第九章化工原理复习资料.doc

解题思路：1. 已知：P=101.3kPa，苯(A)甲苯(B)溶液Alog P 0 = 6.031 Blog P 0 = 6.080 1211t + 220.81345t + 219.5（P kPa，t ）t1=108, t2=81 求：（1）1，2（2）m , xy 表 解题思路：（1）t1=108时Alog P 0Blog P 0= 6.031 = 6.080 P 01211108 + 220.81345108 + 219.5P= 2.348,P= 1.973,A0 = 222.8kPaB0 = 94.0kPa 1= A 0PBt2=81时log0AP 0 = 6.031 121181 + 220.8= 2.018PA = 104.33kPalog0BP 0 = 6.080 134581 + 219.5= 1.604PB = 40.19kPa 2P 0P= A 0B(2) m= 1 (21+ 2 )由 y =x计算1 + ( 1) x2. 已知：乙苯(A)苯乙烯(B)溶液理想物系，P=8kPa,yA=0.595Alog P 0 = 6.08240 Blog P 0 = 6.08232 求：（1）t（2）xA1424.225213.206 + t1445.58209.43 + t（PkPa，t ）P 0P P 0解题思路： (1) y= A B APP 0 P 0AB94设：温度 t，计算 P 0 ， P 0 ， yABA直至 y A 符合（2） x AP P 0= B P 0 P 0AB3. 已知：乙苯(A)苯乙烯(B), P=13.6kPa, xA=0.144。 求：（1）t（2）yA解题思路：（1）设液体温度 t，计算 P 0 ， P 0 ， xABA直至 x A 符合（2） y AP 0 x=A AP4. 已知：P=303.9kPa，丁烷(A)戊烷(B)，yF(A)=0.8,00求：n 液/n 汽t=40下，PA =373.3kPa，PB =117.1kPa，解题思路：冷凝至 40后：P P 0x= B AP 0 P 0ABP0Ay A =x AP取总物料为 1 摩尔计：n液 x A + n汽 y A = 0.8n液 + n汽 = 1.0得n液n汽= y A 0.80.8 x A5. 已知：P=101.3kPa 下作简单精馏 W1=100kmol, x1=0.40, x2=0.30, =3.0求：（1）W 汽， y（2）改为平衡蒸馏，W 汽，y解题思路：（1） ln W1 =1ln x1 + ln 1 x2 W2 1x21 x1得W2W汽 = W1 W295y = x1 +W2W1 W2( x1 x 2 )（2） y =x 21 + ( 1) x 2由物料衡算（W1 W汽）x 2 + W汽 y = w1 x1W汽 = W1 x1 x 2y x 26. 已知：xf=0.24, q=1, xD=0.95, xw=0.03求：（1）D/F（2） R = 2时， L ，VVL（3） R = 4时， L ，VVL解题思路：（1）物料衡算D + W = F DxD + Wxw = Fx fD + W = F0.95D + 0.03W = 0.24F解得 D/F(2)L =RD=V( R + 1)DRR + 1 q = 1,L = L + qF = RD + FV = V (1 q)F = ( R + 1)D =L = R + F / DV( R + 1)得V L(3)L =RVR + 1=L = R + F / DVR + 196V得 L7已知：苯甲苯系统：xf=0.3, tf=40, F=kmol/h, P=101.3kPa, xD=0.95, xw=0.03, R=3求： V解题思路：查苯甲苯相平衡，得 xf=0.3 时, ts=98.6,由t = 1 (t2f+ t S )查得：CP 苯=148kJ/kmol,CP 甲苯=175kJ/kmolr 苯=33300kJ/kmol,r 甲苯=39200kJ/kmolC P = C P苯 x f+ C P甲苯 （1 x f )r = r苯 x f+ r甲苯 (1 x f )q = 1 + C Pr(t s t f )物料衡算：D + W = FDxD + Wxw = Fx fD + W = 100.95 D + 0.03W = 0.3 10得 D V=(R+1)DV = V (1 q)F8已知：xf=0.1, q=0, F=10kmol/h, xD=0.9, xw=0.05, 塔釜加料 求：（1）V（2）R，L/V97解题思路：（1）物料衡算： D + W = F得 D，V=F(2)V = ( R + 1)D,R = V 1D DxD + Wxw = Fx fL =RD=V( R + 1)DRR + 19. 已知：R1=R2=3，q1=q2=1，饱和液体回流。xf=0.6, xD=0.9, xB=0.3, xT=0.5, F=100kmol/h, 总=0.9求：(1) V 2(2) 1 塔中段操作线解题思路：（1）总= DxD ，得 DFx f对 1 塔作物料恒算：F + T = D + BFx f + TxT = DxD + BxB得 T,B对 2 塔，V2 = ( R2 + 1)TV 2 = V2 (1 q2 )B = V2（2）取 1 塔中段第 n 块板至塔顶作物料衡算。Fx f + V yn+1 = Dx D + L xnyn+1= L xV nDx Fx+ DfV 98q1 = 1V = V= ( R1 + 1) DL = L + qF10. 已知：塔顶产品组成：全凝器时为 xD, 分凝器时为 y0， 求：xD=y0 时，两种情况下的操作线方程。解题思路：由精馏段一截面与塔顶（包括分凝器在内）作物料衡算。Vy=Lx+Dy0, 若回流比为 R则y = L x + D y = R+ 1xVVR + 1y0R + 1R1对于全凝器时，精馏段操作线 y =x +R + 1x DR + 1可知：当选用的回流比一致，且 xD=y0 时两种情况的操作线完全一致。 在 yx 图上重合，分凝器相当于一块理论板。11已知：冷回流 R=L0/D, 塔内实际回流 R=L/D。试证：（1） R = Rr + c p(TSr T )（2）操作线方程形式不变yn+1 =Rx +R + 1 nxDR + 1解题思路：（1）对塔顶第一块板作能量衡算L0i0 + V2 I 2 = L1i + V1I1忽略 V1 与 V2 的温度变化，则 I1=I2=I。99又：对该板作物料衡算。V2 + L0 = L1 + V1将此两式代入能量衡算式，整理可得：L1 = L0I i0I i若以 0为焓的基准，则 I=CPTS+r，i=TSCP,，i0=TCP（2）若对精馏段任一截面与塔顶作物料衡算：V = L + D Vy = Lx + DxDR=L/D y = L x + D x =Rx + xDVVDR + 1R + 112已知：xf=0.5，xD=0.96，xw=0.05，q=1，R=1.2Rmin，=2.5求：逐板计算法得 NT，加料位置。解题思路：q=1,xq=xf=0.5yq =Rxq1 + ( 1) xqx D yq min =Rmin +1x D xq, 得Rmin R = 1.2Rmin精馏段操作线方程：y n+1 =Rx +R + 1 nx DR + 1提馏段操作线方程：ym +1= L xVm WxwVq = 1V = V = ( R + 1) DL = L + qF = RD + qF由全塔物料衡算：F = D + WF = D + WFx f= DxD + Wxw0.5F = 0.96D + 0.05WW = 0.505,FD = 0.495F100ym +1= L xVm Wx wV= R D / F + q(R + 1)D / Fx m W / Fx(R + 1) D / F w平衡方程：y =2.5x1 + 1.5x即 x =y2.5 1.5 y自塔顶往下计算：y1=xD=0.96x1 =y12.5 1.5 y1= 0.962.5 1.5 0.96= 0.906y2 = 0.58 0.906 + 0.403 = 0.928计算，当第 m 块板时，xxq=0.5，为加料板 计算，当第 N 块理论板 xxw=0.05 所以，全塔需理论板为 N 块（包括釜）13已知：F=15kmol/h, xf=0.35，xD=0.95，xw=0.04，q=1，R=1.5， 间接蒸汽加热分离甲醇水溶液求：（1） V ，（2）图解法 NT解题思路：（1） = Dx D( x f= x w ) x DFx f( x D x w ) x fx fD = F x wx D x w q=1.0, 塔釜蒸发量 V =V=(R+1)D（2）按教材附录的平衡数据作出甲醇水溶液的平衡曲线。 精馏段操作线截距xDR + 1= 0.951.5 + 1= 0.38作图得 NT (包括釜)，加料板位置为第 m 块理论板。14已知：数据同上题，改用直接饱和蒸汽加热，xD，xW，R 不变求：（1）S, （2）作图计 NT解题思路：（1）xD、xW 不变S= V =(R+1)D-(1-q)F=(R+1)D S + F = D + W Fx f= DxD + Wxw101得 D, WS = V= ( R + 1) D回收率 = Dx DFx f(2) 改用直接蒸汽加热后精馏段操作线方程没变 S + L = V + W提馏段Lx = V y + WxwS = VWL = WW得 y =Sx xwS显然 x=xw 时， y=0作图可得 NT 块（包括釜）。加料板位置为第 m 块理论板。15已知： xD=0.98，xf=0.60，xw=0.05，R=1.5Rmin，=2.47，q=1求：捷算法 NT解题思路：q=1,xq=xf=0.6yq =Rxq1 + ( 1) xqx D yq min =Rmin +1x D xq得R，R = 1.5R，算 R RminminminR + 1查吉利兰图得 N N minN + 1x1 xlog( D )( w )由芬斯克方程可得： Nmin =1 x Dx wlog 可得 N（包括塔釜）16已知：xf=0.42，q=1，xw=0.02，=2.5，塔顶不回流， 求：（1）xD=0.6 时，NT（2）NT 不限，xDmax解题思路：（1）该塔为一无回流回收塔，其操作线即为提馏段操作线y = L Vx W xVw且 q=1, R=0102 L = F ,FV = DWy = x xwDD由全塔物料衡算D = x F xWFx D xWW = 1 D FFy1 =x11 + ( 1) x1逐板计算：y1=xD=0.6x1 =y12.5 1.5 y1= 0.62.5 1.5 0.6= 0.375y2=1.450.375-0.009=0.535,x2=0.315依次反复计算，至 xNxw=0.02（2）在设计条件下，若板数不限则 NT=时，塔顶产物可达 xDmaxx D max= x f1 + ( 1) x f17已知：xD=0.9, xD1=0.7, xf=0.4, xw=0.1, q=1.05,R=2，=2.4, D/D1=2，D1 为 液相。求：NT解题思路：第一段操作线方程：V1 y = L1 x + Dx DDy = L1 x + D xV1V1= Rx +R + 1x DR + 1第二段操作线方程：103V2 y = L2 x + DxD + D1 xD1y = L2 x + DxD + D1 xD1V2V2D1 为液相，V2=V1=(R+1)DL2=L1-D1 y =R D1 / D x + x D + D1 / D x D1R + 1第三段操作线方程：R + 1V3 y + F x f= L3 x + DxD + D1 xD1y = L3 x + DxD + D1 xD1 Fx fV3V3 q=1.05 L3=L2+qF=2D-D1+1.05F V3=V2-(1-q)F=3D+0.05F作全塔物料衡算：Fx fF = D + D1 + W= Dx D + D1 x D1 + Wx wD / D1 = 2得 D1/F,D/F，操作线方程 q线方程： y =qx x f联立得交点q 1q 1由塔顶y1 = xD= 0.9,x1 =y12.4 1.4 y1=0.92.4 1.4 0.9= 0.7