1、0第七章 传质与分离过程概论1.在 吸 收 塔 中 用 水 吸 收 混 于 空 气 中 的 氨 。 已 知 入 塔 混 合 气 中 氨 含 量 为 5.5%（ 质 量 分 数 ， 下 同 ） ， 吸 收 后 出 塔气 体 中 氨 含 量 为 0.2%， 试 计 算 进 、 出 塔 气 体 中 氨 的 摩 尔 比 、 。1Y2解：先计算进、出塔气体中氨的摩尔分数 和 。1y212.5/170.93.0942./.4.8y进、出塔气体中氨的摩 尔 比 、 为1Y210.93.Y2.4.0由计算可知，当混合物中某组分的摩尔分数很小时，摩尔比近似等于摩尔分数。2. 试 证 明 由 组 分 A 和 B
2、组 成 的 双 组 分 混 合 物 系 统 ， 下 列 关 系 式 成 立 ：（ 1） 2)(ddMxxw（ 2） 2A)(BABw解 ： （ 1） Mxw BA)1(Mxx2)BA)(Adxxx 2)BA(x由 于 1B故 2)BA(ddMxw（ 2） BAwx2)()(dBAB11MwMwx 2)(BA1()Mw2)(B11故 2)(dAdBAMwx3. 在直径为 0.012 m、长度为 0.35 m 的圆管中，CO 气体通过 N2 进行稳态分子扩散。管内 N2 的温度为 373 K，总压为 101.3 kPa，管两端 CO 的分压分别为 70.0 kPa 和 7.0 kPa，试计算 CO
3、 的扩散通量。解 ： 设 A CO； B N2查 附 录 一 得 s1038.24D31.kPa71B1 p原 9.A222.53.14ln9lB1 Mpsmkol10273.smkol7.0-12.573.08.314 2624A2A RTzPDN4. 在总压为 101.3 kPa，温度为 273 K 下，组分 A 自气相主体通过厚度为 0.015 m 的气膜扩散到催化剂表面，发生瞬态化学反应 。生成的气体 B 离开催化剂表面通过气膜向气相主体扩散。已知气膜的气相主体一BA侧组分 A 的分压为 22.5 kPa，组分 A 在组分 B 中的扩散系数为 1.8510-5 m2/s。试计算组分 A
4、 和组分 B 的传质通量 和 。 NB解 ： 由 化 学 计 量 式 3可 得 A3NBA2代 入 式 （ 7-25） ， 得 AAdNpzRTNycD原分 离 变 量 ， 并 积 分 得 原原pzDA1AB2ln215 252.80.30.2.5l kmol/(s)1.0 kmol/(s)347 52BA31.2kmol/(s) 3.610l/() N 5. 在温度为 278 K 的条件下，令某有机溶剂与氨水接触，该有机溶剂与水不互溶 。 氨 自 水 相 向 有 机 相 扩 散 。在 两 相 界 面 处 ， 水 相 中 的 氨 维 持 平 衡 组 成 ， 其 值 为 0.022（ 摩 尔 分
5、 数 ， 下 同 ） ， 该 处 溶 液 的 密 度 为 998.2 kg/m3；在 离 界 面 5 mm 的 水 相 中 ， 氨 的 组 成 为 0.085， 该 处 溶 液 的 密 度 为 997.0 kg/m3。 278 K 时 氨 在 水 中 的 扩 散 系 数 为1.24109 m2/s。 试 计 算 稳 态 扩 散 下 氨 的 传 质 通 量 。解 ： 设 A NH3； B H2O离 界 面 5 mm 处 为 点 1、 两 相 界 面 处 为 点 2， 则 氨的 摩 尔 分 数 为，8.1x0.Ax915.872.B22946.015.78ln.9.0lB12 BMx点 1、 点
6、2 处 溶 液 的 平 均 摩 尔 质 量 为kmolg2.7kolg9.085.981872 溶 液 的 平 均 总 物 质 的 量 浓 度 为33kol/58.kol/.792.1021 原原原原原 Mc故 氨 的 摩 尔 通 量 为 )(A21BAxczDNx原2 29 71.2405.7(0.85.)kmol/(s)9.10kmol/(s)6 6. 试 用 式 （ 7-41） 估 算 在 105.5 kPa、 288 K 条 件 下 ， 氢 气 （ A） 在 甲 烷 （ B） 中 的 扩 散 系 数 。ABD解 ： 查 表 7-1， 得cm3/mol.Av查 表 7-2， 计 算 出
7、33B(16.5984)c/l24.cm/olv由式 7-41 23/1B3/1A75.)()(0.vpMTD原s2m51024.6sm)42.07.(5168. 3/13/1/5. 7. 试 采 用 式（7-43）估算在 293 时 二氧化硫（ A） 在水（ B） 中的扩散系数 。ABD解 ： 查 得 293 K 时 水 的 黏 度 为sPa105.B查 表 7-3， 得 .6查 表 7-4， 得 cm3/mol bA.8V由式（7 -43） 0.6bAB15B2/)(0. VTMD/sm1058./sm8.415.293867 22960/1 8. 有 一 厚 度 为 8 mm、 长 度
8、为 800 mm 的 萘 板 。 在 萘 板 的 上 层 表 面 上 有 大 量 的 45 的 常 压 空 气 沿 水 平 方 向 吹 过 。在 45 下 ， 萘 的 饱 和 蒸 汽 压 为 73.9 Pa， 固 体 萘 的 密 度 为 1 152 kg/m3， 由 有关公式计算得空气与萘板间的对流传质系数为 0.016 5 m/s。 试计算萘板厚度减薄 5所需要的时间。解 ： 由 式 （ 7-45） 计 算 萘 的 传 质 通 量 ， 即3 AbiLAckN式 中 为空气主体中萘的浓度，因空气流量很大，故可认为 ； 为萘板表面bc 0Abci处气相中萘的饱和浓度，可通过萘的饱和蒸气压计算，即
9、 kmol / m3 3Ai 5i73.9kmol/2.7910814pRT2 2LiAb 7()0.65()(s)4.610kol/(ms)Nkc 设萘板表面积为 S，由于扩散所减薄的厚度为 b，物料衡算可得bM2.8hs1086.7s1206.4837A1 第 8 章2. 在温度为 25 及总压为 101.3 kPa 的条件下，使含二氧化碳为 3.0%（体 积 分 数 ）的混合空气与含 二氧化碳为 350 g/m3 的 水 溶 液 接 触 。 试 判 断 二氧化碳的 传 递 方 向 ， 并 计 算 以 二氧化碳的 分 压 表 示 的 总 传 质 推 动 力 。 已 知 操作 条 件 下 ，
10、 亨 利 系 数 kPa， 水 溶 液 的 密 度 为 997.8 kg/m3。5106.E解：水溶液中 CO2 的浓度为 33/ol/.8ol/4c对于稀水溶液，总浓度为kmol/m33t97.8kml/5.41水溶液中 CO2 的摩尔分数为 4t010cx由 kPa5*63kPa23.954pE气相中 CO2 的分压为kPa 3232250/9./()6./()14inU操作空塔气速为sm849.0s.143602u泛点率为F.0%56.%9u经校核，选用 =1.0 m 合理。D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=10
11、7.6 kPa 及 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*Ap*p容器中液面上方总压。解：本题可用露点及泡点方程求解。 95.08.41607.干*BA干*A ppxy 原解得 kPa76.9原p80.541.0*BAx原本题也可通过相对挥发度求解 7.2861*Bp由气液平衡方程得 80.95.1.9501yx kPa76.98.1.467A*BA* xp原2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16相组成。苯（A）和甲苯（B）的饱和蒸气压和温度的关系为 24
12、.03516.lg*Atp8.97.B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，100 kPa 和 10 kPa 对应的泡点分别取 94.6 和 31.5 ）解：本题需试差计算（1）总压 p 总 100 kPa初设泡点为 94.6，则得 kPa19.2406.935102.lg*A 37.15*Ap同理 kPa878.Bp .6B.315.63.Ax或 kPa04.1a.074原p则 46.215.3*BA21.0.)(xy（2）总压为 p 总 10 kPa通过试差，泡点为 31.5， =17.02kPa， 5.313kPa*Ap*Bp203.1.5
13、7681.4.y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 。试求两种情况549.06.xy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 56.04.1q则 xxxy 273.15.1.F 由平衡方程 9联立两方程，得 y = 0.735， x = 0.4045kmol = 44kmolDF0.4.10n17%8.510.734%10FDxny（2）简单蒸馏kmol kmolD6Wn0.
14、5FW1dln6xy即 .490.5798l解得 xW = 0.3785 7683.05.0456.WFDF xny%.105.176834A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hkmol50l.0951WDFn, xq %9510.5%10Fn,DA xq（2）馏出液的最大可能流量当 A=
15、100%时，获得最大可能流量，即kol/h 52.63kmol/h 9.01DFn,maxn, q5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 kmol/h 4.2kol/h5.01960Fn,Dn, xqx .8m41W,kmol/h=54.55 kmol/hn,8
16、0.3kmol/h=45.45 kmol/h,D,Fn,5.q9.45.2x（2）精馏段操作线方程 2604.7.65.390.1DxxRy18（3）提馏段的液相负荷 kmol/h 4.20kol/h1045.6.2Fn,D,Fn,L,n, qRq6在常压连续精馏塔中分离 A、B 两组分理想溶液。进料量为 60 kmol/h，其组成为 0.46（易挥发组分的摩尔分数，下同），原料液的泡点为 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
17、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kmol/h .3972kol/h04.96WDFn, xq 321kmol/h.2760,（1）40 冷液进料 q 值可由定义式计算，即5.74098.1FbP rtcqh19.4kmol/ kol/h602.139.1.2Dn, RV（2）饱和液体进料 此时 q = 1 .ml/4kol/h.7831Dn, （3）饱和蒸气进料 q = 0.1l/ml/6.4Fn,qV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
18、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 y = 0.75x+0.238；q 线方程为 y = 2-3x。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，得及75.0R238.01Dx解得 R = 3，x D = 0.9522）进料热状况参数及原料液组成 由于及1q2F解得 q = 0.75（气液混合进料），x F = 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
19、程，即238.075.y19010.2.30.4.50.6.70.8.91.0.0.2.30.4.50.6.70.8.91.0 5dbxW xDcaexF y X 习题 8 附 图解得 xq = 0.4699 及 yq = 0.5903（4）提馏段操作线方程 其一般表达式为WVn,n,Lxy式中有关参数计算如下：kmol/h = 25.32 kmol/h68.24kol/h952.04DFn,An, xq n,W,Fn,D5024.68qkmol/h059.3.11Wn,FAqkmol/h =111.54 kmol/hn,L,D,24687Rkmol/h = 86.22 kmol/h,V,n,
20、1.5.则 1.543090.139862.yxx8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x 0 0.05 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0y46.200.1150.214 0.381 0.513 0.6210.7110.787 0.852 0.908 0.957 1.0在 xy 图上作出平
21、衡线，如本题附图所示。由已知的 xD，x F，x W 在附图上定出点 a、e、c。精馏段操作线的截距为 ，在 y 轴上定271.05.91RD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，泡点进料。馏出液组成为 0.95（易挥发组分的摩尔20分数，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
22、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。解：（1）原料液的处理量 由全塔的物料衡算求解。对于泡点进料，q = 1 kmol/h93Dn,Vn, qRkmol/h=34.5 kmol/h,D,L58.Dn,F,Wn, qq则 05.345.349.06. Fn, 解得 kmol/hn,F（2）R 为 Rmin 的倍数5.3419R = 1.70对于泡点进料，R min 的计算式为 3.16.0)95(2.951)(FDFDmin x于是 275.3.inR10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
23、，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 h37.94kmol/kol/h02.9458WDFn, xq对于泡点进料，
24、精馏段和提馏段气相负荷相同，则 l/ 10.l/.1n,V,n, R（1）冷却水流量 由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，即 kJ/h23.5J/06.373AVn,c qQg10.8g 18.425)( 412cp,m,t（2）加热蒸汽流量 釜液中氯苯的含量很高，可按纯氯苯计算，即 6.23kJ/h J/0.3673BVn, q21kg/h2.95干/21304.66Bhm, Qq11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
25、），试求（1）操作线方程；（2）由塔内最下一层理论板下降的液相组成 xm。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 WVn,n,Lxqy式中 kmol/h 10F,L,kmol/hn,V,D6kmol/h40 kmol/h,W,Fn,q则 06710641 xxy（2）最下层塔板下降的液相组成 由于再沸器相当于一层理论板，故 98.2)(1WWxxm 与 yW 符合操作关系，则 015.67.1067. 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
26、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液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数温度 t液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数100 0.0 0.0 75.3 0.40 0.72996.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.77993.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.82591.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.87089
27、.3 0.08 0.365 67.6 0.80 0.91587.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.95884.4 0.15 0.517 65.0 0.95 0.97981.7 0.20 0.579 64.5 1.0 1.078.0 0.30 0.665解：（1）釜液组成 由全塔物料衡算求解。 间接加热22010.2.30.4.50.6.70.8.91.0.0.2.30.4.50.6.70.8.91.0 xD64bdcea(xq,y)xWxF Y X 010.2.30.4.50.6.70.8.91.0.0.2.30.4.50.6.70.8.91.0 xD74bdcea(xq,y)
28、xWxF Y X附 图 1 附 图 2习题 12 附 图习题 13 附图习题 13 附 图h29.35kmol/kol/h92.0319.0DFn,n, xq 0425.3.2910)(Wx 直接水蒸气加热 Fn,n,Ln,Wn, qR关键是计算 R。由于 q =1.2，则 q 线方程为5.161Fxy在本题附图上过点 e 作 q 线，由图读得：x q = 0.37，y q = 0.7176.037.92qDminyxRin361.85于是 kmol/h 174.3kol/h02. 985.Wn, q13)0(x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，x W 明
29、显降低。（2）所需理论板层数 在 xy 图上图解理论板层数间接加热 精馏段操作线的截距为 32.08591RxD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，N T = 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 xW=0.0172 是在 x 轴上而不是对角线上，如 本题附图所示。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，直接蒸汽加热所需
30、理论板层数增加。且需注意，直接蒸汽加 热时再沸器不能起一层理论板的作用。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23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。塔顶馏出液流量 qn,D 为 20 kmol/h，组成 xD1 为 0.98，釜残液组成为 0.05。从精馏段抽出组成 xD2 为 0.9 的饱和液体。物系的平均相对挥发度为 2.5。塔顶为全凝器，泡点回流，回流比为 3.0，试求（1）易挥发组分的总收率；（2）中间段的操作线方程。解：（1）易挥发组分在两股馏出液中的总收率 由全塔的物料衡算，可得n,D1n,2AF0%
31、qxqn,D2 的计算如下 Wn,D2n,1n,F, q及 D2n,2n,n, 015.9.08. qx 整理上式，得到 4.2685.0Dn,q则 kmol/h.312n,于是 A9.01%95.5（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（1）n,Vs1n,Ls,D1n,2qyxqx式中 hkmol80l)04()(1n,sn, Rh2.94kol/6.312D2,Ls, qq将有关数值代入式（1）并整理，得到 ss0.36.594yx14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
32、），饱和蒸气加料。已知精馏段操作线方程为 y = 0.75x+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 75.0解得 38.042.)1(.RxD对饱和蒸气进料，q = 0，y q = 0.35 172.0)35.(.)(qq y24604.217.3508qDmin xyR则 .64.2in（2）气相默弗里效率 气相默弗里效率的定义式为（1）12M,V*yE式中 8.0D1x725.0.752751
33、2 y83.)(*1x将有关数据代入式（1），得 %.5.072.853.0VM, E15在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，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 =
34、 0，y F = 0.5，R min 可用下式计算，即 7.215.9.211FDFmin yxRn,Viin,()qq而 50kmol/hl/.0951WDF, x则 kl/ 8mol/h)7.2(Vmin,ql/ 8)1(Fn,in,i, qoh 36l/)56.16.1iV,n, 也可由提馏段操作线的最大斜率求得，即mi,Vq WqinV,L, xy 3.052.0qx25即 58.103minV,W, q将 qn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得kol/h85in,（2）第 2 层理论板下降液相组成 x2 逐板计算求 x2 需导出精馏段操作线方程。13605)1()1()(F
35、n,Dn,Vn, RqRq解得 7.3 2.78.24907.3xxxy塔顶全凝器 5D1y908.29.0)(11 x143.48.7.02y).(93. 16某制药厂拟设计一板式精馏塔回收丙酮含量为 0.75（摩尔分数，下同）水溶液中的丙酮。原料液的处理量为 30 kmol/h，馏出液的组成为 0.96，丙酮回收率为 98.5%。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。试根据如下条件计算塔的有效高度和塔径。进料热状况 饱和液体 总板效率 61操作回流比 2 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，
36、可得 kmol/h09.32kol/h96.07538985.0DFn,n, xq6.2)1(n,V, R取 288.76.0TPEN（1）塔的有效高度 10.m4.)2()1(TPH（2）塔径 精馏段和提馏段气相负荷相同，则V,4qDu式中 sm51.0s102736.)8(.942360.2 330n, pT于是 .8m.51426根据系列标准，选取塔径为 900 mm。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，C 为轻关键组分，在釜液中组成为 0.006（摩尔分数，下同）；D 为重关键组分，在馏出液中的组成为 0.005。原料液处理量为
37、 100 kmol/h，其组成如本题附表 1 所示。17 题 附表 1组 分 A B C D ExF 0.213 0.244 0.183 0.142 0.218试按清晰分割法估算馏出液、釜残液的流量和组成。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，x D,D=0.005。作全塔物料衡算，得 Wn,D,Fn,qD,n,CW,n,CF,B,AF, )( xqxx将有关数据代入上式，解得 hkmol1.64Dn,q计算结果列于本题附表 2。17 题 附表 2组 分 A B C D E /（kmol/h）Fin,q21.3 24.4 18.3 14.
38、2 21.8 100/（kmol/h ）Di, 21.3 24.4 18.08 0.320 0 64.1/（kmol/h）Win, 0 0 0.22 13.88 21.8 35.9Dix0.3323 0.3807 0.2821 0.005 0 1.0i0 0 0.006 0.3866 0.6072 1.0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）(333(B)水（S） 醋酸（A） 庚 醇-3（ B） -3(B)-3(B)-3(B) 3(B)水（S）0 9
39、6.4 3.6 48.5 12.8 38.73.5 93.0 3.5 47.5 7.5 45.08.6 87.2 4.2 42.7 3.7 53.619.3 74.3 6.4 36.7 1.9 61.424.4 67.5 7.9 29.3 1.1 69.62730.7 58.6 10.7 24.5 0.9 74.641.4 39.3 19.3 19.6 0.7 79.745.8 26.7 27.5 14.9 0.6 84.546.5 24.1 29.4 7.1 0.5 92.447.5 20.4 32.1 0.0 0.4 99.6习题 1 附表 2 联结线数据（醋酸的质量分数%）水 层 庚 醇
40、-3 层 水 层 庚 醇-3 层6.4 5.3 38.2 26.813.7 10.6 42.1 30.519.8 14.8 44.1 32.626.7 19.2 48.1 37.933.6 23.7 47.6 44.9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 及选择性系数 。（4）从上述混合液中蒸出多少千克Ak水才能成为均相溶液？解：（1）溶解度曲线如附图 1 中曲线
41、 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25.0420Ax水的质量分率为.S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。由杠杆规则可得kg26084013R54E由附图 1 可查得 E 相的组成为28ASB0.28,.71,0.yyyR 相的组成为S.,.6,.4xxx（3）分配系数A0.2814ykB.357x选择性系数.1035.4BAk（4）随水分的蒸发，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。由杠杆规则可得k
42、g5.498053H需蒸发的水分量为.3.M2. 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3726Skg14230习题
43、1 附图 1 习题 1 附图 229（2）由杠杆规则可确定萃余相的量。4916RMkg7914230由附图可读得萃取相的组成为A.14y萃取率= 023796.2%.3. 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）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
44、有 机 相醋酸（A） 水（ B） 异丙醚（S）醋酸（A） 水（ B） 异丙醚（S）0.69 98.1 1.2 0.18 0.5 99.31.41 97.1 1.5 0.37 0.7 98.92.89 95.5 1.6 0.79 0.8 98.46.42 91.7 1.9 1.9 1.0 97.113.34 84.4 2.3 4.8 1.9 93.325.50 71.7 3.4 11.4 3.9 84.736.7 58.9 4.4 21.6 6.9 71.544.3 45.1 10.6 31.1 10.8 58.146.40 37.1 16.5 36.2 15.1 48.7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习题 2 附图
