化工原理（下）课后习题解答 天津大学化工学院 柴诚敬-

第七章传质与分离过程概论1.在吸收塔中用水吸收混于空气中的氨。已知入塔混合气中氨含量为5.5%(质量分数,下同,吸收后出塔气体中氨含量为0.2%,试计算进、出塔气体中氨的摩尔比1Y、2Y。解:先计算进、出塔气体中氨的摩尔分数1y和2y。120.055/170.09030.055/170.945/290.002/170.00340.002/170.998/29yy==+==+进、出塔气体中氨的摩尔比1Y、2Y为10.09030.099310.0903Y==-20.00340.003410.0034Y==-由计算可知,当混合物中某组分的摩尔分数很小时,摩尔比近似等于摩尔分数。2.试证明由组分A和B组成的双组分混合物系统,下列关系式成立:(12BAABABAA(ddMxMxxMMw+=(22A(ddBBAABAAMwMwMMwx+=解:(1BBAAAAAMxMxxMw+=BAAA1(AAMxMxxM-+=2BBABABBA(AA(A(AAAdAdMxMxMMMxMxMxMxw+-+=-2BBABA(BAA(MxMxxxMM+=+由于1BA=+xx故2BBAABAA(dAdMxMxxMMw+=(2BBAAAAAMwMwMwx+=2((AdAdBBAABAAABBAAA11(1MwMwMMMwMwMwMwx+-+=-2(BA1(BBAABAMwMwMMww++=2(BBAABA1MwMwMM+=故2(dAdBBAABAAMwMwMMwx+=3.在直径为0.012m、长度为0.35m的圆管中,CO气体通过N2进行稳态分子扩散。管内N2的温度为373K,总压为101.3kPa,管两端CO的分压分别为70.0kPa和7.0kPa,试计算CO的扩散通量。解:设A-CO;B-N2查附录一得sm10318.024AB-⨯=D(31.3kPakPa703.101A1B1=-=-=ppp总(.3kPa49kPa0.73.101A2B2=-=-=ppp总kPa12.57kPa3.313.94ln3.313.94lnB1B2B1B2BM=-=-=ppppp((((smkmol10273.3smkmol7.0-70.012.5735.03738.3143.10110318.02624A2A1BMABA⋅⨯=⋅⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-=--ppRTzpPDN4.在总压为101.3kPa,温度为273K下,组分A自气相主体通过厚度为0.015m的气膜扩散到催化剂表面,发生瞬态化学反应B3A→。生成的气体B离开催化剂表面通过气膜向气相主体扩散。已知气膜的气相主体一侧组分A的分压为22.5kPa,组分A在组分B中的扩散系数为1.85×10-5m2/s。试计算组分A和组分B的传质通量AN和BN。解:由化学计量式B3A→可得BA3NN=-ABA2NNNN==-+代入式(7-25,得AAAAAAAABA2dd2ddNppzRTpNNyzcDN总-=-=分离变量,并积分得总总总pppzRTpDNA1ABA2ln21+∆=525211.8510101.3101.3222.5lnkmol/(ms1.01210kmol/(ms28.3142730.015101.3--⨯⨯+⨯=⨯⋅=⨯⋅⨯⨯5252BA331.01210kmol/(ms3.03610kmol/(msNN--=-=-⨯⨯⋅=-⨯⋅5.在温度为278K的条件下,令某有机溶剂与氨水接触,该有机溶剂与水不互溶。氨自水相向有机相扩散。在两相界面处,水相中的氨维持平衡组成,其值为0.022(摩尔分数,下同,该处溶液的密度为998.2kg/m3;在离界面5mm的水相中,氨的组成为0.085,该处溶液的密度为997.0kg/m3。278K时氨在水中的扩散系数为1.24×10–9m2/s。试计算稳态扩散下氨的传质通量。解:设A-NH3;B-H2O离界面5mm处为点1、两相界面处为点2,则氨的摩尔分数为085.0A1=x,022.0A2=x915.0085.01A11B1=-=-=xx978.0022.01A21B2=-=-=xx946.0915.0978.0ln915.0978.0lnB1B2B1B2BM=-=-=xxxxx点1、点2处溶液的平均摩尔质量为(kmolkg92.17kmolkg18915.01785.01=⨯+⨯=M(kmolkg98.17kmolkg18978.017022.02=⨯+⨯=M溶液的平均总物质的量浓度为33kmol/m58.55kmol/m98.172.99892.170.99721222111=+⨯=(=+(总MMcρρ故氨的摩尔通量为(A2A1BMABAxxczDNx-∆'=总22971.241055.577(0.0850.022kmol/(ms9.17910kmol/(ms0.0050.946--⨯⨯=⨯-⋅=⨯⋅⨯6.试用式(7-41估算在105.5kPa、288K条件下,氢气(A在甲烷(B中的扩散系数ABD。解:查表7-1,得07.7A=∑vcm3/mol查表7-2,计算出33B(16.51.984cm/mol24.42cm/molv∑=+⨯=由式7-4123/1B3/1A2/1BA75.15]([(11(10013.1ABvvpMMTD∑+∑+⨯=-总s2m51024.6s2m42.2407.7(5.1051611(28810013.123/13/12/175.152-⨯=+⨯+⨯⨯=-7.试采用式(7-43估算在293时二氧化硫(A在水(B中的扩散系数ABD'。解:查得293K时水的黏度为sPa10005.1B⋅⨯=μ查表7-3,得2.6Φ=查表7-4,得bA44.8V=cm3/mol由式(7-430.6bABB15AB2/1(104.7VTΦMDμ-⨯='/sm10508.1/sm8.4410005.1293186.2(104.72296.032/115---⨯==⨯⨯⨯⨯=8.有一厚度为8mm、长度为800mm的萘板。在萘板的上层表面上有大量的45℃的常压空气沿水平方向吹过。在45℃下,萘的饱和蒸汽压为73.9Pa,固体萘的密度为1152kg/m3,由有关公式计算得空气与萘板间的对流传质系数为0.0165m/s。试计算萘板厚度减薄5%所需要的时间。解:由式(7-45计算萘的传质通量,即(AbAiLAcckN-=式中为空气主体中萘的浓度,因空气流量很大,故可认为0Ab=c;Aic为萘板表面处气相中萘的饱和浓度,可通过萘的饱和蒸气压计算,即3Ai5Ai73.9kmol/m2.795108314318pcRT-===⨯⨯kmol/m322LAiAb57A(0.0165(2.795100kmol/(ms4.61210kmol/(msNkcc--=-=⨯⨯-⋅=⨯⋅设萘板表面积为S,由于扩散所减薄的厚度为b,物料衡算可得AAASbNMSρθ=2.168hs10806.7s12810612.41152008.005.037AAA1=⨯=⨯⨯⨯⨯==-MNbρθ第八章气体吸收1.在温度为40℃、压力为101.3kPa的条件下,测得溶液上方氨的平衡分压为15.0kPa时,氨在水中的溶解度为76.6g(NH3/1000g(H2O。试求在此温度和压力下的亨利系数E、相平衡常数m及溶解度系数H。解:水溶液中氨的摩尔分数为76.6170.07576.610001718x==+由*pEx=亨利系数为*15.0kPa200.00.075pEx===kPa相平衡常数为t200.01.974101.3Emp===由于氨水的浓度较低,溶液的密度可按纯水的密度计算。40℃时水的密度为992.2ρ=kg/m3溶解度系数为kPakmol/(m276.0kPakmol/(m180.2002.99233S⋅=⋅⨯==EMHρ2.在温度为25℃及总压为101.3kPa的条件下,使含二氧化碳为3.0%(体积分数的混合空气与含二氧化碳为350g/m3的水溶液接触。试判断二氧化碳的传递方向,并计算以二氧化碳的分压表示的总传质推动力。已知操作条件下,亨利系数51066.1⨯=EkPa,水溶液的密度为997.8kg/m3。解:水溶液中CO2的浓度为33350/1000kmol/m0.008kmol/m44c==对于稀水溶液,总浓度为3t997.8kmol/m55.4318c==kmol/m3水溶液中CO2的摩尔分数为4t0.0081.4431055.43cxc-===⨯由54*1.66101.44310kPa23.954pEx-==⨯⨯⨯=kPa气相中CO2的分压为t101.30.03kPa3.039ppy==⨯=kPa<*p故CO2必由液相传递到气相,进行解吸。以CO2的分压表示的总传质推动力为*(23.9543.039kPa20.915ppp∆=-=-=kPa3.在总压为110.5kPa的条件下,采用填料塔用清水逆流吸收混于空气中的氨气。测得在塔的某一截面上,氨的气、液相组成分别为0.032y=、31.06koml/mc=。气膜吸收系数kG=5.2×10-6kmol/(m2·s·kPa,液膜吸收系数kL=1.55×10-4m/s。假设操作条件下平衡关系服从亨利定律,溶解度系数H=0.725kmol/(m3·kPa。(1试计算以p∆、c∆表示的总推动力和相应的总吸收系数;(2试分析该过程的控制因素。解:(1以气相分压差表示的总推动力为t1.06*(110.50.032kPa2.0740.725cppppyH∆=-=-=⨯-=kPa其对应的总吸收系数为246GLG11111((mskPa/kmol0.7251.55105.210KHkk--=+=+⋅⋅⨯⨯⨯35252(8.899101.92310(msPa/kmol2.01210(msPa/kmol=⨯+⨯⋅⋅=⨯⋅⋅6G1097.4-⨯=Kkmol/(m2·s·kPa以液相组成差表示的总推动力为33*(110.50.0320.7251.06kmol/m1.504kmol/mcccpHc∆=-=-=⨯⨯-=其对应的总吸收系数为m/s10855.6m/s102.5725.01055.11111664GLL---⨯=⨯+⨯=+=kHkK(2吸收过程的控制因素气膜阻力占总阻力的百分数为%58.95%100102.51097.4/1/166GGGG=⨯⨯⨯==--kKKk气膜阻力占总阻力的绝大部分,故该吸收过程为气膜控制。4.在某填料塔中用清水逆流吸收混于空气中的甲醇蒸汽。操作压力为105.0kPa,操作温度为25℃。在操作条件下平衡关系符合亨利定律,甲醇在水中的溶解度系数为2.126kmol/(m3·kPa。测得塔内某截面处甲醇的气相分压为7.5kPa,液相组成为2.85kmol/m3,液膜吸收系数kL=2.12×10-5m/s,气相总吸收系数KG=1.206×10-5kmol/(m2·s·kPa。求该截面处(1膜吸收系数kG、kx及ky;(2总吸收系数KL、KX及KY;(3吸收速率。解:(1以纯水的密度代替稀甲醇水溶液的密度,25℃时水的密度为0.997=ρkg/m3溶液的总浓度为3t997.0kmol/m55.3918c==kmol/m35232xtL55.392.1210kmol/(ms1.17410kmol/(mskck--=⨯⨯⋅=⨯⋅=255GGL11111((mskPa/kmol1.206102.1262.1210kKHk--=-=-⋅⋅⨯⨯⨯426.07310(mskPa/kmol=⨯⋅⋅52G1.64710kmol(mskPak-=⨯⋅⋅5232ytG105.01.64710kmol/(ms1.72910kmol/(mskpk--==⨯⨯⋅=⨯⋅(2由65GL10673.5m/s126.210206.1--⨯=⨯==HKKm/s248.0180.105126.20.997S=⨯⨯==MHpm总ρ22233yyx1110.248((ms/kmol7.89610(ms/kmol1.729101.17410mKkk--=+=+⋅=⨯⋅⨯⨯32y1.26610kmol(msK-=⨯⋅3242xy0.2481.26610kmol/(ms3.14010kmol/(msKmK--==⨯⨯⋅=⨯⋅因溶质组成很低,故有6242XtL55.395.67310kmol/(ms3.14210kmol/(msKcK--≈=⨯⨯⋅=⨯⋅5232YtG105.01.20610kmol/(ms1.26610kmol/(msKpK--≈=⨯⨯⋅=⨯⋅(3吸收速率为((62AL*5.673102.1267.52.85kmol/(msNKcc-=-=⨯⨯⨯-⋅521.31010kmol/(ms-=⨯⋅5.在101.3kPa及25℃的条件下,用清水在填料塔中逆流吸收某混合气中的二氧化硫。已知混合气进塔和出塔的组成分别为y1=0.04、y2=0.002。假设操作条件下平衡关系服从亨利定律,亨利系数为4.13×103kPa,吸收剂用量为最小用量的1.45倍。(1试计算吸收液的组成;(2若操作压力提高到1013kPa而其他条件不变,再求吸收液的组成。解:(11110.040.0417110.04yYy===--2220.0020.002110.002yYy==≈--3t4.131040.77101.3Emp⨯===吸收剂为清水,所以02=Xn,L12n,V12min0.04170.00238.81/0.0417/40.770qYYqYmX⎛⎫--===⎪⎪--⎝⎭所以操作时的液气比为n,Ln,Ln,Vn,Vmin1.451.4538.8156.27qqqq⎛⎫==⨯=⎪⎪⎝⎭吸收液的组成为((n,V41122n,L10.04170.00207.0541056.27qXYYXq-=-+=⨯-+=⨯(23t4.13104.0771013Emp⨯'==='n,L12n,V12min0.04170.0023.8810.0417/04.077qYYqYmX'⎛⎫--===⎪⎪'-⎝⎭-n,Ln,Ln,Vn,Vmin1.451.453.8815.627qqqq''⎛⎫⎛⎫==⨯=⎪⎪⎪⎪⎝⎭⎝⎭((n,V31122n,L10.04170.00207.055105.627qXYYXq-'⎛⎫'=-+=⨯-+=⨯⎪⎪⎝⎭6.在一直径为0.8m的填料塔内,用清水吸收某工业废气中所含的二氧化硫气体。已知混合气的流量为45kmol/h,二氧化硫的体积分数为0.032。操作条件下气液平衡关系为34.5YX=,气相总体积吸收系数为0.0562kmol/(m3·s。若吸收液中二氧化硫的摩尔比为饱和摩尔比的76%,要求回收率为98%。求水的用量(kg/h及所需的填料层高度。解:1110.0320.0331110.032yYy===--((21A10.033110.980.000662YYϕ=-=⨯-=4110.0331*9.5941034.5YXm-===⨯44110.76*0.769.594107.29110XX--==⨯⨯=⨯惰性气体的流量为n,V45(10.032kmol/h43.56kmol/hq=⨯-=水的用量为(n,V123n,L412(43.560.03310.000662kmol/h1.93810kmol/h7.291100qYYqXX--⨯-===⨯-⨯-34m,L1.9381018kg/h3.48810kg/hq=⨯⨯=⨯求填料层高度m429.0m8.0785.00562.03600/56.432YVn,OG=⨯⨯=Ω=aKqH4111*0.033134.57.291100.00795YYY-∆=-=-⨯⨯=222*0.00066234.500.000662YYY∆=-=-⨯=0.0.0.80.91..01.0115dbxWxDcaexFyX07.1100293.0000662.00331.0m21OG=-=∆-=YYYNm749.4m429.007.11OGOG=⨯==HNZ7.某填料吸收塔内装有5m高,比表面积为221m2/m3的金属阶梯环填料,在该填料塔中,用清水逆流吸收某混合气体中的溶质组分。已知混合气的流量为50kmol/h,溶质的含量为5%(体积分数%;进塔清水流量为200kmol/h,其用量为最小用量的1.6倍;操作条件下的气液平衡关系为2.75YX=;气相总吸收系数为42310kmol/(ms-⨯⋅;填料的有效比表面积近似取为填料比表面积的90%。试计算(1填料塔的吸收率;(2填料塔的直径。解:(1惰性气体的流量为n,V50(10.05kmol/h47.5kmol/hq=⨯-=对于纯溶剂吸收n,L12An,V12min/qYYmqYmXϕ⎛⎫-==⎪⎪-⎝⎭依题意n,Ln,Vmin2002.63247.51.6qq⎛⎫==⎪⎪⨯⎝⎭n,Ln,VminA(/2.63295.71%2.75qqmϕ===(21110.050.0526110.05yYy===--((21A10.052610.95710.00226YYϕ=-=⨯-=((0120.0000226.00526.02005.47221Ln,Vn,1=+-⨯=+-=XYYqqX111*0.05262.750.01200.0196YYY∆=-=-⨯=00226.0075.200226.0*222=⨯-=-=∆YYY00803.000226.00196.0ln00226.00196.0ln2121m=-=∆∆∆-∆=∆YYYYY269.600803.000226.00526.0m21OG=-=∆-=YYYNm798.0m269.65OGOG===NZH由Ω=aKqHYVn,OG224OGYVn,m277.0m798.09.022********/5.47=⨯⨯⨯⨯==-aHKqΩ填料塔的直径为m594.0m14.3277.04π4=⨯==ΩD8.在101.3kPa及20℃的条件下,用清水在填料塔内逆流吸收混于空气中的氨气。已知混合气的质量流速G为600kg/(m2·h,气相进、出塔的摩尔分数分别为0.05、0.000526,水的质量流速W为800kg/(m2·h,填料层高度为3m。已知操作条件下平衡关系为Y=0.9X,KGa正比于G0.8而于W无关。若(1操作压力提高一倍;(2气体流速增加一倍;(3液体流速增加一倍,试分别计算填料层高度应如何变化,才能保持尾气组成不变。解:首先计算操作条件变化前的传质单元高度和传质单元数1110.050.0526110.05yYy===--2220.0005260.000526110.000526yYy===--操作条件下,混合气的平均摩尔质量为(ii0.051710.0529kg/kmol28.4kg/kmolMxM==⨯+-⨯=⎡⎤⎣⎦∑(n,V2260010.05kmol/(mh20.07kmol/(mh28.4q=⨯-⋅=⋅Ω(n,L2280010kmol/(mh44.44kmol/(mh18q=⨯-⋅=⋅Ωn,Vn,L0.920.070.40644.44mqSq⨯===((n,V1112n,L*0.4060.05260.0005260.0211qYmXmYYq==-=⨯-=111*0.05260.02110.0315YYY∆=-=-=222*0.00052600.000526YYY∆=-=-=1OG2110.0315lnln6.890110.4060.000526YNSY∆===-∆-OGOG3m0.4356.890ZHN===m(1tt2pp'=tEmp=tt2pmmmp'=='n,Vn,L0.4060.20322mqSSq''====若气相出塔组成不变,则液相出塔组成也不变。所以*11110.05260.02110.04212YYY''∆=-=-⨯=*2220.00052600.000526YYY''∆=-=-=1OG2110.0421lnln5.499110.2030.000526YNSY'∆'===''-∆-n,Vn,VOGYGqqHKaKap==ΩΩ总n,VOGOGG0.435m0.21822qHHKap'===='Ω总mOGOG0.2185.499m1.199ZHN'''==⨯=m(1.1993m1.801ZZZ'∆=-=-=-m即所需填料层高度比原来减少1.801m。(2n,Vn,V2qq'=n,V220.4060.812mqSSL''===⨯=若保持气相出塔组成不变,则液相出塔组成要加倍,即112XX'=故((*111111120.05260.8120.05260.0005260.0103YYYYmXYSYY''''∆=-=-=--=-⨯-=*2220.00052600.000526YYY''∆=-=-=1OG2110.0103lnln15.82110.8120.000526YNSY'∆'===''-∆-n,Vn,Vn,V0.2OGn,V0.8YGn,VqqqHqKaKaPq==∝=ΩΩ0.2n,V0.2OGOGn,V20.435m0.500qHHq⎛⎫''==⨯=⎪⎪⎝⎭mOGOG0.50015.82m7.910ZHN'''==⨯=m(7.9103m4.910ZZZ'∆=-=-=m即所需填料层高度要比原来增加4.910m。(3n,Ln,L2qq'=n,Vn,L0.4060.20322mqSSq'===='(*12OG*221ln11YYNSSSYY⎡⎤'-'''=-+⎢⎥''--⎣⎦(10.05260ln10.2030.2035.49710.2030.0005260-⎡⎤=-+=⎢⎥--⎣⎦W对KGa无影响,即n,Lq对KGa无影响,所以传质单元高度不变,即OGOG0.435HH'==mOGOG0.4355.497m2.391mZHN'''==⨯=(2.3913m0.609mZZZ'∆=-=-=-即所需填料层高度比原来减少0.609m。9.某制药厂现有一直径为1.2m,填料层高度为3m的吸收塔,用纯溶剂吸收某气体混合物中的溶质组分。入塔混合气的流量为40kmol/h,溶质的含量为0.06(摩尔分数;要求溶质的回收率不低于95%;操作条件下气液平衡关系为Y=2.2X;溶剂用量为最小用量的1.5倍;气相总吸收系数为0.35kmol/(m2·h。填料的有效比表面积近似取为填料比表面积的90%。试计算(1出塔的液相组成;(2所用填料的总比表面积和等板高度。解:(11110.060.0638110.06yYy===--((21A10.063810.950.00319YYϕ=-=⨯-=惰性气体的流量为n,V40(10.06kmol/h37.6kmol/hq=⨯-=n,LAn,Vmin2.20.952.09qmqϕ⎛⎫==⨯=⎪⎪⎝⎭(hkmol58.78hkmol6.3709.2minLn,=⨯=qhkmol9.117hkmol58.755.1Ln,=⨯=q((n,V1122n,L37.60.06380.0031900.0193117.9qXYYXq=-+=⨯-+=(2111*0.06382.20.01930.0213YYY∆=-=-⨯=222*0.003192.200.00319YYY∆=-=-⨯=12m120.02130.003190.009540.0213lnln0.00319YYYYY∆-∆-∆===∆∆12OGm0.06380.003196.3530.00954YYNY--===∆OGOG3m0.4726.353ZHN===m由n,VOGYqHKa=Ω填料的有效比表面积为n,V23232OGY37.6m/m201.35m/m0.4720.350.7851.2qaHK===Ω⨯⨯⨯填料的总比表面积为2323t201.35m/m223.72m/m0.9a==由OGTln1NSNS=-n,Vn,L02117.9mqSq⨯===T6.353(0.70215.351ln0.702N⨯-==由TZHETPN=⨯填料的等板高度为3m0.561m5.351HETP==10.用清水在塔中逆流吸收混于空气中的二氧化硫。已知混合气中二氧化硫的体积分数为0.085,操作条件下物系的相平衡常数为26.7,载气的流量为250kmol/h。若吸收剂用量为最小用量的1.55倍,要求二氧化硫的回收率为92%。试求水的用量(kg/h及所需理论级数。解:1110.0850.0929110.085yYy===--((21A10.092910.920.00743YYϕ=-=⨯-=用清水吸收,20X=n,LAn,Vmin26.70.9224.564qmqϕ⎛⎫==⨯=⎪⎪⎝⎭操作液气比为n,Ln,V1.5524.56438.074qq=⨯=水的用量为3n,L38.074250kmol/h9.51910kmol/hq=⨯=⨯35m,L9.5191018kg/h1.71310kg/hq=⨯⨯=⨯n,Ln,V38.0741.42626.7qAmq===用清水吸收,A0.92ϕϕ==由Tln11lnANAϕϕ--=-1.4260.92ln10.9214.198ln1.426TN--=-=11.某制药厂现有一直径为0.6m,填料层高度为6m的吸收塔,用纯溶剂吸收某混合气体中的有害组分。现场测得的数据如下:V=500m3/h、Y1=0.02、Y2=0.004、X1=0.004。已知操作条件下的气液平衡关系为Y=1.5X。现因环保要求的提高,要求出塔气体组成低于0.002(摩尔比。该制药厂拟采用以下改造方案:维持液气比不变,在原塔的基础上将填料塔加高。试计算填料层增加的高度。解:改造前填料层高度为OGOGZHN=改造后填料层高度为OGOGZHN'''=故有OGOGOGOGHNZZHN'''=由于气体处理量、操作液气比及操作条件不变,故OGOGHH'=SS'=对于纯溶剂吸收20X=,2*0Y=由12OG22*1ln[(1]1*YYNSSSYY-=-+--故1OG21ln[(1]1YNSSSY=-+-1OG21ln[(1]1YNSSSY'=-+'-因此,有1212ln[(1]ln[(1]YSSYZYZSSY-+''=-+操作液气比为n,L12n,V120.020.00440.0040qYYqXX--===--n,Vn,L1.50.3754mqSq===0.02ln[(10.3750.375]0.0021.5090.02ln[(10.3750.375]0.004ZZ-+'==-+1.5096m9.054mZ'=⨯=填料层增加的高度为(9.0546m3.054mZZZ'∆=-=-=12.若吸收过程为低组成气体吸收,试推导OGGL1HHHA=+。解:n,VGyqHka=Ωn,LLxqHka=Ωn,Vn,L1mqSAq==n,Vn,Vn,Ln,Vn,VGLyn,LxyxY111(qmqqqqmHHAkaqkaakkaK+=+=+=ΩΩΩΩ由n,VOGYqHKa=Ω故OGGL1HHHA=+13.在装填有25mm拉西环的填料塔中,用清水吸收空气中低含量的氨。操作条件为20℃及101.3kPa,气相的质量速度为0.525kg/(m2·s,液相的质量速度为2.850kg/(m2·s。已知20℃及101.3kPa时氨在空气中的扩散系数为51089.1-⨯m2/s,20℃时氨在水中的扩散系数为91.7610-⨯m2/s。试估算传质单元高度HG、HL。解:查得20℃下,空气的有关物性数据如下:5G1.8110μ-=⨯Pa·sG1.205ρ=kg/m3由(0.5βγGGHGWScα=5GG5GAB1.81100.7951.2051.8910ScDμρ--⨯===⨯⨯查表8-6,0.557α=,0.32β=,0.51γ=-(0.50.320.51GG0.557HGWSc-=0.320.510.50.5570.5252.8500.795m0.237m-=⨯⨯⨯=查得20℃下,水的有关物性数据如下:5L100.510μ-=⨯Pa·sL998.2ρ=kg/m3由(0.5LLLWHScβαμ⎛⎫=⎪⎝⎭5LL9LAB100.510572.1998.21.7610ScDμρ--⨯==='⨯⨯查表8-7,32.3610α-=⨯,22.0=β(0.220.53LLL2.3610WHScμ-⎛⎫=⨯⎪⎝⎭(0.220.5352.8502.3610572.1m0.325m100.510--⎛⎫=⨯⨯⨯=⎪⨯⎝⎭14.用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液,已知进、出解吸塔的液相组成分别为0.0085和0.0016(均为摩尔比。解吸所用载气为含二氧化碳0.0005(摩尔分数的空气,解吸的操作条件为35℃、101.3kPa,此时平衡关系为Y=106.03X。操作气液比为最小气液比的1.45倍。若取OL0.82H=m,求所需填料层的高度。解:进塔载气中二氧化碳的摩尔比为110.0005Yy≈=最小气液比为n,V21n,L21min0.00850.00160.00766106.030.00850.0005qXXqmXY⎛⎫--===⎪⎪-⨯-⎝⎭操作气液比为n,Vn,L1.450.007660.0111qq=⨯=吸收因数为n,Ln,V10.850106.030.0111qAmq===⨯液相总传质单元数为((21OL11*1ln11*0.00050.00851106.03ln10.8500.8503.3340.000510.8500.0016106.03XXNAAAXX⎡⎤-=-+⎢⎥--⎣⎦⎡⎤-⎢⎥=-+=⎢⎥-⎢⎥-⎣⎦填料层高度为OLOL0.823.334m2.734mZHN==⨯=15.某操作中的填料塔,其直径为0.8m,液相负荷为8.2m3/h,操作液气比(质量比为6.25。塔内装有DN50金属阶梯环填料,其比表面积为109m2/m3。操作条件下,液相的平均密度为995.6kg/m3,气相的平均密度为1.562kg/m3。(1计算该填料塔的操作空塔气速;(2计算该填料塔的液体喷淋密度,并判断是否达到最小喷淋密度的要求。解:(1填料塔的气相负荷为33V,V8.2995.6m/h836.25m/h6.251.562q⨯==⨯填料塔的操作空塔气速为2836.25/3600m/s0.462m/s0.7850.8u==⨯(2填料塔的液体喷淋密度为V,L3232228.2m/(mh16.32m/(mhπ/40.7850.8qUD==⋅=⋅⨯⨯最小喷淋密度为minWmin(ULa=32320.08109m/(mh8.72m/(mh=⨯⋅=⋅minUU>,达到最小喷淋密度的要求。16.矿石焙烧炉送出的气体冷却后送入填料塔中,用清水洗涤以除去其中的二氧化硫。已知入塔的炉气流量为2400m3/h,其平均密度为1.315kg/m3;洗涤水的消耗量为50000kg/h。吸收塔为常压操作,吸收温度为20℃。填料采用DN50塑料阶梯环,泛点率取为60%。试计算该填料吸收塔的塔径。解:查得20℃下,水的有关物性数据如下:5L100.510μ-=⨯Pa·sL998.2ρ=kg/m3炉气的质量流量为m,V24001.315kg/h3156.0kg/hq=⨯=采用埃克特通用关联图计算泛点气速,横坐标为m,L0.50.5Vm,VL500001.315((0.5753156998.2qqρρ==查图8-23,得纵坐标为20.2VFFLL(0.038ugρψμρΦ=L1ρψρ==水对于DN50塑料阶梯环,由表8-10和附录二分别查得F127Φ=1/m23t114.2mma=故20.2F12711.3151.0050.0389.81998.2u⨯⨯⨯⨯=解出F1.492u=m/s操作空塔气速为F0.600.601.492m/s0.895m/suu==⨯=由V,V4πqDu=42400/3600m0.974mπ0.895⨯==⨯圆整塔径,取D=1.0m校核100020850Dd==>,故所选填料规格适宜。取Wmin(0.08L=m3/(m·h最小喷淋密度为3232Wmintmin(0.08114.2m/(mh9.136m/(mhULa==⨯⋅=⋅操作喷淋密度为3232250000/998.2m/(mh63.81m/(mhπ1.04U=⋅=⋅⨯>minU操作空塔气速为sm849.0sm0.14π360024002=⨯=u泛点率为F0.849100%100%56.90%1.492uu⨯=⨯=经校核,选用D=1.0m合理。第九章蒸馏1.在密闭容器中将A、B两组分的理想溶液升温至82℃,在该温度下,两组分的饱和蒸气压分别为*Ap=107.6kPa及*Bp=41.85kPa,取样测得液面上方气相中组分A的摩尔分数为0.95。试求平衡的液相组成及容器中液面上方总压。解:本题可用露点及泡点方程求解。((((95.085.416.10785.416.107总总*B*A总*B总*AA总*AA=-=--==ppppppppxppy-解得76.99=总pkPa8808.085.416.10785.4176.99*B*A*B=--=--=ppppx总本题也可通过相对挥发度求解571.285.416.107*B*A===ppα由气液平衡方程得((8808.095.01571.295.095.01=-+=-+=yyyxα(([]kPa76.99kPa8808.0185.418808.06.1071A*BA*A=-+⨯=-+xpxpp=总2.试分别计算含苯0.4(摩尔分数的苯—甲苯混合液在总压100kPa和10kPa的相对挥发度和平衡的气相组成。苯(A和甲苯(B的饱和蒸气压和温度的关系为24.22035.1206032.6lg*A+-=tp58.21994.1343078.6lg*B+-=tp式中p﹡的单位为kPa,t的单位为℃。苯—甲苯混合液可视为理想溶液。(作为试差起点,100kPa和10kPa对应的泡点分别取94.6℃和31.5℃解:本题需试差计算(1总压p总=100kPa初设泡点为94.6℃,则191.224.2206.9435.1206032.6lg*A=+-=p得37.155*A=pkPa同理80.158.2196.9494.1343078.6lg*B=+-=p15.63*B=pkPa4.03996.015.6337.15515.63100A≈=--=x或(kPa04.100kPa15.636.037.1554.0=⨯+⨯=总p则46.215.6337.155*B*A===ppα6212.04.046.114.046.21(1=⨯+⨯=-+=xxyαα(2总压为p总=10kPa通过试差,泡点为31.5℃,*Ap=17.02kPa,*Bp=5.313kPa203.3313.502.17==α681.04.0203.214.0203.3=⨯+⨯=y随压力降低,α增大,气相组成提高。3.在100kPa压力下将组成为0.55(易挥发组分的摩尔分数的两组分理想溶液进行平衡蒸馏和简单蒸馏。原料液处理量为100kmol,汽化率为0.44。操作范围内的平衡关系可表示为549.046.0+=xy。试求两种情况下易挥发组分的回收率和残液的组成。解:(1平衡蒸馏(闪蒸依题给条件56.044.01=-=q则xxqxxqqy273.125.1156.055.0156.056.011F-=---=---=由平衡方程0.460.549yx=+联立两方程,得y=0.735,x=0.4045DF0.440.44100nn==⨯kmol=44kmol%8.58%10055.0100735.044%100FFD=⨯⨯⨯=⨯=xnynη(2简单蒸馏44D=nkmol56W=nkmolW0.55FW100dlnln56xnxnyx==-⎰即0.5490.5410.5798ln0.540.5490.540.55Wx-=-⨯解得xW=0.3785((7683.03785.055.0445655.0WFDWF=-+=-+=xxnnxy%46.61%10055.01007683.044A=⨯⨯⨯=η简单蒸馏收率高(61.46%,釜残液组成低(0.37854.在一连续精馏塔中分离苯含量为0.5(苯的摩尔分数,下同苯—甲苯混合液,其流量为100kmol/h。已知馏出液组成为0.95,釜液组成为0.05,试求(1馏出液的流量和苯的收率;(2保持馏出液组成0.95不变,馏出液最大可能的流量。解:(1馏出液的流量和苯的收率hkmol50hkmol05.095.005.05.0100WDWFFn,Dn,=--⨯=--=xxxxqq%95%1005.010095.050%100FFn,DDn,A=⨯⨯⨯=⨯=xqxqη(2馏出液的最大可能流量当ηA=100%时,获得最大可能流量,即kmol/h52.63kmol/h95.05.0100DFFn,Dmaxn,=⨯==xxqq5.在连续精馏塔中分离A、B两组分溶液。原料液的处理量为100kmol/h,其组成为0.45(易挥发组分A的摩尔分数,下同,饱和液体进料,要求馏出液中易挥发组分的回收率为96%,釜液的组成为0.033。试求(1馏出液的流量和组成;(2若操作回流比为2.65,写出精馏段的操作线方程;(3提馏段的液相负荷。解:(1馏出液的流量和组成由全塔物料衡算,可得kmol/h43.2kmol/h45.010096.096.0FFn,DDn,=⨯⨯==xqxq(kmol/h1.8kmol/h45.010096.01WWn,=⨯⨯-=xqn,W1.80.033q=kmol/h=54.55kmol/h(n,Dn,Fn,W10054.55qqq=-=-kmol/h=45.45kmol/h9505.045.452.43D==x(2精馏段操作线方程2604.0726.065.39505.065.365.211D+=+=+++=xxRxxRRy(3提馏段的液相负荷(kmol/h4.202kmol/h10045.4565.2Fn,Dn,Fn,Ln,Ln,=+⨯=+=+='qRqqqqq6.在常压连续精馏塔中分离A、B两组分理想溶液。进料量为60kmol/h,其组成为0.46(易挥发组分的摩尔分数,下同,原料液的泡点为92℃。要求馏出液的组成为0.96,釜液组成为0.04,操作回流比为2.8。试求如下三种进料热状态的q值和提馏段的气相负荷。(140℃冷液进料;(2饱和液体进料;(3饱和蒸气进料。已知:原料液的汽化热为371kJ/kg,比热容为1.82kJ/(kg·℃。解:由题给数据,可得kmol/h.3972kmol/h04.096.004.046.060WDWFFn,Dn,=--⨯=--=xxxxqq(kmol/h32.61kmol/h39.2760Wn,=-=q(140℃冷液进料q值可由定义式计算,即((255.1371409282.111FbP=-+=-+=rttcq(((([]h119.4kmol/kmol/h60255.1139.2718.211Dn,=⨯--⨯+=--+='FqqRV(2饱和液体进料此时q=1(.1kmol/h041kmol/h39.278.31Dn,=⨯=+=='qRVV(3饱和蒸气进料q=0(.1kmol/h44kmol/h601.104Fn,=-=-='qVV三种进料热状态下,由于q的不同,提馏段的气相负荷(即再沸器的热负荷有明显差异。饱和蒸气进料V′最小。7.在连续操作的精馏塔中分离两组分理想溶液。原料液流量为50kmol/h,要求馏出液中易挥发组分的收率为94%。已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.238;q线方程为y=2-3x。试求(1操作回流比及馏出液组成;(2进料热状况参数及原料的总组成;(3两操作线交点的坐标值xq及yq;(4提馏段操作线方程。解:(1操作回流比及馏出液组成由题给条件,得75.01=+RR及238.01D=+Rx解得R=3,xD=0.9522进料热状况参数及原料液组成由于31qq=--及21F=-qx解得q=0.75(气液混合进料,xF=0.5(3两操作线交点的坐标值xq及yq联立操作线及q线两方程,即238.075.0+=xy23yx=-解得xq=0.4699及yq=0.5903(4提馏段操作线方程其一般表达式为WVn,Wn,Vn,Ln,xqqxqqy'''-'='式中有关参数计算如下:kmol/h68.24kmol/h952.05.05094.0DFFn,ADn,=⨯⨯==xxqqη(n,Wn,Fn,D5024.68qqq=-=-kmol/h=25.32kmol/h((0592.032.255.05094.011Wn,FFn,AW=⨯⨯-=-=qxqxη(n,Ln,Dn,F324.680.7550qRqqq'=+=⨯+⨯kmol/h=111.54kmol/h(n,Vn,Ln,W111.5425.32qqq''=-=-kmol/h=86.22kmol/h0.01.00.01.0115dbxWxDcaexFyX习题8附图则111.5425.320.05921.2940.0173986.2286.22yxx''=-⨯=-8.在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液,其组成为0.48(苯的摩尔分数,下同,泡点进料。要求馏出液组成为0.95,釜残液组成为0.05。操作回流比为2.5,平均相对挥发度为2.46,试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。解:由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。习题8附表x00.01.0xxy46.1146.2+=00.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0在x–y图上作出平衡线,如本题附图所示。由已知的xD,xF,xW在附图上定出点a、e、c。精馏段操作线的截距为271.015.295.01=+=+RxD,在y轴上定出点b,连接点a及点b,即为精馏段操作线。过点e作q线(垂直线交精馏段操作线于点d。连接cd即得提馏段操作线。从点a开始,在平衡线与操作线之间绘阶梯,达到指定分离程度需11层理论板,第5层理论板进料。9.在板式精馏塔中分离相对挥发度为2的两组分溶液,泡点进料。馏出液组成为0.95(易挥发组分的摩尔分数,下同,釜残液组成为0.05,原料液组成为0.6。已测得从塔釜上升的蒸气量为93kmol/h,从塔顶回流的液体量为58.5kmol/h,泡点回流。试求(1原料液的处理量;(2操作回流比为最小回流比的倍数。解:(1原料液的处理量由全塔的物料衡算求解。对于泡点进料,q=1(kmol/h931Dn,Vn,Vn,=+=='qRqq(n,Dn,Vn,L9358.5qqq=-=-kmol/h=34.5kmol/hDn,Fn,Wn,qqq-=则(05.05.345.3495.06.0Fn,Fn,⨯-+⨯=qq解得n,F56.45q=kmol/h(2R为Rmin的倍数(5.34193⨯+=RR=1.70对于泡点进料,Rmin的计算式为333.16.0195.01(26.095.011(11FDFDmin=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=xxxxRαα于是275.1333.17.1min==RR10.在常压连续精馏塔内分离苯—氯苯混合物。已知进料量为85kmol/h,组成为0.45(易挥发组分的摩尔分数,下同,泡点进料。塔顶馏出液的组成为0.99,塔底釜残液组成为0.02。操作回流比为3.5。塔顶采用全凝器,泡点回流。苯、氯苯的汽化热分别为30.65kJ/mol和36.52kJ/mol。水的比热容为4.187kJ/(kg·℃。若冷却水通过全凝器温度升高15℃,加热蒸汽绝对压力为500kPa(饱和温度为151.7℃,汽化热为2113kJ/kg。试求冷却水和加热蒸汽的流量。忽略组分汽化热随温度的变化。解:由题给条件,可求得塔内的气相负荷,即h37.94kmol/kmol/h02.099.002.045.085WDWFFn,Dn,=--⨯=--=xxxxqq对于泡点进料,精馏段和提馏段气相负荷相同,则(kmol/h170.7kmol/h94.375.41Dn,Vn,Vn,=⨯=+=='Rqqq(1冷却水流量由于塔顶苯的含量很高,可按纯苯计算,即kJ/h232.5kJ/h1065.307.1703AVn,c=⨯⨯==γqQkg/h1033.8kg/h15187.410232.5(4612cp,ccm,⨯=⨯⨯=-=ttcQq(2加热蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高,可按纯氯苯计算,即6.234kJ/hkJ/h1052.367.1703BVn,B=⨯⨯=='γqQkg/h2.95=kg/h211310234.66BBhm,⨯==γQq11.在常压连续提馏塔中,分离两组分理想溶液,该物系平均相对挥发度为2.0。原料液流量为100kmol/h,进料热状态参数q=1,馏出液流量为60kmol/h,釜残液组成为0.01(易挥发组分的摩尔分数,试求(1操作线方程;(2由塔内最下一层理论板下降的液相组成x′m。解:本题为提馏塔,即原料由塔顶加入,因此该塔仅有提馏段。再沸器相当一层理论板。(1操作线方程此为提馏段操作线方程,即WVn,Wn,Vn,Ln,xqqxqqy'''-'='式中kmol/h100Fn,Ln,=='qqqn,Vn,D60qq'==kmol/h(n,Wn,Fn,D10060qqq=-=-kmol/h=40kmol/h则0067.0667.101.0604060100-'=⨯-'='xxy(2最下层塔板下降的液相组成由于再沸器相当于一层理论板,故0198.001.0101.021(1WWW=+⨯=-+='xxyααx′m与y′W符合操作关系,则0159.0667.10067.00198.0667.10067.0Wm=+=+'='yx提馏塔的塔顶一般没有液相回流。12.在常压连续精馏塔中,分离甲醇—水混合液。原料液流量为100kmol/h,其组成为0.3(甲醇的摩尔分数,下同,冷液进料(q=1.2,馏出液组成为0.92,甲醇回收率为90%,回流比为最小回流比的3倍。试比较直接水蒸气加热和间接加热两种情况下的釜液组成和所需理论板层数。甲醇—水溶液的t–x–y数据见本题附表习题12附表温度t℃液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数温度t℃液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.9151866.00.900.9581765.00.950.9797964.51.01.078.00.300.665解:(1釜液组成由全塔物料衡算求解。①间接加热h29.35kmol/kmol/h92.03.01009.09.0DFFn,Dn,=⨯⨯==xxqq0425.035.291003.01009.01(W=-⨯⨯-=x②直接水蒸气加热0.01.00.01.0xD间接加热64bdcea(xq,yqxWxFYX0.01.00.01.0xD直接蒸汽加热74bdcea(xq,yqxWxFYX附图1附图2习题12附图Fn,Dn,Ln,Wn,qqRqqq+=='关键是计算R。由于q=1.2,则q线方程为5.1611F-=---=xqxxqqy在本题附图上过点e作q线,由图读得:xq=0.37,yq=0.716176.037.071.071.092.0qqqDmin=--=--=xyyxRmin330.61761.85RR==⨯=于是(kmol/h174.3kmol/h1002.129.3585.1Wn,=⨯+⨯=q0172.08.1833.01009.01(W=⨯⨯-=x显然,在塔顶甲醇收率相同条件下,直接水蒸气加热时,由于冷凝水的稀释作用,xW明显降低。(2所需理论板层数在x–y图上图解理论板层数①间接加热精馏段操作线的截距为323.085.292.01==+RxD由xD=0.92及截距0.323作出精馏段操作线ab,交q线与点d。由xW=0.0425定出点c,连接cd即为提馏段操作线。由点a开始在平衡线与操作线之间作阶梯,NT=5(不含再沸器,第4层理论板进料。②直接蒸汽加热图解理论板的方法步骤同上,但需注意xW=0.0172是在x轴上而不是对角线上,如本题附图所示。此情况下共需理论板7层,第4层理论板进料。计算结果表明,在保持馏出液中易挥发组分收率相同条件下,直接蒸汽加热所需理论板习题13附图层数增加。且需注意,直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理论板的作用。13.在具有侧线采出的连续精馏塔中分离两组分理想溶液,如本题附图所示。原料液流量为100kmol/h,组成为0.5(摩尔分数,下同,饱和液体进料。塔顶馏出液流量qn,D为20kmol/h,组成xD1为0.98,釜残液组成为0.05。从精馏段抽出组成xD2为0.9的饱和液体。物系的平均相对挥发度为2.5。塔顶为全凝器,泡点回流,回流比为3.0,试求(1易挥发组分的总收率;(2中间段的操作线方程。解:(1易挥发组分在两股馏出液中的总收率由全塔的物料衡算,可得n,DD1n,D2D2An,FF100%qxqxqxη+=⨯qn,D2的计算如下Wn,D2n,D1n,Fn,qqqq++=及(D2n,D2n,FFn,2010005.09.098.020qqxq--++⨯=整理上式,得到4.2685.0D2n,=q则kmol/h06.31D2n,=q于是A200.9831.060.9100%95.1%1000.5η⨯+⨯=⨯=⨯(2中间段的操作线方程由s板与塔顶之间列易挥发组分的物料衡算,得n,Vss1n,Lssn,DD1n,D2D2qyqxqxqx+=++(1式中hkmol80hkmol204(1(D1n,Vsn,=⨯=+=qRq(h28.94kmol/kmol/h06.31203D2n,D1n,Lsn,=-⨯=-=qRqq将有关数值代入式(1并整理,得到s1s0.3620.5944yx+=+14.在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为0.35(易挥发组分的摩尔分数,下同,饱和蒸气加料。已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.20,试求(1操作回流比与最小回流比的比值;(2若塔顶第一板下降的液相组成为0.7,该板的气相默弗里效率EMV1。解:(1R与Rmin的比值先由精馏段操作线方程求得R和xD,再计算Rmin。由题给条件,可知75.01=+RR解得3=R8.042.01(20.0=⨯=+=RxD对饱和蒸气进料,q=0,yq=0.351772.035.01(5.235.035.01(qqqq=-+=-+=yyyxα604.21772.035.035.08.0qqqDmin=--=--=xyyxR则152.1604.23min==RR(2气相默弗里效率气相默弗里效率的定义式为12M,V*12yyEyy-=-(1式中8.0D1==xy725.020.07.075.020.075.012=+⨯=+=xy8537.07.05.117.05.21(111*1=⨯+⨯=-+=xxyαα将有关数据代入式(1,得%3.58583.0725.08537.0725.08.0VM,==--=E15.在连续精馏塔中分离两组分理想溶液,原料液流量为100kmol/h,组成为0.5(易挥发组分的摩尔分数,下同,饱和蒸气进料。馏出液组成为0.95,釜残液组成为0.05。物系的平均相对挥发度为2.0。塔顶全凝器,泡点回流,塔釜间接蒸汽加热。塔釜的汽化量为最小汽化量的1.6倍,试求(1塔釜汽化量;(2从塔顶往下数第二层理论板下降的液相组成。解:先求出最小回流比,再由最小回流比与最小汽化量的关系求得qn,Vmin。液相组成x2可用逐板计算得到。(1塔釜汽化量对于饱和蒸汽进料q=0,yF=0.5,Rmin可用下式计算,即7.215.0195.015.095.021*******FDFDmin=-⎥⎦⎤⎢⎣⎡---⨯-=-⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=yxyxRααn,Vminminn,D(1qRq=+而50kmol/hkmol/h05.095.005.05.0100WDWFFn,Dn,=--⨯=--=xxxxqq则kmol/h185kmol/h5017.2(Vminn,=⨯+=qkmol/h85kmol/h100185(1(Fn,Vminn,minVn,=-=--='qqqqkmol/h361kmol/h856.1(6.1minVn,Vn,=⨯==''qqmin,Vnq'也可由提馏段操作线的最大斜率求得,即WqWqminVn,minLn,xxxyqq--=''3333.05.025.05.0q=⨯+=x即588.105.03333.005.05.0minVn,Wn,minVn,=--=+''qqq将qn,W=50kmol/h代入上式,解得kmol/h85minVn,='q(2第2层理论板下降液相组成x2逐板计算求x2需导出精馏段操作线方程。136100501(1(1(Fn,Dn,Vn,=-⨯+=--+='RqqqRq解得72.3=R2013.0788.072.495.072.472.311D+=+=+++=xxRxxRRy塔顶全凝器95.0D1==xy9048.005.0295.095.01(1111=⨯+=-+=yyyxα9143.02013.09048.0788.02=+⨯=y8421.09143.01(29143.09143.02=-+=x16.某制药厂拟设计一板式精馏塔回收丙酮含量为0.75(摩尔分数,下同水溶液中的丙酮。原料液的处理量为30kmol/h,馏出液的组成为0.96,丙酮回收率为98.5%。塔顶全凝器,泡点回流,塔釜间接蒸汽加热。试根据如下条件计算塔的有效高度和塔径。进料热状况饱和液体总板效率61%操作回流比2全塔平均压力110kPa理论板层数17.0全塔平均温度81℃板间距0.40m空塔气速0.82m/s解:由题给条件,可得kmol/h09.32kmol/h96.075.030985.0985.0DFFn,Dn,=⨯⨯==xxqq69.3kmol/kmol/h09.2331(Dn,Vn,Vn,=⨯=+=='qRqq88.2761.00.17TTP===ENN取28(1塔的有效高度10.8mm4.0128(1(TP=⨯-=-=HNE(2塔径精馏段和提馏段气相负荷相同,则V,V4πqDu=式中sm5151.0sm110273360033.10181273(3.694.2236004.223300Vn,VV,=⨯⨯⨯+⨯⨯==pTTpqq于是0.894mmπ82.05151.04=⨯=D根据系列标准,选取塔径为900mm。17.在连续精馏中分离A、B、C、D、E(按挥发度降低顺序排列五组分混合液。在所选择流程下,C为轻关键组分,在釜液中组成为0.006(摩尔分数,下同;D为重关键组分,在馏出液中的组成为0.005。原料液处理量为100kmol/h,其组成如本题附表1所示。17题附表1组分ABCDExF0.2130.2440.1830.1420.218试按清晰分割法估算馏出液、釜残液的流量和组成。解:由题意,A、B组分在釜残液中不出现,E组分在馏出液中不出现,且xW,C=0.006,xD,D=0.005。作全塔物料衡算,得Wn,Dn,Fn,qqq+=DD,Dn,CW,Wn,CF,BF,AF,Fn,Dn,(xqxqxxxqq+-++=将有关数据代入上式,解得hkmol1.64Dn,=q计算结果列于本题附表2。17题附表2组分ABCDEΣFin,q/(kmol/h21.324.418.314.221.8100Din,q/(kmol/h21.324.418.080.320064.1Win,q/(kmol/h000.2213.8821.835.9Dix0.33230.38070.28210.00501.0Wix0.0060.38660.60721.0第十章液-液萃取和液-固浸取1.25℃时醋酸(A–庚醇