化工原理復習題下冊

1、濃度為0.02（摩爾分率）的稀氨水在20℃時的平衡分壓為1.666kPa，氨水上方的總壓為常壓，在此濃度下的相平衡關系服從亨利定律，氨水密度可取1000kg/m3，試求亨利系數E、H和m的數值各為多少？,解：由PA*=Ex得：,【例題5-1 】幾種亨利系數的之間的關系換算,【例題5-2】溫度和壓力對亨利系數的影響,20℃濃度為0.02（摩爾分率）的稀氨水，氨水上方的總壓強為2.026×105Pa（絕對）。試求：（1）氣相中氨

2、的平衡分壓及氨的摩爾分率為多少？Henry系數E、H、和m有何變化？ （2）若氨水濃度、上方總壓與上例相同，而氨水溫度升至50 ℃，已知此時氨水上方平衡分壓為5.838kPa，各Henry系數有何變化？,氨水上方的平衡分壓只與氨水的濃度及溫度有關，故氨的平衡分壓PNH3=1.666kPa不變，亨利系數E、H也不變，仍為83.3kPa和0.667kmol/m3.kPa,m=0.822,解：（1）氣相中氨的平衡分壓及氨的摩爾分率為多少？H

3、enry系數E、H、和m有何變化？,亨利系數E、H只取決于溫度，而相平衡常數m還與總壓有關。因此，提到m時，必須指明系統(tǒng)的總壓,（2）若氨水濃度、上方總壓與上例相同，而氨水溫度升至50 ℃，已知此時氨水上方平衡分壓為5.838kPa，各Henry系數有何變化？,【例題5-3】判斷傳質方向及推動力,在總壓101.3kPa，溫度30℃條件下含0.3（摩爾分率，下同）SO2混合氣體與0.01的水溶液相接觸。試問：（1）從液相分析SO2的傳質

4、方向；（2）從氣相分析，其它條件不變，溫度降到0℃時 SO2的傳質方向；（3）其它條件不變，從氣相分析，總壓提高到202.6kPa時SO2的傳質方向，并計算以液相摩爾分率差及氣相摩爾分率差表示的傳質推動力。,解：（1）查的在總壓101.3kPa，溫度30℃條件下SO2在水中的亨利系數E=4850kPa.,從液相分析,故SO2從液相轉移到氣相，解吸過程,（2）查的在總壓101.3kPa，溫度0℃條件下SO2在水中的亨利系數E=1670

5、kPa.,從氣相分析：y*=mx=16.49×0.01=0.16<y=0. 3,故SO2必然從氣相轉移液相，進行吸收過程.,（3）在總壓為202.6kPa，溫度為30℃的條件下，SO2在水中的亨利系數E=4850kPa,從氣相分析 :y*=mx=23.94×0.01=0.24<y=0.3,故SO2必然從氣相轉移液相，進行吸收過程,以液相組成差表示的吸收推動力為：,以氣相組成差表示的吸收推動力為：,結論：,

6、降低操作溫度， E↓、 m↓, 使溶質在液相中的溶解度增加，有利于吸收,壓力不太高時，P↑,E、H變化忽略不計,但m↓使溶質在液相中的溶解度增加，有利于吸收,練習題,1.吸收操作的依據是（ ），以達到分離氣體混合物的目的。2.對低濃度的氣液平衡系統(tǒng)，當溫度增加時，其溶解度系數H將 （ ）；而當系統(tǒng)液相總濃度增加時，其平衡常數m將（ ）；當總壓降低時，亨利系數E將（

7、 ），平衡常數m將（ ），溶解度系數H將（ ）。 3.亨利定律表達式P*=Ex，若某氣體在水中的亨利系數E很小，說明該氣體為（ ）氣體。4.含低濃度溶質的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值（ ）。A、負值；B、正值；C、零；D、不確定,不變,增大,不變,易溶,減小,增大,溶解度的不同,D,5.吸收操作的作

8、用是分離（ ）。A、氣體混合物；B、液體均相混合物；C、氣液混合物；D、部分互溶的液體混合物6.只要組分在氣相中心的分壓（ ）液相中該組分的平衡分壓，吸收就會繼續(xù)進行，直到達到一個新的平衡位置。A、大于；B、小于；C、等于；D、不等于7.對低濃度溶質的氣液平衡系統(tǒng)A、B，在同樣條件下，A系統(tǒng)中的溶質溶解度較B系統(tǒng)中的溶質溶解度高，則A系統(tǒng)的溶解度系數HA（ )HB,相平衡常

9、數mA( )mBA、大于；B、等于；C、小于；D、不確定,A,A,A,C,【例題5-4】,在填料吸收內用水吸收混合于空氣中的甲醇，已知某截面上的氣液兩相組成為pA=5kPa,cA=2kmol/m3.設在一定的操作溫度、壓力下，甲醇在水中的溶解度系數H=0.5kmol/(m3.kPa),液相傳質分系數為kL=2×10-5m/s，氣相傳質分析數為kG=1.55×10-5kmol/(m2.s.kPa)

10、。試求以分壓表示吸收總推動力、總阻力、總傳質速率以及液相阻力的分配；,解：,以分壓表示的吸收總推動力：,總阻力：,總傳質速率：,液相阻力的分配：,由計算知此吸收過程為液膜控制過程。,練習題,1、在吸收過程中，KY和kY是以（ ）和（ ）為推動力的吸收系數。2、若總吸收系數和分吸收系數間的關系可表示為 ，其中 表示（

11、 ），當（ ）項可忽略時，表示該吸收過程為氣膜控制。在氣膜控制的吸收塔中，提高吸收速率的有效措施是（ ）3、含低濃度難溶氣體的混合氣體，在逆流填料吸收塔內進行吸收操作，傳質阻力主要存在于（ ）中；若增大液相湍流程度，則總吸收系數KX值將（ 　 ）。4、一般而言，兩組分A、B的等摩爾相互擴散體現在（

12、 ）單元操作中；而組分A在B中的單相擴散體現在（ ）單元操作中。5、雙膜理論是將整個相際傳質過程簡化為（ ）6、水吸收氨-空氣混合氣中的氨，它是屬于（ ）控制的吸收過程。,Y-Y*,Y-Yi,氣膜阻力,精餾,吸收,通過氣液兩膜層的分子擴散過程,氣膜,提高氣速，增大氣相湍流程度,液膜,增大,7、在1atm、20℃下某低濃度氣體

13、混合物被清水吸收，若氣膜吸收系數kG=0.1kmol/(m2.h.atm)，液膜吸收系數kL=0.25kmol/(m2.h.atm)，溶質的溶解度系數H= 150kmol/(m3. atm),則該溶質為（ ）氣體，氣相吸收總系數KY= ( ) kmol/(m2.h. △Y)8、某吸收過程，已知氣膜吸收系數kY為2kmol/(m2.h)，液膜吸收系數kX為2kmol/(m2.h)

14、，由此可判斷該過程為（ ）。 A、氣膜控制； B、液膜控制；C、不能確定；D、雙膜控制9、根據雙膜理論，當溶質在液體中溶解度很小時，以液相表示的總傳質系數將（ ）。A、大于液相傳質分系數； B、近似等于液相傳質分系數；C、小 于氣相傳質分系數；D、近似等于氣相傳質分系數,B,C,易溶,0.0997,10、實驗室用水吸收NH3的過程基本上屬于 （A.氣膜控制；B.液膜控制；

15、C.雙膜控制）過程；其中氣相中的濃度梯度 液相中的濃度梯度（均已換算為相應的液相組成；A.>；B.；B.<； C.＝）。11、在吸收操作中，若提高吸收劑的用量，當系統(tǒng)為氣膜控制時，Ky值如何變化？ ；當系統(tǒng)為液膜控制時，Ky值如何變化？ ；12、在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力（以液相組成差表示）為（ ）。A、X*-X； B

16、、X-X*；C、Xi-X；D、X-Xi,(A A A),基本不變,變大,A,2024/3/21,17,在一填料吸收塔內，用清水逆流吸收混合氣體中的有害組分A，已知進塔混合氣體中組分A的濃度為0.04（摩爾分數，下同），出塔尾氣中A的濃度為0.005，出塔水溶液中組分A的濃度為0.012，操作條件下氣液平衡關系為 。試求操作液氣比是最小液氣比的倍數？,,,【例題5-5】,2024/3/21,18,,,,解:,202

17、4/3/21,19,用清水逆流吸收混合氣體中的CO2，已知混合氣體的流量為300標準m3/h，進塔氣體中CO2含量為0.06（摩爾分數），操作液氣比為最小液氣比的1.6倍，傳質單元高度為0.8m。操作條件下物系的平衡關系為Y＊＝1200X。要求CO2吸收率為95％，試求： （1）吸收液組成及吸收劑流量； （2）寫出操作線方程； （3）填料層高度。,,,【例5-6】：,2024/3/21,

18、20,解：（1）由已知可知惰性氣體流量,,,X2=0,最小液氣比,2024/3/21,21,操作液氣比,,吸收劑流量,L＝ ＝1824×12.59＝22963kmol/h,,(2) 操作線方程,整理得: Y=1824X+ 3.26×10-3,2024/3/21,22,(3) 吸收因數,,,,2024/3/21,23,用SO2含量為1.1×10-3(摩爾分數)的水溶液吸收含SO2

19、為0.09（摩爾分數）的混合氣中的SO2。已知進塔吸收劑流量為 37800kg/h，混合氣流量為100kmol/h，要求SO2的吸收率為80%。在吸收操作條件下，系統(tǒng)的平衡關系為 ，求氣相總傳質單元數。,,,,,【例5-7】,2024/3/21,24,解： 吸收劑流量,,,,惰性氣體流量,,2024/3/21,25,,,,,2024/3/21,26,【例題5-8】在逆流操作的填料塔中，用

20、清水洗手焦爐氣中的氨，氨的濃度為8g/標準m3,混合氣體的處理量為4500標準m3 /h。氨的回收率為95%，吸收劑用量為最小用量的1.5倍，空塔氣速為1.2m/s，氣相體積總傳質系數KYa為0.06kmol/(m3s),且KYa正比于V0.7，操作壓強為101.3KPa，溫度為30℃,操作條件下的平衡關系為Y=1.2X.試求：（1）用水量；（2）塔徑和填料層高度；（3）若混合氣體的處理量增加25%，要求吸收率不變，則應采取何措施

21、？（假定空塔氣速不變）,2024/3/21,27,解：本題（1）（2）項為典型的設計型計算，據題中已知條件，應注意有關物理量的單位及相應的換算方法。題（3）為操作性計算，采用解析法計算。（1）用水量：,2024/3/21,28,,（2）塔高和塔徑,2024/3/21,29,填料層高度：,2024/3/21,30,（3）可采取的措施：混合氣增加25%，吸收率不變，可采取的措施：1）增加用水量：對一定高度的填料塔，V提高后，HOG和N

22、OG均發(fā)生變化，但新工況下Z= H’OGN’OG。當V’=1.25V時，H’OG變?yōu)?,,,L’=0.1215kmol/s,用水量提高：,2024/3/21,31,2)增加填料層高度：,增加用水量是簡單可行的辦法。另外，提高操作壓強或降低溫度，改變填料的性能，也可提高處理量。,2024/3/21,32,【例題5-9】,在一填料塔中用清水吸收氨—空氣中的低濃氨氣，若清水量適量加大，其余操作條件不變，則Ｙ２、Ｘ１如何變化？（已知kＹa∝Ｖ

23、0.8）,2024/3/21,33,解：用水吸收混合氣中的氨為氣膜控制，故：因V不變，所以kＹa、 KＹa近似不變，則由 知：HOG不變由 知：NOG不變,,,,據物料衡算 L(X1-X2)=V(Y1-Y2) ≈VY1知：x1↓,2024/3/21,34,在填料層高度為4m的常壓逆流吸收塔內

24、，用清水吸收空氣中的氨。已知入塔混合氣體中含氨為5%（體積分率，下同），吸收劑進口濃度為0.001,實際液氣比為0.98，此時出口氣體中含氨為0.5%。操作條件下氣液平衡關系為Y*=mX（X、Y摩爾比濃度）。且測得與含氨1.77%的混合氣體充分接觸后的水中氨的濃度為18.89/1000g水。（1）求該填料塔的氣相總傳質單元高度（2）現水溫上升，其他操作條件不變，試分析氣、液相出塔濃度如何變化？,【例題5-10】,2024/3/21,

25、35,當y=0.0177時與其平衡的液相濃度為：,,,解：,2024/3/21,36,氣相總傳質單元高度為：,2024/3/21,37,（2） 水溫上升時，m增大;氣液流量不變，故S(S=mV/L)增加；用水吸收混合氣中的氨為氣膜控制，故：因V不變，所以kＹa、 KＹa近似不變，則由 知：HOG不變由

26、 知：NOG不變,,,據物料衡算 L(X1-X2)=V(Y1-Y2) 知：X1↓,,2024/3/21,38,在一吸收塔內用純水吸收某氣體混合物，混合物的初始濃度為0.06（摩爾分率，下同），在操作條件下，相平衡關系為Ye=1.2X，液氣比為1.2,兩相逆流操作，氣體出口濃度為0.01,吸收過程為氣膜阻力控制，KYa∝V0.7（其中V為入塔氣體流率，kmol/(m2s)）?，F另有一完全相同的吸收塔，在兩流體入口濃度、流量及操作條件皆不

27、變的前提下，兩塔可以串連或并聯(lián)組合操作，如圖所示。請問：（1）單塔操作時，傳質單元數為多少？（2）兩塔串聯(lián)組合逆流操作時（圖a），氣體殘余濃度為多少？（3）兩塔并聯(lián)組合逆流操作、氣液兩相皆均勻分配時（圖b），氣體殘余濃度為多少？,【例題5-11 】,2024/3/21,39,,2024/3/21,40,解：①因L/V=m，故： ②兩塔串聯(lián)組合時，每一個塔的NOG不變，總傳質單元數加倍：,,,2024/3/21,41,③

28、兩塔并聯(lián)組合時，每一個塔的單元高度為：每一個塔的傳質單元數為： 有,,,,,2024/3/21,42,1、在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力（以氣相組成表示）為（　 　）2、在氣體流量、氣相進出口組成和液相進口組成不變時，若減小吸收劑用量，則傳質推動力將（ ) ，操作線將（ )平衡線。3、由于吸收過程氣相中的溶質分壓總是（　　　　　　

29、）液相中溶質的平衡分壓，所以吸收操作線總是在平衡線的（　　　?。?。4 、吸收因數A可表示為（ ），它在Y-X圖上的幾何意義是（ ）。5、若S1、S2、S3分別為難溶、中等溶解度、易溶氣體在吸收過程中的脫吸因數，吸收過程中操作條件相同，則應有S1 （ ） S2（ ）S3 。（>

30、;,=,<）6、提高吸收劑用量對吸收是有利的。當系統(tǒng)為氣膜控制時，Kya值如何變化？ ；當系統(tǒng)為液膜控制時，Kya值如何變化？ ；,練習題,>,>,L/mV,操作線斜率與平衡線斜率之比,大于,上方,減小,靠近,Y-Y*,基本不變,變大,2024/3/21,43,7、當吸收劑的用量為最小時，則所需填料層高度將為（ ）。8、對一定操作條

31、件下的填料吸收塔，如將填料層增高一些，則該塔的HOG將（ ），NOG將（ ）。9、 在逆流吸收塔中用純溶劑吸收混合氣中的溶質。在操作范圍內，平衡關系符合亨利定律。若入塔氣體濃度y1上升，而其它入塔條件不變，則出塔氣體濃度y2和吸收液的濃度X1的變化為 。 A. y2上升，X1下降 B. y2下降，X1不變 C. y2上升，X1上升 D. y2

32、上升，X1變化不確定。10、在逆流吸收塔中用純溶劑吸收混合氣中的溶質，其液氣比L/V為2.85，平衡關系可表示為Y=1.5X（X、Y為摩爾比），溶質的回收率為95%，則液氣比與最小液氣比之比值為（ ）。 A. 3； B. 2； C. 1.8； D. 1.5,c,,最大,變大,不變,B,2024/3/21,44,11、在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若進塔液相組成X2增大，其他操作條件不

33、變，則氣相總傳質單元數NOG將（ ），氣相出口組成將（ ）。 A. 增加； B. 減?。?C. 不變； D. 不確定12、解吸時溶質由（ 　　　　?。┫颍ā　　　　　。﹤鬟f。13、壓力（ ) ，溫度（ ) ，將有利于解吸的進行。,A,C,液相,氣相,減小,升高,第5章小結,一、傳質理論： 菲克定律；等分

34、子擴散與單向擴散的應用、擴散系數；二、概念吸收推動力（總的、氣相側、液相側）、吸收阻力（氣相側、液相側、總的）影響吸收阻力的因素、 回收率,三．相平衡關系亨利定律的三種形式,吸收常用,例題1,如圖一分離某二元物系的精餾塔，塔頂冷凝方式有以下三種，（a)為全凝器，(b) （c）為分凝器。在三種冷凝方式下，塔頂第一塊板上升的氣體量及組成相同。試比較回流液溫度t1、t2、t3，回流液濃度xL1 、 xL2

35、、 xL3，塔頂產品濃度xD1 、 xD2 、 xD3的大小。,解：,由圖可見：,解：圖（a）所示過程：為全凝器，故有y1=XD1=XL1,其冷凝過程在t-x-y相圖中可用VL表示。,圖（c）所示過程：與圖（b）所示過程相似，故有yD3=XD3，且yD3與XL3呈平衡關系。根據冷凝下來的液相量與未冷凝量的氣相量之比為2：1以及杠桿原理，冷凝過程在t-x-y相圖中可用線段33’表示，且線段,圖（b）所示過程：為分凝器，故有yD2=XD2，

36、且yD2與XL2呈平衡關系。根據冷凝下來的液相量與未冷凝量的氣相量之比為1：1以及杠桿原理，冷凝過程在t-x-y相圖中可用線段22’表示，且線段22被線段VL等分,即,,（ 2 ） y-x 相圖：,1.在精餾操作中，若降低操作壓強，則溶液的相對揮發(fā)度（ ） ，塔頂溫度 （ ），塔釜溫度（ ） ，從平衡的角度分析對該分離過程（ ）。

37、2.某二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成為xA=0.4，相應的泡點溫度為t1，氣相組成xA=0.4，相應的露點溫度為t2，則t1 t2。(>、<、=）3.兩理想溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中的（ ）的揮發(fā)度對（ ）的揮發(fā)度的比值，根據α的大小，可用來（

38、 ），α=1表示（ ）。4.氣液兩相成平衡時，氣液兩相溫度（ ），液相組成（ ）氣相組成。,增加、降低、降低、有利,<,練習題,易揮發(fā)性組分,小于,相等,難揮發(fā)性組分,不能用普通蒸餾放法分離,判斷蒸餾分離的難易程度,思考題,1、在操作的精餾塔中，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0

39、.62、0.70、0.75、0.82，則yn= ， xn = ， yn+1= ， xn+1 = 。2、精餾塔精餾段內相鄰兩理論板，離開上板氣相的溫度為t1，液相溫度為t2；離開下板氣相溫度為t3，液相溫度為t4，試按從大到小順序為 。3、精餾塔塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因是（1）

40、 ；（2） 。4、氣液兩相組成相同時，則氣相露點溫度（ ）液相泡點溫度。,0．62,0.82,0.70,0.75,t4 = t3 〉t2= t1,塔底操作壓強高于塔頂操作壓強，,塔頂中易揮發(fā)組分含量,大于,2024/3/21,54,例5,在一具有N塊理論板的精餾塔中分離苯-甲苯混合液。進料量F=100kmol/h，進料中苯的摩爾分率為0.45 ，泡點進料，加

41、料板為第四塊理論板（從上往下數），塔釜上升蒸汽量為140kmol/h，，回流比為2.11。已測得塔頂餾出液中苯的摩爾分率為0.901。試求：（1）精餾段、提餾段的操作線方程；（2）離開第1—4塊理論板的苯的液相組成；（3）此時加料位置是否合適？（4）若位置進料向下移動一塊理論板，其余操作條件不變，則塔頂產品濃度 xD 將如何變化？（已知苯-甲苯體系的相對揮發(fā)度為2.47。）,2024/3/21,55,解：（1）精餾段操作線方程

42、為：提餾段操作線方程為：,2024/3/21,56,（2）第4塊板加料，因此求y2、y3、y4用精餾段操作線方程，求y5才用提餾段操作線方程.平衡線方程為,2024/3/21,57,（3）由于q=1，因此進料線與精餾段操作線的交點d的橫坐標xd=xF=0.45.因為x3=0.5264，x4=0.4257，所以x4<xd<x3。從而第4塊板為加料板位置，合適。（4）偏離最佳加料位置，而F、xF、q、V’、

43、R不變，使全塔分離能力下降，即xD↓，xW↑。,2024/3/21,58,例題6：,在一連續(xù)精餾塔內分離某兩組分理想溶液。已知進料組成為0.5（摩爾分數，下同），釜殘液組成為0.05；塔頂采用全凝器，操作回流比為最小回流比的1.777倍；操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.303；精餾段操作線方程為y=o.72x+0.275。試求：（1）塔頂產品的餾出率；（2）進料熱狀況參數q。,2024/3/21,59,先求餾出液組成xD：,由精

44、餾段方程可知：,解：（1）塔頂產品的餾出率,,,,,R=2.571xD=0.982,再求餾出率的D/F：,由物料衡算可知：,,,,2024/3/21,60,（2）進料熱狀況參數q,由題給的條件R=1.777Rmin，可得,Rmin=R/1.777=1.44,,,,,xq=0.5=xF,因xq=xF，故可知進料為飽和液體進料，即q=1,2024/3/21,61,例題7（天大03年考研試題）,某制藥廠用板式精餾塔回收含量為75%（摩爾分數

45、，下同）的廢丙酮液媒。該精餾塔共有實際塔板數28層，塔頂采用全凝器，泡點回流；塔底采用再沸器間接加熱。因在常壓下操作，該分離物可視為二元理想物系，其相對揮發(fā)度為1.8?，F場測得一組數據為如下：餾出液中丙酮的含量 96% 釜殘液中丙酮的含量 5%精餾段液相負荷40kmol/h 精餾段氣相負荷60kmol/h提餾段液相負荷66kmol/h 提餾段氣相負荷60kmol/h試根據以上數據核算：（1）丙酮的回收率；（2）操

46、作回流比與最小回流比的比值；（3）該板式塔的理論塔板數。提示：吉利蘭圖中的曲線可用下式表示：Y=0.5458-0.5914X+0.0027/X其中：X=(R-Rmin)/(R+1), Y=(N-Nmin)/(N+2),2024/3/21,62,解（1）丙酮的回收率η：,D=V-L=60-40=20kmol/h,W=L’-V’=66-60=6kmol/h,又 XD=0.96 xF=0.75,F=D+W’=20+6=

47、26kmol/h,（2）R/Rmin:,R=L/D=40/20=2,2024/3/21,63,,V=V’=60kmolh,q=1,,Xq=xF=0.75,,代入 得：,代入 得：,2024/3/21,64,（3）板式塔的理論塔板數,X=(R-Rmin)/(R+1)=（2-1.239）/（2+1）=0.2537,Y=(N-Nmi

48、n)/(N+2),Y=0.5458-0.5914X+0.0027/X=0.4064,=(N-9.416)/(N+2)=0.4064,,N=17.23,2024/3/21,65,（2001石大）在一連續(xù)常壓精餾塔中分離某混合液，要求xD=0.94，xW=0.04。已知此塔進料q線方程為y=6x-1.5，采用回流比為最小回流比的1.2倍，混合液在本題條件下的相對揮發(fā)度為2。求： ⑴精餾段操作線方程；⑵若塔底產品量W=150kmol/

49、h，求進料量F和塔頂產品量D；⑶提餾段操作線方程。,例題8,2024/3/21,66,解：⑴解方程組：,,,,,精餾段操作線方程為：,,2024/3/21,67,⑵,,,又,,,物平：,,,⑶,,,2024/3/21,68,例題11,在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離兩組分理想溶液。在全回流下測得塔中相鄰兩層塔板下降液相組成分別為0.36和0.25（均為摩爾分率）。試求其中下一層塔板的單板效率（以氣相表示）。在本題條件下，氣液平衡方程為：,

50、2024/3/21,69,解：以氣相表示的單板效率為：依據已知條件，可得：xn=0.25 xn-1=0.36在全回流下操作方程為：yn+1=xn=0.25 yn=xn-1=0.36由氣液平衡方程可得：,2024/3/21,70,例題2（02石大）,用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯混合液。進料為含苯0.4(質量分率，下同)的飽和液體，質量流率為1000kg/h。要求苯在塔頂產品中輕組分的回收率為98%，塔底產品中含苯不

51、超過0.02。若塔頂采用全凝器，飽和液體回流，回流比取為最小回流比的1.25倍，塔底采用再沸器。全塔操作條件下，苯對甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.46，塔板的液相莫弗里(Murphree)板效率為70%,并假設塔內恒摩爾溢流和恒摩爾汽化成立。試求：(1) 從塔頂數起第二塊板上汽、液相的摩爾流率各為多少？(2) 從塔頂數起第二塊實際板上升氣相的組成為多少？,2024/3/21,71,解：(1) 題中濃度均以苯的摩爾分率表示，流量以kmol

52、/h表示,,,,2024/3/21,72,,2024/3/21,73,R=1.25×1.2=1.5（2）從塔頂數起第二塊實際板上升氣相的組成,2024/3/21,74,,,2024/3/21,75,例題3（00石大）,在連續(xù)操作的精餾塔中分離苯—甲苯溶液。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂為全凝器，泡點回流。飽和蒸汽進料，其中含苯0.35（摩爾分率，下同），流量為100kmol/h。塔頂餾出液量為40 kmol/h.系統(tǒng)的相對

53、揮發(fā)度為2.5,且知精餾段操作線方程為y=0.8x+0.16。試求：（1）提餾段操作線方程；（2）若塔頂第一塊板下降的液體中含苯0.70,求該板以氣相組成表示的板效率EMV；,2024/3/21,76,解（1）D=40kmol/h, W=F-D=60kmol/h 有R=4 xD=0.8L=RD=160kmol/h V=(R+1)D=200kmol/hL’=L=160kmol/h V’=V-（1-q）

54、F=200-100=100kmol/h,,,2024/3/21,77,（2）x1=0.7 y2=0.8x0.7+0.16=0.72 y1=xD=0.8,,,2024/3/21,78,分析題：,一精餾塔用以分離濃度為xF，量為F的某二元理想溶液。要求分離后塔頂餾出物濃度為xD ，塔底釜液濃度為xW 。原為泡點進料?，F分別采?。?）冷液進料；（2）將料液預熱至氣液混合狀態(tài)后在進料。試分析：（1）對于以上二種熱狀況進料，能

55、否采取調節(jié)回流比的方法達到分離要求？請寫出分析過程。（2）以上三種熱狀況進料所需要的能耗（包括原料預熱所需的熱量）哪一個最低？ 假設設備熱損失忽略不計。,2024/3/21,79,進熱狀況對提餾段操作線的影響,2024/3/21,80,(2)能耗分析：對包括原料預熱器在內的精餾塔作熱量衡算，則：式中：I——物料的焓， r——流出液的冷凝潛熱,2024/3/21,81,從題意以及物料衡算可知，上式

56、中三種進料狀況下的D,W,F,rD,ID,IW,IF都相同，而只有R值不同。有從第1小題的分析結論可知R1<R<R2,可見：即冷液進料時，總能耗最低。,2024/3/21,82,練習,1、操作中的精餾塔，若保持F、xF、q、R不變，減小W，則L/V( )，L’（ ）。（03年天大）2、用某精餾塔分離兩組分溶液，規(guī)定產品組成xD 、xW 。當進料組成為xF1時，相應的回流比為R1；當進料組成為xF2時

57、，相應的回流比為R2。若xF1〈xF2 ，進料熱狀況不變，則 R1（ ） R2。3、精餾塔的操作中，若F、xF、q、D、加料板位置、V不變,而使操作壓力增加，則xD （ ），xW （ ）。4、操作中的精餾塔，若保持F、q、xD 、xW 、V’不變，減小xF ，則( ). A、D↑,R↓; B、D不變, R↑; C、 D↓ R ↑; D、 D↓ R不變5、某精餾塔設

58、計時，將塔釜由間接蒸汽加熱→直接蒸氣加熱，而F、 xF、D/F、q、R、 xD不變，則W/F( ), xW （ ），提餾段操作線斜率（ ），NT( ).,減小、增加,〉,不變、增加,√,增加、減小、不變、增多,2024/3/21,83,6、精餾塔的操作中，若F、xF、q、D保持不變，增加回流比，則xD （ ），xW （ ），V( ),L/V( )。7、某連續(xù)精餾

59、塔，若精餾段操作線方程的截距等于零，則回流比等于（ ），餾出液流量等于（ ），操作線方程（ 　?。?。8、某兩組份物系，相對揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知yn=0.4，則yn+1=（ ）。全回流操作通常適用于（ ）或（

60、 ）。9、在某精餾塔中，分離物系相對揮發(fā)度α=2.5的兩組份溶液，操作回流比條件為3，若測得第2、3層塔板（從塔頂往下計）的液相組成x2=0.45，x3=0.4，餾出液組成xD=0.96，則第3層塔板的氣相默弗里效率EMV3=（ ）.10、若F、xF、q、xD、xW、R 、D一定，而將飽和液體回流改為冷液回流，則冷凝器的負荷則（ ），再沸器的負荷則（ ）,0.182,精餾開工

61、階段,實驗研究場合,44.1%,增加,減小,增加,增加,∞,0,yn+1=xn,增加,不變,2024/3/21,84,11、（09天大）在精餾塔的塔頂采用分凝器和全凝器。塔頂上升蒸汽（組成為y1，易揮發(fā)組分的摩爾分數，下同）進入分凝器，在分凝器中部分冷凝，凝液（組成xL）于飽和溫度下作為回流返回塔內，未冷凝的蒸汽（組成為yD ）送入全凝器中全部冷凝。凝液（組成xD）作為塔頂產品。則y1與xL間滿足（ ）關系， yD與xL間滿足（

62、 ）關系， yD與xD間滿足（ ）關系。 A、平衡 B、操作 C、相等 D、不確定12、 （02大連理工）現設計一連續(xù)精餾塔，現保持塔頂組成和輕組分回收率不變，若采用較大的回流比，則理論塔板數將（ ），而加熱蒸汽的消耗量將（ ）；若進料中組成變輕，則進料位置應（ ）使xD和輕組分的回收率不變；若將進料物料焓增大，則理論板數將（ ），塔底再沸器熱負荷將（ ).,B,A,C,減小,增

63、大,上移,增加,減小,2024/3/21,85,1. NT不變，泡點進料，討論xD,xW如何變化？,a. xF ?, 其它不變， D, W不變。,結論： xD ?, xW ?,xF ?對xD, xW 的影響,分析題：,b. 加料板位置上移,結論：xD ?, xW ?,加料板位置?對xD, xW 的影響,2024/3/21,86,c. R?,結論：xD ?, xW ?,R ?對xD, xW 的影響,d. q ?, R 不變，

64、D不變， V’ ?,結論：xD ?, xW ?,q ?對xD, xW 的影響,2024/3/21,87,２、一個正常操作的精餾塔，泡點進料，塔頂塔底產品均合乎要求，由于某種原因，xF?。,問： （1）此時產品組成將有何變化？ （2）若維持xD不變，可采用哪些措施，并比較這些方法的優(yōu)缺點？,2024/3/21,88,例1：,在一兩組分連續(xù)精餾塔中，進入精餾段中某層理論板n的氣相組成yn+1為0.75，從該板流出的液相組成

65、xn為0.65（均為摩爾分數），塔內氣液比V/L=2，物系的相對揮發(fā)度α為2.5。試求：（1）從該板上升的蒸汽組成yn；（2）流入該板的液相組成xn-1 ；（3）回流比R.,2024/3/21,89,解：（1）yn與xn符合相平衡關系，即 （2）求回流比R: ∴R=1,（3）由精餾段操作線方程 得：,,2024/3

66、/21,90,解得 xD=0.85,解得 xn-1=0.796,2024/3/21,91,例題2：,例2：在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h、組成為0.3（摩爾分數），其精餾段操作線和提餾段操作線方程分別為：試求：（1）塔頂餾出液流量和精餾段下降液體流量；（2）進料熱狀況參數q,2024/3/21,92,分析：先有兩操作線方程求得xD、xw和R，再由全塔物料衡算和回流比的定義求得D和L。由操作線

67、方程和q線方程聯(lián)立可求得進料熱狀態(tài)參數。解： （1）塔頂餾出液流量和精餾段下降液體流量：由精餾段操作線方程得：x= xD, y= xD由提餾段操作線方程得：x= xw, y= xw,2024/3/21,93,由全塔物料衡算得：,,,D=29.4kmol/hW=71.6kmol/h,回流比R由精餾段操作線斜率求得：,,R=2.5,精餾段下降液體流量:,（2）進料熱狀況參數q,q線方程為：,,,2024/3/21,94,由兩

68、操作線方程聯(lián)解得：x=0.3 y=0.471將x、y 代入q線方程得： q=1故進料狀況為泡點進料。,2024/3/21,95,例題3：,在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離含苯0.46（摩爾分率）的苯-甲苯混合液。已知原料液的泡點為92.5℃，苯的汽化熱為390kJ/kg, 甲苯的汽化熱為361kJ/kg。試求以下各種進料狀況下的q值：（1）進料溫度為20 ℃的冷液體；（2）飽和液體進料；（3）飽和蒸汽進料。,2024/3