化工原理下冊課后答案

第一章蒸餾的習題解答1．.已知含苯0.5(摩爾分數(shù))的苯—甲苯混合液,若外壓為99KPa,試求該搭液的泡點溫度。苯和甲苯的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)見例14附表。解：本題需用試差法確定溶液的飽和溫度。先假設(shè)一溫度，查苯和甲苯的飽和蒸汽壓p0和p0 A BPP0 則x B，若所求的x與題給的x值相等,則證明假設(shè)正確。P0P0 A B設(shè)假設(shè)溫度恰為泡點溫度,否則需修正。本題外壓為99KP，據(jù)常壓下苯~甲苯混合液的t-x-y圖a設(shè)該溶液的泡點溫度t91.50C，則查教材附錄可知P0141.6KP,p056.8KP A a B a.9956.8x0.4980.5141.656.8故溶液的泡點溫度為92C2..正戊烷(C5H12)和正己烷（C6H14）的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)列于本題附表,試求p=13.3KPa下該溶液的平衡數(shù)據(jù)。假設(shè)該溶液為理想溶液。習題2附表溫C5H12223.l233.0244.0251.0260.1275.1291.7309.3度/KC6H14248.2259.1276.9279.0289.0304.8322.8341.9 飽和蒸氣壓1.3 2.6 5.3 8.013.326.653.2101.3PP0 P0解：由以下二式求x,y的數(shù)據(jù)。記x B,yAx P0P0 P A B求解本題時應(yīng)確定溫度范圍以查取P0和P0. A B由本題附表可知平衡溫度在260.6K和289K之間，選取以上兩溫度間的若干溫度，求x,y。計算過程從略，結(jié)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.利用習題2的數(shù)據(jù),計算:(1)平均相對揮發(fā)度；(2)在平均相對揮發(fā)度下的x-y數(shù)據(jù),并與習題2的結(jié)果相比較。解：的計算結(jié)果處于本題附表的第二列1(4.70+4.94+5.14+5.30+4.04+3.79+3.68)=4.51m7 x 4.5x 平衡方程為y m 1(1)x13.5xm溫度溫度/Kxy習題2的結(jié)果用m計算的結(jié)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計算結(jié)果表明：由于隨t略有變化，故用平均相對揮發(fā)度求得的x,y與習題2的結(jié)果稍有差異。4．在常壓下將某原料液組成為0.6(易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù))的兩組分洛液分別進行簡單蒸餾和平衡蒸餾,若汽化率為1/3,試求兩種情況下的釜液和餾出液組成。假設(shè)在操作范圍內(nèi)氣液平衡關(guān)系可表示為y=0.46x+0.549解：（1）簡單蒸餾 釜液由下式求得，即w0.6dx0.51ln0.5490.54x2ln1x0.54x0.5490.5490.548 w 21解得x0.498（即汽化液為1/3時的釜液組成）2餾出液的平均組成x由一批操作的物料衡算求得D,m 1 2wxw0.60.49831D,m13x0.804D,m（2）平衡蒸餾由題意知，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）聯(lián)立（1），（2）解得x0.509yx0.783D說明：相同汽化率下，簡單蒸餾得到的x高與平衡蒸餾的x。 D,m D這是由于平衡蒸餾實現(xiàn)了蒸餾過程的連續(xù)化造成了物料混合，從而影響了分離效果。5．.在連續(xù)精餾塔中分離由二硫化碳和四氯化碳所組成的混合液。已知原料液流量為4000kg/h,組成為0.3(二硫化碳的質(zhì)量分數(shù),下同)。若要求釜液組成不大于0.05餾出液回收率為,88%。試求餾出液的流量和組成,分別以摩爾流量和摩爾分數(shù)表示。解：由全塔物料衡算得(以上標“'”表示質(zhì)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(摩爾分數(shù)）D0.943/760.057/154平均分子差M0.97760.0315478.3kg/KmolmD1120/78.314.3Kmol/h6．.在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離含甲醇0.4與水0.6(均為摩爾分數(shù))的溶液,試求以下各種進料狀況下的q值。(1)進料溫度為40℃；(2)泡點進料；(3)飽和蒸氣進料。常壓下甲醇一水熔液的平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。習題6附表溫度溫度t液相中甲醇氣相中甲醇溫度t液相中甲醇氣相中甲醇℃的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)℃的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)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）進料溫度40C由甲醇~水溶液的平衡數(shù)據(jù)知道原料液的泡點溫度為75.3C，由附錄查得甲醇和水的汽化熱分別為1055KJ/kg和2320KJ/kg故原料液的汽化熱為0.41055320.623201838560KJ/kgm進料溫度為40C，泡點溫度為75.3C，故平均溫度為1t(4075.3)57.7Cm2由附錄查得57。7C時，甲醇和水的比熱分別為2.68KJ/(kgC)和4.19KJ/(kgC)故混合液的平均比熱為C0.42.68320.64.191879.6KJ/(KmolC)p,mrCt3856079.6(75.340)則進料熱狀況q p1.703r 38560（2）泡尖進料q=1(3)飽和蒸汽進料q=0.對習題6中的溶液,若原料液流量為100kmol/h,餾出液組成為0.95釜液組成為,0.04(以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)),回流比為2.5。試求產(chǎn)品的流量、精餾段的下降液體流量和提餾段的上升蒸氣流量。假設(shè)塔內(nèi)氣、液相均為恒摩爾流動。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三種進料情況下，上述各值相等V’=V+(q-1)F,進料為40C時，q=1.07,V’=138.3+(1.07-1)100=145.6kmol/h泡點進料時V'=V=138.6kmol/h飽和蒸汽進料時V'VF=138.6-100=38.6kmol/h.某連續(xù)精餾操作中,已知操作線方程式為:精餾段y=0.723x+O.263；提餾段y=1.25x-0.0187。若原料液于露點溫度下進入精餾塔中,試求原料液、餾出液和釜殘液的組成及回流比。解：精餾段操作線斜率R0.732R2.61R1x精餾段操作線截據(jù)為D0.263R1所以：x0.263(2.611)0.95D提餾段操作線與對角線交點坐標為yxx，故x0.0748 w w由兩操作線交點0.723x0.2631.25x0.723x+0.263=1.25x-0.0187解得x0.535y0.7230.5350.2630.65因為露點下進料故q線為水平線，可得原料液組成x=y=0.65F在常壓連續(xù)精餾塔中,分離苯—甲苯混合液。若原料為飽和液體,其中含苯0.5(摩爾分數(shù),下同)。塔頂餾出液組成為0.9塔底釜殘液組成為, 0.1回流比為, 2.0,試求理論板層數(shù)和加料板位置。苯—甲苯混合液的平衡數(shù)據(jù)見例1-10。解：按M-T圖解法求理論板層數(shù)，如附圖所示過程略精餾段操作線截據(jù)：x/(R1)0.9/(2.01)0.3D在操作線和平衡線之間做梯級得理論板層數(shù)為8（含再沸器）加料板為從塔頂向下的第4層理論板若原料液組成和熱狀況、分離要求、回流比及氣液平衡關(guān)系均與習題9的相同,但回流溫度為20℃,試求所需理論板層數(shù)。已知回流液體的泡點溫度為83℃,平均汽化熱為3.2×104kJ/kmol,平均比熱容為14OkJ/(kmol℃·)。解：設(shè)F=100kmol, FDW 100DW 總物料衡算為 即 FxFDxDWxW1000.50.900.1W解得D=W=50kmol/h因R=2.0L’=RD=250100kmol/h離開第一層板的液體流量為L=L’q’=1.28100=128kmol/h進入第一層板的氣相流量為V=L+D=128+50=178kmol/h L D 128 500.9精餾段操作線方程yxxx n1VnVD178n 1780.719x0.253n用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、B所組成的理想提合液。原料液中含A0.44,餾出液中含A0.957(以上均為摩爾分數(shù))。已知溶液的平均相對揮發(fā)度為2.5最小,回流比為1.63試,說明原料液的熱狀況,并求出q值。解:由相平衡方程得 x 2.5x y （1）1(1)x11.5x由操作線方程知 R x 1.63 0.957 y xD x 0.62x0.364（2）R1 R11.6311.631聯(lián)立（1）（2）解得x0.365y0.59由最小回流比的定義，上述兩方程的交點必是q線和平衡線的交點因為xx,yx可知原料液為氣液混合物 F Fx(1q)yqxF由q線方程可得0.44(1q)0.590.365qq0.6672/3注此題還有其他方法可解.在連續(xù)精餾塔中分離某組成為0.5(易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù),下同)的兩組分理想溶液。原料液于泡點下進入塔內(nèi)。塔頂采用分凝器和全凝器。分凝器向塔內(nèi)提供回流液,其組成為0.88全凝器提供組成為,0.95的合格產(chǎn)品。塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為96%。若測得塔頂?shù)谝粚影宓囊合嘟M成為0.79試求,:(1)操作回流比和最小回流比；(2)若餾出液量為100kmol/h,則原料液流量為多少?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與x是操作關(guān)系，其中y10.9071L11(1)x11.590.791 R 0.95 0.907 0.88 則 R1 R1R1.593xyRDFminyx 當q1時， 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在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇—水、混合液,原料液為飽和液體,其中含乙醇0.15(摩爾分數(shù),下同),餾出液組成不低于0.8釜液組成為,0.02操作回流比為,2。若于精餾段某一塔板處側(cè)線取料,其摩爾流量為餾出液摩爾流量的1/2,側(cè)線產(chǎn)品為飽和液體,組成為0.60試求所需的理論板層數(shù)、加料板及側(cè)線取料口的位置。物系平衡數(shù)據(jù)見例1-10。解：由于精餾段由側(cè)線取料，精餾段分為上下兩段 R x側(cè)線產(chǎn)品出口以上的操作線方程為yxD1(1)n1R1nR1精餾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 聯(lián)立（2）（3）（4）得由于RL/D RD/DxxD/Dy21xD1D221(5) S1 R1 S R1聯(lián)立（1）和（5）解得兩線交點坐標為xx'D2提餾段操作線與無側(cè)線相同圖解法求理論板層數(shù) x 0.8 精餾段上段操作線截據(jù)為D1 0.267R12110.80.6xxD/D20.367精餾段下段操作線截據(jù)為D1D221R1 21圖解求得理論板層數(shù)為11（含再沸器）側(cè)線出口為從塔頂上下的第5層板；加料板為從塔頂向下數(shù)的第9層理論板14．在常壓連續(xù)提餾塔中分離含乙醇0.033(摩爾分數(shù))的乙醇—水由合液。飽和液體進料,直接蒸汽加熱。若要求塔頂產(chǎn)品中乙醇回收率為99%,試求:(1)在理論板層數(shù)為無限多時,計算lmol進料所需蒸汽量。(2)若蒸汽量取為最小蒸汽量的2倍時,求所需理論板層數(shù)及兩產(chǎn)品的組成。假設(shè)塔內(nèi)氣、液相為恒摩爾流動。常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。習題14附表xx00.00800.0200.02960.033y00.07500.1750.270.2500解:本題的提餾塔示意圖如附圖所示由于是恒摩爾流動即：FLWVVD全塔物料衡算得FVWDFxWxDx F W D將Dx/Fx0.99代入上式得 D FFxWx0.99Fx0.033x0.990.033W F W 所以x0.00033W（1）計算1mol進料所需最少蒸汽量 最少蒸汽量(理論板層數(shù)為無窮多)時操作線的斜率為 W F y* F,min,minF,min,minFVW由平衡數(shù)據(jù)查得x0.033時，y*0.270 F F F 0.278.26所以V,min0.033 進料,minVF/8.261/8.260.12mol/mol,min(2)V2V時，所需理論板層數(shù)及產(chǎn)品組成min20.1210.242mol/mol進料 Dx 0.242x 0.990.033 由D D099x0.135 Fx x D 0.242 F F圖解法求理論板層數(shù),操作線斜率=F/V1/0.2424.13過點C(0.00033,0)作斜率為4.13的直線,與q線交于d點既為操作線自點d開始在平衡線和操作線之間繪梯級到跨越點c為止需理論板層數(shù)為5，如本題附圖所示。15．在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離苯—甲苯、混合液。在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為0.28、0.41和0.57,試求三層板中較低的兩層的單板效率EmV。操作條件下苯一甲苯棍合攘的平衡數(shù)據(jù)如下:0.260.380.510.450.600.72解：在全回流條件下，yn1xn由所給的三組數(shù)據(jù)做圖，yx0.41然后確定3 2 yx0.57 2 1由板效率的定義方式知道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.在常壓連續(xù)提餾塔中分離兩組分理想、溶液。原料液加熱到泡點后從塔頂加入,原料液組成為0.20(摩爾分數(shù),下同)。提餾塔由蒸餾釜和一塊實際板構(gòu)成?，F(xiàn)測得塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為80%,且餾出液組成為0.28,物系的相對揮發(fā)度為2.5。試求釜殘液組成和該層塔板的板效率(用氣相表示)。蒸餾釜可視為一層理論板。Dx解：設(shè)F1kmol/h由D0.8得D0.57kmol/hFxFFDW 全塔物料衡算 FxDxWx F D W解得W0.43kmol/h則10.20.570.280.43xW得x0.094Wyy 氣相默弗里板效率為E1 W MV y*y 1 Wx 2.50.094yx0.28，y W 0.206 1 D W1(1)x 11.50.094W因為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.在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳一四氯化碳棍合液。原料液在泡點下進入塔內(nèi),其流量為4000kg/h、組成為0.3(摩爾分數(shù),下同)。餾出液組成為0.95,釜液組成為0.025。操作回流比取為最小回流比的1.5倍,操作壓強為常壓,全塔操作平均溫度為61℃,空塔速度為0.8m/s,塔板間距為0.4m,全塔效率為50%。試求:（1）實際塔板層數(shù)；(2)兩產(chǎn)品的質(zhì)量流量；(3)塔徑；(4)塔的有效高度。常壓下二硫化碳一四氯化碳溶液的平衡數(shù)據(jù)見例1-44。解：（1）求實際板數(shù)由題給數(shù)據(jù)給xy圖，如附圖所示因泡點進料，所以xx0.3;由xy圖查得y0.54 q F q xy 0.950.54RDq1.71所以：minyx0.540.3R1.51.712.56 q q x 0.95 精餾段操作線截據(jù)＝D 0.267R12.561用圖解法求理論板層數(shù)，圖解步驟略。圖解結(jié)果表明需理論板層數(shù)為11塊（含111再沸器），加料板為從塔頂數(shù)第7層理論板。N 20p 0.5兩產(chǎn)品的質(zhì)量流量原料液的平均摩爾質(zhì)量為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塔徑進料是飽和液體，故VV'(R1)DDFW30.621.59.1kmol/h V(2.561)9.132.4kmol/h設(shè)上升蒸汽為理想氣體，則 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．求習題17中冷凝器的熱負荷和冷卻水消耗量及再沸器的熱負荷和加熱蒸汽消耗量。假設(shè)熱損失可忽略。已知條件如下:(1)塔的各截面上的操作溫度為進料62℃、塔頂47℃、塔底75℃。回流液和餾出液溫度為40℃。(2)加熱蒸汽表壓強為100KPa,冷凝水在飽和溫度下排出。(3)冷卻水進、出口溫度分別為25℃和30℃。解：（1）求冷凝器熱負荷和冷卻水消耗量冷凝器的熱負荷由下式求得，即Q(R1)D(IIVL)C VD 其中：IrctVD m p,m從附錄查得于42C下CS的汽化熱為345kJ/kg,CCl的汽化熱為190KJ/kg.同溫 2 4度下CS的比熱為0.95KJ/(kgk),CCl的比熱為0.8KJ/(kgk),24r0.95345760.0519015426400KJ/kmolmc0.950.95760.050.815475KJ/(kmolK)p,mI264007547VDI7540LD所以Q(2.561)9.1(26400757)872300KJ/hC冷卻水消耗量為 Q 872300 W C 42000kg/hCC(tt)4.187(3025)p,c21（2）再沸器熱負荷和加熱蒸汽消耗量再沸器的熱負荷可由下式計算，即QV'(II)Q B VW LW L由附錄查得在75C下CS的汽化熱為3000kJ/kg,CCl的汽化熱為185kJ/kg 2 4所以Q32.428350918500KJ/hB由附錄查得100kPa（表壓）下，蒸汽冷凝熱為2260KJ/kg所以加熱蒸汽消耗為WQ/r918500/2260416kg/h n B19．.若將含有苯、甲苯和乙苯的三組分混合液進行一次部分汽化,操作壓強為常壓,溫度為120℃,原料液中含苯為0.05(摩爾分數(shù)),試分別用相平衡常數(shù)法和相對揮發(fā)度法求平衡的氣液相組成。混合液可視為理想溶液。苯、甲苯和乙苯的飽和 蒸氣壓可用安托因(Antoine方程求算) ,即B lgpA tC式中t一一物系溫度,℃；P°一一-飽和蒸氣壓,KPa；A,B,C一一安托因常數(shù)。苯、甲苯和乙苯的安托因常數(shù)見本題附表。習題19附表ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58乙苯6.0791421.91212.93安托因常數(shù)組分解：1用相平衡常數(shù)法求平衡組成（1）求相平衡常數(shù)以下標1，2，3分別表示苯，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求平衡組成yKx2.960.050.148 1 11KxKx1y10.1480.852（1） 22 33 1 xx10.050.95 （2） 2 3聯(lián)立（1）（2）得x0.375x10.3750.050.575 2 3而y0.148y1.30.3750.487y0.6340.5750.365 1 2 3y1.0i上述各氣液相組成即為所求。2．用相對揮發(fā)度求平衡組成（1）求各組分對乙苯的相對揮發(fā)度p/p300/64.34.67 13 1 3p/p132/64.32.05 23 2 3p/p1 33 3 3(2)求平衡組成計算結(jié)果列于下表組分組分ix1313ix1313iiixyx10.054.670.23350.14820.3752.050.7690.48730.57510.5750.36511.57751.0兩種計算方法的結(jié)果完全相同20.在連續(xù)精餾塔中,分離由A、B、C、D(揮發(fā)度依次下降)所組成的混合液。若要求在餾出液中回收原料液中95%的B,釜液中回收95%的C,試用亨斯特別克法估算各組分在產(chǎn)品中的組成。假設(shè)原料液可視為理想物系。原料液的組成及平均操作條件下各組分的相平衡常數(shù)列于本題附表中。習題20附表組分組分ABCD組成xFi0.060.170.320.45相平衡常數(shù)Ki2.171.670.840.17．解：依題意取組分B輕關(guān)鍵組分，C為重關(guān)鍵組分各組分對重關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)由K/K計算出的值列于下表ih i h組分組分ABCDih2.581.9910.845標繪分配關(guān)系線以100kmol原料液為基準流出液中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為作圖方便，改用直角坐標系，而將和（D/W）換算為對數(shù)值ihDlg()lg191.279，lglg1.990.299 WB Bh故組分B的分配點b的坐標為（0.298，1.279）Dlg()lg0.05261.279,lglg1.00 WC chC故組分的分配點c的坐標為（0，-1.279）組分的分配關(guān)系曲線繪于本題附圖中。（3）組分A和D的物質(zhì)的量及產(chǎn)品的組成可由lglg2.580.401Ah D D從表中查得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從圖中查出lg()1.9()0.001259 Dh WD WD又DWF1000.4545解得D0.56kmolW44.44kmol D D D D D由上述結(jié)果計算各產(chǎn)品組成，結(jié)果列于下表組分組分原料液餾出液釜液組分量kmol摩爾分數(shù)Fix組分量kmol摩爾分數(shù)Fix組分量kmol摩爾分數(shù)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．.在連續(xù)精飽塔中,將習題卻的原料液進行分離。若原料液在泡點溫度下進入精餾塔內(nèi),回流比取為最小回流比的1.5倍。試用簡捷算法求所需的理論板層數(shù)及進料口的位置。解：（1）求最小回流比泡點進料q1先求下式的值Dixi1q0 A ih試差過程略，試差結(jié)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即為所求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)求理論板層數(shù) 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由吉利蘭圖查得： min0.4解得N14N2精餾段的最少理論板層數(shù) 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故進料板為從塔頂向下數(shù)第8層板第二章吸收習題解答1從手冊中查得101.33KPa、25℃時,若100g水中含氨1g,則此溶液上方的氨氣平衡分壓為0.987KPa。已知在此組成范圍內(nèi)溶液服從亨利定律,試求溶解度系數(shù)H(kmol/(m3·kPa))及相平衡常數(shù)m。解:(1)求HC由PNH3.求算. NH3 H已知:P0.987kP.相應(yīng)的溶液濃度C可用如下方法算出: NH3 a NH3以100g水為基準,因為溶液很稀.故可近似認為其密度與水相同.并取其值為1000kg/m3.則: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℃時,氧氣在水中的溶解度可用po2=3.31×106x表示。式中:Po2為氧在氣相中的分壓,kPa、x為氧在液相中的摩爾分數(shù)。試求在此溫度及壓強下與空氣充分接觸后的水中,每立方米溶有多少克氧.解:氧在空氣中的摩爾分數(shù)為0.21.故PPy101.330.2121.28kPO O a2 P2 21.28 x O2 6.43106O23.311063.31106因x值甚小,故可以認為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.某混合氣體中含有2%(體積)CO2,其余為空氣。混合氣體的溫度為30℃,總壓強為506.6kPa。從手冊中查得30℃時C02在水中的亨利系數(shù)E=1.88x105KPa,試求溶解度系數(shù)H(kmol/（m3·kPa、）)及相平衡常數(shù)m,并計算每100克與該氣體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當y0.02時.100g水溶解的CO2P506.60.0210.13kP CO a2P 10.13 xCO25.39105 E 1.88105因x很小,故可近似認為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與CO混合氣體中發(fā)生穩(wěn)定的分子擴散過程。已知相距0.2cm的兩截面上O2的分壓分別為13.33kPa和6.67kPa,又知擴散系數(shù)為0.185cm2/s,試計算下列兩種情況下O2的傳遞速率,kmol/(m2·s):O2與CO兩種氣體作等分子反向擴散;CO氣體為停滯組分。解：（1）等分子反向擴散時O的傳遞速率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通過停滯CO的擴散速率2 DP DP P 1.85105101.33101.336.67N(PP) lnB2 lnARTZP A1 A2 RTZ P 8.3142732103101.3313.33 Bm B13.01105kmol/m2s5．一淺盤內(nèi)存有2mm厚的水層,在20℃的恒定溫度下逐漸蒸發(fā)并擴散到大氣中。假定擴散始終是通過一層厚度為5mm的靜止空氣膜層,此空氣膜層以外的水蒸氣分壓為零。擴散系數(shù)為2.60×10-5m2/s,大氣壓強為101.33KPa。求蒸干水層所需的時間。解:這是屬于組分(A)通過停滯組分的擴散。已知擴散距離（靜止空氣膜厚度）為Z5103m.水層表面的水蒸氣分壓(20C)的飽和水蒸氣壓力為P2.3346kP A1 a靜止空氣膜層以外;水蒸氣分壓為P0A2D2.6105m2/s.P101.33kP.T27320293Ka單位面積上單位時間的水分蒸發(fā)量為 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水層蒸干的時間: h 51032.205104s6.125hd/d9.07108h6.試根據(jù)馬克斯韋爾-吉利蘭公式分別估算0℃、101.33kPa時氨和氯化氫在空氣中的擴散系數(shù)D(m2/s),并將計算結(jié)果與表2-2中的數(shù)據(jù)相比較。解:(1):氨在空氣中的擴散系數(shù).查表2.4知道,空氣的分子體積:V29.9cm3/molB氨的分子體積:V25.8cm3/molA又知M29g/mol.M17g/molB A則0C.101.33kP時,氨在空氣中的擴散系數(shù)可由Maxwea Gilliland式計算.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℃下用水吸收混于空氣中的甲醇蒸氣。甲醇在氣、液兩相中的組成都很低,平衡關(guān)系服從亨利定律。已知溶解度系數(shù)H=1.955kmol/(m3·kPa),氣膜吸收系數(shù)kG=1.55×10-5kmol/(m2·s·kPa),液膜吸收系數(shù)kL=2.08×10-5kmol/(m2·kmol/m3)。試求總吸收系數(shù)KG,并算出氣膜阻力在總阻力中所占百分數(shù)。.解:總吸收系數(shù) 1 1K 1.122105kmol/(m2skP)G 1 1 1 1 a k Hk 1.551051.9552.08105 G C氣膜P助在點P助中所占百分數(shù). 1/k 1.122G 72.31/k1/Hk 1.55 G C8.在吸收塔內(nèi)用水吸收棍子空氣中的甲醇,操作溫度27℃,壓強101.33KPa。穩(wěn)定操作狀況下塔內(nèi)某截面上的氣相甲醇分壓為5kPa,液相中甲醇組成為2.11kmol/m3。試根據(jù)上題中的有關(guān)數(shù)據(jù)算出該截面上的吸收速率。解:吸收速率NK(PP) A G A A由上題已求出k1.122105kmol/(m2skP) G a又知：H1.955kmol/(m3kP)a則該截面上氣相甲醇的平衡分壓為PC/H2.11/1.9551.08kP.P5kP.A aA aN1.122105(51.08)4.4105kmol/(m2s)則A 0.1583kmol/(m2h)9：在逆流操作的吸收塔中,于101.33kpa、25℃下用清水吸收混合氣中的H2S,將其組成由2%降至0.196(體積)。該系統(tǒng)符合亨利定律。亨利系數(shù)E=5.52×16kPa。L若取吸收劑用量為理論最小用量的12倍,試計算操作液氣比及出口液相組成VLX若壓強改為1013kPa,其他條件不變,再求手及X。1 V 1解：（1）求101.33kP下，操作液氣比及出口液相組成。aE5.52104m545P101.33y 0.02Y10.020411y10.02 1 y 0.001Y2 0.00121y10.0012X02 L YY 0.02040.001最小液氣比()1 2518VminY1X 0.0204/545m 2 L L操作液氣比為1.2()1.2518622 V Vmin出口液相濃度VXX(YY)1 2L1 210(0.02040.001)3.12105622（2）：求1013kP下的操作液氣比及出口液組成aE5.52104m545 P 1013 則：L' YY 0.02040.0001()1 2 51.8VminY1X 0.0204/545 m 2 L1.251.862.2V出口液相組成： V' 1 X'X(YY)0 (0.02040.001)3.121041 2L' 1 2 62.211，在101.33kPa下用水吸收據(jù)于空氣中的氨。已知氨的摩爾分數(shù)為0.1,混合氣體于40℃下進入塔底,體積流量為0.556m3/s,空塔氣速為1.2m/s。吸收劑用量為理論最小用量的1.1倍,氨的吸收率為95%,且已估算出塔內(nèi)氣相體積吸收總系數(shù)K的平均值為0.1112kmol/(m3s)。在操作條件下的氣液平衡關(guān)系為Y*2.6X,Ya試求塔徑及填料層高度。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塔截面積：0.556/1.20.463m2塔徑：4D0.4630.77m 0.556 273又知：V 0.90.0195kmol/s22.427340則： V 0.0195H 0.38mGK0.11120.463Ya塔上填料層高度：ZHN0.3813.85.23m G G12．在吸收塔中用清水吸收混合氣中的SO2,氣體流量為5000m3(標準)/h,其中SO2占10%,要求SO2回收率為95%。氣、液逆流接觸,在塔的操作條件下SO2在兩相間的平衡關(guān)系近似為Y*26.7X。試求:(1)若取用水量為最小用量的15倍,用水量應(yīng)為多少?(2)在上述條件下,用圖解法求所需理論塔板數(shù);(3)如仍用(2)中求出的理論板數(shù),而要求回收率從95%提高到98%,用水量應(yīng)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）：求理論板數(shù)(a)梯級圖解法 V 201X(YY)X (0.11110.00556)0.002771L1 2 27650在YX直角坐標圖中給出平衡線oE.CY26.77及操作線BT由圖中B點開始在操作線與平衡線之間畫梯級得理論板層數(shù)N5.5T(b)用克列姆塞爾算圖95.X02 YY 0.11110.00556則相對回收率1 20.95 YmX 0.1111 1 2在理論最小用水量下，N，J據(jù)此查圖221得：TLA0.95而min0.95min mVL1.5L1.50.95mV min 1.50.9526.72017650kmol/h(水）查圖221（或由式277c計算）可知當：LA 1.43.0.95時mVN5.5T兩種方法解得的結(jié)果相同。（3）求98時所需增加的水量用克列姆塞爾法估算，已知：'0.98.N5.5T據(jù)此查圖221得A'1.75則:L'1.75mV1.7526.72019390kmol/h故需要增加的用水量L'L939076501740kmol/h3.13104kg/h (水) (水）13.在一個接觸效能相當于8層理論塔板的篩板塔內(nèi),用一種摩爾質(zhì)量為250、密度為則900kg/m3的不揮發(fā)油吸收捏于空氣中的丁燒。塔內(nèi)操作壓強為101.33kPa,溫度為15℃,進塔氣體含丁烷5%(體積),要求回收率為95%。丁烷在15℃時的蒸氣壓強為194.5kPa,液相密度為58Okg/m3假定拉烏爾定律及道爾頓定律適用,求:(1)回收每1m3丁烷需用溶劑油多少(m3)?(2)若操作壓強改為304.OkPa,而其他條件不變,則上述溶劑油耗量將是多少(m3)?解:(1).由拉烏爾定律 p 194.5yxx1.92xp101.33由于為低組成吸收,可以認為Y1.92X0.05Y0.0526.X0.Y0110.05 2 2 YY(1)0.0526(10.95)0.002632 1由克列姆塞爾方程得到: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丁烷所需純?nèi)軇┯蛿?shù)量為 1 1 45.5kmol/kmol X 0.0220 （油） (丁烷）2丁烷的摩爾質(zhì)量為58.08.則回收每1m3液體丁烷所需溶劑油的體積為45.5250/900126.2m3/m3 58.08/580 （油） （丁烷）(2).若p304.0kPa.則:194.5yx0.6398x.Y0.6398X304.0因為X0故Y020.042.(條件未變,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） （液體丁烷）14.在一逆流吸收塔中用三乙醇膠水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的H2S,進塔氣相含H2S2.91%(體積),要求吸收率不低于99%,操作溫度300K,壓強為101.33kPa,平衡關(guān)系為Y*2X,進塔液體為新鮮溶劑,出塔液體中H2S組成為0.013kmol(H2S)/kmol(溶劑)。已知單位塔截面上單位時間流過的惰性氣體量為0.015kmol/(m2·s),氣相體積吸收總系數(shù)為0.000395kmol/(m3·s·kPa),求所需填料層高度。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則: 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,填料層高度為3m,操作壓強為101.33KPa,溫度為20℃,用清水吸收棍于空氣中的氨?；旌蠚赓|(zhì)量流速G=58Okg/(m2·h),含氨6%(體積),吸收率為99%;水的質(zhì)量流速W=770kg/(m2·h)。該塔在等溫下逆流操作,平衡關(guān)系為Y*0.9X。KGa與氣相質(zhì)量流速的0.8次方成正比而與液相質(zhì)量流速大體無關(guān)。試計算當操作條件分別作下列改變時,填料層高度應(yīng)如何改變才能保持原來的吸收率(塔徑不變):(1)操作壓強增大一倍;(2)液體流量增大一倍;(3)氣體流量增大一倍。解：已知Z3m,p101.325kP,T293ka0.06Y0.0638.X0110.06 2 YY(1)0.0638(10.99)0.0006382 1混合氣體的平均摩爾質(zhì)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填料層高度比原來減少了31.1981.802mL'2L mV mV 1（2）：S' 0.40560.2028 L' 2LVN'5.496G（計算過程同（1））.液體流速的增加對Ka無顯著影響.GH'H0.4358mG G則:Z'N'H'5.4960.43582.395m G G即所需填料層高度較原來減少了32.3950.605m(3)V'2VmV'm(2V)S' 20.40560.8112 L L1N' ln[100(10.8112)0.8112]15.8G10.8112氣體質(zhì)量流速增大時,總吸收系數(shù)Ka相應(yīng)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即所需填料層高度較原來增加7.9234.92m16.要在一個板式塔中用清水吸收混于空氣中的丙醇蒸氣。混合氣體流量為30kmol/h,其中含丙醇1%(體積)。要求吸收率達到90%,用水量為9Okmol/h。該塔在101.33KPa、27℃下等溫操作,丙醇在氣、液兩相中的平衡關(guān)系為Y*2.53X,求所需理論板數(shù)。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由題意知m2.53則: L 90A 1.1977mV 2.5329.7又因為X0.則:2A0.90 A1.19770.90 ln 1lnN1 10.9015.05T lnA ln1.1977第三章2.聚氯乙烯生產(chǎn)過程中,需要將乙炔發(fā)生器送出來的粗乙炔氣體凈化,辦法是在填料塔中用次氯酸鈉稀溶液除去其中的硫、磷等雜質(zhì)。粗乙炔氣體通入填料塔的體積流量為7∞曠/h,密度為1.16kg/m3;次氯酸鈉水洛液的用量為4000kg/h,密度為105Okg/m3,黏度為1.06mPa·s。所用填料為陶瓷拉西環(huán),其尺寸有50mm×5Omnx4.5皿n及25mnx25mm×2.5mn兩種。大填料在下層,小填料在上層,各高5m,亂堆。若取空塔氣速為液泛氣速的80%,試求此填料吸收塔的直徑及流動阻力。解:(1)塔徑兩種填料的值如下:50mm50mm4.5mm陶瓷拉西環(huán)(亂堆):2051/m25mm25mm2.5mm陶瓷拉西環(huán)(亂堆):4501/m比較兩種填料的值可知,小填料的泛點氣速應(yīng)比大填料的低,故應(yīng)接小填料計算塔徑.W 4000 1.16c(v)0.5( )0.50.163W7001.161050v L由圖(318)中的亂堆填料泛點線查得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塔徑:D4V/u4700/(36003.141.254)0.444ms(2).壓強降因兩段填料層具有不同的值,故塔內(nèi)流動阻力應(yīng)分兩段計算.上層:25mm25mm2.5mm.亂堆瓷環(huán)u2(1.25)24500.9521.160.2(1.06)20.0767gL 9.811050 L (L)(V)0.50.163WV L由圖(318)查得p329.81P/m314P/mZ a a則全塔壓降p1373.4531458437P 總 a3在直徑為0.8m的填料塔中,裝填25mx25m×2.5m的瓷拉西環(huán),用于常壓及20℃下氣體吸收操作。若液、氣性質(zhì)分別與水和空氣相同,按質(zhì)量計的液、氣流量比為5。核算上升氣量達3000m3/h時,是否會發(fā)生液泛現(xiàn)象?若改用25m×25mx0.6m的金屬鮑爾環(huán),上升氣量提高到多少才會液泛?.解:查附錄知.1.205kg/m3,998.2kg/m3,1.005mPSL L a可查得兩種填料的值為25mm25mm2.5mm瓷拉西環(huán) 4501/m25mm25mm0.6mm金屬鮑爾環(huán): 1601/m 1.205(L)(V)0.55( )0.50.174W 998.2V L由圖(318)查得對應(yīng)于此橫坐標數(shù)值的縱坐標值(亂堆填料泛點線)u2FV0.20.1gLL即:245011.205F (1.005)0.20.055420.1 9.81998.2 F 1.34m/s.F液泛的氣體體積流量V'D20.7850.821.3436002424m3/hmax 4 F上升氣量3000m3/hV,故會發(fā)生液泛.max改用鮑爾環(huán),若鮑爾環(huán)的液泛速度為',填料因子為'F因橫坐標值不變,則縱坐標仍為0.1'450(F)2'160F 450'21.805 5.08'2.253m/sF 160 F故改用鮑爾環(huán)后,發(fā)生液泛的上升氣量為V'0.7850.822.25336004075m3/hmax第三章蒸餾和吸收的塔設(shè)備習題解答1．欲采用浮閥塔分離甲醇水溶液。已知當操作回流比取1.34時,精飽段需用六層理論塔板完成分離任務(wù)。又知:上升蒸氣的平均密度ρv=1.13kg/m3下降液體的平均密度ρL=801.5kg/m3上升蒸氣的平均流量Vh=14600m3/h下降液體的平均流量Lh=11.8m3/h下降液體的平均表面張力σ=20.1mWm己確定該塔在常壓下操作,采用Fl型浮閥,又知總板效率可取為ω%。試對該塔的精館段進行設(shè)計計算。解：由于設(shè)計類題目并不一定有“標準答案”，此處的解僅供參考（1）精餾段塔取板間距H0.45m，又知總板效率E0.6,則實際塔板數(shù) T TNN/E6/0.610 P T T精餾段塔高ZNH100.4545 T T(2)塔徑下降液體的平均流量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取板上液層高度h0.07ml則Hh0.450.070.38ml由以上數(shù)據(jù)查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得C0.07820液體表面張力20.1mN/m，故C值不需校正C=C=0.07820 801極限空塔氣速C L V0.078 12.07m/smax 1.13V取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速0.72.071.45m/s 4V 44.05塔徑D S 1.87m3.141.45根據(jù)塔徑標準圓態(tài)，取D=2.0m 4V 44.05實際空塔氣速S1.29m/sD23.1422溢流裝置選用單溢流弓形降液管，取溢流延堰長l0.655D0.65521.31m L 11.8則n6.03l25(1.31)2W因l/D0.655,查取材圖3－8知液流收縮系數(shù)E=1.02W 2.84 11.82則堰上液層高度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,,查取材圖(3－10),得Dw Ad0.122,f0.07 D AT則降液管寬度w0.122D0.1222.00.244md3.14降液管截面積A0.07A0.07(2.0)20.22m2f T驗算液體在降液管內(nèi)的停留時間: AH 0.220.45fT30.2s5sL 0.00328S塔板布量因塔徑較大，故采用分塊式塔板。參考“浮閥塔板標準系列”，選取如下塔板布置方式浮閥排列方式：等腰三角形叉排，t75mm，t'65mm塔板分塊數(shù)：共5塊（弓形：2，矩形：3）浮閥總數(shù)：N390開孔率14.8%塔板布量圖略，可參考教材的布量圖。閥孔氣速及閥孔功能因素 V 44.05閥孔氣速uS8.7m/s 0d2 3.14(0.039)2390N4閥孔功能因素Fu8.71.139.25 0 0v氣體通過一層浮閥塔板的壓降干板阻力臨界孔速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板上液層阻力hh 1 0L因為液相是水溶液，故取充氣系數(shù)0.5，則h0.50.070.035m 0 1忽略板上液體表面張力所造成的氣體流動阻力，則hhh0.0290.0350.064m P C 1即氣體通過每層板的壓降為p0.064m液柱0.0640.0513mHO503Pa P 1000 2（7）塔板負荷性能圖（a）霧沫夾帶上限線按泛點率=0.8確定霧沫夾帶上限的VL關(guān)系 S S V V1.36LZ S SL泛點率= L V KCAFb式種：ZD2W2.02.00.2441.512m L dAA2AD22A0.7852220.222.7m2 b T f4 fC0.11（根據(jù)及H查教材圖3-13得） F V TK1.0（查教材表3-5得）1.13V 1.36L1.512則S801.51.13 S 0.801.00.112.7即：V6.3254.7L S S33(/)SLms0.0010.0193(/)SVms6.255.28（b）液泛線液泛線可寫為如下的形式aV2bcL2dL2/3S S各系數(shù)值計算如下： 1.13 a1.91105 V1.911050.00177 N2 801.53902LbH(1)h0 w取0.5，0.05則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則液泛線表達式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液相負荷上限線以5s作為液體在降液管中停留時間的下限AH(L)fT0.0198m3/s Smax 5漏液線以F5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則0 5 5(V)d2N0.785(0.039)23902.19m3/s Smax40 1.13V液相負荷上限線以h0.006m作為規(guī)定液體最小負荷的標準，則w2.843600(L)2/3E Smin0.006 1000l w近似取E1,則(L)0.00085l0.00851.310.00112m3/s Smin w根據(jù)上述(a),(b),(c),(d),(e)五次計算結(jié)果畫出塔板負荷性能圖（附圖此處略）由負荷性能圖可見：塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，下限由露液控制。代表設(shè)計任務(wù)規(guī)定的氣液負荷操作點P(L0.00328m3/s,V4.05m3/s)位 S S于塔的適宜操作范圍內(nèi)，即在規(guī)定負荷下操作時