传质分离过程答案(精简).doc

分离工程答案第 2 章1. 计算在 0.1013MPa和 378.47K下苯（1）-甲苯（2）-对二甲苯（3）三元系，当x1 = 0.3125、 x2 =0.2978、x3 =0.3897 时的K值。汽相为理想气体，液相为非理想溶液。并与完全理想系的 K值比较。已知三个二元系的wilson方程参数（单位： J/mol ）：1211=1035.33； 1222=977.83 2322= 442.15； 2333=460.05 1311= 1510.14； 1333=1642.81在T =378.4 K时液相摩尔体积（m3/kmol）为：1L=100.9110 -3 ；2L=177.5510 -3 ；3L=136.6910 -3安托尼公式为（ps：Pa；T：K）：苯：1n p1s=20.7936-2788.51/（T-52.36）； 甲苯：1n p2s =20.9065-3096.52/（T-53.67）；对-二甲苯：1n p3s =20.9891-3346.65/（T-57.84）； 解：由 Wilson 方程得：12=2L1Le11-12RT=177.55103100.91103e-1035.338.314378.47=2.445021=0.416513=0.838231=1.244323=0.668932=1.5034ln1=1-lnx1+12x2+13x3-x1x1+12x2+13x3+21x221x1+x2+23x3+31x331x1+32x2+x3求得1=0.8897，同理2= ，3=lnp1s=20.7936-2788.51/(378.47-52.36)=12.2428 , p1s=0.2075Mpa lnp2s=20.9062-3096.52/(378.47-53.67)=11.3729 , p2s=0.0869Mpa lnp3s=20.9891-3346.65/(378.47-57.84)=10.5514 , p3s =0.0382Mpa作为理想气体实际溶液K1=1P1SP= ,同理K2= ,K3=若完全为理想系K1=P1SP= ,同理K2= ,K3=2. 在 361K 和 4136.8kPa 下，甲烷和正丁烷二元系呈汽液平衡，汽相含甲烷 0.60387%（mol）,与其平衡的液相含甲烷 0.1304%。用 R-K 方程计算iV,iL和 Ki 值。解：a11=0.42748R2Tc12.5pc1=3.222MPadm6K0.5mol-2a22=0.42748R2Tc22.5pc2=28.9926MPadm6K0.5mol-2b1=0.08664R2Tc12.5pc1=0.0298dm3mol-1b2=0.08664R2Tc22.5pc2=0.0806dm3mol-1其中Tc1=190.6K , Pc1=4.60Mpa , Tc2=425.5K , Pc2=3.80Mpa 均为查表所得a12=a11a22=9.6651MPadm6K0.5mol-2液相：aa11x12+2a12x1x2+a22x22=3.220.13042+29.66510.13040.8696+28.99260.86962=24.1711b=b1x1+b2x2=0.02980.1304+0.08060.8696=0.0740由 RK 方程：4.1368=0.0083145361Vm1-0.0740-24.1711361Vm1(Vm1+0.0740)解得Vm1=0.1349ln1L=ln0.13490.1349-0.0740+0.02980.1349-0.0740-20.13043.222+0.86969.66510.07400.00831453611.5ln0.1347+0.07400.1340+24.17110.02980.074020.0083145*ln0.1347+0.07400.1349-0.07400.1347+0.0740-ln4.13680.13490.0083145361=1.32971L=3.7780 , 同理 2L=0.3113汽相：a3.2220.603872+29.66510.603870.39613+28.99260.396132 = 10.3484b=0.02980.60387+0.08060.39613=0.0499由 RK 方程：4.1368=0.0083145361Vmv-0.0499-10.3484361Vmv(Vmv+0.0499)解得Vmv=0.5861ln1v=ln0.58610.5861-0.0499+0.02980.5861-0.0499-20.603873.222+0.396139.66510.04990.00831453611.5ln0.5861-0.04990.5861+10.34840.02980.049920.00831453611.5ln0.5861+0.04990.5861-0.04990.5861+0.0499-ln4.13680.58610.0083145361=0.03349421v=1.0341 , 同理 2v=0.5928故Ki=yixi=1-0.603871-0.1304=0.45554. 一液体混合物的组分为：苯 0.50；甲苯 0.25；对-二甲苯 0.25（摩尔分数）。分别用 平衡常数法和相对挥发度法计算该物系在 100kPa 时的平衡温度和汽相组成。假设为完全理 想物系。解：(1)平衡常数法 因为汽相、液相均为完全理想物系，故符合乌拉尔定律Pyi=Pisxi而Ki=yixi=pisp设 T 为 80时P1s=101.29kPa , P2s=38.82kPa , P3s=15.63kPa故y1+y2+y3=K1x1+K2x2+K3x3=p1spx1+p2spx2+p3spx3=101.291000.5+38.821000.25+15.631000.25=0.641故所设温度偏高，重设 T 为 91.19P1s=160.02kPa , P2s=56.34kPa , P3s=26.625kPay1+y2+y3=1.00001251故用平衡常数法计算该物系在 100kPa 时的平衡温度为 91.19汽相组成：y1=K1x1=p1spx1=160.21000.5=0.8001y2=K2x2=p2spx2=56.341000.25=0.1409y3=K3x3=p3spx3=23.6251000.25=0.059(2)相对挥发度法由于是理想混合物，所以1i=y1yi/x1xi , 得yi=y11ix1/xi对于理想混合物，得1i=p1sp2s设 T 为 80时P1s=101.29kPa , P2s=38.82kPa , P3s=15.63kPa故12=2.61,13=6.48因为y2=y1/5.22 , 为y3=y1/12.96 , y1+y2+y3=1 故y1=0.788又因为py1=1000.788=78.8kPa , 而p1sx1=101.290.5=50.645kPapy1故所设温度偏低重设 T92时P1s=163.31kPa , P2s=57.82kPa , P3s=24.31kPa故12=2.824 , 13=6.718因为y2=y1/5.648 , 为y3=y1/13.436 , y1+y2+y3=1 故y1=0.799又因为py1=1000.799=79.9kPa , 而p1sx1=163.310.5=81.655kPa基本相等因此，由相对挥发度计算该物系平衡温度为 92此时y2=0.799 , y2=0.141 , y3=0.05955. 一烃类混合物含有甲烷 5%、乙烷 10 %、丙烷 30 %及异丁烷 55 %（mol），试求混合物在 25时的泡点压力和露点压力。解：设甲烷为 1 组分，乙烷为 2 组分，丙烷为 3 组分因为各组分都是烷烃，汽液相均可视为理想溶液，故符合乌拉尔定律。25时P1s=30768.14kPa , P2s=4118.81kPa , P3s=347.59kPa(1)泡点压力p=pyi=ipisxi=30768.145%+4118.8110%+950.3130%+347.5955%=2426.56kPa(2)露点压力时由乌拉尔定律得pyi=Pisxi , xi=ppisyi 代入x1+x2+x3+x4=1 简化得：p=1y1p1s+p2s+p3s+p4s=519.77kPa故露点压力为 519.77kPa6. 含有 80%（mol）醋酸乙酯（A）和 20%(mol)乙醇（E）的二元物系。液相活度系数 用Van Laar方程计算，AAE=0.144，AEA=0.170。试计算在 101.3kPa压力下的泡点温度和露点 温度。解：由 Vanlaar 方程得：lnA=AAE1+XAEAAEXEAAEA2=0.1441+0.1440.80.170.22得lnA=1.0075lnB=AEA1+XEAAEAXAEAAE2=0.1701+0.1700.20.1440.82得lnB=1.1067因为低压气体可视为理想气体，故 pyi=iPisxi 得 yi=iPisxip（1） 泡点温度时，设 T348.15K，由安托尼方程得pAS=94.377kPa , pES=88.651kPayi=yA+yE=APAsxAp+EPEsxEp=1.007594.3770.8101.3+1.106788.6510.2101.3=0.9451故所设温度偏低重设 T350.1K 时xi=xA+xE=0.9921故露点温度为 350.1K8. 组成为 60 % 苯，25 %甲苯和 15 % 对-二甲苯(均为 mol 百分数)的液体混合物100kmol，在 101.3kPa和100下闪蒸。试计算液体和气体产物的数量和组成。假设该物系 为理想溶液。用安托尼方程计算蒸汽压。解：设苯为组分 1，甲苯为组分 2， 对二甲苯为组分 3。100时p1S=198.929kPa , p2S=74.165kPa , p3S=32.039kPa对于低压气体，气相可视为理想气体，液相可视为理想溶液故Ki=pisp , 得 K1=1.964 , K2=0.732 , K3=0.316（1） 核实闪蒸温度假设 100为进料的泡点温度，则 Kizi=1.9640.6+0.7320.25+0.3160.15=1.411假设 100为进料的露点温度，则zi/Ki=1.211说明实际的进料泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。（2） 求 ，令 0.1f=0.964-10.61+0.964-1+0.732-10.251+0.732-1+0.316-10.151+0.316-1则f0.1=0.3660 , 应增大 值计算 RK 方程导数公式为：f=-K1-12z11+K1-12+K2-12z21+K2-12+K3-12z31+K3-12=-0.5581+0.9642+0.0181-0.26842+0.071-0.68442而i+1=i-fidfid以 0.1 为初值进行迭代，得下表可知 f (3) 数值已达到 PTK 图的精确度(3)计算xi , yixi=z11+K1-1=0.61+0.840.964-1=0.332yi=K1z11+K1-1=1.9640.61+0.840.964-1=0.651同理， x20.323 ， y20.236 , x30.353 ，y30.112（4）计算V ， LV=F=0.84100=84kmolL=F-V=100-84=16kmol（5）核实 yi , xixi=0.999 , yi=1.008 结果以满意9. 在 101.3 kPa 下，对组成为 45 %（摩尔百分数，下同）正已烷，25 %正庚烷及 30 %正辛烷的混合物计算。（1）泡点和露点温度（2）将此混合物在 101.3kPa 下进行闪蒸，使进料的 50 % 汽化。求闪蒸温度，两相的组成。解：因为各组分都是烷烃，所得的汽、液相均可看成理想溶液，K i只取决于温度和压力， 若计算精度不要求非常高可使用烃类的 PTK 图，见图 2-1假设 T82，由 P101.3kPa 得下表：Kixi0.9171，所设温度偏低，重设 T102.4，得yi/Ki =0.99991，满足精度要求，故露点温度为 102.4。进料 50气化，则由公式=T-TBTD-TB 得 T94.1为闪蒸温度，查表 2-1 得：结果（1）泡点：85.8，露点：102.4；（2）闪蒸温度 94.1；气相组成：正已烷0.31，正庚烷0.27，正辛烷0.43；液相组成：正已烷0.59，正庚烷0.23，正辛烷0.17。（均为摩尔分数）第 3 章2. 设计满足下列要求的再沸气提塔（见附图），求：设计变量数是多少？ 如果有， 请指出哪些附加变量需要规定？解：c=6规定： 再沸器及各级的操作压力 级数 塔釡液流率3. 利用如附图所示的系统将某混合物分离成三个产品。试确定： 固定设计变量数和 可调设计变量数； 指定一组合理的设计变量。解：4. 采用单个精馏塔分离芳烃混合物为三个产品（见附图），试问图中所注设计变量能否使问题有唯一解？如果不，你认为还应规定哪个（些）设计变量？解：c=3图中仅给出了 6个可调设计变量：塔板数；进料位置；侧线采出位置；侧线采出量；侧线采出中苯的收率； 馏出液中苯的浓度。缺一个条件，可规定为全凝器，即饱和液体离开冷凝器。5. 苯 (B)-甲苯(T)-二甲苯(X)-异丙苯(C)混合物送入精馏塔分离，进料组成为: zB =0.2 , zT =0.3， zx =0.1 , zC =0.4（摩尔分数）。相对挥发度数据: B =2.25 , T =1.00 , x =0.33 , C =0.21 。分离要求：馏出液中异丙苯不大于 0.15% ；釜液中甲苯不大于 0.3%(摩尔)。计算最少理论板数和全回流下的物料分配。解：以 100 摩尔进料为计算基准。根据题意定甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分。 从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物料衡算时，要根据它的相对挥发 度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行 修正。物料衡算表如下：*为二甲苯的初定值解得 D=50.929 , W=49.071 则dT=29.853 , wT=0.147 , dC=0.0764 , wC=39.924代入Nm=lg29.8530.147/0.076439.924lg1.00.21=7.42由Nm值求出中间组分的馏出量和釜液量：dx=100.076439.9240.330.217.421+0.076439.9240.330.217.42=0.519wx=10-0.519=9.481由于与初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算：二次解得 D=50.446，W=49.554则dT=29.852 , wT=0.148 , dC=0.0757 , wC=39.924 再求Nm：Nm=lg29.8530.148/0.076439.924lg1.00.21=7.42dx=100.075739.9240.330.217.421+0.075739.9240.330.217.42=0.515再迭代一次，得最终物料衡算表：9. 对附图所示的复杂精馏塔，用 Fenske方程确定下列三段的最少平衡级数： 馏出液至进料级；进料级至侧线采出级侧线采出级至塔釜。（提示：平衡常数由拉乌尔定律计算）解：查苯、甲苯、联苯的 Antone 方程参数得lgP*/kPa=A-BC+t估算塔顶温度 88.5，则苯、甲苯的饱和蒸汽压分别为 130.7702、51.6425KPa，根据K=P*P 求得两者的分配系数分别为 1.0059、0.3972。yiKi=2571.0059257+0.1+0.10.3972257+0.1=0.9947估算侧线采出的温度为 137，则苯、甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为 445.7465、202.8667、3.0679KPa，根据K=P*P求得三者的分配系数分别为 2.4764、1.127、0.017yiKi=32.47643+79.4+0.2+79.41.1273+79.4+0.2+0.20.0173+79.4+0.2=1.01估算塔釡温度 240，则甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为 1424、71.721KPa，根据K=P*P求得三者的分配系数分别为 7.12、0.3586。Kixi=7.120.50.5+0.48+0.35864.80.5+0.48=0.9965苯对甲苯的相对挥发度1=1.00590.39722.47641.127=2.359甲苯对联苯的相对挥发度2=1.1270.0177.120.3586=36.28由芬斯克公式Nm=lgdwA/dwBlgAB可得（1）馏出液至进料的级数NRm=lg257260800.1lg2.359=7.7（2）进料至侧线采出的级数N=lg257379.40.1lg2.359-7.7=5.3（3）侧线采出至塔釡级数N=lg79.40.54.80.2lg36.28=2.313. 苯酚精馏塔如附图所示：原料液含苯酚50，水 50（分子分数）要求苯酚产品纯度 98以上，塔顶蒸汽冷凝后过冷到 20，在分层器中分层，分层全部回流，水层去污水厂处理。查 20时苯酚水的互溶度数据为：水层含苯酚 1.68（摩尔百分数），分层含水 66.9（摩尔百分数），苯酚水系统在 1atm 下的汽液平衡数据为：若回流比选用最小回流比的 1.5倍，饱和液体进料，并认为回流液过冷对塔内回流量的影响可忽略，试求理论塔板数。解：（1）以 100 公斤分子进料为基准。做全塔物料衡算.500.0168D+0.98WF=100=D+W 解得D=49.834W=50.166（2）求最小回流比i 若恒浓区在进料将 x=0.5，y=0.065 代入操作线方程，V最少55.36ii 若恒浓区在塔顶将 x=0.331，y=0.0403 代入操作线方程，V最少53.86故在塔进料处Rmin=0.1109R=1.5Rmin=0.1663故板数为 6 块（包括塔釜）14. 在 101.3 kPa压力下四氢呋喃（THF）和水形成二元最低共沸物，共沸物含 THF94.7% （质量）。而在 689.5 kPa压力下，共沸物含 THF 88.0%（质量）。在低于共沸组成的含量范围内， THF是易挥发组分。设计双压精馏流程实现该物系的分离， 1塔操作压力为 101.3 kPa，2塔操作压力为 689.5 kPa。若进料流率为 1000 kmol/h，进料中含 THF 0.06(摩尔分数)， 1 塔进料，要求(1)塔釜废水中含 THF 110-4摩尔分数(2)塔釜THF产品纯度为 0.999摩尔分数。根据共沸数据确定 1塔和 2塔的塔顶馏出液分别为xD1=0.819和xD2=0.674(均为摩尔分数) ，设1塔和2塔的回流量 R1和 R2 分别为 82.5mol/h 和 33.6mol/h 。 D 2 循环料并入1塔进料。求塔的理论板数和进料位置。解：首先对双塔进行物料衡算塔 1：F+D2=D1+B1FZF+D2XD2=D1XD1+B1XB1塔 2：D1=D2+B2D1XD1=D2XD2+B2XB2整个系统：F=B1+B2FXF=B1XB1+B2XB2其中 F = 1000 mol/h；xF= 0.06；xB1= 10；xD1= 0.819 ; xD2= 0.674 ；xB2= 0.999解得D1=134.0mol/h；B1=940.0mol/h；D2= 74.0mol/h；B2=60.0mol/h用图解法确定理论板数及进料位置：塔 1： 精馏段操作线：y=82.582.5+134x+13482.5+1340.819=0.3811x+0.507提馏段操作线：y=82.5+107482.5+1074-940x+94082.5+1074-94010-4=5.3418x-4.341810-4塔 2： 精馏段操作线：y=33.633.6+74x+7474+33.60.674=0.3123x+0.4635提馏段操作线：y=33.6+13433.6+134-60x+6033.6+134-600.999=1.5576x-0.5571得到塔 1 的理论板数为 11，进料位置在第 3 块板（由下往上数）塔 2 的理论板数为 15，进料位置在第 8 块板。18. 在 24 块板的塔中用油吸收炼厂气组成见表,采用的油气比为 1,操作压力为 2.6(绝压),若全塔效率以 25%计 , 问平均操作温度为多少才能回收 96%的丁烷? 并计算出塔尾气的组成。解：(1)根据已知条件按正丁烷的回收要求确定它的平均操作温度.由 N = 24 0.25 = 6 ； = 0.96 。按AN+1-AAN+1-1= 算出 A2.42（也可由吸收因子图查得）故m=LAV=11.42=0.704查烃类 PTK 列线图 P2.6 绝压，m=0.704 时，t=15，即塔的平均温度应在 15。（2）计算离塔气的组成因为=vN+1-v1vN+1-v0 假定0 = 0则v1=1-vN+1 , y1=v1vi列表计算如下：19具有三块理论板的吸收塔,用来处理下列组成的气体(VN+1),贫油和气体入口温度按塔的平均温度定为 32,塔在 2.1MPa下操作，富气流率为100 kmol/h，贫气流率为100 kmol/h，试分别用简捷法确定净化后气体 V1 中各组分的流率。解：（1）用简捷法计算设Va = 95kmol / h则LVav=2595=0.263157列表计算如下:vi=88.474 由第一次试算结果得：Vav=100+88.4742=94.23795另设Vav=94.237，作第二次试算则LVav=25.76394.237=0.273385vi=88.169 由第一次试算结果得：Vav=100+88.1692=94.085 与所设值 94.237 基本符合（2）用有效因子法计算 根据本体给定条件，不考虑塔顶、塔底温度的差别，只考虑液气比的变化以确定有效因子Ae第一次试算，取Vi=88.168LV顶=2088.169=0.226837LV底=20+11.831100=0.318310按 Ae=A底A顶+1+0.25-0.5 列表计算如下：vi=87.438vi=87.2436LV底=20+12.562100=0.32562第二次试算结果取Vi=87.2436，与所设值 87.438 基本符合20. 乙炔提浓过程中的乙炔解吸塔是使预吸收塔送来的被乙炔饱和了的吸收液解吸，以便循环使用吸收剂。已知数据如下 ：LN+1111.5 kmol/h ；lN+1,C2H27.0174 kmol/h；在塔的平均操作压力750mmHg （绝 压），平均操作温度35下，乙炔的相平衡常数mC2H2= 18 .37；塔底吹出气量V040 kmol/h ，其中含C2H20.04（摩尔百分率）。若要求解吸后，吸收剂中乙炔含量低于 0.13，试用解吸系数因子法计算所需的理论塔板数。问 增加吹出气量对过程有何影响？有没有必要增加吹出气量？解：根据已知条件确定C2H2蒸出度，设x为蒸出量。（111.5x）0.0013x7.0174 x=6.884 kmol/hl0=lN+1-l1lN+1-l0=7.0174-111.5-6.8840.00137.0174-0.000418.37111.5=0.9810Lav=111.5+111.5-6.8842=108Vav=40+6.884+402=43.5VLav=43.5108=0.4028S=mVLav=18.370.4028=7.40N=lgS-C01-C0lgS-1=lg7.40-0.98101-0.9810lg7.40-1=1.91若增加吹出气量，将使解吸因子 S 加大，所需理论板数减少。但在本题条件下所需的理论板数本来就很少，从这一点讲是没有必要增加吹出气量的。还应考虑到，吹出气量增加， 将影响塔的热量平衡，从而改变塔的操作温度，改变蒸出度。第 7 章1 在环境状态下，将含有 35% （摩尔）丙酮的水溶液分离成 99% （摩尔）的丙酮 和 98% （摩尔）的水。 若丙酮和水被认为是理想溶液，计算以 1 kmol 进料为单位的最小功； 在环境状态下的液相活度系数用 Van Laar 方程联立，其常数 A12 =2.0 ，A21=1.7（丙酮组分为 1） ,计算最小功。解：（1） 丙酮和水生成理想溶液，以 1h 为标准， 设料液量为 1kmol，计算两股产品nQ1和nQ2nQ1nQ21nQ199%+nQ22%=135%联立解得nQ10.3402kmol/h，nQ20.6598kmol/h 分离最小功的计算： Wmin8.3142980.3402(0.99ln0.990.01ln0.01)0.6598(0.98ln0.980.02ln0.02)(0.35ln0.350.65ln0.65)1396.6W（2） 应用 VanLaar 方程计算液相活度系数进料：ln1=2.01+2.00.351.70.652=0.7495同理 ln20.255799丙酮流股：ln11.449310-4，ln21.671298水流股：ln11.9073，ln29.345710-4Wmin=8.3142980.34020.99(ln0.99+1.449310-4)+0.01(ln0.01+1.6712)+0.65980.98(ln0.98+9.345710-4)+0.02(ln0.02+1.9073)0.35(ln0.35+0.749