1、 气体吸收5-26. 在25下，用CO2浓度为0.01kmol/m3和0.05kmol/m3的CO2水溶液分别与CO2分压为50.65kPa的混合气接触，操作条件下相平衡关系为pA*=1.66105x(kPa),试说明上述两种情况下的传质方向，并用气相分压差和液相摩尔浓度差分别表示两种情况下的传质推动力。解：pA*=1.661051.810-4=29.9(kPa)pA=50.65 kPa pA* 所以传质方向为溶质由气相到液相（吸收过程）以气相分压差表示的传质推动力为与CO2分压为50.65kPa的气相呈相平衡的液相摩尔浓度以液相摩尔浓度差表示的传质推动力为PA*=1.661059.010-4
2、=149.4(kPa)pA=50.65 kPa pA* 所以传质方向为溶质由液相到气相（解吸过程）以气相分压差表示的传质推动力为以液相摩尔浓度差表示的传质推动力为5-27.在一填料塔内用清水逆流吸收某二元混合气体中的溶质A。已知进塔气体中溶质的浓度为0.03（摩尔比，下同），出塔液体浓度为0.0003，总压为101kPa，温度为 40，问:（1）压力不变，温度降为20时，塔底推动力（Y-Y*）变为原来的多少倍？（2）温度不变，压力达到202 kPa，塔底推动力（Y-Y*）变为原来的多少倍？已知：总压为101kPa，温度为 40时，物系气液相平衡关系为Y*=50X。总压为101kPa，温度为 2
3、0时，物系气液相平衡关系为Y*=20X。解： 总压为101kPa，温度为 40时所以（1）压力不变，温度降为20C时所以(2) 压力达到202 kPa，温度为 40C所以5-28.在一填料塔中进行吸收操作，原操作条件下，kYa=kXa=0.026kmol/m3.s，已知液相体积传质系数kXaL0.66。试分别对m=0.1及m=5.0两种情况，计算当液体流量增加一倍时，总传质阻力减少的百分数。解：(1) 时时所以，阻力减少：(2) 时时所以，阻力减少：5-29. 用清水在填料吸收塔中逆流吸收含有溶质A的气体混合物。进塔气体浓度为0.05（摩尔分率），在操作条件下相平衡关系为Y*=5X，试分别计算
4、液气比为6、5和4时，出塔气体的极限浓度和液体出口浓度。解 (1) ，当填料层高度为无穷时，操作线ab与平衡线交于塔顶。XbY*=5XYY1aab习题5-29附图由物料衡算：其中 (2) ，操作线ab与平衡线重叠 ，(3) ，操作线ab与平衡线交于塔底。由物料衡算：5-30.在填料塔中用清水吸收混合气体中的溶质，混合气中溶质的初始组成为0.05（摩尔分率），操作液气比为3，在操作条件下，相平衡关系为Y*=5X，通过计算比较逆流和并流吸收操作时溶质的最大吸收率。解：(1) 逆流时在塔底达平衡(2) 并流时在塔底达平衡，逆流时溶质吸收率高5-31.在101.3kPa、35的操作条件下，在吸收塔中用
5、清水逆流吸收混合气中的溶质A，欲将溶质A的浓度由0.02（摩尔分率，下同）降至0.001，该系统符合亨利定律，操作条件下的亨利系数为5.52104kPa。若操作时吸收剂用量为最小用量的1.2倍，（1）试计算操作液气比L/V及出塔液相组成X1。（2）其它条件不变，操作温度降为15，此时亨利系数为1.2104kPa， 定量计算L/V及X1如何变化。解：(1) 101.3kPa、35下，(2) 温度降为15C时5-12X2X11X12Y1Y3Y2（2）X212X3X1Y1Y3Y2（1）32. 下图为低浓度气体吸收的几种流程，气液平衡关系服从亨利定律，试在Y-X图上定性地画出与各个流程相对应的平衡线和
6、操作线的位置，并用图中表示浓度的符号标明各操作线端点的坐标。X1X2 上 下下下下下Y1X3（4）Y212X2X3X1Y1Y21Y22（3） （习题5-32附图）YY1bbY3Y2X2X3X1X(2)(1)E（1）（2）(2)YY1Y3Y2X2X12X11XE(1) （3）(2)(1)YY1Y211Y22X2XX1X3E（4）YY1Y2X1X2X3XE上 下 5-33.用纯溶剂逆流吸收低浓度气体中的溶质，溶质的回收率用h表示，操作液气比为最小液气比的b倍。相平衡关系为Y*=mX，试以h、b两个参数表达传质单元数NOG。解： 5-34.在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收某低浓度气体混合物中的可
7、溶组分。操作条件下，该系统的平衡线与操作线为平行的两条直线。已知气体混合物中惰性组分的摩尔流率为90kmol/m2.h，要求回收率达到90%，气相总体积传质系数KYa为0.02kmol/m3.s，求填料层高度。解： 推动力处处相等。5-35.直径为800mm的填料吸收塔内装6m高的填料，每小时处理2000m3（25，101.3kPa）的混合气，混合气中含丙酮5%，塔顶出口气体中含丙酮0.263%（均为摩尔分率）。以清水为吸收剂，每千克塔底出口溶液中含丙酮61.2g。在操作条件下的平衡关系为Y*=2.0X，试根据以上测得的数据计算气相总体积传质系数KYa。解：， 而5-36.体积流量为200m3
8、/h（18、101.3kPa）的空气-氨混合物，用清水逆流吸收其中的氨，欲使氨含量由5%下降到0.04%（均为体积百分数）。出塔氨水组成为其最大组成的80%。今有一填料塔，塔径为0.3m，填料层高5m，操作条件下的相平衡关系为Y*=1.44X，问该塔是否合用？KGa可用下式计算：KGa=0.0027m0.35W0.36 kmol/（m3.h.kPa）m-气体质量流速，kg/（m2.h）；W-液体质量流速，kg/（m2.h）。解：，混合气体摩尔流率：混合气体平均分子量：混合气体质量流速：惰性组分摩尔流率：又 液体质量流速： 所以，该塔不合适。5-37.混合气中含0.1（摩尔分率，下同）CO2，其
9、余为空气，于20及2026kPa下在填料塔中用清水逆流吸收，使CO2的浓度降到0.5%。已知混合气的处理量为2240m3/h（标准状态下），溶液出口浓度为0.0006，亨利系数E为200MPa，液相总体积传质系数KLa为50 m3/h，塔径为1.5m。试求每小时的用水量(kg/h)及所需填料层的高度。解：， 而 液体流量 相平衡常数 又 5-38. 有一常压吸收塔，塔截面为0.5m2,填料层高为3m，用清水逆流吸收混合气中的丙酮（丙酮的分子量为58kg/kmol）。丙酮含量为0.05（摩尔比，下同），混合气中惰性气体的流量为1120m3/h(标准状态)。已知在液气比为3的条件下，出塔气体中丙酮
10、含量为0.005，操作条件下的平衡关系为Y*=2X。试求：（1） 出塔液中丙酮的质量分率；（2） 气相总体积传质系数KYa(kmol/m3s)（3） 若填料塔填料层增高3m,其它操作条件不变，问此吸收塔的吸收率为多大？解：（1） （2） S= m/(L/V)=2/3=0.667(Y1-mX2)/(Y2-mX2)=Y1/Y2=0.05/0.005=10 kmol/(m3s)（3） z=3+3=6mS、HOG不变, 解得： =0.001095-39在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收含氨0.05（摩尔比）的空气氨混合气中的氨。已知混合气中空气的流量为2000m3/h（标准状态），气体空塔气速为1m
11、/s（标准状态），操作条件下，平衡关系为，气相总体积传质系数，采用吸收剂用量为最小用量的1.5倍，要求吸收率为98%。试求：（1）溶液出口浓度；（2）气相总传质单元高度和气相总传质单元数； （3）若吸收剂改为含氨0.0015（摩尔比）的水溶液，问能否达到吸收率98%的要求，为什么？解：（1） ，（2） （3） 不可能达到98%5-40. 在一充有25mm阶梯环的填料塔中，用清水吸收混合气体中的NH3。吸收塔在20及101.3kPa（绝压）的条件下逆流操作，气液相平衡关系为。已知混合气流率为0.045kmol/m2s, NH3入塔浓度为0.05（摩尔分率），吸收率为99%，操作液气比为最小液气比
12、的1.5倍，填料层高度为8.75m，试求：（1）气相总体积传质系数；（2）塔底截面处NH3吸收的体积传质速率。解：（1） =1.50.744=1.116由因为 X2=0 且 又因 得 2） NAa(全塔衡算，总传质速率方程)由 得 X1=0.0444， =0.0553(0.05-0.7520.0444)=9.1910-4kmol/m3s5-41.在常压逆流连续操作的吸收塔中用清水吸收混合气中的A组分。混合气中惰性气体的流率为30kmol/h，入塔时A组分的浓度为0.08（摩尔比），要求吸收率为87.5%，相平衡关系为Y*=2X，设计液气比为最小液气比的1.43倍，气相总体积传质系数KYa=0.
13、0186kmol/m3s ，且KYaV0.8，取塔径为1m，试计算： （1）所需填料层高度为多少？ （2）设计成的吸收塔用于实际操作时，采用10%吸收液再循环流程,即LR=0.1L，新鲜吸收剂用量及其它入塔条件不变，问吸收率为多少？解：(1) (2) 吸收液再循环此时吸收剂入口浓度： 因为，V不变，所以不变，即不变 不变此时 (1)由物料衡算： (2)将式(2)代入式(1)，解之：，5-42.含苯1.96%（体积）的煤气用平均摩尔质量为260kg/kmol的洗油在一填料塔中逆流吸收，以回收其中95%的苯，煤气流率为1200kmol/h，塔顶进入的洗油中含苯0.5%（摩尔分率），洗油用量为最小用
14、量的1.3倍，吸收塔在101.3kPa、27C下操作，此时平衡关系为Y*=0.125X。从吸收塔塔底引出的富油经加热后送入解吸塔顶，塔底通入水蒸汽，使苯从洗油中解吸出来，脱苯后的洗油冷却后送回吸收塔塔顶。水蒸气用量为最小用量的1.2倍，解吸塔在101.3kPa、120下操作，气液平衡关系为Y*=3.16X。求洗油的循环用量和水蒸汽用量（kg/h）。V,Y1V,Y2V,Y1V,Y2L,X2L,X1L,X1L,X2(1) 吸收塔 , 洗油用量：吸收剂（洗油）出塔浓度 (2) 解吸塔水蒸汽用量：5-43.用一填料层高度为3m的吸收塔，从含氨6%（体积分率）的空气中回收99%的氨。混合气体的质量流率为
15、620kg/m2h，吸收剂为清水，其质量流率为900kg/m2h。在操作压力101.3kPa、温度20C下，相平衡关系为Y*=0.9X。体积传质系数kGa与气相质量流率的0.7次方成正比。吸收过程为气膜控制，气液逆流流动。试计算当操作条件分别做下列改变时，填料层高度应如何改变才能保持原来的吸收率： （1）操作压力增大一倍； （2）液体流率增大一倍； （3）气体流率增大一倍。解：原工况：水的摩尔流率：混合气体平均分子量：(1) 压力增大一倍因为，而所以压力增大一倍，不变，不变 而(2) 液体流率增大一倍，气膜控制，不变，不变(3) 气体流率增大一倍 5-44. 在填料层高度为4m的常压填料塔中，
16、用清水吸收混合气中的可溶组分。已测得如下数据：混合气可溶组分入塔组成为0.02，排出吸收液的浓度为0.008（以上均为摩尔比），吸收率为0.8，并已知此吸收过程为气膜控制，气液平衡关系为Y*=1.5X。 （1）计算该塔的HOG和NOG； （2）操作液气比为最小液气比的倍数； （3）若法定的气体排放浓度必须 0.002，可采取哪些可行的措施？并任选其中之一进行计算，求出需改变参数的具体数值；（4）定性画出改动前后的平衡线和操作线。解：(1) X1XbY*=1.5XYY1Y2 aY2 ab原操作线ab新操作线ab(2) (3) 可采取的措施：a.增加填料层高度不变（V不变，气膜控制不变）不变X1X
17、1X bY*=1.5XY Y1Y2 aY2 ab原操作线ab新操作线ab b.增大用水量因为V不变，气膜控制，所以不变，不变又不变，所以也不变即 试差或由图，查得5-45. 空气和CCl4混合气中含0.05（摩尔比，下同）的CCl4，用煤油吸收其中90%的CCl4。混合气流率为150kmol惰气/（m2.h），吸收剂分两股入塔，由塔顶加入的一股CCl4组成为0.004，另一股在塔中一最佳位置（溶剂组成与塔内此截面上液相组成相等）加入，其组成为0.014，两股吸收剂摩尔流率比为1：1。在第二股吸收剂入口以上塔内的液气比为0.5，气相总传质单元高度为1m，在操作条件下相平衡关系为Y*=0.5X，吸
18、收过程可视为气膜控制。试求： （1）第二股煤油的最佳入塔位置及填料层总高度； （2）若将两股煤油混合后从塔顶加入，为保持回收率不变，所需填料层高度为多少？（3）示意绘出上述两种情况下的操作线，并说明由此可得出什么结论？解：(1)在上半段进行物料衡算：V，Y2V，Y1L，X1L1，X21L2，X22因为最佳位置进入，所以在下半段进行物料衡算：Y1YiY2X21X2X22X1Y*=mX气膜控制，V不变，不变，所以不变(2) 当两股吸收剂混合进料时出口：（3）见图。由此可见，吸收剂混合后进塔，操作线靠近平衡线，传质推动力下降，故所需填料层高度较高。不同浓度的两股吸收剂之间混合与分离的目的是背道而驰的
19、，混合过程降低了吸收过程的推动力，对吸收分离是不利的，增加吸收塔高。5-46. 逆流吸收-解吸系统，两塔的填料层高度相同。已知吸收塔入塔的气体组成为0.0196，要求回收率为95%，入塔液体组成为0.006（均为摩尔分率）。操作条件下吸收系统的气液平衡关系为Y*=0.125X，液气比为最小液气比的1.4倍，气相总传质单元高度为0.5m；解吸系统用过热蒸汽吹脱吸收液中的溶质，其气液平衡关系为Y*=2.5X，汽液比为0.4，试求：（1） 吸收塔出塔液体组成；（2） 吸收塔的填料层高度；（3） 解吸塔的气相总传质单元高度；（4） 欲将吸收塔的回收率提高到96%，应采取哪些措施？（定性分析）解： (1
20、) ,由全塔物料衡算：(2) 计算z填料层高度：(3) 解吸塔物料衡算：吸收塔与解吸塔填料层高度相同。（4） 1）增大吸收塔内的液气比, 2）降低吸收剂浓度。蒸馏6-31 某二元混合物蒸汽，其中轻、重组分的摩尔分数分别为0.75和0.25，在总压为300kPa条件下被冷凝至40，所得的汽、液两相达到平衡。求其汽相摩尔数和液相摩尔数之比。已知轻、重组分在40时的蒸汽压分别为370kPa和120kPa。解：两相中，设汽相摩尔量为V，液相摩尔量为L，总量为F，则由以上两式可得：事实上，汽液平衡体系中，两相的摩尔量比值服从杆杠定律。6-32 苯和甲苯组成的理想溶液送入精馏塔中进行分离，进料状态为汽液共
21、存，其两相组成分别如下：，。用于计算苯和甲苯的蒸汽压方程如下：其中压强的单位为Pa，温度的单位为。试求：（1）该进料中两组份的相对挥发度为多少？（2）进料的压强和温度各是多少？（提示：设进料温度为92）解：（1）混合物中两组分的相对挥发度：（2）设进料温度为92，则由此求得体系的相对挥发度为：其值与（1）中所求相对挥发度足够接近，故可认为进料温度为92。体系总压为：6-33 一连续精馏塔分离二元理想混合溶液，已知某层塔板上的气、液相组成分别为0.83和0.70，与之相邻的上层塔板的液相组成为0.77，而与之相邻的下层塔板的气相组成为0.78（以上均为轻组分A的摩尔分数，下同）。塔顶为泡点回流。
22、进料为饱和液体，其组成为0.46，塔顶与塔底产量之比为2/3。试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。解： （1）精馏段操作线方程：将该板和上层板的汽液相组成代入有：(a)再将该板和下层板的汽液相组成代入有：(b)联解（a）、（b）两式可得：，则精馏段的操作线方程为：（2）提馏段操作线方程：，（泡点进料），代入上式可得：(c)可得。将有关数据代入式(c)可得提馏段操作线方程为：6-34 如图所示，用精馏塔分离二元混合物，塔顶有一分凝器和一个全凝器。分凝器引出的液相作为回流液，引出的气相进入全凝器，全凝器引出的饱和液相作为塔顶产品。泡点进料，进料量为180kmol/h，其组成为0.
23、48(轻组分的摩尔分数，下同)。两组分的相对挥发度为2.5，回流比为2.0。要求塔顶产品浓度为0.95，塔底产品浓度为0.06，求（1）分凝器和全凝器的热负荷分别是多少？（2）再沸器的热负荷是多少？（3）理论上再沸器的最低热负荷是多少？已知塔顶蒸汽冷凝相变焓为22100kJ/kmol，塔底液体汽化相变焓为24200 kJ/kmol习题6-34附图解：求冷凝器和再沸器的热负荷，首先求出两者中的冷凝量和汽化量。（1）全凝器冷凝量 全凝器热负荷：分凝器冷凝量：分凝器热负荷：（认为分凝器中的蒸汽和全凝器中的蒸汽冷凝潜热近似相等）（2）再沸器蒸发量：再沸器热负荷：（3）在产品产量和纯度要求一定的情况下，
24、再沸器的热负荷取决于回流比R。R越小则热负荷越小。所以，再沸器的最小热负荷与最小回流比对应。饱和液体进料，最小回流比可计算如下：6-35 某二元连续精馏塔，操作回流比为2.8，操作条件下体系平均相对挥发度为2.45。原料液泡点进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽加热。原料液、塔顶馏出液、塔釜采出液浓度分别为0.5、0.95、0.05（均为易挥发组分的摩尔分数）试求：（1）精馏段操作线方程；（2）由塔顶向下数第二板和第三板之间的汽、液相组成；（3）提馏段操作方程；（4）由塔底向上数第二和第三块板之间的汽、液相组成。解：（1）精馏段操作线方程：（2）由相平衡方程 可得：（3）提馏段操作
25、线方程推导： 所以（4）由提馏段操作线方程可得：6-36 用常压连续操作的精馏塔分离苯和甲苯混合液，已知进料含苯0.6（摩尔分数），进料状态是汽液各占一半（摩尔数），从塔顶全凝器中送出的馏出液组成为含苯0.98（摩尔分数），已知苯-甲苯系统在常压下的相对挥发度为2.5。试求： （1）进料的气、液相组成；（2）最小回流比。解：（1），进料状态为汽液各占一半（摩尔数）作易挥发组分的质量衡算：又有相平衡方程：联立求解，得，。所以，进料的液相组成为0.49，汽相组成为0.71。（2），线方程为：，联立求解和，可得交点坐标为，所以：6-37 在常压连续精馏塔中分离二元理想混合物。塔顶蒸汽通过分凝器后，3
26、/5的蒸汽冷凝成液体作为回流液，其浓度为0.86。其余未凝的蒸汽经全凝器后全部冷凝，并作为塔顶产品送出，其浓度为0.9（以上均为轻组分的摩尔分数）。若已知操作回流比为最小回流比的1.2倍，泡点进料，试求：（1）第一块板下降的液体组成；（2）原料液的组成。解（1）回流比：由相平衡关系由精馏段操作线方程得：由相平衡方程可求得(2)原料液的组成因为，所以当采用泡点进料时，即(a)(b)联立求解(a)、(b)式，可得所以6-38 某二元混合物含易挥发组分为0.15（摩尔分数，下同），以饱合蒸汽状态状态加入精馏塔的底部（如附图所示），加料量为100kmol/h，塔顶产品组成为0.95，塔底产品组成为0.
27、05。已知操作条件下体系平均相对发度为2.5。试求： 习题6-38附图（1）该塔的操作回流比；（2）由塔顶向下数第二层理论板上的液相浓度解：（1） 全塔质量衡算：根据恒摩尔流假定，塔内上升蒸汽量应等于进料量，即 V=F=100kmol/h。由可得： （2）操作线方程为：6-39 1kmol/s的饱和蒸汽态的氨-水混合物进入一个精馏段和提馏段各有1块理论塔板（不包括塔釜）的精馏塔，进料中氨的组成为0.001（摩尔分数）。塔顶回流为饱和液体，回流量为1.3kmol/s。塔底再沸器产生的汽相量为0.6kmol/s。若操作范围内氨-水溶液的汽液平衡关系可表示为y=1.26x，求塔顶、塔底的产品组成。
28、习题6-39附图解：参见本题附图，该塔共有包括塔釜在内的三块理论板。 饱和蒸汽进料，则由相平衡方程： 由精馏段操作线方程： 由相平衡方程：由提馏段操作线方程：由相平衡方程：所以全塔物料衡算：解得：，6-40 常压下在一连续操作的精馏塔中分离苯和甲苯混合物。已知原料液中含苯0.45（摩尔分数，下同），汽液混合物进料，汽、液相各占一半。要求塔顶产品含苯不低于0.92，塔釜残液中含苯不高于0.03。操作条件下平均相对挥发度可取为2.4。操作回流比R=1.4Rmin。塔顶蒸汽进入分凝器后，冷凝的液体作为回流流入塔内，未冷凝的蒸汽进入全凝器冷凝后作为塔顶产品，如图所示。试求：(1) q线方程式；(2)
29、精馏段操作线方程式。(3) 回流液组成和第一块塔板的上升蒸汽组成习题6-40附图（2）求q线与精馏段操作线交点坐标（3） 6-41 某二元理想溶液，其组成为xF=0.3（易挥发组分摩尔分数，下同），流量为F=100kmol/h，以泡点状态进入连续精馏塔，回流比为2.7。要求塔顶产品纯度xD=0.9、塔釜产品浓度为xW=0.1。操作条件下体系的平均相对挥发度为2.47，塔顶全凝器，泡点回流。用逐板计算法确定完成分离任务所需的理论板数。 解：相平衡方程 精馏段操作线方程： 全塔质量衡算：提馏段操作线方程： 逐板计算中间结果如下：从计算结果来看，达到分离要求需要9块理论板（包括塔釜一块），其中精馏段
30、5块，第6块板进料。6-42 设计一分离苯-甲苯溶液的连续精馏塔，料液含苯0.5，要求馏出液中含苯0.97,釜残液中含苯低于0.04（均为摩尔分数），泡点加料，回流比取最小回流比的1.5倍，苯与甲苯的相对挥发度平均值取为2.5，试用逐板计算法求所需理论板数和加料位置。解： 求回流比泡点加料所以精馏段操作线方程：上式与q线方程联立求解，可得由点与点可得提馏段操作线方程：汽液平衡方程为从塔顶开始计算：代入精馏段操作线方程可得：精馏段逐板计算结果如下塔板序号液相组成气相组成010.92820.9700020.86690.9421030.78790.9028040.69770.8523050.6073
31、0.7945060.52810.7367070.46630.6860其中，所以精馏段需要6块理论板，加料板为第7板块理论板。提馏段逐板计算结果如下：塔板序号液相组成气相组成070.46630.6860080.39650.6216090.30770.5263100.21400.4050110.13290.2771120.07400.1665130.03630.0860，提馏段需要7块理论板。全塔共需13块理论板，第7块为加料板。6-43 用图解法求解第6-42题6-44 苯和甲苯的混合物组成为50%，送入精馏塔内分离，要求塔顶苯的含量不低于96%，塔底甲苯含量不低于98%（以上均为质量百分数）。
32、苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5，操作回流比取为最小回流比的1.5倍。（1）若处理20kmol/h的原料，求塔顶馏出液和塔底采出液各为多少kg/h；（2）分别求泡点进料和饱和蒸汽进料情况下的最小回流比；（3）求饱和蒸汽进料时进料板上一层塔板上升蒸汽的组成（假定进料组成与进料板上升的蒸汽组成相同）；（4）若泡点进料，假定料液加到塔板上后，液体完全混合，组成为50%（质量分数），求上升到加料板的蒸汽组成。 解：（1）将已知的质量分数都转化为摩尔分数：，据此可求塔顶馏出液的平均分子量：78.5kg/kmol；塔釜采出液的平均分子量：91.7kg/kmol。由全塔质量衡算可求塔顶馏出液量：则塔釜采出液
33、量：习题6-44附图（2）泡点进料，最小回流比为：饱和蒸汽进料：（3）操作回流比：精馏段操作线方程：饱和蒸汽进料，因进料组成与进料板上升蒸汽组成相同（如附图所示），因此。xF-1与yF满足精馏段操作线方程：代入数据解得：xF-1=0.395xF-1与yF-1满足相平衡关系：（4）操作回流比：饱和液体进料，提馏段操作线方程：由题意，由加料板下降的液体浓度与进料浓度相同，xF=0.541，该浓度与下一板上升蒸汽的浓度满足提馏段操作线方程，此即为由进料板的下一层板上升的蒸汽（进入进料板）的浓度。6-45 某一连续精馏塔分离一种二元理想溶液，饱和蒸汽进料，进料量，进料浓度（轻组分摩尔分数，下同），塔顶
34、产品纯度，塔底产品纯度。系统的平均相对挥发度。塔顶为全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热，且知塔釜的汽化量为最小汽化量的1.5倍。试求：（1）塔顶易挥发组分的回收率；（2）塔釜的汽化量；（3）流出第二块理论板的液体组成（塔序由塔顶算起）解（1）全塔质量衡算 解以上方程组得，塔顶易挥发组分的回收率（2），因为 ，所以 ，则 由上式可知，塔釜的最小汽化量对应着最小回流比，即而点为线与平衡线的共同交点。由平衡线方程可得因为，所以，将此数据代入上式可解得所以 （3）由汽液平衡方程可得 将代入上式解得：因为精馏段的操作线方程为：将和代入上式可得：所以由汽液相平衡方程可得将代入上式可解得：，此即为流出第二块
35、理论板的液体组成。6-46 如图所示，用一个蒸馏釜和一层实际板组成的精馏塔分离二元理想溶液。组成为0.25（轻组分摩尔分数，下同）的料液在泡点温度下由塔顶加入，两组分的相对挥发度为3.4。若塔顶轻组分的回收率达到85%，并且塔顶产品组成为0.35，试求该层塔板的液相默弗里板效率。习题6-46附图解：由全塔质量衡算及回收率定义可得：由该式可解得因为全塔为提馏段，且为泡点进料，所以 ，所以提馏段操作线方程为 已知，则与在理论上成平衡的液相组成为：该板的实际液相组成与自塔釜上升的蒸汽组成满足操作线方程，而与塔釜液相组成成相平衡关系： 将此结果代入操作线方程，可得该板的默弗里板效率为：6-47 有一2
36、0%（轻组分摩尔百分数，下同）甲醇-水溶液，用一连续精馏塔加以分离，希望从塔顶和中间某板上分别得到96%及50%的甲醇溶液各半，釜液浓度不高于2%。操作回流比为2.2，泡点进料，塔釜采用直接蒸汽加热，试求：（1）三段的操作线方程；（2）所需理论板数及加料口、侧线采出口的位置；（3）若只于塔顶取出96%的甲醇溶液，问所需理论板数较（1）多还是少？（甲醇-水体系的汽液平衡数据见教材P371）解：（1）第一段操作线方程，代入上式可得该段操作线方程为：第二段操作线方程 其中 所以，整理得考虑到，并代入有关数据，得第二段操作线方程：第一段与第二段操作线相交于点第二段操作线与线相交于点连结点和点，得则第三
37、操作线方程：（2）图解法得所需理论板数，第8块为侧线采出，第10块为进料板。（3）图解法得所需理论板数，比无侧线采出所需理论板数少。6-48 将流率为100kmol/h、组成为（轻组分摩尔分率，下同）的二元混合物送入一精馏塔塔顶进行回收，要求塔顶回收率为0.955，塔釜液组成为。泡点进料，系统的平均相对挥发度。试求（1）馏出液组成，塔顶、塔底产量；（2）操作线方程；（3）在加料流率及塔釜蒸发量不变时，可能获得的最高馏出液浓度。解：（1）因为，所以由全塔质量衡算可得：解得：， （2）因为料液从塔顶加入，所以该塔只有提馏段操作线方程为：。因为，所以，即操作线方程为： （3）在F、D、W一定的情况下
38、，最大馏出液浓度对应着理论板数为无穷多。 习题6-48附图此时，可能是操作线上端点落在平衡线上，即xD（y1）与xF满足相平衡方程（如图所示）据此结果求得：， 不可能！由于塔顶、塔底采出率的制约，既使板数为无穷多，也不可能使xD达到0.667与N=对应的另一种可能现象是：操作线下端点落在平衡线上，即，则此时6-49 用仅有两块理论塔板（不包括塔釜）的精馏塔提取水溶液中易挥发组分。流率为50kmol/h的水蒸汽由塔釜加入；温度为20、轻组分摩尔分数为0.2、流率为100kmol/h的原料液由塔顶加入，汽液两相均无回流。已知原料液泡点为80，平均定压比热为100kJ/kmol，相变焓为40000
39、kJ/kmol。若汽液平衡关系为y=3x，试求轻组分的回收率。解：此塔的特殊性在于它是个既无汽相回流也无液相回流的提馏塔。先确定加料热状况：塔内液相流量。这说明进料在塔顶将上升蒸汽中的15kmol/h冷凝，则进入塔顶冷凝器的蒸汽量为35kmol/h，此即为塔顶馏出液量D。由于无回流，所以由某截面至塔底的质量衡算可导出操作线方程，或（其中V为塔内上升蒸汽流量，它等于塔釜通入的水蒸汽量50kmol/h）塔釜的上升蒸汽应与成平衡，即而塔釜的上升蒸汽与第二块板的液相满足操作线方程，即所以，即。因为所以由操作线方程可得解得。又，得。将这些结果代入轻组分的质量衡算式，由此可以解得：，轻组分的回收率6-50
40、 在一连续精馏塔中分离苯甲苯溶液。塔釜为间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器，泡点回流。进料中含苯35%（摩尔百分数，下同），进料量为100kmol/h，以饱和蒸汽状态进入塔中部。塔顶馏出液量为40kmol/h，要求塔釜液含苯量不高于5%，采用的回流比R=1.54Rmin，系统的相对挥发度为2.5。试求：（1）分别写出此塔精馏段及提馏段的操作线方程。（2）已知塔顶第一块板以液相组成表示的默弗里板效率为0.54，求：离开塔顶第二块板升入第一块板的气相组成。（3）当塔釜停止供应蒸汽，保持前面计算所用的回流比不变，若塔板数为无限多，问釜残液的浓度为多大？解： （1） 作全塔质量衡算 饱和蒸汽进料 q=0，yq=yF=0.35 R=1.542.6=4精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： （2） x0=xD=0.8 y1=xD=0.8 （3）因理论板数为无穷多，可能是精馏线与q线交点（xq,yq）落于平衡线上，于是：其中上述计算结果显然不合理。现假设x
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