化工原理下册复习题及答案

1、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 p*A =107.6kPa及 p*B 41.85 kPa ，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。p总pBx * *pApB99.76 41.85107.6 41.850.8808解：本题可用露点及泡点方程求解。pA*pA* p总 p*B107.6 p总41.85yAxA* * 0.95p总p总 pA pBp总 107.6 41.85解得p总99.76kPa本题也可通过相对挥发度求解pAp*B107.641.852.571由气

2、液平衡方程得0.950.95 2.5711 0.950.8808p总pA xA pB 1 xAlg pA6.0321206.35t 220.24lg pB*6.0781343.94t 219.58107.6 0.8808 41.85 1 0.8808 kPa 99.76kPa2试分别计算含苯 0.4 （摩尔分数）的苯甲苯混合液在总压 100 kPa 和10 kPa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100 kPa 和 10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， kPa 对应的泡点分别取 94.6 和 3

3、1.5 ）解：本题需试差计算（1）总压 p 总100 kPa初设泡点为94.6 ，则lg pA*1206.352.191* 得 pA*155.37 kPa6.03294.6 220.24同理lg pB*1343.941.80p*B63.15 kPa6.07894.6 219.58100 63.150.4xA0.3996155.37 63.15p 总 0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 100.04kPapA155.37pB63.152.46x 2.46 0.41 ( 1)x 1 1.46 0.40.62122）总压为 p 总 10 kPa通过试差，泡点为 31.5 ， p*A =

4、17.02kPa ， p*B 5.313kPa17.025.3133.2033.203 0.41 2.203 0.40.681随压力降低， 增大，气相组成提高。3在 100 kPa 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 100 kmol ，汽化率为 0.44 。操作范围内的平衡关系可表示为 y 0.46x 0.549 。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q 1 0.44 0.56则 q xF 0.56 0.55则 y x x 1.25 1.273xq 1 q 1 0.56

5、1 0.56 1由平衡方程 y 0.46x 0.549 联立两方程，得 y = 0.735 ， x = 0.4045nD 0.44nF 0.44 100 kmol = 44kmolnDynFxF100%44 0.735100 0.55100%58.8%2）简单蒸馏nD 44 kmolnW 56kmol即解得nF ln F100 ln0.55 dxnW56xW y x0.57981 ln0.549 0.54 xW0.540.549 0.54 0.55xW = 0.3785nW56y xFxFxW0.55 0.55 0.3785nDW 4444 0.7683A100% 61.46%A 100 0.

6、550.7683简单蒸馏收率高（ 61.46%），釜残液组成低（ 0.3785 ）4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 100 kmol/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xFxWqn,D qn,FxDxW100 0.5 0.05 kmol h 50kmol h0.95 0.05qn,D xD qn,FxF100% 50 0.95 100% 95%100 0.52）馏出液的最大可能流量当A=100

7、%时，获得最大可能流量，即q n,Dmaxqn,FxF 100 0.5 kmol/h 52.63 kmol/h xD0.955在连续精馏塔中分离 A、 B两组分溶液。原料液的处理量为100 kmol/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qn,D xD 0.96qn,F xF 0.96 100 0.45kmol/h 43

8、.2 kmol/hqn,W xW 1 0.96 100 0.45kmol/h 1.8 kmol/hqn,W1.8kmol/h=54.55 kmol/h0.033qn,Dqn,F qn,W100 54.55 kmol/h=45.45 kmol/hxD43.2 0.950545.452）精馏段操作线方程RxDy R 1x R 12.65x3.650.9505 0.726x 0.26043.653）提馏段的液相负荷qn,Lq n,L qqn,FRqn,Dqn,F 2.65 45.45 100 kmol/h 220.4 kmol/h6在常压连续精馏塔中分离尔分数，下同），原料液的泡点为A、B两组分理想

9、溶液。进料量为 60 kmol/h ，其组成为 0.46 （易挥发组分的摩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。（ 1）40 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 371 kJ/kg ，比热容为 1.82 kJ/（kg ?）。 解：由题给数据，可得xF xW0.46 0.04qn,D qn,F F W 60 kmol/h 27.39 kmol/h xD xW0.96 0.04qn,W60 27.39 kmol/h 32.61 kmol/h1)40冷液进料q

10、 值可由定义式计算，即q1cP t b tF1.8292 40 1.255371V R 1 qn,DqF2.8 1 27.39 1 1.255 60 kmol/h 119.4kmol/ h2）饱和液体进料此时n,D3.827.39kmol/h 104.1kmol/h3）饱和蒸气进料V V q n,F104.160 kmol/h 44.1kmol/h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50 kmol/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

11、y = 0.75 x+0.238 ； q线方程为 y = 2-3 x。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R 0.75 及 xD0.238R 1 R 1解得R = 3 ，xD = 0.9522）进料热状况参数及原料液组成由于q 3 及 xF 2 q 1 1 q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y 0.75x 0.238y 2 3x解得xq = 0

12、.4699 及 yq = 0.5903（ 4）提馏段操作线方程其一般表达式为qn,Lqn,Wy xxWqn,Vqn,V式中有关参数计算如下：qn,DAqxnD,FxF 0.940.95502 0.5kmol/h 24.68kmol/h qn,W qn,F qn,D 50 24.68 kmol/h = 25.32kmol/hxW1 A qn,FxFqn,W1 0.94 50 0.525.320.0592qn,LRqn,Dqqn,Fqn,Vqn,Lqn,W3 24.68 0.75 50 kmol/h =111.54 kmol/h111.54 25.32 kmol/h = 86.22 kmol/h1

13、11.54 25.32则 y x 0.0592 1.294x 0.0173986.22 86.228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x0.00.20.30.40.50.60.70.80.91.0050.12.46x0.10.20.30.50.60.70.70.80.90.91.y01 1.46x1514811321118

14、75208570习题 8 附 图在 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 xD0.95 0.271，在 y 轴上定R 1 2.5 1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，泡解：（ 1）原料液的处理量由全塔的物料衡算求解。点进料。馏出液组成为 0.95 （易挥发组分的摩尔分

15、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 93 kmol/h ，从塔顶回流的液体量为 58.5 kmol/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。对于泡点进料， q = 1qn,Vqn,V R 1 qn,D 93kmol/hqn,D qn,V qn,L93 58.5 kmol/h=34.5 kmol/hqn,Wqn,F qn,D0.6qn,F0.95 34.5qn,F34.5 0.05解得qn,F 56.45 kmol/h( 2)R为 Rmin的倍数93 R 1 34.5 R = 1.70对于泡点进料，

16、 Rmin 的计算式为0.95 2 (1 0.95) 1.3330.6 1 0.61 xD(1 xD )Rmin1 xF1 xF是 R 1.7是 1.275Rmin 1.33310在常压连续精馏塔内分离苯氯苯混合物。已知进料量为85 kmol/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 30.65 kJ/mol 和 36.52 kJ/mol 。水的比热容为 4.187 kJ/ （kg ?） 。 若冷却水通过全凝器温度升高 15 ，加

17、热蒸汽绝对压力为 500 kPa （饱和温度为 151.7 ，汽化热为 2 113 kJ/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xF xW0.45 0.02qn,D qn,F85 kmol/h 37.94kmol/hn,D n,F xD xW0.99 0.02对于泡点进料，精馏段和提馏段气相负荷相同，则q n,V q n,Vqn, D R 1 4.5 37.94 kmol/h 170.7 kmol/h1)冷却水流量由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，即Qc qn,V A 170.7 30.65 103kJ/h 5.232kJ/

18、hQccp,c(t2 t1)65.232 10 64.187 15kg/h48.33 104 kg/h2）加热蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按纯氯苯计算，即QB qn,V B 170.7 36.52 103 kJ/h 6.234kJ/hQB qm,hB6.234 1062113kg/h2.95kg/h11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 100 kmol/h ， 进料热状态参数 q=1，馏出液流量为 60 kmol/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

19、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qn,Lqn,WyxxWqn,Vqn,V式中qn,Lqqn,F100kmol/hqn,Vqn,D60 kmol/hqn,Wqn,Fqn,D 100 60 kmol/h 40 kmol/h则y 100x 40 0.01 1.667x 0.006760 602）最下层塔板下降的液相组成yW1(xW1)xW2 0.011 0.01由于再沸器相当于一层理论板，故0.0198x m与 y W符合操作关系，则xmyW 0.00671.6670.0198 0.00671.667

20、0.0159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100 kmol/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 txy 数据见本题 附表习题 12 附 表温度 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1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50

21、.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：（ 1）釜液组成由全塔物料衡算求解。 间接加热qn,D0.9qn,F xFxD0.9 100 0.30.92kmol/h29.35kmol/ h xW (1 0.9) 100 0.3 0.0425W 100 29.35 直接水蒸气加热qn,Wqn, L Rqn,Dqqn,F

22、关键是计算 R。由于 q =1.2 ，则 q 线方程为6x 1.5qxFxq 1 q 1在本题附图上过点 e 作 q 线，由图读得： xq = 0.37 ， yq = 0.71RminxDyq0.920.710.6176yqxq0.710.37R 3Rmin3 0.6176 1.85是qn,W1.85 29.351.2100 kmol/h 174.3 kmol/hxW(1 0.9) 1000.30.0172183.8xW明显降低。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，2）所需理论板层数在 xy 图上图解理论板层数1.0附 图 11.0附 图 2间 接加热 精馏

23、段操 作线的截 距为xD0.92R 1 2.850.323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。直接蒸汽加热 图解理论板的方法步骤同上，但需注意 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，xW=0.0172 是在 x 轴上而不是对角线上，直接蒸汽加热所需理论板层数增加。如本题且需注意，直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理

24、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100 kmol/h ，组成为 0.5 （摩尔分数，下同），饱和液体进料。塔20 kmol/h ，组成 xD1为 0.98 ，釜残液组成为 0.05 。从 为 0.9 的饱和液体。物系的平均相对挥发度为2.5 。回流，回流比为 3.0 ，试求（1）易挥发组分的总收率； 方程。解：（ 1）易挥发组分在两股馏出液中的总收率可得qn,D xD1qn,D2 xD2100%qn,F xFqn,D2的计算如下qn,Fq n,D1qn,D2qn,W及qn,FxF 20 0.98 0.9qn,D2 0.05 100 2

25、0 qn,D2顶馏出液流量 qn,D 为 精馏段抽出组成 xD2 塔顶为全凝器，泡点 （2）中间段的操作线由全塔的物料衡算，习题 13 附图整理上式，得到0.85qn,D2 26.4则 q n,D2 31.06kmol/h于是20 0.98 31.06 0.9100 0.5100%95.1%式中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qn,Vs ys 1qn,Ls xs qn,D x D1 qn,D2 xD21）q n,Vs (R 1)qn, D1 (4 20) kmol h 80 kmol hqn,LsRqn,D1 qn,D23 20 31.06 kmol/h 2

26、8.94kmol/ h将有关数值代入式（1）并整理，得到ys 1 0.362xs 0.594414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 = 0.75 x+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：（ 1）R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0.75R1R解得R3xD 0.20(R 1) 0.2 4 0.8xqyqy

27、q(1 yq )0.350.35 2.5(1 0.35)0.1772RminxD yq yq xq0.8 0.350.35 0.17722.604对饱和蒸气进料， q = 0，yq = 0.35则RRmin2.63041.1522）气相默弗里效率气相默弗里效率的定义式为EM,Vy1 y2y1* y21）式中y1 xD 0.8y20.75x1 0.20 0.75 0.7 0.20 0.725*x1y1 1 (1)x12.5 0.71 1.5 0.70.8537将有关数据代入式（ 1），得EM,V0.8 0.7250.8537 0.7250.583 58.3%15在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，

28、 原料液流量为 100 kmol/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Rmin1xD1 xD11212 0.951 0.95 1 2.7

29、1 0.51yF1 yF0.5qn,Vmin(Rmin1)qn,DxFxW0.5 0.05而qn,Dqn,F100kmol/h50kmol/hxDxW0.95 0.05则q n, Vmin(2.71)50kmol/h 185 kmol/hq n,V minq n,Vmin (1q)qn,F(185 100)kmol/h85 kmol/hqn,V1.6qn,V min(1.685)kmol/h136 kmol/hqn,V min 也可由提馏段操作线的最大斜率求得，即q n,L minyqxWqn,V minxqxWxq0.50.33330.5 2 0.5qn,V minqn,Wqn,V min0

30、.5 0.05 1.5880.3333 0.05将 qn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得qn,V min 85kmol/h逐板计算求 x2 需导出精馏段操作线方程。qn,V(R1)qn,D(1 q)qn,F (R 1) 50 100 136解得R3.72RxD3.720.95yxx0.788x0.2013R1R14.724.722）第 2 层理论板下降液相组成 x2塔顶全凝器y1 xD 0.95x1y1y1(1 y1 )0.950.95 2 0.050.9048y2 0.788 0.9048 0.2013 0.9143x20.91430.9143 2(1 0.9143)0.8421

31、16某制药厂拟设计一板式精馏塔回收丙酮含量为理量为 30 kmol/h ，馏出液的组成为 0.96 ，丙酮回收率为 试根据如下条件计算塔的有效高度和塔径。0.75 （摩尔分数，下同）水溶液中的丙酮。原料液的处98.5%。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。进料热状况饱和液体总板效率61 操作回流比全塔平均压力110 kPa理论板层数17.0全塔平均温度81 板间距0.40 m空塔气速0.82 m/s解：由题给条件，可得0.985qn, F x Fqn,D0.985xD300.960.75 kmol/h 23.09kmol/hqn,V qn,V (R 1)qn,D 3 23.09kmol/h

32、 69.3kmol/NPNTET17.00.6127.88取 281）塔的有效高度E （NP 1）H T （28 1） 0.4m 10.8m2）塔径精馏段和提馏段气相负荷相同，则D4qVu,V式中qV,V22.4qn,V Tp03600 T0 p22.4 69.3 （273 81） 101.33m3 s 0.5151m3 s3600 273 110于是 D 4 0.5151m 0.894m0.82根据系列标准，选取塔径为 900 mm。C为轻。原料液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， 关键组分，在釜液中组成为 0.006 （摩尔分数

33、，下同）； D为重关键组分，在馏出液中的组成为0.005处理量为 100 kmol/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。作全塔物解：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 。 料衡算，得qn,Fqn,Dqn,Wqn,Dqn,F （xF,AxF,BxF,C ）qn,W xW,Cqn,D xD,D将有关数据代入上式，解得qn,D 64.1 kmol h计算结果列于本题附表 2。17 题 附表 2组

34、分ABCDEqn,Fi / （kmol/h ）21.324.418.314.221.8100qn,Di / （ kmol/h ）21.324.418.080.320064.1qn,Wi /（ kmol/h ）000.2213.8821.835.9xDi0.33230.38070.28210.00501.0xWi000.0060.38660.60721.0第十章 液-液萃取和液 - 固浸取1. 25 时醋酸（ A）庚醇 -3 （ B）水（ S）的平衡数据如本题附表所示。习题 1 附表 1 溶解度曲线数据（质量分数 /%）醋酸（ A）庚 醇 -3（ B）水（ S）醋酸（ A）庚 醇-3 （B）水（

35、 S）096.43.648.512.838.73.593.03.547.57.545.08.687.24.242.73.753.619.374.36.436.71.961.424.467.57.929.31.169.630.758.610.724.50.974.641.439.319.319.60.779.745.826.727.514.90.684.546.524.129.47.10.592.447.520.432.10.00.499.6习题 1 附表 2 联结线数据（醋酸的质量分数 %）水层庚 醇 -3 层水层庚 醇 -3 层6.45.338.226.813.710.642.130.519

36、.814.844.132.626.719.248.137.933.623.747.644.9试求：（ 1）在直角三角形相图上绘出溶解度曲线及辅助曲线，在直角坐标图上绘出分配曲线。（ 2）确定由200 kg 醋酸、 200 kg 庚醇-3 和 400 kg 水组成的混合液的物系点位置。混合液经充分混合并静置分层后，确定 两共轭相的组成和质量。（ 3）上述两液层的分配系数 kA 及选择性系数。（ 4）从上述混合液中蒸出多少千克水才能成为均相溶液？解：1）溶解度曲线如附图1 中曲线 SEPHRJ所示。辅助曲线如附图 1 曲线 SNP所示。分配曲线如附图 2所示。2）和点醋酸的质量分率为200200

37、200 4000.25水的质量分率为xS400200 200 4000.50可得由此可确定和点 M的位置，如附图 1 所示。由辅助曲线通过试差作图可确定M点的差点 R 和 E。由杠杆规则13RM40800kg 260kg40E M R 800 260kg 540kg习题 1 附图 1习题 1 附图 2由附图 1 可查得 E 相的组成为yA 0.28, ySR 相的组成为xA 0.20, xS（3）分配系数0.71, y0.06, xyA 0.28xA 0.20yBxB0.010.740.0135选择性系数1.40.0135杆规则可得H3455800kg 494.5kg55103.74）随水分的

38、蒸发，和点 M将沿直线 SM移动，当 M点到达 H 点时，物系分层消失，即变为均相物系。由杠需蒸发的水分量为M H 800 494.5 kg 305.5kg2. 在单级萃取装置中，以纯水为溶剂从含醋酸质量分数为30%的醋酸庚醇 -3 混合液中提取醋酸。已知原料液的处理量为 1 000 kg/h ，要求萃余相中醋酸的质量分数不大于10%。试（ 1）水的用量；（ 2）萃余相的量及醋酸的萃取率。操作条件下的平衡数据见习题1。解：（ 1）物系的溶解度曲线及辅助曲线如附图所示。由原料组成 xF=0.3 可确定原料的相点 F，由萃余相的组成 xA=0.1 可确定萃余相的相点 R。借助辅助曲线，由 R可确定

39、萃取相的相点E。联结 RE、 FS，则其交点 M即为萃取操作的物系点。由杠杆规则可得F 37 S 2637261000kg 1423kg262）由杠杆规则可确定萃余相的量。R 491649习题 2 附图1616 1000491423 kg 791kg由附图可读得萃取相的组成为yA 0.1476.2%萃取率 = 0.14 2423 7911000 0.33. 在三级错流萃取装置中，以纯异丙醚为溶剂从含醋酸质量分数为30%的醋酸水溶液中提取醋酸。已知原料液的处理量为 2000 kg ，每级的异丙醚用量为 800 kg ，操作温度为 20 ，试求（ 1） 各级排出的萃取相和萃 余相的量和组成；（ 2

40、）若用一级萃取达到同样的残液组成，则需若干千克萃取剂。20 时醋酸（ A）水（ B）异丙醚（ S）的平衡数据如下：习题 3 附表 20 时醋酸（ A）水（ B）异丙醚（ S）的平衡数据 （ 质量分数 ）水相有机相醋酸（ A）水（ B）异丙醚（ S）醋酸（ A）水（ B）异丙醚（ S）0.6998.11.20.180.599.31.4197.11.50.370.798.92.8995.51.60.790.898.46.4291.71.91.91.097.113.3484.42.34.81.993.325.5071.73.411.43.984.736.758.94.421.66.971.544.3

41、45.110.631.110.858.146.4037.116.536.215.148.7解：由平衡数据在直角三角形坐标图上绘出溶解度曲线及辅助曲线，如附图所示。由原料组成 xF=0.3 ，在图中确定原料相点F。由物料衡算确定一级萃取物系的组成xA2000 0.32000 8000.214xS8002000 8000.286由此可确定一级萃取物系点 M1的位置。借助辅助曲线，通过试差作图可由M1 确定级萃取的萃取相点 E1 和萃余相点 R1。由杠杆规则可得习题 3 附图R1 50 M 1 34.534.5 34.5RM 12800kg 1932kg50 1 50E1 M1 R12800 193

42、2 kg 868kg由附图可读得一级萃取相和萃余相的组成为y1 0.110x1 0.255与一级萃取计算方法由 R1 的量及组成，以及所加萃取剂的量，通过物料衡算可求得二级萃取的物系点 相同可得E2 930kgR2 1800 kgy2 0.10x2 0.23与二级萃取计算相同，可得三级萃取计算结果E3 920kg1890 kgy3 0.08x3 0.21（ 2）若采用一级萃取达到同样的萃取效果，则萃取物系点为附图中的N 点。由杠杆规则可得F 37.5 S 26.537.5 37.5S 37.5F 37.5 2000 kg 2830kg26.5 26.54. 在多级错流萃取装置中，以水为溶剂从含

43、乙醛质量分数为6%的乙醛甲苯混合液中提取乙醛。已知原料液的处理量为 1 200kg/h ，要求最终萃余相中乙醛的质量分数不大于0.5%。每级中水的用量均为 250 kg/h 。操作条件下，水和甲苯可视为完全不互溶，以乙醛质量比表示的平衡关系为Y=2.2 X。试求所需的理论级数。习题 4 附图解：（ a）直角坐标图解法在 X Y直角坐标图上绘出平衡曲线 Y=2.2 X，如附图所示。XFxF1 xF0.061 0.060.064原料中稀释剂的量为B F 1 xF 1200 1 0.06 kg h 1128kg h操作线的斜率为B 11284.512S 250过 XF作斜率为 4.512 的直线，与

44、平衡线交于 Y1，则 XFY1 为一级萃取的操作线。过 Y1 作 Y轴的平行线，与 X 轴交于 X1。过 X1作 XFY1 的平行线，与平衡曲线交于 Y2，X1Y2即为二级萃取的操作线。同理可作以后各级萃取的操 作线，其中 Xi 为第 i 级萃余相的组成，直至 Xn 小于或等于所规定的组成 0.005 为止。操作线的条数即为理论级 数，即n=7（ b）解析法 由于 B与 S不互溶，故可采用式（ 1035）计算理论级数。K 2.2XF 0.064Xn 0.005KSB2.2 25011280.4876ln XF YS Kln Xn YS K nln 1 Amln 0.0640.005ln 1 0

45、.48766.4YS 0取 n=7也可采用迭代计算求理论级数。平衡关系为Yi 2.2Xi操作关系为Yi4.512 Xi Xi-1由此可得迭代关系为Xi 0.6722Xi-1迭代计算结果为X0 XF 0.064X1 0.0430X2 0.0289X3 0.0194X4 0.0131X5 0.00879X6 0.00591X7 0.00397 0.005即所需理论级数为 7 级。5. 在多级逆流萃取装置中，以水为溶剂从含丙酮质量分数为40%的丙酮醋酸乙酯混合液中提取丙酮。已知原料液的处理量为 2 000kg/h ，操作溶剂比（ S F ）为 0.9 ，要求最终萃余相中丙酮质量分数不大于6%，试求（

46、 1）所需的理论级数；（ 2）萃取液的组成和流量。操作条件下的平衡数据列于本题附表。习题 5 附表 丙酮（ A）醋酸乙酯（ B）水（ S）的平衡数据（质量分数）萃 取 相萃余相丙酮（ A）醋酸乙酯（B）水（ S）丙酮（ A）醋酸乙酯（ B）水（ S）07.492.6096.33.53.28.388.54.891.04.26.08.086.09.485.65.09.58.382.213.580.56.012.89.278.016.677.26.214.89.875.420.073.07.017.510.272.322.470.07.621.211.867.027.862.010.226.415.

47、058.632.651.013.2解：（ 1）由平衡数据在直角三角形坐标图上绘出溶解度曲线及辅助曲线，如附图所示。由原料组成 xF=0.40 ，在图中确定原料相点 F。F=1000kg/h 、S/ F=0.9 ，再根据杠杆规则可确定 F、S的和点 M。由习题 5 附图最终萃取要求 xn=0.06 确定 Rn。联结 Rn、 M，其延长线与溶解度曲线交于 E1，FE1、RnS两线的交点 即为操作点。 借助辅助曲线作图可得 E1 的共轭相点 R1（第一级萃取萃余相点），联结R1与溶解度曲线交于 E2。同理可找到 R2、 R3 ，直至萃余相的组成小于 0.06 为止，操作线的条数即为理论级数。由作图可

48、得n=6（2）联结 S、 E1，并延长交 AB与 E， E即为萃取液的相点，读图可得yA 0.65M F S 2000 1800 kg h 3800 kg h由杠杆规则可得E135.5 M27E127 M35.52727 3800 kg h35.52890 kg h72.5E129E11156 kg h29 2890 29 kg h72.5 72.56. 在多级逆流萃取装置中，以纯氯苯为溶剂从含吡啶质量分数为 35%的吡啶水溶液中提取吡啶。操作溶剂 比（ S F ）为 0.8 ，要求最终萃余相中吡啶质量分数不大于 5%。操作条件下，水和氯苯可视为完全不互溶。试在 XY直角坐标图上求解所需的理论

49、级数，并求操作溶剂用量为最小用量的倍数。操作条件下的平衡数据列于本 题附表。习题 6附表 吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）的平衡数据（质量分数）萃 取 相萃余相吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）吡啶（ A）水（ B）氯苯（ S）00.0599.95099.920.0811.050.6788.285.0294.820.1618.951.1579.9011.0588.710.2424.101.6274.4818.980.720.3828.602.2569.1525.5073.920.5831.552.8765.5836.1062.051.8535.053.5961.044.9550.874.1840.606.4053.053.2037.908.90