南工大化工原理習(xí)題解答教學(xué)內(nèi)容

南工大化工原理第六章習(xí)題解答10僅供學(xué)習(xí)與溝通，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除感謝苯酚〔CHOH〕〔A〕和對甲酚〔CH65 64〔CH〕OH〕〔B〕的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)為：℃℃苯酚蒸汽壓kPa對甲酚蒸汽壓kPa℃苯酚蒸汽壓kPa對甲酚蒸汽壓kPa113.710.07.70117.811.999.06114.610.47.94118.612.439.39115.410.88.2119.412.859.70116.311.198.5120.013.2610.0117.011.588.76〕計算該物系的“t—x—y”數(shù)據(jù)。此物系為抱負物系。113.710.07.701.01.0114.610.47.940.8370.871115.410.88.20.6920.748116.311.198.50.5580.624117.011.588.760.4400.509117.811.999.060.3210.385118.612.439.390.2010.249119.412.859.700.09520.122120.013.2610.00.0000.000t0Ct0CABxAxBx=0x=1ααα，算出ααi

i i的最大相對誤差。②以平均α作為常數(shù)代入平衡方程式算出各點的“y—xi出各組y值的最大相對誤差。itt0C113.7114.6115.4116.3117.0117.8118.6119.4120.01.2991.3101.3171.2991.3101.3171.3161.3221.3231.3241.3251.326iyi1.00.8710.7480.6250.5090.3840.2490.1220t0C113.7114.6115.4116.3117.0117.8118.6119.4120.0x1.00.8370.6920.5580.4400.3210.2010.09520最大誤差=〔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：最大誤差=p0mmHg，TK。時，AB65℃時，該物系可視為抱負物系。此物系的平衡汽、液相濃度各為多少摩爾分率？〔B〕混合液可作為抱負溶液，其各純組分的蒸汽壓計算式為25%〔摩爾百分率〕的該物系混合液的泡點。760mmHg〔絕壓〕0.370.63〔摩爾分3℃，求平衡的汽、液相摩爾之比。從拉烏爾定律。95℃時，。有一苯〔A〕、甲苯〔B〕、空氣〔C〕2%，苯與甲苯濃度相等〔均指摩爾百分數(shù)〕，氣體壓強為760mmHg〔絕壓〕。假設(shè)維持求所得平衡汽相的組成。A、B從拉烏爾定律。95℃時，。XAX‘A0.380.3240.3780.3520.3770.3630.3760.373常壓下將含苯〔A〕60%，甲苯〔B〕40%〔均指摩爾百分數(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α=2.47，試求：閃蒸所得平衡汽、液相的濃度。濃度為多少？提示：假設(shè)原料液、平衡液、汽相中A的摩爾分率分別以x、x、y表示，則存在如下關(guān)系：。如下關(guān)系：。某二元物系，原料液濃度x=0.42，連續(xù)精餾分別得塔頂產(chǎn)品濃度fη=0.92，xD w上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。泡點進料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分別，塔x=0.96x=0.025〔均為易揮發(fā)組分的摩爾分D w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。假設(shè)回流比R=3.2，泡點回流，寫出精餾段與提餾段操作線方程。q=0.4514.5kmol/h，塔頂產(chǎn)品濃度x=0.03R=2.8L’/V’D w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。用常壓精餾塔連續(xù)分別苯和甲苯混合液。進料中苯的摩爾分率為355kJ/kgq25℃；②98.6℃的液體進料；③98.6℃的蒸汽進料。苯～甲苯體系在常壓下的局部汽液平衡數(shù)據(jù)如下：t，℃110.6102.298.695.2x0.0000.2000.3000.397y0.0000.3700.5000.618解：①原料液的汽化潛熱rm=0.30rm=0.30380kJ/(1kg/78kg/mol)＋平均溫度℃=334.95Kxf=0.30平均溫度℃=334.95K61.81.84kJ/(kgK)，故原料液的比熱為：Cp=1.840.378＋1.840.792∴=161.552kJ/(kmolK)∴q2=1q3=0。精餾線某精餾塔操作以飽和蒸汽進料，操作線方程分別如下：精餾線提餾線解：由精餾線得：，提餾線解：由精餾線得：，R=2.500由提餾線得：，x由提餾線得：，xD=0.9499≈0.950(R+1)D得提餾線截距，xW=0.04提餾線斜率F=1.5DFxF提餾線截距，xW=0.04提餾線斜率F=1.5D=0.647100kmol/h，進料0.10，以飽和蒸汽形式連續(xù)進入塔底。要求塔頂產(chǎn)品中甲0.05。試求：①該精餾塔操作回流比及塔內(nèi)的液汽比；②塔頂全凝器的蒸汽冷凝量。解：①Fxf=DxD＋(F－D)xWkmol/hVkmol/hV=②塔頂全凝器蒸汽冷凝量V=100kmol/h以連續(xù)精餾分別正庚烷〔A〕與正辛烷〔B〕。相對揮發(fā)度正庚烷的摩爾分率，下同〕，塔頂產(chǎn)品濃度fq=1.05，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。D時，取。設(shè)泡點回流。試寫出精餾段與提餾段操作線方程。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?！矆D略〕2x2解：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)精餾塔分別“乙醇～水”溶液。原料液含乙醇0.10〔摩爾分率，下同〕，q=1.10，0.80，釜液濃度。塔頂用全凝器，泡點回流，塔底用蒸餾釜，間接加熱，操作回流比為最2.0解：依據(jù)教材附錄數(shù)據(jù)作“y-x”圖19〕塔頂、塔底產(chǎn)品及進料組成中苯的摩爾分率分別為：x=0.98，D=0.60，1.5W F2.47。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：查吉利蘭圖得：N=14.3NT=15解：甲醇回收率20〕用一連續(xù)精餾塔分別甲醇和水的混合物。原料中甲醇的摩爾分率0.95，塔0.041.5，泡點回流，間接蒸汽加熱。用作圖法求完成分別任務(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CH3OH～H2OVLEx～y圖上作出平衡曲線。精餾線截距為和(0，0.38)作出精餾線q=1和(0.35，0.35)q線精餾線截距為q線與精餾線的交點得提餾線，kmol/h∵q1－0故kmol/hNkmol/h∵q1－0故kmol/h21〕在用作圖法求理論板數(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，不易求準梯級數(shù)的狀況。設(shè)平衡線為21〕在用作圖法求理論板數(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，不易求準梯級數(shù)的狀況。設(shè)平衡線為，操作線為、C、a、b〕，試推導(dǎo)由操作0

x所需理論板數(shù)NN22〕在某二元混合物連續(xù)、根本型精餾操作的根底上，假設(shè)進料組成及流量D/FqRxx和塔釜蒸發(fā)量的變化趨D W勢。只需定性分析。23〕以連續(xù)精餾塔分別某二元混合物。塔頂承受全凝器。：x=0.90，DR’=2.5，在操作中回流液有確定程度過冷?；亓饕后w泡點為83℃，汽化潛熱r=3.2×104kJ/kmol，該液體比熱C=140kJ/(kmol·℃)，75℃。試求精餾段操作線方程。P解：以連續(xù)精餾塔分別某二元混合物。進料x=0.50〔摩爾分率，下同〕，fq=1D=50kmol/h，x=0.95，塔頂餾出液中易揮發(fā)組分回收率Dη=0.96。塔頂承受一個分凝器及一個全凝器。分凝器液體泡點回流?；亓鱴=0.88，x=0.79。塔底間接蒸汽加熱。塔0 1板皆為理論板，相對揮發(fā)度α為常數(shù)。試求：①加料流量F；②操作回流比是Rmin

的倍數(shù)；③精餾段、提餾段氣相流量。在常壓下用一連續(xù)精餾塔分別某兩組分混合液，進料量為0.40〔摩爾分率〕，泡點進料。塔頂產(chǎn)品流2.6。假設(shè)精餾塔的理論塔板數(shù)為1.02.0q：①由于NT= 設(shè)xq、yq到達相平衡，則R=Rmin=1.0∵q=1，∴xq=xf=0.4由,N由,NT∞，R=2.0時，精餾段截距：由物料衡算得：＞0由物料衡算得：＞0xq、yq處到達相平衡＜0③NT∞，R=1.0＜0③NT∞，R=1.0時，精餾段截距：4〔含塔釜〕用來分別苯—甲苯混合物。進料量為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)參與20kmol/h，泡點回流操作回流比R=2.8。體系的相對揮發(fā)度為2.47。求塔頂和塔底產(chǎn)品的組成?！瞲=0.2878〕W設(shè)=0.2878，則解：WF－D設(shè)=0.2878，則=0.8488精餾線y2=0.7368x1＋0.2234=0.7368×0.6944＋0.2234=0.7350y3=0.7368x2＋0.2234=0.6131kmol/h∵x3=0.3908＜xf0.4，改用提餾線與平衡線計算kmol/h∴提餾線=2.0526x－0.3029∴提餾線y4=yw=2.0526x3－0.3029=2.0526×0.3908－0.3029=0.4993xw與假設(shè)值xw與假設(shè)值=0.2878格外接∴xD=0.8488xw=0.2878在常壓連續(xù)回收塔中分別甲醇～0.10〔摩爾0.90，塔底直接水蒸汽加熱。試求：①當塔板數(shù)為無窮多時，塔頂、塔底產(chǎn)品組成及每摩爾進料消耗的水蒸汽量；底產(chǎn)品組成。常壓下甲醇～水體系局部汽液平衡數(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：①Smin=D F=W，F(xiàn)xf=DxD＋Wxw得，Wxw=Fxf－DxD=Fxf(1－)=0.1Fxf∵F=W∴xw=0.1xf=0.1×0.1=0.01∵NT∞，故在塔頂進料處，VLExD=0.418xVLExD=0.418Fxf＋S0=DxD＋Wxw∴Fxf=SxD＋0.1FxfSxD=0.9Fxf∴②由上面計算可知xw=0.01(此值由回收率而定)Fxf＋S0=DxD＋Wxw ∵S=D∴Fxf=SxD’＋Wxw∴∴∴(S=2Smin時，xfxD不達相平衡)斜率D點(x，(S=2Smin時，xfxD不達相平衡)斜率D截距∴提餾線:y=2.322x－0.0233截距，而由以下方法獲得，由此題附表可知：∴y2=2.322x1－0.0233=0.0656∴y3=2.322x2－0.0233=0.00108x3＜xw=0.01∴(∴(含釜)離。第一股進料摩爾流量為F，q=1，x =0.80〔摩爾分率，下同〕，在塔的1 1 f，1F，q=0，y=0.40，F(xiàn)=4F2 2 f，2 2 1x=0.93，x=2.6×10-3，塔頂承受全凝器，液體泡點回流，塔D W

，寫出其次塔段的操作線方程。min

min溫度t℃摩爾分率x摩爾分率y溫度t℃摩爾分率x氣相中丙酮摩爾分率y1000.00.060.40.400.83992.70.010.25360.00.500.84986.50.020.42559.70.600.85975.80.050.62459.00.700.87466.50.100.75558