化工原理下冊(cè)復(fù)習(xí)題及答案

1、第九章 蒸 餾1在密閉容器中將 A、B兩組分的理想溶液升溫至 82 ，在該溫度下， 兩組分的飽和蒸氣壓分別為 p*A =107.6kPa及 p*B 41.85 kPa ，取樣測(cè)得液面上方氣相中組分 A的摩爾分?jǐn)?shù)為 0.95 。試求平衡的液相組成及容器中液 面上方總壓。p總pBx * *pApB99.76 41.85107.6 41.850.8808解：本題可用露點(diǎn)及泡點(diǎn)方程求解。pA*pA* p總 p*B107.6 p總41.85yAxA* * 0.95p總p總 pA pBp總 107.6 41.85解得p總99.76kPa本題也可通過(guò)相對(duì)揮發(fā)度求解pAp*B107.641.852.571由氣

2、液平衡方程得0.950.95 2.5711 0.950.8808p總pA xA pB 1 xAlg pA6.0321206.35t 220.24lg pB*6.0781343.94t 219.58107.6 0.8808 41.85 1 0.8808 kPa 99.76kPa2試分別計(jì)算含苯 0.4 （摩爾分?jǐn)?shù)）的苯甲苯混合液在總壓 100 kPa 和10 kPa的相對(duì)揮發(fā)度和平衡的氣相組成。苯（ A）和甲苯（ B）的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系為100 kPa 和 10式中 p的單位為 kPa， t 的單位為。苯甲苯混合液可視為理想溶液。（作為試差起點(diǎn)， kPa 對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)分別取 94.6 和 3

3、1.5 ）解：本題需試差計(jì)算（1）總壓 p 總100 kPa初設(shè)泡點(diǎn)為94.6 ，則lg pA*1206.352.191* 得 pA*155.37 kPa6.03294.6 220.24同理lg pB*1343.941.80p*B63.15 kPa6.07894.6 219.58100 63.150.4xA0.3996155.37 63.15p 總 0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 100.04kPapA155.37pB63.152.46x 2.46 0.41 ( 1)x 1 1.46 0.40.62122）總壓為 p 總 10 kPa通過(guò)試差，泡點(diǎn)為 31.5 ， p*A =

4、17.02kPa ， p*B 5.313kPa17.025.3133.2033.203 0.41 2.203 0.40.681隨壓力降低， 增大，氣相組成提高。3在 100 kPa 壓力下將組成為 0.55（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)） 的兩組分理想溶液進(jìn)行平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾。 原料液處理量為 100 kmol ，汽化率為 0.44 。操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)系可表示為 y 0.46x 0.549 。試求兩種情況下 易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成。解：（ 1）平衡蒸餾（閃蒸）依題給條件q 1 0.44 0.56則 q xF 0.56 0.55則 y x x 1.25 1.273xq 1 q 1 0.56

5、1 0.56 1由平衡方程 y 0.46x 0.549 聯(lián)立兩方程，得 y = 0.735 ， x = 0.4045nD 0.44nF 0.44 100 kmol = 44kmolnDynFxF100%44 0.735100 0.55100%58.8%2）簡(jiǎn)單蒸餾nD 44 kmolnW 56kmol即解得nF ln F100 ln0.55 dxnW56xW y x0.57981 ln0.549 0.54 xW0.540.549 0.54 0.55xW = 0.3785nW56y xFxFxW0.55 0.55 0.3785nDW 4444 0.7683A100% 61.46%A 100 0.

6、550.7683簡(jiǎn)單蒸餾收率高（ 61.46%），釜?dú)堃航M成低（ 0.3785 ）4在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為0.5 （苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）苯甲苯混合液，其流量為 100 kmol/h已知餾出液組成為 0.95 ，釜液組成為 0.05 ，試求（ 1）餾出液的流量和苯的收率；（ 2）保持餾出液組成 0.95 不變，餾出液最大可能的流量。解：（ 1）餾出液的流量和苯的收率xFxWqn,D qn,FxDxW100 0.5 0.05 kmol h 50kmol h0.95 0.05qn,D xD qn,FxF100% 50 0.95 100% 95%100 0.52）餾出液的最大可能流量當(dāng)A=100

7、%時(shí)，獲得最大可能流量，即q n,Dmaxqn,FxF 100 0.5 kmol/h 52.63 kmol/h xD0.955在連續(xù)精餾塔中分離 A、 B兩組分溶液。原料液的處理量為100 kmol/h ，其組成為 0.45 （易揮發(fā)組分 A的摩爾分?jǐn)?shù)， 下同） ，飽和液體進(jìn)料， 要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為96， 釜液的組成為 0.033 。試求（1）餾出液的流量和組成；（ 2）若操作回流比為 2.65 ，寫(xiě)出精餾段的操作線方程；（ 3）提餾段的液相負(fù)荷。解：（ 1）餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得qn,D xD 0.96qn,F xF 0.96 100 0.45kmol/h 43

8、.2 kmol/hqn,W xW 1 0.96 100 0.45kmol/h 1.8 kmol/hqn,W1.8kmol/h=54.55 kmol/h0.033qn,Dqn,F qn,W100 54.55 kmol/h=45.45 kmol/hxD43.2 0.950545.452）精餾段操作線方程RxDy R 1x R 12.65x3.650.9505 0.726x 0.26043.653）提餾段的液相負(fù)荷qn,Lq n,L qqn,FRqn,Dqn,F 2.65 45.45 100 kmol/h 220.4 kmol/h6在常壓連續(xù)精餾塔中分離爾分?jǐn)?shù)，下同），原料液的泡點(diǎn)為A、B兩組分理想

9、溶液。進(jìn)料量為 60 kmol/h ，其組成為 0.46 （易揮發(fā)組分的摩92 。要求餾出液的組成為 0.96 ，釜液組成為 0.04 ，操作回流比為 2.8。試求如下三種進(jìn)料熱狀態(tài)的 q 值和提餾段的氣相負(fù)荷。（ 1）40 冷液進(jìn)料；（ 2）飽和液體進(jìn)料；（ 3）飽和蒸氣進(jìn)料。已知：原料液的汽化熱為 371 kJ/kg ，比熱容為 1.82 kJ/（kg ?）。 解：由題給數(shù)據(jù)，可得xF xW0.46 0.04qn,D qn,F F W 60 kmol/h 27.39 kmol/h xD xW0.96 0.04qn,W60 27.39 kmol/h 32.61 kmol/h1)40冷液進(jìn)料q

10、 值可由定義式計(jì)算，即q1cP t b tF1.8292 40 1.255371V R 1 qn,DqF2.8 1 27.39 1 1.255 60 kmol/h 119.4kmol/ h2）飽和液體進(jìn)料此時(shí)n,D3.827.39kmol/h 104.1kmol/h3）飽和蒸氣進(jìn)料V V q n,F104.160 kmol/h 44.1kmol/h三種進(jìn)料熱狀態(tài)下，由于 q 的不同，提餾段的氣相負(fù)荷 （即再沸器的熱負(fù)荷） 有明顯差異。 飽和蒸氣進(jìn)料 V最小。7在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液。原料液流量為50 kmol/h ，要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率為 94。已知精餾段操作線方程為

11、y = 0.75 x+0.238 ； q線方程為 y = 2-3 x。試求（ 1）操作回流比及餾出液 組成；（ 2）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；（3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq 及 yq；（ 4）提餾段操作線方程。解：（ 1）操作回流比及餾出液組成由題給條件，得R 0.75 及 xD0.238R 1 R 1解得R = 3 ，xD = 0.9522）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于q 3 及 xF 2 q 1 1 q解得q = 0.75 （氣液混合進(jìn)料），xF = 0.5（ 3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq 及yq聯(lián)立操作線及 q 線兩方程，即y 0.75x 0.238y 2 3x解得xq = 0

12、.4699 及 yq = 0.5903（ 4）提餾段操作線方程其一般表達(dá)式為qn,Lqn,Wy xxWqn,Vqn,V式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如下：qn,DAqxnD,FxF 0.940.95502 0.5kmol/h 24.68kmol/h qn,W qn,F qn,D 50 24.68 kmol/h = 25.32kmol/hxW1 A qn,FxFqn,W1 0.94 50 0.525.320.0592qn,LRqn,Dqqn,Fqn,Vqn,Lqn,W3 24.68 0.75 50 kmol/h =111.54 kmol/h111.54 25.32 kmol/h = 86.22 kmol/h1

13、11.54 25.32則 y x 0.0592 1.294x 0.0173986.22 86.228在連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液，其組成為0.48 （苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。要求餾出液組成為 0.95 ，釜?dú)堃航M成為 0.05 。操作回流比為 2.5 ，平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.46 ，試用圖解法確定所需理論板層 數(shù)及適宜加料板位置。解：由氣液平衡方程計(jì)算氣液相平衡組成如本題附表所示。習(xí)題 8 附 表x0.00.20.30.40.50.60.70.80.91.0050.12.46x0.10.20.30.50.60.70.70.80.90.91.y01 1.46x1514811321118

14、75208570習(xí)題 8 附 圖在 x y 圖上作出平衡線，如本題附圖所示。 由已知的 xD， xF，xW在附圖上定出點(diǎn) a、e、c。 精餾段操作線的截距為 xD0.95 0.271，在 y 軸上定R 1 2.5 1出點(diǎn) b，連接點(diǎn) a及點(diǎn) b，即為精餾段操作線。過(guò)點(diǎn) e 作 q 線（垂直線）交精餾段操作線于點(diǎn)d。連接 cd即得提餾段操作線。從點(diǎn) a 開(kāi)始，在平衡線與操作線之間繪階梯， 達(dá)到指定分離 程度需 11層理論板，第 5 層理論板進(jìn)料。9在板式精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2 的兩組分溶液，泡解：（ 1）原料液的處理量由全塔的物料衡算求解。點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為 0.95 （易揮發(fā)組分的摩爾分

15、數(shù)，下同）， 釜?dú)堃航M成為 0.05 ，原料液組成為 0.6 。已測(cè)得從塔釜上升的蒸氣量為 93 kmol/h ，從塔頂回流的液體量為 58.5 kmol/h ，泡點(diǎn)回流。試求（ 1）原料液的處理量；（ 2）操作回流比為最小回流比的倍數(shù)。對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料， q = 1qn,Vqn,V R 1 qn,D 93kmol/hqn,D qn,V qn,L93 58.5 kmol/h=34.5 kmol/hqn,Wqn,F qn,D0.6qn,F0.95 34.5qn,F34.5 0.05解得qn,F 56.45 kmol/h( 2)R為 Rmin的倍數(shù)93 R 1 34.5 R = 1.70對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，

16、 Rmin 的計(jì)算式為0.95 2 (1 0.95) 1.3330.6 1 0.61 xD(1 xD )Rmin1 xF1 xF是 R 1.7是 1.275Rmin 1.33310在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯氯苯混合物。已知進(jìn)料量為85 kmol/h ，組成為 0.45 （易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液的組成為 0.99 ，塔底釜?dú)堃航M成為 0.02 。操作回流比為 3.5 。塔頂采用 全凝器， 泡點(diǎn)回流。 苯、氯苯的汽化熱分別為 30.65 kJ/mol 和 36.52 kJ/mol 。水的比熱容為 4.187 kJ/ （kg ?） 。 若冷卻水通過(guò)全凝器溫度升高 15 ，加

17、熱蒸汽絕對(duì)壓力為 500 kPa （飽和溫度為 151.7 ，汽化熱為 2 113 kJ/kg ）。試求冷卻水和加熱蒸汽的流量。忽略組分汽化熱隨溫度的變化。解：由題給條件，可求得塔內(nèi)的氣相負(fù)荷，即xF xW0.45 0.02qn,D qn,F85 kmol/h 37.94kmol/hn,D n,F xD xW0.99 0.02對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，則q n,V q n,Vqn, D R 1 4.5 37.94 kmol/h 170.7 kmol/h1)冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計(jì)算，即Qc qn,V A 170.7 30.65 103kJ/h 5.232kJ/

18、hQccp,c(t2 t1)65.232 10 64.187 15kg/h48.33 104 kg/h2）加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計(jì)算，即QB qn,V B 170.7 36.52 103 kJ/h 6.234kJ/hQB qm,hB6.234 1062113kg/h2.95kg/h11在常壓連續(xù)提餾塔中， 分離兩組分理想溶液， 該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.0 。原料液流量為 100 kmol/h ， 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q=1，餾出液流量為 60 kmol/h ，釜?dú)堃航M成為 0.01 （易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)），試求（ 1）操 作線方程；（ 2）由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相

19、組成x m。解：本題為提餾塔，即原料由塔頂加入，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當(dāng)一層理論板。（ 1）操作線方程此為提餾段操作線方程，即qn,Lqn,WyxxWqn,Vqn,V式中qn,Lqqn,F100kmol/hqn,Vqn,D60 kmol/hqn,Wqn,Fqn,D 100 60 kmol/h 40 kmol/h則y 100x 40 0.01 1.667x 0.006760 602）最下層塔板下降的液相組成yW1(xW1)xW2 0.011 0.01由于再沸器相當(dāng)于一層理論板，故0.0198x m與 y W符合操作關(guān)系，則xmyW 0.00671.6670.0198 0.00671.667

20、0.0159提餾塔的塔頂一般沒(méi)有液相回流。12在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇水混合液。原料液流量為100 kmol/h ，其組成為 0.3 （甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），冷液進(jìn)料（ q =1.2 ），餾出液組成為 0.92 ，甲醇回收率為 90，回流比為最小回流比的 3 倍。試 比較直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種情況下的釜液組成和所需理論板層數(shù)。 甲醇水溶液的 txy 數(shù)據(jù)見(jiàn)本題 附表習(xí)題 12 附 表溫度 t液相中甲醇?xì)庀嘀屑状紲囟?t液相中甲醇?xì)庀嘀屑状嫉哪柗謹(jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)的摩爾分?jǐn)?shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50

21、.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：（ 1）釜液組成由全塔物料衡算求解。 間接加熱qn,D0.9qn,F xFxD0.9 100 0.30.92kmol/h29.35kmol/ h xW (1 0.9) 100 0.3 0.0425W 100 29.35 直接水蒸氣加熱qn,Wqn, L Rqn,Dqqn,F

22、關(guān)鍵是計(jì)算 R。由于 q =1.2 ，則 q 線方程為6x 1.5qxFxq 1 q 1在本題附圖上過(guò)點(diǎn) e 作 q 線，由圖讀得： xq = 0.37 ， yq = 0.71RminxDyq0.920.710.6176yqxq0.710.37R 3Rmin3 0.6176 1.85是qn,W1.85 29.351.2100 kmol/h 174.3 kmol/hxW(1 0.9) 1000.30.0172183.8xW明顯降低。顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時(shí)，由于冷凝水的稀釋作用，2）所需理論板層數(shù)在 xy 圖上圖解理論板層數(shù)1.0附 圖 11.0附 圖 2間 接加熱 精餾

23、段操 作線的截 距為xD0.92R 1 2.850.323由 xD = 0.92 及截距 0.323 作出精餾段操作線ab，交 q 線與點(diǎn) d。由 xW=0.0425 定出點(diǎn) c ，連接 cd 即為提餾段操作線。由點(diǎn) a開(kāi)始在平衡線與操作線之間作階梯，NT = 5 （不含再沸器），第 4 層理論板進(jìn)料。直接蒸汽加熱 圖解理論板的方法步驟同上，但需注意 附圖所示。此情況下共需理論板 7 層，第 4 層理論板進(jìn)料。計(jì)算結(jié)果表明， 在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下，xW=0.0172 是在 x 軸上而不是對(duì)角線上，直接蒸汽加熱所需理論板層數(shù)增加。如本題且需注意，直接蒸汽加熱時(shí)再沸器不能起一層理

24、論板的作用。13在具有側(cè)線采出的連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，如本題附圖所示。原料液流量為100 kmol/h ，組成為 0.5 （摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和液體進(jìn)料。塔20 kmol/h ，組成 xD1為 0.98 ，釜?dú)堃航M成為 0.05 。從 為 0.9 的飽和液體。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5 ?；亓?，回流比為 3.0 ，試求（1）易揮發(fā)組分的總收率； 方程。解：（ 1）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率可得qn,D xD1qn,D2 xD2100%qn,F xFqn,D2的計(jì)算如下qn,Fq n,D1qn,D2qn,W及qn,FxF 20 0.98 0.9qn,D2 0.05 100 2

25、0 qn,D2頂餾出液流量 qn,D 為 精餾段抽出組成 xD2 塔頂為全凝器，泡點(diǎn) （2）中間段的操作線由全塔的物料衡算，習(xí)題 13 附圖整理上式，得到0.85qn,D2 26.4則 q n,D2 31.06kmol/h于是20 0.98 31.06 0.9100 0.5100%95.1%式中2）中間段的操作線方程由 s 板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，得qn,Vs ys 1qn,Ls xs qn,D x D1 qn,D2 xD21）q n,Vs (R 1)qn, D1 (4 20) kmol h 80 kmol hqn,LsRqn,D1 qn,D23 20 31.06 kmol/h 2

26、8.94kmol/ h將有關(guān)數(shù)值代入式（1）并整理，得到y(tǒng)s 1 0.362xs 0.594414在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.5 。原料液組成為 0.35 （易揮 發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y = 0.75 x+0.20 ，試求（ 1）操作回流比與最小回流比的比值；（ 2）若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7 ，該板的氣相默弗里效率 EMV1。解：（ 1）R與 Rmin的比值先由精餾段操作線方程求得 R和 xD，再計(jì)算 Rmin。由題給條件，可知0.75R1R解得R3xD 0.20(R 1) 0.2 4 0.8xqyqy

27、q(1 yq )0.350.35 2.5(1 0.35)0.1772RminxD yq yq xq0.8 0.350.35 0.17722.604對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料， q = 0，yq = 0.35則RRmin2.63041.1522）氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為EM,Vy1 y2y1* y21）式中y1 xD 0.8y20.75x1 0.20 0.75 0.7 0.20 0.725*x1y1 1 (1)x12.5 0.71 1.5 0.70.8537將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（ 1），得EM,V0.8 0.7250.8537 0.7250.583 58.3%15在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，

28、 原料液流量為 100 kmol/h ，組成為 0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣進(jìn)料。餾出液組成為 0.95 ，釜?dú)堃航M成為 0.05 。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.0 。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的1.6 倍，試求（ 1）塔釜汽化量；（ 2）從塔頂往下數(shù)第二層理論板下降的液相組成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關(guān)系求得qn,Vmin。液相組成 x2 可用逐板計(jì)算得到。（1）塔釜汽化量對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料 q = 0，yF = 0.5 ，Rmin可用下式計(jì)算，即Rmin1xD1 xD11212 0.951 0.95 1 2.7

29、1 0.51yF1 yF0.5qn,Vmin(Rmin1)qn,DxFxW0.5 0.05而qn,Dqn,F100kmol/h50kmol/hxDxW0.95 0.05則q n, Vmin(2.71)50kmol/h 185 kmol/hq n,V minq n,Vmin (1q)qn,F(185 100)kmol/h85 kmol/hqn,V1.6qn,V min(1.685)kmol/h136 kmol/hqn,V min 也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即q n,L minyqxWqn,V minxqxWxq0.50.33330.5 2 0.5qn,V minqn,Wqn,V min0

30、.5 0.05 1.5880.3333 0.05將 qn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得qn,V min 85kmol/h逐板計(jì)算求 x2 需導(dǎo)出精餾段操作線方程。qn,V(R1)qn,D(1 q)qn,F (R 1) 50 100 136解得R3.72RxD3.720.95yxx0.788x0.2013R1R14.724.722）第 2 層理論板下降液相組成 x2塔頂全凝器y1 xD 0.95x1y1y1(1 y1 )0.950.95 2 0.050.9048y2 0.788 0.9048 0.2013 0.9143x20.91430.9143 2(1 0.9143)0.8421

31、16某制藥廠擬設(shè)計(jì)一板式精餾塔回收丙酮含量為理量為 30 kmol/h ，餾出液的組成為 0.96 ，丙酮回收率為 試根據(jù)如下條件計(jì)算塔的有效高度和塔徑。0.75 （摩爾分?jǐn)?shù)，下同）水溶液中的丙酮。原料液的處98.5%。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。進(jìn)料熱狀況飽和液體總板效率61 操作回流比全塔平均壓力110 kPa理論板層數(shù)17.0全塔平均溫度81 板間距0.40 m空塔氣速0.82 m/s解：由題給條件，可得0.985qn, F x Fqn,D0.985xD300.960.75 kmol/h 23.09kmol/hqn,V qn,V (R 1)qn,D 3 23.09kmol/h

32、 69.3kmol/NPNTET17.00.6127.88取 281）塔的有效高度E （NP 1）H T （28 1） 0.4m 10.8m2）塔徑精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，則D4qVu,V式中qV,V22.4qn,V Tp03600 T0 p22.4 69.3 （273 81） 101.33m3 s 0.5151m3 s3600 273 110于是 D 4 0.5151m 0.894m0.82根據(jù)系列標(biāo)準(zhǔn)，選取塔徑為 900 mm。C為輕。原料液17在連續(xù)精餾中分離 A、B、 C、D、E（按揮發(fā)度降低順序排列）五組分混合液。在所選擇流程下， 關(guān)鍵組分，在釜液中組成為 0.006 （摩爾分?jǐn)?shù)

33、，下同）； D為重關(guān)鍵組分，在餾出液中的組成為0.005處理量為 100 kmol/h ，其組成如本題附表 1 所示。17 題 附表 1組分ABCDExF0.2130.2440.1830.1420.218試按清晰分割法估算餾出液、釜?dú)堃旱牧髁亢徒M成。作全塔物解：由題意， A、B組分在釜?dú)堃褐胁怀霈F(xiàn)， E組分在餾出液中不出現(xiàn)，且 xW,C=0.006 ，xD,D=0.005 。 料衡算，得qn,Fqn,Dqn,Wqn,Dqn,F （xF,AxF,BxF,C ）qn,W xW,Cqn,D xD,D將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式，解得qn,D 64.1 kmol h計(jì)算結(jié)果列于本題附表 2。17 題 附表 2組

34、分ABCDEqn,Fi / （kmol/h ）21.324.418.314.221.8100qn,Di / （ kmol/h ）21.324.418.080.320064.1qn,Wi /（ kmol/h ）000.2213.8821.835.9xDi0.33230.38070.28210.00501.0xWi000.0060.38660.60721.0第十章 液-液萃取和液 - 固浸取1. 25 時(shí)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 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）水（ S）醋酸（ A）庚 醇-3 （B）水（

35、 S）096.43.648.512.838.73.593.03.547.57.545.08.687.24.242.73.753.619.374.36.436.71.961.424.467.57.929.31.169.630.758.610.724.50.974.641.439.319.319.60.779.745.826.727.514.90.684.546.524.129.47.10.592.447.520.432.10.00.499.6習(xí)題 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

36、.814.844.132.626.719.248.137.933.623.747.644.9試求：（ 1）在直角三角形相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200 kg 醋酸、 200 kg 庚醇-3 和 400 kg 水組成的混合液的物系點(diǎn)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）上述兩液層的分配系數(shù) kA 及選擇性系數(shù)。（ 4）從上述混合液中蒸出多少千克水才能成為均相溶液？解：1）溶解度曲線如附圖1 中曲線 SEPHRJ所示。輔助曲線如附圖 1 曲線 SNP所示。分配曲線如附圖 2所示。2）和點(diǎn)醋酸的質(zhì)量分率為200200

37、200 4000.25水的質(zhì)量分率為xS400200 200 4000.50可得由此可確定和點(diǎn) M的位置，如附圖 1 所示。由輔助曲線通過(guò)試差作圖可確定M點(diǎn)的差點(diǎn) R 和 E。由杠桿規(guī)則13RM40800kg 260kg40E M R 800 260kg 540kg習(xí)題 1 附圖 1習(xí)題 1 附圖 2由附圖 1 可查得 E 相的組成為yA 0.28, ySR 相的組成為xA 0.20, xS（3）分配系數(shù)0.71, y0.06, xyA 0.28xA 0.20yBxB0.010.740.0135選擇性系數(shù)1.40.0135桿規(guī)則可得H3455800kg 494.5kg55103.74）隨水分的

38、蒸發(fā)，和點(diǎn) M將沿直線 SM移動(dòng)，當(dāng) M點(diǎn)到達(dá) H 點(diǎn)時(shí)，物系分層消失，即變?yōu)榫辔锵?。由杠需蒸發(fā)的水分量為M H 800 494.5 kg 305.5kg2. 在單級(jí)萃取裝置中，以純水為溶劑從含醋酸質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%的醋酸庚醇 -3 混合液中提取醋酸。已知原料液的處理量為 1 000 kg/h ，要求萃余相中醋酸的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于10%。試（ 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(jiàn)習(xí)題1。解：（ 1）物系的溶解度曲線及輔助曲線如附圖所示。由原料組成 xF=0.3 可確定原料的相點(diǎn) F，由萃余相的組成 xA=0.1 可確定萃余相的相點(diǎn) R。借助輔助曲線，由 R可確定

39、萃取相的相點(diǎn)E。聯(lián)結(jié) RE、 FS，則其交點(diǎn) M即為萃取操作的物系點(diǎn)。由杠桿規(guī)則可得F 37 S 2637261000kg 1423kg262）由杠桿規(guī)則可確定萃余相的量。R 491649習(xí)題 2 附圖1616 1000491423 kg 791kg由附圖可讀得萃取相的組成為yA 0.1476.2%萃取率 = 0.14 2423 7911000 0.33. 在三級(jí)錯(cuò)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 2000 kg ，每級(jí)的異丙醚用量為 800 kg ，操作溫度為 20 ，試求（ 1） 各級(jí)排出的萃取相和萃 余相的量和組成；（ 2

40、）若用一級(jí)萃取達(dá)到同樣的殘液組成，則需若干千克萃取劑。20 時(shí)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(shí)醋酸（ A）水（ B）異丙醚（ S）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）0.6998.11.20.180.599.31.4197.11.50.370.798.92.8995.51.60.790.898.46.4291.71.91.91.097.113.3484.42.34.81.993.325.5071.73.411.43.984.736.758.94.421.66.971.544.3

41、45.110.631.110.858.146.4037.116.536.215.148.7解：由平衡數(shù)據(jù)在直角三角形坐標(biāo)圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，如附圖所示。由原料組成 xF=0.3 ，在圖中確定原料相點(diǎn)F。由物料衡算確定一級(jí)萃取物系的組成xA2000 0.32000 8000.214xS8002000 8000.286由此可確定一級(jí)萃取物系點(diǎn) M1的位置。借助輔助曲線，通過(guò)試差作圖可由M1 確定級(jí)萃取的萃取相點(diǎn) E1 和萃余相點(diǎn) R1。由杠桿規(guī)則可得習(xí)題 3 附圖R1 50 M 1 34.534.5 34.5RM 12800kg 1932kg50 1 50E1 M1 R12800 193

42、2 kg 868kg由附圖可讀得一級(jí)萃取相和萃余相的組成為y1 0.110x1 0.255與一級(jí)萃取計(jì)算方法由 R1 的量及組成，以及所加萃取劑的量，通過(guò)物料衡算可求得二級(jí)萃取的物系點(diǎn) 相同可得E2 930kgR2 1800 kgy2 0.10x2 0.23與二級(jí)萃取計(jì)算相同，可得三級(jí)萃取計(jì)算結(jié)果E3 920kg1890 kgy3 0.08x3 0.21（ 2）若采用一級(jí)萃取達(dá)到同樣的萃取效果，則萃取物系點(diǎn)為附圖中的N 點(diǎn)。由杠桿規(guī)則可得F 37.5 S 26.537.5 37.5S 37.5F 37.5 2000 kg 2830kg26.5 26.54. 在多級(jí)錯(cuò)流萃取裝置中，以水為溶劑從含

43、乙醛質(zhì)量分?jǐn)?shù)為6%的乙醛甲苯混合液中提取乙醛。已知原料液的處理量為 1 200kg/h ，要求最終萃余相中乙醛的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于0.5%。每級(jí)中水的用量均為 250 kg/h 。操作條件下，水和甲苯可視為完全不互溶，以乙醛質(zhì)量比表示的平衡關(guān)系為Y=2.2 X。試求所需的理論級(jí)數(shù)。習(xí)題 4 附圖解：（ a）直角坐標(biāo)圖解法在 X Y直角坐標(biāo)圖上繪出平衡曲線 Y=2.2 X，如附圖所示。XFxF1 xF0.061 0.060.064原料中稀釋劑的量為B F 1 xF 1200 1 0.06 kg h 1128kg h操作線的斜率為B 11284.512S 250過(guò) XF作斜率為 4.512 的直線，與

44、平衡線交于 Y1，則 XFY1 為一級(jí)萃取的操作線。過(guò) Y1 作 Y軸的平行線，與 X 軸交于 X1。過(guò) X1作 XFY1 的平行線，與平衡曲線交于 Y2，X1Y2即為二級(jí)萃取的操作線。同理可作以后各級(jí)萃取的操 作線，其中 Xi 為第 i 級(jí)萃余相的組成，直至 Xn 小于或等于所規(guī)定的組成 0.005 為止。操作線的條數(shù)即為理論級(jí) 數(shù)，即n=7（ b）解析法 由于 B與 S不互溶，故可采用式（ 1035）計(jì)算理論級(jí)數(shù)。K 2.2XF 0.064Xn 0.005KSB2.2 25011280.4876ln XF YS Kln Xn YS K nln 1 Amln 0.0640.005ln 1 0

45、.48766.4YS 0取 n=7也可采用迭代計(jì)算求理論級(jí)數(shù)。平衡關(guān)系為Yi 2.2Xi操作關(guān)系為Yi4.512 Xi Xi-1由此可得迭代關(guān)系為Xi 0.6722Xi-1迭代計(jì)算結(jié)果為X0 XF 0.064X1 0.0430X2 0.0289X3 0.0194X4 0.0131X5 0.00879X6 0.00591X7 0.00397 0.005即所需理論級(jí)數(shù)為 7 級(jí)。5. 在多級(jí)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 2 000kg/h ，操作溶劑比（ S F ）為 0.9 ，要求最終萃余相中丙酮質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于6%，試求（

46、 1）所需的理論級(jí)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（ S）丙酮（ A）醋酸乙酯（ B）水（ S）07.492.6096.33.53.28.388.54.891.04.26.08.086.09.485.65.09.58.382.213.580.56.012.89.278.016.677.26.214.89.875.420.073.07.017.510.272.322.470.07.621.211.867.027.862.010.226.415.

47、058.632.651.013.2解：（ 1）由平衡數(shù)據(jù)在直角三角形坐標(biāo)圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，如附圖所示。由原料組成 xF=0.40 ，在圖中確定原料相點(diǎn) F。F=1000kg/h 、S/ F=0.9 ，再根據(jù)杠桿規(guī)則可確定 F、S的和點(diǎn) M。由習(xí)題 5 附圖最終萃取要求 xn=0.06 確定 Rn。聯(lián)結(jié) Rn、 M，其延長(zhǎng)線與溶解度曲線交于 E1，F(xiàn)E1、RnS兩線的交點(diǎn) 即為操作點(diǎn)。 借助輔助曲線作圖可得 E1 的共軛相點(diǎn) R1（第一級(jí)萃取萃余相點(diǎn)），聯(lián)結(jié)R1與溶解度曲線交于 E2。同理可找到 R2、 R3 ，直至萃余相的組成小于 0.06 為止，操作線的條數(shù)即為理論級(jí)數(shù)。由作圖可

48、得n=6（2）聯(lián)結(jié) S、 E1，并延長(zhǎng)交 AB與 E， E即為萃取液的相點(diǎn)，讀圖可得yA 0.65M F S 2000 1800 kg h 3800 kg h由杠桿規(guī)則可得E135.5 M27E127 M35.52727 3800 kg h35.52890 kg h72.5E129E11156 kg h29 2890 29 kg h72.5 72.56. 在多級(jí)逆流萃取裝置中，以純氯苯為溶劑從含吡啶質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 35%的吡啶水溶液中提取吡啶。操作溶劑 比（ S F ）為 0.8 ，要求最終萃余相中吡啶質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于 5%。操作條件下，水和氯苯可視為完全不互溶。試在 XY直角坐標(biāo)圖上求解所需的理論

49、級(jí)數(shù)，并求操作溶劑用量為最小用量的倍數(shù)。操作條件下的平衡數(shù)據(jù)列于本 題附表。習(xí)題 6附表 吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）的平衡數(shù)據(jù)（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）萃 取 相萃余相吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）00.0599.95099.920.0811.050.6788.285.0294.820.1618.951.1579.9011.0588.710.2424.101.6274.4818.980.720.3828.602.2569.1525.5073.920.5831.552.8765.5836.1062.051.8535.053.5961.044.9550.874.1840.606.4053.053.2037.908.90