传质分离过程课后习题答案

1、1第一章绪论略第二章习题1.计算在0.1013MPa和378.47K下苯(1)-甲苯(2)-对二甲苯(3)三元系， 当xi = 0.3125、X2 =0.2978、X3 =0.3897时的K值。汽相为理想气体，液相为 非理想溶液。并与完全理想系的K值比较。已知三个二元系的wilson方程参数(单位：J/mol ):入 12入 11 = 1035.33 ;入 12入 22=977.83入 23 入 22=442.15 ； 入 23 入 33= 460.05入 13入 11 = 1510.14 ;入 13 入 33= 1642.81在T =378.4 K时液相摩尔体积(m/kmol )为：I, =

2、100.91 X 10 -3;-=177.55 X 10 -3;- - =136.69 X 10 -3安托尼公式为(ps: Pa ; T: K ):苯：1n=20.7936-2788.51/(T-52.36 );甲苯：1n = y2/x 2= 1 -0.1304 = 0.45 553.乙酸甲酯（1）-丙酮（2）-甲醇（3）三组分蒸汽混合物的组成为 y1 = 0.33 , y2 = 0.34 , y3=0.33（摩尔分率）。汽相假定为理想气体，液相活度系数用 Wilson 方程表示，试求50 C时该蒸汽混合物之露点压力。解：由有关文献查得和回归的所需数据为：【P24例2-5 , 2-650 C时

3、各纯组分的饱和蒸气压，kPa=3.7780汽相：a =3.222 X 0.603872+2 X 9.6651 X 0.60387 X 0.39613+28.9926 X同理 In ? = -1.16696 ,?2 =0.31137A 11 = 1.0A 12 = 1.1816032= 0.97513A 13 = 0.522971.0A 22 = 1.0A 23 = 0.50878A 33 =(1) 假定x值,取X1= 0.33 , X2 = 0.34 , X3 = 0.33。按理想溶液确定初值p= 78.049 x 0.33+81.8418 x 0.34+55.581 x 0.33=71.91

4、6kPa(2) 由x和Aj求丫 i从多组分Wilson方程czcS (XjAj)心瓦 XjAkjln Y i = 1-ln 刀 2- jdXk kjcX1-1 21 X2得 ln Y 1=1-ln(x 1+A12X2+A 13X3)-X1-、12X2-、13X3 +-x 21X2X2 x 23 X3 +同理，丫 2=1.0298丫 3=1.4181SSPi =78.049P2 =81.848RS=55.58150 C时各组分的气体摩尔体积，cm3/mol2=83.77V2l=76.81V =42.05由50 C时各组分溶液的无限稀释活度系数回归得到的Wils on常数:A 21 = 0.718

5、9131 = 0.57939-;31X3A31X1 + A32X2 + x3=0 1834故丫 1=1.20138expK二71.916exp8.314 323.16= 1.3035同理K2= 1.1913K3=1.0963求刀Xi0.330.340.33整理得X10.2998X2=0.3437X3=0.3565在 p = 71.916kPa 内层经 7 次迭代得到0.28964, X2=0.33891,X3=0.37145X1=(5) 调整pW(p-Pis)1RT i pXi exp -p=-_p Ki Xi=p=71.916(1.3479 X 0.28964+1.18675 X 0.338

6、91 + 1.05085 X 0.37145)=85.072kPa在新的p下重复上述计算，迭代至p达到所需精度最终结果：露点压力85.101kPa平衡液相组成：X1= 0.28958X2= 0.33889X3 = 0.371534.一液体混合物的组分为：苯0.50 ;甲苯0.25 ;对-二甲苯0.25 （摩尔分数）ipSK二 pyL(P-PCI1 RT 一1.2013 78.04983.77(71.96 - 78.049) 10 刀 Xi = 1.3035 + 1.1713+1.0963 =0.84459X1聾 0.5 , 38.82=100 1000.2515.631000.25分别用平衡常

7、数法和相对挥发度法计算该物系在100kPa时的平衡温度和汽相组成。假设为完全理想物系。解：（1） 平衡常数法因为汽相、液相均为完全理想物系，故符合乌拉尔定律pyi=psxi而 K=Xi = P设T为80C时，由安托尼公式（见习题1）求出格组分的饱和蒸汽压。ssspi = 101.29kPa, p2=38.82kPa,P3=15.63kPa故 yi y2 % 二KXI+K2X2+K3X3sPl=p=0.641故所设温度偏高，重设T为91.19 C,sssp1 = 160.02kPa,p2 =56.34kPa,p3 =23.625kPay1 y2 y3 = 1.0000125 1 故用平衡常数法计

8、算该物系在100kPa时的平衡温度为91.19 Cspi160.02小汽相组成：X10.5y1 = s = p = 100= 0.8001sP256.34-X20.25y2 = ax? = p = 100= 0.140910y3 = K3X3sP3PX323.6251000.250.059(2)相对挥发度法/ yi、 xi、Si =()/() 由于是理想混合物，所以yi人，SPiS对于理想混合物，得“ =P2设T为80C时，yi =yi：-ii(Xi / Xi)spi = 101.29kPa,sp2 =38.82kPa,sP3=15.63kPa故。i2 = 2.61,ai3 = 6.48,y2

9、 = yi/5.22,y3 = yi/12.96因为 yi y2 y3 = 1,故 yi = 0.788, s又因为 pyi = 100X 0.788 = 78.8kPa，而 pixi = 101.29 x 0.5 = 50.645kPa pyi故所设温度偏低；sSs重设 T= 92C时 pi = 163.31kPa,p2 =57.82kPa,p3 =24.31kPa得故 i2 = 2.824,-i3 = 6.718, y2 = yi/5.648,y3 = yi/13.436因为 yi y2 y = 1,故 yi = 0.799 , y2 = 0.141,y3=0.0595, s且 pyi =

10、 100 x 0.799 = 79.9kPa，而 pixi = 163.31 x 0.5 = 81.655kPa，基本相等因此，由相对挥发度计算该物系平衡温度为 92C,此时 yi = 0.799 , y2 = 0.141,y3=0.05955.一烃类混合物含有甲烷 5%乙烷10 %、丙烷30 %及异丁烷55 % (mol), 试求混合物在25C时的泡点压力和露点压力。解：设甲烷为1组分，乙烷为2组分，丙烷为3组分因为各组分都是烷烃，汽液相均可视为理想溶液，故符合乌拉尔定律。11露点压力时由乌拉尔定律得spyi = Pi Xixi 越 yiPi代入X1X2X3X4 = 1 ,并化简得1p =

11、y1.y2.y3. y3ssssp1p2 p3 p4 = 519.77kPaln rAAAE0.1440.144。与0.17 0.2 ，得 rA = 1.0075ln rE0.1700.170 0.2)20.144 0.8)得 rB = 1.1067sss25C 时，pi =30768.14kPa,p2 =4118.81kPa,p3 =347.59kPa_ sppyiPi Xi(1)泡点压力=30768.14 X 5% + 4118.81 X 10% + 950.31 X 30% + 347.59 X 55%=2426.56kPa故露点压力为519.77kPa6.含有80% (mol)醋酸乙酯

12、(A)和20%(mol)乙醇(E)的二元物系。液相活度系数用Van Laar方程计算，AE=0.144 , AA=0.170。试计算在101.3kPa压力下的泡点温度和露点温度解：由Vanlaar方程得:因为低压气体可视为理想气体，故ri Pi xisyi =-pyi = ri pi Xi，得p(1) 泡点温度时，设T= 348.15K，由安托尼方程得SspA = 94.377kPa,pE = 88.651kPa(1XAE AAEXEA AEA)2(1XEA AEA、XAE AAE212101.3101.3S此时 pA = 99.685kPa,spE = 94.819kPa101.3101.3

13、=1.00033 (2)求露点温度，此体系可视为理想气体，由spyi 二 ri pi XiS由安托尼方程得pA = 99.620kPa,sPE =94.743kPa,ssJPAXA EPEXE1.0075 94.377 0.8 1.1067 88.651 0.2=-+-=0.9451，故所设温度偏低重设 T= 350.1K 时 XXA XB = 0.992 1故露点温度为350.1K8.组成为60 %苯，25 %甲苯和15 %对-二甲苯(均为mol百分数)的液体混合 物100kmol,在101.3kPa和100C下闪蒸。试计算液体和气体产物的数量和组 成。假设该物系为理想溶液。用安托尼方程计算

14、蒸汽压。解：设苯为组分1,甲苯为组分2,对二甲苯为组分3。100 C时，【P33例 2-7 sssp1 = 198.929kPa,p2=74.165kPa,p3 =32.039kPa对于低压气体，气相可视为理想气体，液相可视为理想溶液，13ssssPiPlP2P3故 Ki = p，得 Kl = p = 1.964 ,K2 = p = 0.732 , = p = 0.316(1)核实闪蒸温度假设100C为进料的泡点温度，则 (Kz) = 1.964 X 0.6+0.732 X 0.25+0.316 X 0.15 = 1.411假设100C为进料的露点温度，则为(乙 / KJ” 211说明实际的进

15、料泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。(2)求，令 = 0.1(0.964 -1) 0.6(0.732 -1) 0.25(0.316 -1) 0.15f C ) = i (1.964 -1) + 1(0.732 -1) i (0.316 -1)(0.964 -1) 0.6(0.732 -1) 0.25(0.316 -1) 0.15f (0.1)= 1 0.1 (1.964 -1) + 1 0.1 (0.732 -1)1 0.1 (0.316 -1)=0.366f(0.1)0,应增大值。计算R-K方程导数公式为：(K1 -1)2乙匹 一1)2(K3 -1)纭3fC)=_

16、 V- (K1 -1)2 + V- (K2 -1)2 + V- (K1)2 0.5580.0180.07=_ (1 +0.964屮)2 +(1 0.2684屮)2 + (1 0.6844屮)2 屮 f化)而1 = i dfC以=0.1为初值进行迭代，得下表迭代次数f)df O/d，140.10.3660.564150.750.04360.51130.840.0092可知f(3)数值已达到P T K图的精确度(3)计算 xi, yi4 0.6x1 :1 +屮(Ki _1)=1 +0.84工(0.964 _1) = 332KiZi1.964 疋 0.61 +屮(K1 1) = 1 +0.84x(0

17、.9641) =0 651同理，X2 = 0.323 , y2 = 0.236x3 = 0.353 ,y3 = 0.112(4) 计算V , LV = F = 0.84 x 100= 84kmolL = F -V = 100-84 = 16kmol(5) 核实 v yi，” Xi33、Xi7 yi心 =0.999 , 心 =1.008，结果以满意9.在101.3 kPa下，对组成为45 %(摩尔百分数，下同)正已烷，25 %E庚烷 及30 %正辛烷的混合物计算。(1) 泡点和露点温度(2) 将此混合物在101.3kPa下进行闪蒸，使进料的50 %汽化。求闪蒸温度， 两相的组成。解：因为各组分都

18、是烷烃，所得的汽、液相均可看成理想溶液，心只取决于温度和压力，若计算精度不要求非常高可使用烃类的P-T K图，见图2-116假设T= 82C，由P= 101.3kPa得下表:组分XiKiyKiXi正己烷45%1.50.675正庚烷25%0.630.158正辛烷30%0.280.084 心 Xi = 0.9171 ,所设温度偏低，重设T= 102.4 C, 得组分yiKiXi = yi / 心正己烷45%2.350.1915正庚烷25%1.080.2315正辛烷30%0.5200.5769yi/Ki=o.99991,满足精度要求，故露点温度为 102.4 CZ17(1)进料50%气化，则由公式T

19、D - TB 得 T=得：组分XiYi正己烷31.0 %58.90 %正庚烷27.0 %22.45 %正辛烷42.85 %17.14 %结果C为闪蒸温度，查表2-1（2）闪蒸温度94.1OC;气相组成：正已烷一0.31，正庚烷一0.27，正辛烷一0.43 ;液相组成：正已烷一0.59，正庚烷一0.23，正辛烷一0.17。（均为摩尔分数）10. 以甲基异丁基酮为溶剂（C）,从含醋酸（B）8%（质量）的水（A）溶液中 萃取醋酸。萃取温度25 C,进料量13500kg/h。若萃余液仅含1%（质量）的醋 酸，假设水和溶剂是不互溶的，KD=0.657 （质量分数之比）。计算单级操作时 溶剂的需要量？解：

20、假设水和溶剂是互不相容得，从 Perry手册中查得KD = 0.657 （质量分 数）。由于此体系中醋酸得含量相当低，可认为 KD = KDFA = 0.92 x 13500= 12420kg/h（F）XB =（ 13500-12420） /12420 = 0.087因萃余液含1%的B,故85.8oC，露点：102.4oC;（1）泡点:18w(M)为组分3）在进料和溶剂混合相中总的质量分数(R)XB = 0.01心-0.01)=0.0101从式(2-106)解EB xBF)EB = XB 1=( 0.087/0.0101 )-仁8.61EBFA从式(2105) S= KD = 8.61 x(

21、12420/0.657 ) = 163000kg /h11.萃取原料为乙二醇水溶液，其中乙二醇质量含量为45%用相同质量的糠醛作为溶剂。操作条件：25 C、101kPa。在该条件下乙二醇（B）-糠醛（C）-水（A）的三元相图如附图所示，图中组成为质量百分数。计算萃取相和萃余相的平衡组成。解：计算基准：进料100g质量分数为45%的乙二醇水溶液，从图2-13可 知，进料（F）含A55g B45g。溶剂（S）是纯C100g令LI = E （萃取液），LU =R （萃余液）。计算步骤如下：（1） 在相图上标注进料组成点F和溶剂点So（2） 确定混合点M使F+ S= E+ R。设Wi .为组分i在萃余

22、液中的质量分数,o对溶剂C作物料衡算：(F +S)wCM)= FWCF)+SwCS)得 F wCS)-wCM)，得L wCM) _wCF)S、M和F三点应在一条直线上，由杠杆规则 F/S = SM/MF=1确定了 M点的 位置，相应组成 A: 27.5 %、B： 22.5 %、C: 50%。（4） 由于M点处于两相区，该混合物必然沿结线分为互成平衡的两液相。E点为萃取相，其组成为B: 27.9 %、A: 6.5 %、C: 65.6 %; R为萃余相，其组 成为 B: 8%、A: 84%、C: 8%o（5）对E、M和R三点应用杠杆规则，E二M（RM/ER）因 Mk 100+100= 200g,通

23、过测量线段长度得到 E= 200X( 49/67 ) = 146g, 于是 R= M E= 54g。19（6） 脱溶剂萃取相组成由延长过 S点和E点的直线交AB边与H点，其组 成为 B: 83%、A: 17%。12.计算正庚烷（1）-苯（2）-二甲基亚砜（3）的液液平衡组成。已知总组成（摩尔分数）z1=0.364 , z2=0.223 , z3 =0.413 ;系统温度0C,活度系数方程可选择 NRTL模型。a12=0.2 , a13=0.3 , a23=0.2NRTL参数，J/molIJAIJAJI121323-1453.311690.04062.13238.08727.0解：使用附录中LL

24、EC程序计算N个组分（NW 10）的部分互溶物系的液液平衡组成。计算方法为New-Raphson法。调用LILIK子程序计算分配系数，活度系数方程可选择NRTL或UNIQUA模型。计算结果：平衡温度 oc, E/R=0.4920组分进料摩尔分数R相摩尔分数E相摩尔分数KD10.36400.69330.01960.028320.22300.28800.15500.538330.4130.01870.825344.080913.含甲苯30%乙苯40% 水30% (均为摩尔% 的液体在总压为 50.6kPa下进行连续闪蒸。假设甲苯和乙苯的混合物服从拉乌尔定律，烃与水完全不互溶。计算泡点温度和相应的汽

25、相组成。解：设甲苯为1组分，乙苯为2组分。因为烃相符合乌拉尔定律，故有：P = PH20PiXiC-H设泡点温度为70C，由安托尼方程得sspi = 27.1644 , p2 = 11.3006s查表得 pHQ = 31.176此时 p= 31.176+27.1644 x (3/7)+11.3006 x (4/7)=49.275kPa50.6kPa,故所设温度略低，重设泡点温度为70.5 C依上方法求得p= 50.950.6kPa，故泡点温度为70.5 C,此时21yi = 23.31 %, y2 = 13.01 %, yH2 = 63.68 %计算结果： 泡点70.73OC;汽相组成：甲苯2

26、3.31%、乙苯13.01%、水63.68%（均为摩尔百分数）14. 水（W和正丁醇（B）在101kPa下形成汽-液-液三相系统。若混合物总组 成为含 W 70%（摩尔）,估计：（ 1 ）混合物的露点温度和相应的液相组成。（ 2）混合物的泡点温度和相应的汽相组成。（ 3）汽化 50 % 时三相的相对量及组成解：（ 1 ） 设水为组分 1 ,正丁醇为组分 2,由题意得：p1= 101 X 0.7 = 70.7 ,p2= 101 X 0.3 = 30.3 ,此体系的露点温度应为此两组分发生第一次相变时的温度，分别为90.25 C和87.09 C,因此体系的露点温度为 90.25 C。此时只有一液相

27、为水。（ 2）用试差法求泡点温度：由式（ 2109）得： p= p1p2= 101kPa22(3)进料50%气化，则由公式TD TB得T= 89.7 C为闪蒸温度,T/CP1, kPaP2, kPaP, kPa8557.81527.61685.4318864.95831.53596.49388.566.22732.23298.4588967.49632.941100.43689.1567.88933.156101.04589.268.02033.228101.248故泡点温度为89.15 C,此时:pi = 67.889kPa, p2= 33.156kPa，故 y 67.19 %, y2= 3

28、2.81 %T -TB使用三相等温闪蒸程序进行进算，其组分的液相活度系数用UNIQUA方法计算，其中A2 = 727.3861 , A -36.2651，计算结果约为：原料汽相液相1液相2总量，mol105042.167.840水，mol%7076.5657.0098.08止醇，mol%3023.4443.001.92采用NRTL模型方程，计算结果如下:23(12X1)二ln( p： p；)AIn(98.45 75.16)0.325(1)露点温度：95.25 C;液相组成：只有一液相，摩尔组成为：W:0.3754;B: 0.6246(2) 泡点温度：92.56 C;汽相摩尔组成： W:0.76

29、54; B: 0.2346(3) 汽化50 %时三相的相对量及组成15.某1、2两组分构成二元系，活度系数方程为Ln 丫 1 = A :; Ln 丫 2 = A端值常数与温度的关系 A =1.7884 - 4.25匚X T ( T 的单位为K)蒸汽压方程 Ln r . =16.0826 - 4050/T Ln 匚=16.3526 - 4050/T(蒸汽压方程中符号单位pS:kPa;T:K )假设气相是理想气体，系统压力为99.75kPa ,已知该系统形成共沸物，问共沸温度是多少度？解：设 T= 344.3K(即 71 C )A= 0.325ssP1 =75.16kPa;P2 =98.45kPa

30、24得到：x1=0.0846;x2=0.915425In r, =0.325(0.9145)2r, =1.313In r2 =0.325(0.0846)2r2 =1.002p=1.313 0.0846 75.16+1.002 0.9154 98.45=98.65kPa p 规定设 T=344.7K(即 71.7 C)p : 99.75kPa与给定总压基本相等，故共沸温度是71.7 C，共沸组成X1=0.083 摩尔分数第三章习题1. 题解： 无解；有唯一解；多解2.设计满足下列要求的再沸气提塔（见附图），求：设计变量数是多少? 如果有，请指出哪些附加变量需要规定?26逍料，?77K,2O6kP

31、*砲1舟1.054.467. HL15756.033.3习题2附图解： c=6进料变量数8压力等级数9合计17Na串级单元数1传热单元数1合计2规定：再沸器及各级的操作压力级数塔釡液流率3.利用如附图所示的系统将某混合物分离成三个产品。试确定： 固定设 计变量数和可调设计变量数；指定一组合理的设计变量27aoor1110 kPa 剋99, 95怖(mol)苯kmcL/h苯 261”*1 A.B7.2kmol/h甲華 84 ” 6li甘谨料中拳的说税苯乳12X一204 kPa-习题4附习题3附图图解：NX进料变量数C+2压力等级数N+M+4合计N+M+C+6Na串级单元数4侧线采出数1分配器数1

32、传热单元数4合计1028对设计变量的规定Nx进料变量数C+2Na回流为泡点温度1每级压力（含再沸N+M总理论级数2器）全凝器压力1进料位置1冷却器压力1侧线采出口位置1回流分配器1侧线采出率1侧线压力1回流比1馏出液流率1精馏塔釜液流率1再沸提馏塔釜液流1率合计N+M+C+6合计105. 苯 (B)- 甲苯 (T)-二甲苯(X)-异丙苯（ C ）混合物送入精馏塔分离，进料组成为：zB =0.2，zT =0.3zx =0.1， zC =0.4（摩尔分数）。相对挥发度数据： a B =2.25 , a T =1.00 , a x =0.33 , a C =0.21 。分离 要求：馏出液中异丙苯不大

33、于 0.15% ；釜液中甲苯不大于 0.3% （摩尔）。计 算最少理论板数和全回流下的物料分配。【P73例3-3 解：以 100 摩尔进料为计算基准。 根据题意定甲苯为轻关键组分， 异丙苯为重关 键组分。从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物料衡算时，297 ig29.8530.0764卜 0.147 丿 /(39.924 丿lg空g 0.21= 7.42由Nn值求出中间组分的馏出量和釜液量:10 dx10.0764 计0.33 严139.924 八0.21 丿7 42 =0.519(0.0764 0.33 丫-I- I39.9240.21wx=10-0.519=9.481组分进

34、料，f 1馏出液，di釜液，w解得D=50.929, W=49.071要根据它的相对挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行修正。物料衡算表如下：组分进料，f 1馏出液，di釜液，wB2020T30300.03W0.003WX101*9*C400.001540 -0.0015100DW*为二甲苯的初定值。(1=29.853，WT=0.147dc=0.0764，wc=39.924代入芬斯克方程由于与初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算:30lg1/29.852、/0.0757 )卜 0.148 丿 / 39.924 丿 jlg1.0、= 7.420.

35、21校核dx:dx10咤込9.924 八0.21 丿7.427.42 二 0.515组分进料，f 1馏出液，di釜液，w苯2020甲苯3029.85130.1487二甲苯100.51509.4850异丙苯400.075739.9243B2020T30300.03W0.003WX100.5199.481400.0015D40-0.0015DC100DW二次解得 D=50.446, W=49.554则dT=29.852 , WT=0.148dc=0.0757, wc=39.924再求Nn：139.924 人0.21 丿再迭代一次，得最终物料衡算表:316.附图为脱丁烷塔的物料平衡图。全塔平均操作压

36、力为522kPa。求最小理论塔板数；估计非分配组分的分配。【P75例3-4伽JI习题6附图解：（1）根据题意可列表如下:编号组分X,FX,FFX,DX,DDX,BX,BB1C30.0139120.025612002iC40.5114480.9444420.014763nC40.0411360.0278130.0563234iC50.0171152.137*110.0343140-35C60.026223000.0563236G0.044639.1000.095839.17G0.311272.1000.667272.28C90.035431.0000.0759311.000F=876.21.00

37、04681.000408.3(2)塔顶温度和塔釜温度的计算：塔顶温度的计算：32第一次试差：假设 TD=37.5C ,查 Ki(37.5 C ,522kPa)K1=2.91, K2=0.93, K3=0.68, K4=0.30,A1=3.22, a2=1.368, a3=1.0a4=0.441,再由 ye =X,D a c=1 0k y i/a /Eyi/a iKc= 艺 yi/a i =0.727-查得Kc值相应于37.5 C。故假设正确，露点温度 TD=37.5 C塔釜温度的计算：第一次试差温度：假设TB=155C编号组分XDDX,BKiaiaixi1G1209.801.84202iC44

38、420.01476.141.1540.01693nC4130.05635.321.00.05634iC510.03433.00.5640.01935C600.05631.420.2670.01506G00.09580.790.1480.014187C800.6670.470.08830.05898G00.07590.280.05263.99*10-3所以：Kc=5.414;再有P-T-K图查塔釜温度为TB=155C ,因与假设值符合, 结束试差。(3)最小理论塔板数和组分分配：首先计算a值，a LH,D=1.368 ,aLH,B =1.154124421312442 13 0.002333LH

39、,w=( a0.5LH,D a LH,B) =1.265;代入芬斯克方程Nm2.4216 121.2395 448876.2 (2.4216 - J)+876.2 (1.2395 - J)丄 0.6965 5876.21-8)876.2X(1 8)丿1 360.1779 2339.1 0.0804,876.2 汉(0.1779-日)+876.2 (0.0804 -旳272.1 0.041831 0.0226+-: -:- +876.2 (0.0418 - 旳 876.2 (0.0226 - 二)二 1 - 0.8666将e代入式f汽1其中X 12442 13 0.0023 一 0.0257X2

40、=0.9465Nm=lg(0.944/0.0147)*(0.0563/0.0278)/lg1.256=21.37其他组分的分配：a13,w=(3.22*1.842) 0.5=2.435X,DD/X1,BB=( a 13,w)呗 X3,DD/ X3,BB=(2.435) Nn*(13/23)=1.0273*10又 X I,FF=12= XI,DD/+X,BB由以上两式得： d 1=12同理可得： d 2=447, d 3=13, d 4=2.138*10d5=d6=d7=cb 07.估计习题6脱丁烷塔的最小回流比。已知进料的液相分率q =0.8666。【P77例 3-5 解：由恩特伍德公式计算最

41、小回流比解得1.013X30.027812 +442+13 + 0.0023Ig34N -Nm查吉利兰图，得=0.48N=44.54(NR)m1g1.2395= 4.68129.题解:查苯、甲苯、联苯的Antone方程参数得log(P* / KPa) = A2.4216 0.02571.23950.94651 0.0278,-+ - + - = Rm + 12.4216 -1.0131.2395 -1.0131 -1.013Rm =2.08548.已知 习题5、6的脱丁烷塔操作回流比 R =1.25 R m。求理论板数;进料位置。解： R=1.25 X 2.0854=2.6067y6067 -

42、2。854 “1445R 12.60671芬斯克公式求出精馏段的最少理论板数ABC苯6.0603951225.188222.155甲苯6.0865761349.15219.9785联苯6.36881997.558202.60835二 0.9947K丄根据 P求得三者的分配系数分别为7.12、0.3586。估算塔顶温度88.5 C,则苯、甲苯的饱和蒸汽压分别为130.7702、 51.6425KPa,根据求得两者的分配系数分别为1.0059、0.3972257 _+_0.1_1.0059 (2570.1)0.3972 (2570.1)估算侧线采出的温度为137C，则苯、甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别

43、为*K =匕445.7465、202.8667、3.0679KPa,根据P求得三者的分配系数分别为2.4764、1.127、0.017K 2.4764 (3 79.40.2)1.127 (3 79.40.2)0.017 (3 79.4 0.2)估算塔釡温度240C，则甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为 1424、71.721KPa,7 12 乂 0 50 3586 乂 4 8、KN = 7.12 0.50.3586 4.8 =0.99650.5+4.80.5+4.81苯对甲苯的相对挥发度倍需=2359甲苯对联苯的相对挥发度1.1277.12-0.0170.358636.28Nm由芬斯克公式log ：

44、 ABiw人可得3637,257 80log (NR)“0。化(1)馏出液至进料的级数|og2.3597.7(2)log进料至侧线采出的级数log 2359257 79.4丄豆7.7 =5.3(3)logN = 侧线采出至塔釡级数仃9.4 4.8 )-x一 I1200kmol/h故假设的浓度偏高，重新给定塔板溶剂浓度，反复计算最后得各塔板溶剂浓度0.58.*%2X1y1 = 7l” ”根据该数据，按。一12“1公式作y-x图心P2人=/_ 2.19+2.98一 (-12)平均2.585242最后得出需塔板数13块11.题:设萃取精馏塔有足够的溶剂回收段，馏出液中溶剂含量:0, 脱溶剂的物料衡算

45、：D XDW = F Fx把数值代入求得D aSmd/s ；8.737m。1/s 计算平均相对挥发度（a 12）s：由文献中查得本物系有关二元 Wils on方程参数（J/mol ）1.00.80.60.4 -0.2 -0.00.0 0.21.00.40.60.84312 _ 11 - 188.3383% - 22 =386.682044ps : kPav2 =1182s - ss =435.1416各组分的摩尔体积(cm3 / mol)W =216vs =56.8先假设塔板上溶剂浓度0.41 (摩尔分数)，然后用用溶剂量验证假设是否 正确。假设在溶剂进料板上正庚烷和甲苯的液相相对含量等于馏出

46、液含量，则X1=0.5605，X2=0.0295，Xs=0.41。经泡点温度的试差得： 泡点温度为57.37 C粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：1s %ss =1464.1566卞 一 w =462.4153，2s - 22 = 243.9483组分ABC丙酮6.3948581292.166238.2409甲醇7.205871582.271239.726水17.42853816.44227.02各组分的安托尼方程常数:log ps =ABt C45：1S =sres-rS pS0.9879 105.6=1.023 17.324 =5.883L = S + RDS +125.052

47、进料板处：（，12）S =/ S %1P1SP2 人=0.9879 105.61.0236 75.875 =1.343sr2p21.0236 75.875,4.3823:2S =rsPs= 1.023 17.324.5605.02950.1720.5605 5.883 0.0295 4.3823塔釡估算的值肯定大于进料板处的估算值，因而计算时取-=0.172较为稳由式（3-27 ）经试差可以解得S:0.41 二-S_ _ ,0.172X31.236、(1 -0.172)(S125.052)-()1-0.41解得S 60mol/s,故假设得溶剂浓度合理分别计算在溶剂存在下丙酮对甲醇的相对挥发度同

48、理，假设塔釡上一板液相中正庚烷和甲苯的液相相对含量为釡液脱溶剂含量，且溶剂含量不变，则X1=0203, X2=0.5697, XS=0.41。经泡点温度的试差得:461.059 158.964(12)S= 0.984X24.564 二 1.373471343373 =1.358（爲12 ）平均泡点温度为69.887 C计算平均挥发度比=_川”根据该数据，按 1-（1i2）xi公式作y -x图最后得出需塔板数32块。13题解:x481）以 100 公斤分子进料为基准。做全塔物料衡算50 = 0.0168D+0.98WF=100=D+W解得， D=49.834W=50.166（ 2）求最小回流比i

49、 若恒浓区在进料将 x=0.5，y=0.065 代入操作线方程，V最少=55.36ii 若恒浓区在塔顶将 x=0.331 ，y=0.0403 代入操作线方程，V最少=53.86故在塔进料处 Rmin=0.1109R=1.5 Rmin=0.1663故板数为 6 块（包括塔釜）4914. 题50D1 二 D2B2塔 2 :DIXDI 二 D2XD2 B2 XB2_4 XBI =10解:首先对双塔进行物料衡算F _D = D1B1塔 1 : FZFD2XD2 =D1XD1B1XB1F = BiB2整个系统：FXF 二 BIXBIB2XB2其中 F =iooomol/h ； XF =0-06XDI =

50、0.819. XD2 =0.674 XB2 =0.999Jy解得 D=134.0mol/h ； Bi=940.0mol/hD2= 74.0mol/h ； B2=60.0mol/h用图解法确定理论板数及进料位置:82.5y =-X塔1:精馏段操作线：82.5 1341340.819 二 0.3811X 0.50782.5 134提馏段操作线:940y 825 1074 X94010 5.3418X-4.3418 10*82.5 1074 94082.5 1074 940卄y=36x+74汉 0.674 = 0.3123X +0.4635塔2:精馏段操作线：33.6 7474 33.6提馏段操作线

51、:60y 336 134 X0.999 =1.5576x-0.557133.6 134 -6033.6 134 -6051521.01.000.950.900.850.800.750.65 -I0.600.600.650.700.750.800.850.900.950.70 -I1.0053 XD yF壮-XF0.93 -0.6690.669 0.5-1.5444R=1.5Rmin =2.3166根据所得的Xw，i、ln JXDJ对式BXFxw, edXwXD -Xw进行数值积分，求出B =0.487FB0XF - BxW,eB。-B0.5B0 一.1 0.487 B0 二 0.8797 ：

52、0.9B0 _.487B0,因此需重新假设初值,在平衡相图上做阶梯图，得到塔1的理论板数为11,进料位置在第3块板（由下往上数），塔2的理论板数为15，进料位置在第8块板。15题解:（1）由汽液平衡曲线，得到*=0669，假设最初馏出液浓度XD1 = .93y=0.6985x+0.2804此时，操作线万程 R 1 R 1,图解法求出N = 11在釡液组成Xw从XF到Xw，e的范围内取若干个Xw，i，根据已经确定的理论板数， 求出对应的X。复计算得N =12（2） R与Xw的关系可用以下方法求得：从XF到Xw，e取若干个Xw值，对于每一个X值，过（XD,XD）作一假设的操作线，从（XD,XD）点

53、开始在操作线与平衡级 间作阶梯，到（Xw，Xw）点为止。若求理论板数与给定值相等， 则操作线为所求操 作线，根据操作线斜率求出 R。釜液量由物料衡算关系求得。5416.题解:己烷(A)对庚烷(B)的平均相对挥发度1.212 丫1.42 X 2.4838 人0.581 丿起始阶段：设B为参考组分，由式(3-61) 得:0XDB0.52 20.5 2.47450.5 1= 0.1404由式(3-59)得XDA =0.5 (0.1404) 2.47450.85960.5设时间增量t =0.05h， t=0.05h时外循环计算得:由(3-56 )和(3-57)式得B=100 -10 0.05 =99.

54、5kmol化聲十7R0.669 0.5 ，所选回流比应大于Rmin。R与XW、B关系见下图卓量躺丙釜塔准ms原。以量液釜552 - N min-= 0.75 乂 1 -1- Rmin 2丿0.56682.4745Nmin - 2.4745Rmin 对方程（3-64）可得：采用图解法或牛顿迭代法联立求解以上两式即得:Rnin =0.1293 ； Nnin = 1.1537XDA100 0.5 -99.5 0.49820.5=0.8582=0.5 +(0.8596 0.5)汉99.5 -100= 0.4982100丿xBB) =0.5 +(0.1404 0.5) 乂(99.5 -100 1 = 0

55、.5018 100 丿t =0.05h时内循环计算由式（3-62 ） 得梓,0.56681Rmin；1 丄4“=：+：Nmin299(2.4745-1)0.4982 2.4745Nmin 0.5018 1Nmin1 _设 N= NU=1.1537，代入式（3-61 ）中得到 XDB =0.2615，再 由（3-59）式得出:10.26151.1537xDA =0.4982 () 2.4745=0.73840.5018XDB =1 一0.8582 =0.141856算出A= 1.42 （也可由吸收因子图查18. 在24块板的塔中用油吸收炼厂气（）组成见表，采用的油气比为1,操作 压力为2.6（绝

56、压）,若全塔效率以25%十，问平均操作温度为多少才能回收 96%勺 丁烷？并计算出塔尾气的组成.组分CH4|C2H6C3H8n-C4H10n-C5H12n-C6H14摩尔百分率8085421解：（1）根据已知条件按正丁烷的回收要求确定它的平均操作温度.【P133例 3-16 , 3-17 由 N =24 0.25 =6 ；=0.96AN1-A按平均吸收因子法：AN1-1二得）m L -0.704故 AV1.42查烃类P- T K列线图P= 2.6绝压，m=0.704时，t=15 C,即塔的平均温 度应在15C。（2）计算离塔气的组成* +_ N 1 _、1+：N10，假定 5y1 =-则* =

57、（1一申）和十,送Vi列表计算如下：57组分CH4C2H6 C3H8n-C4H10n-C5H12n-C6H1458VN卅8085421100m P=2.6 （绝518.82.70.7040.20.064压）t=150.1130.370LA = -mV0.0196641.4205515.6250申A -AA7 -10.01960.11360.36980.960611Vd =78.432 7.091 3.15188.831（1 一 申）VN +0200.1576008y1 （摩尔分0.88290.0790.0350.0018001.0000率）8519.具有三块理论板的吸收塔，用来处理下列组成的气

58、体（VN+1），贫油和气 体入口温度按塔的平均温度定为32C,塔在2.1MPa下操作，富气流率为100 kmol/hr，贫气流率为100 kmol/hr，试分别用简捷法确定净化后气体 V1 中各组分的流率。组分VN+1,il 0im（32 C 2.1MPa）CH470012.99100C2H61502.18080C3H81000.6359859n-C4H10400.1856260二 0.273385= 94.237 ：95Va.n-C5H12100.05369n-C6H140200.00136E10020解：(1)用简捷法计算 V av=(Vl+VN+1)/2；平均液体流率：Lav二L+(VN

59、+1-VI)/2设Va、. =95kmol/hr则(V) =|= 0.263157另设J =94.237，作第二次试算组分A - L mVAN i A-1第一次试算结果CH0.020261.68484 X10-70.0202668.582GH0.120672.12030 X10-40.1204813.193GH0.413780.029310.396086.039=(1-W)VN +nCH。1.417724.039820.862580.55n-CsH?4.90142577.148640.993230.007n-C6Hi4193.497791.汉1.0000l0.103 = AZ Vj =88.4

60、74列表计算如下:由第一次试算结果得:100 88.474225.76394.23761Va，.=94.085与所设值94.237基本符合(2)用有效因子法计算根据本体给定条件，不考虑塔顶、塔底温度的差别，只考虑液气比的变化以确定有效因子Ae组AAN屮 A A 第二次试算结分AN屮VAi A-1果M0.0211.9596768CH04X 10-70.02103.5280.1252.4696513GH636X 10-40.12514.1230.4295.GH8860.034140.40971903*=（1申）VNn-C1.4724.705420.872400.4H082510n-C5.09167