化工原理下課后習(xí)題解答天津大學(xué)化工學(xué)院柴誠敬.pdf

1 第七章第七章 傳質(zhì)與分離過程概論傳質(zhì)與分離過程概論 1 在吸收塔中用水吸收混于空氣中的氨 已知入塔混合氣中氨含量為 5 5 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 下同 吸收后出塔氣體中氨含量為0 2 試計算進(jìn) 出塔氣體中氨的摩爾比 1 Y 2 Y 解 先計算進(jìn) 出塔氣體中氨的摩爾分?jǐn)?shù) 1 y和 2 y 1 2 0 055 17 0 0903 0 055 170 945 29 0 002 17 0 0034 0 002 170 998 29 y y 進(jìn) 出塔氣體中氨的摩爾比 1 Y 2 Y為 1 0 0903 0 0993 10 0903 Y 2 0 0034 0 0034 10 0034 Y 由計算可知 當(dāng)混合物中某組分的摩爾分?jǐn)?shù)很小時 摩爾比近似等于摩爾分?jǐn)?shù) 2 試證明由組分 A 和 B 組成的雙組分混合物系統(tǒng) 下列關(guān)系式成立 1 2 BA ABA BA A d d MxMx xMM w 2 2 A d d B B A A BA A M w M w MM w x 解 1 BBA A A A A MxMx xM w BAA A 1 A A MxMx xM 2 BBA BA BBA A A A AA A d A d MxMx MMMxMxMxM x w 2 BBA BA BA A MxMx xxMM 由于 1 BA xx 故 2 BBA ABA A d A d MxMx xMM w 2 B B A A A A A M w M w M w x 2 A d A d B B A A BAA A B B A A A 11 1 M w M w MMM w M w M w M w x 2 BA 1 B B A A BA M w M w MM ww 2 B B A A BA 1 M w M w MM 2 故 2 d A d B B A A BA A M w M w MM w x 3 在直徑為 0 012 m 長度為 0 35 m 的圓管中 CO 氣體通過 N2進(jìn)行穩(wěn)態(tài)分子擴(kuò)散 管內(nèi) N2的溫度為 373 K 總壓為 101 3 kPa 管兩端 CO 的分壓分別為 70 0 kPa 和 7 0 kPa 試計算 CO 的擴(kuò)散通量 解 設(shè) A CO B N2 查附錄一得 sm10318 0 24 AB D 31 3kPakPa70 3 101 A1B1 ppp 總 3kPa49kPa0 7 3 101 A2B2 ppp 總 kPa12 57kPa 3 31 3 94 ln 3 31 3 94 ln B1 B2 B1B2 BM p p pp p smkmol10273 3 smkmol7 0 70 0 12 5735 0 3738 314 3 10110318 0 262 4 A2A1 BM AB A pp RTzp PD N 4 在總壓為 101 3 kPa 溫度為 273 K 下 組分 A 自氣相主體通過厚度為 0 015 m 的氣 膜擴(kuò)散到催化劑表面 發(fā)生瞬態(tài)化學(xué)反應(yīng)B3A 生成的氣體 B 離開催化劑表面通過氣 膜向氣相主體擴(kuò)散 已知?dú)饽さ臍庀嘀黧w一側(cè)組分 A 的分壓為 22 5 kPa 組分 A 在組分 B 中的擴(kuò)散系數(shù)為 1 85 10 5 m2 s 試計算組分 A 和組分 B 的傳質(zhì)通量 A N和 B N 解 由化學(xué)計量式 B3A 可得 BA 3NN ABA 2NNNN 代入式 7 25 得 A AA A AA AAB A 2 d d 2 d d N p p zRT p N Ny z cD N 總 分離變量 并積分得 總 總總 p pp zRT pD N A1AB A 2 ln 2 1 5 252 11 85 10101 3101 32 22 5 ln kmol ms 1 012 10 kmol ms 28 314 273 0 015101 3 5252 BA 331 01210kmol ms 3 03610kmol ms NN 5 在溫度為 278 K 的條件下 令某有機(jī)溶劑與氨水接觸 該有機(jī)溶劑與水不互溶 氨自 水相向有機(jī)相擴(kuò)散 在兩相界面處 水相中的氨維持平衡組成 其值為 0 022 摩爾分?jǐn)?shù) 下 同 該處溶液的密度為 998 2 kg m3 在離界面 5 mm 的水相中 氨的組成為 0 085 該處溶 液的密度為 997 0 kg m3 278 K 時氨在水中的擴(kuò)散系數(shù)為 1 24 10 9 m2 s 試計算穩(wěn)態(tài)擴(kuò)散 下氨的傳質(zhì)通量 解 設(shè) A NH3 B H2O 3 離界面 5 mm 處為點(diǎn)1 兩相界面處為點(diǎn)2 則氨的摩爾分?jǐn)?shù)為 085 0 A1 x 022 0 A2 x 915 0 085 0 1 A1 1 B1 xx 978 0 022 0 1 A2 1 B2 xx 946 0 915 0 978 0 ln 915 0 978 0 ln B1 B2 B1B2 BM x x xx x 點(diǎn)1 點(diǎn)2 處溶液的平均摩爾質(zhì)量為 kmolkg92 17kmolkg18915 0 1785 0 1 M kmolkg98 17kmolkg18978 0 17022 0 2 M 溶液的平均總物質(zhì)的量濃度為 33 kmol m58 55kmol m 98 17 2 998 92 17 0 997 2 1 2 2 2 1 1 1 總 MM c 故氨的摩爾通量為 A2A1 BM AB A xx c z D N x 總 22 9 7 1 24 1055 577 0 0850 022 kmol ms 9 179 10kmol ms 0 0050 946 6 試用式 7 41 估算在105 5 kPa 288 K條件下 氫氣 A 在甲烷 B 中的擴(kuò)散系數(shù) AB D 解 查表 7 1 得 07 7 A v cm3 mol 查表 7 2 計算出 33 B 16 51 984 cm mol24 42cm molv 由式 7 41 23 1 B 3 1 A 2 1 BA 75 1 5 11 10013 1 ABvvp MM T D 總 s 2 m 5 1024 6 s 2 m 42 2407 7 5 105 16 11 28810013 1 23 13 1 2 175 1 5 2 7 試采用式 7 43 估算在 293 時二氧化硫 A 在水 B 中的擴(kuò)散系數(shù) AB D 解 查得 293 K 時水的黏度為 sPa10005 1 B 查表 7 3 得 2 6 查表 7 4 得 bA 44 8V cm3 mol 由式 7 43 4 0 6 bAB B 15 AB 2 1 104 7 V T MD sm10508 1 sm 8 4410005 1 293 186 2 104 7 229 6 03 2 115 8 有一厚度為8 mm 長度為800 mm 的萘板 在萘板的上層表面上有大量的45 的常壓 空氣沿水平方向吹過 在45 下 萘的飽和蒸汽壓為73 9 Pa 固體萘的密度為1 152 kg m3 由 有關(guān)公式計算得空氣與萘板間的對流傳質(zhì)系數(shù)為 0 016 5 m s 試計算萘板厚度減薄 5 所 需要的時間 解 由式 7 45 計算萘的傳質(zhì)通量 即 AbAiLA cckN 式中 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 11 5 d b xW xD c a e xF y X 為空氣主體中萘的濃度 因空氣流量很大 故可認(rèn)為0 Ab c Ai c為萘板表面 處氣相中萘的飽和濃度 可通過萘的飽和蒸氣壓計算 即 3 Ai 5 Ai 73 9 kmol m2 795 10 8314 318 p c RT kmol m3 22 LAiAb 57 A 0 0165 2 795 100 kmol ms 4 612 10kmol ms Nkcc 設(shè)萘板表面積為 S 由于擴(kuò)散所減薄的厚度為 b 物料衡算可得 AAA SbN M S 2 168hs10806 7 s 12810612 4 1152008 0 05 0 3 7 AA A1 MN b 第八章第八章 氣體吸收氣體吸收 1 在溫度為 40 壓力為101 3 kPa 的條件下 測得溶液上方氨的平衡分壓為15 0 kPa 時 氨在水中的溶解度為 76 6 g NH3 1 000 g H2O 試求在此溫度和壓力下的亨利系數(shù) E 相平衡常數(shù) m 及溶解度系數(shù) H 解 水溶液中氨的摩爾分?jǐn)?shù)為 76 6 17 0 075 76 61000 1718 x 由 pEx 亨利系數(shù)為 15 0 kPa200 0 0 075 p E x kPa 相平衡常數(shù)為 t 200 0 1 974 101 3 E m p 由于氨水的濃度較低 溶液的密度可按純水的密度計算 40 時水的密度為 992 2 kg m3 5 溶解度系數(shù)為 kPa kmol m276 0 kPa kmol m 18 0 200 2 992 33 S EM H 2 在溫度為 25 及總壓為 101 3 kPa 的條件下 使含二氧化碳為 3 0 體積分?jǐn)?shù) 的 混合空氣與含二氧化碳為350 g m3的水溶液接觸 試判斷二氧化碳的傳遞方向 并計算以二氧 化碳的分壓表示的總傳質(zhì)推動力 已知操作條件下 亨利系數(shù) 5 1066 1 EkPa 水溶液的密 度為997 8 kg m3 解 水溶液中 CO2的濃度為 33 350 1000 kmol m0 008kmol m 44 c 對于稀水溶液 總濃度為 3 t 997 8 kmol m55 43 18 c kmol m3 水溶液中 CO2的摩爾分?jǐn)?shù)為 4 t 0 008 1 443 10 55 43 c x c 由 54 1 66 101 443 10 kPa23 954pEx kPa 氣相中 CO2的分壓為 t 101 3 0 03kPa3 039pp y kPa 達(dá)到最小噴淋密度的要求 16 礦石焙燒爐送出的氣體冷卻后送入填料塔中 用清水洗滌以除去其中的二氧化硫 已知入塔的爐氣流量為2400 m3 h 其平均密度為1 315 kg m3 洗滌水的消耗量為 50 000 kg h 吸收塔為常壓操作 吸收溫度為 20 填料采用 DN50 塑料階梯環(huán) 泛點(diǎn)率取為 60 試 計算該填料吸收塔的塔徑 解 查得 20 下 水的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下 5 L 100 5 10 Pa s L 998 2 kg m3 爐氣的質(zhì)量流量為 m V 2400 1 315kg h3156 0kg hq 采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計算泛點(diǎn)氣速 橫坐標(biāo)為 m L0 50 5 V m VL 50000 1 315 0 575 3156998 2 q q 查圖 8 23 得縱坐標(biāo)為 2 0 2 VFF L L 0 038 u g 17 L 1 水 對于 DN50 塑料階梯環(huán) 由表 8 10 和附錄二分別查得 F 127 1 m 23 t 114 2mma 故 2 0 2 F 127 1 1 315 1 0050 038 9 81998 2 u 解出 F 1 492u m s 操作空塔氣速為 F 0 600 60 1 492m s0 895m suu 由 V V 4 q D u 4 2400 3600 m 0 974m 0 895 圓整塔徑 取D 1 0 m 校核 1000 208 50 D d 故所選填料規(guī)格適宜 取 Wmin 0 08L m3 m h 最小噴淋密度為 3232 Wmint min 0 08 114 2m mh 9 136m mh ULa 操作噴淋密度為 3232 2 50000 998 2 m mh 63 81m mh 1 0 4 U min U 操作空塔氣速為 sm849 0 sm 0 1 4 36002400 2 u 泛點(diǎn)率為 F 0 849 100 100 56 90 1 492 u u 經(jīng)校核 選用D 1 0 m 合理 第九章第九章 蒸餾蒸餾 1 在密閉容器中將 A B 兩組分的理想溶液升溫至 82 在該溫度下 兩組分的飽 和蒸氣壓分別為 A p 107 6 kPa 及 B p 41 85 kPa 取樣測得液面上方氣相中組分 A 的摩爾 18 分?jǐn)?shù)為 0 95 試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓 解 本題可用露點(diǎn)及泡點(diǎn)方程求解 95 0 85 41 6 107 85 41 6 107 總 總 B A總 B總 A A 總 A A p p ppp ppp x p p y 解得 76 99 總 pkPa 8808 0 85 41 6 107 85 4176 99 B A B pp pp x 總 本題也可通過相對揮發(fā)度求解 571 2 85 41 6 107 B A p p 由氣液平衡方程得 8808 0 95 0 1571 2 95 0 95 0 1 yy y x kPa76 99kPa8808 0 185 418808 0 6 1071 A BA A xpxpp 總 2 試分別計算含苯 0 4 摩爾分?jǐn)?shù) 的苯 甲苯混合液在總壓 100 kPa 和 10 kPa 的相 對揮發(fā)度和平衡的氣相組成 苯 A 和甲苯 B 的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系為 24 220 35 1206 032 6 lg A t p 58 219 94 1343 078 6 lg B t p 式中 p 的單位為 kPa t 的單位為 苯 甲苯混合液可視為理想溶液 作為試差 起點(diǎn) 100 kPa 和 10 kPa 對應(yīng)的泡點(diǎn)分別取 94 6 和 31 5 解 本題需試差計算 1 總壓 p總 100 kPa 初設(shè)泡點(diǎn)為 94 6 則 191 2 24 220 6 94 35 1206 032 6 lg A p 得 37 155 A pkPa 同理 80 1 58 219 6 94 94 1343 078 6 lg B p 15 63 B pkPa 4 03996 0 15 6337 155 15 63100 A x 或 kPa04 100kPa15 636 037 1554 0 總 p 則 46 2 15 63 37 155 B A p p 6212 0 4 046 1 1 4 046 2 1 1 x x y 2 總壓為 p總 10 kPa 19 通過試差 泡點(diǎn)為 31 5 A p 17 02kPa B p 5 313kPa 203 3 313 5 02 17 681 0 4 0203 2 1 4 0203 3 y 隨壓力降低 增大 氣相組成提高 3 在 100 kPa 壓力下將組成為 0 55 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 的兩組分理想溶液進(jìn)行 平衡蒸餾和簡單蒸餾 原料液處理量為 100 kmol 汽化率為 0 44 操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)系 可表示為549 0 46 0 xy 試求兩種情況下易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成 解 1 平衡蒸餾 閃蒸 依題給條件 56 0 44 0 1 q 則 xx q x x q q y273 1 25 1 156 0 55 0 156 0 56 0 11 F 由平衡方程 0 460 549yx 聯(lián)立兩方程 得 y 0 735 x 0 4045 DF 0 440 44 100nn kmol 44kmol 8 58 100 55 0 100 735 0 44 100 FF D xn yn 2 簡單蒸餾 44 D nkmol 56 W nkmol W 0 55 F W 100d lnln 56 x nx nyx 即 0 5490 541 0 5798ln 0 540 5490 54 0 55 W x 解得 xW 0 3785 7683 0 3785 0 55 0 44 56 55 0 WF D W F xx n n xy 46 61 100 55 0 100 7683 0 44 A 簡單蒸餾收率高 61 46 釜?dú)堃航M成低 0 3785 4 在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為 0 5 苯的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 苯 甲苯混合液 其 流量為 100 kmol h 已知餾出液組成為 0 95 釜液組成為 0 05 試求 1 餾出液的流量和 苯的收率 2 保持餾出液組成 0 95 不變 餾出液最大可能的流量 解 1 餾出液的流量和苯的收率 hkmol50hkmol 05 0 95 0 05 0 5 0 100 WD WF Fn Dn xx xx qq 95 100 5 0100 95 0 50 100 FFn DDn A xq xq 20 2 餾出液的最大可能流量 當(dāng) A 100 時 獲得最大可能流量 即 kmol h 52 63 kmol h 95 0 5 0100 D FFn Dmaxn x xq q 5 在連續(xù)精餾塔中分離 A B 兩組分溶液 原料液的處理量為 100 kmol h 其組成為 0 45 易揮發(fā)組分 A 的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 飽和液體進(jìn)料 要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收 率為 96 釜液的組成為 0 033 試求 1 餾出液的流量和組成 2 若操作回流比為 2 65 寫出精餾段的操作線方程 3 提餾段的液相負(fù)荷 解 1 餾出液的流量和組成 由全塔物料衡算 可得 kmol h 43 2kmol h45 0 10096 0 96 0 FFn DDn xqxq kmol h 1 8kmol h45 0 10096 0 1 WWn xq n W 1 8 0 033 q kmol h 54 55 kmol h n Dn Fn W 10054 55qqq kmol h 45 45 kmol h 9505 0 45 45 2 43 D x 2 精餾段操作線方程 2604 0 726 0 65 3 9505 0 65 3 65 2 11 D xx R x x R R y 3 提餾段的液相負(fù)荷 kmol h 4 202kmol h10045 4565 2 Fn Dn Fn Ln Ln qRqqqqq 6 在常壓連續(xù)精餾塔中分離 A B 兩組分理想溶液 進(jìn)料量為 60 kmol h 其組成為 0 46 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 原料液的泡點(diǎn)為 92 要求餾出液的組成為 0 96 釜 液組成為 0 04 操作回流比為 2 8 試求如下三種進(jìn)料熱狀態(tài)的 q 值和提餾段的氣相負(fù)荷 1 40 冷液進(jìn)料 2 飽和液體進(jìn)料 3 飽和蒸氣進(jìn)料 已知 原料液的汽化熱為 371 kJ kg 比熱容為 1 82 kJ kg 解 由題給數(shù)據(jù) 可得 kmol h 3972kmol h 04 0 96 0 04 0 46 0 60 WD WF Fn Dn xx xx qq kmol h 32 61kmol h39 2760 Wn q 1 40 冷液進(jìn)料 q 值可由定義式計算 即 255 1 371 409282 1 11 FbP r ttc q 21 h119 4kmol kmol h 60255 1 139 2718 211 Dn FqqRV 2 飽和液體進(jìn)料 此時 q 1 1kmol h041kmol h39 278 31 Dn qRVV 3 飽和蒸氣進(jìn)料 q 0 1kmol h44kmol h 60 1 104 Fn qVV 三種進(jìn)料熱狀態(tài)下 由于 q 的不同 提餾段的氣相負(fù)荷 即再沸器的熱負(fù)荷 有明顯 差異 飽和蒸氣進(jìn)料 V 最小 7 在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液 原料液流量為 50 kmol h 要求餾出液 中易揮發(fā)組分的收率為94 已知精餾段操作線方程為y 0 75x 0 238 q線方程為y 2 3x 試求 1 操作回流比及餾出液組成 2 進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成 3 兩操作 線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq及 yq 4 提餾段操作線方程 解 1 操作回流比及餾出液組成 由題給條件 得 75 0 1 R R 及238 0 1 D R x 解得 R 3 xD 0 952 2 進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組成 由于 3 1 q q 及 2 1 F q x 解得 q 0 75 氣液混合進(jìn)料 xF 0 5 3 兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq及 yq 聯(lián)立操作線及 q 線兩方程 即 238 0 75 0 xy 23yx 解得 xq 0 4699 及 yq 0 5903 4 提餾段操作線方程 其一般表達(dá)式為 W Vn Wn Vn Ln x q q x q q y 式中有關(guān)參數(shù)計算如下 kmol h68 24kmol h 952 0 5 05094 0 D FFn A Dn x xq q n Wn Fn D 5024 68qqq kmol h 25 32 kmol h 0592 0 32 25 5 05094 0 1 1 Wn FFn A W q xq x n Ln Dn F 3 24 680 75 50qRqqq kmol h 111 54 kmol h n Vn Ln W 111 5425 32qqq kmol h 86 22 kmol h 22 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 11 5 d b xWxD c a e xF 習(xí)題 8 附 圖 則 111 5425 32 0 05921 2940 01739 86 2286 22 yxx 8 在連續(xù)精餾塔中分離苯 甲苯混合液 其組成為 0 48 苯的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 泡 點(diǎn)進(jìn)料 要求餾出液組成為 0 95 釜?dú)堃航M成為 0 05 操作回流比為 2 5 平均相對揮發(fā)度 為 2 46 試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置 解 由氣液平衡方程計算氣液相平衡組成如本題附表所示 習(xí)題 8 附 表 x 0 0 05 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 x x y 46 1 1 46 2 0 0 11 5 0 214 0 381 0 513 0 621 0 71 1 0 787 0 852 0 908 0 957 1 0 在 x y 圖上作出平衡線 如本題附圖 所示 由已知的 xD xF xW在附圖上定出點(diǎn) a e c 精餾段操作線的截距為 271 0 15 2 95 0 1 R xD 在 y 軸上定出點(diǎn) b 連接點(diǎn) a 及點(diǎn) b 即為精餾段操作線 過點(diǎn) e 作 q 線 垂直線 交精餾段操作 線于點(diǎn) d 連接 cd 即得提餾段操作線 從點(diǎn) a 開始 在平衡線與操作線之間繪 階梯 達(dá)到指定分離程度需 11 層理論板 第 5 層理論板進(jìn)料 9 在板式精餾塔中分離相對揮發(fā)度為 2 的兩組分溶液 泡點(diǎn)進(jìn)料 餾出液組成為 0 95 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 釜?dú)堃航M成為 0 05 原料液組成為 0 6 已測得從塔釜 上升的蒸氣量為 93 kmol h 從塔頂回流的液體量為 58 5 kmol h 泡點(diǎn)回流 試求 1 原料 液的處理量 2 操作回流比為最小回流比的倍數(shù) 解 1 原料液的處理量 由全塔的物料衡算求解 對于泡點(diǎn)進(jìn)料 q 1 kmol h931 Dn Vn Vn qRqq n Dn Vn L 9358 5qqq kmol h 34 5 kmol h Dn Fn Wn qqq 則 05 0 5 34 5 3495 06 0 Fn Fn qq 23 解得 n F 56 45q kmol h 2 R 為 Rmin的倍數(shù) 5 34193 R R 1 70 對于泡點(diǎn)進(jìn)料 Rmin的計算式為 333 1 6 01 95 0 1 2 6 0 95 0 1 1 1 1 F D F D min x x x x R 于是 275 1 333 1 7 1 min R R 10 在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯 氯苯混合物 已知進(jìn)料量為 85 kmol h 組成為 0 45 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 泡點(diǎn)進(jìn)料 塔頂餾出液的組成為 0 99 塔底釜?dú)堃航M成 為 0 02 操作回流比為 3 5 塔頂采用全凝器 泡點(diǎn)回流 苯 氯苯的汽化熱分別為 30 65 kJ mol 和 36 52 kJ mol 水的比熱容為 4 187 kJ kg 若冷卻水通過全凝器溫度升高 15 加 熱蒸汽絕對壓力為 500 kPa 飽和溫度為 151 7 汽化熱為 2 113 kJ kg 試求冷卻水和 加熱蒸汽的流量 忽略組分汽化熱隨溫度的變化 解 由題給條件 可求得塔內(nèi)的氣相負(fù)荷 即 h37 94kmol kmol h 02 0 99 0 02 0 45 0 85 WD WF Fn Dn xx xx qq 對于泡點(diǎn)進(jìn)料 精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同 則 kmol h 170 7kmol h94 375 41 Dn Vn Vn Rqqq 1 冷卻水流量 由于塔頂苯的含量很高 可按純苯計算 即 kJ h232 5 kJ h1065 30 7 170 3 AVn c qQ kg h1033 8kg h 15187 4 10232 5 4 6 12cp c cm ttc Q q 2 加熱蒸汽流量 釜液中氯苯的含量很高 可按純氯苯計算 即 6 234kJ h kJ h 1052 36 7 170 3 BVn B qQ kg h2 95 kg h 2113 10234 6 6 B B hm Q q 11 在常壓連續(xù)提餾塔中 分離兩組分理想溶液 該物系平均相對揮發(fā)度為 2 0 原料 液流量為 100 kmol h 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q 1 餾出液流量為 60 kmol h 釜?dú)堃航M成為 0 01 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 試求 1 操作線方程 2 由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液 相組成 x m 解 本題為提餾塔 即原料由塔頂加入 因此該塔僅有提餾段 再沸器相當(dāng)一層理論板 1 操作線方程 此為提餾段操作線方程 即 24 W Vn Wn Vn Ln x q q x q q y 式中 kmol h 100 Fn Ln qqq n Vn D 60qq kmol h n Wn Fn D 10060qqq kmol h 40 kmol h 則 0067 0 667 1 01 0 60 40 60 100 xxy 2 最下層塔板下降的液相組成 由于再沸器相當(dāng)于一層理論板 故 0198 0 01 0 1 01 0 2 1 1 W W W x x y x m與 y W符合操作關(guān)系 則 0159 0 667 1 0067 0 0198 0 667 1 0067 0 W m y x 提餾塔的塔頂一般沒有液相回流 12 在常壓連續(xù)精餾塔中 分離甲醇 水混合液 原料液流量為 100 kmol h 其組成為 0 3 甲醇的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 冷液進(jìn)料 q 1 2 餾出液組成為 0 92 甲醇回收率為 90 回流比為最小回流比的 3 倍 試比較直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種情況下的釜液組 成和所需理論板層數(shù) 甲醇 水溶液的 t x y 數(shù)據(jù)見本題附表 習(xí)題 12 附 表 溫度t 液相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 氣相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 溫度t 液相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 氣相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 100 0 0 0 0 75 3 0 40 0 729 96 4 0 02 0 134 73 1 0 50 0 779 93 5 0 04 0 234 71 2 0 60 0 825 91 2 0 06 0 304 69 3 0 70 0 870 89 3 0 08 0 365 67 6 0 80 0 915 87 7 0 10 0 418 66 0 0 90 0 958 84 4 0 15 0 517 65 0 0 95 0 979 81 7 0 20 0 579 64 5 1 0 1 0 78 0 0 30 0 665 解 1 釜液組成 由全塔物料衡算求解 間接加熱 h29 35kmol kmol h 92 0 3 01009 0 9 0 D FFn Dn x xq q 0425 0 35 29100 3 0100 9 01 W x 直接水蒸氣加熱 25 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 xD 間 接 加 熱 6 4 b d c e a xq yq xWxF 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 xD 直接 蒸汽 加 熱 7 4 b d c e a xq yq xWxF 附 圖 1 附 圖 2 習(xí)題 12 附 圖 Fn Dn Ln Wn qqRqqq 關(guān)鍵是計算 R 由于 q 1 2 則 q 線方程為 5 16 11 F x q x x q q y 在本題附圖上過點(diǎn) e 作 q 線 由圖讀得 xq 0 37 yq 0 71 6176 0 37 0 71 0 71 0 92 0 qq qD min xy yx R min 33 0 61761 85RR 于是 kmol h 174 3kmol h1002 1 29 3585 1 Wn q 0172 0 8 183 3 0100 9 01 W x 顯然 在塔頂甲醇收率相同條件下 直接水蒸氣加熱時 由于冷凝水的稀釋作用 xW 明顯降低 2 所需理論板層數(shù) 在 x y 圖上圖解理論板層數(shù) 間接加熱 精餾段操作線的截距為 323 0 85 2 92 0 1 R xD 由 xD 0 92 及截距 0 323 作出精餾段操作線 ab 交 q 線與點(diǎn) d 由 xW 0 0425 定出點(diǎn) c 連接 cd 即為提餾段操作線 由點(diǎn) a 開始在平衡線與操作線之間作階梯 NT 5 不含再沸器 第 4 層理論板進(jìn)料 直接蒸汽加熱 圖解理論板的方法步驟同上 但需注意 xW 0 0172 是在 x 軸上而不 是對角線上 如本題附圖所示 此情況下共需理論板 7 層 第 4 層理論板進(jìn)料 計算結(jié)果表明 在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下 直接蒸汽加熱所需理論板 26 習(xí)題 13 附圖 層數(shù)增加 且需注意 直接蒸汽加熱時再沸器不能起一層理論板的作用 13 在具有側(cè)線采出的連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液 如本題附圖所示 原料液流 量為 100 kmol h 組成為 0 5 摩爾分?jǐn)?shù) 下同 飽 和液體進(jìn)料 塔頂餾出液流量 qn D為 20 kmol h 組成 xD1為 0 98 釜?dú)堃航M成為 0 05 從精餾段抽出組成 xD2 為 0 9 的飽和液體 物系的平均相對揮發(fā)度為 2 5 塔 頂為全凝器 泡點(diǎn)回流 回流比為 3 0 試求 1 易 揮發(fā)組分的總收率 2 中間段的操作線方程 解 1 易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率 由全塔的物料衡算 可得 n DD1n D2D2 A n FF 100 qxqx qx qn D2的計算如下 Wn D2n D1n Fn qqqq 及 D2n D2n FFn 2010005 0 9 098 0 20qqxq 整理上式 得到 4 2685 0 D2n q 則 kmol h06 31 D2n q 于是 A 20 0 9831 06 0 9 100 95 1 100 0 5 2 中間段的操作線方程 由 s 板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算 得 n Vss 1n Lssn DD1n D2D2 qyqxqxqx 1 式中 hkmol80hkmol 204 1 D1n Vsn qRq h28 94kmol kmol h06 31203 D2n D1n Lsn qRqq 將有關(guān)數(shù)值代入式 1 并整理 得到 s 1s 0 3620 5944yx 14 在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液 該物系的平均相對揮發(fā)度為 2 5 原料 液組成為 0 35 易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 飽和蒸氣加料 已知精餾段操作線方程為 y 0 75x 0 20 試求 1 操作回流比與最小回流比的比值 2 若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合?組成為 0 7 該板的氣相默弗里效率 EMV1 解 1 R 與 Rmin的比值 先由精餾段操作線方程求得 R 和 xD 再計算 Rmin 由題給條件 可知 27 75 0 1 R R 解得 3 R 8 042 0 1 20 0 RxD 對飽和蒸氣進(jìn)料 q 0 yq 0 35 1772 0 35 0 1 5 235 0 35 0 1 qq q q yy y x 604 2 1772 0 35 0 35 0 8 0 qq qD min xy yx R 則 152 1 604 2 3 min R R 2 氣相默弗里效率 氣相默弗里效率的定義式為 12 M V 12 yy E yy 1 式中 8 0 D1 xy 725 0 20 0 7 075 0 20 0 75 0 12 xy 8537 0 7 05 11 7 05 2 1 1 1 1 1 x x y 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式 1 得 3 58583 0 725 0 8537 0 725 0 8 0 VM E 15 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液 原料液流量為 100 kmol h 組成為 0 5 易 揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 下同 飽和蒸氣進(jìn)料 餾出液組成為 0 95 釜?dú)堃航M成為 0 05 物 系的平均相對揮發(fā)度為 2 0 塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流 塔釜間接蒸汽加熱 塔釜的汽化量為 最小汽化量的 1 6 倍 試求 1 塔釜汽化量 2 從塔頂往下數(shù)第二層理論板下降的液相 組成 解 先求出最小回流比 再由最小回流比與最小汽化量的關(guān)系求得 qn Vmin 液相組成 x2 可用逐板計算得到 1 塔釜汽化量 對于飽和蒸汽進(jìn)料 q 0 yF 0 5 Rmin可用下式計算 即 7 21 5 01 95 0 1 5 0 95 0 2 12 1 1 1 1 1 1 F D F D min y x y x R n Vminminn D 1 qRq 而 50kmol hkmol h 05 0 95 0 05 0 5 0 100 WD WF Fn Dn xx xx qq 則 kmol h 185kmol h50 17 2 Vminn q kmol h 85kmol h 100185 1 Fn Vminn minVn qqqq 28 kmol h 361kmol h 856 1 6 1 minVn Vn qq min Vn q 也可由提餾段操作線的最大斜率求得 即 Wq Wq minVn minLn xx xy q q 3333 0 5 025 0 5 0 q x 即 588 1 05 0 3333 0 05 0 5 0 minVn Wn minVn q qq 將 qn W 50 kmol h 代入上式 解得 kmol h85 minVn q 2 第 2 層理論板下降液相組成 x2 逐板計算求 x2需導(dǎo)出精餾段操作線方程 13610050 1 1 1 Fn Dn Vn RqqqRq 解得 72 3 R 2013 0 788 0 72 4 95 0 72 4 72 3 11 D xx R x x R R y 塔頂全凝器 95 0 D1 xy 9048 0 05 0 295 0 95 0 1 11 1 1 yy y x 9143 0 2013 0 9048 0 788 0 2 y 8421 0 9143 0 1 29143 0 9143 0 2 x 16 某制藥廠擬設(shè)計一板式精餾塔回收丙酮含量為 0 75 摩爾分?jǐn)?shù) 下同 水溶液中的 丙酮 原料液的處理量為 30 kmol h 餾出液的組成為 0 96 丙酮回收率為 98 5 塔頂全 凝器 泡點(diǎn)回流 塔釜間接蒸汽加熱 試根據(jù)如下條件計算塔的有效高度和塔徑 進(jìn)料熱狀況 飽和液體 總板效率 61 操作回流比 2 全塔平均壓力 110 kPa 理論板層數(shù) 17 0 全塔平均溫度 81 板間距 0 40 m 空塔氣速 0 82 m s 解 由題給條件 可得 kmol h09 3 2kmol h 96 0 75 0 30985 0 985 0 D FFn Dn x xq q 69 3kmol kmol h09 233 1 Dn Vn Vn qRqq 88 27 61 0 0 17 T T P E N N 取 28 1 塔的有效高度 29 10 8mm4 0 128 1 TP HNE 2 塔徑 精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同 則 V V 4 q D u 式中 sm5151 0 sm 1102733600 33 101 81273 3 69 4 22 3600 4 22 33 0 0 Vn VV pT Tpq q 于是 0 894mm 82 0 5151 0 4 D 根據(jù)系列標(biāo)準(zhǔn) 選取塔徑為 900 mm 17 在連續(xù)精餾中分離 A B C D E 按揮發(fā)度降低順序排列 五組分混合液 在 所選擇流程下 C 為輕關(guān)鍵組分 在釜液中組成為 0 006 摩爾分?jǐn)?shù) 下同 D 為重關(guān)鍵 組分 在餾出液中的組成為 0 005 原料液處理量為 100 kmol h 其組成如本題附表 1 所示 17 題 附表 1 組 分 A B C D E xF 0 213 0 244 0 183 0 142 0 218 試按清晰分割法估算餾出液 釜?dú)堃旱牧髁亢徒M成 解 由題意 A B 組分在釜?dú)堃褐胁怀霈F(xiàn) E 組分在餾出液中不出現(xiàn) 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 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式 解得 hkmol 1 64 Dn q 計算結(jié)果列于本題附表 2 17 題 附表 2 組 分 A B C D E Fin q kmol h 21 3 24 4 18 3 14 2 21 8 100 Din q kmol h 21 3 24 4 18 08 0 320 0 64 1 Win q kmol h 0 0 0 22 13 88 21 8 35 9 Di x 0 3323 0 3807 0 2821 0 005 0 1 0 Wi x 0 0 0 006 0 3866 0 6072 1 0 30 第第十十章章 液液 液萃取和液液萃取和液 固浸取固浸取 1 25 時醋酸 A 庚醇 3 B 水 S 的平衡數(shù)據(jù)如本題附表所示 習(xí)題 1 附表 1 溶解度曲線數(shù)據(jù) 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 醋酸 A 庚 醇 3 B 水 S 醋酸 A 庚 醇 3 B 水 S 0 96 4 3 6 48 5 12 8 38 7 3 5 93 0 3 5 47 5 7 5 45 0 8 6 87 2 4 2 42 7 3 7 53 6 19 3 74 3 6 4 36 7 1 9 61 4 24 4 67 5 7 9 29 3 1 1 69 6 30 7 58 6 10 7 24 5 0 9 74 6 41 4 39 3 19 3 19 6 0 7 79 7 45 8 26 7 27 5 14 9 0 6 84 5 46 5 24 1 29 4 7 1 0 5 92 4 47 5 20 4 32 1 0 0 0 4 99 6 習(xí)題 1 附表 2 聯(lián)結(jié)線數(shù)據(jù) 醋酸的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 水 層 庚 醇 3 層 水 層 庚 醇 3 層 6 4 5 3 38 2 26 8 13 7 10 6 42 1 30 5 19 8 14 8 44 1 32 6 26 7 19 2 48 1 37 9 33 6 23 7 47 6 44 9 試求 1 在直角三角形相圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線 在直角坐標(biāo)圖上繪出分 配曲線 2 確定由 200 kg 醋酸 200 kg 庚醇 3 和 400 kg 水組成的混合液的物系點(diǎn)位置 混合液經(jīng)充分混合并靜置分層后 確定兩共軛相的組成和質(zhì)量 3 上述兩液層的分配系 數(shù) A k及選擇性系數(shù) 4 從上述混合液中蒸出多少千克水才能成為均相溶液 解 1 溶解度曲線如附圖 1 中曲線 SEPHRJ 所示 輔助曲線如附圖 1 曲線 SNP 所示 31 分配曲線如附圖 2 所示 2 和點(diǎn)醋酸的質(zhì)量分率為 25 0 400200200 200 A x 水的質(zhì)量分率為 50 0 400200200 400 S x 由此可確定和點(diǎn) M 的位置 如附圖 1 所示 由輔助曲線通過試差作圖可確定 M 點(diǎn)的差 點(diǎn) R 和 E 由杠桿規(guī)則可得 kg260kg800 40 13 40 13 MR kg540kg260800 RME 由附圖 1 可查得 E 相的組成為 ASB 0 28 0 71 0 01yyy R 相的組成為 ASB 0 20 0 06 0 74xxx 3 分配系數(shù) A A A 0 28 1 4 0 20 y k x B B B 0 01 0 0135 0 74 y k x 選擇性系數(shù) 7 103 0135 0 4 1 B A k k 習(xí)題 1 附圖 1 習(xí)題 1 附圖 2 32 4 隨水分的蒸發(fā) 和點(diǎn) M 將沿直線 SM 移動 當(dāng) M 點(diǎn)到達(dá) H 點(diǎn)時 物系分層消失 即變?yōu)榫辔锵?由杠桿規(guī)則可得 kg 5 494kg800 55 34 55 34 MH 需蒸發(fā)的水分量為 kg 5 305kg 5 494800 HM 2 在單級萃取裝置中 以純水為溶劑從含醋酸質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 30 的醋酸 庚醇 3 混合液中 提取醋酸 已知原料液的處理量為 1 000 kg h 要求萃余相中醋酸的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于 10 試 1 水的用量 2 萃余相的量及醋酸的萃取率 操作條件下的平衡數(shù)據(jù)見習(xí)題 1 解 1 物系的溶解度曲線及輔助曲線如附圖所示 由原料組成 xF 0 3 可確定原料的相點(diǎn) F 由萃余相的組成 xA 0 1 可確定萃余相的相點(diǎn) R 借助輔助曲線 由 R 可確定萃取相的相點(diǎn) E 聯(lián)結(jié) RE FS 則其交點(diǎn) M 即為萃取操作的物 系點(diǎn) 由杠桿規(guī)則可得 3726FS kg1423kg1000 26 37 26 37 FS 2 由杠桿規(guī)則可確定萃余相的量 4916RM kg791kg14231000 49 16 49 16 MR 由附圖可讀得萃取相的組成為 A 0 14y 萃取率 0 142423791 76 2 1000 0 3 3 在三級錯流萃取裝置中 以純異丙醚為溶劑從含醋酸質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 30 的醋酸水溶液 習(xí)題 2 附圖 33 中提取醋酸 已知原料液的處理量為 2000 kg 每級的異丙醚用量為 800 kg 操作溫度為 20 試求 1 各級排出的萃取相和萃余相的量和組成 2 若用一級萃取達(dá)到同樣的 殘液組成 則需若干千克萃取劑 20 時醋酸 A 水 B 異丙醚 S 的平衡數(shù)據(jù)如下 習(xí)題 3 附表 20 時醋酸 A 水 B 異丙醚 S 的平衡數(shù)據(jù) 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 水 相 有 機(jī) 相 醋酸 A 水 B 異丙醚 S 醋酸 A 水 B 異丙醚 S 0 69 98 1 1 2 0 18 0 5 99 3 1 41 97 1 1 5 0 37 0 7 98 9 2 89 95 5 1 6 0 79 0 8 98 4 6 42 91 7 1 9 1 9 1 0 97 1 13 34 84 4 2 3 4 8 1 9 93 3 25 50 71 7 3 4 11 4 3 9 84 7 36 7 58 9 4 4 21 6 6 9 71 5 44 3 45 1 10 6 31 1 10 8 58 1 46 40 37 1 16 5 36 2 15 1 48 7 解 由平衡數(shù)據(jù)在直角三角形坐標(biāo)圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線 如附圖所示 由原料組成 xF 0 3 在圖中確定原料相點(diǎn) F 由物料衡算確定一級萃取物系的組成 A 2000 0 3 0 214 2000800