《化工原理II》計算試題答案

10石油大學(xué)〔北京〕化工學(xué)院化工原理〔下冊〕題庫三、 計算題1〔15分〕1.2mMellepak250Y規(guī)整填料吸取塔中，用清水吸取空氣混合氣中的SO2101.3kpa,20C3SO2的摩爾分率為0.09，要求SO2的回收率不低于98%，承受其汽相總體積傳質(zhì)系KYa=0.0524kmol/(m.s)。該體系的相平衡方程為：ye=3.3x。試求：推導(dǎo)傳質(zhì)單元數(shù)計算方程；L

m成立，其中為溶質(zhì)的吸取率，m為相平衡常數(shù)；V min1.2SO2濃度〔摩爾分率；計算傳質(zhì)單元數(shù)，傳質(zhì)單元高度及完成該分別任務(wù)所需的填料高度?！?〕NOG∴ Yb dY

YbdY YYYz e

∵ Ye=mX∵ X=Xa+V/L(Y-Ya)YYmXadY

∵ S=mV/LYbYLYaYm[X a VdYYbdY

(YY)]amVYaYL

(YYa

)mXa1 Yb(1S) [Y(1S)] 1S

Y(1S)Y(1S)(SYa

mX )a1

mY ) ln b

a a 1S

1S

Y (SYa

mY )a1 ln b

mXa

SYa

SmX a1S Ya

mXa∴ N

1 ln1S

Y mXb

SOG 1S Ya

mXa〔2〕證明：由全塔物料平衡 V〔Yb-Ya〕=LXb故L/VYb-Ya/Xa當(dāng)溶劑用量最小時，Xbe=Yb/m因此，L/V)minmYb-Ya/Ybm22.4

* 273 *(10.09)=37.85kmol/h27320Yb=yb/(1-yb)=0.099 Ya=Yb(1-η)=0.099*(1-0.98)=0.00198 Xa=0Lmin=V(yb-ya)/(yb/m-xa)=37.85*(0.099-0.00198)/(0.099/3.3-0)=122.4kmol/h〔4〕L=1.2Lmin=146.88kmol/hxb=V(yb-ya)/L+xa=37.85(0.099-0.00198)/146.88=0.025〔5〕N

1

ln1S

Y mXb

S

S=mV/L=3.3*37.85/146.88=0.85OG 1S Ya

mXa＝ 1 10.85

ln10.85

0.099 0.00198

0.85

14.15VH OG K aY

37.85/36000.0524*0.785*1.22

0.178mh=HOGNOG=14.15*0.178=2.52m2〔15分〕一座油吸取煤氣中苯的吸取塔，煤氣流量為224〔NM3/h40.8〔以上均為體積分率L=1.4Lmin該體系相平衡關(guān)系為：Y*=0.126X，試求：溶質(zhì)吸取率LminL(kmol/h)Xb(kmol苯/kmol油)求該吸取過程的對數(shù)平均推動力Ym5 5 OG〔6〕為了增大該塔液體噴淋量。承受局部循環(huán)流程，在保證原吸取率的狀況下，最大1〕=〔-Ya〕/bYa≈ya Yb=yb/(1-yb)=0.04/(1-0.04)=0.0417=(0.0417-0.008)/0.0417=80.7%〔2〕G=2240/22.4=100kmol/h GB=100(1-0.04)=96kmol/h(L/G)min=(Yb-Ya)/(Xb*-0)=(0.0417-0.008)/(0.0417/0.126-0)≈0.102Lmin=0.10296=9.792kmol/hLs=1.4Lmin=1.49.792=13.7kmol/h〔3〕Ls/GB=(Yb-Ya)/(Xb-0)=13.7/96=0.143Xb=(0.0417-0.008)/(Ls/GB)=0.24〔4〕Yb=Yb-Yb*=0.0417-0.1260.24=0.01146=0.00963〔5〕S=mV/L=0.126*96/13.7=0.883N

ln1S

YmXb

SOG 1S Ya

mXa 1 10.883

0.04170.008

0.8833.42〔6〕局部循環(huán)，入口液量為〔＋a下，a處在最大。(Ls/GB)max(0.0417-0.008)/(Xb-Xa’)∴((Ls+Ls’)/GB)max=(0.0417-0.008)/(0.24-0.0635)=0.191∴Ls’max=0.19196-13.7=4.64kmol/h3〔20分〕在一座逆流操作的低濃度氣體填料吸取塔中，用純礦0.015〔摩爾分率85Y*=0.5。試求：出口礦物油中溶質(zhì)的最大濃度和最小液氣比；OG取吸取劑用量為最小溶劑用量的3倍時，用解析法求N ；OGYm；1m時，求填料層高度；為了增大該塔液體噴淋量，承受出塔液體局部循環(huán)流程。在保證原吸取率的狀況種狀況下的操作線。〔1〕=〔Yb-Ya〕/YbY≈y＝0.015 Y=Y(1-)=0.015/(1-0.85)=0.00225b b a b(L/G)minYb-Ya/Xb*-0)(0.015-0.00225)/(0.03-0)=0.425〔2〕Ls/GB=3(L/G)min=3*0.425=1.275S=mG/L=0.5/1.275=0.392N 1

ln1S

Y mXb

SOG 1S Ya

mXa 1 10.392

0.015 0.00225

0.3922.45〔3〕Xb=(Yb-Ya)/(L/G)=(0.015-0.00225)/1.275=0.01Yb=Yb-mXb=0.015-0.50.01=0.01Ya=Ya-mXa=0.00225=(0.01-0.00225)/ln(0.01/0.00225)=0.0052HOG=1m h=HOGNOG=2.45m局部循環(huán)，入口液量為〔＋Y、Y、X

保持不變。b a b∴((Ls+Ls’)/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/h1=0.0〔摩爾分率90y=0.9在此條件下，試求：溶液最大出口濃度；最小液氣比；取吸取劑用量為最小吸取劑用量的2倍時，傳質(zhì)單元數(shù)為多少？0.5m時，填料層高為幾米？解1〕1=0.01 η=0.90 2=1(1-ηx2=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=1.62x1=(y1-y2)/(L/V)+x2=(0.01-0.001)/1.62=0.00556y2*=0y1*=0.9*0.00556=0.005Δym=( Δ y1-Δy2)/ln(Δy1/ΔNOG=(y1-y2)/Δym=(0.01-0.001)/0.0025=3.6〔4〕h=HOGNOG=0.5*3.6=1.8m5〔10分〕試證明吸取塔填料層高度計算過程中所用到的液相總傳質(zhì)單元數(shù)解析式：N 1

Y mx 。b a。ln1A

AOL 1A Yb

mxbN

Xb dX

∵ Xe=Y/mOL Xz

Xe∴ dXXbaX YXam

∵ Y=L/V(X-Xb)+YbX

dX b

∵ A=L/mVXLamV

(XX

b

Y) bXmXb dX XaA(XX )b1

Xmbd[X(A1)]b

A1X

AX Yb Xb(A1)A1 X(A1)a

A(XX

Y ) bX

1 lnA1

bA1X

b mAX Yb1 ln

A1Xa

bAX Ybb m

mYA bm

YA bm

a b m1A

A1Xb

AX Ybb m∴ 1 N

ln1

AY

mXa

AOL 1A Y mXb b6〔20分〕在一逆流填料吸取塔內(nèi)，用三乙醇胺水溶液吸取汽相中的HS，進(jìn)塔氣相中2HS2.91%〔體積%，下同HS99%，27℃，2 21atmHS0.013kmol(HS)/kmol(溶劑)，2 20.015kmol/(m2s)，體系的相平衡關(guān)系為：Y*=2X。試求最小液氣比和實際操作的液氣比。Pall〔鮑爾0.000395kmol/(m3.s.kpa),試求到達(dá)該生產(chǎn)要求所需要的填料高度。假設(shè)承受浮閥塔板，共需要25中的全塔效率。PallHETP。1〕Yb

y b 1yb

0.0291 10.0291

0.03∵ HS99%2∴ Y=Y(1-)=0.03×(1-0.99)=0.0003a b∵ y=2x在低濃度下近似可表示為Y=2X 并且Y=0.03b∴ X=Y/m=0.03/2=0.015be b∵ X=0a∴ L

Y Y

0.030.0003 b

a 1.98V

X X 0.015min be aXb=0.013L Y Y 0.030.0003 b a V X Xb a

2.28〔2〕S=mV/L=2/2.28=0.8771 Y mX N ln(1S) OG 1S Ya

amXa

S 1

0.03 10.87720.96

ln(10.877)0.

0.877∵ Y惰性氣體流速V=0.015kmol/(m2s)H V OG KaY

0.015 0.000395101.33

0.3748mh=H0

NOGOG

=20.96×0.3748=7.86m〔3〕∵ NNOG

S1lnS∴理論板數(shù)

S1N N lnS OG

1ln0.877

20.9619.64∵實際板數(shù) N=25∴效率 Eo=N /N理論 實際

=19.64/25=0.786〔4〕HETP=h o N理論

7.8619.64

0.47〔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1”=0.015kmol/HClyG=0.〔摩爾分率2”=0.015kmol/，HCl，操作壓力為常壓，試求：將兩股物料混合后由塔底入塔〔1股氣流在適當(dāng)高度單獨參與塔內(nèi)〔1b，最小吸取劑用量有何變化？1.2倍，那么混合進(jìn)料所需填料層高度為多少？多少？中間進(jìn)料位于何處？1〕在操作條件下，系統(tǒng)的相平衡常數(shù)為mEP

2.7861051.013105

2.75第一種狀況：兩股氣體混合后的濃度為

y y

0.10.04y G11

G2

0.072y2

y1

(10.85)0.070.01051〔2ab〕為L” G”

min

yy 1 x1max

0.070.01050.072.75

2.3375L”min=2.3375G”=2.3375(G1”+G2”)=2.3375×0.03=0.0701kmol/s圖2 圖3中間加料處與平衡線相交〔3〕對中間進(jìn)料口至塔頂這一段作物料衡算，可求出到達(dá)分別要求所需最小液氣比為：

y y

0.040.0105

2 2.028G”

y /m 0.04/2.75min G2L”min=2.028G”=2.028(G1”+G2”)=2.028×0.03=0.0608kmol/smin吸取塔的下半部的液氣比為: L min

0.1-0.04

4.056G1” x

1max

0.04-2.75x

0.0293連接(y2,0)、(yG2,yG2/m)和(yG1,x1max)三點即得到分段進(jìn)料最小液氣比下的操作線?；旌线M(jìn)料混合氣體的總體積流量為：V

22.4TT440.7213.140.5

G”G1

”22.4293273

0.030.721m3/s4Vu吸取塔直徑為：D4Vu

1.355m液體出口濃度為：x G1 L

y 1

yx2

1.22.3375(0.070.0105)0.0212，y

ymx 1

y1

mx 2

0.072.750.02120.0105

0.011 m ymx

ln0.072.750.0212

G y1y2Kya ym

ln 1 1y mx2 20.0380.0011.442

0.0105 0.070.010514.1m0.011在實際液氣比下的操作線如附圖線段ab”所示。兩股進(jìn)料在吸取塔的上半部〔操作線ab”：

1.22.3375

y yA 2

0.040.01

2.805∴ 中間加料處吸取液濃度為：xA

L0.0107

x xA 2 Ay

y mxA

yA 2

mx2

2.750.01070.0105

0.105m上段)

yln y2

mxAmx2

0.042.750.0107ln0.0105H G

yA 2

0.03

0.040.0105

7.31m上段 Ka yy m

0.0081.442

0.0105在吸取塔下半部〔b”c”，液體流率不變，氣體流率減半：G0.52.085

yy1

0.10.04

1.4025L xx1 A

x0.01071∴ 液體出口濃度為：x1

0.0214y

ymx1

y1

mx A

0.12.750.02140.04

2.750.0107

0.0225m)

ymx

0.12.750.0214 ln yA

1mxA

ln0.042.750.0107H G

y y1

0.015

0.10.04

3.46m下段 Ka yy m

0.0081.442

0.0225H=H+H＝7.31+3.46=10.77m上段 下端氣比，在速率方面，為完成同樣吸取任務(wù)，混合進(jìn)料所需要的塔高更高。8〔27分〕某填料吸取塔〔見右圖A組分的y*=1.5x，現(xiàn)在求：氣相總傳質(zhì)單元高度H ；OG操作液氣比(L/V)為最小液氣比(L/V)min的多少倍；由于法定排放濃度ya必需≦0.002，所以擬將填料層加高，假設(shè)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？假設(shè)氣、液相的量和進(jìn)口組成保持不變，在該塔上串聯(lián)一個同樣的塔，那么由于汽溶劑對A組分的回收率？解1〕b=0.02 a=(1-φ)=0.02(1-0.8)=0.004Yb*=1.5Xb=1.5*0.008=0.012 Ya*=0Y

Y mXb

Yb

mY a

0.0120.004

0.0058m Y mX 0.020.012ln bYa

bmYa

ln0.004Y YN b aOG Ym

0.020.0040.0058

2.77HOG=h/NOG=4/2.77=1.44m〔2〕L

min

Y Yb aY/mXb

0.020.0040.0133

1.2

L Y Yb aV X Xb

0.020.00420.008/L L/

2/1.21.67V 〔3〕Ya=0.002

minL Y Y”b a

0.020.0022V X ”X X ”

X’=0.009

*=0.009*1.5=0.0135b

b 0.01350.002

b0.020.002Ym

0.020.0135ln0.002

0.00382

0.00382

4.71HOG1.44m 不變h=HOGNOG=4.71*1.44=6.78m〔4〕h=HOGNOG=8m Yb=0.02 Xa=0L Y Y”b a

0.02Y”a 2V X ”X X ”b a b

(1)HOG1.44m 不變0.02Y”N a

8 ＝5.56

(2)OG 0.021.5X”Y”

1.44 b a ln

0.021.5X” bYbY”aa聯(lián)立〔1〔2〕式，可得：’=0.002 a

’=0.0016答：增加吸取劑用量；增加填料層高度；降低操作溫度；提高操作壓力。F=10kmol/s，進(jìn)料組成F=0.〔摩爾分率，下同，進(jìn)料為飽和蒸汽，塔頂產(chǎn)品的組成D=0.95，塔底產(chǎn)品的組2倍?！?〕塔頂易揮發(fā)組分的回收率；塔釜的汽化量；流出其次塊板的液相組成〔從上往下數(shù)。1〕

x x F W

0.50.10.47F x xD W

0.950.1∴ D=4.7kmol/s W=5.3kmol/s∴

x D 0.95*4.7DX F 0.5*10F

0.893〔2〕ye=xF=0.5

x e

ye1ye

0.5 0.33320.5x yR D

0.950.5

2.7min

y xe

0.50.333RminV’min，則：V’min=Vmin-(1-q)F=(Rmin+1)D-F=(2.7+1)*4.7-10=7.39kmol/sV’=2Vmin=2*7.39=14.78kmol/s〔3〕V=V’+F=14.78+10=24.78kmol/sV=(R+1)D=24.78 R=24.78/4.7-1=4.27精餾段操作線方程：y

R x R1 n

xD

0.81x0.18y=x

=0.95

y 0.95 1 D x 1

1

y

20.95

0.905y2=0.81*0.905+0.18=0.913x2=0.8410、(27分)F=100kmol/h，進(jìn)料組0.5〔摩爾分率，下同11；塔底承受再沸xD=0.8，xW=0.2，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度α=3?！?〕進(jìn)料的汽相及液相組成；塔頂易揮發(fā)組分的回收率；塔釜的汽化量；完成分別任務(wù)所需的理論板數(shù)N。解1〕F=FF+yF=(1/2)FxF+(1/2)Fy=0.5F x y F F 1(1)xF

3x F12xF∴ 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+0.2WD x x 0.50.2 F F x xD W

0.80.2

0.5∴ D=0.5F=50kmol/h W=0.5F=50kmol/h∴

x D 0.8*50DX F 0.5*100F

0.8〔3〕R

x y D e

0.80.634

0.619

=1.858min

y xe

0.6340.366V’=V-(1-q)F=(R+1)D-(1-q)F=(1.858+1)*50-(1-0.5)*100=92.9kmol/h〔4〕y1=xD=0.8

y 0.8 1x1

y 1

32*0.8

0.571y2

R xR1

xDR1

0.65*0.5710.280.651相平衡方程：x 2

0.65132*0.651

0.383精餾段操作線方程：y 0.65*0.3830.280.5293

<ye=0.634L”y x3 V” 2

WxV”

RDqFV”

Wx x2 V” W∴ 改用提餾段操作線方程： 1.858*505092.9

50 *0.383 *0.292.9相平衡方程：x3

1.538*0.3830.1080.481 0.481 32*0.481提餾段操作線方程：y 1.538*0.2360.1080.2554

0.2552*0.255

< xW∴ N3.2塊〔包括再沸器〕0.9〔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/〔摩爾分率2.52倍，試求：原料液中汽相及液相的組成；最小回流比；假設(shè)塔頂承受全凝器，求從塔頂往下數(shù)其次塊理論板下降的液體組成。12〔10分〕在連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程y=0.75x+0.2075，q 線方程為y=-0.5x+1.5x，試求：F推斷進(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95%以上均為摩爾分率)原料中的氣液相組成；塔頂產(chǎn)品量、塔釜產(chǎn)品量及組成；列出精餾段操作線方程；列出提餾段操作線方程；列出進(jìn)料熱狀態(tài)線方程；1〕xLy,V〔汽液F F F F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 x y F F 1(1)xF

2.5x F11.5xF∴ xF=0.326 yF=0.548〔2〕∵

xDDX FF

0.95D4F

0.95∴ D=0.4F W=0.6F∵ 0.4F=0.95＊0.4F＋xW*0.6F∴ xW=0.033計算精餾段操作線方程Ry1RR min R 1min

x xD1Rx yD FxD F

0.950.5480.950.326Rmin=1.8 R=2Rmin=3.6∴精餾段方程為：y=0.783x+0.207計算提餾段操作線方程yL”xWxV” V” w

LqF xLqFW2

W xLqFW w提餾段方程為： 3.6*0.4F F 32

0.6F0.033 x23.6*0.4F

F0.6F3

3.6*0.4F

F0.6F3y1.4x0.013計算進(jìn)料熱狀態(tài)方程∵ H H L 2q V F H H F 3V L∴進(jìn)料熱狀態(tài)方程為：yq x F

2x1.2q1 q114〔25分〕A、B混合液。兩股進(jìn)料分別為：F1=100kgmol/h,xF1=0.6(摩爾分率，下同), 飽和液相進(jìn)料,F2=100kgmol/h,xF2=0.2， 飽和液相進(jìn)料,要求：分別后餾出液中A0.8A0.02，操作回流塔頂和塔底產(chǎn)品量；操作回流比；精餾段操作線方程；提餾段氣、液相流率及操作線方程；兩進(jìn)料間中間段的氣、液相流率及操作線方程。1〕依據(jù)物平：F1+F2=D+WF1xF1+F2xF2=DxD+WxW即： 100+100=D+W100*0.6+100*0.2=D*0.8+W*0.02∴ D=97.44kmol/h W=102.56kmol/h〔2〕∵q1=1 xe=xF1=0.6 ye=αxe/[1+(α-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)=0.887R=2Rmin=2*0.887=1.7743〔〕精餾段操作線方程：3yy=0.64x+0.288

R x xDR1 R1

代數(shù)得： y1.774 x 0.8 1.7741 1.7741〔4〕提餾段氣液相負(fù)荷：V’’=V=(R+1)D=2.774*97.44=270.30kmol/hL’’=L+F1+F2=RD+F1+F2=1.774*97.44+100+100=372.86kmol/h提餾段操作線方程：y L”” x

372.86 x102.56*0.02 L””W即：y=1.379x-0.0076

L””W

372.86102.56

372.86102.56F1xF1+V’y=DxD+L’xL” Fx Dx

272.86

100*0.697.44*0.8y V”

1F1V”

D 270.30

270.30中間段操作線方程：y=1.01x+0.06615〔20分〕用常壓精餾塔分別某二元混合物，其平均相對揮發(fā)度=2，原料液流量)90R=2Rmin,塔頂設(shè)全凝器，塔底為間接蒸汽加熱，求：塔頂餾出液及塔底殘液量；x1;最小回流比精餾段和提餾段各板上升的汽相流率。假設(shè)塔釜改為直接通入過熱蒸汽加熱，對操作效果有什么影響。解：〔1〕∵易揮發(fā)組分回收率為90%∴DxDFxF

D0.90.9100.5∴D=5kmol/h由物平得： F=D＋W∴ W=F-D=10-5＝5kmol/h〔2〕 y1=xD=0.9∵ x1y1成相平衡關(guān)系∴ y∴

x 1(1)x2x

2x1xy 11 1x1∴ yx 11 2y1

0.920.9

0.82〔3〕飽和蒸汽進(jìn)料q=0∵ ye=xF=0.5∴ x e

y e 2ye

0.520.5

0.33∵R ∵min

yD eR 1min

x xD e∴ R

x yD

0.90.52.35min

y xe

0.50.33〔4〕R=2Rmin=2*2.35=4.70設(shè)精餾段氣相流率為V∵ LR V R＋1

L=RD∴ V=(R+1)D=(4.70+1)*5=28.50kmol/h∵ V=V’+(1-q)F∴ V-(1-q)F=28.5–(1-0)*10=18.5kmol/h〔5〕需要的塔板數(shù)增加。16萬噸/年處理力氣〔8000小時計算94〔以下均為摩爾分率95，塔頂承受全凝器，R=1.2Rmi。1.45。考慮到苯乙烯組分易于聚合，初步擬訂該塔承受規(guī)整填料以降低全塔壓降。填料制造商供給的規(guī)整填料HETP為0.4m。50%的泡點進(jìn)料，試求：塔頂、塔底乙苯組成及流量。試求精餾段和提餾段所需的填料高度。假設(shè)對進(jìn)料加熱并進(jìn)展閃蒸，閃蒸后的汽液相摩爾比為1：1,將氣相冷凝至泡〔即兩股進(jìn)料都為泡點進(jìn)料條件下，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=20230kg/h=20230/(106+104)=DxD/FxF=0.94W(1-xW)/(1-FxF)=0.95FxF=DxD+WxW Wxw/FxF=1-0.94=0.06W(1x )w Wxw

0.950.06xW＝0.0594W=FxF/xw=190.4760.5/0.0594=96.2kmol/hD=F-W=190.476-96.2=94.276kmol/hxD=FxF/D=190.4760.5/94.276=0.950eb. y xee 1(1)xe

xF1(1)xF

1.450.510.450.5

0.592x yR D

0.950.592

3.891minxD

y xe e

0.5920.5

0.1681R

11.2R

min

11.23.891由xD=0.95 xW=0.0594 并且為泡點進(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〕∴填料塔的精餾段高度h =HETPN =0.4×18=7.2m精餾 精餾理論提餾段高度h =HETPN =0.4×16.8=6.72m提餾 提餾理論(2) VF=LF=F/2=65.238kmol/h 且xD=0.95 xW=0.0594不變由 xF1F1＋xF2F2=F 即xF1+xF2=1x 和 x F2F1 1(1)xF2可以得到：xF1=0.546 xF2=0.453∵F1為泡點進(jìn)料y”

x” e

1.450.546

0.636e 1(1)x”e

10.450.546x y” 0.950.636 R min

D ey”x”e e

0.6360.546

3.512R=1.2*Rmin=1.2*3.521=4.214xD 0.95

0.1821R” 14.214q11。 Wx w LFF W1 2

96.20.0594 4.21494.276190.47696.2

0.0116q221、2點即得到中間段操作線:由圖可得：N ＝35.8塊 N ＝16塊 N ＝5.4塊 N ＝14.4塊理論 精餾理論 精餾理論 提餾理論〔不包括再沸器〕∴填料塔的精餾段高度h =HETPN =0.4×16=6.4m精餾 精餾理論中間段高度h =HETPN =0.4×5.4=2.16m中間 中間理論提餾段高度h =HETPN =0.4×14.4=5.76m提餾 提餾理論1/〔摩爾分率2.5，回流比

0.75(1X0.567)，其中Y

NN minN1

,X

RR minR1〔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；試求到達(dá)該分別任務(wù)所需要的理論板數(shù)和進(jìn)料位置；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，假設(shè)側(cè)線抽出量為0.5D〔D指塔頂產(chǎn)品的摩爾流量1〕∵1/〔摩爾分率〕即 xFF=xFLF+yFVF

x 1yF 3

0.5∵ y F

x F 1(1)xF

2.5x F11.5xF∴ 汽液相組成為： yF=0.640 xF=0.416x yR D e

0.950.640

1.38min

y xe

0.6400.416∵ VF/LF=1/2∴ H H L 2q V F H H F 3V L∴ 進(jìn)料熱狀態(tài)方程為：y

q x

2x1.5q1∵

q1Dx D苯 FxF

D0.5F

0.95∴ D=0.5FWxWFxF

(FD)xW0.5F

0.05∴ xW=0.05∵塔頂承受局部冷凝器，塔底有再沸器∴l(xiāng)g

x 1x

lg

0.95 10.05 1x x

10.95

0.05DWN DWmin

2

D W

2 4.43lg lg2.5mR=2Rmin=2*1.38=2.76GilillandY075(1X0567)，

NN Y minN1

,X

RR minR12.761.382.761

0.367

0.567)0.75(10.367

0.567)0.325N4.43N1

0.325∴ N=7.04 (不包括再沸器和冷凝器)適宜進(jìn)料位置： x 1x 0.95 10.5 lg

lg

1x x

10.95

0.5 N min精餾

D lgm

1

Dlg2.5

W 12.21∵N∵min餾

＝Nmin 2.21

4.43NN NN精餾

7.04＝∴ N ＝3.51〔不包括塔頂冷凝器〕＝精餾從塔頂?shù)絺?cè)線抽出的操作線方程為：yR x xD 2.76x0.950.73x0.25R1 R1 3.76 3.76從物平可得：1D1 2D2(2) 1 2RD-D2 1 2L=RD1(5) 1 1從側(cè)線抽出到進(jìn)料的操作線方程：L”Ly x

Dx1

Dx2 D2

(2.760.5)D1

0.95Dx 1

0.90.5D1

0.6x0.37L”DD1

L”DD1

(2.760.5)D1

D0.5D1

(2.760.5)D1

D0.5D1 118、(分)用常壓精餾塔分別某二元混合物，其平均相對揮發(fā)度=2，原料液摩爾流率F=100kmol/h，泡點進(jìn)料，進(jìn)料濃度xF=0.5(,下同)，釜液濃度1〕塔頂餾出液及組成、塔底殘液量；精餾段和提餾段的操作線方程；假設(shè)在塔釜中參與無揮發(fā)性的催化劑，使得A、B兩種組分發(fā)生可逆∴Wx w

0.05

W0.050.051000.5FxF∴ W=50kmol/h依據(jù)物平：FD＋W∴ D=F-W=100-50＝50kmol/h∵ FxF=DxD+Wxw∴ xD=0.95〔2〕泡點進(jìn)料 q=1∵ xe=xF=0.5 ∴x∴y Fe 1(1)xF

20.510.5

0.667∴ R min

yD xe e

0.950.6670.6670.5

1.69R=1.5Rmin=1.5*1.69=2.54精餾段操作線方程為：yR x xD

2.54

.95x

0.72x0.27R＋1 R＋1

.54

3.54提餾段操作線方程為： y

L” Wxx w

RDF Wx x wL”W

L”W

RDFW

RDFW 2.5450100 500.05 x 1.28x0.0142.545010050 2.545010050〔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。y

R xx DR1 R1yW=0 D=100kmol/h

V”

Fx DxF DV精餾段汽相量：V=〔R＋1〕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”x=xwA將先落在平衡線上。提餾段操作線的x=FBC〔D，D操作線。 x 0.95 D

0.19

Rm=4R 1 R 1m mR=1.5Rmin=1.5×4＝6 xDR1

0.957

0.136Ne=73塊板上。A40%，萃10%。試求：在圖上標(biāo)出萃取液、萃余液的組成；完成上述分別任務(wù)所需的理論級數(shù)NT操作條件下，物系的溶解度曲線和關(guān)心曲線如以以下圖所示：20〔10分〕40kgSA、B兩組分混B與S。稀釋劑B40kg/h，原料液中AXf＝0.3kgA/kgB，要求。試求完成分別任務(wù)所需的理論級數(shù)。解：逐級計算B(Xf-XN)=S(Y1-Z) Z=0(純?nèi)軇?30×〔0.3-0.05〕=40Y1 Y1=0.1875X1=Y1/K=0.1875/1.5=0.125 B(X1-XN)=SY2∴Y2=(B/S)×(X1-XN)=(30/40)×(0.125-0.05)=0.05625X2=Y2/K=0.05625/1.5=0.0375<XN=0.05∴共需二個理論級10%A80%A的溶液。求：該工作狀態(tài)下的選擇性系數(shù)。B＝〔yA/xA〕/〔yB/x〕＝〔yA’/xA’〕/〔yB’/xB’〕＝〔0.1/0.8〕/〔0.9/0.2〕＝1/36B22〔15分〕取操作流程如下，該體系第三角形相圖和關(guān)心曲線見附圖。試問：假設(shè)F,x ,y,S 試在三角形相圖上示意標(biāo)出確定第N-1級萃余相組F 1 N1成x 及其量R 的方法，并加以必要說明；N1 N1xN

N

如何確定〔圖形例如時可用N=4〕？假設(shè)：圖中各級均為理論級；S ，S 均為純?nèi)軇?。N1 N答：該萃取過程可認(rèn)為是一個多級逆流萃取過程和單級萃取過程的合成。y

點的平衡聯(lián)接1量。

N1

M，再應(yīng)用杠桿定律得到R

的N1應(yīng)用多級逆流萃取的結(jié)果，對最終的單級萃取過程可圖解得到萃取劑的用量。皆為標(biāo)準(zhǔn)狀況下3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ε解：在實際操作條件下汽體的密度和流量分別為

To1.4

273

0.568kg/m3,0T 273400T 273400VVoTo

250

273

616.3m3

/h0.171m3

/s,床層起始流化速度為2u mf 180(1mf

d2( )g p p )

(0.2103)2(35000.568)9.8116502.9105

2.87102m/s流化床直徑為床層壓降為

D4Vu4Vu

0.7850.7850.1710.0861D2

(1

1.59m)1.981044密相區(qū)高度L P

p1.98104

2.52(1)(p

(10.771)(35000.568)9.810.05〔摩爾分率，下同，操作條件下物系的平衡關(guān)系為y*=2，操作液氣比為L/V=1.25(L/V)mi，出塔Kya∝V0.7〔V為氣相摩爾流率。bOG試求〔1〕液相出口組成x，完成傳質(zhì)任務(wù)所需的N ；bOG串連逆流原塔與另一個完全一樣的塔并聯(lián)逆流操作，汽液兩相流量安排相等，此時氣體的出口組成是多少?！?〕單塔操作時L/V=1.25(L/V)min=1.25(yb-ya)/(yb/m-xa)=1.25*(0.05-0.01)/(0.05/2)=2xb=(yb-ya)/(L/V)=(0.05-0.01)/2=0.02∵S=mV/L=1 ∴Δym=Δyb=Δya=ya-mxa=yaNOG=(yb-ya)/Δym=(0.05-0.01)/0.01=4兩塔串連逆流操作時∵流量不變、塔徑一樣、填料一樣∴HOG不變NOG’=h’/HOG’=2h/HOG=2NOG＝2*4=8S=1 Δym’=Δya’=ya’∴yb’=0.00556兩個完全一樣的塔并聯(lián)逆流操作時，每個塔的入塔汽、液組成一樣?！遃’=(1/2)V L’=(1/2)L∴L/V=L’/V’=2 S=1∵H ×N =H ’×N ’=hOG OG OG OG∵氣膜把握，∴kya≈KyaKya∝V0.7∴NOG’=NOG*HOG/HOG’=(yb-ya’)/ya’=4*1.23=4.92ya’=0.0084525、欲用精餾塔分別某二元水溶液，水犯難揮發(fā)組分，進(jìn)料中輕組分的組成為0.3〔摩爾分率，下同100kmol/q=1.1系 2xye1x

，塔頂承受全凝器，泡點回流，回流比R=1.5Rmin，塔釜通入飽和蒸汽直接〔1〕最小回流比；90%WxW；假設(shè)保持F，x，x，x ，R，q不變，當(dāng)塔釜改用間接蒸汽加熱時的操作線方程。F D W，不在該位置進(jìn)料，會有什么影響，為什么？解1〕yq x xF

11x3 (a)ye

q12x1x

q1

(b)∵ ∴ , ye=0.481∴ R min

yD exe e

0.90.4810.4810.316

2.539

=3.81〔2〕 D=FxFη/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)W=F+S-D=F+(R+1)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改為間接蒸汽加熱時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=