中国石油大学（北京）《化工原理Ⅱ》计算题

1、石油大学（北京）化工学院化工原理（下册）题库三、 计算题1、（15分）在一直径为1.2m的Mellepak 250Y规整填料吸收塔中，用清水吸收空气混合气中的SO2。吸收塔操作总压为101.3kpa, 温度为20 oC，入塔混合气的流量为1000m3/h, SO2的摩尔分率为0.09，要求SO2的回收率不低于98%，采用其汽相总体积传质系KYa=0.0524 kmol/(m.s)。该体系的相平衡方程为：ye=3.3x。试求：（1）推导传质单元数计算方程；（2）试证明：成立，其中h为溶质的吸收率，m为相平衡常数；（3）最小溶剂用量，kgmol/h；（4）若实际溶剂用量为最小溶剂量的1.2倍，计算

2、出塔水中SO2浓度（摩尔分率）；（5）计算传质单元数，传质单元高度及完成该分离任务所需的填料高度。证明：（1） Ye=mX X=Xa+V/L(Y-Ya) S= mV / L （2）证明：由全塔物料平衡 V（Yb-Ya）=L Xb 故 ( L/V ) = ( Yb-Ya ) / Xa 当溶剂用量最小时，Xbe = Yb/m 因此，( L/V )min = m (Yb-Ya) / Yb = mh（3）V=V(1-yb)=37.85kmol/h Yb=yb/(1- yb)=0.099 Ya=Yb(1-)=0.099*(1-0.98)=0.00198 Xa=0 Lmin=V(yb-ya)/(yb/m-

3、xa)=37.85*(0.099-0.00198)/(0.099/3.3-0)=122.4kmol/h（4）L=1.2Lmin=146.88kmol/h xb=V(yb-ya)/L+xa=37.85(0.099-0.00198)/146.88=0.025（5） S=mV/L=3.3*37.85/146.88=0.85 h=HOGNOG=14.15*0.178=2.52m2、（15分）一座油吸收煤气中苯的吸收塔，已知煤气流量为2240（NM3/hr），入塔气中含苯4%，出塔气中含苯0.8%（以上均为体积分率），进塔油不含苯，取L=1.4 Lmin,已知该体系相平衡关系为：Y*=0.126X，试求

4、：（1） 溶质吸收率h（2）Lmin及L (kmol/h)（3）求出塔组成Xb(kmol苯/kmol油)（4）求该吸收过程的对数平均推动力DYm（5）用解析法求NOG；（6）为了增大该塔液体喷淋量。采用部分循环流程，在保证原吸收率的情况下，最大循环量L为多少，并画出无部分循环和有部分循环时两种情况下的操作线。解：（1）h=（Yb-Ya）/ Yb Yaya Yb = yb / (1-yb) = 0.04 / (1- 0.04) = 0.0417 h= ( 0.0417 - 0.008) / 0.0417 = 80.7% （2）G = 2240 / 22.4 = 100 kmol/h GB = 1

5、00 (1-0.04) = 96kmol/h (L/G)min = (Yb-Ya) / (Xb*-0) = (0.0417-0.008) / (0.0417/0.126-0)0.102 Lmin = 0.102´96 =9.792kmol/h Ls = 1.4Lmin = 1.4´9.792 = 13.7 kmol/h （3）Ls/GB = (Yb-Ya) / (Xb-0) = 13.7/96 = 0.143 Xb = (0.0417-0.008) / (Ls/GB) = 0.24 （4）DYb = Yb-Yb* = 0.0417-0.126´0.24 = 0.0

6、1146 DYm = (Dyb-Dya) / ln(Dyb/Dya) = (0.01146-0.008) / ln(0.01146/0.008) = 0.00963 （5）S=mV/L=0.126*96/13.7=0.883 （6）部分循环，入口液量为（LL），入塔浓度为Xa，在最大L下，Xa处在最大。 (Ls/GB)max = (0.0417-0.008) / (Xb-Xa) Xa = Ya/0.126 = 0.008/0.126 = 0.0635 (Ls+Ls)/GB)max = (0.0417-0.008)/(0.24-0.0635)=0.191 Ls max=0.191´96

7、-13.7=4.64kmol/hLmax=Lsmax/(1-Xb)=4.64/(1-0.24)=6.1kmol/h3、（20分）在一座逆流操作的低浓度气体填料吸收塔中，用纯矿物油吸收混合气中的溶质，已知进口混合气中溶质的含量为0.015（摩尔分率），吸收率为85%，操作条件下的平衡关系Y*=0.5X。试求：（1）出口矿物油中溶质的最大浓度和最小液气比；（2）取吸收剂用量为最小溶剂用量的3倍时，用解析法求NOG；（3）求该吸收过程的气相总对数平均传质推动力DYm；（4）气体总传质单元高度为1m时，求填料层高度；（5）为了增大该塔液体喷淋量，采用出塔液体部分循环流程。在保证原吸收率的情况下，假设气

8、相流量为，那么最大循环量L为多少，并画出无部分循环和有部分循环时两种情况下的操作线。解： （1）h=（Yb-Ya）/ Yb Ybyb0.015 Ya = Yb (1-h) = 0.015 / (1- 0.85) = 0.00225 由平衡关系可知：出口矿物油中溶质最大浓度为X1*= Yb /m=0.015/0.5=0.03 (L/G)min = (Yb-Ya) / (Xb*-0) = (0.015-0.00225) / (0.03-0)=0.425（2）Ls/GB =3(L/G)min=3*0.425=1.275 S=mG/L=0.5/1.275=0.392 （3）Xb= (Yb-Ya)/(L

9、/G) =(0.015-0.00225)/1.275=0.01 DYb = Yb-mXb = 0.015-0.5´0.01= 0.01 DYa = Ya-mXa = 0.00225 DYm = (Dyb-Dya) / ln(Dyb/Dya) = (0.01-0.00225) / ln(0.01/0.00225) =0.0052 （4）HOG=1m h=HOGNOG=2.45m （5）部分循环，入口液量为（LL），入塔浓度Xa， 在最大L下，Xa与Ya呈相平衡。吸收率不变，即Yb、Ya、Xb保持不变。 Xa = Ya/0.5 = 0.00225/0.5 = 0.0045 (Ls+Ls)

10、/GB)max =(Yb-Ya) / (Xb-Xa) = (0.015-0.00225)/(0.01-0.0045)=2.32 Ls max=(Ls+Ls)/GB)max-(Ls/GB)* GB =(2.32-1.275)´100=104.5kmol/h4、（20分）某逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨空气混合气中的氨。已知混合气进塔时氨的浓度为y1=0.01（摩尔分率），吸收率为90%，气液相平衡关系为y=0.9x。在此条件下，试求：（1）溶液最大出口浓度；（2）最小液气比；（3）取吸收剂用量为最小吸收剂用量的2倍时，传质单元数为多少？（4）传质单元高度为0.5m时，填料层高为几

11、米？解：（1）y1=0.01 =0.90 y2=y1(1-)=0.01(1-0.9)=0.001 x2=0 x1'=y1/0.9=0.01/0.9=0.0111 （2）(L/V)min=(y1-y2)/(x1'-x2)=(0.01-0.001)/(0.0111-0)=0.811 （3）L/V=2(L/V)min=2*0.811=1.62 x1=(y1-y2)/(L/V)+x2=(0.01-0.001)/1.62=0.00556 y2*=0 y1*=0.9*0.00556=0.005 ym=(y1-y2)/ln(y1/y2)=(0.01-0.005)-(0.001-0)/ln(0

12、.01-0.005)/0.001=0.0025 NOG=(y1-y2)/ym=(0.01-0.001)/0.0025=3.6 （4）h=HOGNOG=0.5*3.6=1.8m5、（10分）试证明吸收塔填料层高度计算过程中所用到的液相总传质单元数解析式：。证明： Xe=Y/m Y=L/V(X-Xb)+Yb A=L/mV 6、（20分）在一逆流填料吸收塔内，用三乙醇胺水溶液吸收汽相中的H2S，进塔气相中H2S的含量为2.91%（体积%，下同），要求H2S的回收率不低于99%，操作温度为27，压力为1 atm。进塔为新鲜溶剂，出塔溶剂中H2S浓度为0.013 kmol(H2S)/kmol(溶剂)，塔

13、内惰性气流速为0.015 kmol/(m2s)，体系的相平衡关系为：Y*=2X。（1）试求最小液气比和实际操作的液气比。（2）若Pall（鲍尔）环在该体系中的气相总体积传质系数为0.000395 kmol/(m3.s.kpa),试求达到该生产要求所需要的填料高度。（3）如果采用浮阀塔板，共需要25层才能够达到该分离要求，试求浮阀塔板在该体系中的全塔效率。（4）试计算Pall环填料的等板高度HETP。解：（1） H2S的回收率不低于99% Ya = Yb(1-) = 0.03×(1-0.99) = 0.0003 y=2x 在低浓度下近似可表示为Y=2X 并且 Yb=0.03 Xbe =

14、 Yb/m = 0.03/2 =0.015 进塔为新鲜溶剂，即Xa=0 Xb=0.013（2）S=mV/L=2/2.28=0.877 KYa=0.000395 kmol/(m3.s.kpa)惰性气体流速 V=0.015kmol/(m2s)h0 = HOGNOG = 20.96×0.3748 = 7.86m （3） 理论板数 实际板数 N = 25 效率 Eo=N理论/N实际 = 19.64/25 = 0.786（4） HETP = 图17、（20分）某生产过程产生两股含有HCl的混合气体，一股混合气的流量G1' =0.015kmol/s，HCl浓度yG1=0.1（摩尔分率），

15、另一股流量G2'=0.015kmol/s，HCl浓度yG2=0.04（摩尔分率）。今拟用一个吸收塔回收两股气体中的HCl，总回收率不低于85%，所用吸收剂为20纯水，亨利系数E=2.786×105Pa，操作压力为常压，试求：（1）将两股物料混合后由塔底入塔（附图1中的a），最小吸收剂用量为多少？若将第二股气流在适当高度单独加入塔内（附图1中的b），最小吸收剂用量有何变化？（2）若空塔气速取0.5m/s，并且已经测得在此气速下的Kya=8×10-3kmol/(s.m3)，实际液气比取最小液气比的1.2倍，那么混合进料所需填料层高度为多少？（3）若塔径、实际液气比与（2

16、）相同，第二股气流在最佳位置进料，所需填料层高为多少？中间进料位于何处？解：（1）在操作条件下，系统的相平衡常数为 第一种情况：两股气体混合后的浓度为 气体出口浓度为：两股气体混合后进塔的最小液气比（参见附图2中的操作线ab）为L'min=2.3375G'=2.3375(G1'+G2') = 2.3375×0.03=0.0701kmol/s 图2 图3第二种情况：当两股气体分别进塔时，塔下半部的液气比大于上半部，操作线将首先在中间加料处与平衡线相交（参见附图3）对中间进料口至塔顶这一段作物料衡算，可求出达到分离要求所需最小液气比为：L'min=

17、2.028G'=2.028(G1'+G2') = 2.028×0.03=0.0608kmol/s吸收塔的下半部的液气比为: 对下半部作物料衡算可得到液体最大出口浓度为：连接 (y2, 0) 、(yG2, yG2/m) 和 (yG1, x1max) 三点即得到分段进料最小液气比下的操作线。（1） 混合进料混合气体的总体积流量为：吸收塔直径为： 液体出口浓度为：，平均传质推动力为：填料层高：在实际液气比下的操作线如附图线段ab'所示。（2） 两股进料在吸收塔的上半部（操作线ab'）： 中间加料处吸收液浓度为： 在吸收塔下半部（操作线b'c&

18、#39;），液体流率不变，气体流率减半： 液体出口浓度为： H=H上段+H下端7.31+3.46=10.77m吸收的目的是为了实现混合气体的分离，而两股组成不同的气体相混合与此目的相反。本例计算结果表明，在平衡方面，混合进料所需要的最小液气比大于单独进料的最小液气比，在速率方面，为完成同样吸收任务，混合进料所需要的塔高更高。8、（27分）某填料吸收塔（见右图），用清水逆流吸收某二元工业尾气中的有害组分A，已知填料层高4m，入塔气体的浓度yb=0.02（摩尔分率，下同），溶剂对A组分的吸收率为80%，出塔液相的组成xb=0.008，并且还知道操作条件下的气液相平衡关系为y*=1.5x，现在求：（

19、1） 气相总传质单元高度HOG；（2） 操作液气比(L/V)为最小液气比(L/V)min的多少倍；（3） 由于法定排放浓度ya必须0.002，所以拟将填料层加高，若液气比和气、液相进口组成保持不变，问填料层应加高多少？（4） 若气、液相的量和进口组成保持不变，在该塔上串联一个同样的塔，那么由于汽相出口浓度ya是多少？（5） 如果混合气经吸收后，出塔浓度仍达不到环保要求，请问可以采取那些措施提高溶剂对A组分的回收率？解：（1）Yb =0.02 Ya = Yb(1-)=0.02 (1-0.8) = 0.004 Yb*=1.5Xb=1.5*0.008=0.012 Ya*=0 HOG=h/NOG=4/

20、2.77=1.44m（2） （3） Ya=0.002 Xb=0.009 Yb*=0.009*1.5=0.0135 HOG= 1.44m 不变h=HOGNOG=4.71*1.44=6.78m（4）h = HOGNOG = 8m Yb=0.02 Xa=0 (1)HOG= 1.44m 不变 (2)联立（1）（2）式，可得：Xb=0.0092 Ya=0.0016（5）答：增加吸收剂用量；增加填料层高度；降低操作温度；提高操作压力。9、（28分）一连续精馏塔分离某二元理想混合物，已知进料量F=10 kmol/s，进料组成xF = 0.5（摩尔分率，下同），进料为饱和蒸汽，塔顶产品的组成xD=0.95，塔

21、底产品的组成xW=0.1，系统的相对挥发度=2。塔底采用再沸器，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜的汽化量是最小汽化量的2倍。 试求：（1）塔顶易挥发组分的回收率；（2）塔釜的汽化量； （3）流出第二块板的液相组成（从上往下数）。解：（1） D = 4.7 kmol/s W =5.3 kmol/s （2）ye = xF = 0.5 设对应Rmin的塔釜汽化量为Vmin，则：Vmin=Vmin- (1-q)F=(Rmin+1)D-F=(2.7+1)*4.7-10=7.39 kmol/sV=2Vmin=2*7.39=14.78 kmol/s（3）V=V+F=14.78+10=24.78 kmol/sV

22、=(R+1)D=24.78 R=24.78/4.7-1=4.27精馏段操作线方程：y1 = xD = 0.95 y2=0.81*0.905+0.18=0.913x2=0.84 10、(27分)一连续精馏塔分离某二元理想混合物，已知进料量F=100 kmol/h，进料组成为0.5（摩尔分率，下同），进料为气液混合物，气液的摩尔比为1:1；塔底采用再沸器，塔顶采用全凝器，实际回流比R是最小回流比Rmin的3倍，塔顶产品的组成xD=0.8，塔底产品的组成xW=0.2，系统的相对挥发度=3。 试求：（1）进料的汽相及液相组成；（2）塔顶易挥发组分的回收率； （3）塔釜的汽化量；（4）完成分离任务所需的

23、理论板数N。解：（1）XFF = xFLF + yFVF = (1/2)FxF + (1/2)FyF=0.5F xF = 0.366 yF = 0.634 （2） xD = 0.8 xW = 0.2 F=100kmol/h XF = 0.5F =D + W = 100XFF = DxD +WxW = 100*0.5=0.8D +0.2W D = 0.5F=50 kmol/h W = 0.5F=50 kmol/h （3） R=3Rmin=1.858V=V- (1-q)F=(R+1)D- (1-q)F=(1.858+1)*50- (1-0.5)*100=92.9 kmol/h（4） y1=xD=0

24、.8相平衡方程：精馏段操作线方程：相平衡方程：精馏段操作线方程： < ye=0.634 改用提馏段操作线方程：相平衡方程： 提馏段操作线方程：相平衡方程：< xW N = 3.2 块（包括再沸器）11、（15分）用一连续精馏塔分离苯甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔顶馏出液中含苯0.95（以上均为摩尔分率），原料液为汽、液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔分率），苯甲苯的平均相对挥发度为2.5，回流比为最小回流比的2倍，试求：（1）原料液中汽相及液相的组成；（2）最小回流比；（3）若塔顶采用全凝器，求从塔顶往下数第二块理论板下降的液体组成。12、（10分）在连续精馏塔中，精馏段操

25、作线方程y=0.75x+0.2075，q线方程为y=-0.5x+1.5xF，试求：（1）回流比R，馏出液组成xD，进料液的q值；（2）当进料组成xF=0.44时，精馏段操作线与提馏段操作线交点处x值为多少，并判断进料热状态。13、（20分）组成为0.40的原料以气液混合物状态进入某精馏塔，原料的气液相摩尔比为1:2，进料的摩尔流率为F，该塔的塔顶产品组成为xD=0.95，塔顶易挥发组分的回收率为95% (以上均为摩尔分率) ，回流比R=2Rmin，组分的相对挥发度为2.5，试求：(1) 原料中的气液相组成；(2) 塔顶产品量、塔釜产品量及组成；(3) 列出精馏段操作线方程；(4) 列出提馏段操

26、作线方程；(5) 列出进料热状态线方程；解：（1）设原料液中的液相组成为xF，液相量为LF；气相组成为yF, 气相量为VF（汽液相组成均为摩尔分率，汽液相量为摩尔流率）则 XFF = xFLF + yFVF = (2/3)FxF + (1/3)FyF=0.4F xF = 0.326 yF = 0.548 （2） D = 0.4F W = 0.6F 0.4F = 0.950.4FxW * 0.6F xW = 0.033（3）计算精馏段操作线方程 Rmin = 1.8 R=2Rmin=3.6 精馏段方程为：y = 0.783x+0.207 （4）计算提馏段操作线方程 提馏段方程为： （5）计算进料

27、热状态方程 进料热状态方程为：14、（25分）如图所示，在某常压连续精馏塔中分离A、B混合液。两股进料分别为：F1=100 kgmol/h, xF1=0.6 (摩尔分率，下同), 饱和液相进料,F2=100 kgmol/h, xF2=0.2， 饱和液相进料,要求：分离后馏出液中A组分含量不小于0.8，釜液中A的浓度不大于0.02，操作回流比为R=2Rmin，系统相对挥发度=1.6。试求：（1）塔顶和塔底产品量；（2）操作回流比；（3）精馏段操作线方程；（4）提馏段气、液相流率及操作线方程；（5）两进料间中间段的气、液相流率及操作线方程。解：（1）根据物平：F1+F2=D+W F1xF1+F2x

28、F2=DxD+WxW 即： 100+100=D+W 100*0.6+100*0.2=D*0.8+W*0.02 D= 97.44 kmol/h W= 102.56 kmol/h（2） q1=1 xe=xF1=0.6 ye=xe/1+(-1)xe=1.6*0.6/1+(1.6-1)*0.6=0.706 Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=(0.8-0.706)/(0.706-0.6)=0.887 R=2Rmin=2*0.887=1.774（3）精馏段操作线方程： 代数得： 即： y=0.64x+0.288（4）提馏段气液相负荷：V=V=(R+1)D=2.774*97.44=270.30kmo

29、l/h L=L+F1+F2=RD+F1+F2=1.774*97.44+100+100=372.86kmol/h 提馏段操作线方程： 即： y=1.379x-0.0076间段气液相负荷：V=V=270.30kmol/h L=L+F1=RD+F1=1.774*97.44+100=272.86kmol/h F1xF1+Vy=DxD+Lx 中间段操作线方程： y=1.01x+0.06615、（20分）用常压精馏塔分离某二元混合物，其平均相对挥发度a=2，原料液流量F=10kmol/h,，饱和蒸汽进料，进料浓度xF=0.5(摩尔分率，下同) ，馏出液浓度xD=0.9,易挥发组分的回收率为90，回馏比R=

30、2Rmin,塔顶设全凝器，塔底为间接蒸汽加热，求：（1） 塔顶馏出液及塔底残液量；（2） 第一块塔板流出的液相组成x1;（3） 最小回流比（4） 精馏段和提馏段各板上升的汽相流率。（5） 如果塔釜改为直接通入过热蒸汽加热，对操作效果有什么影响。解： （1） 易挥发组分回收率为90% D = 5 kmol/h 由物平得： F = DW W = F-D = 10-5 5kmol/h（2） y1 = xD = 0.9 x1与y1成相平衡关系 （3）饱和蒸汽进料 q = 0 ye = xF =0.5 （4）R = 2Rmin = 2*2.35 = 4.70 设精馏段气相流率为V 提馏段气相流率为V L

31、=RD V = (R+1) D = (4.70+1) * 5 = 28.50 kmol/h V = V+(1-q)F V= V - (1-q)F = 28.5 (1-0)*10 = 18.5 kmol/h （5）需要的塔板数增加。16、（20分）某厂需分离乙苯/苯乙烯二元体系，拟建一座处理能力为16万吨/年处理能力的精馏塔（按年开工时间8000小时计算）。要求该塔塔顶乙苯的回收率不小于94%（以下均为摩尔分率），塔底苯乙烯的回收率不小于95%，塔顶采用全凝器，R=1.2 Rmin。在塔操作的温度压力范围内体系平均相对挥发度为1.45。考虑到苯乙烯组分易于聚合，初步拟订该塔采用规整填料以降低全塔

32、压降。填料制造商提供的规整填料HETP为0.4 m。1） 如果进料为乙苯的浓度为50%的泡点进料，试求：a. 塔顶、塔底乙苯组成及流量。b. 试求精馏段和提馏段所需的填料高度。2） 如果对进料加热并进行闪蒸，闪蒸后的汽液相摩尔比为1：1, 将气相冷凝至泡点后与液相流股分别进入塔内（即两股进料都为泡点进料）， 在分离要求不变的条件下，试求出精馏段、提馏段和两股进料间的填料高度。解：（1） a. F = 160000000/8000 = 20000 kg/h = 20000/(106+104) = 190.476kmol/h DxD/FxF = 0.94 W(1-xW) /(1-FxF)=0.95

33、 FxF= DxD+ WxW 1= DxD/FxF+WxW/FxF Wxw/FxF = 1- 0.94 = 0.06 求出：xW0.0594 W = FxF/xw = 190.476´0.5/0.0594 = 96.2 kmol/h D = F-W = 190.476-96.2 = 94.276 kmol/h xD = FxF/D =190.476´0.5/94.276 = 0.950b. 由 xD=0.95 xW=0.0594 并且为泡点进料 xF=0.5 在图上作出精馏段操作线、q线和提馏段操作线，得到: N理论34.8块 N理论18块 N理论16.8块 （不包括再沸器

34、） 填料塔的精馏段高度 h精馏=HETP N精馏理论=0.4×18 =7.2m 提馏段高度 h提馏=HETP N提馏理论=0.4×16.8=6.72m(2) VF=LF=F/2=65.238kmol/h 且 xD=0.95 xW=0.0594不变 由 xF1F1xF2F2=F 即 xF1+xF2=1 和 可以得到： xF1=0.546 xF2=0.453 F1为泡点进料 R=1.2*Rmin=1.2*3.521=4.214 可以得到精馏段操作线，与q1线交于一点1。 可以得到提馏段操作线，与q2线交于一点2，连接1、2点即得到中间段操作线: 由图可得： N理论35.8块 N

35、精馏理论16块 N精馏理论5.4块 N提馏理论14.4块 （不包括再沸器） 填料塔的精馏段高度 h精馏=HETP N精馏理论=0.4×16 = 6.4m 中间段高度 h中间=HETP N中间理论=0.4×5.4 =2.16m 提馏段高度 h提馏=HETP N提馏理论=0.4×14.4 =5.76m17、用一连续精馏塔分离苯甲苯混合溶液，原料液中含苯0.50，塔顶采用部分冷凝器，馏出液中含苯0.95，要求全塔苯的回收率大于95%（以上均为摩尔分率），原料液为汽、液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔分率），苯甲苯的平均相对挥发度为2.5，回流比为最小回流比的2倍，理论板

36、数与回流比的关系符合Gililland 关联：， 其中 试求：（1）原料液中汽相及液相的组成；最小回流比；进料的热状态线；（2）试求达到该分离任务所需要的理论板数和进料位置；（3）由于生产的需要，希望在精馏段某个位置抽出一股含苯90%的侧线物料。当塔顶回流比、总产品回收率和塔顶馏出液组成要求不变时，若侧线抽出量为0.5D（D指塔顶产品的摩尔流量），试求塔顶到侧线、侧线到进料的操作线方程。解：（1） 原料液为汽、液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔分率） 即 xFF = xF LF + yF VF 汽液相组成为： yF = 0.640 xF = 0.416 进料为平衡的汽液两相 且 VF/LF=1

37、/2 进料热状态方程为： （2） 要求全塔苯的回收率大于95%： D=0.5F xW = 0.05 塔顶采用部分冷凝器，塔底有再沸器 R = 2Rmin = 2*1.38 = 2.76根据Gililland 关联：， 其中： N=7.04 (不包括再沸器和冷凝器)适宜进料位置： N精馏 3.51（不包括塔顶冷凝器）（3）从塔顶到侧线抽出的操作线方程为： 从物平可得：(1) Vy=D1xD1+ D2xD2+Lx(2) V=L+D1+D2(3) L=L-D2 = RD1-D2(4) L=RD1(5) V=L+D1=(R+1)D1从侧线抽出到进料的操作线方程：18、(分)用常压精馏塔分离某二元混合物

38、，其平均相对挥发度a=2，原料液摩尔流率F=100kmol/h，泡点进料，进料浓度xF=0.5(摩尔分率,下同) ，釜液浓度xw=0.05，塔顶易挥发组分的回收率为95，回流比R=1.5Rmin，塔顶采用全凝器，塔底设再沸器，求：（1）塔顶馏出液及组成、塔底残液量；（2）精馏段和提馏段的操作线方程；（3）如果在塔釜中加入无挥发性的催化剂，使得A、B两种组分发生可逆化学反应，塔釜不出料，并且给出了该二元混合物的气液相平衡关系（见图），求达到分离任务所需的最小回流比和理论板数。解： （1） 易挥发组分回收率为95% W= 50 kmol/h 根据物平： F = DW D = F-W = 100-5

39、0 50kmol/h FxF=DxD+Wxw xD = 0.95（2）泡点进料 q =1 xe=xF=0.5 xe与ye成相平衡关系 R =1.5Rmin = 1.5*1.69 = 2.54精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为： （3） 因塔釜不出料，精馏段和提馏段的操作线方程形式不变，但最小回流比发生变化。 精馏段的操作线方程： 提馏段的操作线方程： W=0 D=100kmol/h 精馏段汽相量： V=（R1）D 精馏段液相量： L=RD 提馏段汽相量： V'=V 提馏段液相量： L'=V' 故提馏段的操作线斜率恒等于1，在最小回流比下，操作线将首先在塔底与平衡线

40、相交，即提馏段操作线与垂线x=xw的交点A将先落在平衡线上。提馏段操作线的另一段与x=xF相交于B，连接点B与点C（xD，xD），即得在最小回流比下的精馏段操作线。 Rm=4R=1.5Rmin=1.5×46 根据绘出的操作线和已知的相平衡线，作出理论级数Ne=7，进料在第3块板上。19、（10分）在多级逆流接触的萃取器内，用纯溶剂S处理含有溶质A 30%（质量分率，下同）的两组份溶液，原料液F=1000kg/h。欲获得最终萃取相中A的含量为40%，萃余相中A的含量不高于10%。试求：（1）萃取剂S的用量，kg/h；（2）在图上标出萃取液、萃余液的组成；（3）完成上述分离任务所需的理论

41、级数NT操作条件下，物系的溶解度曲线和辅助曲线如下图所示：20、（10分）在多级逆流接触式萃取器中，每小时用40kg纯溶剂S对某A、B两组分混合液进行萃取分离。在操作条件下，B与S完全不互溶，以质量比表示的分配系数为1.5。已知稀释剂B的流量为40kg/h，原料液中A的质比组成Xf0.3kgA/kgB，要求最终萃余相质量比组成XN=0.05kgA/kgB。试求完成分离任务所需的理论级数。解：逐级计算 B(Xf-XN)=S(Y1-Z) Z=0(纯溶剂) 30×（0.3-0.05）=40Y1 Y1=0.1875 X1=Y1/K=0.1875/1.5=0.125 B(X1-XN)=SY2

42、Y2=(B/S)×(X1-XN)=(30/40)×(0.125-0.05)=0.05625 X2=Y2/K=0.05625/1.5=0.0375<XN=0.05 共需二个理论级21、 有一实验室装置将含A10%的AB50公斤和含A80%的AB20公斤混合后，用溶剂S进行单级萃取，所得萃取相和萃余相脱溶剂后又能得到原来的10%A和80%A的溶液。求：该工作状态下的选择性系数b。 b（yA/xA）/（yB/xB）（yA/xA）/（yB/xB）（0.1/0.8）/（0.9/0.2）1/3622、（15分）取操作流程如下，该体系第三角形相图和辅助曲线见附图。试问：a) 若已知

43、，试在三角形相图上示意标出确定第N-1级萃余相组成及其量的方法，并加以必要说明；b) 若为已知，第N级萃取剂的量如何确定（图形示例时可用N=4）？假设：图中各级均为理论级；，均为纯溶剂。 答：该萃取过程可认为是一个多级逆流萃取过程和单级萃取过程的合成。(a) 对多级逆流萃取过程可如下图形求解。通过辅助曲线即可得到过点的平衡联接线，由F与点得到多级逆流萃取部分的合点M，再应用杠杆定律得到的量。(b) 应用多级逆流萃取的结果，对最后的单级萃取过程可图解得到萃取剂的用量。23、（20分）欲用流化床进行某分子反应，反应气体的体积流量V=250m3/h，密度为1.4 kg/m3（皆为标准状况下），催化剂

44、颗粒的平均直径为0.2mm，颗粒密度为3500kg/m3。根据工艺要求催化剂用量为4000kg，流化数为3。已知实际反应温度为400，压降为大气压，汽体粘度为2.9×10-3Pa.s，床层密相区空隙率与表观气速的关系为=1.65u0.31，试求流化床的直径，密相区高度和床层压降。解：在实际操作条件下汽体的密度和流量分别为 床层起始流化速度为 流化床直径为 床层压降为 密相区高度24、在某吸收塔中，用清水逆流吸收某气体混合物，入塔气相组成为0.05（摩尔分率，下同），操作条件下物系的平衡关系为y*=2x，操作液气比为L/V=1.25(L/V)min，出塔气相组成为0.01，吸收过程为气

45、膜控制，KyaV0.7（V为气相摩尔流率）。试求：（1）液相出口组成xb，完成传质任务所需的NOG；（2）若汽液初始组成、流量及操作条件不变，原塔与另一个完全相同的塔串连逆流操作时，气体的最终出塔组成是多少。（3）若汽液初始组成、流量及操作条件不变，原塔与另一个完全相同的塔并联逆流操作，汽液两相流量分配相等，此时气体的出口组成是多少。解：（1）单塔操作时 L/V=1.25(L/V)min=1.25(yb-ya)/(yb/m-xa)=1.25*(0.05-0.01)/(0.05/2)=2 xb = (yb-ya) / (L/V) = (0.05-0.01)/2 = 0.02 S=mV/L=1 且

46、xa=0 ym =yb=ya= ya-mxa=ya NOG = (yb-ya)/ym = (0.05-0.01)/0.01=4（2）两塔串连逆流操作时 流量不变、塔径相同、填料一样 HOG不变 NOG =h/HOG=2h/HOG =2NOG 2*4=8 S=1 ym = ya = ya NOG = (yb-ya)/ ym = (yb-ya)/ ya= 8 yb=0.00556（3）两个完全相同的塔并联逆流操作时，每个塔的入塔汽、液组成相同。 V = (1/2)V L = (1/2)L L/V = L/V = 2 S=1 HOG×NOG = HOG×NOG = h 气膜控制，

47、 kyaKya KyaV0.7 HOG/HOG = V0.3/V0.3 = (V/V)0.3 = 20.3 = 1.23 NOG=NOG*HOG/HOG=(yb-ya)/ ya =4*1.23= 4.92 ya = 0.0084525、欲用精馏塔分离某二元水溶液，水为难挥发组分，进料中轻组分的组成为0.3（摩尔分率，下同），进料量为100kmol/h，进料热状态q=1.1，该二元混合物满足相平衡关系，塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=1.5Rmin，塔釜通入饱和蒸汽直接加热，蒸汽量为S，塔顶馏出液xD=0.9。试求：（1）最小回流比；（2）要求轻组分的回收率为90%，塔底产品量W及组成xW；

48、（3）若保持F，xF，xD，xW，R，q不变，当塔釜改用间接蒸汽加热时的操作线方程。（4）如果通过解析计算或作图求出精馏段的实际板数为m，那么什么位置是适宜进料位置，不在该位置进料，会有什么影响，为什么？解：（1） (a) (b) （xe, ye）点在q线和相平衡线上， 由(a)、(b)式得：xe=0.316 , ye=0.481 R=1.5Rmin=3.81（2） D=FxF/xD=100*0.3*0.9/0.9=30kmol/hF+S=D+W (c)FxF=DxD+WxW (d)S=V=V-(1-q)F=(R+1)D-(1-q)F (e)由(c)、(e)式得：W=F+S-D=F+(R+1)

49、D-(1-q)F-D=RD+qF=3.81*30+1.1*100=224.3kmol/h由(d)式得：xW=(FxF-DxD)/W=(100*0.3-30*0.9)/224.3=0.013（3）改为间接蒸汽加热时D/F=(xF-xW)/(xD-xW)=(0.3-0.013)/(0.9-0.013)=0.324 D=32.4kmol/h，W=F-D=67.6kmol/hL=L+qF=RD+qF=3.81*32.4+1.1*100=233V=(R+1)D-(1-q)F=(3.81+1)*32.4-(1-1.1)*100=165.8kmol/hyn+1=(L/V)xn-(WxW/V)=(233/165.8)xn-67.6*0.013/165.8=1.405xn-145.7（4） 在m1块板上进料，不在该位置进料，返混，所需理论板数增加，不利于传质。26、某苯 甲苯二元精馏塔，精馏段有一块理论板，提馏段仅设有再沸器，塔顶采用全凝器，处于泡点下的进料与离开第一层板的液相一起进入再沸器，经平衡汽化后，气相打回塔内，液