【正文】 5）試計算總壓為760mmHg（絕壓）下，、（摩爾分率）的混合蒸汽的露點。若令該二元物系降溫至露點以下3℃，求平衡的汽、液相摩爾之比。6）有一苯（A）、甲苯（B）、空氣（C）的混合氣體，其中空氣占2%，苯與甲苯濃度相等（均指摩爾百分數(shù)），氣體壓強為760mmHg（絕壓）。若維持壓強不變，令此三元物系降溫至95℃，求所得平衡汽相的組成。A、B組分均服從拉烏爾定律。已知95℃時。 設(shè)XA算得的X‘A 7）常壓下將含苯（A）60%，甲苯（B）40%（均指摩爾百分數(shù)）的混合液閃蒸（即平衡蒸餾），得平衡汽、液相，汽相摩爾數(shù)占總摩爾數(shù)的分率——汽化率（1q）。物系相對揮發(fā)度α=，試求：閃蒸所得平衡汽、液相的濃度。若改用簡單蒸餾，令殘液濃度與閃蒸的液相濃度相同，問：餾出物中苯的平均濃度為多少？提示：若原料液、平衡液、汽相中A的摩爾分率分別以xf、x、y表示，則存在如下關(guān)系：。 8）某二元物系，原料液濃度xf=，連續(xù)精餾分離得塔頂產(chǎn)品濃度xD=。已知塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分回收率η=，求塔底產(chǎn)品濃度xw。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。 9），泡點進料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離，塔頂產(chǎn)品濃度xD=，塔底產(chǎn)品濃度xw=（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率），設(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)。試計算塔頂產(chǎn)品的采出率D/F。若回流比R=，泡點回流，寫出精餾段與提餾段操作線方程。 10），以熱狀態(tài)參數(shù)q=、液混合物狀態(tài)進入連續(xù)精餾塔進行分離。，塔頂產(chǎn)品濃度xD=，塔底產(chǎn)品濃度xw=。若回流比R=，泡點回流，提餾段L’/V’為多少？試計算塔頂全凝器的蒸汽冷凝量及蒸餾釜的蒸發(fā)量。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。 11）用常壓精餾塔連續(xù)分離苯和甲苯混合液。操作條件下苯的汽化潛熱為355kJ/kg。試求以下各種情況下的q值：①進料溫度為25℃；②℃的液體進料；③℃的蒸汽進料。苯～甲苯體系在常壓下的部分汽液平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t，℃液相組成，x汽相組成，y解：①原料液的汽化潛熱rm= 180。380kJ/(1kg/78kg/mol)＋= 8892＋22862 = 31754 kJ/mol由附表可知 xf = ，℃，則平均溫度℃= K℃(kgK)，故原料液的比熱為：Cp = 180。180。78＋180。180。92= kJ/(kmolK)∴②屬飽和液體進料q2 = 1③屬飽和蒸汽進料q3 = 0。12）已知某精餾塔操作以飽和蒸汽進料，操作線方程分別如下：精餾線提餾線試求該塔操作的回流比、進料組成及塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的摩爾分率。 解：由精餾線得：，R = 由提餾線得：，xD = ≈提餾線斜率，得 F = 提餾線截距，得 xW = 由 FxF = DxD＋WxW 得：= 13）用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水的混合物，進料量為100kmol/h，以飽和蒸汽形式連續(xù)進入塔底。試求：①該精餾塔操作回流比及塔內(nèi)的液汽比；②塔頂全凝器的蒸汽冷凝量。 解：①Fxf = DxD＋(F－D)xW kmol/hV = F = 100 kmol/hVLFxDxf q=0xw由 V = (R+1)D 得 ②塔頂全凝器蒸汽冷凝量 V = 100 kmol/h14）以連續(xù)精餾分離正庚烷（A）與正辛烷（B）。已知相對揮發(fā)度α=，原料液濃度Zf=（正庚烷的摩爾分率，下同），塔頂產(chǎn)品濃度xD=，加料熱狀態(tài)q=，餾出產(chǎn)品的采出率D/F=。在確定回流比時，取。設(shè)泡點回流。試寫出精餾段與提餾段操作線方程。 15）承第14題，按最佳加料板位置加料，試用作圖法求總理論板數(shù)，并指明加料板的序號。解：又作圖知，第7塊為加料板。（圖略）16）承第14題，試用逐板計算法計算離開塔頂?shù)?塊塔板的液體濃度x2。 解： 17）承第14題，試用快速估算法計算總理論板數(shù)和確定加料板序號。 解：（1）總理論板數(shù) （2）精餾段理論板數(shù) 18）以常壓操作的連續(xù)精餾塔分離“乙醇～水”溶液。（摩爾分率，下同），進料熱狀態(tài)q=。塔頂用全凝器，泡點回流，塔底用蒸餾釜，間接加熱。試用作圖法求總理論板數(shù)和確定加料板序號。解：根據(jù)教材附錄數(shù)據(jù)作“yx”圖 19）已知塔頂、塔底產(chǎn)品及進料組成中苯的摩爾分率分別為：xD=，xW=，xF=，泡點進料和回流。試用捷算法計算苯和甲苯體系連續(xù)精餾理論塔板數(shù)。 解：∵ q = 1 ∴ xe = xf = R = = = 查吉利蘭圖得：由芬斯克方程得：則 N = ，取 NT = 1520）用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水的混合物。，進料量為100kmol/h，泡點進料。，泡點回流，間接蒸汽加熱。用作圖法求完成分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù)，并計算甲醇的回收率和塔釜蒸發(fā)量。 解：甲醇回收率由教材附錄查得CH3OH～H2O的VLE數(shù)據(jù)，在x～y圖上作出平衡曲線。精餾線截距為由(，)和(0，)作出精餾線由q = 1和(，)作出q線連接(xw，xw)和q線與精餾線的交點得提餾線，作圖得理論板數(shù)NT = 7塊，加料位置為第5塊理論板。 kmol/h∵q = 1－0 = ,故kmol/h21）在用作圖法求理論板數(shù)時，可能遇到局部區(qū)域平衡線與操作線均為直線且兩直線甚靠近，不易求準梯級數(shù)的情況。設(shè)平衡線為，操作線為，（K、C、a、b均為常數(shù)），試推導(dǎo)由操作線上x0至xN所需理論板數(shù)N的數(shù)學解析式。 22）在某二元混合物連續(xù)、基本型精餾操作的基礎(chǔ)上，若進料組成及流量不變，總理論板數(shù)及加料板位置不變，塔頂產(chǎn)品采集比D/F不變。試考慮在進料熱狀態(tài)參數(shù)q增大，回流比R不變的情況下xD、xW和塔釜蒸發(fā)量的變化趨勢。只需定性分析。 23）以連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。塔頂采用全凝器。已知：xD=，D=，回流比R’=，在操作中回流液有一定程度過冷。已知回流液體泡點為83℃，汽化潛熱r=104kJ/kmol，該液體比熱CP=140kJ/(kmol℃)，但回流液溫度為75℃。試求精餾段操作線方程。解： 24）以連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。進料xf=（摩爾分率，下同），q=1，塔頂產(chǎn)品D=50kmol/h，xD=，塔頂餾出液中易揮發(fā)組分回收率η=。塔頂采用一個分凝器及一個全凝器。分凝器液體泡點回流。已知回流液濃度x0=，離開第一塊塔板的液相濃度x1=。塔底間接蒸汽加熱。塔板皆為理論板，相對揮發(fā)度α為常數(shù)。試求：①加料流量F；②操作回流比是Rmin的倍數(shù)；③精餾段、提餾段氣相流量。 25）在常壓下用一連續(xù)精餾塔分離某兩組分混合液，已知進料量為200kmol/h，（摩爾分率），泡點進料。塔頂產(chǎn)品流量為100kmol/h。若精餾塔的理論塔板數(shù)為無限多，試求：①，塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的含量各為多少？②，塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組分的含量各為多少？③畫出兩種情況下的精餾段、提餾段操作線和q線示意圖。解：①由于NT = 165。，設(shè)xq、yq達到相平衡，則R = Rmin= ∵q = 1，∴xq = xf = 由,由物料衡算得：＞0∴假設(shè)正確，計算有效。②R = ，設(shè)此時在xq、yq處達到相平衡＜0假設(shè)不成立，顯然在xw=0處達到平衡，此時③NT = ∞，R = ，精餾段截距：NT = ∞，R = ，精餾段截距：yxw=0xf=xD=xNT=∞，R=yxq,yqxw=,xf=xD=xNT=∞，R= 26）某一精餾塔有4塊理論板（含塔釜）用來分離苯—甲苯混合物。進料量為100kmol/h，（摩爾分率），以泡點狀態(tài)連續(xù)加入到第三塊板上（從塔頂數(shù)起）。塔頂產(chǎn)品的流量為20kmol/h，泡點回流操作回流比R=。求塔頂和塔底產(chǎn)品的組成。（提示：用xW=）解：W = F－D = 80 kmol/h設(shè)=，則 = 精餾線y2 = ＋ = ＋ = y3 = ＋ = ∵x3 = ＜xf = ，改用提餾線與平衡線計算 kmol/h∴提餾線= －y4 = yw = － = － = xD123Fxfx4=xwy4=ywy1y2y3x1x2x3xw與假設(shè)值= ，%，故假設(shè)正確，∴xD = xw = 27）在常壓連續(xù)回收塔中分離甲醇～水混合溶液。（摩爾分率），塔底直接水蒸汽加熱。試求：①當塔板數(shù)為無窮多時，塔頂、塔底產(chǎn)品組成及每摩爾進料消耗的水蒸汽量；②若蒸汽用量為最小用量的兩倍時，完成分離任務(wù)時所需理論板數(shù)及塔頂、塔底產(chǎn)品組成。常壓下甲醇～水體系部分汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表：液相組成 x汽相組成 y解：①Smin = D F = W，由Fxf = DxD＋Wxw 得Wxw = Fxf－DxD = Fxf(1－h(huán)) = ∵F = W∴xw = = = ∵NT = ∞，故在塔頂進料處，xf 與xD達相平衡，D，xD123F，xfxw，Wy1y2y3x1x2x3S由VLE數(shù)據(jù)表得 xD = 全塔物料衡算Fxf＋S0 = DxD＋WxwFxf = SxD＋SxD = Fxf∴②由上面計算可知xw = (此值由回收率而定)Fxf＋S0 = DxD＋Wxw ∵S = DFxf = SxD’ ＋Wxw∴Smin2Sminxwxf xD’xD(注：當S = 2Smin時，xf與xD不達相平衡)斜率點(xw，0)和點(xf，xD’)都在提餾線上，故提餾線斜率：截距∴提餾線: y = －要逐板計算，必須要有a，而a由下列方法獲得，由本題附表可知：∴∴y2 = － = y3 = － = x3＜xw = ∴(含釜)28）有兩股丙酮（A）與水（B）的混合物分別加入塔內(nèi)進行連續(xù)精餾分離。第一股進料摩爾流量為F1，q1=1，xf，1=（摩爾分率，下同），在塔的上部加入；第二股進料摩爾流量為F2，q2=0，yf，2=，且F2=4F1。塔頂產(chǎn)品濃度xD=，塔底產(chǎn)品濃度xW=103，塔頂采用全凝器，液體泡點回流，塔釜間接加熱，常壓操作。試求Rmin。當R=，寫出第二塔段的操作線方程。常壓下“丙酮～水”的平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t ℃液相中丙酮摩爾分率 x氣相中丙酮摩爾分率 y溫度t ℃液相中丙酮摩爾分率 x氣相中丙酮摩爾分率 y10029）常壓下，用一塊理論板、全凝器與塔釜組成的連續(xù)精餾塔分離某二元混合液。已知：進料xf=，q=1，進料從塔上方加入。塔頂產(chǎn)品濃度xD=，塔頂用全凝器，泡點回流。易揮發(fā)組分回收率η=，若平衡關(guān)系可用表示，試估算A值。 30）以回收塔回收某水溶液中的易揮發(fā)組分。α=，進料xf=（摩爾分率，下同），q=，操作中控制塔底排出液濃度xW=。試計算所需的理論板數(shù)。 第八章 塔設(shè)備1）擬用清水吸收空氣與丙酮混合氣中的丙酮。%（體積）。操作條件：常壓，25℃，塔底液相質(zhì)量流速GL=(sm2)，取操作氣速為泛點氣速的70%。試比較采用2525。按塔底條件計算，液相物性按水計。2）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kGa，該填料的名義尺寸為25mm。 2)計算kL與KLm： 計算丙酮在水中的分子擴散系數(shù)DL： 3）承第1題，試計算采用瓷矩鞍形填料時的kLa，該填料的名義尺寸為25mm。 4）某“乙醇～水”精餾塔，塔頂、℃與102℃，進料中含乙醇16%（摩爾），試查取全塔效率。 5）某“苯～甲苯”精餾塔，進料含苯20%（摩爾，下同），塔頂產(chǎn)品含苯98%，%，泡點進料，泡點回流，塔頂用全凝器，物系相對揮發(fā)度α=。已知氣相默弗里單板效率EmV隨液相濃度變化不大。試確定所需實際塔板數(shù)及加料板位置。