平衡 V（Yb-Ya）=L Xb 故 ( L/V ) = ( Yb-Ya ) / Xa 當(dāng)溶劑用量最小時(shí)，Xbe = Yb/m 因此，( L/V )min = m (Yb-Ya) / Yb = mh（3）V=V(1-yb)=37.85kmol/h Yb=yb/(1- yb)=0.099 Ya=Yb(1-)=0.099*(1-0.98)=0.00198 Xa=0 Lmin=V(yb-ya)/(yb/m-

3、xa)=37.85*(0.099-0.00198)/(0.099/3.3-0)=122.4kmol/h（4）L=1.2Lmin=146.88kmol/h xb=V(yb-ya)/L+xa=37.85(0.099-0.00198)/146.88=0.025（5） S=mV/L=3.3*37.85/146.88=0.85 h=HOGNOG=14.15*0.178=2.52m2、（15分）一座油吸收煤氣中苯的吸收塔，已知煤氣流量為2240（NM3/hr），入塔氣中含苯4%，出塔氣中含苯0.8%（以上均為體積分率），進(jìn)塔油不含苯，取L=1.4 Lmin,已知該體系相平衡關(guān)系為：Y*=0.126X，試求

4、：（1） 溶質(zhì)吸收率h（2）Lmin及L (kmol/h)（3）求出塔組成Xb(kmol苯/kmol油)（4）求該吸收過程的對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力DYm（5）用解析法求NOG；（6）為了增大該塔液體噴淋量。采用部分循環(huán)流程，在保證原吸收率的情況下，最大循環(huán)量L為多少，并畫出無部分循環(huán)和有部分循環(huán)時(shí)兩種情況下的操作線。解：（1）h=（Yb-Ya）/ Yb Yaya Yb = yb / (1-yb) = 0.04 / (1- 0.04) = 0.0417 h= ( 0.0417 - 0.008) / 0.0417 = 80.7% （2）G = 2240 / 22.4 = 100 kmol/h GB = 1

5、00 (1-0.04) = 96kmol/h (L/G)min = (Yb-Ya) / (Xb*-0) = (0.0417-0.008) / (0.0417/0.126-0)0.102 Lmin = 0.102´96 =9.792kmol/h Ls = 1.4Lmin = 1.4´9.792 = 13.7 kmol/h （3）Ls/GB = (Yb-Ya) / (Xb-0) = 13.7/96 = 0.143 Xb = (0.0417-0.008) / (Ls/GB) = 0.24 （4）DYb = Yb-Yb* = 0.0417-0.126´0.24 = 0.0

6、1146 DYm = (Dyb-Dya) / ln(Dyb/Dya) = (0.01146-0.008) / ln(0.01146/0.008) = 0.00963 （5）S=mV/L=0.126*96/13.7=0.883 （6）部分循環(huán)，入口液量為（LL），入塔濃度為Xa，在最大L下，Xa處在最大。 (Ls/GB)max = (0.0417-0.008) / (Xb-Xa) Xa = Ya/0.126 = 0.008/0.126 = 0.0635 (Ls+Ls)/GB)max = (0.0417-0.008)/(0.24-0.0635)=0.191 Ls max=0.191´96

7、-13.7=4.64kmol/hLmax=Lsmax/(1-Xb)=4.64/(1-0.24)=6.1kmol/h3、（20分）在一座逆流操作的低濃度氣體填料吸收塔中，用純礦物油吸收混合氣中的溶質(zhì)，已知進(jìn)口混合氣中溶質(zhì)的含量為0.015（摩爾分率），吸收率為85%，操作條件下的平衡關(guān)系Y*=0.5X。試求：（1）出口礦物油中溶質(zhì)的最大濃度和最小液氣比；（2）取吸收劑用量為最小溶劑用量的3倍時(shí)，用解析法求NOG；（3）求該吸收過程的氣相總對(duì)數(shù)平均傳質(zhì)推動(dòng)力DYm；（4）氣體總傳質(zhì)單元高度為1m時(shí)，求填料層高度；（5）為了增大該塔液體噴淋量，采用出塔液體部分循環(huán)流程。在保證原吸收率的情況下，假設(shè)氣

8、相流量為，那么最大循環(huán)量L為多少，并畫出無部分循環(huán)和有部分循環(huán)時(shí)兩種情況下的操作線。解： （1）h=（Yb-Ya）/ Yb Ybyb0.015 Ya = Yb (1-h) = 0.015 / (1- 0.85) = 0.00225 由平衡關(guān)系可知：出口礦物油中溶質(zhì)最大濃度為X1*= Yb /m=0.015/0.5=0.03 (L/G)min = (Yb-Ya) / (Xb*-0) = (0.015-0.00225) / (0.03-0)=0.425（2）Ls/GB =3(L/G)min=3*0.425=1.275 S=mG/L=0.5/1.275=0.392 （3）Xb= (Yb-Ya)/(L

9、/G) =(0.015-0.00225)/1.275=0.01 DYb = Yb-mXb = 0.015-0.5´0.01= 0.01 DYa = Ya-mXa = 0.00225 DYm = (Dyb-Dya) / ln(Dyb/Dya) = (0.01-0.00225) / ln(0.01/0.00225) =0.0052 （4）HOG=1m h=HOGNOG=2.45m （5）部分循環(huán)，入口液量為（LL），入塔濃度Xa， 在最大L下，Xa與Ya呈相平衡。吸收率不變，即Yb、Ya、Xb保持不變。 Xa = Ya/0.5 = 0.00225/0.5 = 0.0045 (Ls+Ls)

10、/GB)max =(Yb-Ya) / (Xb-Xa) = (0.015-0.00225)/(0.01-0.0045)=2.32 Ls max=(Ls+Ls)/GB)max-(Ls/GB)* GB =(2.32-1.275)´100=104.5kmol/h4、（20分）某逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨空氣混合氣中的氨。已知混合氣進(jìn)塔時(shí)氨的濃度為y1=0.01（摩爾分率），吸收率為90%，氣液相平衡關(guān)系為y=0.9x。在此條件下，試求：（1）溶液最大出口濃度；（2）最小液氣比；（3）取吸收劑用量為最小吸收劑用量的2倍時(shí)，傳質(zhì)單元數(shù)為多少？（4）傳質(zhì)單元高度為0.5m時(shí)，填料層高為幾

11、米？解：（1）y1=0.01 =0.90 y2=y1(1-)=0.01(1-0.9)=0.001 x2=0 x1'=y1/0.9=0.01/0.9=0.0111 （2）(L/V)min=(y1-y2)/(x1'-x2)=(0.01-0.001)/(0.0111-0)=0.811 （3）L/V=2(L/V)min=2*0.811=1.62 x1=(y1-y2)/(L/V)+x2=(0.01-0.001)/1.62=0.00556 y2*=0 y1*=0.9*0.00556=0.005 ym=(y1-y2)/ln(y1/y2)=(0.01-0.005)-(0.001-0)/ln(0

12、.01-0.005)/0.001=0.0025 NOG=(y1-y2)/ym=(0.01-0.001)/0.0025=3.6 （4）h=HOGNOG=0.5*3.6=1.8m5、（10分）試證明吸收塔填料層高度計(jì)算過程中所用到的液相總傳質(zhì)單元數(shù)解析式：。證明： Xe=Y/m Y=L/V(X-Xb)+Yb A=L/mV 6、（20分）在一逆流填料吸收塔內(nèi)，用三乙醇胺水溶液吸收汽相中的H2S，進(jìn)塔氣相中H2S的含量為2.91%（體積%，下同），要求H2S的回收率不低于99%，操作溫度為27，壓力為1 atm。進(jìn)塔為新鮮溶劑，出塔溶劑中H2S濃度為0.013 kmol(H2S)/kmol(溶劑)，塔

13、內(nèi)惰性氣流速為0.015 kmol/(m2s)，體系的相平衡關(guān)系為：Y*=2X。（1）試求最小液氣比和實(shí)際操作的液氣比。（2）若Pall（鮑爾）環(huán)在該體系中的氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)為0.000395 kmol/(m3.s.kpa),試求達(dá)到該生產(chǎn)要求所需要的填料高度。（3）如果采用浮閥塔板，共需要25層才能夠達(dá)到該分離要求，試求浮閥塔板在該體系中的全塔效率。（4）試計(jì)算Pall環(huán)填料的等板高度HETP。解：（1） H2S的回收率不低于99% Ya = Yb(1-) = 0.03×(1-0.99) = 0.0003 y=2x 在低濃度下近似可表示為Y=2X 并且 Yb=0.03 Xbe =

14、 Yb/m = 0.03/2 =0.015 進(jìn)塔為新鮮溶劑，即Xa=0 Xb=0.013（2）S=mV/L=2/2.28=0.877 KYa=0.000395 kmol/(m3.s.kpa)惰性氣體流速 V=0.015kmol/(m2s)h0 = HOGNOG = 20.96×0.3748 = 7.86m （3） 理論板數(shù) 實(shí)際板數(shù) N = 25 效率 Eo=N理論/N實(shí)際 = 19.64/25 = 0.786（4） HETP = 圖17、（20分）某生產(chǎn)過程產(chǎn)生兩股含有HCl的混合氣體，一股混合氣的流量G1' =0.015kmol/s，HCl濃度yG1=0.1（摩爾分率），

15、另一股流量G2'=0.015kmol/s，HCl濃度yG2=0.04（摩爾分率）。今擬用一個(gè)吸收塔回收兩股氣體中的HCl，總回收率不低于85%，所用吸收劑為20純水，亨利系數(shù)E=2.786×105Pa，操作壓力為常壓，試求：（1）將兩股物料混合后由塔底入塔（附圖1中的a），最小吸收劑用量為多少？若將第二股氣流在適當(dāng)高度單獨(dú)加入塔內(nèi)（附圖1中的b），最小吸收劑用量有何變化？（2）若空塔氣速取0.5m/s，并且已經(jīng)測(cè)得在此氣速下的Kya=8×10-3kmol/(s.m3)，實(shí)際液氣比取最小液氣比的1.2倍，那么混合進(jìn)料所需填料層高度為多少？（3）若塔徑、實(shí)際液氣比與（2

16、）相同，第二股氣流在最佳位置進(jìn)料，所需填料層高為多少？中間進(jìn)料位于何處？解：（1）在操作條件下，系統(tǒng)的相平衡常數(shù)為 第一種情況：兩股氣體混合后的濃度為 氣體出口濃度為：兩股氣體混合后進(jìn)塔的最小液氣比（參見附圖2中的操作線ab）為L'min=2.3375G'=2.3375(G1'+G2') = 2.3375×0.03=0.0701kmol/s 圖2 圖3第二種情況：當(dāng)兩股氣體分別進(jìn)塔時(shí)，塔下半部的液氣比大于上半部，操作線將首先在中間加料處與平衡線相交（參見附圖3）對(duì)中間進(jìn)料口至塔頂這一段作物料衡算，可求出達(dá)到分離要求所需最小液氣比為：L'min=

17、2.028G'=2.028(G1'+G2') = 2.028×0.03=0.0608kmol/s吸收塔的下半部的液氣比為: 對(duì)下半部作物料衡算可得到液體最大出口濃度為：連接 (y2, 0) 、(yG2, yG2/m) 和 (yG1, x1max) 三點(diǎn)即得到分段進(jìn)料最小液氣比下的操作線。（1） 混合進(jìn)料混合氣體的總體積流量為：吸收塔直徑為： 液體出口濃度為：，平均傳質(zhì)推動(dòng)力為：填料層高：在實(shí)際液氣比下的操作線如附圖線段ab'所示。（2） 兩股進(jìn)料在吸收塔的上半部（操作線ab'）： 中間加料處吸收液濃度為： 在吸收塔下半部（操作線b'c&

18、#39;），液體流率不變，氣體流率減半： 液體出口濃度為： H=H上段+H下端7.31+3.46=10.77m吸收的目的是為了實(shí)現(xiàn)混合氣體的分離，而兩股組成不同的氣體相混合與此目的相反。本例計(jì)算結(jié)果表明，在平衡方面，混合進(jìn)料所需要的最小液氣比大于單獨(dú)進(jìn)料的最小液氣比，在速率方面，為完成同樣吸收任務(wù)，混合進(jìn)料所需要的塔高更高。8、（27分）某填料吸收塔（見右圖），用清水逆流吸收某二元工業(yè)尾氣中的有害組分A，已知填料層高4m，入塔氣體的濃度yb=0.02（摩爾分率，下同），溶劑對(duì)A組分的吸收率為80%，出塔液相的組成xb=0.008，并且還知道操作條件下的氣液相平衡關(guān)系為y*=1.5x，現(xiàn)在求：（

19、1） 氣相總傳質(zhì)單元高度HOG；（2） 操作液氣比(L/V)為最小液氣比(L/V)min的多少倍；（3） 由于法定排放濃度ya必須0.002，所以擬將填料層加高，若液氣比和氣、液相進(jìn)口組成保持不變，問填料層應(yīng)加高多少？（4） 若氣、液相的量和進(jìn)口組成保持不變，在該塔上串聯(lián)一個(gè)同樣的塔，那么由于汽相出口濃度ya是多少？（5） 如果混合氣經(jīng)吸收后，出塔濃度仍達(dá)不到環(huán)保要求，請(qǐng)問可以采取那些措施提高溶劑對(duì)A組分的回收率？解：（1）Yb =0.02 Ya = Yb(1-)=0.02 (1-0.8) = 0.004 Yb*=1.5Xb=1.5*0.008=0.012 Ya*=0 HOG=h/NOG=4/

20、2.77=1.44m（2） （3） Ya=0.002 Xb=0.009 Yb*=0.009*1.5=0.0135 HOG= 1.44m 不變h=HOGNOG=4.71*1.44=6.78m（4）h = HOGNOG = 8m Yb=0.02 Xa=0 (1)HOG= 1.44m 不變 (2)聯(lián)立（1）（2）式，可得：Xb=0.0092 Ya=0.0016（5）答：增加吸收劑用量；增加填料層高度；降低操作溫度；提高操作壓力。9、（28分）一連續(xù)精餾塔分離某二元理想混合物，已知進(jìn)料量F=10 kmol/s，進(jìn)料組成xF = 0.5（摩爾分率，下同），進(jìn)料為飽和蒸汽，塔頂產(chǎn)品的組成xD=0.95，塔

21、底產(chǎn)品的組成xW=0.1，系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度=2。塔底采用再沸器，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜的汽化量是最小汽化量的2倍。 試求：（1）塔頂易揮發(fā)組分的回收率；（2）塔釜的汽化量； （3）流出第二塊板的液相組成（從上往下數(shù)）。解：（1） D = 4.7 kmol/s W =5.3 kmol/s （2）ye = xF = 0.5 設(shè)對(duì)應(yīng)Rmin的塔釜汽化量為Vmin，則：Vmin=Vmin- (1-q)F=(Rmin+1)D-F=(2.7+1)*4.7-10=7.39 kmol/sV=2Vmin=2*7.39=14.78 kmol/s（3）V=V+F=14.78+10=24.78 kmol/sV

22、=(R+1)D=24.78 R=24.78/4.7-1=4.27精餾段操作線方程：y1 = xD = 0.95 y2=0.81*0.905+0.18=0.913x2=0.84 10、(27分)一連續(xù)精餾塔分離某二元理想混合物，已知進(jìn)料量F=100 kmol/h，進(jìn)料組成為0.5（摩爾分率，下同），進(jìn)料為氣液混合物，氣液的摩爾比為1:1；塔底采用再沸器，塔頂采用全凝器，實(shí)際回流比R是最小回流比Rmin的3倍，塔頂產(chǎn)品的組成xD=0.8，塔底產(chǎn)品的組成xW=0.2，系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度=3。 試求：（1）進(jìn)料的汽相及液相組成；（2）塔頂易揮發(fā)組分的回收率； （3）塔釜的汽化量；（4）完成分離任務(wù)所需的

23、理論板數(shù)N。解：（1）XFF = xFLF + yFVF = (1/2)FxF + (1/2)FyF=0.5F xF = 0.366 yF = 0.634 （2） xD = 0.8 xW = 0.2 F=100kmol/h XF = 0.5F =D + W = 100XFF = DxD +WxW = 100*0.5=0.8D +0.2W D = 0.5F=50 kmol/h W = 0.5F=50 kmol/h （3） R=3Rmin=1.858V=V- (1-q)F=(R+1)D- (1-q)F=(1.858+1)*50- (1-0.5)*100=92.9 kmol/h（4） y1=xD=0

24、.8相平衡方程：精餾段操作線方程：相平衡方程：精餾段操作線方程： < ye=0.634 改用提餾段操作線方程：相平衡方程： 提餾段操作線方程：相平衡方程：< xW N = 3.2 塊（包括再沸器）11、（15分）用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95（以上均為摩爾分率），原料液為汽、液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率），苯甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，試求：（1）原料液中汽相及液相的組成；（2）最小回流比；（3）若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二塊理論板下降的液體組成。12、（10分）在連續(xù)精餾塔中，精餾段操

25、作線方程y=0.75x+0.2075，q線方程為y=-0.5x+1.5xF，試求：（1）回流比R，餾出液組成xD，進(jìn)料液的q值；（2）當(dāng)進(jìn)料組成xF=0.44時(shí)，精餾段操作線與提餾段操作線交點(diǎn)處x值為多少，并判斷進(jìn)料熱狀態(tài)。13、（20分）組成為0.40的原料以氣液混合物狀態(tài)進(jìn)入某精餾塔，原料的氣液相摩爾比為1:2，進(jìn)料的摩爾流率為F，該塔的塔頂產(chǎn)品組成為xD=0.95，塔頂易揮發(fā)組分的回收率為95% (以上均為摩爾分率) ，回流比R=2Rmin，組分的相對(duì)揮發(fā)度為2.5，試求：(1) 原料中的氣液相組成；(2) 塔頂產(chǎn)品量、塔釜產(chǎn)品量及組成；(3) 列出精餾段操作線方程；(4) 列出提餾段操

26、作線方程；(5) 列出進(jìn)料熱狀態(tài)線方程；解：（1）設(shè)原料液中的液相組成為xF，液相量為LF；氣相組成為yF, 氣相量為VF（汽液相組成均為摩爾分率，汽液相量為摩爾流率）則 XFF = xFLF + yFVF = (2/3)FxF + (1/3)FyF=0.4F xF = 0.326 yF = 0.548 （2） D = 0.4F W = 0.6F 0.4F = 0.950.4FxW * 0.6F xW = 0.033（3）計(jì)算精餾段操作線方程 Rmin = 1.8 R=2Rmin=3.6 精餾段方程為：y = 0.783x+0.207 （4）計(jì)算提餾段操作線方程 提餾段方程為： （5）計(jì)算進(jìn)料

27、熱狀態(tài)方程 進(jìn)料熱狀態(tài)方程為：14、（25分）如圖所示，在某常壓連續(xù)精餾塔中分離A、B混合液。兩股進(jìn)料分別為：F1=100 kgmol/h, xF1=0.6 (摩爾分率，下同), 飽和液相進(jìn)料,F2=100 kgmol/h, xF2=0.2， 飽和液相進(jìn)料,要求：分離后餾出液中A組分含量不小于0.8，釜液中A的濃度不大于0.02，操作回流比為R=2Rmin，系統(tǒng)相對(duì)揮發(fā)度=1.6。試求：（1）塔頂和塔底產(chǎn)品量；（2）操作回流比；（3）精餾段操作線方程；（4）提餾段氣、液相流率及操作線方程；（5）兩進(jìn)料間中間段的氣、液相流率及操作線方程。解：（1）根據(jù)物平：F1+F2=D+W F1xF1+F2x

28、F2=DxD+WxW 即： 100+100=D+W 100*0.6+100*0.2=D*0.8+W*0.02 D= 97.44 kmol/h W= 102.56 kmol/h（2） q1=1 xe=xF1=0.6 ye=xe/1+(-1)xe=1.6*0.6/1+(1.6-1)*0.6=0.706 Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=(0.8-0.706)/(0.706-0.6)=0.887 R=2Rmin=2*0.887=1.774（3）精餾段操作線方程： 代數(shù)得： 即： y=0.64x+0.288（4）提餾段氣液相負(fù)荷：V=V=(R+1)D=2.774*97.44=270.30kmo

29、l/h L=L+F1+F2=RD+F1+F2=1.774*97.44+100+100=372.86kmol/h 提餾段操作線方程： 即： y=1.379x-0.0076間段氣液相負(fù)荷：V=V=270.30kmol/h L=L+F1=RD+F1=1.774*97.44+100=272.86kmol/h F1xF1+Vy=DxD+Lx 中間段操作線方程： y=1.01x+0.06615、（20分）用常壓精餾塔分離某二元混合物，其平均相對(duì)揮發(fā)度a=2，原料液流量F=10kmol/h,，飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料濃度xF=0.5(摩爾分率，下同) ，餾出液濃度xD=0.9,易揮發(fā)組分的回收率為90，回餾比R=

30、2Rmin,塔頂設(shè)全凝器，塔底為間接蒸汽加熱，求：（1） 塔頂餾出液及塔底殘液量；（2） 第一塊塔板流出的液相組成x1;（3） 最小回流比（4） 精餾段和提餾段各板上升的汽相流率。（5） 如果塔釜改為直接通入過熱蒸汽加熱，對(duì)操作效果有什么影響。解： （1） 易揮發(fā)組分回收率為90% D = 5 kmol/h 由物平得： F = DW W = F-D = 10-5 5kmol/h（2） y1 = xD = 0.9 x1與y1成相平衡關(guān)系 （3）飽和蒸汽進(jìn)料 q = 0 ye = xF =0.5 （4）R = 2Rmin = 2*2.35 = 4.70 設(shè)精餾段氣相流率為V 提餾段氣相流率為V L

31、=RD V = (R+1) D = (4.70+1) * 5 = 28.50 kmol/h V = V+(1-q)F V= V - (1-q)F = 28.5 (1-0)*10 = 18.5 kmol/h （5）需要的塔板數(shù)增加。16、（20分）某廠需分離乙苯/苯乙烯二元體系，擬建一座處理能力為16萬噸/年處理能力的精餾塔（按年開工時(shí)間8000小時(shí)計(jì)算）。要求該塔塔頂乙苯的回收率不小于94%（以下均為摩爾分率），塔底苯乙烯的回收率不小于95%，塔頂采用全凝器，R=1.2 Rmin。在塔操作的溫度壓力范圍內(nèi)體系平均相對(duì)揮發(fā)度為1.45。考慮到苯乙烯組分易于聚合，初步擬訂該塔采用規(guī)整填料以降低全塔

32、壓降。填料制造商提供的規(guī)整填料HETP為0.4 m。1） 如果進(jìn)料為乙苯的濃度為50%的泡點(diǎn)進(jìn)料，試求：a. 塔頂、塔底乙苯組成及流量。b. 試求精餾段和提餾段所需的填料高度。2） 如果對(duì)進(jìn)料加熱并進(jìn)行閃蒸，閃蒸后的汽液相摩爾比為1：1, 將氣相冷凝至泡點(diǎn)后與液相流股分別進(jìn)入塔內(nèi)（即兩股進(jìn)料都為泡點(diǎn)進(jìn)料）， 在分離要求不變的條件下，試求出精餾段、提餾段和兩股進(jìn)料間的填料高度。解：（1） a. F = 160000000/8000 = 20000 kg/h = 20000/(106+104) = 190.476kmol/h DxD/FxF = 0.94 W(1-xW) /(1-FxF)=0.95

33、 FxF= DxD+ WxW 1= DxD/FxF+WxW/FxF Wxw/FxF = 1- 0.94 = 0.06 求出：xW0.0594 W = FxF/xw = 190.476´0.5/0.0594 = 96.2 kmol/h D = F-W = 190.476-96.2 = 94.276 kmol/h xD = FxF/D =190.476´0.5/94.276 = 0.950b. 由 xD=0.95 xW=0.0594 并且為泡點(diǎn)進(jìn)料 xF=0.5 在圖上作出精餾段操作線、q線和提餾段操作線，得到: N理論34.8塊 N理論18塊 N理論16.8塊 （不包括再沸器

34、） 填料塔的精餾段高度 h精餾=HETP N精餾理論=0.4×18 =7.2m 提餾段高度 h提餾=HETP N提餾理論=0.4×16.8=6.72m(2) VF=LF=F/2=65.238kmol/h 且 xD=0.95 xW=0.0594不變 由 xF1F1xF2F2=F 即 xF1+xF2=1 和 可以得到： xF1=0.546 xF2=0.453 F1為泡點(diǎn)進(jìn)料 R=1.2*Rmin=1.2*3.521=4.214 可以得到精餾段操作線，與q1線交于一點(diǎn)1。 可以得到提餾段操作線，與q2線交于一點(diǎn)2，連接1、2點(diǎn)即得到中間段操作線: 由圖可得： N理論35.8塊 N

35、精餾理論16塊 N精餾理論5.4塊 N提餾理論14.4塊 （不包括再沸器） 填料塔的精餾段高度 h精餾=HETP N精餾理論=0.4×16 = 6.4m 中間段高度 h中間=HETP N中間理論=0.4×5.4 =2.16m 提餾段高度 h提餾=HETP N提餾理論=0.4×14.4 =5.76m17、用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯混合溶液，原料液中含苯0.50，塔頂采用部分冷凝器，餾出液中含苯0.95，要求全塔苯的回收率大于95%（以上均為摩爾分率），原料液為汽、液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率），苯甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，理論板

36、數(shù)與回流比的關(guān)系符合Gililland 關(guān)聯(lián)：， 其中 試求：（1）原料液中汽相及液相的組成；最小回流比；進(jìn)料的熱狀態(tài)線；（2）試求達(dá)到該分離任務(wù)所需要的理論板數(shù)和進(jìn)料位置；（3）由于生產(chǎn)的需要，希望在精餾段某個(gè)位置抽出一股含苯90%的側(cè)線物料。當(dāng)塔頂回流比、總產(chǎn)品回收率和塔頂餾出液組成要求不變時(shí)，若側(cè)線抽出量為0.5D（D指塔頂產(chǎn)品的摩爾流量），試求塔頂?shù)絺?cè)線、側(cè)線到進(jìn)料的操作線方程。解：（1） 原料液為汽、液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率） 即 xFF = xF LF + yF VF 汽液相組成為： yF = 0.640 xF = 0.416 進(jìn)料為平衡的汽液兩相 且 VF/LF=1

37、/2 進(jìn)料熱狀態(tài)方程為： （2） 要求全塔苯的回收率大于95%： D=0.5F xW = 0.05 塔頂采用部分冷凝器，塔底有再沸器 R = 2Rmin = 2*1.38 = 2.76根據(jù)Gililland 關(guān)聯(lián)：， 其中： N=7.04 (不包括再沸器和冷凝器)適宜進(jìn)料位置： N精餾 3.51（不包括塔頂冷凝器）（3）從塔頂?shù)絺?cè)線抽出的操作線方程為： 從物平可得：(1) Vy=D1xD1+ D2xD2+Lx(2) V=L+D1+D2(3) L=L-D2 = RD1-D2(4) L=RD1(5) V=L+D1=(R+1)D1從側(cè)線抽出到進(jìn)料的操作線方程：18、(分)用常壓精餾塔分離某二元混合物

38、，其平均相對(duì)揮發(fā)度a=2，原料液摩爾流率F=100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料濃度xF=0.5(摩爾分率,下同) ，釜液濃度xw=0.05，塔頂易揮發(fā)組分的回收率為95，回流比R=1.5Rmin，塔頂采用全凝器，塔底設(shè)再沸器，求：（1）塔頂餾出液及組成、塔底殘液量；（2）精餾段和提餾段的操作線方程；（3）如果在塔釜中加入無揮發(fā)性的催化劑，使得A、B兩種組分發(fā)生可逆化學(xué)反應(yīng)，塔釜不出料，并且給出了該二元混合物的氣液相平衡關(guān)系（見圖），求達(dá)到分離任務(wù)所需的最小回流比和理論板數(shù)。解： （1） 易揮發(fā)組分回收率為95% W= 50 kmol/h 根據(jù)物平： F = DW D = F-W = 100-5

39、0 50kmol/h FxF=DxD+Wxw xD = 0.95（2）泡點(diǎn)進(jìn)料 q =1 xe=xF=0.5 xe與ye成相平衡關(guān)系 R =1.5Rmin = 1.5*1.69 = 2.54精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為： （3） 因塔釜不出料，精餾段和提餾段的操作線方程形式不變，但最小回流比發(fā)生變化。 精餾段的操作線方程： 提餾段的操作線方程： W=0 D=100kmol/h 精餾段汽相量： V=（R1）D 精餾段液相量： L=RD 提餾段汽相量： V'=V 提餾段液相量： L'=V' 故提餾段的操作線斜率恒等于1，在最小回流比下，操作線將首先在塔底與平衡線

40、相交，即提餾段操作線與垂線x=xw的交點(diǎn)A將先落在平衡線上。提餾段操作線的另一段與x=xF相交于B，連接點(diǎn)B與點(diǎn)C（xD，xD），即得在最小回流比下的精餾段操作線。 Rm=4R=1.5Rmin=1.5×46 根據(jù)繪出的操作線和已知的相平衡線，作出理論級(jí)數(shù)Ne=7，進(jìn)料在第3塊板上。19、（10分）在多級(jí)逆流接觸的萃取器內(nèi)，用純?nèi)軇㏒處理含有溶質(zhì)A 30%（質(zhì)量分率，下同）的兩組份溶液，原料液F=1000kg/h。欲獲得最終萃取相中A的含量為40%，萃余相中A的含量不高于10%。試求：（1）萃取劑S的用量，kg/h；（2）在圖上標(biāo)出萃取液、萃余液的組成；（3）完成上述分離任務(wù)所需的理論

41、級(jí)數(shù)NT操作條件下，物系的溶解度曲線和輔助曲線如下圖所示：20、（10分）在多級(jí)逆流接觸式萃取器中，每小時(shí)用40kg純?nèi)軇㏒對(duì)某A、B兩組分混合液進(jìn)行萃取分離。在操作條件下，B與S完全不互溶，以質(zhì)量比表示的分配系數(shù)為1.5。已知稀釋劑B的流量為40kg/h，原料液中A的質(zhì)比組成Xf0.3kgA/kgB，要求最終萃余相質(zhì)量比組成XN=0.05kgA/kgB。試求完成分離任務(wù)所需的理論級(jí)數(shù)。解：逐級(jí)計(jì)算 B(Xf-XN)=S(Y1-Z) Z=0(純?nèi)軇? 30×（0.3-0.05）=40Y1 Y1=0.1875 X1=Y1/K=0.1875/1.5=0.125 B(X1-XN)=SY2

42、Y2=(B/S)×(X1-XN)=(30/40)×(0.125-0.05)=0.05625 X2=Y2/K=0.05625/1.5=0.0375<XN=0.05 共需二個(gè)理論級(jí)21、 有一實(shí)驗(yàn)室裝置將含A10%的AB50公斤和含A80%的AB20公斤混合后，用溶劑S進(jìn)行單級(jí)萃取，所得萃取相和萃余相脫溶劑后又能得到原來的10%A和80%A的溶液。求：該工作狀態(tài)下的選擇性系數(shù)b。 b（yA/xA）/（yB/xB）（yA/xA）/（yB/xB）（0.1/0.8）/（0.9/0.2）1/3622、（15分）取操作流程如下，該體系第三角形相圖和輔助曲線見附圖。試問：a) 若已知

43、，試在三角形相圖上示意標(biāo)出確定第N-1級(jí)萃余相組成及其量的方法，并加以必要說明；b) 若為已知，第N級(jí)萃取劑的量如何確定（圖形示例時(shí)可用N=4）？假設(shè)：圖中各級(jí)均為理論級(jí)；，均為純?nèi)軇?答：該萃取過程可認(rèn)為是一個(gè)多級(jí)逆流萃取過程和單級(jí)萃取過程的合成。(a) 對(duì)多級(jí)逆流萃取過程可如下圖形求解。通過輔助曲線即可得到過點(diǎn)的平衡聯(lián)接線，由F與點(diǎn)得到多級(jí)逆流萃取部分的合點(diǎn)M，再應(yīng)用杠桿定律得到的量。(b) 應(yīng)用多級(jí)逆流萃取的結(jié)果，對(duì)最后的單級(jí)萃取過程可圖解得到萃取劑的用量。23、（20分）欲用流化床進(jìn)行某分子反應(yīng)，反應(yīng)氣體的體積流量V=250m3/h，密度為1.4 kg/m3（皆為標(biāo)準(zhǔn)狀況下），催化劑

44、顆粒的平均直徑為0.2mm，顆粒密度為3500kg/m3。根據(jù)工藝要求催化劑用量為4000kg，流化數(shù)為3。已知實(shí)際反應(yīng)溫度為400，壓降為大氣壓，汽體粘度為2.9×10-3Pa.s，床層密相區(qū)空隙率與表觀氣速的關(guān)系為=1.65u0.31，試求流化床的直徑，密相區(qū)高度和床層壓降。解：在實(shí)際操作條件下汽體的密度和流量分別為 床層起始流化速度為 流化床直徑為 床層壓降為 密相區(qū)高度24、在某吸收塔中，用清水逆流吸收某氣體混合物，入塔氣相組成為0.05（摩爾分率，下同），操作條件下物系的平衡關(guān)系為y*=2x，操作液氣比為L/V=1.25(L/V)min，出塔氣相組成為0.01，吸收過程為氣

45、膜控制，KyaV0.7（V為氣相摩爾流率）。試求：（1）液相出口組成xb，完成傳質(zhì)任務(wù)所需的NOG；（2）若汽液初始組成、流量及操作條件不變，原塔與另一個(gè)完全相同的塔串連逆流操作時(shí)，氣體的最終出塔組成是多少。（3）若汽液初始組成、流量及操作條件不變，原塔與另一個(gè)完全相同的塔并聯(lián)逆流操作，汽液兩相流量分配相等，此時(shí)氣體的出口組成是多少。解：（1）單塔操作時(shí) L/V=1.25(L/V)min=1.25(yb-ya)/(yb/m-xa)=1.25*(0.05-0.01)/(0.05/2)=2 xb = (yb-ya) / (L/V) = (0.05-0.01)/2 = 0.02 S=mV/L=1 且

46、xa=0 ym =yb=ya= ya-mxa=ya NOG = (yb-ya)/ym = (0.05-0.01)/0.01=4（2）兩塔串連逆流操作時(shí) 流量不變、塔徑相同、填料一樣 HOG不變 NOG =h/HOG=2h/HOG =2NOG 2*4=8 S=1 ym = ya = ya NOG = (yb-ya)/ ym = (yb-ya)/ ya= 8 yb=0.00556（3）兩個(gè)完全相同的塔并聯(lián)逆流操作時(shí)，每個(gè)塔的入塔汽、液組成相同。 V = (1/2)V L = (1/2)L L/V = L/V = 2 S=1 HOG×NOG = HOG×NOG = h 氣膜控制，

47、 kyaKya KyaV0.7 HOG/HOG = V0.3/V0.3 = (V/V)0.3 = 20.3 = 1.23 NOG=NOG*HOG/HOG=(yb-ya)/ ya =4*1.23= 4.92 ya = 0.0084525、欲用精餾塔分離某二元水溶液，水為難揮發(fā)組分，進(jìn)料中輕組分的組成為0.3（摩爾分率，下同），進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料熱狀態(tài)q=1.1，該二元混合物滿足相平衡關(guān)系，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比R=1.5Rmin，塔釜通入飽和蒸汽直接加熱，蒸汽量為S，塔頂餾出液xD=0.9。試求：（1）最小回流比；（2）要求輕組分的回收率為90%，塔底產(chǎn)品量W及組成xW；

48、（3）若保持F，xF，xD，xW，R，q不變，當(dāng)塔釜改用間接蒸汽加熱時(shí)的操作線方程。（4）如果通過解析計(jì)算或作圖求出精餾段的實(shí)際板數(shù)為m，那么什么位置是適宜進(jìn)料位置，不在該位置進(jìn)料，會(huì)有什么影響，為什么？解：（1） (a) (b) （xe, ye）點(diǎn)在q線和相平衡線上， 由(a)、(b)式得：xe=0.316 , ye=0.481 R=1.5Rmin=3.81（2） D=FxF/xD=100*0.3*0.9/0.9=30kmol/hF+S=D+W (c)FxF=DxD+WxW (d)S=V=V-(1-q)F=(R+1)D-(1-q)F (e)由(c)、(e)式得：W=F+S-D=F+(R+1)

49、D-(1-q)F-D=RD+qF=3.81*30+1.1*100=224.3kmol/h由(d)式得：xW=(FxF-DxD)/W=(100*0.3-30*0.9)/224.3=0.013（3）改為間接蒸汽加熱時(shí)D/F=(xF-xW)/(xD-xW)=(0.3-0.013)/(0.9-0.013)=0.324 D=32.4kmol/h，W=F-D=67.6kmol/hL=L+qF=RD+qF=3.81*32.4+1.1*100=233V=(R+1)D-(1-q)F=(3.81+1)*32.4-(1-1.1)*100=165.8kmol/hyn+1=(L/V)xn-(WxW/V)=(233/165.8)xn-67.6*0.013/165.8=1.405xn-145.7（4） 在m1塊板上進(jìn)料，不在該位置進(jìn)料，返混，所需理論板數(shù)增加，不利于傳質(zhì)。26、某苯 甲苯二元精餾塔，精餾段有一塊理論板，提餾段僅設(shè)有再沸器，塔頂采用全凝器，處于泡點(diǎn)下的進(jìn)料與離開第一層板的液相一起進(jìn)入再沸器，經(jīng)平衡汽化后，氣相打回塔內(nèi)，液