化工原理下册课后答案

1、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pA0 和 pB0PP0则 x0B0 ，若所求的 x 与题给的 x 值相等 , 则证明假设正确。PAPB设假设温度恰为泡点温度, 否则需修正。本题外压为 99KPa ，据常压下苯 甲苯混合液的 t-x-y 图设该溶液的泡点温度t91.5 0C ，则查教材附录可知PA0141.6KPa , p0B56.8KPa .9956.8x0.498 0.5141.656.8故溶

2、液的泡点温度为92 oC2. .正戊烷(C5H12)和正己烷（ C6 H14 ）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1.32.65.38.013.326.653.2101.3解：由以下二式求 x, y 的数据。记 xPPB0PA000 , yxPAPBP求解本题时应确定温度范围以查取PA0和 PB0.由本题附表可知平衡温度在2

3、60.6 K 和 289 K 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：t/K260.6265270275280285289pA0 / KPa13.317.321.926.534.542.548.9pB0 / KPa2.833.54.265.08.5311.213.3x10.9250.8450.7690.4770.2140y10.710.5130.3860.1840.66703.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

4、+5.14+5.30+4.04+3.79+3.68)=4.517平衡方程为 ym x4.5x1 ( m 1)x1 3.5 xy温度 /Kx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

5、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lnw10.62 w1x23dx0.5490.51ln 0.5490.54x20.54x0.5490.548解得x20.498 （即汽化液为1/3 时的釜液组成）馏出液的平均组成xD,m 由一批操作的物料衡算求得1 w xw 0.620.4983 1D ,m13xD ,m0.804（ 2）平衡蒸馏由题意知， q=2/3yqxX F2 / 3x0.62x 1.8(1)q 1q 1 2 / 3 12/3

6、1而 y0.46x0.549（ 2）联立（ 1），（ 2）解得x 0.509yxD 0.783说明：相同汽化率下，简单蒸馏得到的xD ,m 高与平衡蒸馏的 xD 。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）FD WF xFDx DWx m由于 Dx D0.88 F x

7、 F所以F x F 0.88 F x F D x w0.12F x F0.1240000.3W x w0.052880kg / hD FW400028801120kg / hW=0.88F x F0.88 4000 0.3x DD0.9431120 xD0.943/ 76摩尔分数）0.943/ 760.057/154平均分子差 M m0.97 760.03 15478.3 kg / KmolD1120/ 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；

8、(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 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.O0.075.30.400.72996.4O0.13473.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：（

9、1）进料温度40 oC由甲醇 水溶液的平衡数据知道原料液的泡点温度为75.3 oC ，由附录查得甲醇和水的汽化热分别为1055 KJ / kg和2320KJ/kg故原料液的汽化热为m0.4 1055320.623201838560 KJ / kg进料温度为40 oC ，泡点温度为75.3oC ，故平均温度为tm12(4075.3)57.7 oC由附录查得57。 7oC 时，甲醇和水的比热分别为2.68KJ/(kg goC )和 4.19KJ /( kggoC )故混合液的平均比热为Cp,m0.42.68 320.6 4.19 1879.6KJ /( Kmol goC)r C p t38560

10、79.6 (75.3 40)则进料热状况 q1.703r385602）泡尖进料 q=1(3)饱和蒸汽进料 q=07. .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+WF xFDx DWxWDF ( xFxW )100(0.40.04)xDxW0.9539.6kmol / h0.04解得WFD10039.660.4kmol / h而 LRD2.539.699kmol /

11、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 40 oC 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/h8. .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R0.732R2.61R1精馏段操作线截据为xD0.263R1所以： xD0.2

12、63(2.611) 0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为yxxw ，故 xw0.0748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 F =y =0.659. 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

13、略精馏段操作线截据：xD /(R1)0.9 /( 2.01)0.3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10. 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 14O kJ/(kmol )。解：设 F=100kmol,总物料衡算为FD W即 100DWFxFDx D WxW1000.50.90 0.1W解得D=W=50kmol/h因 R=2.0L=RD=2 50100kmol / h离开第

14、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精馏段操作线方程 yn 1L xnD xD128 xn50 0.9VV1781780.719xn 0.253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 A 0.44,馏出液中含 A 0.957(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yx2.5x（ 1）1 (1) x11.5x由操作线方程知yRxxD11.63x0.9570.62x 0.

15、364 （2）R1R1.6311.63 1联立（ 1）（ 2）解得 x0.365 y 0.59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 xxF ,yxF可知原料液为气液混合物xF(1q) yqx由 q 线方程可得0.44(1q)0.59 0.365qq0.6672/ 3注此题还有其他方法可解12. .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

16、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 ?解：（ 1） xD 0.95yL , xL0.88 代入平衡方程 0.950.881 （ -1） 0.88解得2.59y1 与 xL 是操作关系，其中y1x12.590.79(1)x1 11.590.90710.79R1 0.880.95则 0.907 RR1R1.593RminxDyFyFxF当 q1 时，xF2.590.5yF(1)xF 11.590.72210.5所以： Rmin0.950.7221.0320.7220.5（2）由 Dx D0.96, F1

17、000.95198kmol / hFxF0.960.5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侧线产品出口以上的操作线方程为yn 1RxnxD1(1)R1R1精馏段下段的操作方程由物料衡算出V LD1 D2(2)V yS 1L xSD1 xD1D

18、 2 xD 2 (3)L D1D2 (4)ys 1LD2 xS D1 xD 1D2 xD 2LD1LD1联立（ 2）（3）（ 4）得由于RL / DyS 1RD2 / D1 xSxD1xD 2 D2 / D1 (5)R1R1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精馏段上段操作线截据为xD10.80.267R12 1xD1xD 2 D20.80.61精馏段下段操作线截据为/ D120.367R121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0.03

19、3(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x00.00800.0200.02960.033y00.07500.1750.270.2500解 :本题的提馏塔示意图如附图所示由于是恒摩尔流动即： FL WVoVD全塔物料衡算得F VoWDFxFWxWDxD将 DxD / FxF0.99 代入上式得Fx WxW0.99Fx

20、F0.033xW0.990.033所以 xW0.00033（ 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WFyF*Vo,minVo,minxFxW由平衡数据查得 xF0.033 时， yF*0.270F0.27所以 Vo,min 0.0338.260.00033进料Vo,minF / 8.26 1/ 8.26 0.12mol / molVo 2Vmin 时，所需理论板层数及产品组成Vo 20.121 0.242mol / mol进料由 DxD0.242xD099xD0.99 0.0330.135FxFxF0.242图解法求理论板层数 ,操作线斜

21、率 = F / Vo1/ 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:x0.260.380.51y0.450.600.72解：在全回流条件下， yn 1xn 由所给的三组数据做图，然后确定y3x20.41y2x10.57由板效率的定义方

22、式知道EMVynyn 1yn*yn 1由 x20.41查得 y2*0.628EMV 2y2y30.570.410.73 73%y2*y30.6280.41同理EMV 30.410.2867%0.4750.28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。解：设F1kmol / h 由 Dx D0.8得 D 0.57k

23、mol / hFxFFDW全塔物料衡算FxFDxDWxW解得W0.43kmol / h则 1 0.20.570.280.43 xW得xW0.094气相默弗里板效率为EMVy1yWy1*yWy1xD 0.28 ， yWxW2.50.0941(1)xW1 1.50.2060.094因为 L x1v yWWxW而 FL , D V 所以： yWF x1W xWDD即：1x10.430.0940.2060.570.57解得 x10.158y1*2.50.1580.31911.50.158故 EMV0.280.20665.5%0.319100%0.206在连续精馏塔中分离二硫化碳一四氯化碳棍合液。 原料

24、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xq xF0.3 ;由 xy 图查得 yq0.54RminxDyq0.950.541.71yqxq0.

25、540.3所以：R1.5 1.712.56精馏段操作线截据xD0.950.267R 12.561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（含再沸器），加料板为从塔顶数第7 层理论板。 N p111200.5（ 2） 两产品的质量流量原料液的平均摩尔质量为M m0.376 0.7 154130.6kg / molF4000/130.630.6kmol / hD W30.6解得由全塔物料衡算得0.025W30.60.95D0.3W21.5kmol / hM W0.025 76 0.975 154152kg / molW 21.51523270kg / hD 400032

26、70730kg / h（3） 塔径进料是饱和液体，故 V V ( R1)DDFW30.621.5 9.1kmol / hV(2.561) 9.132.4kmol / h设上升蒸汽为理想气体，则VSV22.4273 tpm k32.422.4273 161101.330.247kmol / h3600273p3600273101.33D4VS40.2470.627m3.140.8（ 4） 有效塔高H( N p1)h(201)0.47.6m18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

27、 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QC(R1)D(IVDIVL )其中： IVDrmcp,mt从附录查得于 42 oC 下 CS2 的汽化热为 345kJ/kg, CCl4 的汽化热为 190KJ/kg.同温度下 CS2 的比热为 0.95KJ/(kg gk), CCl 4 的比热为 0.8 KJ/(kg gk),rm0.95 34576 0.05 19015426400KJ / kmolcp ,m0.950

28、.95760.05 0.815475KJ /(kmol K )IVD264007547I LD7540所以QC(2.561)9.1(26400757)872300 KJ / h冷却水消耗量为QC872300WCt1 )42000kg / hC p ,c (t24.187 (30 25)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QB V (IVW I LW ) QL由附录查得在 75 oC 下 CS2的汽化热为 3000kJ/kg,CCl 4 的汽化热为 185kJ/kg所以 QB 32.4 28350918500 KJ / h由附录查得 100kPa （表压）下，蒸汽冷凝热

29、为 2260 KJ/kg所以加热蒸汽消耗为WnQB / r 918500 / 2260 416kg / h19.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Blg pAtC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 附表组安托因常数ABC分苯6.0231206.3522

30、0.24甲苯6.0781343.94219.58乙苯6.0791421.91212.93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，乙苯由 lg p1o6.0231206.352.477得 p1o300KPa120220.24lg p2o6.0781343.982.12得 p2o132KPa120219.58lg p3o6.0791421.911.808得 p3o64.3 KPa120212.93所以p1o3001321.3 K164.3（ 2）K12.96 K1101.330.634p101.33101.33求平衡组成y1K1x12.960.

31、050.148K2 x2K 3 x31y11 0.1480.852（1）x2x310.050.95（2）联立（ 1）（2）得 x20.375x310.3750.050.575而 y10.148y21.30.3750.487y30.6340.575 0.365yi1.0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13p1o / p3o300 / 64.34.6723p2o / p3o132 / 64.32.0533p3o / p3o1求平衡组成计算结果列于下表组分xi1 31 3xi1 3 xiyi1 3 xi10.054.670.23350.14820.

32、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ABCD组成 xFi0.060.170.320.45相平衡常2.171.670.840.17数 Ki解：依题意取组分 B 轻关键组分， C 为重关键组分（ 1）各组分对重关键组分

33、的相对挥发由ihK i / K h 计算出的值列于下表组分ABCDih2.581.9910.8452）标绘分配关系线以 100kmol 原料液为基准流出液中 B 的含量D B1000.170.9516.5kmol釜液中 B 的含量WB1000.170.050.85kmolD16.15(W )B0.8519釜液中 C 的含量DC 1000.32 0.05 1.6kmol(D)C1.60.0526W30.4为作图方便，改用直角坐标系，而将ih和（ D/W ）换算为对数值lg( D ) Blg191.279， lg Bhlg1.990.299W故组分 B 的 分配点 b 的坐标为（ 0.298， 1

34、.279）lg( D )C lg 0.05261.279,lg chlg1.0 0WC 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lg Ahlg 2.580.401从表中查得 lg( D ) A2.24所以(D)A 174WW又D AWAFA100 0.066解得 DA 5.966kmolDW0.034kmol由 lgDhlg 0.8450.0782 从图中查出 lg( D ) D 1.9( D)D0.001259WW又D DWDFD100 0.4545解得 DD0.56kmolWD44.44kmo

35、l由上述结果计算各产品组成，结果列于下表组分原料液馏出液釜液组 分 量摩尔分数组 分 量摩尔分数组 分 量摩尔分数kmolxFikmolxFikmolxFiA60.065.9660.2560.0340.0004B170.1716.150.6650.850.0112C320.321.60.065936.40.4015D450.450.590.023144.440.5819100124.281.075.721.021.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

36、流比泡点进料 q1先求下式的值Di xi1q0A ih试差过程略，试差结果1.603即： 2.580.061.990.171.00.320.8450.450.0002.581.6031.991.6031.01.6030.8451.603故1.603 即为所求ihDh12.580.2460.8450.02311.990.6651.00.0659Rmin2.581.6030.8451.6031.991.6031.01 2.94ih1.603R=1.5 Rmin =1.5 2.94=4.41求理论板层数lg ( xl ) D( xh )Wlg ( 0.665 )( 0.0415 )N minxhxl

37、10.06590.01121 7.55lglg1.99ih而 RRmin4.412.940.27R14.411由吉利兰图查得： N Nmin0.4 解得 N14N2精馏段的最少理论板层数lg ( xl ) D( xh ) Flg ( 0.665 )( 0.32 )N minxhxl10.0659 0.171 3.24lglg1.99lh已查得， N Nmin0.4 ，由此解得 N 7N 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

38、求溶解度系数H(kmol/ (m 3kPa)及相平衡常数 m。解 :(1)求H由 PNH3CNH 3 .求算 .H已知:P0.987kP .相应的溶液浓度 C NH可用如下方法算出 :NH 3a3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:1CNH 31731000.582kmol / m11000CNH 3 0.582 0.590kmol /( m3 kPa ) PNH 3 0.987yNH 3mNH 3 xNH 3yNH 3PNH 30.987P0.00974101.33(2).求 m .由1170.0105xNH 3110

39、01718myNH 30.009740.928xNH 30.01052: 101.33kpa、1O时 ,氧气在水中的溶解度可用 p=3.31 10 x 表示。式中 :P为o26o2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PO2PyO2101.33 0.21 21.28kPaxOPO221.286.43 10623.311063.31610因 xO2值甚小 ,故可以认为 Xx即 : XO2xO26.43 10 6所以 :溶解度6.43 10 6 321.14 10 5 k

40、g(O2 )11.4g(O2 )1 18kg( H 2O)m3 (H 2O)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/ （m3kPa、） )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EM H2OH10002.955 10 4 kmol /(m3 kPa )EMH2O1.88 10518(2)求 mE1.88 105m506.6371当 y 0.02 时 .100

41、g 水溶解的 CO2PCO2506.60.0210.13kPa(3)xP 210.135.3910 5COE1.88 105因 x 很小 ,故可近似认为 XxX5.39 10 5kmol(CO2 )5.39 10 5 (44)kg(CO2 )kmol(H 2O)18kg( H 2O)1.31810 4 kg(CO2 )kg(H 2 O)故 100 克水中溶有 CO2 0.01318gCO 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

42、/s,试计算下列两种情况下 O2 的传递速率 ,kmol/(m 2s):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O2 的传递速率N AD (PA1 PA2)RTZD0.185cm2 / s1.8510 5 m2 / s.T273KP101.325kPa .Z0.2cm210 3 mPA113.33kPa .PA26.67kPaNA1.8510 5(13.336.67)2.71 10528.3142732103(kmol / m s)（ 2） O2 通过停滞 CO 的扩散速率N ADP(PA1PA2 )DP ln PB 21.8510 510

43、1.33ln 101.336.67RTZPBmRTZ PB18.314 273210 3101.3313.333.01 10 5 kmol / m2 s5一浅盘内存有 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 10-52 大气压强为101.33KPa。求蒸干水层所需的m /s,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 Z5 10 3 m .水层表面的水蒸气分压 (20oC )的饱和水蒸气压力为 PA1 2.334

44、6 kPa静止空气膜层以外 ;水蒸气分压为 PA20D2.610 5 m2 / s.P101.33kPa .T27320293K单位面积上单位时间的水分蒸发量为N ADP(PA1 PA2 )DP ln PB 22.610 5101.333 ln101.33RTZPBmRTZ PB18.3142935 10101.33 2.33465.0310 6 kmol /( m2 s)故液面下降速度 :d6N AM A5.03 10 189.07 10 8 m / sdL998.2水层蒸干的时间 :h510 32.2054dh / d9.0710 810 s 6.125h试根据马克斯韦尔 -吉利兰公式分别

45、估算 0、101.33kPa时氨和氯化氢在空气中的扩散系数 D(m 2/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 :3VB29.9cm / molVA25.8cm3 / mol又知 M B29 g / mol.M A17g / mol则 0oa 时 ,氨在空气中的扩散系数可由 Maxwea : Gilliland 式计算 .4.36 10 5(273)3/ 2( 11 )1/2DNH 3172910614 1052101.331/31/3m / s(25.8)(29.9)(2)同理求得DHCl1.32310 5

46、m2 / s7.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/(m3kPa), 气 膜 吸 收 系 数 k G=1.55 10-5kmol/(m 2skPa), 液 膜 吸 收 系 数kL=2.08 10-5kmol/(m 2kmol/m 3)。试求总吸收系数 K G,并算出气膜阻力在总阻力中所占百分数。.解:总吸收系数KG11111.122 10 5 kmol /(m2s kPa )11kGHk C1.55 10 51.9552.08 10 5气膜 P 助在点 P 助中所占百分数

47、.1/ kG1.1221/ kG 1/ Hk C72.3 oo1.55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 5 kPa,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N AKG( PAPA)由上题已求出kG1.12210 5 kmol /(m2s kPa )又知：H1.955kmol/( m3kPa )则该截面上气相甲醇的平衡分压为PAC / H2.11/1.9551.08kPa .PA5kPa .N A 1.122 10 5(5 1.

48、08) 4.4 10 5 kmol /(m2 s)则h)0.1583kmol /(m29：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=5.5216kPa。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L 及出口液相组成VX1 若压强改为 1013kPa,其他条件不变 ,再求 L 手及 X1 。V解：（ 1）求 101.33kPa 下，操作液气比及出口液相组成。mE5.52104545P101.33Y1y10.020.02041y110.02Y2y20.0010.0

49、011y210.001X 2 0最小液气比L)minY1Y20.0204 0.001518Y10.0204/ 545(VX 2m操作液气比为 LL1.2(1.2 518 622VV )min出口液相浓度X1X 2V (Y1 Y2)L1 (0.0204 0.001) 3.12 10 56222）：求 1013kPa 下的操作液气比及出口液组成E5.5210 4m545P1013则：LY1 Y20.0204 0.0001( ) minY151.8VX0.0204 / 545m2L51.862.21.2V出口液相组成：X1X2V (Y1 Y2) 01(0.0204 0.001) 3.12 10 4L

50、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 空塔气速为。吸收剂用量为理/s,1.2m/s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KYa 的平均值为 0.1112kmol/(m 3 s) 。在操作条件下的气液平衡关系为 Y *2.6X ,试求塔径及填料层高度。解：Y10.10.111110.1Y2Y1 (1)0.1111(10.95) 0.005555X 20.( L ) minY1Y20.11110.0055552.47VY1X 20.1111m2.6L

51、1.12.472.72VX1V (Y1Y2 )X 21(0.11110.005555)0 0.0388L2.72SmV2.60.956L2.72NoG11ln(1S) Y1Y2S1ln(10.956)0.11110.956 13.8SY2Y210.9560.005555塔截面积：0.556/1.20.463m2塔径：4D0.4630.77m0.556273又知： V2730.9 0.0195kmol / s22.440则：V0.0195H oG0.11120.38 mK Ya0.463塔上填料层高度：ZH oG N oG0.3813.8 5.23m12在吸收塔中用清水吸收混合气中的SO2,气体

52、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 * 26.7 X 。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：0.10Y10.111110.10Y20.1111(10.95)0.005565000(1 0.10)201kmol / hV22.4V (Y1Y2 )201(0.111 0.0055

53、6)LminX 25100 kmol / hX10.1111026.7L 1.5Lmin1.551007650kmol (水） / h（ 2）：求理论板数(a) 梯级图解法X1V (Y1 Y2) X2201(0.1111 0.00556)0.00277L7650在 YX 直角坐标图中给出平衡线 oE.CY 26.77 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 N T5.5(b) 用克列姆塞尔算图95 o o .X 20则相对回收率Y1Y20.1111 0.005560.95Y1mX20.1111在理论最小用水量下，NT，J 据此查图 221得：Amin 0.95而

54、 Lmin0.95mVL1.5Lmin1.50.95mV1.50.9526.72017650kmol(水） / h查图 221（或由式 277c 计算）可知当：LA1.43.0.95 时mVNT5.5两种方法解得的结果相同。（ 3）求98 oo 时所需增加的水量用克列姆塞尔法估算，已知：T5.5据此查图 221得 A1.75则: L1.75 mV 1.7526.7 2019390kmol / h故需要增加的用水量LL9390 76501740kmol( 水)/ h 3.13 104 kg(水）/ h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

55、/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ypo x194.5x 1.92 xp101.33由于为低组成吸收 ,可以认为 Y1.92 XY10.050.Y2010.0526. X 20.05Y2Y1 (1 ) 0

56、.0526 (10.95)0.00263由克列姆塞尔方程得到 :ln Y1Y1ln 0.0526Y1NTY2Y280.02630Y1Y20.05260.00263lnlnY1Y2Y10解得 :Y1 0.042X1Y10.0421.920.0221.92由此可知 ,每回收 1kmol 丁烷所需纯溶剂油数量为11（油）/kmol丁烷）X1 X20.02245.5 kmol(0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/ 900126.2m（油）3/ m（3丁烷）58.08/ 580(2).若 p304.0kPa. 则 :y194.5 x 0.6398x

57、. Y0.6398X304.0因为 X20 故Y20Y10.042. (条件未变 ,仍用上法求得 )Y10.0420.0656X1m0.63981115.24kmol/ kmolx1x20.06560（油）（丁烷）15.24250190042.28m（油）3/ m（液体丁烷）358.08/ 580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H2 S 2.91%(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

58、面上单位时间流过的惰性气体量为0.015 kmol/(m 2s),气相体积吸收总系数为0.000395kmol/(m3skPa),求所需填料层高度。（）V Y1Y2解 : Z H oG N oGVYmKYa已知 :Y10.02910.0310.0291Y2Y1 (1) 0.03(10.99)0.0003X10.013.Y1mX120.0130.026X 20.Y20VYm(0.030.026)0.00030.001430.030.026则 :ln0.0003KYaKG ap0.000395 101.33 0.04 kmol /(m2 S)又知 :V0.015kmol /(m2s)H oG0.0

59、150.375m0.040.030.000320.8NoG0.00143Z0.37520.87.8m15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/(m2h),含氨 6%(体积 ),吸收率为99%; 水的 质量 流速W=770kg/(m 2h) 。 该塔在等温下逆流 操作 , 平衡关系 为Y*0.9 X 。 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

60、量增大一倍;(3)气体流量增大一倍。解：已知Z3m, p101.325kPa ,T293kY10.060.0638.X2010.06Y2Y1 (1) 0.0638(10.99) 0.000638混合气体的平均摩尔质量M29O.94170.0628.28kg / kmo lnV580(10.06)19.28kmol /( m2h)28.28L77042.78kmol /(m2h)18Smv0.919.280.4056L42.78NoG1Y1mX 2)S1Sln(1 S)(mX 2Y211ln 0.06380(1 0.4056)0.4056 0.40560.0006386.884H oGZ30.4