化工原理下課后習題解答 天津大學化工學院 柴誠敬

1、.目錄第七章 傳質(zhì)與分離過程概論2第八章 氣體吸收5第九章 蒸餾18第十章 液-液萃取和液-固浸取31第十一章 固體物料的干燥習題解答45第七章 傳質(zhì)與分離過程概論1.在吸收塔中用水吸收混于空氣中的氨。已知入塔混合氣中氨含量為5.5%（質(zhì)量分數(shù)，下同），吸收后出塔氣體中氨含量為0.2%，試計算進、出塔氣體中氨的摩爾比、。解：先計算進、出塔氣體中氨的摩爾分數(shù)和。 進、出塔氣體中氨的摩爾比、為 由計算可知，當混合物中某組分的摩爾分數(shù)很小時，摩爾比近似等于摩爾分數(shù)。2. 試證明由組分A和B組成的雙組分混合物系統(tǒng)，下列關(guān)系式成立： （1） （2） 解：（1） 由于 故 （2） 故 3. 在直徑為0.0

2、12 m、長度為0.35 m的圓管中，CO氣體通過N2進行穩(wěn)態(tài)分子擴散。管內(nèi)N2的溫度為373 K，總壓為101.3 kPa，管兩端CO的分壓分別為70.0 kPa和7.0 kPa，試計算CO的擴散通量。解：設(shè) ACO； BN2 查附錄一得 4. 在總壓為101.3 kPa，溫度為273 K下，組分A自氣相主體通過厚度為0.015 m的氣膜擴散到催化劑表面，發(fā)生瞬態(tài)化學反應。生成的氣體B離開催化劑表面通過氣膜向氣相主體擴散。已知氣膜的氣相主體一側(cè)組分A的分壓為22.5 kPa，組分A在組分B中的擴散系數(shù)為1.85×10-5 m2/s。試計算組分A和組分B的傳質(zhì)通量和。 解：由化學計量

3、式 可得代入式（7-25），得分離變量，并積分得 5. 在溫度為278 K的條件下，令某有機溶劑與氨水接觸，該有機溶劑與水不互溶。氨自水相向有機相擴散。在兩相界面處，水相中的氨維持平衡組成，其值為0.022（摩爾分數(shù)，下同），該處溶液的密度為998.2 kg/m3；在離界面5 mm的水相中，氨的組成為0.085，該處溶液的密度為997.0 kg/m3。278 K時氨在水中的擴散系數(shù)為1.24×109 m2/s。試計算穩(wěn)態(tài)擴散下氨的傳質(zhì)通量。 解：設(shè) ANH3；BH2O離界面5 mm處為點1、兩相界面處為點2，則氨的摩爾分數(shù)為，點1、點2處溶液的平均摩爾質(zhì)量為溶液的平均總物質(zhì)的量濃度為

4、 故氨的摩爾通量為 6. 試用式（7-41）估算在105.5 kPa、288 K條件下，氫氣（A）在甲烷（B）中的擴散系數(shù)。解：查表7-1，得 cm3/mol查表7-2，計算出由式7-41 7. 試采用式（7-43）估算在293 時二氧化硫（A）在水（B）中的擴散系數(shù)。解：查得293 K時水的黏度為查表7-3，得 查表7-4，得 cm3/mol 由式（7-43） 8. 有一厚度為8 mm、長度為800 mm的萘板。在萘板的上層表面上有大量的45 的常壓空氣沿水平方向吹過。在45 下，萘的飽和蒸汽壓為73.9 Pa，固體萘的密度為1 152 kg/m3，由有關(guān)公式計算得空氣與萘板間的對流傳質(zhì)系數(shù)

5、為0.016 5 m/s。 試計算萘板厚度減薄5所需要的時間。解：由式（7-45）計算萘的傳質(zhì)通量，即 式中為空氣主體中萘的濃度，因空氣流量很大，故可認為；為萘板表面處氣相中萘的飽和濃度，可通過萘的飽和蒸氣壓計算，即 kmol / m3 設(shè)萘板表面積為S，由于擴散所減薄的厚度為b，物料衡算可得第八章 氣體吸收1. 在溫度為40 、壓力為101.3 kPa的條件下，測得溶液上方氨的平衡分壓為15.0 kPa時，氨在水中的溶解度為76.6 g (NH3)/1 000 g(H2O)。試求在此溫度和壓力下的亨利系數(shù)E、相平衡常數(shù)m及溶解度系數(shù)H。解：水溶液中氨的摩爾分數(shù)為 由 亨利系數(shù)為 kPa 相平

6、衡常數(shù)為由于氨水的濃度較低，溶液的密度可按純水的密度計算。40 時水的密度為 kg/m3 溶解度系數(shù)為 2. 在溫度為25 及總壓為101.3 kPa的條件下，使含二氧化碳為3.0%（體積分數(shù)）的混合空氣與含二氧化碳為350 g/m3的水溶液接觸。試判斷二氧化碳的傳遞方向，并計算以二氧化碳的分壓表示的總傳質(zhì)推動力。已知操作條件下，亨利系數(shù)kPa，水溶液的密度為997.8 kg/m3。解：水溶液中CO2的濃度為對于稀水溶液，總濃度為 kmol/m3水溶液中CO2的摩爾分數(shù)為 由 kPa氣相中CO2的分壓為 kPa < 故CO2必由液相傳遞到氣相，進行解吸。 以CO2的分壓表示的總傳質(zhì)推動力

7、為 kPa3. 在總壓為110.5 kPa的條件下，采用填料塔用清水逆流吸收混于空氣中的氨氣。測得在塔的某一截面上，氨的氣、液相組成分別為、。氣膜吸收系數(shù)kG=5.2×10-6 kmol/(m2·s·kPa)，液膜吸收系數(shù)kL=1.55×10-4 m/s。假設(shè)操作條件下平衡關(guān)系服從亨利定律，溶解度系數(shù)H0.725 kmol/(m3·kPa)。 （1）試計算以、表示的總推動力和相應的總吸收系數(shù)； （2）試分析該過程的控制因素。解：(1) 以氣相分壓差表示的總推動力為 kPa 其對應的總吸收系數(shù)為 kmol/(m2·s·kPa)

8、 以液相組成差表示的總推動力為 其對應的總吸收系數(shù)為 （2）吸收過程的控制因素氣膜阻力占總阻力的百分數(shù)為氣膜阻力占總阻力的絕大部分，故該吸收過程為氣膜控制。4. 在某填料塔中用清水逆流吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。操作壓力為105.0 kPa，操作溫度為25 。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)為2.126kmol/(m3·kPa)。測得塔內(nèi)某截面處甲醇的氣相分壓為7.5 kPa，液相組成為2.85 kmol/m3，液膜吸收系數(shù)kL=2.12×10-5 m/s，氣相總吸收系數(shù)KG1.206×10-5 kmol/(m2·s·kP

9、a)。求該截面處（1）膜吸收系數(shù)kG、kx及ky；（2）總吸收系數(shù)KL、KX及KY；（3）吸收速率。解：(1) 以純水的密度代替稀甲醇水溶液的密度，25 時水的密度為 kg/m3溶液的總濃度為kmol/m3 （2）由m/s 因溶質(zhì)組成很低，故有 （3）吸收速率為 5. 在101.3 kPa及25 的條件下，用清水在填料塔中逆流吸收某混合氣中的二氧化硫。已知混合氣進塔和出塔的組成分別為y1=0.04、y2=0.002。假設(shè)操作條件下平衡關(guān)系服從亨利定律，亨利系數(shù)為4.13×103 kPa，吸收劑用量為最小用量的1.45倍。（1） 試計算吸收液的組成； （2） 若操作壓力提高到1013

10、kPa而其他條件不變，再求吸收液的組成。 解：（1） 吸收劑為清水，所以 所以操作時的液氣比為 吸收液的組成為 （2） 6. 在一直徑為0.8 m的填料塔內(nèi)，用清水吸收某工業(yè)廢氣中所含的二氧化硫氣體。已知混合氣的流量為45 kmol/h，二氧化硫的體積分數(shù)為0.032。操作條件下氣液平衡關(guān)系為，氣相總體積吸收系數(shù)為0.056 2 kmol/(m3·s)。若吸收液中二氧化硫的摩爾比為飽和摩爾比的76%，要求回收率為98%。求水的用量（kg/h）及所需的填料層高度。解： 惰性氣體的流量為水的用量為 求填料層高度 7. 某填料吸收塔內(nèi)裝有5 m高，比表面積為221 m2/m3的金屬階梯環(huán)填

11、料，在該填料塔中，用清水逆流吸收某混合氣體中的溶質(zhì)組分。已知混合氣的流量為50 kmol/h，溶質(zhì)的含量為5（體積分數(shù)）；進塔清水流量為200 kmol/h，其用量為最小用量的1.6倍；操作條件下的氣液平衡關(guān)系為；氣相總吸收系數(shù)為；填料的有效比表面積近似取為填料比表面積的90。試計算（1）填料塔的吸收率；（2）填料塔的直徑。解：（1）惰性氣體的流量為對于純?nèi)軇┪?依題意（2） 由 填料塔的直徑為8. 在101.3 kPa及20 的條件下，用清水在填料塔內(nèi)逆流吸收混于空氣中的氨氣。已知混合氣的質(zhì)量流速G為600 kg/(m2·h)，氣相進、出塔的摩爾分數(shù)分別為0.05、0.00052

12、6，水的質(zhì)量流速W為800 kg/(m2·h)，填料層高度為3 m。已知操作條件下平衡關(guān)系為Y= 0.9 X，KGa正比于G 0.8而于W無關(guān)。若（1）操作壓力提高一倍；（2）氣體流速增加一倍；(3) 液體流速增加一倍，試分別計算填料層高度應如何變化，才能保持尾氣組成不變。解：首先計算操作條件變化前的傳質(zhì)單元高度和傳質(zhì)單元數(shù) 操作條件下，混合氣的平均摩爾質(zhì)量為 m （1） 若氣相出塔組成不變，則液相出塔組成也不變。所以 m m m 即所需填料層高度比原來減少1.801m。 （2） 若保持氣相出塔組成不變，則液相出塔組成要加倍，即 故 m m m 即所需填料層高度要比原來增加4.910

13、 m。 （3） W對KGa無影響，即對KGa無影響，所以傳質(zhì)單元高度不變，即 m 即所需填料層高度比原來減少0.609 m。9. 某制藥廠現(xiàn)有一直徑為1.2 m，填料層高度為3 m的吸收塔，用純?nèi)軇┪漳硽怏w混合物中的溶質(zhì)組分。入塔混合氣的流量為40 kmol/h，溶質(zhì)的含量為0.06（摩爾分數(shù)）；要求溶質(zhì)的回收率不低于95%；操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y = 2.2X ；溶劑用量為最小用量的1.5倍；氣相總吸收系數(shù)為0.35 kmol/ (m2·h)。填料的有效比表面積近似取為填料比表面積的90。試計算（1）出塔的液相組成；（2）所用填料的總比表面積和等板高度。解：（1） 惰性氣體的

14、流量為 （2） m由 填料的有效比表面積為填料的總比表面積為由 由 填料的等板高度為 10. 用清水在塔中逆流吸收混于空氣中的二氧化硫。已知混合氣中二氧化硫的體積分數(shù)為0.085，操作條件下物系的相平衡常數(shù)為26.7，載氣的流量為250 kmol/h。若吸收劑用量為最小用量的1.55倍，要求二氧化硫的回收率為92%。試求水的用量（kg/h）及所需理論級數(shù)。 解： 用清水吸收， 操作液氣比為 水的用量為 用清水吸收， 由 11. 某制藥廠現(xiàn)有一直徑為 0.6 m，填料層高度為6 m的吸收塔，用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚怏w中的有害組分?，F(xiàn)場測得的數(shù)據(jù)如下：V=500 m3/h、Y1=0.02、Y2=0.0

15、04、X1=0.004。已知操作條件下的氣液平衡關(guān)系為 Y = 1.5 X 。現(xiàn)因環(huán)保要求的提高，要求出塔氣體組成低于0.002（摩爾比）。該制藥廠擬采用以下改造方案：維持液氣比不變，在原塔的基礎(chǔ)上將填料塔加高。試計算填料層增加的高度。解：改造前填料層高度為 改造后填料層高度為故有由于氣體處理量、操作液氣比及操作條件不變，故對于純?nèi)軇┪?，?故 因此，有操作液氣比為填料層增加的高度為12. 若吸收過程為低組成氣體吸收，試推導。解： 由 故 13. 在裝填有25 mm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101.3 kPa，氣相的質(zhì)量速度為0.525 kg/(m2&#

16、183;s)，液相的質(zhì)量速度為2.850 kg/(m2·s)。已知20 及101.3 kPa時氨在空氣中的擴散系數(shù)為m2/s，20 時氨在水中的擴散系數(shù)為m2/s。試估算傳質(zhì)單元高度HG、HL 。解：查得20 下，空氣的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： Pa·s kg/m3由 查表8-6，查得20 下，水的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： Pa·s kg/m3由 查表8-7，14. 用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液，已知進、出解吸塔的液相組成分別為0.008 5和0.001 6（均為摩爾比）。解吸所用載氣為含二氧化碳0.000 5（摩爾分數(shù)）的空氣，解吸的操作條件為35 、101.

17、3 kPa，此時平衡關(guān)系為Y=106.03X。操作氣液比為最小氣液比的1.45倍。若取m，求所需填料層的高度。解：進塔載氣中二氧化碳的摩爾比為 最小氣液比為 操作氣液比為 吸收因數(shù)為 液相總傳質(zhì)單元數(shù)為 填料層高度為15. 某操作中的填料塔，其直徑為0.8 m，液相負荷為8.2 m3/h，操作液氣比（質(zhì)量比）為6.25。塔內(nèi)裝有DN50金屬階梯環(huán)填料，其比表面積為109 m2/m3。操作條件下，液相的平均密度為995.6 kg/m3，氣相的平均密度為1.562 kg/m3。（1）計算該填料塔的操作空塔氣速； （2）計算該填料塔的液體噴淋密度，并判斷是否達到最小噴淋密度的要求。解：（1）填料塔的

18、氣相負荷為 填料塔的操作空塔氣速為（2）填料塔的液體噴淋密度為 最小噴淋密度為 ，達到最小噴淋密度的要求。16. 礦石焙燒爐送出的氣體冷卻后送入填料塔中，用清水洗滌以除去其中的二氧化硫。已知入塔的爐氣流量為2400 m3/h，其平均密度為1.315 kg/m3；洗滌水的消耗量為50 000 kg/h。吸收塔為常壓操作，吸收溫度為20 。填料采用DN50塑料階梯環(huán)，泛點率取為60。試計算該填料吸收塔的塔徑。解：查得20 下，水的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： Pa·s kg/m3爐氣的質(zhì)量流量為 采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計算泛點氣速， 橫坐標為 查圖8-23，得縱坐標為 對于 DN50塑料階梯環(huán)，由表

19、8-10 和附錄二分別查得1/m 故 解出 m/s 操作空塔氣速為 由 圓整塔徑，取=1.0 m 校核 ，故所選填料規(guī)格適宜。 取 m3/（m·h） 最小噴淋密度為 操作噴淋密度為 > 操作空塔氣速為 泛點率為 經(jīng)校核，選用=1.0 m 合理。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=107.6 kPa及41.85 kPa，取樣測得液面上方氣相中組分A的摩爾分數(shù)為0.95。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓。解：本題可用露點及泡點方程求解。解得 kPa本題也可通過相對揮發(fā)度求解由氣液平衡方程得2試分別計算含苯0.4

20、（摩爾分數(shù)）的苯甲苯混合液在總壓100 kPa和10 kPa的相對揮發(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，100 kPa和10 kPa對應的泡點分別取94.6 和31.5 ）解：本題需試差計算（1）總壓p總100 kPa初設(shè)泡點為94.6，則 得 kPa同理 kPa或 則 （2）總壓為p總10 kPa通過試差，泡點為31.5，=17.02kPa，5.313kPa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)組分的摩爾分數(shù)）的兩組分理想溶液進行平衡蒸餾和簡

21、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。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 則 由平衡方程 聯(lián)立兩方程，得y = 0.735， x = 0.4045kmol = 44kmol（2）簡單蒸餾kmol kmol即 解得 xW = 0.3785簡單蒸餾收率高（61.46%），釜殘液組成低（0.3785）4在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為0.5（苯的摩爾分數(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.

22、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 （2）餾出液的最大可能流量當A=100%時，獲得最大可能流量，即 5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的摩爾分數(shù)，下同），飽和液體進料，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，寫出精餾段的操作線方程；（3）提餾段的液相負荷。解：（1）餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得 kmol/h=54.55 kmol/hkmol/h=45.45 kmol/h（2）精餾段操作線方程（3）提餾

23、段的液相負荷6在常壓連續(xù)精餾塔中分離A、B兩組分理想溶液。進料量為60 kmol/h，其組成為0.46（易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），原料液的泡點為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。試求如下三種進料熱狀態(tài)的q值和提餾段的氣相負荷。（1）40 冷液進料；（2）飽和液體進料；（3）飽和蒸氣進料。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 （1）40 冷液進料 q值可由定義式計算，即（2）飽和液體進料 此時 q = 1（3）飽和蒸氣進料 q = 0三種進料熱狀態(tài)下，由于q的不同，提餾段的氣相負荷（即再沸

24、器的熱負荷）有明顯差異。飽和蒸氣進料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y = 0.75x+0.238；q線方程為y = 2-3x。試求（1）操作回流比及餾出液組成；（2）進料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；（3）兩操作線交點的坐標值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，得及解得 R = 3，xD = 0.9522）進料熱狀況參數(shù)及原料液組成 由于及解得 q = 0.75（氣液混合進料），xF = 0.5（3）兩操作線交點的坐標值xq及yq 聯(lián)立操作線及

25、q線兩方程，即解得 xq = 0.4699及yq = 0.5903（4）提餾段操作線方程 其一般表達式為式中有關(guān)參數(shù)計算如下： kmol/h = 25.32 kmol/hkmol/h =111.54 kmol/hkmol/h = 86.22 kmol/h則 8在連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液，其組成為0.48（苯的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料。要求餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05。操作回流比為2.5，平均相對揮發(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：由氣液平衡方程計算氣液相平衡組成如本題附表所示。習題8 附 表x00.050.10.20.30.40.50.60.

26、70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0習題8 附 圖在xy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a、e、c。精餾段操作線的截距為，在y軸上定出點b，連接點a及點b，即為精餾段操作線。過點e作q線（垂直線）交精餾段操作線于點d。連接cd即得提餾段操作線。從點a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，達到指定分離程度需11層理論板，第5層理論板進料。9在板式精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2的兩組分溶液，泡點進料。餾出液組成為0.95（易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），釜殘液組成為0.05，原料

27、液組成為0.6。已測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)。解：（1）原料液的處理量 由全塔的物料衡算求解。對于泡點進料，q = 1kmol/h=34.5 kmol/h則 解得 kmol/h（2）R為Rmin的倍數(shù)R = 1.70對于泡點進料，Rmin的計算式為 于是 10在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯氯苯混合物。已知進料量為85 kmol/h，組成為0.45（易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料。塔頂餾出液的組成為0.99，塔底釜殘液組成為0.02。操作回流比為3.5。塔頂采用全

28、凝器，泡點回流。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 )。若冷卻水通過全凝器溫度升高15 ，加熱蒸汽絕對壓力為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)的氣相負荷，即對于泡點進料，精餾段和提餾段氣相負荷相同，則（1）冷卻水流量 由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計算，即（2）加熱蒸汽流量 釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計算，即 11在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對揮發(fā)度為2.0。原料液流

29、量為100 kmol/h，進料熱狀態(tài)參數(shù)q=1，餾出液流量為60 kmol/h，釜殘液組成為0.01（易揮發(fā)組分的摩爾分數(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組成xm。解：本題為提餾塔，即原料由塔頂加入，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當一層理論板。（1）操作線方程 此為提餾段操作線方程，即式中 kmol/hkmol/h40 kmol/h則 （2）最下層塔板下降的液相組成 由于再沸器相當于一層理論板，故xm與yW符合操作關(guān)系，則提餾塔的塔頂一般沒有液相回流。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（甲醇的摩爾分數(shù)，下同），

30、冷液進料（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)見本題附表習題12 附 表溫度t液相中甲醇的摩爾分數(shù)氣相中甲醇的摩爾分數(shù)溫度t液相中甲醇的摩爾分數(shù)氣相中甲醇的摩爾分數(shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.9

31、5884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：（1）釜液組成 由全塔物料衡算求解。 間接加熱 直接水蒸氣加熱關(guān)鍵是計算R。由于q =1.2，則q線方程為在本題附圖上過點e作q線，由圖讀得：xq = 0.37，yq = 0.71于是 顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時，由于冷凝水的稀釋作用，xW明顯降低。（2） 所需理論板層數(shù) 在xy圖上圖解理論板層數(shù) 附 圖1 附 圖2習題12 附 圖間接加熱 精餾段操作線的截距為 由xD = 0.92及截距0.323作出精餾段操作線ab，交q線與點d。由xW=

32、0.0425定出點c，連接cd即為提餾段操作線。由點a開始在平衡線與操作線之間作階梯，NT = 5（不含再沸器），第4層理論板進料。直接蒸汽加熱 圖解理論板的方法步驟同上，但需注意xW=0.0172是在x軸上而不是對角線上，如本題附圖所示。此情況下共需理論板7層，第4層理論板進料。計算結(jié)果表明，在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下，直接蒸汽加熱所需理論板層數(shù)增加。且需注意，直接蒸汽加熱時再沸器不能起一層理論板的作用。習題13附圖習題13 附 圖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（摩爾分數(shù)，下同），飽和液體進料。塔

33、頂餾出液流量qn,D為20 kmol/h，組成xD1為0.98，釜殘液組成為0.05。從精餾段抽出組成xD2為0.9的飽和液體。物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。塔頂為全凝器，泡點回流，回流比為3.0，試求（1）易揮發(fā)組分的總收率；（2）中間段的操作線方程。解：（1）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率 由全塔的物料衡算，可得qn,D2的計算如下及 整理上式，得到則 于是 （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 （1）式中 將有關(guān)數(shù)值代入式（1）并整理，得到14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)組分的摩爾分數(shù)

34、，下同），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y = 0.75x+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，再計算Rmin。由題給條件，可知解得 對飽和蒸氣進料，q = 0，yq = 0.35則 （2）氣相默弗里效率 氣相默弗里效率的定義式為 （1）式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（1），得15在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100 kmol/h，組成為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同），飽和蒸氣進料。餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05。

35、物系的平均相對揮發(fā)度為2.0。塔頂全凝器，泡點回流，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可用逐板計算得到。（1）塔釜汽化量 對于飽和蒸汽進料q = 0，yF = 0.5，Rmin可用下式計算，即而 則 也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即即 將qn,W = 50 kmol/h代入上式，解得（2）第2層理論板下降液相組成x2 逐板計算求x2需導出精餾段操作線方程。解得 塔頂全凝器 16某制藥廠擬設(shè)計一板式精餾塔回收丙酮含量為0

36、.75（摩爾分數(shù)，下同）水溶液中的丙酮。原料液的處理量為30 kmol/h，餾出液的組成為0.96，丙酮回收率為98.5%。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。試根據(jù)如下條件計算塔的有效高度和塔徑。進料熱狀況 飽和液體 總板效率 61操作回流比 2 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 取28（1）塔的有效高度（2）塔徑 精餾段和提餾段氣相負荷相同，則式中 于是 根據(jù)系列標準，選取塔徑為900 mm。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

37、，C為輕關(guān)鍵組分，在釜液中組成為0.006（摩爾分數(shù)，下同）；D為重關(guān)鍵組分，在餾出液中的組成為0.005。原料液處理量為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、釜殘液的流量和組成。解：由題意，A、B組分在釜殘液中不出現(xiàn)，E組分在餾出液中不出現(xiàn)，且xW,C=0.006，xD,D=0.005。作全塔物料衡算，得將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式，解得計算結(jié)果列于本題附表2。17題 附表2組 分ABCDE/（kmol/h）21.324.418.314.221.8100/（kmol/h）21.324.

38、418.080.320064.1/（kmol/h）000.2213.8821.835.90.33230.38070.28210.00501.0000.0060.38660.60721.0第十章 液-液萃取和液-固浸取 1. 25時醋酸（A）庚醇-3（B）水（S）的平衡數(shù)據(jù)如本題附表所示。習題1附表1 溶解度曲線數(shù)據(jù)（質(zhì)量分數(shù)/%）醋酸（A）庚 醇-3（B）(333(B)水（S）醋酸（A）庚 醇-3（B） -3(B)-3(B)-3(B) 3(B)水（S）096.43.648.512.838.73.593.03.547.57.545.08.687.24.242.73.753.619.374.36.

39、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習題1附表2 聯(lián)結(jié)線數(shù)據(jù)（醋酸的質(zhì)量分數(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 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

40、標圖上繪出分配曲線。（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位置?；旌弦航?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)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）和點醋酸的質(zhì)量分率為 水的質(zhì)量分率為 由此可確定和點M的位置，如附圖1所示。由輔助曲線通過試差作圖可確定M點的差點R和E。由杠桿規(guī)則可得 由附圖1可查得E相的組成為習題1 附圖1 習題1 附圖2 R相的組成為 （3）分配系

41、數(shù) 選擇性系數(shù) （4）隨水分的蒸發(fā)，和點M將沿直線SM移動，當M點到達H點時，物系分層消失，即變?yōu)榫辔锵?。由杠桿規(guī)則可得 需蒸發(fā)的水分量為 2. 在單級萃取裝置中，以純水為溶劑從含醋酸質(zhì)量分數(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)量分數(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)見習題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F，由萃余相的組成xA=0.1可確定萃余相的相點R。借助輔助曲線，由R可確定萃取相的相點E。聯(lián)結(jié)RE、FS，則其交點

42、M即為萃取操作的物系點。由杠桿規(guī)則可得 習題2 附圖 （2）由杠桿規(guī)則可確定萃余相的量。 由附圖可讀得萃取相的組成為 萃取率= 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)量分數(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，每級的異丙醚用量為800 kg，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）若用一級萃取達到同樣的殘液組成，則需若干千克萃取劑。20 時醋酸（A）水（B）異丙醚（S）的平衡數(shù)據(jù)如下：習題3附表 20 時醋酸（A）水（B）異丙醚（S）的平衡數(shù)據(jù)(質(zhì)量分數(shù))水 相有 機 相醋酸（A）水（B）異丙醚（S）醋酸（A）水（B

43、）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 解：由平衡數(shù)據(jù)在直角三角形坐標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F。由物料衡算確定一級萃取物系的組成 習題3 附圖 由此可確定

44、一級萃取物系點M1的位置。借助輔助曲線，通過試差作圖可由M1確定一級萃取的萃取相點E1和萃余相點R1。由杠桿規(guī)則可得 由附圖可讀得一級萃取相和萃余相的組成為 由R1的量及組成，以及所加萃取劑的量，通過物料衡算可求得二級萃取的物系點M2。與一級萃取計算方法相同可得 kg kg 與二級萃取計算相同，可得三級萃取計算結(jié)果 kg kg （2）若采用一級萃取達到同樣的萃取效果，則萃取物系點為附圖中的N點。由杠桿規(guī)則可得 習題4 附圖 4. 在多級錯流萃取裝置中，以水為溶劑從含乙醛質(zhì)量分數(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)量分數(shù)不大于0.5%

45、。每級中水的用量均為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=2.2X。試求所需的理論級數(shù)。 解：（a）直角坐標圖解法 在XY直角坐標圖上繪出平衡曲線Y=2.2X，如附圖所示。 原料中稀釋劑的量為 操作線的斜率為 過XF作斜率為4.512的直線，與平衡線交于Y1，則XFY1為一級萃取的操作線。過Y1作Y軸的平行線，與X軸交于X1。過X1作XFY1的平行線，與平衡曲線交于Y2，X1Y2即為二級萃取的操作線。同理可作以后各級萃取的操作線，其中Xi為第i級萃余相的組成，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)即為理論級數(shù)，即 n=7 （b）解析法 由于B與S不互溶，故可采用式（1035）計算理論級數(shù)。 取n=7 也可采用迭代計算求理論級數(shù)。平衡關(guān)系為 操作