化工原理天津大學(xué)下冊課后習(xí)題答案

化工原理天津大學(xué)下冊課后習(xí)題參考答案第五章蒸餾1已知含苯05摩爾分率的苯甲苯混合液若外壓為99KPA試求該溶液的飽和溫度。苯和甲苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)見例11附表。T801859095100105X09620748055203860236011解利用拉烏爾定律計(jì)算氣液平衡數(shù)據(jù)查例11附表可的得到不同溫度下純組分苯和甲苯的飽和蒸汽壓PBPA由于總壓P99KPA則由XPPB/PAPB可得出液相組成這樣就可以得到一組繪平衡TX圖數(shù)據(jù)。以T801為例X9940/10133400962同理得到其他溫度下液相組成如下表根據(jù)表中數(shù)據(jù)繪出飽和液體線即泡點(diǎn)線由圖可得出當(dāng)X05時相應(yīng)的溫度為922正戊烷C5H12和正己烷C6H14的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)列于本題附表試求P133KPA下該溶液的平衡數(shù)據(jù)。溫度C5H1222312330244025102606275129173093KC6H1424822591276927902890304832283419飽和蒸汽壓KPA132653801332665321013解根據(jù)附表數(shù)據(jù)得出相同溫度下C5H12A和C6H14B的飽和蒸汽壓以T2482時為例當(dāng)T2482時PB13KPA查得PA6843KPA得到其他溫度下AB的飽和蒸汽壓如下表T2482512591260627512769279289291730483093PAKPA684380001247213300266002948433425488735320089000101300PBKPA130016342600282650275300800013300156942660033250利用拉烏爾定律計(jì)算平衡數(shù)據(jù)平衡液相組成以2606時為例當(dāng)T2606時XPPB/PAPB1332826/13328261平衡氣相組成以2606為例當(dāng)T2606時YPAX/P1331/1331同理得出其他溫度下平衡氣液相組成列表如下T260627512769279289X10383503308002850Y10767073305240根據(jù)平衡數(shù)據(jù)繪出TXY曲線3利用習(xí)題2的數(shù)據(jù)計(jì)算相對揮發(fā)度在平均相對揮發(fā)度下的XY數(shù)據(jù)并與習(xí)題2的結(jié)果相比較。解計(jì)算平均相對揮發(fā)度理想溶液相對揮發(fā)度PA/PB計(jì)算出各溫度下的相對揮發(fā)度T24802510259126062751276927902890291730483093529155634178取2751和279時的值做平均M52914178/24730按習(xí)題2的X數(shù)據(jù)計(jì)算平衡氣相組成Y的值當(dāng)X03835時Y47303835/14731038350746同理得到其他Y值列表如下T260627512769279289529155634178X10383503308020850Y10746070005550作出新的TXY曲線和原先的TXY曲線如圖4在常壓下將某原料液組成為06易揮發(fā)組分的摩爾的兩組溶液分別進(jìn)行簡單蒸餾和平衡蒸餾若汽化率為1/3試求兩種情況下的斧液和餾出液組成。假設(shè)在操作范圍內(nèi)氣液平衡關(guān)系可表示為Y046X0549解簡單蒸餾由LNW/FXXFDX/YX以及氣液平衡關(guān)系Y046X0549得LNW/FXXFDX/0549054X054LN0549054XF/0549054X汽化率1Q1/3則Q2/3即W/F2/3LN2/3054LN054905406/0549054X解得X0498代入平衡關(guān)系式Y(jié)046X0549得Y0804平衡蒸餾由物料衡算FXFWXDYDWF將W/F2/3代入得到XF2X/3Y/3代入平衡關(guān)系式得X0509再次代入平衡關(guān)系式得Y07835在連續(xù)精餾塔中分離由二硫化碳和四硫化碳所組成的混合液。已知原料液流量F為4000KG/H組成XF為03二硫化碳的質(zhì)量分率下同。若要求釜液組成XW不大于005餾出液回收率為88。試求餾出液的流量和組分分別以摩爾流量和摩爾分率表示。解餾出回收率DXD/FXF88得餾出液的質(zhì)量流量DXDFXF884000030881056KG/H結(jié)合物料衡算FXFWXWDXDDWF得XD0943餾出液的摩爾流量1056/760943147KMOL/H以摩爾分率表示餾出液組成XD0943/76/0943/760057/1540976在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離喊甲醇04與說6均為摩爾分率的溶液試求以下各種進(jìn)料狀況下的Q值。1進(jìn)料溫度402泡點(diǎn)進(jìn)料3飽和蒸汽進(jìn)料。常壓下甲醇水溶液的平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。溫度T液相中甲醇的氣相中甲醇的溫度T液相中甲醇的氣相中甲醇的摩爾分率摩爾分率摩爾分率摩爾分率10000007530400729964002013473105007799350040234712060082591200603046930700870893008036567608009158770100418660090095884401505176500950979817020057964010107800300665解1進(jìn)料溫度40753時甲醇的汽化潛熱R1825KJ/KG水蒸汽的汽化潛熱R223136KJ/KG576時甲醇的比熱CV12784KJ/KG水蒸汽的比熱CV24178KJ/KG查附表給出數(shù)據(jù)當(dāng)XA04時平衡溫度T75340進(jìn)料為冷液體進(jìn)料即將1MOL進(jìn)料變成飽和蒸汽所需熱量包括兩部分一部分是將40冷液體變成飽和液體的熱量Q1二是將753飽和液體變成氣體所需要的汽化潛熱Q2即QQ1Q2/Q21Q1/Q2Q104322784753402850748KJ/KGQ282504322313606183554688KJ/KGQ1Q1/Q21082泡點(diǎn)進(jìn)料泡點(diǎn)進(jìn)料即為飽和液體進(jìn)料Q13飽和蒸汽進(jìn)料Q07對習(xí)題6中的溶液若原料液流量為100KMOL/H餾出液組成為095釜液組成為004以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率回流比為25試求產(chǎn)品的流量精餾段的下降液體流量和提餾段的上升蒸汽流量。假設(shè)塔內(nèi)氣液相均為恒摩爾流。解產(chǎn)品的流量由物料衡算FXFWXWDXDDWF代入數(shù)據(jù)得W6044KMOL/H產(chǎn)品流量D10060443956KMOL/H精餾段的下降液體流量LLDR253956989KMOL/H提餾段的上升蒸汽流量V40進(jìn)料Q108VV1QFD1R13846KMOL/HV14646KMOL/H8某連續(xù)精餾操作中已知精餾段Y0723X0263提餾段Y125X00187若原料液于露點(diǎn)溫度下進(jìn)入精餾塔中試求原料液餾出液和釜?dú)堃旱慕M成及回流比。解露點(diǎn)進(jìn)料Q0即精餾段Y0723X0263過XDXDXD0949提餾段Y125X00187過XWXWXW00748精餾段與Y軸交于0XD/R1即XD/R10263R261連立精餾段與提餾段操作線得到交點(diǎn)坐標(biāo)為0534506490XF06499在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯和甲苯的混合溶液。若原料為飽和液體其中含苯05摩爾分率下同。塔頂餾出液組成為09塔底釜?dú)堃航M成為01回流比為20試求理論板層數(shù)和加料板位置。苯甲苯平衡數(shù)據(jù)見例11。解常壓下苯甲苯相對揮發(fā)度246精餾段操作線方程YRX/R12X/309/32X/303精餾段Y1XD09由平衡關(guān)系式Y(jié)X/11X得X107853再由精餾段操作線方程Y2X/303得Y208236依次得到X206549Y307366X305320Y406547X404353X4XF05X3精餾段需要板層數(shù)為3塊提餾段X1X404353提餾段操作線方程YLX/LWWXW/LW飽和液體進(jìn)料Q1L/LWLF/V1W/3D由物料平衡FXFWXWDXDDWF代入數(shù)據(jù)可得DWL/LW4/3W/LWW/LDW/3D1/3即提餾段操作線方程Y4X/301/3Y205471由平衡關(guān)系式Y(jié)X/11X得X203293依次可以得到Y(jié)304058X302173Y402564X401229Y501306X500576X5XW01X4提餾段段需要板層數(shù)為4塊理論板層數(shù)為N3418塊包括再沸器加料板應(yīng)位于第三層板和第四層板之間10若原料液組成和熱狀況分離要求回流比及氣液平衡關(guān)系都與習(xí)題9相同但回流溫度為20試求所需理論板層數(shù)。已知回流液的泡殿溫度為83平均汽化熱為32104KJ/KMOL平均比熱為140KJ/KMOL解回流溫度改為20低于泡點(diǎn)溫度為冷液體進(jìn)料。即改變了Q的值精餾段不受Q影響板層數(shù)依然是3塊提餾段由于Q的影響使得L/LW和W/LW發(fā)生了變化QQ1Q2/Q21Q1/Q2Q1CPJ/KMOLQ232104KJ/KMOLQ18820/3210412756L/LWVWF1Q/VF1Q3DWF1Q/3DF1QDWF2D得L/LW1Q/05Q12815W/LWD/3DF1Q1/12Q02815提餾段操作線方程為Y12815X002815X1X404353代入操作線方程得Y205297再由平衡關(guān)系式得到X203141依次計(jì)算Y303743X301956Y402225X401042Y501054X500457X5XW01X4提餾段板層數(shù)為4理論板層數(shù)為3418塊包括再沸器11在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇水混合液原料液為飽和液體其中含乙醇015摩爾分率下同餾出液組成不低于08釜液組成為002操作回流比為2。若于精餾段側(cè)線取料其摩爾流量為餾出液摩爾流量的1/2側(cè)線產(chǎn)品為飽和液體組成為06。試求所需的理論板層數(shù)加料板及側(cè)線取料口的位置。物系平衡數(shù)據(jù)見例17。解如圖所示有兩股出料故全塔可以分為三段由例17附表在XY直角坐標(biāo)圖上繪出平衡線從XD08開始在精餾段操作線與平衡線之間繪出水平線和鉛直線構(gòu)成梯級當(dāng)梯級跨過兩操作線交點(diǎn)D時則改在提餾段與平衡線之間繪梯級直至梯級的鉛直線達(dá)到或越過點(diǎn)CXWXW。如圖理論板層數(shù)為10塊不包括再沸器出料口為第9層側(cè)線取料為第5層12用一連續(xù)精餾塔分離由組分AB組成的理想混合液。原料液中含A044餾出液中含A0957以上均為摩爾分率。已知溶液的平均相對揮發(fā)度為25最回流比為163試說明原料液的熱狀況并求出Q值。解在最回流比下操作線與Q線交點(diǎn)坐標(biāo)XQYQ位于平衡線上且Q線過XFXF可以計(jì)算出Q線斜率即Q/1Q這樣就可以得到Q的值由式147RMINXD/XQ1XD/1XQ/1代入數(shù)據(jù)得0630957/XQ2510957/1XQ/251XQ0366或XQ107舍去即XQ0366根據(jù)平衡關(guān)系式Y(jié)25X/115X得到Y(jié)Q0591Q線YQX/Q1XF/Q1過04404403660591Q/Q10591044/0366044得Q0670Q1原料液為氣液混合物13在連續(xù)精餾塔中分離某種組成為05易揮發(fā)組分的摩爾分率下同的兩組分理想溶液。原料液于泡點(diǎn)下進(jìn)入塔內(nèi)。塔頂采用分凝器和全凝器分凝器向塔內(nèi)提供回流液其組成為088全凝器提供組成為095的合格產(chǎn)品。塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率96。若測得塔頂?shù)谝粚影宓囊合嘟M成為079試求1操作回流比和最小回流比2若餾出液量為100KMOL/H則原料液流量為多少解1在塔頂滿足氣液平衡關(guān)系式Y(jié)X/11X代入已知數(shù)據(jù)095088/108812591第一塊板的氣相組成Y12591X1/11591X12591079/115910790907在塔頂做物料衡算VLDVY1LXLDXD0907LD088L095DL/D1593即回流比為R1593由式147RMINXD/XQ1XD/1XQ/1泡點(diǎn)進(jìn)料XQXFRMIN10312回收率DXD/FXF96得到F100095/0509619792KMOL/H15在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離苯甲苯的混合液。在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為028041和057試計(jì)算三層中較低的兩層的單板效率EMV。操作條件下苯甲苯混合液的平衡數(shù)據(jù)如下X026038051Y045060072解假設(shè)測得相鄰三層板分別為第N1層第N層第N1層即XN1028XN041XN1057根據(jù)回流條件YN1XNYN028YN1041YN2057由表中所給數(shù)據(jù)24與第N層板液相平衡的氣相組成YN24041/1041140625與第N1層板液相平衡的氣相組成YN124057/1057140483由式151EMVYNYN1/YNYN1可得第N層板氣相單板效率EMVNXN1XN/YNXN057041/0625041744第N層板氣相單板效率EMVN1XNXN1/YN1XN1041028/048302864第六章吸收1從手冊中查得10133KPA,25時,若100G水中含氨1G,則此溶液上方的氨氣平衡分壓為0987KPA。已知在此濃度范圍內(nèi)溶液服從亨利定律試求溶解度系數(shù)HKMOL/M3KPA及相平衡常數(shù)M解液相摩爾分?jǐn)?shù)X1/17/1/17100/1800105氣相摩爾分?jǐn)?shù)Y0987/10133000974由亨利定律YMX得MY/X000974/001050928液相體積摩爾分?jǐn)?shù)C1/17/101103/10305824103MOL/M3由亨利定律PC/H得HC/P05824/09870590KMOL/M3KPA210133KPA,10時氧氣在水中的溶解度可用P331106X表示。式中P為氧在氣相中的分壓KPAX為氧在液相中的摩爾分率。試求在此溫度及壓強(qiáng)下與空氣充分接觸的水中每立方米溶有多少克氧。解氧在氣相中的分壓P10133212128KPA氧在水中摩爾分率X2128/331106000643103每立方米溶有氧0006410332/181061143G3某混合氣體中含有2體積CO2其余為空氣?；旌蠚怏w的溫度為30總壓強(qiáng)為5066KPA。從手冊中查得30時CO2在水中的亨利系數(shù)E188105KPA試求溶解度系數(shù)HKMOL/M3KPA及相平衡常數(shù)M并計(jì)算每100G與該氣體相平衡的水中溶有多少GCO2。解由題意Y002ME/P總188105/5066037103根據(jù)亨利定律YMX得XY/M002/0371030000054即每100G與該氣體相平衡的水中溶有CO2000005444100/1800132GH/18E103/101881052955104KMOL/M3KPA7在10133KPA27下用水吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。甲醇在氣液兩相中的濃度都很低平衡關(guān)系服從亨利定律。已知溶解度系數(shù)H1995KMOL/M3KPA氣膜吸收系數(shù)KG155105KMOL/M2SKPA液膜吸收系數(shù)KL208105KMOL/M2SKMOL/M3。試求總吸收系數(shù)KG并計(jì)算出氣膜阻力在總阻力中所的百分?jǐn)?shù)。解由1/KG1/KG1/HKL可得總吸收系數(shù)1/KG1/1551051/1995208105KG1128105KMOL/M2SKPA氣膜阻力所占百分?jǐn)?shù)為1/KG/1/KG1/HKLHKL/HKLKG1995208/199520815509289288在吸收塔內(nèi)用水吸收混于空氣中的甲醇操作溫度為27壓強(qiáng)10133KPA。穩(wěn)定操作狀況下塔內(nèi)某截面上的氣相甲醇分壓為5KPA液相中甲醇濃度位211KMOL/M3。試根據(jù)上題有關(guān)的數(shù)據(jù)算出該截面上的吸收速率。解由已知可得KG1128105KMOL/M2SKPA根據(jù)亨利定律PC/H得液相平衡分壓PC/H211/19951058KPANAKGPP1128105510584447105KMOL/M2S016KMOL/M2H9在逆流操作的吸收塔中于10133KPA25下用清水吸收混合氣中的CO2將其濃度從2降至01體積。該系統(tǒng)符合亨利定律。亨利系數(shù)552104KPA。若吸收劑為最小理論用量的12倍試計(jì)算操作液氣比L/V及出口組成X。解Y12/9800204Y201/9990001ME/P總552104/1013300545104由L/VMINY1Y2/X1Y1Y2/Y1/M002040001/00204/54551828L/V12L/VMIN622由操作線方程YL/VXY2L/VX2得出口液相組成X1Y1Y2/L/V002040001/622312105改變壓強(qiáng)后亨利系數(shù)發(fā)生變化及組分平衡發(fā)生變化導(dǎo)致出口液相組成變化ME/P總552104/1013300545105L/V12L/VMIN622X1Y1Y2/L/V002040001/62231210410根據(jù)附圖所列雙塔吸收的五種流程布置方案示意繪出與各流程相對應(yīng)的平衡線和操作線并用圖中邊式濃度的符號標(biāo)明各操作線端點(diǎn)坐標(biāo)。11在10133KPA下用水吸收混于空氣中的中的氨。已知氨的摩爾分率為01混合氣體于40下進(jìn)入塔底體積流量為0556M3/S空塔氣速為12M/S。吸收劑用量為最小用量的11倍氨的吸收率為95且已估算出塔內(nèi)氣相體積吸收總系數(shù)KYA的平均值為00556KMOL/M3S水在20溫度下送入塔頂由于吸收氨時有溶解熱放出故使氨水溫度越近塔底越高。已根據(jù)熱效應(yīng)計(jì)算出塔內(nèi)氨水濃度與起慰問度及在該溫度下的平衡氣相濃度之間的對應(yīng)數(shù)據(jù)列入本題附表中試求塔徑及填料塔高度。氨溶液溫度T/氨溶液濃度氣相氨平衡濃度XKMOL氨/KMOL水YKMOL/KMOL20002350005000562600100102900150018315002002734002500436500300543950035007442004009744500450125470050156解混合氣流量GD2U/4D4G/U1/240556/314121/2077MY101/090111Y2Y11005010005Y20005/09950005根據(jù)附表中的數(shù)據(jù)繪成不同溫度下的XY曲線查得與Y10111相平衡的液相組成X100425L/VMINY1Y1/X101110005/004252497L/V11L/VMIN275由操作線方程YL/VXY2可得X1V/LY1Y201110005/27500386由曲線可查得與X1相平衡的氣相組成Y10092YMY1Y2/LNY1Y2011100920005/LN01110092/000500105OGY1Y2/YM01110005/0010510105惰性氣體流量G055610105560905004M3/S0500410133103/83143131949MOL/SHOGV/KYA1949103/005560772/476556103M填料層高度HOGHOG10105765561037654M12在吸收塔中用請水吸收混合氣體中的SO2氣體流量為5000M3標(biāo)準(zhǔn)/H其中SO2占10要求SO2的回收率為95。氣液逆流接觸在塔的操作條件下SO2在兩相間的平衡關(guān)系近似為Y267X試求1若取用水量為最小用量的15倍用水量應(yīng)為多少2在上述條件下用圖解法求所需理論塔板數(shù)3如仍用2中求出的理論板數(shù)而要求回收率從95提高到98用水量應(yīng)增加到多少解1Y2Y110110950005Y101/090111Y20005/100050005L/VMINY1Y2/X1Y1Y2/Y1/26701110005267/01112550L/V15L/VMIN3825惰性氣體流量V500009/22420089用水量L3825200897684KMOL/H2吸收操作線方程YL/VXY2代入已知數(shù)據(jù)Y3825X0005在坐標(biāo)紙中畫出操作線和平橫線得到理論板數(shù)NT55塊14在一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的H2S進(jìn)塔氣相中含H2S體積291要求吸收率不低于99操作溫度300壓強(qiáng)10133KPA平衡關(guān)系為Y2X進(jìn)塔液體為新鮮溶劑出塔液體中H2S濃度為0013KMOLH2S/KMOL溶劑已知單位塔截面上單位時間流過的惰性氣體量為0015KMOL/M2S氣相體積吸收總系數(shù)為0000395KMOL/M3SKPA。求所需填料蹭高度。解Y2Y11002910010000291Y2Y20000291Y100291/100291002997YMY1Y1Y2/LNY1Y1/Y2002997001320000291/LN00299700132/000029100014OGY1Y2/YM0029970000297/00014212HOGV/KYA0015/0000395101330375HOGHOG212037579M第七章干燥1已知濕空氣的總壓強(qiáng)為50KPA溫度為60相對濕度40試求1濕空氣中水氣的分壓2濕度3濕空氣的密度解1查得60時水的飽和蒸汽壓PS19932KPA水氣分壓P水氣PS19932047973KPA2H0622P水氣/PP水氣06227973/5079730118KG/KG絕干31KG絕干氣中含0118KG水氣X絕干1/29/1/290118/18084X水氣0118/18/1/290118/18016濕空氣分子量M018X水氣29X絕干氣180162908427249G/MOL濕空氣密度MP/RT272410350103/83143330493KG/M3濕空氣2利用濕空氣的HI圖查出本題附表中空格內(nèi)的數(shù)值并給出序號4中各數(shù)值的求解過程序號干球溫度濕球溫度濕度相對濕度焓水氣分壓露點(diǎn)KG/KG絕干KG/KG絕干KPA1603500322140530240270024090325320180013755021543028002585954253干球溫度為20濕度為0009KG/KG絕干的濕空氣通過預(yù)熱器加熱到50再送往常壓干燥器中離開干燥器時空氣的相對濕度為80。若空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓干燥過程試求11M3原濕空氣在預(yù)熱器過程中焓的變化21M3原濕空氣在干燥器中獲得的水分量。解1原濕空氣的焓I0101188H0T2490H01011880009202490000943KJ/KG絕干通過預(yù)熱器后空氣的焓I110118800095024900000973756KJ/KG絕干焓變化HI1I030756KJ/KG絕干空氣的密度MP/RT2910310133103/8314293121KG/M31M3原濕空氣焓的變化為H30756121/1009369KJ/KG濕氣2等焓干燥I1I273756KJ/KG絕干假設(shè)從干燥器中出來的空氣濕度T268查得此時水蒸汽的飽和蒸汽壓PS3635KPAH20622PS/PPS0622083635/1013308363500184KJ/KG絕干由I273756101188H2T22490H2試差假設(shè)成立H200184KJ/KG絕干獲得水分量HH2H000184000900094KJ/KG絕干00094121/10090011KJ/KG濕氣4將T025050的常壓新鮮空氣與干燥器排出的T250280的常壓廢氣混合兩者中絕干氣的質(zhì)量比為13。分別用計(jì)算法和做圖法求混合氣體的濕度和焓。解1查得25時和50時水的飽和蒸汽壓分別為3291KPA和1234KPA新鮮空氣濕度H006220PS/P0PS0622053291/10133053291001027KG水/KG絕干廢氣濕度H206222PS/P2PS0622081234/10133081234020142KG水/3KG絕干混合氣濕度HM0010270067143/1300529KG水/KG絕干混合氣溫度TM25503/134375混合氣焓IM101188HMTM2490HM10118800529437524900052918026KJ/KG絕干2做圖發(fā)略5干球溫度T026濕球溫度T023的新鮮空氣預(yù)熱到T195后送入連續(xù)逆流干燥器內(nèi)離開干燥器時溫度為T