化工原理下冊

第一章蒸餾1-1蒸餾過程概述與汽液平衡關(guān)系1-1正戊烷（C5H12）和正己烷96Hl4）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)列于本題附表，試計(jì)算總壓P=13.3kPa下該溶液的汽液平衡數(shù)據(jù)和平均相對揮發(fā)度。假設(shè)該物系為理想溶液。習(xí)題1-1附表溫度T/KCH512223.1233.0244.0251.0260.6275.1291.7309.3CH614248.2259.1276.9279.0289.0304.8322.8341.9飽和蒸汽壓 P0/kPa1.32.65.38.013.326.653.2101.31-2某精餾塔再沸器的操作壓力為105.0kPa，釜液中含苯0.15（摩爾分率），其余為甲苯。苯與甲苯的安托尼常數(shù)列于本題附表，安托尼方程中溫度的單位為。C，壓力單位為kPa。本物系可視作理想溶液。求此溶液的泡點(diǎn)及其平衡汽相組成。習(xí)題1-2附表組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.581-2平衡蒸餾與簡單蒸餾1-3常壓下對含苯0.6（摩爾分率）的苯一甲苯混合液進(jìn)行蒸餾分離，原料處理量為100kmol。物系的平均相對揮發(fā)度為2.6,汽化率為0.45,試計(jì)算：（1）平衡蒸餾的汽液相組成;（2）簡單蒸餾的餾出液量及其平均組成。1-4兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算（I）1-4在連續(xù)精餾塔中分離某理想二元混合液。已知原料液流量為100kg/h,組成為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同），若要求釜液組成不大于0.05,餾出液回收率為95%。試求餾出液的流量和組成。1-5在連續(xù)精餾塔中分離含甲醇0.45（摩爾分率，下同）的甲醇一水溶液，其流量為

100kmol/h,要求餾出液中甲醇的含量為0.96,釜液中甲醇的含量為0.03,回流比為2.6。試求：（1）餾出液的流量；（2）飽和液體進(jìn)料時，精餾段和提餾段的操作線方程。1-6在連續(xù)精餾操作中，已知加料量為100kmol/h,其中汽、液各半，精餾段和提餾段的操作線方程分別為y=0.75x+0.24及y=1.25x-0.0125試求操作回流比，原料液的組成、餾出液的流量及組成。1-5兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算（II）1-7在連續(xù)精餾塔中分離某理想二元混合液。已知精餾段操作線方程為『=叱2rM2叱提餾段操作線方程為嚴(yán)1.2方-口.口1即。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。1-8在連續(xù)精餾塔中，分離苯一甲苯混合液。若原料為飽和液體，其中含苯0.5（摩爾分率，下同）。塔頂餾出液組成為0.95,塔底釜?dú)堃航M成為0.06,回流比為2.6。試求理論板層數(shù)和加料板位置。苯一甲苯混合液的平衡數(shù)據(jù)見例1—2附表。1-6兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算（III）1-9在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離甲醇一水溶液，料液組成為0.4（甲醇的摩爾分率，下同）,流量為100kmol/h,于泡點(diǎn)下加入塔內(nèi)。要求餾出液組成為0.96,釜液組成為0.04,塔釜間接蒸汽加熱，回流比R=1.86Rmin。試求：（1）所需理論板層數(shù)及加料板位置；（2）若改為直接水蒸汽加熱，其它均保持不變，餾出液中甲醇收率將如何變化。常壓下物系平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。習(xí)題1-9附表溫度t℃液相中甲醇的摩爾分率汽相中甲醇的摩爾分率溫度t℃液相中甲醇的摩爾分率汽相中甲醇的摩爾分率1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.6651-10在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇一水混合液，原料液為飽和液體，其中含乙醇0.30（摩爾分率，下同），餾出液組成不低于0.80,釜液組成為0.02；操作回流比為2.5,若于精餾某一塔板處側(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0.6。試求所需的理論板層數(shù)、進(jìn)料板及側(cè)線取料口的位置。物系平衡數(shù)據(jù)見本題附表。習(xí)題1-10附表

液相中乙醇的摩爾分率汽相中乙醇的摩爾分率液相中乙醇的摩爾分率汽相中乙醇的摩爾分率0.00.00.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.3400.650.7250.080.3920.700.7550.100.4300.750.7850.140.4820.800.8200.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.00.400.6141-7兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算（IV）1-11在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離苯一甲苯混合液。在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為0.255、0.385和0.575,試求三層板中較低的兩層的單板效率EM。操作條件下苯一甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度可取作2.5。1-12在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知進(jìn)料量為100kmol/h,組成為0.35（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同），飽和蒸汽進(jìn)料，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，餾出液流量為35kmol/h,物系的平均相對揮發(fā)度為2.5?！?”士不匕…口小小、7=0,8r+0.18S已知精餾段操作線方程為「試求：（1）提餾段操作線方程;(2)自塔頂?shù)?層板下降的液相組成為0.90時的汽相默弗里板效率。1-13在常壓連續(xù)精餾塔中分離某理想二元混合物。已知完成規(guī)定的分離任務(wù)所需的理論板層數(shù)為12(包括再沸器)，若該精餾塔的全塔效率為55%,塔板間距為0.45m,試計(jì)算該精餾塔的有效高度。1-14在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知進(jìn)料量為100kmol/h,組成為0.48,餾出液組成為0.98(均為摩爾分率)。飽和液體進(jìn)料，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比的1.65倍。在本題范圍內(nèi)，汽液平衡方程為了=0"14cMl汽相默弗里板效率為0.5,餾出液采出率為0.48。試求：(1)釜?dú)堃航M成；(2)經(jīng)過塔頂?shù)谝粚訉?shí)際板汽相組成的變化。1-8間歇精餾與特殊精餾1-14在例1-12的精餾塔內(nèi)若進(jìn)行恒回流比的間歇精餾，試計(jì)算一批精餾所需的時間。第二章氣體吸收2-1吸收過程概述與氣液平衡關(guān)系2-1在25℃及總壓為101.3kPa的條件下，氨水溶液的相平衡關(guān)系為p*=93.90xkPa。試求(1)100g水中溶解1g的氨時溶液上方氨氣的平衡分壓和溶解度系數(shù)H；(2)相平衡常數(shù)m。2-2已知在20℃和101.3kPa下，測得氨在水中的溶解度數(shù)據(jù)為：溶液上方氨平衡分壓為0.8kPa時，氣體在液體中溶解度為1g(NH3)/1000g(H2O)。試求在此溫度和壓力下，亨利系數(shù)E、相平衡常數(shù)m及溶解度系數(shù)H。2-3在總壓為101.3kPa,溫度為30℃的條件下，含有15%(體積％)SO2的混合空氣與含有0.2%(體積％)SO2的水溶液接觸，試判斷SO2的傳遞方向。已知操作條件下相平衡常數(shù)m=47.9。2-2傳質(zhì)機(jī)理2-4組分A通過厚度為了的氣膜擴(kuò)散到催化劑表面時，立即發(fā)生化學(xué)反應(yīng)：方-"，生成的B離開催化劑表面向氣相擴(kuò)散。試推導(dǎo)穩(wěn)態(tài)擴(kuò)散條件下組分A、B的擴(kuò)散通量叫及“日2-5假定某一塊地板上灑有一層厚度為1mm的水，水溫為297K，欲將這層水在297K的靜止空氣中蒸干，試求所需時間為若干。已知?dú)庀嗫倝簽?01.3kPa，空氣濕含量為0.002kg/(kg干空氣)，297K時水的飽和蒸汽壓為22.38kPa。假設(shè)水的蒸發(fā)擴(kuò)散距離為5mm。2-3吸收速率2-6采用填料塔用清水逆流吸收混于空氣中的COd已知25℃時CO2在水中的亨利系數(shù)為1.66X105kPa,現(xiàn)空氣中CO2的體積分率為0.06。操作條件為25℃、506.6kPa,吸收液中32的組成為'?? ? 。試求塔底處吸收總推動力Ap、Ac、AX和AY。2-7在101.3kPa及20℃的條件下，在填料塔中用清水逆流吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。若在操作條件下平衡關(guān)系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系數(shù)H=1.995kmol/(m3?kPa)。塔內(nèi)某截面處甲醇的氣相分壓為6kPa,液相組成為2.5kmol/m3,液膜吸收系數(shù)kL=2.08X10-5m/s,氣相總吸收系數(shù)K=1.122X105kmol/(m2?s-kPa)。求該截面處G(1)膜吸收系數(shù)5、ky及工；(2)總吸收系數(shù)K「Kx及Ky；(3)氣膜阻力占總阻力的百分?jǐn)?shù)。2-4低濃度氣體吸收的計(jì)算2-8在101.3kPa、20℃下用清水在填料塔內(nèi)逆流吸收空氣中所含的二氧化硫氣體。單位塔截面上混合氣的摩爾流量為0.02kmol/(m2-s),二氧化硫的體積分率為0.03。操作條件下氣液平衡常數(shù)m為34.9,%a為0.056mol/(m3-s)。若吸收液中二氧化硫的組成為飽和組成的75%,要求回收率為98%。求吸收劑的摩爾流速及填料層高度。2-9已知某填料吸收塔直徑為1m,填料層高度為4m。用清水逆流吸收某混合氣體中的可溶組分，該組分進(jìn)口組成為8%,出口組成為1%(均為mol%)?；旌蠚饬髀蕿?0kmol/h,操作液氣比為2,操作條件下氣液平衡關(guān)系為心試求：.操作液氣比為最小液氣比的多少倍；.氣相總體積吸收系數(shù)或,口；.填料層高度為2m處的氣相組成。2-10在101.3kPa及27℃下，在吸收塔內(nèi)用清水吸收混于空氣中的丙酮蒸汽。混合氣流量為32kmol/h，丙酮的體積分率為0.01，吸收劑流量為120kmol/h。若要求丙酮的回收率不低于96%，求所需理論級數(shù)。設(shè)操作條件下的氣液平衡關(guān)系為Y*=2.53X。2-4低濃度氣體吸收的計(jì)算2-11在一填料塔中，裝有直徑為15mm的亂堆瓷環(huán)填料。在20℃、101.3kPa下，用該填料塔吸收混于空氣中的氨氣。已知混合氣中氨的平均分壓為6.5kPa,氣體的空塔質(zhì)量速度G=4.0kg/(m2?s)；操作條件下氨在空氣中的擴(kuò)散系數(shù)為1.89X10Tm2/s,氣體的粘度為1.81X10"pa-s、密度為1.205kg/m3。試計(jì)算氣膜吸收系數(shù)k。G2-12在裝填有25mm拉西環(huán)的填料塔中，用清水吸收空氣中低含量的氨。操作條件為20℃及101.3kPa,操作時，氣、液相的質(zhì)量速度分別為0.6kg/(m2?s)、4.5kg/(m2?s),平衡關(guān)系為口”=]￡9仃了5Y*=1.2*。已知：20℃及101.3kPa時氨在空氣中的擴(kuò)散系數(shù)為 m2/s,20℃氨在水中的擴(kuò)散系數(shù)為口海-1方*1口^mz/s。試估算傳質(zhì)單元高度I、Hl及氣相體積吸收總系數(shù)KYa。第三章蒸餾和吸收塔設(shè)備3-1板式塔

3-1如圖所示為某塔板的負(fù)荷性能圖，已知操作時的氣相負(fù)荷為2500m3/h,液相負(fù)荷為7.2m3/h。試判斷此塔板的操作上、下限各為什么控制，計(jì)算其操作彈性。習(xí)題3-1附圖第四章液-液萃取4-1液-液相平衡及萃取操作原理4-125℃時醋酸(A)-庚醇-3(B)-水(S)的平衡數(shù)據(jù)如本題附表所示。習(xí)題4-1附表1溶解度曲線數(shù)據(jù)(質(zhì)量分?jǐn)?shù))醋酸(A)庚醇-3(B)(333(B)水(S)醋酸(A)庚醇-3(B)3(B)水⑸096.43.648.512.838.73.593.03.547.57.545.08.687.24.242.73.753.619.374.36.436.71.961.424.467.57.929.31.169.630.758.610.724.50.974.6

41.439.319.319.60.779.745.826.727.514.90.684.546.524.129.47.10.592.447.520.432.10.00.499.6習(xí)題4-1附表2聯(lián)結(jié)線數(shù)據(jù)（醋酸的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）水層庚醇-3層水層庚醇-3層6.45.338.226.813.710.642.130.519.814.844.132.626.719.248.137.933.623.747.644.9（1）在等腰直角三角形坐標(biāo)圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，在直角坐標(biāo)圖上繪出分配曲線。（2）確定由100kg醋酸、100kg庚醇-3和200kg水組成的混合液的物系點(diǎn)的位置。混合液經(jīng)充分混合并靜置分層后，確定兩共軛相的組成和質(zhì)量。（3）求（2）中兩液層的分配系數(shù)3及選擇性系數(shù)才。（4）從上述混合液中蒸出多少kg水才能成為均相溶液。［答：（1）圖略；（2）和點(diǎn)：“乃，工占:口酒；”叫g(shù),乙了，九二口.3,R=148kg,心"加，心=CU4…）儲,L35,日」加；⑷需蒸出約156kg水］4-2液-液萃取過程的計(jì)算4-2.在單級萃取裝置中，以純水為溶劑從含醋酸質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.3的醋酸-庚醇-3混合液中提取醋酸。已知原料液的處理量為2000kg/h,要求萃余相中醋酸的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于0.1。試求:（1）水的用量；（2）萃余相的量及醋酸的萃取率。操作條件下的平衡數(shù)據(jù)見習(xí)題4-1。［答：（1）S=2560kg/h;（2）R=1614kg/h,萃取率73.1%4-3.在三級錯流萃取裝置中，以純異丙醚為溶劑從含醋酸質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%的醋酸水溶液中提取醋酸。已知原料液的處理量為200kg，每級的異丙醚用量為80kg，操作溫度為20℃，試求:（1）各級排出的萃取相和萃余相的量和組成；（2）若用一級萃取達(dá)到同樣的殘液組成，則需若干kg萃取劑。20℃時醋酸（A）-水（B）-異丙醚（S）的平衡數(shù)據(jù)如下：習(xí)題3附表20℃時醋酸（A）-水（B）-異丙酸⑸的平衡數(shù)據(jù)（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）水相有機(jī)相醋酸（A）水（B）異丙醚（S）醋酸（A）水（B）異丙醚（S）0.6998.11.20.180.599.31.4197.11.50.370.798.92.8995.51.60.790.898.46.4291.71.91.91.097.113.3484.42.34.81.993.325.5071.73.411.43.984.736.758.94.421.66.971.544.345.110.631.110.858.146.4037.116.536.215.148.7

馬與曷禺=192Skg￡馬與曷禺=192Skg￡=lS02ks旦=1招阪（2）S=300kg嗎=Q227M=QO95［答L口皿m7g［答4-4在多級逆流萃取裝置中，以水為溶劑從含丙酮質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%的丙酮-醋酸乙酯混合液中提取丙酮。已知原料液的處理量為1000kg/h,,操作溶劑比（芯俯）為0.9,要求最終萃余相中丙酮質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于0.06,試求：（1）所需的理論級數(shù)；（2）萃取液的組成和流量。操作條件下的平衡數(shù)據(jù)列于本題附表。習(xí)題5附表丙酮（A）-醋酸乙酯（B）-水（S）的平衡數(shù)據(jù)（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）萃取相萃余相丙酮（A）醋酸乙酯（B）水⑸丙酮（A）醋酸乙酯（B）水⑸07.492.6096.33.53.28.388.54.891.04.26.08.086.09.485.65.09.58.382.213.580.56.012.89.278.016.677.26.214.89.875.420.073.07.017.510.272.322.470.07.621.211.867.027.862.010.226.415.058.632.651.013.2第五章固體物料的干燥5-1濕空氣的性質(zhì)及濕度圖5-1.已知濕空氣的總壓為100kPa，溫度為60℃，相對濕度為40%，試求：（1）濕空氣中水汽的分壓；（2）濕度；（3）濕空氣的密度。［答：(1)7.97Pa；(2)0.05387kg/kg絕干氣；(3)1.016kg/m3濕空氣5-2.在總壓為101.3kPa下，已知濕空氣的某些參數(shù)。利用濕空氣的H-I圖查出附表中空格項(xiàng)的數(shù)值，并繪出分題4的求解過程示意圖。習(xí)題2附表序號干球溫度/（℃）濕球溫度/（℃）濕度/（kg/kg絕干氣）相對濕度/（%）焓/（kg/kg絕干氣）水汽分壓/（kPa）露點(diǎn)/(℃)16035240253207543045-2干燥過程的物料衡算與熱量衡算5-3將t0=25℃、30=50%的常壓新鮮空氣與循環(huán)廢氣混合，混合氣加熱至90℃后用于干燥某濕物料。廢氣的循環(huán)比為0.75,廢氣的狀態(tài)為：7=50℃、臼=80%。流量為1000kg/h的濕物料，經(jīng)干燥后濕基含水量由0.2降至0.05。假設(shè)系統(tǒng)熱損失可忽略，干燥操作為等焓干燥過程。試求（1）新鮮空氣耗量；（2）進(jìn)入干燥器時濕空氣的溫度和焓；（3）預(yù)熱器的加熱量。[答：（1）2782kg新鮮空氣/h,（2）t1=83.26℃,\=224.1kJ/kg絕干氣，（3）QP=132.8kW]5-4將溫度％=26℃、焓I0=66kJ/kg絕干氣的新鮮空氣送入預(yù)熱器，預(yù)熱到％=95℃后進(jìn)入連續(xù)逆流干燥器，空氣離開干燥器的溫度t2=65℃。濕物料初態(tài)為：曾=25℃、WJ0.015、G/=9200kg濕物料/h,終態(tài)為：凡=34.5℃、WJ0.002。絕干物料比熱容q=1.84kJ/（kg絕干物料.℃）。若每汽化1kg水分的總熱損失為580kJ,試求：（1）干燥產(chǎn)品量G：；（2）作出干燥過程的操作線；（3）新鮮空氣消耗量；（4）干燥器的熱效率。［答：(1)9080kg/h,(2)略，(3)17403kg新鮮空氣/h,(4)24.18%］5-5狀態(tài)為％=25℃、3口=55%的新鮮空氣經(jīng)預(yù)熱器加熱至t1=85℃后送入干燥器，離開干燥器時的溫度t=30℃。預(yù)熱器的熱源為180kPa的飽和蒸汽，總傳熱系數(shù)為50W/(m2-K),熱2損失可忽略。濕物料初態(tài)為：q=24℃、WJ0.037,終態(tài)為：q2=60℃、、WJ0.002、G；=1000kg/h。絕干物料的比熱容cj1.507kJ/(kg絕干物料?℃)。轉(zhuǎn)筒干燥器的直徑D=1.3m、長度Z=7m。干燥器外壁向空氣的對流-輻射體積傳熱系數(shù)為35kJ/(m3?h?℃),試求：(1)絕干空氣流量；(2)預(yù)熱器加熱蒸汽的消耗量；(3)預(yù)熱器的傳熱面積。［答：(1)3102kg/h,(2)86.60kg/h,(3)18.89m2］5-3干燥過程物料的平衡關(guān)系與速率關(guān)系5-6對10kg某濕物料在恒定干燥條件下進(jìn)行間歇干燥，物料平鋪在0.8X1m的淺盤中，常壓空氣以2m/s的速度垂直穿過物料層?？諝鈚=75℃,H=0.018kg/kg絕干空氣，2.5小時后物料的含水量從X「0.25kg/kg絕干物料降至X2=0.15kg/kg絕干物料。此干燥條件下物料的X=0.1kg/kg絕干物料、X*=0。假設(shè)降速段干燥速率與物料含水量呈線性關(guān)系。(1)求將物料干c燥至含水量為0.02kg/kg絕干物料所需的總干燥時間；(2)空氣的t、H不變而流速加倍，此時將物料由含水量0.25kg/kg絕干物料干燥至0.02kg/kg絕干物料需1.4小時，求此干燥條件下的Xj［答：(1)1.625h；(2)0.121kg/kg絕干料］5-7某濕物料經(jīng)過5.5h恒定干燥后，含水量由耳=0.35kg/kg絕干料降至'z=0.10kg/kg絕干物料，若物料的臨界含水量X=0.15kg/kg絕干料、平衡含水量X*=0.04kg/kg絕干料。假設(shè)在降速階段中干燥速率與物料的自由含水量(X-X*)成正比。若在相同的干燥條件下，要求將物料含水量由\=0.35卜848絕干料降至X；=0.05kg/kg絕干物料，試求所需的干燥時間。［答:9.57h］5-8在常壓并流的干燥器中，用熱空氣將某種物料由初含水量^^Mlg/kg絕干料干燥到最終含水量，2=0.1kg/kg絕干料?？諝膺M(jìn)口溫度為135℃、濕度為0.01kg/kg絕干氣；空氣離開干燥器時溫度為60℃.空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓過程。根據(jù)實(shí)驗(yàn)得出第一干燥階段的干燥速度表達(dá)式為式中———干燥速度，kg/（kg絕干料?h）.第二干燥階段的干燥速度表達(dá)式為試計(jì)算完成上述干燥任務(wù)所需的干燥時間。第五章蒸發(fā)討論與答疑問：通過與一般的傳熱過程比較，簡述蒸發(fā)操作的特點(diǎn)。答：蒸發(fā)操作是從溶液中分離出部分溶劑，而溶液中所含溶質(zhì)的數(shù)量不變，因此蒸發(fā)是一個熱量傳遞過程，其傳熱速率是蒸發(fā)過程的控制因素。蒸發(fā)所用的設(shè)備屬于熱交換設(shè)備。但蒸發(fā)過程又具有其自身的特點(diǎn)，主要表現(xiàn)在：（1）溶液沸點(diǎn)升高被蒸發(fā)的料液是含有非揮發(fā)性溶質(zhì)的溶液，由拉烏爾定律可知，在相同的溫度下，溶液的蒸汽壓低于純?nèi)軇┑恼魵鈮骸Q言之，在相同壓力下，溶液的沸點(diǎn)高于純?nèi)軇┑姆悬c(diǎn)。因此，當(dāng)加熱蒸汽溫度一定，蒸發(fā)溶液時的傳熱溫度差要小于蒸發(fā)溶劑時的溫度差。溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。在進(jìn)行蒸發(fā)設(shè)備的計(jì)算時，必須考慮溶液沸點(diǎn)上升的這種影響。（2）物料的工藝特性蒸發(fā)過程中，溶液的某些性質(zhì)隨著溶液的濃縮而改變。有些物料在濃縮過程中可能結(jié)垢、析出結(jié)晶或產(chǎn)生泡沫；有些物料是熱敏性的，在高溫下易變性或分解；有些物料具有較大的腐蝕性或較高的粘度等等。因此，在選擇蒸發(fā)的方法和設(shè)備時，必須考慮物料的這些工藝特性。（3）能量利用與回收蒸發(fā)時需消耗大量的加熱蒸汽，而溶液汽化又產(chǎn)生大量的二次蒸汽，如何充分利用二次蒸汽的潛熱，提高加熱蒸汽的經(jīng)濟(jì)程度，也是蒸發(fā)器設(shè)計(jì)中的重要問題。問：什么是溫度差損失和溶液的沸點(diǎn)升高？并簡要分析產(chǎn)生的原因。答：蒸發(fā)計(jì)算中，通常將總溫度差與有效溫度差的差值稱為溫度差損失，即』=一"網(wǎng)。d亦稱為溶液的沸點(diǎn)升高。蒸發(fā)器內(nèi)溶液的沸點(diǎn)升高（或溫度差損失），應(yīng)由如下三部分組成，即d= 1V+ 。（1）由于溶液中溶質(zhì)存在引起的沸點(diǎn)升高金’由于溶液中含有不揮發(fā)性溶質(zhì)，阻礙了溶劑的汽化，因而溶液的沸點(diǎn)永遠(yuǎn)高于純水在相同壓力下的沸點(diǎn)。溶液的沸點(diǎn)tB主要與溶液的種類、濃度及壓力有關(guān)。（2）由于液柱靜壓頭引起的沸點(diǎn)升高A'由于液層內(nèi)部的壓力大于液面上的壓力，故相應(yīng)的溶液內(nèi)部的沸點(diǎn)高于液面上的沸點(diǎn)tB，二者之差即為液柱靜壓頭引起的沸點(diǎn)升高。（3）由于流動阻力引起的沸點(diǎn)升高二次蒸汽從蒸發(fā)室流入冷凝器的過程中，由于管路阻力，其壓力下降，故蒸發(fā)器內(nèi)的壓力高于冷凝器內(nèi)的壓力。換言之，蒸發(fā)器內(nèi)的二次蒸汽的飽和溫度高于冷凝器內(nèi)的溫度，由此造成的沸點(diǎn)升高以d留表示。金“與二次蒸汽在管道中的流速、物性以及管道尺寸有關(guān)，但很難定量分析，一般取經(jīng)驗(yàn)值，約為1?1.5℃。對于多效蒸發(fā)，效間的沸點(diǎn)升高一般取1℃。問：并流加料的多效蒸發(fā)裝置中，一般各效的總傳熱系數(shù)逐效減小，而蒸發(fā)量卻逐效略有增加，試分析原因。答：在多效蒸發(fā)中，各效的操作壓力依次降低，相應(yīng)地，各效的加熱蒸汽溫度及溶液的沸點(diǎn)亦依次降低。因此，只有當(dāng)提供的新鮮加熱蒸汽的壓力較高或末效采用真空的條件下，多效蒸發(fā)才是可行的。平流加料時溶液從壓力和溫度較高的蒸發(fā)器流向壓力和溫度較低的蒸發(fā)器，故溶液在效間的輸送可以利用效間的壓差，而不需要泵送。同時，當(dāng)前一效溶液流入溫度和壓力較低的后一效時，會產(chǎn)生自蒸發(fā)（閃蒸），因而可以多產(chǎn)生一部分二次蒸汽。但是隨著溶液從前一效逐效流向后面各效，其濃度增高，而溫度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸發(fā)器的傳熱系數(shù)下降。問：多效蒸發(fā)中為什么有最佳效數(shù)？答：多效蒸發(fā)中隨著多效蒸發(fā)效數(shù)的增加，溫度差損失加大。某些溶液的蒸發(fā)還可能出現(xiàn)總溫度差損失大于或等于總溫度差的極端情況，此時蒸發(fā)操作則無法進(jìn)行。因此多效蒸發(fā)的效數(shù)是有一定限制的。一方面，隨著效數(shù)的增加，單位蒸汽的耗量減小，操作費(fèi)用降低；而另一方面，效數(shù)越多，設(shè)備投資費(fèi)也越大。而且由表5-3可以看出，盡管口,討隨效數(shù)的增加而降低，但降低的幅度越來越小。因此，蒸發(fā)的適宜效數(shù)應(yīng)根據(jù)設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)之和為最小的原則權(quán)衡確定。通常，工業(yè)多效蒸發(fā)操作的效數(shù)取決于被蒸發(fā)溶液的性質(zhì)和溫度差損失的大小等各種因素。每效蒸發(fā)器的有效溫度差最小為5~7℃。溶液的沸點(diǎn)升高大，采用的效數(shù)少。問：提高生產(chǎn)強(qiáng)度的措施有哪些？各有什么局限性？答：提高蒸發(fā)強(qiáng)度的基本途徑是提高總傳熱系數(shù)K和傳熱溫度差出＞"。（1）傳熱溫度差且"的大小取決于加熱蒸汽的壓力和冷凝器操作壓力。但加熱蒸汽壓力的提高，常常受工廠供氣條件的限制，一般為0.3~0.5MPa，有時可高到0.6~0.8MPa。而冷凝器中真空度的提高，要考慮到造成真空的動力消耗。而且隨著真空度的提高，溶液的沸點(diǎn)降低，粘度增加，使得總傳熱系數(shù)K下降。因此，冷凝器的操作真空度一般不應(yīng)低于10?20kPa。由以上分析可知，傳熱溫度差的提高是有限制的。（2）提高蒸發(fā)強(qiáng)度的另一途徑是增大總傳熱系數(shù)?？倐鳠嵯禂?shù)K取決于兩側(cè)對流傳熱系數(shù)和污垢熱阻。蒸汽冷凝的傳熱系數(shù)』通?？偙热芤悍序v傳熱系數(shù)丐大，即在總傳熱熱阻中，蒸汽冷凝側(cè)的熱阻較小，但在蒸發(fā)器操作中，需要及時排除蒸汽中的不凝氣體，否則其熱阻將大大增加，使總傳熱系數(shù)下降。管內(nèi)溶液側(cè)的沸騰傳熱系數(shù)凡是影響總傳熱系數(shù)的主要因素。如前所述，影響叫的因素很多，如溶液的性質(zhì)、蒸發(fā)器的類型及操作條件等等。由前面介紹的沸騰傳熱系數(shù)的關(guān)聯(lián)式可以了解影響內(nèi)的若干因素，以便根據(jù)實(shí)際的蒸發(fā)任務(wù)，選擇適宜的蒸發(fā)器型式及其操作條件。管內(nèi)溶液側(cè)的污垢熱阻往往是影響總傳熱系數(shù)的重要因素。特別當(dāng)蒸發(fā)易結(jié)垢和有結(jié)晶析出的溶液時，極易在傳熱面上形成垢層，使K值急劇下降。為了減小垢層熱阻，通常的辦法是定期清洗。此外，亦可采用減小垢層熱阻的其它措施。例如，選用適宜的蒸發(fā)器型式（如強(qiáng)制循環(huán)或列文蒸發(fā)器等）；在溶液中加入晶種或微量阻垢劑等等。問：稀釋熱明顯，如何影響生蒸汽的用量？答：有些溶液，如CaCl2、NaOH的水溶液，在稀釋時其放熱效應(yīng)非常顯著。因而在蒸發(fā)時，作為溶液稀釋的逆過程，除了提供水分蒸發(fā)所需的汽化潛熱之外，還需要提供和稀釋熱效應(yīng)相等的濃縮熱。溶液濃度越大，這種影響越加顯著。第二章氣體吸收討論與答疑問：在多組分系統(tǒng)中，若有A、B兩個組分在混合物中進(jìn)行傳質(zhì)，而其余的組分為惰性組分，此時應(yīng)如何用摩爾比表示它們的組成？答：組分A的摩爾比為組分B的摩爾比為冬=---。問：在分子傳質(zhì)中，總體流動是如何形成的?答：現(xiàn)以液體吸收氣體混合物中溶質(zhì)組分的過程說明這一問題。設(shè)由A、B組成的二元?dú)怏w混合物，其中A為溶質(zhì)，可溶解于液體中，而B不能在液體中溶解。這樣，組分A可以通過氣液相界面進(jìn)入液相，而組分B不能進(jìn)入液相。由于A分子不斷通過相界面進(jìn)入液相，在相界面的氣相一側(cè)會留下“空穴”，根據(jù)流體連續(xù)性原則，混合氣體便會自動地向界面遞補(bǔ)，這樣就發(fā)生了A、B兩種分子并行向相界面遞補(bǔ)的運(yùn)動，這種遞補(bǔ)運(yùn)動就形成了混合物的總體流動。很顯然，通過氣液相界面組分A的通量應(yīng)等于由于分子擴(kuò)散所形成的組分A的通量與由于總體流動所形成的組分A的通量的和。此時，由于組分B不能通過相界面，當(dāng)組分B隨主體流動運(yùn)動到相界面后，又以分子擴(kuò)散形式返回氣相主體中。問：在用費(fèi)克定律求解穩(wěn)態(tài)分子傳質(zhì)問題時，若沿?cái)U(kuò)散方向的擴(kuò)散面積是變化的，應(yīng)如何解決？答：對于穩(wěn)態(tài)分子傳質(zhì)，擴(kuò)散速率為(kmol/m3)為常數(shù)，而擴(kuò)散通量為[kmol/(m2?s)]不一定為常數(shù)。若沿?cái)U(kuò)散方向的擴(kuò)散面積不變，則瓦川為常數(shù)，否則理《不為常數(shù)。此時應(yīng)按如下方法求解：根據(jù)數(shù)學(xué)知識，確定出‘二/⑺關(guān)系，將此關(guān)系代入上式，分離變量得積分后，即可求出擴(kuò)散速率^盤。問：什么是吸收過程的機(jī)理，討論吸收過程的機(jī)理的意義是什么？答：吸收操作是氣液兩相間的對流傳質(zhì)過程。對于相際間的對流傳質(zhì)問題，其傳質(zhì)機(jī)理往往是非常復(fù)雜的。為使問題簡化，通常對對流傳質(zhì)過程作一定的假定，即所謂的吸收過程的機(jī)理，亦稱為傳質(zhì)模型。討論吸收過程的機(jī)理的意義是把復(fù)雜的對流傳質(zhì)問題化成分子傳質(zhì)問題求解。問：在推導(dǎo)用傳質(zhì)單元數(shù)法計(jì)算填料層高度的基本計(jì)算式時，為何采用微元填料層高度衡算，式2-76的右側(cè)為何有負(fù)號？答：填料塔是一種連續(xù)接觸式設(shè)備，隨著吸收的進(jìn)行，沿填料層高度氣液兩相的組成均不斷變化，傳質(zhì)推動力也相應(yīng)地改變，塔內(nèi)各截面上的吸收速率并不相同。因此，在推導(dǎo)填料層高度的基本計(jì)算式時，需要對微元填料層進(jìn)行物料衡算。式2-76的右側(cè)的負(fù)號表示隨著填料層高度的增加，壯丁和空均減小。問：計(jì)算填料層的高度有傳質(zhì)單元數(shù)法和等板高度法兩種方法，計(jì)算中如何選用？答：主要根據(jù)已知的數(shù)據(jù)確定，若已知吸收系數(shù)數(shù)據(jù)，采用傳質(zhì)單元數(shù)法，若已知等板高度數(shù)據(jù)，則采用等板高度法。本章的重點(diǎn)掌握傳質(zhì)單元數(shù)法。第三章蒸餾和吸收塔設(shè)備討論與答疑問：一般而言，設(shè)備都有一定的性能參數(shù)指標(biāo)，板式塔和填料塔作為氣液傳質(zhì)設(shè)備有哪些性能評價指標(biāo)？答：從工程的角度講，塔設(shè)備主要有三個參數(shù)作為其性能好壞的評價指標(biāo)，即通量、分離效率和操作彈性。通量是指單位塔截面的生產(chǎn)能力，其表征塔設(shè)備的處理能力和允許的空塔氣速。分離效率是指單位壓力降的分離效果，板式塔以板效率表示，填料塔以等板高度表示。操作彈性即塔的適應(yīng)能力，表現(xiàn)為對處理物料的適應(yīng)性和對氣液負(fù)荷波動的適應(yīng)性。塔的通量大、分離效率高、操作彈性大，塔的性能就好。問：如附圖所示為兩塔板的負(fù)荷性能圖，圖（a）的適宜操作區(qū)是由漏液線、氣相負(fù)荷上限線、液相負(fù)荷上限線和液相負(fù)荷下限線所圍成的區(qū)域，而液泛線在適宜操作區(qū)之上，是不是意味著該塔板不會發(fā)生液泛？答：不是的，對于任何塔板，只要?dú)庖贺?fù)荷足夠大，都會發(fā)生液泛。在圖（a）中，液泛線在適宜操作區(qū)之上，只是說明當(dāng)氣速增大時，在發(fā)生液泛之前，塔板的液沫夾帶已非常嚴(yán)重了，即液沫夾帶量evE超過0.1kg（液）/kg（氣）的界限，這在實(shí)際生產(chǎn)操作中是不允許的。若再增大氣相負(fù)荷，液沫夾帶量將進(jìn)一步增大，最終必將導(dǎo)致液泛的發(fā)生，這在生產(chǎn)中更應(yīng)加以禁止。第四章液-液萃取討論與答疑.問：三角形坐標(biāo)圖有多種類型，在實(shí)際應(yīng)用時如何選擇？答：三角形坐標(biāo)圖的基本類型有等邊三角形坐標(biāo)圖、等腰直角三角形坐標(biāo)圖和普通直角三角形坐標(biāo)圖。一般情況下選用等腰直角三角形坐標(biāo)圖，在普通坐標(biāo)紙上以縱坐標(biāo)為A組分、以橫坐標(biāo)為S組分采用同一分度進(jìn)行標(biāo)繪，即可得三元物系的溶解度曲線。讀圖時，物系點(diǎn)的縱橫坐標(biāo)值分別是混合物系的A組分的質(zhì)量分率和S組分的質(zhì)量分率，在根據(jù)歸一化條件可得B組分的質(zhì)量分率。等腰直角三角形坐標(biāo)圖的繪圖及讀圖與普通直角坐標(biāo)圖類似，應(yīng)用時最為方便。等邊三角形坐標(biāo)圖繪圖時要采用專門的坐標(biāo)紙，并且繪圖及讀圖均較麻煩，一般不采用。普通直角三角形坐標(biāo)圖，僅當(dāng)某組分的組成較低或各線條太密集而不便于繪制時，為提高圖示的清晰度及讀數(shù)的準(zhǔn)確度才被采用。.問：根據(jù)輔助曲線的作法，可得多條輔助曲線，在實(shí)際應(yīng)用時如何選擇?答：過共軛的兩個相點(diǎn)作三角形兩條邊的平行線的交點(diǎn)之平滑聯(lián)結(jié)線即為輔助曲線（共軛曲線），共可得六條輔助曲線。作輔助曲線的目的是通過其尋找已知相的平衡相，為提高作圖的準(zhǔn)確度，總是希望所作的輔助曲線是這樣一條曲線：（1）曲率及其變化不大；（2）與溶解度曲線靠得不是太近；（3）有適當(dāng)?shù)拈L度，即不能太短。對于大多數(shù)溶解度曲線，通過萃余相點(diǎn)作底直角邊的平行線，通過萃取相點(diǎn)作豎直角邊的平行線，可得到一條高質(zhì)量的輔助曲線；通過萃余相點(diǎn)作斜邊的平行線，通過萃取相點(diǎn)作豎直角邊的平行線，可得到另一條高質(zhì)量的輔助曲線。.問：萃取的計(jì)算有多種方法，計(jì)算時如何選用？答：萃取的計(jì)算有三角形坐標(biāo)圖解法、直角坐標(biāo)圖解法、解析法等，要根據(jù)各計(jì)算方法的使用條件，以方便為準(zhǔn)來進(jìn)行選用。三角形坐標(biāo)圖解法是萃取計(jì)算的通用方法，它適合于任何萃取體系。當(dāng)三角形坐標(biāo)圖解所作的線條較多，在三角形坐標(biāo)圖上不易清晰表達(dá)時，可將三角形坐標(biāo)圖解轉(zhuǎn)變成x-y直角坐標(biāo)圖解，x-y直角坐標(biāo)圖解法也是通用的計(jì)算方法，顯然其要比三角形坐標(biāo)圖解麻煩。當(dāng)稀釋劑與萃取劑不互溶時，可采用類似于解吸計(jì)算的X-Y直角坐標(biāo)圖解法；再若平衡關(guān)系為直線，則可采用解析法計(jì)算，避免作圖的麻