化工原理第四版课后习题答案(王志魁编)全.pdf

目 录绪论.1第一章流体流动.2第二章流体输送机械.23第三章沉降与过滤.33第四章传热.39第五章吸收.63第六章蒸储.86第七章干燥.116*第四章传 热热传导【4-2】有一冷藏室，其保冷壁是由30mm厚的软木做成的。软木的热导率入=0.043W/(m-)o若外表面温度为28,内表面温度为3,试计算单位表面积的冷量损失。解 已知 4=3,t2=28,2=0.043沙/(加),b=0 03m,则单位表面积的冷量损失为2 z、0.043 z、29=%2)=7(3 28)=-35.8 W Imb 0.03【4-4】燃烧炉的平壁由下列三层材料构成：耐火砖层，热导率7=1.05W/(m-),厚度b=230mm；绝热砖层，热导率7=0.151 W/(m-)；普通砖层，热导率丸=0.93W/(m-)。耐火砖层内侧壁面温度为1000,绝热砖的耐热温度为940,普通砖的耐热温度为130o(1)根据砖的耐热温度确定砖与砖接触面的温度，然后计算绝热砖层厚度。若每块绝热 砖厚度为230mm,试确定绝热砖层的厚度。(2)若普通砖层厚度为240mm,试计算普通砖层外表面温度。解(1)确定绝热层的厚度温度分布如习题4-4附图所示。通过耐火砖层的热传 导计算热流密度如4q=1(4-2)41.05 2=-(1000-940)=274 W/m0.23绝热砖层厚度久的计算%q=二(一%)打0.151b,=-(940-130)=0.446 m274每块绝热砖的厚度为0.23m,取两块绝热砖的厚度为b2=0.23x 2=0 4的。(2)计算普通砖层的外侧壁温乙先核算绝热砖层与普通砖层接触面处的温度/qb,274x0.46t.=940-=105.3 C4 0.151/3小于130,符合要求。通过普通砖层的热传导，计算普通砖层的外侧壁温小4q=一）b3qb.274x0.24t,=-口=105.3-=34.6C4 0.93【4-6】某工厂用0170祖根x5加根的无缝钢管输送水蒸气。为了减少沿途的热损失，在管 外包两层绝热材料，第一层为厚30mm的矿渣棉，其热导率为0.065少/（加.K）；第二层为厚 30mm的石棉灰，其热导率为0.2UF/（加.K）。管内壁温度为300C,保温层外表面温度为40 o管路长50m。试求该管路的散热量。解_2万（4-。）1 1 1 1 4 1 1 In-1-In-1-In 2 万(300-40)=1 85 I1 115 1 145In-1-In-1-In-45 80 0.065 85 0.21 115=284 W/mQ=qll=284x50=1.42xl0V=14.2 kW【4-7】水蒸气管路外径为108mm,其表面包一层超细玻璃棉毡保温，其热导率随温度%/的变化关系为4=0.033+Q 0002向F/O.K）。水蒸气管路外表面温度为150,希望保温 层外表面温度不超过50,且每米管路的热量损失不超过160少/加。试确定所需保温层厚度。解 保温层厚度以b表示dt dt%=一42%/=-2（0.033+0.00023z）r dr drt,r2 drqA 一=-2TI(0.033+0.00023%)由 Jri r 4r9 0.0023 2 2%In=0.033(-t2)ri L 2已知%=150,%=50,q=160W/mq=0.054m,r2=+b=0.054+b160-0066X3/4X(150-50)+6()()023X34X(15()2-SO?)J1+上I 0.054山+上I 0.05420.73+14.45160解得保温层厚度为b=0.0133m=13.3mm保温层厚度应不小于13.3mm 对流传热【4-9】空气以4加/s的流速通过075.5加加x3.75加根的钢管，管长5加。空气入口温度为 32,出口温度为68o(1)试计算空气与管壁间的对流传热系数。(2)如空气流速增加一倍，其他条件均不变，对流传热系数又为多少？(3)若空气从管壁得到的热量为578%,钢管内壁 的平均温度为多少。解 已知=4m/s,d=0.068m,I=5m,4=32,t2=68(1)对流传热系数计算空气的平均温度 乙=/劣0。查得空气在50C时的物性数据夕=1.093左g/,=1.96*10一5尸1”，2=2.83xlO-V/(m-),嗫=1.005/(植.)Pr=0.698,空气被加热，Pr的指数=0.4雷诺数dupRe=-0.068x4x1.0931.96x105=1.52x104湍流I 5=-=73.5 60d 0.068对流传热系数 2=0.023-Re08 Pr0-4 da=0.023 x 2,83xl x(1.52 xlO4)08 x(O.698)04=18.4 W/(m2 )0.068(2)空气流速增加一倍，对流传热系数十为a=au0.8I=18.4x0.8I=32 PF/(m2)2(3)若空气从管壁得到的热量为578少，计算钢管内壁平均温度用式。=-O)计算钢管内壁的平均温度&o已知空气进出口平均温度 tm=50。在第(1)项中已计算出对流传热系数。=18.4印/(/.)钢管内表面积为/=d/=%x 0.068x5=1.07/钢管内壁平均温度&%+2=50+=79.4。aA 18.4x1.074-10温度为10,压力为101.3kPa的空气，以10相/5的流速在列管式换热器管间 沿管长方向流动，空气出口温度为30。列管式换热器的外壳内径为190mm,其中装有37 根的。19根根x 2根根钢管，钢管长度为2mo试求钢管外表面对空气的对流传热系数a。解 已知空气压力夕=101.%Pa,温度=10,t2=30,空气的平均温度 乙=-3220。查得空气在20。的物性数据为：密度夕=1.128左g/,比热容嗫=1.005xl()3/(左g.c),热导率4=2.76x IOz%/小。,黏度,=L91x 1。5以，普朗特数Pr=0.699,空气被加热，Pr的指数=0.4空气流动的截面积j(0.192-37x0.0192)湿润周边 万(0.1 3&7.0当量直径4x(0 1.92-37x0 0192)d=-=0.0255-(0 1.9+37x0 019)I 2二-=78.4 60de 0.0255已知空气的流速 u=m/s雷诺数R工国4湍流对流传热系数a=0.023 Re0-8 Pr0-4=0.023 x 2,76 X 10 x(1.51 x IQ4)08 x(0.699)-4 d 0.0255 7=4 7 5灰/攻 2.。4-11有一*套管式换热器，内管为因8根根x2.5加加，外管为姬7加加x3加根的钢管，内管 的传热管长为2m。质量流量为2530左g/的甲苯在环隙中流动，进口温度为72,出口温度 为38。试求甲苯对内管外表面的对流传热系数。解甲苯的温度 7=72c T2=38,平均温度 7；=)；=55。甲苯在55的物性数据有：密度夕=830kg/,比热容嗫=1.83x1。/(左g.。)，热导率X=0.128W/(m-),黏度 =4.3xl(r4pa.s甲苯的质量流量 北1=2 5 3%反体积流量 夕月=夕和/夕=2530/830=3.05 m/h甲苯在环隙中的流速计算套管的内管外径团=0.038m,外管内径魅=0.051m,Q流速 u-=0.933 m I s3600 x X(0.0512-0.0382)甲苯对内管外表面的对流传热系数。计算套管环隙的当量直径 de=d2-d,=0.051-0.038=0.013mI 2=-=154 60d 0.013d up 0.013 x 0.933 x 830 4、/山、,左上上=-=2.34 x 1(/湍流cu 1.83X103 X4.3X10-4 Pr=-=-=6.152 0.128甲苯被冷却 =0.3=0.023 Re0-8 Pr0-3 de0.128/4XO.80.023x-x(2.34xl04)0.013 1 7x(6.15)03=1222 W-)两流体间传热过程的计算4-16用冷却水使流量为2000起/的硝基苯从355K冷却到300K,冷却水由 15升到35,试求冷却水用量。若将冷却水的流量增加到3.5/，试求冷却水的出口温 度。解 硝基苯流量垢=2000炫/，平均温度明=1=355；二327.5K,比热容J=1.58AJ/(左g K)硝基苯的放热量。=qmCp-T)2000/、=-xl.58x(355 300)=48.3 kW3600 1 7(1)冷却水用量计算 平均温度。=空二池产=25。比热容嗫2=4179”/(短),密度夕=997左g/48.3x3600q D=-=-嗫 2(%一4)4.179(35-15)=2080 kg thqv2=也=2.09 m thV P(2)用水量2=3.5/%时，求”？用水量增大，水出口温度应降低。先假设水的比热容及密度不变。从上面的计算式可知春2与色-G成反比，故2.093.5t2-15 35-15t2=26.9Q假设为=26.9。水的平均温度.詈二驾查得水的比热容嗫=4.182 V/（g-）,密度夕=998左g/Q _ Q%2%2 2%2 2计算G与假设相符。“2=15+48.3x36004.182x3.5x998=26.9【4-17】在一换热器中，用水使苯从80冷却到50,水从15升到35。试分别计算并流操作及逆流操作时的平均温度差。解（1）并流操作苯 7=80 月=50水%=15 f%=35Nt、=65 A.=15（2）逆流操作苯 7；=80.心=50芍=35。4=15。水Atr=45 At2=35A t.A tr,并二-:开 AtIn jAt265-15m6115A4/M=45/35 234.rcAt.At45+35-=-=404%逆22【4-19】用绝对压力为300kPa的饱和水蒸气将体积流量为80/z的苯胺从80c加热到100o苯胺在平均温度下的密度为955格/,比热容为2.3UJ/（左g.C）。试计算：（1）水蒸气用量（饯/）；（2）当总传热系数为800匹/（/C）时所需传热面积。解（1）水的比汽化热=2168”/修，苯胺体积流量/2=80/，苯胺吸收的热量为Q=qv2pcp（2-/1）=80X955X2.31X103 X（100-80）=3.53x109/友=3 53x1（）6 kJ hl=9.8X105FF水蒸气用 量 Qmi=KI=1628左g/h r 2168（2）计算传热面积A 已知K=800用/（病）,水蒸气的夕=300%”133.3C。水蒸气 133.3C 133.3苯胺 80C 100CA%=53.3 A%=33.353.3+33.3At=-.工=-=43.322Q 9.8xl05 2A=-=-=28.3 mKAtm 800 x43.3【4-20】有一套管式换热器，内管为亚8丽加x 1丽的钢管，内管中有质量流量为 3000左g/的热水，从90冷却到60o环隙中冷却水从20c升到50。总传热系数 2000/(m2-)o试求：(1)冷却水用量；(2)并流流动时的平均温度差及所需传热面积;逆流流动时的平均温度差及所需传热面积。解(1)冷却水用量以2计算热水平均温度/=ZLZ1=90+60=75,。4 191 kJ2 2。冷水平均温度.加；：。=35,嗫2=4 174 kJ/侬热量衡算x 4.174 xlO3 x(50-20)=3000 x4.191 xl03 x(90-60)=3.77 xlO8 J/h%2=3012 kg I h(2)并流热水 4=90.n=60冷水-=20。、50。=70=1070-10。At=-=30.8Cm 70In 10传热面积/QA-3.77xl08/3600 2=1.7 mKA今,2000 x30.8(3)逆流热水 7；=90 T2=60=50 L=20、人 r二-10-6尸1.5A=2.83xlO-2Pr/（m-K）,cp=1.005xl03 J/（kg,K）,P 匚0 6 9空气流量3000-x 29=3884 kg/h22.4,qv=qm/p=3884/1.093=3554 m/h热负荷/、3884 3/、40=9机 Cp(q-G=公而 x 1.005x1()3x(90 一 10)=8.67x10，W水蒸气p=200kPa,T=120.2平均温度差A%=T-t,=120.2 10=110.2。A%=T-t2=120.2 90=30.2。AA-At,110.2-30.2 s=-工=-=62m 110.2In L In-Aq 30.2空气流速 u=-=-=11.6 misTC o TC o3600 x3600 x X(0.02)2 X271 4 4du p 0.02 x 11.6 x 1,093Re=-=-z-ju 19.6x06=1.29xl04湍流a=0.O23-Re08 Pr=0.023 x 2-83x10 X(L29 xlO4)08 x(0.698),=54.8 W I(m-K)d 0.02 7K a=54.8W/(m2-K)KMm 54.8x62已有换热器的传热面积为A=7idln=-x 0.02x1.6x271=27.2m2 够用4-28有一钢制套管式换热器，质量流量为2000左g/Tz的苯在内管中，从80C冷却到 50o冷却水在环隙中从15升到35O已知苯对管壁的对流传热系数为600匹/（/.K）,管壁对水的对流传热系数为1000/（川/）。计算总传热系数时，忽略管壁热阻，按平壁计 算。试回答下列问题：（1）计算冷却水消耗量；（2）计算并流流动时所需传热面积；（3）如改变 为逆流流动，其他条件相同，所需传热面积将有何变化？解 总传热系数K的计算已知%=600沙/（/.K）,%=100。少/（苏.K）a.a?600 x 1000 2K=-=375 W l（m-AT）%+%600+1000什 80+50本 北=80c r2=50,Tm=-=65嗫1=1.86 x IO，/（后g K）,q相=2000kg/h热负荷 Q=qmlcpl(Ti-T2)2000 o z、4=-xl.86xl03x(80-50)=3.1xl04 W3600 1 7冷却水消耗量%215+354=15。，t2=35,tm=-=25。Cp2=4.179x1()3 j/(kg K)Q(%)3.1xl04 x36004.179xl03 x(35-15)=1335 kg/h(2)并流的传热面积A%=(i=80 15=65。，=T2T2=50 35=15。A-AL 65-15-=-=34.1m Nt、65In L In A与 15A=KAt3.1xl04375x34.1=2.42 m(3)逆流时的传热面积AA%n=80 35=45。，A/2=50 15=35。KN。375x40逆流与并流比较，由于逆流的温度差较大，所以传热面积小了一些。【4-29】在一传热面积为20m2的列管式换热器中，壳程用HOC的饱和水蒸汽冷凝以加热 管程中的某溶液。溶液的处理量为2.5xl()4kg/h,比热容为4kJ/(kg.K)。换热器初始使用时可将溶液 由20加热至80。(1)该换热器使用一段时间后，由于溶液结垢，其出口温度只能达到75,试求污垢热阻值；(2)若要使溶液出口温度仍维持在80,在不变动设备的条件下可采取何种措 施？做定量计算。解：原工况条件下的对数平均温差：”二；二：;在0=54.6CIn In 1-1T-t2 110-80此操作条件下的总传热系数：K 二旦=)=25000 x4000 x(80-20)/360。亚/屈 AAt 20 x54.6(1)使用一年后，溶液出口温度下降至75C,此时的对数平均温差为In-In-T-t2 110-75总传热系数 K，二上二 小p2(2f)=25000 x4000 x(75-20)/36。=3 w/(n?.K)AAt AAt 20 x58.2污垢热阻R,=-=1.063xlO-4 m2-K/WK K 1313 1526（2）在不变动设备的条件下，可通过提高加热蒸汽的温度使溶液出口温度仍然维持在80。此时传热温差为人”2（G-G 25000 x 4000 x（80-20）/3600At=-=-=-=03.J UKA KA 20 x1313由此解得 TM=118,2【4-30】有一单管程的列管式换热器，其规格如下：管径为四5加加x2.5加加，管长为3m,管数为37根。今拟采用此换热器冷凝并冷却OS?的饱和蒸气，自饱和温度46。冷去至U 10o CS2在管外冷凝，其流量为300俯/0,比汽化热为350/俯o冷却水在管内，进口温度为5,出口温度为32。逆流流动。已知C52的冷凝和冷却时的总传热系数分别为（=291%/（/.K）和勺=174少/（m2入）（以内表面积为基准）。试问此换热器是否合适？解 CS?质量流量以1=300左g/h,冷凝段7；=46,CS2的比汽化热,=350 x1()3/格冷凝段热负荷300 3=q.r=-x350 x 10=29200 W3600冷却段(=46,T2=10,Tm=46+10=28习题4-30附图Cp=997J/(kgK)冷却段热负荷&P-%997x(46 10)=2990 W3600冷却水5+324=5,t2=32,tm=-=18.5Cp=4.19xl()3/(枪公)冷却水用量21+Q。02(%2-%)29200+29904.19X103 X(32-5)=0.285 kg/s水在两段之间的温度看,用冷却段热负荷.计算。以2cp2(5)=022990q m2cp2+5=-+5=7.50.285x4.19xl03冷凝段平均温度差为/J；）-（46；7.5）=242C 13 46 32（46-7.5）冷却段平均温度差为/%=（46-15）-（10：5）=6.4以2（46 7.5、冷凝段传热面积为4二29200 2-=4.15m2291x24.2冷却段传热面积为4_ 2K2tm22990174x16.4=1.05m2总传热面积 4=4+4=4.15+1.05=5.20m2现有换热器的传热面积按传热管内表面积计算4=如 x0.02x3x37=6.97/传热面积够用。第五章 吸收气液相平衡5-4 100g水中溶解lg NH3,查得20时溶液上方N4的平衡分压为798Pa。此稀溶液的气液相平衡关系服从亨利定律,试求亨利系数E（单位为kPa）、溶解度系数H单位为kmol/mkPa）和相平衡常数m。总压为100左Pa。解 液相中NH3的摩尔分数x=-.=0.01051/17+100/18气相中NH3的平衡分压 P*=0.798 kPa亨利系数 E=夕*/x=0.798/0.0105=76液相中NH3的浓度 c=1x10/17=0石81 kmol/m3V 101x10-3/998.2溶解度系数 H=c I p*=0.581/0.798=0.728切w/1(m-kPa)液相中N4的摩尔分数-1717n=。5气相的平衡摩尔分数 y*=p*/p=0.798/100相平衡常数 域祕=，6或 m=E/夕=7 6/1 0 0=.0【5-7】温度为20,总压为O.IMPa时，CO2水溶液的相平衡常数为m=1660。若总压为IMPa时，相平衡常数m为多少？温度为20时的亨利系数E为多少MPa?解 相平衡常数m与总压p成反比，p=OAMPa 时 m=1660,p=IMPa 时m=m=1660 x-=166P 1亨利系数 E=mp-mypy-166 MPa【5-9】CO2分压力为50kPa的混合气体，分别与CO2浓度为0.01碗。/的水溶液和CO2浓 度为0.05加疗的水溶液接触。物系温度均为25,气液相平衡关系P*=1.662。试求 上述两种情况下两相的推动力（分别以气相分压力差和液相浓度差表示），并说明CO2在两种情况 下属于吸收还是解吸。解 温度”25。，水的密度为2=997左g/混合气中CO2的分压为p=50a水溶液的总浓度c-=kmol/m3水溶液18（1）以气相分压差表示的吸收推动力液相中CO2的浓度j=O.OUcmo/CO2/川水溶液液相中CO2的摩尔分数x=cA/c=Q，Q1=0.75 NG 8再从式乙计算K/KYaQ惰性气体流量 G=2000 x(1-0.05)=2000 x0.95 m/h(20 ,101.33)理想气体在273KJ01.325kPQ时的摩尔体积为22.4 vn I kmol在298K、101.325Ha下的摩尔体积为298 322.4x-=24.45m3/kmol2732000 x 0.95 zG=-=77.7kmol/h,塔径=0.88 m24.45塔截面积 Q=:4=rx(0.88=0.608/体积总传质系数r G 77-7 3 7 xKva=-=-=170 kmol/(m n)HOGQ 0.75X0.608(2)每小时丙酮回收量为G(X-切=77.7x(0.0526-0.00264)=3.88kmol/h58x3.88=225kg/h(3)填料层加高3%Z=6+3=9根，HOG=0.75贝U NQG=2=9=J2,=1.24HOG 0.75 mGY f从教材图5-23查得 U=o.o2Y=0.023 Y1=0,023x0.0526=0.00121填料层Z=9根时，丙酮的回收量为G(Q-2)=77.7(0.0526-0.00121)=3.99kmol/h多回收丙酮 3.99-3.88=0.11局w/0 也可以如下计算GQ；y)=77.7(0.00264 0.00121)=0.Ill 左m o/【5-20】有一填料吸收塔，用清水吸收混合气中的溶质A,以逆流方式操作。进入塔底混合气 中溶质A的摩尔分数为1%,溶质A的吸收率为90%。此时，水的流量为最小流量的1.5倍。平衡 线的斜率m=l。试求：(1)气相总传质单元数NG；(2)若想使混合气中溶质A的吸收率为95%,仍 用原塔操作，且假设不存在液泛，气相总传质单元高度不受液体流量变化的影响。此时，可 调节什么变量，简便而有效地完成任务？试计算该变量改变的百分数。解 已知必=0.01,=0.8,m=l,X2=0y.0.01乂=-=0.0101,y2=(1-77)1；=(1-0.9)x0.0101=0.001011-1-0.01计算气相总传质单元数0.0101-0.00101_090.0101/1-0(2)要想使吸收率从90%提高到95%,可增大吸收剂用量填料层高度 Z=HOGNOG对于已有的填料塔，其填料层高度已定，吸收剂用量改变不会改变因此，NG不会改 变，仍为 N0G=4.64。新工况下，Y=(1 77)工=(1-0.95)x0.0101=5.05 xlO-4匚必=5.05x10 一 4-oo5Y1-mX2 0.0101用N0G=4.64与I加乙=0.05,从图523查得L 4L=2.1,m=l,故一=2.1mG G为了使吸收率从90%提高到95%,L/G需要从1.35增加到2.1,增加的百分数为2.1-1.351.35xlOO=55.5%第六章蒸 储相平衡【6-3】甲醇(A)-丙醇(B)物系的汽液平衡服从拉乌尔定律。试求温度”80。、液相组成x=0.5(摩尔分数)时的汽相平衡组成与总压。试求总压为101.33注外 液相组成、=0.4(摩尔分数)时的汽液相平衡温度与汽相组成。(3)试求液相组成工=0.6、汽相组成=0.84时的平衡温度与总压。组成均为摩尔分数。用Antoine方程计算饱和蒸气压(kPa)丙醇,“74式中t为温度，。解 =80。)时，pA=iGi.ika,p=DUAQKra一 P-PBX-PA-PB总压 P 0,4PA-PB IOL1-41计算的x值大于已知的x值，故所假设的温度/偏小，重新假设大一点的/进行计算。将3次 假设的/与计算的X值列于下表，并在习题6-3附图1上绘成一条曲线，可知x=0.4时的平衡温度 t=79.5 o习题6-3附表计算次数第一次第二次第三次假设看/758085X0.5480.3870.2520 3I-N5VK5习题6-3附图1卡t=79.5 时，pA=1/7.9左Pa汽相组成“笠二7。2(3)已知 =0.6,y=0.84,求%,p计算_ 歹&一)_ 0用4(1 一。)_ 3 5 pB x(l-y)0.6(1-0.84)-,待求的温度t,就是夕，工=J.。时的温度，用试差法计算。假设”80。，pA=lui.ik。，pB=zxjKra=色工=3.556,大于3.5PB 0。.93温度t越小，则人就越大，故所假设的t偏小。假设”85,pA=乙m.wa,pB=。乙.(DKrap Z15.9-=3.44PB o2.75用比例内插法求a。时的温度t%80 _ 3.5-3.556 _-0.056 85-80 3.44-3.556-0.116/、0.056。”80+(85 80)x-=82.4 7 0.116在此温度下，夕：=1/.乙厂小夕；=OO.JO/m,则1 07 2PA/PB=-=3.556.35故”82.4。为待求的温度可 px 197.2x 0.6息压 p=-=-=140.9 左Pay 0.84【6-4】甲醇(A)-乙醇(B)溶液(可视为理想溶液)在温度20下达到汽液平衡，若液相中甲 醇和乙醇各为100g,试计算汽相中甲醇与乙醇的分压以及总压，并计算汽相组成。已知20时甲 醇的饱和蒸气压为11.83kPa,乙醇为5.93kPa。解 甲醇和乙醇的摩尔质量分别为32和46。甲醇为易挥发组成，液相组成为100/32 百八女x=-=0.59 摩尔分数100/32+100/46甲醇分压 pA=夕;1=11.83x0.59=6.98 止 a乙醇分压 pB=兀（i%）=5.93x（l 0.59）=2.43左Pa总压 p=pA+pB=6.9 2 金3.SbPfc汽相组成 =0.749.4 1【6-5总压为120kPa,正戊烷(A)与正己烷(B)汽相混合物的组成为0.6(摩尔分数)，冷却冷 凝到55,汽液相呈平衡状态。试求液相量与汽相量之比值(摩尔比)。此物系为理想物系。55 下纯组务的饱和蒸气压分别为pA=100.1047,p1=DS.SSKra。解液相组成.一 64.44 46 pA-pB io5.18-64.44汽相组成/7_185,18x0.46y=-=-p 120=0.71液相量L与汽相量V之比值L y-xv 0.71-0.6/说口八=-=0.786（摩尔比）V 4 一 0.6-0.46物料衡算及恒摩尔流量假设【6-9】在压力为101.325左尸a的连续操作的精储塔中分离含甲醇30%(摩尔分数)的甲醇水溶 液。要求储出液组成为0.98,釜液组成为0.01,均为摩尔分数。试求：(1)甲醇的回收率。(2)进料 的泡点。解 操作压力夕=101.325左外，0.3摩尔分数(1)甲醇回收率%计算D Xp xw 0.3 0.01 0.29F XD 0.98 0.01 0.97Dxn 0.29 0.9877,=幺=-x-=0.9766FXF 0.97 0.30(2)进料的泡点计算在夕=101.325人外下甲醇的沸点为64.7C,水的沸息为100,进料的泡点必在647c与100。之间。假设”70。，计算区=i乙o.jika,pB=01.1/ura、生/口口 4 P PR 101.325-31.17液相组成 x=?仆=-=0.745 0.3pA-pB 15.31-31.17计算的x值大于已知的工值，故所假设的温度/偏小，再假设大些的看,重新计算。将3次假设的t与计算的x值列于下表，并在习题6-9附图中绘成一条曲线，可知x=0.3时的泡点为t=84。o习题6-9附表计算次数第一次第二次第三次假设看/708085X0.7450.4040.275进料热状态参数【6-12在101325 kPa下连续操作的精t留塔中分离甲醇-水溶液。进料流量为100切w/人 进料 中甲醇的组成为0.3(摩尔分数)，储出液流量为50袖。/人 回流比尺=2。甲醇-水汽液相平衡数 据见附录。(1)若进料为40的液体，试求进料热状态参数q值，并计算精微段及提储段的下降液 体流量及上升蒸气流量；(2)若进料为汽液混合物，汽液比为7:3,试求0值。解(1)从甲醇-水的汽液相平衡数据可知，舂=0.3时，溶液的泡点乙=78。o从附录查得，甲醇在78时的比汽化热为1065AJ/左g。甲醇的摩尔质量为32假/碗,故其摩 尔汽化热为 10 6 3=2 3映1/0%相,。水在78 0c时的比汽化热为2350。/炫，其摩尔汽化热为2350 x18=42300 kJ/kmol 进料的摩尔汽化热为r=34100 x0.3+42300 x 0.7=39800叔/kmol进料从40c升至78的平均温度为从附录查得甲醇在59时的比热容为2.68V/(炫)，其摩尔热容为 2.68 x 32=85.2/(kmol)。水的比热容为4.2心/(kg),其摩尔热容为4.2 x 18=75.6以/(kmol )。进料的平均摩尔热容为CPL=85.2 x 0.3+75.6 x 0.7=78.5 kJ/(kmol C)进料热状态参数Cpqf)78.5(78-40)q=1-=1 H-=1.07r 39800精微段下降液体量 L=RD=2x50=100kmol/h提储段下降液体量 少=+q尸=100+L07 x 100=207kmol/h精微段上升蒸气量提微段上升蒸气量V=(火+1)0=(2+1)x 50=150kmol/h=K+(1-)F=150+(1-1.07)x100=U3kmol/h(2)4=3/7=0.429操作线方程与0线方程6-13在一常压下连续操作的精微塔中分离某双组分溶液。该物系的平均相对挥发度 0=2.92。(1)离开塔顶第二理论板的液相组成项=0.75(摩尔分数)，试求离开该板的汽相组成外;(2)从塔顶第一理论板进入第二理论板的液相组成/=0.88(摩尔 1分数)，若精微段的液-汽比L/V为2/3,试用进、出第二理论板的汽液两相的物料衡算，计算从下面第三理论板进入第二理论板的 尸W汽相组成，如习题6-13附图所示；(3)若为泡点回流，试求塔顶同 丁不 3流比R；(4)试用精储段操作线方程，计算储出液组成标。3 U解(1)因为是理论板，“与为平衡关系。用相平衡方程从，产_%=0.75计算%。习题6/3附图(2)已知/=0.88,x2=0.75,%=0.898,L/7=2/3,求。第二板易挥发组分的物料衡算为九2)3-)2=0.8 9-(.S)8-0 7)&.8D1(3)计算回流比RR L 2-=，R=2R+l V 3(4)精储段操作线方程R,*D以二将 X=0.88、%=0.898及A=2 代入，求得xD=0.9346-15某连续操作的精储塔，泡点进料。已知操作线方程如下,精微段 y=0.8x+0.172提储段=L3x-0.018试求塔顶液体回流比R、储出液组成、塔釜汽相回流比R;釜液组成及进料组成。解(1)回流比R精微段操作线方程的q=0.8,求得灭=4。R+1(2)微出液组成巧精微段操作线方程的a限二0.172,求得标=0.86(摩尔分数)。R+1(3)塔釜汽相同流比R由提储段操作线方程的3=1.3,求得=3.333。(4)釜液组成通由提储段操作线方程的*=0.018,求得均=0.06。(5)进料组成。泡点进料时 q=l,将=4、xD=0.86、R=3.333、xw=0.06、q=1 代入式+1 产 f+(”1 产 f XD XF XD XF求得 九尸=0.3 另一解法：因泡点进料，贝1线为垂直线，两操作线交点的横坐标为匕。由精微段操作线 为=0.8号+0.172与提储段操作线 为=1.3号-0.018联立求解，可得 马=0.3，6-16在一连续操作的精微塔中分离含50%(摩尔分数)正戊烷的正戊烷-正己烷混合物。进料为汽液混合物,其中汽液比为1：3(摩尔比)。常压下正戊烷-正己烷的平均相对挥发度a=2.923,试求进料中的汽相组成与液相组成。解 进料中的汽相组成歹与液相组成、为相平衡关系，为9线方程与相平衡曲线的交点坐标。因此，用夕线方程与相平衡方程可求解与X。汽液混合物进料时 q=邀孙竺进料量 49线方程工x-l q 1 q-13/4 0.5y=-x-3/4-1 3/4-1=3x+2相平衡方程 a=2.923ax 2.923xy=1+(or-l)x 1+L923x由式(1)与式(2),求得=0.6929,%=0.4357式(1)的另一求法：用进料的物料衡算进料量尸=4,其中液相量%=3,汽相量%=1FXF=LFx+VFy4 x 0.5=3x+y,y=-3x+2理论板数计算6-17想用一连续操作的精微塔，分离含甲醇 0.3摩尔分数的水溶液。要求得到含甲醇0.95摩尔分 数的微出液及含甲醇0.03摩尔分数的釜液。回流比 7?=1.0,操作压力为101.3刀左尸。在饱和液体进料及冷液进料(9=1.07)的两种条件下，试用图解法求理论板数及加料板位置。101.325k。下的甲醇-水溶液相平衡数据，见附录。解 已知 xF=0.3,xD=0.95,xw=0.03,H=1。(1)饱和液体进料，q=l精微段操作线在V轴上的截距为_0-95_0 475 习题 6-17 附图 1R+1 1+1 q=l,q线为通过辱=0.3的垂直线。如习题6-17附图1所示，理论板数为11(包括蒸储釜)，加料板为第8板。(2)冷液进料，夕=1.07精微段操作线在 轴上的截距为xn 0.95=0.475R+1 1+1片1.07,q线的斜率为，-=，21=15:q-1 1 07 1从7图中对角线上点F绘斜率为15.3的0线。如习题6-17附图2所示，理论板数为10(包括蒸储釜)，加料板为第7板。习题6-17附图26-18想用一常压下连续操作的精微塔分离苯的质量分数为0.4的苯-甲苯混合液。要求储 出液中苯的摩尔分数为0.94,釜液中苯的摩尔分数为0.06o塔顶液相同流比R=2,进料热状态参 数q=1.38,苯-甲苯溶液的平均相对挥发度a=2.46。试用逐板法计算理论板数及加料板位置。解 先将进料组成由质量分数0.4换算为摩尔分数。苯的摩尔质量为78,甲苯的摩尔质量为92kg/kmol o0.4/780.4/78+0.6/92=0.44已知 x尸=0.44,xD=0.94,xw=0.06,R=2,q=1.38,a=2.46 o相平衡方程X a-(a-l)y 2.46 1.46y精微段操作线方程R xn 2 0.94y=-x H-=-x-=0.667x+0.313R+l R+1 2+1 2+1塔釜汽相回流比*=(尺+1)上垣+(夕一1)93XD XF XD XF0.4 4-0 0 6.Ck9 4.0 0 6(2+l)x-+(1.38 xj-=20.9 4-0 4 4.Ck9 4.0 4 4提微段操作线方程火+1 xw 2.95+1 y=-x-=-R R 2.950.06 x.-1.34%0.02032.95两操作线交点的横坐标(R+l)x 万+(夕(2+l)x 0.4 4(1 38 X.0 9 4-=0.492+138理论板数计算：先交替使用相平衡方程(1)与精微段操作线方程(2)计算如下X y-R+qyy%=%刀=094 f 的=0.864y2=0.889.%=0.765%=0.824.%=0.655y4=0.750.%=0.549y5=0.679 一4=0.443y6=0.622.4=0.400y7=0.580 f X7=0.360 xf第7板为加料板。以下交替使用提储段操作线方程与相平衡方程（1）计算如下x7=0.360y8=0.462.4=0.258y9=0.326 覆=0.164为0=0.200 t x10=0.092yn=0.103 t xn=0.0447 xw总理论板数为11（包括蒸储釜），精储段理论板数为6,第7板为加料板。最小回流比6-20想用一连续操作的精微塔分离含甲醇0.3摩尔分数的水溶液，要求得到含甲醇0.95 摩尔分数的偏出液。操作压力为101.325左Pa。在饱和液体进料及冷液进料付=1.2）的两种条件下，试求最小回流比凡 0 101.325下的甲 醇一水溶液相平衡数据见附录。解 已知 xF=0.3,xD=0.95 o（1）饱和液体进料此时，操作线与平衡线交点P的坐标为%=%尸=0.3