化工原理下册课后答案

第一章蒸馏的习题解答1．.已知含苯0.5(摩尔分数)的苯—甲苯混合液,若外压为99KPa,试求该搭液的泡点温度。苯和甲苯的饱和蒸气压数据见例14附表。解：本题需用试差法确定溶液的饱和温度。先假设一温度，查苯和甲苯的饱和蒸汽压p0和p0 A BPP0 则x B，若所求的x与题给的x值相等,则证明假设正确。P0P0 A B设假设温度恰为泡点温度,否则需修正。本题外压为99KP，据常压下苯~甲苯混合液的t-x-y图a设该溶液的泡点温度t91.50C，则查教材附录可知P0141.6KP,p056.8KP A a B a.9956.8x0.4980.5141.656.8故溶液的泡点温度为92C2..正戊烷(C5H12)和正己烷（C6H14）的饱和蒸气压数据列于本题附表,试求p=13.3KPa下该溶液的平衡数据。假设该溶液为理想溶液。习题2附表温C5H12223.l233.0244.0251.0260.1275.1291.7309.3度/KC6H14248.2259.1276.9279.0289.0304.8322.8341.9 饱和蒸气压1.3 2.6 5.3 8.013.326.653.2101.3PP0 P0解：由以下二式求x,y的数据。记x B,yAx P0P0 P A B求解本题时应确定温度范围以查取P0和P0. A B由本题附表可知平衡温度在260.6K和289K之间，选取以上两温度间的若干温度，求x,y。计算过程从略，结果如下表所示：tt/K260.626527027528028528900Ap/aKP13.317.321.926.534.542.548.90Bp/aKP2.833.54.265.08.5311.213.3x10.9250.8450.7690.4770.2140y10.710.5130.3860.1840.66703.利用习题2的数据,计算:(1)平均相对挥发度；(2)在平均相对挥发度下的x-y数据,并与习题2的结果相比较。解：的计算结果处于本题附表的第二列1(4.70+4.94+5.14+5.30+4.04+3.79+3.68)=4.51m7 x 4.5x 平衡方程为y m 1(1)x13.5xm温度温度/Kxy习题2的结果用m计算的结果260.64.71.01.01.02654.950.710.9180.9182705.40.5130.8450.8282755.300.3860.7090.7392804.040.1840.4770.5042853.790.0670.2140.2452893.68000计算结果表明：由于随t略有变化，故用平均相对挥发度求得的x,y与习题2的结果稍有差异。4．在常压下将某原料液组成为0.6(易挥发组分的摩尔分数)的两组分洛液分别进行简单蒸馏和平衡蒸馏,若汽化率为1/3,试求两种情况下的釜液和馏出液组成。假设在操作范围内气液平衡关系可表示为y=0.46x+0.549解：（1）简单蒸馏 釜液由下式求得，即w0.6dx0.51ln0.5490.54x2ln1x0.54x0.5490.5490.548 w 21解得x0.498（即汽化液为1/3时的釜液组成）2馏出液的平均组成x由一批操作的物料衡算求得D,m 1 2wxw0.60.49831D,m13x0.804D,m（2）平衡蒸馏由题意知，q=2/3 q X 2/3 0.6 y xF x 2x1.8(1)q1 q12/31 2/31而y0.46x0.549（2）联立（1），（2）解得x0.509yx0.783D说明：相同汽化率下，简单蒸馏得到的x高与平衡蒸馏的x。 D,m D这是由于平衡蒸馏实现了蒸馏过程的连续化造成了物料混合，从而影响了分离效果。5．.在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液流量为4000kg/h,组成为0.3(二硫化碳的质量分数,下同)。若要求釜液组成不大于0.05馏出液回收率为,88%。试求馏出液的流量和组成,分别以摩尔流量和摩尔分数表示。解：由全塔物料衡算得(以上标“'”表示质量流量）F'D'W' F'x'Dx'Wx' F D m由于Dx'0.88F'x'所以F'x'0.88F'x'D'x' D F F F w0.12F'x'0.1240000.3F 2880kg/hW'x' 0.05wDFW400028801120kg/hW’= 0.88F'x'0.8840000.3 x' F 0.943D D 11200.943/76x0.97(摩尔分数）D0.943/760.057/154平均分子差M0.97760.0315478.3kg/KmolmD1120/78.314.3Kmol/h6．.在常压操作的连续精馏塔中分离含甲醇0.4与水0.6(均为摩尔分数)的溶液,试求以下各种进料状况下的q值。(1)进料温度为40℃；(2)泡点进料；(3)饱和蒸气进料。常压下甲醇一水熔液的平衡数据列于本题附表中。习题6附表温度温度t液相中甲醇气相中甲醇温度t液相中甲醇气相中甲醇℃的摩尔分数的摩尔分数℃的摩尔分数的摩尔分数l∞O.O0.075.30.400.72996.4Oω0.13473.l0.50O.77993.50.040.23471.2O.060.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.10O.41866.00.900.95884.40.15O.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.0O.300.665解：（1）进料温度40C由甲醇~水溶液的平衡数据知道原料液的泡点温度为75.3C，由附录查得甲醇和水的汽化热分别为1055KJ/kg和2320KJ/kg故原料液的汽化热为0.41055320.623201838560KJ/kgm进料温度为40C，泡点温度为75.3C，故平均温度为1t(4075.3)57.7Cm2由附录查得57。7C时，甲醇和水的比热分别为2.68KJ/(kgC)和4.19KJ/(kgC)故混合液的平均比热为C0.42.68320.64.191879.6KJ/(KmolC)p,mrCt3856079.6(75.340)则进料热状况q p1.703r 38560（2）泡尖进料q=1(3)饱和蒸汽进料q=0.对习题6中的溶液,若原料液流量为100kmol/h,馏出液组成为0.95釜液组成为,0.04(以上均为易挥发组分的摩尔分数),回流比为2.5。试求产品的流量、精馏段的下降液体流量和提馏段的上升蒸气流量。假设塔内气、液相均为恒摩尔流动。解：由全塔物料衡算知F=D+WFxDxWx F D WF(xx)100(0.40.04)DF W 39.6kmol/hxx 0.950.04解得WFD10039.660.4kmol/h而LRD2.539.699kmol/hVLD39.699138.6mol/h三种进料情况下，上述各值相等V’=V+(q-1)F,进料为40C时，q=1.07,V’=138.3+(1.07-1)100=145.6kmol/h泡点进料时V'=V=138.6kmol/h饱和蒸汽进料时V'VF=138.6-100=38.6kmol/h.某连续精馏操作中,已知操作线方程式为:精馏段y=0.723x+O.263；提馏段y=1.25x-0.0187。若原料液于露点温度下进入精馏塔中,试求原料液、馏出液和釜残液的组成及回流比。解：精馏段操作线斜率R0.732R2.61R1x精馏段操作线截据为D0.263R1所以：x0.263(2.611)0.95D提馏段操作线与对角线交点坐标为yxx，故x0.0748 w w由两操作线交点0.723x0.2631.25x0.723x+0.263=1.25x-0.0187解得x0.535y0.7230.5350.2630.65因为露点下进料故q线为水平线，可得原料液组成x=y=0.65F在常压连续精馏塔中,分离苯—甲苯混合液。若原料为饱和液体,其中含苯0.5(摩尔分数,下同)。塔顶馏出液组成为0.9塔底釜残液组成为, 0.1回流比为, 2.0,试求理论板层数和加料板位置。苯—甲苯混合液的平衡数据见例1-10。解：按M-T图解法求理论板层数，如附图所示过程略精馏段操作线截据：x/(R1)0.9/(2.01)0.3D在操作线和平衡线之间做梯级得理论板层数为8（含再沸器）加料板为从塔顶向下的第4层理论板若原料液组成和热状况、分离要求、回流比及气液平衡关系均与习题9的相同,但回流温度为20℃,试求所需理论板层数。已知回流液体的泡点温度为83℃,平均汽化热为3.2×104kJ/kmol,平均比热容为14OkJ/(kmol℃·)。解：设F=100kmol, FDW 100DW 总物料衡算为 即 FxFDxDWxW1000.50.900.1W解得D=W=50kmol/h因R=2.0L’=RD=250100kmol/h离开第一层板的液体流量为L=L’q’=1.28100=128kmol/h进入第一层板的气相流量为V=L+D=128+50=178kmol/h L D 128 500.9精馏段操作线方程yxxx n1VnVD178n 1780.719x0.253n用一连续精馏塔分离由组分A、B所组成的理想提合液。原料液中含A0.44,馏出液中含A0.957(以上均为摩尔分数)。已知溶液的平均相对挥发度为2.5最小,回流比为1.63试,说明原料液的热状况,并求出q值。解:由相平衡方程得 x 2.5x y （1）1(1)x11.5x由操作线方程知 R x 1.63 0.957 y xD x 0.62x0.364（2）R1 R11.6311.631联立（1）（2）解得x0.365y0.59由最小回流比的定义，上述两方程的交点必是q线和平衡线的交点因为xx,yx可知原料液为气液混合物 F Fx(1q)yqxF由q线方程可得0.44(1q)0.590.365qq0.6672/3注此题还有其他方法可解.在连续精馏塔中分离某组成为0.5(易挥发组分的摩尔分数,下同)的两组分理想溶液。原料液于泡点下进入塔内。塔顶采用分凝器和全凝器。分凝器向塔内提供回流液,其组成为0.88全凝器提供组成为,0.95的合格产品。塔顶馏出液中易挥发组分的回收率为96%。若测得塔顶第一层板的液相组成为0.79试求,:(1)操作回流比和最小回流比；(2)若馏出液量为100kmol/h,则原料液流量为多少?0.88解：（1）x0.95y,x0.88代入平衡方程0.95D L L 1（-1）0.88解得2.59 x 2.590.79y与x是操作关系，其中y10.9071L11(1)x11.590.791 R 0.95 0.907 0.88 则 R1 R1R1.593xyRDFminyx 当q1时， F F x 2.590.5 y F 0.722 F1(1)x 11.590.5F0.950.722所以：R1.032min0.7220.5 Dx 1000.95（2）由D0.96,F198kmol/h Fx 0.960.5F在常压连续精馏塔内分离乙醇—水、混合液,原料液为饱和液体,其中含乙醇0.15(摩尔分数,下同),馏出液组成不低于0.8釜液组成为,0.02操作回流比为,2。若于精馏段某一塔板处侧线取料,其摩尔流量为馏出液摩尔流量的1/2,侧线产品为饱和液体,组成为0.60试求所需的理论板层数、加料板及侧线取料口的位置。物系平衡数据见例1-10。解：由于精馏段由侧线取料，精馏段分为上下两段 R x侧线产品出口以上的操作线方程为yxD1(1)n1R1nR1精馏段下段的操作方程由物料衡算出 V''L''DD(2) 1 2V''yL''xDxDx(3) S1 S 1D1 2D2L''DD(4) 1 2LDDxDxy2x1D12D2s1LDSLD 1 1 联立（2）（3）（4）得由于RL/D RD/DxxD/Dy21xD1D221(5) S1 R1 S R1联立（1）和（5）解得两线交点坐标为xx'D2提馏段操作线与无侧线相同图解法求理论板层数 x 0.8 精馏段上段操作线截据为D1 0.267R12110.80.6xxD/D20.367精馏段下段操作线截据为D1D221R1 21图解求得理论板层数为11（含再沸器）侧线出口为从塔顶上下的第5层板；加料板为从塔顶向下数的第9层理论板14．在常压连续提馏塔中分离含乙醇0.033(摩尔分数)的乙醇—水由合液。饱和液体进料,直接蒸汽加热。若要求塔顶产品中乙醇回收率为99%,试求:(1)在理论板层数为无限多时,计算lmol进料所需蒸汽量。(2)若蒸汽量取为最小蒸汽量的2倍时,求所需理论板层数及两产品的组成。假设塔内气、液相为恒摩尔流动。常压下气液平衡数据列于本题附表中。习题14附表xx00.00800.0200.02960.033y00.07500.1750.270.2500解:本题的提馏塔示意图如附图所示由于是恒摩尔流动即：FLWVVD全塔物料衡算得FVWDFxWxDx F W D将Dx/Fx0.99代入上式得 D FFxWx0.99Fx0.033x0.990.033W F W 所以x0.00033W（1）计算1mol进料所需最少蒸汽量 最少蒸汽量(理论板层数为无穷多)时操作线的斜率为 W F y* F,min,minF,min,minFVW由平衡数据查得x0.033时，y*0.270 F F F 0.278.26所以V,min0.033 进料,minVF/8.261/8.260.12mol/mol,min(2)V2V时，所需理论板层数及产品组成min20.1210.242mol/mol进料 Dx 0.242x 0.990.033 由D D099x0.135 Fx x D 0.242 F F图解法求理论板层数,操作线斜率=F/V1/0.2424.13过点C(0.00033,0)作斜率为4.13的直线,与q线交于d点既为操作线自点d开始在平衡线和操作线之间绘梯级到跨越点c为止需理论板层数为5，如本题附图所示。15．在连续操作的板式精馏塔中分离苯—甲苯、混合液。在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.28、0.41和0.57,试求三层板中较低的两层的单板效率EmV。操作条件下苯一甲苯棍合攘的平衡数据如下:0.260.380.510.450.600.72解：在全回流条件下，yn1xn由所给的三组数据做图，yx0.41然后确定3 2 yx0.57 2 1由板效率的定义方式知道yy En n1 MV yn*yn1 由x0.41查得y*0.628 2 2 yy 0.570.41 E 2 3 0.7373%MV2y*y0.6280.41 2 30.410.28 同理E 67%MV30.4750.2816.在常压连续提馏塔中分离两组分理想、溶液。原料液加热到泡点后从塔顶加入,原料液组成为0.20(摩尔分数,下同)。提馏塔由蒸馏釜和一块实际板构成。现测得塔顶馏出液中易挥发组分的回收率为80%,且馏出液组成为0.28,物系的相对挥发度为2.5。试求釜残液组成和该层塔板的板效率(用气相表示)。蒸馏釜可视为一层理论板。Dx解：设F1kmol/h由D0.8得D0.57kmol/hFxFFDW 全塔物料衡算 FxDxWx F D W解得W0.43kmol/h则10.20.570.280.43xW得x0.094Wyy 气相默弗里板效率为E1 W MV y*y 1 Wx 2.50.094yx0.28，y W 0.206 1 D W1(1)x 11.50.094W因为L'xv'yWx 1 W W F W而FL',DV'所以：yxxD1DW 1 0.43 即：0.206 x 0.094 0.5710.57解得x0.15812.50.158y*0.319111.50.1580.280.206故E100%65.5% MV 0.31917.在连续精馏塔中分离二硫化碳一四氯化碳棍合液。原料液在泡点下进入塔内,其流量为4000kg/h、组成为0.3(摩尔分数,下同)。馏出液组成为0.95,釜液组成为0.025。操作回流比取为最小回流比的1.5倍,操作压强为常压,全塔操作平均温度为61℃,空塔速度为0.8m/s,塔板间距为0.4m,全塔效率为50%。试求:（1）实际塔板层数；(2)两产品的质量流量；(3)塔径；(4)塔的有效高度。常压下二硫化碳一四氯化碳溶液的平衡数据见例1-44。解：（1）求实际板数由题给数据给xy图，如附图所示因泡点进料，所以xx0.3;由xy图查得y0.54 q F q xy 0.950.54RDq1.71所以：minyx0.540.3R1.51.712.56 q q x 0.95 精馏段操作线截据＝D 0.267R12.561用图解法求理论板层数，图解步骤略。图解结果表明需理论板层数为11块（含111再沸器），加料板为从塔顶数第7层理论板。N 20p 0.5两产品的质量流量原料液的平均摩尔质量为M0.3760.7154130.6kg/molmF4000/130.630.6kmol/hDW30.6 由全塔物料衡算得 解得0.95D0.025W30.60.3W21.5kmol/hM0.025760.975154152kg/mol W W'21.51523270kg/hD'40003270730kg/h塔径进料是饱和液体，故VV'(R1)DDFW30.621.59.1kmol/h V(2.561)9.132.4kmol/h设上升蒸汽为理想气体，则 V 273tp 32.4 273161101.33 V 22.4mk 22.4 0.247kmol/h S3600 273 p 3600 273 101.33 4V 40.247DS0.627m3.140.8有效塔高H(N1)h(201)0.47.6mp18．求习题17中冷凝器的热负荷和冷却水消耗量及再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量。假设热损失可忽略。已知条件如下:(1)塔的各截面上的操作温度为进料62℃、塔顶47℃、塔底75℃。回流液和馏出液温度为40℃。(2)加热蒸汽表压强为100KPa,冷凝水在饱和温度下排出。(3)冷却水进、出口温度分别为25℃和30℃。解：（1）求冷凝器热负荷和冷却水消耗量冷凝器的热负荷由下式求得，即Q(R1)D(IIVL)C VD 其中：IrctVD m p,m从附录查得于42C下CS的汽化热为345kJ/kg,CCl的汽化热为190KJ/kg.同温 2 4度下CS的比热为0.95KJ/(kgk),CCl的比热为0.8KJ/(kgk),24r0.95345760.0519015426400KJ/kmolmc0.950.95760.050.815475KJ/(kmolK)p,mI264007547VDI7540LD所以Q(2.561)9.1(26400757)872300KJ/hC冷却水消耗量为 Q 872300 W C 42000kg/hCC(tt)4.187(3025)p,c21（2）再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量再沸器的热负荷可由下式计算，即QV'(II)Q B VW LW L由附录查得在75C下CS的汽化热为3000kJ/kg,CCl的汽化热为185kJ/kg 2 4所以Q32.428350918500KJ/hB由附录查得100kPa（表压）下，蒸汽冷凝热为2260KJ/kg所以加热蒸汽消耗为WQ/r918500/2260416kg/h n B19．.若将含有苯、甲苯和乙苯的三组分混合液进行一次部分汽化,操作压强为常压,温度为120℃,原料液中含苯为0.05(摩尔分数),试分别用相平衡常数法和相对挥发度法求平衡的气液相组成。混合液可视为理想溶液。苯、甲苯和乙苯的饱和 蒸气压可用安托因(Antoine方程求算) ,即B lgpA tC式中t一一物系温度,℃；P°一一-饱和蒸气压,KPa；A,B,C一一安托因常数。苯、甲苯和乙苯的安托因常数见本题附表。习题19附表ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58乙苯6.0791421.91212.93安托因常数组分解：1用相平衡常数法求平衡组成（1）求相平衡常数以下标1，2，3分别表示苯，甲苯，乙苯1206.35由lgp6.0232.477得p300KPa120220.24 11343.98lgp6.0782.12得p132KPa120219.58 21421.91lgp6.0791.808得p64.3KPa120212.93 3 p 300 132 64.3所以K1 2.96K1.3K0.634（2）1p101.33 1101.33 1101.33求平衡组成yKx2.960.050.148 1 11KxKx1y10.1480.852（1） 22 33 1 xx10.050.95 （2） 2 3联立（1）（2）得x0.375x10.3750.050.575 2 3而y0.148y1.30.3750.487y0.6340.5750.365 1 2 3y1.0i上述各气液相组成即为所求。2．用相对挥发度求平衡组成（1）求各组分对乙苯的相对挥发度p/p300/64.34.67 13 1 3p/p132/64.32.05 23 2 3p/p1 33 3 3(2)求平衡组成计算结果列于下表组分组分ix1313ix1313iiixyx10.054.670.23350.14820.3752.050.7690.48730.57510.5750.36511.57751.0两种计算方法的结果完全相同20.在连续精馏塔中,分离由A、B、C、D(挥发度依次下降)所组成的混合液。若要求在馏出液中回收原料液中95%的B,釜液中回收95%的C,试用亨斯特别克法估算各组分在产品中的组成。假设原料液可视为理想物系。原料液的组成及平均操作条件下各组分的相平衡常数列于本题附表中。习题20附表组分组分ABCD组成xFi0.060.170.320.45相平衡常数Ki2.171.670.840.17．解：依题意取组分B轻关键组分，C为重关键组分各组分对重关键组分的相对挥发由K/K计算出的值列于下表ih i h组分组分ABCDih2.581.9910.845标绘分配关系线以100kmol原料液为基准流出液中B的含量D1000.170.9516.5kmolB釜液中B的含量W1000.170.050.85kmolB D 16.15()19WB0.85釜液中C的含量D1000.320.051.6kmolC D 1.6() 0.0526WC30.4为作图方便，改用直角坐标系，而将和（D/W）换算为对数值ihDlg()lg191.279，lglg1.990.299 WB Bh故组分B的分配点b的坐标为（0.298，1.279）Dlg()lg0.05261.279,lglg1.00 WC chC故组分的分配点c的坐标为（0，-1.279）组分的分配关系曲线绘于本题附图中。（3）组分A和D的物质的量及产品的组成可由lglg2.580.401Ah D D从表中查得lg()2.24所以()174 WA WA又DWF1000.066解得D5.966kmolD0.034kmol A A A A W D D由lglg0.8450.0782从图中查出lg()1.9()0.001259 Dh WD WD又DWF1000.4545解得D0.56kmolW44.44kmol D D D D D由上述结果计算各产品组成，结果列于下表组分组分原料液馏出液釜液组分量kmol摩尔分数Fix组分量kmol摩尔分数Fix组分量kmol摩尔分数FixA60.065.9660.2560.0340.0004B170.1716.150.6650.850.0112C320.321.60.065936.40.4015D450.450.590.023144.440.5819100124.281.075.721.021．.在连续精饱塔中,将习题却的原料液进行分离。若原料液在泡点温度下进入精馏塔内,回流比取为最小回流比的1.5倍。试用简捷算法求所需的理论板层数及进料口的位置。解：（1）求最小回流比泡点进料q1先求下式的值Dixi1q0 A ih试差过程略，试差结果1.6032.580.061.990.171.00.320.8450.45 即： 0.0002.581.6031.991.6031.01.6030.8451.603故1.603即为所求RihDh12.580.2460.8450.02311.990.6651.00.065912.94min2.581.6030.8451.6031.991.6031.01.603ihR=1.5R=1.52.94=4.41min(2)求理论板层数 x x 0.6650.0415Nlg(xhl)D(xhl)W1lg(0.0659)(0.0112)17.55 min lg lg1.99ih RR 4.412.94 而 min 0.27 R1 4.411NN由吉利兰图查得： min0.4解得N14N2精馏段的最少理论板层数 x x 0.6650.32 lg(xl)D(xh)F lgN'h l1(0.0659)(0.17)13.24min lg lg1.99lhN'N 已查得， min0.4，由此解得N7N'2故进料板为从塔顶向下数第8层板第二章吸收习题解答1从手册中查得101.33KPa、25℃时,若100g水中含氨1g,则此溶液上方的氨气平衡分压为0.987KPa。已知在此组成范围内溶液服从亨利定律,试求溶解度系数H(kmol/(m3·kPa))及相平衡常数m。解:(1)求HC由PNH3.求算. NH3 H已知:P0.987kP.相应的溶液浓度C可用如下方法算出: NH3 a NH3以100g水为基准,因为溶液很稀.故可近似认为其密度与水相同.并取其值为1000kg/m3.则:1 C 170.582kmol/m3 NH 1001 3 1000 C 0.582HNH30.590kmol/(m3kP) P0.987 aNH3ymx NH NH NH 3 3 3P0.987yNH3 0.00974NH3 P 101.331(2).求m.由x170.0105NH311001718y0.00974 mNH3 0.928 x 0.0105NH32:101.33kpa、1O℃时,氧气在水中的溶解度可用po2=3.31×106x表示。式中:Po2为氧在气相中的分压,kPa、x为氧在液相中的摩尔分数。试求在此温度及压强下与空气充分接触后的水中,每立方米溶有多少克氧.解:氧在空气中的摩尔分数为0.21.故PPy101.330.2121.28kPO O a2 P2 21.28 x O2 6.43106O23.311063.31106因x值甚小,故可以认为XxO2即:Xx6.43106 O2 O2 6.4310632 kg(O) g(O)所以:溶解度1.14105 211.4 2 118 kg(HO) m3(HO) 2 23.某混合气体中含有2%(体积)CO2,其余为空气。混合气体的温度为30℃,总压强为506.6kPa。从手册中查得30℃时C02在水中的亨利系数E=1.88x105KPa,试求溶解度系数H(kmol/（m3·kPa、）)及相平衡常数m,并计算每100克与该气体相平衡的水中溶有多少克CO2。解:(1).求H由H求算EMHO2 1000H 2.955104kmol/(m3kP) EM 1.8810518 aHO2(2)求mE1.88105m371506.6当y0.02时.100g水溶解的CO2P506.60.0210.13kP CO a2P 10.13 xCO25.39105 E 1.88105因x很小,故可近似认为Xx kmol(CO) 44kg(CO)X5.39105 25.39105() 2 kmol(HO) 18kg(HO) 2 2 kg(CO)1.3181042kg(HO)2故100克水中溶有CO0.01318gCO 2 24．.在101.33kPa、0℃下的O2与CO混合气体中发生稳定的分子扩散过程。已知相距0.2cm的两截面上O2的分压分别为13.33kPa和6.67kPa,又知扩散系数为0.185cm2/s,试计算下列两种情况下O2的传递速率,kmol/(m2·s):O2与CO两种气体作等分子反向扩散;CO气体为停滞组分。解：（1）等分子反向扩散时O的传递速率2DN (PP)ARTZA1 A2D0.185cm2/s1.85105m2/s.T273KP101.325kP.Z0.2cm2103maP13.33kP.P6.67kPA1 aA2 a1.85105N(13.336.67)2.71105(kmol/m2s)A8.3142732103（2）O通过停滞CO的扩散速率2 DP DP P 1.85105101.33101.336.67N(PP) lnB2 lnARTZP A1 A2 RTZ P 8.3142732103101.3313.33 Bm B13.01105kmol/m2s5．一浅盘内存有2mm厚的水层,在20℃的恒定温度下逐渐蒸发并扩散到大气中。假定扩散始终是通过一层厚度为5mm的静止空气膜层,此空气膜层以外的水蒸气分压为零。扩散系数为2.60×10-5m2/s,大气压强为101.33KPa。求蒸干水层所需的时间。解:这是属于组分(A)通过停滞组分的扩散。已知扩散距离（静止空气膜厚度）为Z5103m.水层表面的水蒸气分压(20C)的饱和水蒸气压力为P2.3346kP A1 a静止空气膜层以外;水蒸气分压为P0A2D2.6105m2/s.P101.33kP.T27320293Ka单位面积上单位时间的水分蒸发量为 DP DP P 2.6105101.33 101.33N(PP) lnB2 lnARTZP A1 A2 RTZ P 8.3142935103101.332.3346 Bm B15.03106kmol/(m2s)故液面下降速度:d NM 5.0310618A A 9.07108m/sd 998.2 L水层蒸干的时间: h 51032.205104s6.125hd/d9.07108h6.试根据马克斯韦尔-吉利兰公式分别估算0℃、101.33kPa时氨和氯化氢在空气中的扩散系数D(m2/s),并将计算结果与表2-2中的数据相比较。解:(1):氨在空气中的扩散系数.查表2.4知道,空气的分子体积:V29.9cm3/molB氨的分子体积:V25.8cm3/molA又知M29g/mol.M17g/molB A则0C.101.33kP时,氨在空气中的扩散系数可由Maxwea Gilliland式计算.a114.36105(273)3/2()1/2D 1729 10614105m2/sNH3 101.33(25.8)1/3(29.9)1/3(2)同理求得D 1.323105m2/sHCl7.在101.33kPa、27℃下用水吸收混于空气中的甲醇蒸气。甲醇在气、液两相中的组成都很低,平衡关系服从亨利定律。已知溶解度系数H=1.955kmol/(m3·kPa),气膜吸收系数kG=1.55×10-5kmol/(m2·s·kPa),液膜吸收系数kL=2.08×10-5kmol/(m2·kmol/m3)。试求总吸收系数KG,并算出气膜阻力在总阻力中所占百分数。.解:总吸收系数 1 1K 1.122105kmol/(m2skP)G 1 1 1 1 a k Hk 1.551051.9552.08105 G C气膜P助在点P助中所占百分数. 1/k 1.122G 72.31/k1/Hk 1.55 G C8.在吸收塔内用水吸收棍子空气中的甲醇,操作温度27℃,压强101.33KPa。稳定操作状况下塔内某截面上的气相甲醇分压为5kPa,液相中甲醇组成为2.11kmol/m3。试根据上题中的有关数据算出该截面上的吸收速率。解:吸收速率NK(PP) A G A A由上题已求出k1.122105kmol/(m2skP) G a又知：H1.955kmol/(m3kP)a则该截面上气相甲醇的平衡分压为PC/H2.11/1.9551.08kP.P5kP.A aA aN1.122105(51.08)4.4105kmol/(m2s)则A 0.1583kmol/(m2h)9：在逆流操作的吸收塔中,于101.33kpa、25℃下用清水吸收混合气中的H2S,将其组成由2%降至0.196(体积)。该系统符合亨利定律。亨利系数E=5.52×16kPa。L若取吸收剂用量为理论最小用量的12倍,试计算操作液气比及出口液相组成VLX若压强改为1013kPa,其他条件不变,再求手及X。1 V 1解：（1）求101.33kP下，操作液气比及出口液相组成。aE5.52104m545P101.33y 0.02Y10.020411y10.02 1 y 0.001Y2 0.00121y10.0012X02 L YY 0.02040.001最小液气比()1 2518VminY1X 0.0204/545m 2 L L操作液气比为1.2()1.2518622 V Vmin出口液相浓度VXX(YY)1 2L1 210(0.02040.001)3.12105622（2）：求1013kP下的操作液气比及出口液组成aE5.52104m545 P 1013 则：L' YY 0.02040.0001()1 2 51.8VminY1X 0.0204/545 m 2 L1.251.862.2V出口液相组成： V' 1 X'X(YY)0 (0.02040.001)3.121041 2L' 1 2 62.211，在101.33kPa下用水吸收据于空气中的氨。已知氨的摩尔分数为0.1,混合气体于40℃下进入塔底,体积流量为0.556m3/s,空塔气速为1.2m/s。吸收剂用量为理论最小用量的1.1倍,氨的吸收率为95%,且已估算出塔内气相体积吸收总系数K的平均值为0.1112kmol/(m3s)。在操作条件下的气液平衡关系为Y*2.6X,Ya试求塔径及填料层高度。解：0.1Y0.1111110.1YY(1)0.1111(10.95)0.0055552 1X0.2L YY 0.11110.005555()1 2 2.47VminY1X 0.1111m 2 2.6L 1.12.472.72V V 1X(YY)X (0.11110.005555)00.03881L1 2 22.72mV 2.6S 0.956 L 2.72 1 YY 1 0.1111N ln[(1S)1 2S]ln[(10.956)0.956]13.8G1S YY 10.956 0.005555 2 2塔截面积：0.556/1.20.463m2塔径：4D0.4630.77m 0.556 273又知：V 0.90.0195kmol/s22.427340则： V 0.0195H 0.38mGK0.11120.463Ya塔上填料层高度：ZHN0.3813.85.23m G G12．在吸收塔中用清水吸收混合气中的SO2,气体流量为5000m3(标准)/h,其中SO2占10%,要求SO2回收率为95%。气、液逆流接触,在塔的操作条件下SO2在两相间的平衡关系近似为Y*26.7X。试求:(1)若取用水量为最小用量的15倍,用水量应为多少?(2)在上述条件下,用图解法求所需理论塔板数;(3)如仍用(2)中求出的理论板数,而要求回收率从95%提高到98%,用水量应增加到多少?解：（1）求用水量：0.10Y0.1111110.10Y0.1111(10.95)0.0055625000V (10.10)201kmol/h 22.4V(YY)201(0.1110.00556)L125100kmol/hminX1X20.1111026.7L1.5L1.551007650kmol/h min (水）（2）：求理论板数(a)梯级图解法 V 201X(YY)X (0.11110.00556)0.002771L1 2 27650在YX直角坐标图中给出平衡线oE.CY26.77及操作线BT由图中B点开始在操作线与平衡线之间画梯级得理论板层数N5.5T(b)用克列姆塞尔算图95.X02 YY 0.11110.00556则相对回收率1 20.95 YmX 0.1111 1 2在理论最小用水量下，N，J据此查图221得：TLA0.95而min0.95min mVL1.5L1.50.95mV min 1.50.9526.72017650kmol/h(水）查图221（或由式277c计算）可知当：LA 1.43.0.95时mVN5.5T两种方法解得的结果相同。（3）求98时所需增加的水量用克列姆塞尔法估算，已知：'0.98.N5.5T据此查图221得A'1.75则:L'1.75mV1.7526.72019390kmol/h故需要增加的用水量L'L939076501740kmol/h3.13104kg/h (水) (水）13.在一个接触效能相当于8层理论塔板的筛板塔内,用一种摩尔质量为250、密度为则900kg/m3的不挥发油吸收捏于空气中的丁烧。塔内操作压强为101.33kPa,温度为15℃,进塔气体含丁烷5%(体积),要求回收率为95%。丁烷在15℃时的蒸气压强为194.5kPa,液相密度为58Okg/m3假定拉乌尔定律及道尔顿定律适用,求:(1)回收每1m3丁烷需用溶剂油多少(m3)?(2)若操作压强改为304.OkPa,而其他条件不变,则上述溶剂油耗量将是多少(m3)?解:(1).由拉乌尔定律 p 194.5yxx1.92xp101.33由于为低组成吸收,可以认为Y1.92X0.05Y0.0526.X0.Y0110.05 2 2 YY(1)0.0526(10.95)0.002632 1由克列姆塞尔方程得到:YY 0.0526Yln1 1 ln 1YY 0.02630 N2 28T YY 0.05260.00263ln1 2 ln YY Y01 2 1解得:Y0.0421Y0.042X10.02211.921.92由此可知,每回收1kmol丁烷所需纯溶剂油数量为 1 1 45.5kmol/kmol X 0.0220 （油） (丁烷）2丁烷的摩尔质量为58.08.则回收每1m3液体丁烷所需溶剂油的体积为45.5250/900126.2m3/m3 58.08/580 （油） （丁烷）(2).若p304.0kPa.则:194.5yx0.6398x.Y0.6398X304.0因为X0故Y020.042.(条件未变,仍用上法求得)1Y0.042X10.06561m 0.63981 1 15.24kmol/kmolxx0.06560 （油） （丁烷）1 215.24250190042.28m3/m3 58.08/580 （油） （液体丁烷）14.在一逆流吸收塔中用三乙醇胶水溶液吸收混于气态烃中的H2S,进塔气相含H2S2.91%(体积),要求吸收率不低于99%,操作温度300K,压强为101.33kPa,平衡关系为Y*2X,进塔液体为新鲜溶剂,出塔液体中H2S组成为0.013kmol(H2S)/kmol(溶剂)。已知单位塔截面上单位时间流过的惰性气体量为0.015kmol/(m2·s),气相体积吸收总系数为0.000395kmol/(m3·s·kPa),求所需填料层高度。V（YY）12G12GGYamKY已知:0.0291Y0.03110.0291Y2Y1(1)0.03(10.99)0.0003X0.013.YmX20.0130.0261 1 10.Y02 2(0.030.026)0.0003 0.00143m 0.030.026则: ln 0.0003KKap0.000395101.330.04kmol/(m2S)Ya G又知:V0.015kmol/(m2s)0.015H 0.375m G 0.04 0.030.0003N 20.8G 0.00143Z0.37520.87.8m15．有一吸收塔,填料层高度为3m,操作压强为101.33KPa,温度为20℃,用清水吸收棍于空气中的氨。混合气质量流速G=58Okg/(m2·h),含氨6%(体积),吸收率为99%;水的质量流速W=770kg/(m2·h)。该塔在等温下逆流操作,平衡关系为Y*0.9X。KGa与气相质量流速的0.8次方成正比而与液相质量流速大体无关。试计算当操作条件分别作下列改变时,填料层高度应如何改变才能保持原来的吸收率(塔径不变):(1)操作压强增大一倍;(2)液体流量增大一倍;(3)气体流量增大一倍。解：已知Z3m,p101.325kP,T293ka0.06Y0.0638.X0110.06 2 YY(1)0.0638(10.99)0.0006382 1混合气体的平均摩尔质量M29O.94170.0628.28kg/kmolnV 580 (10.06)19.28kmol/(m2h)28.28L770 42.78kmol/(m2h)18mv0.919.28S0.4056 L 42.78 1 YmX N ln[(1S)(1 2)S] G1S YmX 2 2 1 0.06380 ln[ (10.4056)0.4056]10.40560.0006386.884 Z 3H0.4358mGN6.884G（1）p'2p1m'mp/p'0.90.452 mV' 0.4519.28 S' 0.2028 L 42.78 1 Ym'X m'p N' ln[(1 2)(1S')S']由于故G1S' Ym'X m p' 2 2 1 0.06380 ln[ (10.2028)0.2028]10.20280.00063805.496 V V H KKap Ya G故：'PGH P'G P 1H'H 0.43580.2179m G GP' 2ZH'N'0.21795.4961.198m G G填料层高度比原来减少了31.1981.802mL'2L mV mV 1（2）：S' 0.40560.2028 L' 2LVN'5.496G（计算过程同（1））.液体流速的增加对Ka无显著影响.GH'H0.4358mG G则:Z'N'H'5.4960.43582.395m G G即所需填料层高度较原来减少了32.3950.605m(3)V'2VmV'm(2V)S' 20.40560.8112 L L1N' ln[100(10.8112)0.8112]15.8G10.8112气体质量流速增大时,总吸收系数Ka相应增大.GKV0.8GaV'K'K()0.820.8KGa GaV Ga V' 2VH 20.2H20.20.43580.501mGK'p20.8Kp G Ga GaZ'H'N'15.80.5017.92m G G即所需填料层高度较原来增加7.9234.92m16.要在一个板式塔中用清水吸收混于空气中的丙醇蒸气。混合气体流量为30kmol/h,其中含丙醇1%(体积)。要求吸收率达到90%,用水量为9Okmol/h。该塔在101.33KPa、27℃下等温操作,丙醇在气、液两相中的平衡关系为Y*2.53X,求所需理论板数。解:V30(10.01)29.7kmol/h0.01Y0.0101110.01YY(1)0.0101(10.90)0.00101 2 1 AL90kmol/h V(YY) 29.7(0.01010.00101)XX1 200.0031 2 L 90由题意知m2.53则: L 90A 1.1977mV 2.5329.7又因为X0.则:2A0.90 A1.19770.90 ln 1lnN1 10.9015.05T lnA ln1.1977第三章2.聚氯乙烯生产过程中,需要将乙炔发生器送出来的粗乙炔气体净化,办法是在填料塔中用次氯酸钠稀溶液除去其中的硫、磷等杂质。粗乙炔气体通入填料塔的体积流量为7∞旷/h,密度为1.16kg/m3;次氯酸钠水洛液的用量为4000kg/h,密度为105Okg/m3,黏度为1.06mPa·s。所用填料为陶瓷拉西环,其尺寸有50mm×5Omnx4.5皿n及25mnx25mm×2.5mn两种。大填料在下层,小填料在上层,各高5m,乱堆。若取空塔气速为液泛气速的80%,试求此填料吸收塔的直径及流动阻力。解:(1)塔径两种填料的值如下:50mm50mm4.5mm陶瓷拉西环(乱堆):2051/m25mm25mm2.5mm陶瓷拉西环(乱堆):4501/m比较两种填料的值可知,小填料的泛点气速应比大填料的低,故应接小填料计算塔径.W 4000 1.16c(v)0.5( )0.50.163W7001.161050v L由图(318)中的乱堆填料泛点线查得42 V0.20.12FgL L 1000水 0.9521050L故: 0.12g 0.129.811050 L 1.568m/sF0.2 4500.9521.161.060.2 VL0.80.81.5881.254m/sF塔径:D4V/u4700/(36003.141.254)0.444ms(2).压强降因两段填料层具有不同的值,故塔内流动阻力应分两段计算.上层:25mm25mm2.5mm.乱堆瓷环u2(1.25)24500.9521.160.2(1.06)20.0767gL 9.811050 L (L)(V)0.50.163WV L由图(318)查得p329.81P/m314P/mZ a a则全塔压降p1373.4531458437P 总 a3在直径为0.8m的填料塔中,装填25mx25m×2.5m的瓷拉西环,用于常压及20℃下气体吸收操作。若液、气性质分别与水和空气相同,按质量计的液、气流量比为5。核算上升气量达3000m3/h时,是否会发生液泛现象?若改用25m×25mx0.6m的金属鲍尔环,上升气量提高到多少才会液泛?.解:查附录知.1.205kg/m3,998.2kg/m3,1.005mPSL L a可查得两种填料的值为25mm25mm2.5mm瓷拉西环 4501/m25mm25mm0.6mm金属鲍尔环: 1601/m 1.205(L)(V)0.55( )0.50.174W 998.2V L由图(318)查得对应于此横坐标数值的纵坐标值(乱堆填料泛点线)u2FV0.20.1gLL即:245011.205F (1.005)0.20.055420.1 9.81998.2 F 1.34m/s.F液泛的气体体积流量V'D20.7850.821.3436002424m3/hmax 4 F上升气量3000m3/hV,故会发生液泛.max改用鲍尔环,若鲍尔环的液泛速度为',填料因子为'F因横坐标值不变,则纵坐标仍为0.1'450(F)2'160F 450'21.805 5.08'2.253m/sF 160 F故改用鲍尔环后,发生液泛的上升气量为V'0.7850.822.25336004075m3/hmax第三章蒸馏和吸收的塔设备习题解答1．欲采用浮阀塔分离甲醇水溶液。已知当操作回流比取1.34时,精饱段需用六层理论塔板完成分离任务。又知:上升蒸气的平均密度ρv=1.13kg/m3下降液体的平均密度ρL=801.5kg/m3上升蒸气的平均流量Vh=14600m3/h下降液体的平均流量Lh=11.8m3/h下降液体的平均表面张力σ=20.1mWm己确定该塔在常压下操作,采用Fl型浮阀,又知总板效率可取为ω%。试对该塔的精馆段进行设计计算。解：由于设计类题目并不一定有“标准答案”，此处的解仅供参考（1）精馏段塔取板间距H0.45m，又知总板效率E0.6,则实际塔板数 T TNN/E6/0.610 P T T精馏段塔高ZNH100.4545 T T(2)塔径下降液体的平均流量L11.8/36000.00328m3/sS上升蒸汽的平均流量V14600/36004.05m3/sSL10.00328801.51S(L)2( )20.0215V4.05 1.13V取板上液层高度h0.07ml则Hh0.450.070.38ml由以上数据查史密斯关联图，得C0.07820液体表面张力20.1mN/m，故C值不需校正C=C=0.07820 801极限空塔气速C L V0.078 12.07m/smax 1.13V取安全系数为0.7，则空塔气速0.72.071.45m/s 4V 44.05塔径D S 1.87m3.141.45根据塔径标准圆态，取D=2.0m 4V 44.05实际空塔气速S1.29m/sD23.1422溢流装置选用单溢流弓形降液管，取溢流延堰长l0.655D0.65521.31m L 11.8则n6.03l25(1.31)2W因l/D0.655,查取材图3－8知液流收缩系数E=1.02W 2.84 11.82则堰上液层高度h 1.02( )30.013mow100 1.31溢流堰高hhh0.070.0130.051m w l ow降液管底隙高度hh0.0060.0570.0060.051mo wl按w0.65,,查取材图(3－10),得Dw Ad0.122,f0.07 D AT则降液管宽度w0.122D0.1222.00.244md3.14降液管截面积A0.07A0.07(2.0)20.22m2f T验算液体在降液管内的停留时间: AH 0.220.45fT30.2s5sL 0.00328S塔板布量因塔径较大，故采用分块式塔板。参考“浮阀塔板标准系列”，选取如下塔板布置方式浮阀排列方式：等腰三角形叉排，t75mm，t'65mm塔板分块数：共5块（弓形：2，矩形：3）浮阀总数：N390开孔率14.8%塔板布量图略，可参考教材的布量图。阀孔气速及阀孔功能因素 V 44.05阀孔气速uS8.7m/s 0d2 3.14(0.039)2390N4阀孔功能因素Fu8.71.139.25 0 0v气体通过一层浮阀塔板的压降干板阻力临界孔速u1.82573.1/1.82573.1/1.139.82m/s0Cv因uu，h5.34Vu025.341.13(8.7)20.029m 0 0C C 2g L板上液层阻力hh 1 0L因为液相是水溶液，故取充气系数0.5，则h0.50.070.035m 0 1忽略板上液体表面张力所造成的气体流动阻力，则hhh0.0290.0350.064m P C 1即气体通过每层板的压降为p0.064m液柱0.0640.0513mHO503Pa P 1000 2（7）塔板负荷性能图（a）雾沫夹带上限线按泛点率=0.8确定雾沫夹带上限的VL关系 S S V V1.36LZ S SL泛点率= L V KCAFb式种：ZD2W2.02.00.2441.512m L dAA2AD22A0.7852220.222.7m2 b T f4 fC0.11（根据及H查教材图3-13得） F V TK1.0（查教材表3-5得）1.13V 1.36L1.512则S801.51.13 S 0.801.00.112.7即：V6.3254.7L S S33(/)SLms0.0010.0193(/)SVms6.255.28（b）液泛线液泛线可写为如下的形式aV2bcL2dL2/3S S各系数值计算如下： 1.13 a1.91105 V1.911050.00177 N2 801.53902LbH(1)h0 w取0.5，0.05则0b0.50.45(0.510.5)0.050.175 0.153 0.153c46.1l2h2(1.31)2(0.044)2w01d(1)E(0.667)（近似取E1）0 l2/3w(10.5)10.667(1.31)0.6670.919则液泛线表达式0.00177V20.17546.1L20.919L2/3 S S S即：V298.92125L2519L2/3 S S SL(m3/s)0.0010.0050.00*90.0130.0170.021SV(m3/s)9.689.158.748.368.007.65S液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限AH(L)fT0.0198m3/s Smax 5漏液线以F5作为规定气体最小负荷的标准，则0 5 5(V)d2N0.785(0.039)23902.19m3/s Smax40 1.13V液相负荷上限线以h0.006m作为规定液体最小负荷的标准，则w2.843600(L)2/3E Smin0.006 1000l w近似取E1,则(L)0.00085l0.00851.310.00112m3/s Smin w根据上述(a),(b),(c),(d),(e)五次计算结果画出塔板负荷性能图（附图此处略）由负荷性能图可见：塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，下限由露液控制。代表设计任务规定的气液负荷操作点P(L0.00328m3/s,V4.05m3/s)位 S S于塔的适宜操作范围内，即在规定负荷下操作时