传质分离过程课后习题答案.doc 94页

'第一章绪论略第二章习题1.计算在0.1013MPa和378.47K下苯（1）-甲苯（2）-对二甲苯（3）三元系，当x1=0.3125、x2=0.2978、x3=0.3897时的K值。汽相为理想气体，液相为非理想溶液。并与完全理想系的K值比较。已知三个二元系的wilson方程参数（单位：J/mol）：λ12－λ11=－1035.33；λ12－λ22=977.83λ23－λ22=442.15；λ23－λ33=－460.05λ13－λ11=1510.14；λ13－λ33=－1642.81在T=378.4K时液相摩尔体积（m3/kmol）为：=100.91×10-3；=177.55×10-3；=136.69×10-3安托尼公式为（ps：Pa；T：K）：苯：1n=20.7936-2788.51/（T-52.36）；甲苯：1n=20.9065-3096.52/（T-53.67）；对-二甲苯：1n=20.9891-3346.65/（T-57.84）；解：由Wilson方程得：Λ12=exp[-(λ12-λ11)/RT]  =×exp[-(1035.33)/(8.314×378.47)]=2.4450Λ21=0.4165                Λ13=0.8382Λ31=1.244394 Λ23=0.6689Λ32=1.5034lnγ1=1-ln(Λ12X2+Λ13X3)-[]=0.054488γ1=1.056同理,γ2=1.029;γ3=1.007lnP1S=20.7936-2788.51/(378.47-52.36)=12.2428, P1S=0.2075MpalnP2S=20.9062-3096.52/(378.47-53.67)=11.3729, P2S=0.0869MpalnP3S=20.9891-3346.65/(378.47-57.84)=10.5514, P3S=0.0382Mpa作为理想气体实际溶液,K1==2.16, K2=0.88,  K3=0.38003若完全为理想系,K1==2.0484K2=0.8578K3=0.37712.在361K和4136.8kPa下，甲烷和正丁烷二元系呈汽液平衡，汽相含甲烷0.60387%（mol）,与其平衡的液相含甲烷0.1304%。用R-K方程计算和Ki值。解：a11==3.222MPa•dm6•k0.5•mol-2a22==28.9926 MPa•dm6•k0.5•mol-2b1==0.0298 dm3mol-194 b2==0.0806 dm3mol-1其中Tc1=190.6K,  Pc1=4.60MpaTc2=425.5K,  Pc2=3.80Mpa均为查表所得。a12=√a11•a22=9.6651MPa•dm6•k0.5•mol-2液相：a＝a11x12+2a12x1x2+a22x22 =3.22×0.13042+2×9.6651×0.1304×0.8696+28.9926×0.86962 =24.1711b=b1x1+b2x2=0.0298×0.1304+0.0806×0.8696=0.0740由R－K方程：P=RT/(V-b)-a/[T0.5V(V+b)]4.1368＝－解得 Vml=0.1349ln=ln[V/(V-b)]+[bi/(V-b)]-2Σyiaij/bmRT1.5*ln[(V+b)/V]+abi/b2RT1.5{[ln[(V+b)/V]-[b/(V+b)]}-ln(PV/RT)ln=ln+－×ln()+×[ln()－]-ln=1.3297=3.778094 同理ln＝-1.16696，  =0.3113汽相：a＝3.222×0.603872+2×9.6651×0.60387×0.39613+28.9926×0.396132=10.3484b=0.0298×0.60387+0.0806×0.39613=0.0499由4.1368=－得=0.5861lnΦ=ln()+－×[ln]－ln()=0.0334942故Φ＝1.0341同理，ln＝-0.522819，  =0.5928故K1=y1/x1=0.60387/0.1304=4.631(K1=/Φ)K2＝y2/x2＝＝0.45553.乙酸甲酯（1）-丙酮（2）-甲醇（3）三组分蒸汽混合物的组成为y1＝0.33，y2＝0.34，y3=0.33(摩尔分率)。汽相假定为理想气体，液相活度系数用Wilson方程表示，试求50℃时该蒸汽混合物之露点压力。解：由有关文献查得和回归的所需数据为：【P24例2-5，2-6】50℃时各纯组分的饱和蒸气压，kPaP1S=78.049             P2S=81.848            94 P3S=55.58150℃时各组分的气体摩尔体积，cm3/molV1l=83.77              V2l=76.81             V3l=42.05由50℃时各组分溶液的无限稀释活度系数回归得到的Wilson常数：Λ11＝1.0          Λ21＝0.71891             Λ31＝0.57939Λ12＝1.18160      Λ22＝1.0                 Λ32＝0.97513Λ13＝0.52297      Λ23＝0.50878             Λ33＝1.0（1） 假定x值， 取x1＝0.33，x2＝0.34，x3＝0.33。按理想溶液确定初值p＝78.049×0.33+81.8418×0.34+55.581×0.33=71.916kPa（2） 由x和Λij求γi从多组分Wilson方程lnγi=1-ln∑-得lnγ1=1-ln(x1+Λ12x2+Λ13x3)-[+ +=0.1834故γ1=1.2013同理，γ2=1.0298  γ3=1.4181(3) 求Ki94 Ki=K1=exp=1.3035同理K2＝1.1913K3=1.0963(4) 求∑xi∑xi=++=0.8445   整理得  x1＝0.2998         x2=0.3437         x3=0.3565   在p＝71.916kPa内层经7次迭代得到：x1＝0.28964, x2=0.33891, x3=0.37145(5) 调整pp＝ =p =71.916(1.3479×0.28964+1.18675×0.33891+1.05085×0.37145)=85.072kPa    在新的p下重复上述计算，迭代至p达到所需精度。最终结果：露点压力85.101kPa平衡液相组成：     x1＝0.28958     x2＝0.33889       x3＝0.371534.94 一液体混合物的组分为：苯0.50；甲苯0.25；对-二甲苯0.25（摩尔分数）。分别用平衡常数法和相对挥发度法计算该物系在100kPa时的平衡温度和汽相组成。假设为完全理想物系。解：(1) 平衡常数法因为汽相、液相均为完全理想物系，故符合乌拉尔定律pyi=pisxi而Ki==设T为80℃时,由安托尼公式（见习题1）求出格组分的饱和蒸汽压。＝101.29kPa， =38.82kPa,   =15.63kPa故=K1x1+K2x2+K3x3          =          =          =0.64<1故所设温度偏低，重设T为95℃时＝176.00kPa,  =63.47kPa,  =27.01kPa=1.11>1故所设温度偏高，重设T为91.19℃，＝160.02kPa,  =56.34kPa,  =23.625kPa＝1.0000125≈1故用平衡常数法计算该物系在100kPa时的平衡温度为91.19℃汽相组成：＝＝＝＝0.8001       ＝＝＝＝0.1409＝＝＝＝0.05994 (2)相对挥发度法由于是理想混合物，所以， 得对于理想混合物，得＝设T为80℃时，＝101.29kPa, =38.82kPa, =15.63kPa故＝2.61, ＝6.48, ＝/5.22, =/12.96因为＝1，故＝0.788又因为＝100×0.788＝78.8kPa，而＝101.29×0.5＝50.645kPa<故所设温度偏低；重设T＝92℃时＝163.31kPa, =57.82kPa, =24.31kPa得故＝2.824, ＝6.718, ＝/5.648, =/13.436因为＝1，故＝0.799，＝0.141, =0.0595且＝100×0.799＝79.9kPa，而＝163.31×0.5＝81.655kPa，基本相等因此，由相对挥发度计算该物系平衡温度为92℃，此时＝0.799，＝0.141, =0.05955.一烃类混合物含有甲烷5%、乙烷10%、丙烷30%及异丁烷55%（mol），试求混合物在25℃时的泡点压力和露点压力。解：设甲烷为1组分，乙烷为2组分，丙烷为3组分因为各组分都是烷烃，汽液相均可视为理想溶液，故符合乌拉尔定律。25℃时，=30768.14kPa, =4118.81kPa, =347.59kPa 94 (1)泡点压力＝30768.14×5％＋4118.81×10％＋950.31×30％＋347.59×55％＝2426.56kPa(2) 露点压力时由乌拉尔定律得，代入＝1，并化简得＝519.77kPa故露点压力为519.77kPa。6.含有80%（mol）醋酸乙酯（A）和20%(mol)乙醇（E）的二元物系。液相活度系数用VanLaar方程计算，AAE=0.144，AEA=0.170。试计算在101.3kPa压力下的泡点温度和露点温度。解：由Vanlaar方程得：，得＝1.0075, 得=1.1067因为低压气体可视为理想气体，故，得 （1） 泡点温度时，设T＝348.15K，由安托尼方程得＝94.377kPa,  ＝88.651kPa故+=94 =0.945<1, 可知所设温度偏低，重设T＝349.82K：此时＝99.685kPa,  ＝94.819kPa+=＝1.00033≈1故泡点温度为349.82K（2） 求露点温度，此体系可视为理想气体，由，得设T＝349.8K由安托尼方程得＝99.620kPa,  ＝94.743kPa，故＝＝1.4>1，故所设温度偏低重设T＝350.1K时＝0.992≈1故露点温度为350.1K8.组成为60%苯，25%甲苯和15%对-二甲苯(均为mol百分数)的液体混合物100kmol，在101.3kPa和100℃下闪蒸。试计算液体和气体产物的数量和组成。假设该物系为理想溶液。用安托尼方程计算蒸汽压。解：设苯为组分1，甲苯为组分2， 对二甲苯为组分3。100℃时，【P33例2-7】＝198.929kPa， =74.165kPa,   =32.039kPa对于低压气体，气相可视为理想气体，液相可视为理想溶液，故＝，得＝＝1.964， ＝＝0.732，＝＝0.316（1） 核实闪蒸温度94 假设100℃为进料的泡点温度，则＝1.964×0.6+0.732×0.25+0.316×0.15＝1.41>1假设100℃为进料的露点温度，则=1.21>1说明实际的进料泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。（2） 求ψ，令ψ＝0.1＝＋ ＝＋＝0.366>0，应增大ψ值。计算R-K方程导数公式为： ＝－{＋＋}＝－{++}而＝以＝0.1为初值进行迭代，得下表迭代次数/10.10.3660.56420.750.04360.51130.840.0092—94 可知数值已达到P－T－K图的精确度(3)计算，==0.332==0.651同理，＝0.323，＝0.236＝0.353，＝0.112（4）计算，＝＝0.84×100＝84kmol＝＝100-84＝16kmol（5）核实，＝0.999， ＝1.008，结果以满意9.在101.3kPa下，对组成为45%（摩尔百分数，下同）正已烷，25%正庚烷及30%正辛烷的混合物计算。（1）泡点和露点温度（2）将此混合物在101.3kPa下进行闪蒸，使进料的50%汽化。求闪蒸温度，两相的组成。解：因为各组分都是烷烃，所得的汽、液相均可看成理想溶液，只取决于温度和压力，若计算精度不要求非常高可使用烃类的P－T－K图，见图2-1假设T＝82℃，由P＝101.3kPa得下表：组分94 正己烷45％1.50.675正庚烷25％0.630.158正辛烷30％0.280.084＝0.917<1，说明所设温度偏低，重设T＝85.8℃，得组分正己烷45％1.60.72正庚烷25％0.70.175正辛烷30％0.310.093＝1.008≈1，故泡点温度为85.8℃。同理，可迭代求出露点温度设T＝95℃，此时组分＝/正己烷45％2.00.225正庚烷25％0.90.278正辛烷30％0.4250.705/=1.2068>1，所设温度偏低，重设T＝102.4℃，得组分＝/正己烷45％2.350.1915正庚烷25％1.080.2315正辛烷30％0.5200.5769/=0.9999≈1，满足精度要求，故露点温度为102.4℃。（1） 进料50％气化，则由公式得T＝94.1℃为闪蒸温度，查表2-1得：94 组分正己烷31.0％58.90％正庚烷27.0％22.45％正辛烷42.85％17.14％结果（1）泡点：85.8oC，露点：102.4oC； （2）闪蒸温度94.1oC；气相组成：正已烷—0.31，正庚烷—0.27，正辛烷—0.43；液相组成：正已烷—0.59，正庚烷—0.23，正辛烷—0.17。（均为摩尔分数）10.以甲基异丁基酮为溶剂（C），从含醋酸（B）8%（质量）的水（A）溶液中萃取醋酸。萃取温度25℃，进料量13500kg/h。若萃余液仅含1%（质量）的醋酸，假设水和溶剂是不互溶的，KD=0.657（质量分数之比）。计算单级操作时溶剂的需要量？解：假设水和溶剂是互不相容得，从Perry手册中查得＝0.657（质量分数）。由于此体系中醋酸得含量相当低，可认为＝ ＝0.92×13500＝12420kg/h＝（13500-12420）/12420＝0.087因萃余液含1％的B，故＝0.01/(1-0.01)=0.0101从式（2－106）解＝－1＝（0.087/0.0101）－1=8.6194 从式（2－105）S＝＝8.61×（12420/0.657）＝163000kg /h11.萃取原料为乙二醇水溶液，其中乙二醇质量含量为45%。用相同质量的糠醛作为溶剂。操作条件：25℃、101kPa。在该条件下乙二醇（B）-糠醛（C）-水（A）的三元相图如附图所示，图中组成为质量百分数。计算萃取相和萃余相的平衡组成。解：计算基准：进料100g质量分数为45％的乙二醇水溶液，从图2-13可知，进料（F）含A55g、B45g。溶剂（S）是纯C100g。令＝E（萃取液），＝R（萃余液）。计算步骤如下：（1） 在相图上标注进料组成点F和溶剂点S。（2） 确定混合点M，使M＝F＋S＝E＋R。（3） 在相图上应用杠杆规则。设为组分在萃余液中的质量分数，为组分在进料和溶剂混合相中总的质量分数。          对溶剂C作物料衡算：          ，得          S、M和F三点应在一条直线上，由杠杆规则1确定了M点的位置，相应组成A：27.5％、B：22.5％、C：50％。（4） 由于M点处于两相区，该混合物必然沿结线分为互成平衡的两液相。E点为萃取相，其组成为B：27.9％、A：6.5％、C：65.6％；R为萃余相，其组成为B：8％、A：84％、C：8％。（5） 对E、M和R三点应用杠杆规则，。因M＝100+100＝200g，通过测量线段长度得到E＝200×（49/67）＝146g，于是R＝M－E＝54g。（6） 脱溶剂萃取相组成由延长过S点和E点的直线交AB边与H点，其组成为B：83％、A：17％。94 12.计算正庚烷（1）-苯（2）-二甲基亚砜（3）的液液平衡组成。已知总组成（摩尔分数）z1=0.364，z2=0.223，z3=0.413；系统温度0℃，活度系数方程可选择NRTL模型。a12=0.2，a13=0.3，a23=0.2NRTL参数，J/molIJAIJAJI121323-1453.311690.04062.13238.08727.0解：使用附录中LLEC程序计算N个组分（N≤10）的部分互溶物系的液液平衡组成。计算方法为New-Raphson法。调用LILIK子程序计算分配系数，活度系数方程可选择NRTL或UNIQUAC模型。计算结果：平衡温度 0℃，E/R=0.49组分进料摩尔分数R相摩尔分数E相摩尔分数KD10.36400.69330.01960.028394 20.22300.28800.15500.538330.4130.01870.825344.080913.含甲苯30%、乙苯40%、水30%（均为摩尔%）的液体在总压为50.6kPa下进行连续闪蒸。假设甲苯和乙苯的混合物服从拉乌尔定律，烃与水完全不互溶。计算泡点温度和相应的汽相组成。解：设甲苯为1组分，乙苯为2组分。因为烃相符合乌拉尔定律，故有：设泡点温度为70℃，由安托尼方程得＝27.1644，＝11.3006查表得＝31.176此时p＝31.176+27.1644×(3/7)+11.3006×(4/7)=49.275kPa<50.6kPa,故所设温度略低，重设泡点温度为70.5℃依上方法求得p＝50.9≈50.6kPa，故泡点温度为70.5℃，此时＝23.31％，＝13.01％，＝63.68％94 计算结果： 泡点70.73oC；汽相组成：甲苯23.31%、乙苯13.01%、水63.68%（均为摩尔百分数） 14.水（W）和正丁醇（B）在101kPa下形成汽-液-液三相系统。若混合物总组成为含W70%（摩尔），估计：（1）混合物的露点温度和相应的液相组成。（2）混合物的泡点温度和相应的汽相组成。（3）汽化50%时三相的相对量及组成解：（1） 设水为组分1，正丁醇为组分2，由题意得：p1＝101×0.7＝70.7，p2＝101×0.3＝30.3，此体系的露点温度应为此两组分发生第一次相变时的温度，分别为90.25℃和87.09℃，因此体系的露点温度为90.25℃。此时只有一液相为水。（2） 用试差法求泡点温度：由式（2－109）得：p＝p1＋p2＝101kPaT/℃P1, kPaP2, kPaP, kPa8557.81527.61685.4318864.95831.53596.49394 88.566.22732.23298.4588967.49632.941100.43689.1567.88933.156101.04589.268.02033.228101.248故泡点温度为89.15℃，此时：p1＝67.889kPa，p2＝33.156kPa，故y1＝67.19％，y2＝32.81％（3） 进料50％气化，则由公式得T＝89.7℃为闪蒸温度，使用三相等温闪蒸程序进行进算，其组分的液相活度系数用UNIQUAU方法计算，其中A12＝727.3861，A21＝-36.2651，计算结果约为：原料汽相液相1液相2总量，mol1005042.167.84水，mol％7076.5657.0098.08正丁醇，mol％3023.4443.001.92采用NRTL模型方程，计算结果如下：（1）露点温度：95.25℃；液相组成：只有一液相，摩尔组成为：W:0.3754；B：0.624694 （2）泡点温度：92.56℃；汽相摩尔组成：W:0.7654；B：0.2346（3）汽化50 % 时三相的相对量及组成15.某1、2两组分构成二元系，活度系数方程为Lnγ1=A;Lnγ2=A端值常数与温度的关系A=1.7884–4.25×T(T的单位为K)蒸汽压方程Ln=16.0826–4050/TLn=16.3526–4050/T（蒸汽压方程中符号单位pS:kPa;T:K）假设气相是理想气体，系统压力为99.75kPa,已知该系统形成共沸物，问共沸温度是多少度？解：设T＝344.3K  (即71℃)    A＝0.325    =75.16kPa; =98.45kPa        得到：x1=0.0846; x2=0.9154    , 94     ,     p=1.313´0.0846´75.16+1.002´0.9154´98.45     =98.65kPa < p规定    设T=344.7K   (即71.7℃)        与给定总压基本相等，故共沸温度是71.7℃，共沸组成x1=0.083 摩尔分数第三章习题1.题解：①无解；②有唯一解；③多解。2.设计满足下列要求的再沸气提塔（见附图），求：①设计变量数是多少？②如果有，请指出哪些附加变量需要规定？94 习题2附图解：c=6Nx进料变量数8 压力等级数 9 合计17   Na串级单元数1 传热单元数1 合计2 规定：     ① 再沸器及各级的操作压力②  级数③  塔釡液流率3.利用如附图所示的系统将某混合物分离成三个产品。试确定：①固定设计变量数和可调设计变量数；②指定一组合理的设计变量。94 习题3附图                      习题4附图解：Nx进料变量数C+2 压力等级数 N+M+4 合计N+M+C+6   Na串级单元数4 侧线采出数1 分配器数1 传热单元数4 合计10对设计变量的规定Nx进料变量数C+2Na回流为泡点温度1 每级压力（含再沸器） N+M总理论级数2 全凝器压力1进料位置1  冷却器压力1侧线采出口位置1 回流分配器1侧线采出率1 侧线压力1回流比194  馏出液流率1 精馏塔釜液流率1再沸提馏塔釜液流率1 合计N+M+C+6合计105.苯(B)-甲苯(T)-二甲苯(X)-异丙苯（C）混合物送入精馏塔分离，进料组成为：zB=0.2，zT=0.3，zx=0.1，zC=0.4（摩尔分数）。相对挥发度数据：αB=2.25，αT=1.00，αx=0.33，αC=0.21。分离要求：馏出液中异丙苯不大于0.15%；釜液中甲苯不大于0.3%（摩尔）。计算最少理论板数和全回流下的物料分配。【P73例3-3】解：以100摩尔进料为计算基准。根据题意定甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分。从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物料衡算时，要根据它的相对挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行修正。物料衡算表如下：组分进料，f1馏出液，di釜液，wiB2020—T3030—0.03W0.003WX101*9*CΣ94 *为二甲苯的初定值。解得     D=50.929，W=49.071则       dT=29.853，wT=0.147         dC=0.0764，wC=39.924代入芬斯克方程由Nm值求出中间组分的馏出量和釜液量：wx=10-0.519=9.481由于与初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算：组分进料，f1馏出液，di釜液，wiB2020—T3030—0.03W0.003WX100.5199.481C二次解得 D=50.446，W=49.554则       dT=29.852，wT=0.148         dC=0.0757，wC=39.924再求Nm：94 校核dx：再迭代一次，得最终物料衡算表：组分进料，f1馏出液，di釜液，wi苯2020—甲苯3029.85130.1487二甲苯100.51509.4850异丙苯400.075739.92436.附图为脱丁烷塔的物料平衡图。全塔平均操作压力为522kPa。求①最小理论塔板数；②估计非分配组分的分配。【P75例3-4】94 习题6附图解：（1）根据题意可列表如下：编号组分Xi,FXi,FFXi,DXi,DDXi,BXi,BB1C30.0139120.025612002iC40.5114480.9444420.014763nC40.0411360.0278130.0563234iC50.0171152.137*10-310.0343145C60.026223000.0563236C70.044639.1000.095839.17C80.311272.1000.667272.28C90.035431.0000.075931Σ1.000F=876.21.0004681.000408.3（2）塔顶温度和塔釜温度的计算：塔顶温度的计算：第一次试差：假设TD=37.5℃,查Ki(37.5℃,522kPa)K1=2.91,K2=0.93,K3=0.68,K4=0.30,A1=3.22,a2=1.368,a3=1.0a4=0.441,再由yi,D=xi,Dac=1aiyi/aiΣyi/aiKc=Σyi/ai=0.727查得Kc值相应于37.5℃。故假设正确，露点温度TD=37.5℃塔釜温度的计算：第一次试差温度：假设TB=155℃编号组分Xi,DDXi,BKiaiaixi94 1C31209.801.84202iC44420.01476.141.1540.01693nC4130.05635.321.00.05634iC510.03433.00.5640.01935C600.05631.420.2670.01506C700.09580.790.1480.014187C800.6670.470.08830.05898C900.07590.280.05263.99*10-3所以：Kc=5.414；再有P-T-K图查塔釜温度为TB=155℃,因与假设值符合，结束试差。（3）最小理论塔板数和组分分配：首先计算a值，aLH,D=1.368,aLH,B=1.154aLH,w=(aLH,DaLH,B)0.5=1.265;代入芬斯克方程有Nm=lg[(0.944/0.0147)*(0.0563/0.0278)]/lg1.256=21.37其他组分的分配：a13,w=(3.22*1.842)0.5=2.435X1,DD/X1,BB=(a13,w)Nm*X3,DD/X3,BB=(2.435)Nm*(13/23)=1.0273*108又X1,FF=12=X1,DD/+X1,BB由以上两式得：d1=1294 同理可得：d2=447,d3=13,d4=2.138*10-7d5=d6=d7=d8≈07.估计习题6脱丁烷塔的最小回流比。已知进料的液相分率q=0.8666。【P77例3-5】解：由恩特伍德公式计算最小回流比从解得将θ代入式 ，其中, 8.已知习题5、6的脱丁烷塔操作回流比R=1.25Rm。求①理论板数；②进料位置。解： ① R=1.25×2.0854=2.6067     94  查吉利兰图，得 N=44.54② 芬斯克公式求出精馏段的最少理论板数9.题解：查苯、甲苯、联苯的Antone方程参数得  ABC苯6.0603951225.188222.155甲苯6.0865761349.15219.9785联苯6.36881997.558202.608估算塔顶温度88.5℃，则苯、甲苯的饱和蒸汽压分别为130.7702、51.6425KPa，根据求得两者的分配系数分别为1.0059、0.3972。94 估算侧线采出的温度为137℃，则苯、甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为445.7465、202.8667、3.0679KPa，根据求得三者的分配系数分别为2.4764、1.127、0.017估算塔釡温度240℃，则甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为1424、71.721KPa，根据求得三者的分配系数分别为7.12、0.3586。苯对甲苯的相对挥发度甲苯对联苯的相对挥发度36.28由芬斯克公式可得（1） 馏出液至进料的级数7.7（2） 进料至侧线采出的级数5.394 （3） 侧线采出至塔釡级数2.310.题解：设萃取精馏塔有足够的溶剂回收段，馏出液中苯酚含量，①脱溶剂的物料衡算： ；代入已知条件       ；解得 ②计算平均相对挥发度(α12)S：由文献中查得本物系有关二元Wilson方程参数（J/mol）                                                                   94 各组分的安托尼方程常数：组分ABC正庚烷6.018761264.37216.640甲苯6.075771342.31219.187苯酚6.055411382.65  159.493                      ,  t :℃  ;  ps : kPa各组分的摩尔体积（cm3 / mol）:                   ,        ,    用简化法计算萃取精馏是假定各塔板溶剂的浓度不变。先假设塔板上溶剂浓度0.61（摩尔分数），然后用用溶剂量验证假设是否正确。假设在溶剂进料板上正庚烷和甲苯的液相相对含量等于馏出液含量，则x1=0.3861，x2=0.0039，xS=0.61。经泡点温度的试差得：                 (12)S ＝ ＝= 2.2794 泡点温度为116.51 ℃同理，假设塔釡上一板液相中正庚烷和甲苯的液相相对含量为釡液脱溶剂含量，且溶剂含量不变，则x1=0.0045，x2=0.4455，xS=0.55。经泡点温度的试差得：                 (12)S ＝= 3.04泡点温度为138.33 ℃。粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：                1S＝ ＝= 24.5    ＝ ＝10.76                β＝  ＝ 0.041若按塔釡上一板估计β，则由α1S＝28.32和α2S＝9.76得β＝0. 1。从式（3-27）可以看出，用较小的β值计算溶剂进料量较为稳妥。                     L = S + RD’ = S + 997.9636由式（3-27）经试差可以解得S：94                                      S = 1470 kmol/h>1200kmol/h故假设的浓度偏高，重新给定塔板溶剂浓度，反复计算。最后得各塔板溶剂浓度0.58.进料板处：(12)S ＝ ＝= 2.19塔釡： (12)S ＝= 2.98根据该数据，按公式作图94 最后得出需塔板数13块11.题：设萃取精馏塔有足够的溶剂回收段，馏出液中溶剂含量，①脱溶剂的物料衡算：    把数值代入求得； ②计算平均相对挥发度(α12)S：由文献中查得本物系有关二元Wilson方程参数（J/mol）                                                                   各组分的安托尼方程常数：组分ABC丙酮6.3948581292.166238.240994 甲醇7.205871582.271239.726水17.42853816.44 227.02   ,  t :℃  ;  ps : kPa各组分的摩尔体积（cm3 / mol）:                   ,        ,    先假设塔板上溶剂浓度0.41（摩尔分数），然后用用溶剂量验证假设是否正确。假设在溶剂进料板上正庚烷和甲苯的液相相对含量等于馏出液含量，则x1=0.5605，x2=0.0295，xS=0.41。经泡点温度的试差得：泡点温度为57.37 ℃。粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：                1S＝ ＝= 5.883＝ ＝塔釡估算的值肯定大于进料板处的估算值，因而计算时取较为稳妥。94 L = S + RD’ = S + 125.052由式（3-27）经试差可以解得S：                    解得mol/s,故假设得溶剂浓度合理。分别计算在溶剂存在下丙酮对甲醇的相对挥发度进料板处：(12)S ＝ ＝= 1.343同理，假设塔釡上一板液相中正庚烷和甲苯的液相相对含量为釡液脱溶剂含量，且溶剂含量不变，则x1=0203，x2=0.5697，xS=0.41。经泡点温度的试差得：                 (12)S ＝= 1.373泡点温度为69.887℃。  计算平均挥发度  ：根据该数据，按公式作图94 最后得出需塔板数32块。13题解：（1）以100公斤分子进料为基准。做全塔物料衡算.50＝0.0168D+0.98WF=100=D+W解得，D=49.83494       W=50.166（2）求最小回流比i  若恒浓区在进料将x=0.5，y=0.065代入操作线方程，V最少＝55.36ii  若恒浓区在塔顶将x=0.331，y=0.0403代入操作线方程，V最少＝53.86故在塔进料处Rmin=0.1109R=1.5 Rmin=0.1663故板数为6块（包括塔釜）14.题解：首先对双塔进行物料衡算塔1：       塔2：94 整个系统：   其中mol/h； ；；;；  解得D1=134.0mol/h；B1=940.0mol/h；D2= 74.0mol/h；B2=60.0mol/h用图解法确定理论板数及进料位置：塔1： 精馏段操作线：      提馏段操作线：塔2： 精馏段操作线：       提馏段操作线：94 塔1                       塔2 94      在平衡相图上做阶梯图，得到塔1的理论板数为11，进料位置在第3块板（由下往上数），塔2的理论板数为15，进料位置在第8块板。15题解：（1）由汽液平衡曲线，得到，假设最初馏出液浓度；此时，操作线方程,图解法求出 在釡液组成从到的范围内取若干个，根据已经确定的理论板数，求出对应的。 根据所得的、对式进行数值积分，求出，因此需重新假设初值，反复计算得（2）R与的关系可用以下方法求得：从到取若干个值，对于每一个值，过（作一假设的操作线，从（点开始在操作线与平衡级间作阶梯，到（点为止。若求理论板数与给定值相等，则操作线为所求操作线，根据操作线斜率求出R。釜液量由物料衡算关系求得。94 ，所选回流比应大于。R与、B关系见下图。16.题解：己烷(A)对庚烷（B）的平均相对挥发度起始阶段：设B为参考组分，由式(3-61)得：由式(3-59)得         设时间增量，时外循环计算得：由（3-56）和（3-57）式得94 时内循环计算由式（3-62）得解得对方程（3-64）可得：采用图解法或牛顿迭代法联立求解以上两式即得：Rmin=0.1293；Nmin=1.1537设N= Nmin=1.1537，代入式（3-61）中得到0.2615，再由（3-59）式得出：94 18. 在24块板的塔中用油吸收炼厂气()组成见表,采用的油气比为1,操作压力为2.6(绝压),若全塔效率以25%计,问平均操作温度为多少才能回收96%的丁烷?并计算出塔尾气的组成.组分CH4C2H6C3H8n-C4H10n-C5H12n-C6H14摩尔百分率8085421解： (1)根据已知条件按正丁烷的回收要求确定它的平均操作温度.【P133例3-16，3-17】由 ； 。按平均吸收因子法：   算出A＝1.42（也可由吸收因子图查得）故查烃类P－T－K列线图P＝2.6绝压，m=0.704时，t=15℃，即塔的平均温度应在15℃。（2）计算离塔气的组成，假定则，列表计算如下：组分CH4C2H6C3H8n-C4H10n-C5H12n-C6H14∑94 8085421100mP=2.6（绝压）t=15518.82.70.7040.20.064 0.01960.11360.37041.4205515.6250 0.01960.11360.36980.960611 78.43207.09123.15100.15760088.8318y1（摩尔分率）0.88290.07980.03550.0018001.000019．具有三块理论板的吸收塔,用来处理下列组成的气体(VN+1)，贫油和气体入口温度按塔的平均温度定为32℃，塔在2.1MPa下操作，富气流率为100 kmol/hr，贫气流率为100 kmol/hr，试分别用简捷法确定净化后气体V1中各组分的流率。组分vN+1,il0imi(32℃2.1MPa)CH470012.99100C2H61502.18080C3H81000.63598n-C4H10400.18562n-C5H12100.0536994 n-C6H140200.00136∑10020 解：（1）用简捷法计算Vav=(V1+VN+1)/2;平均液体流率：Lav=L0+(VN+1-V1)/2设    则    列表计算如下：组分第一次试算结果CH40.020261.68484×10-70.0202668.582C2H60.120672.12030×10-40.1204813.193C3H80.413780.029310.396086.039n-C4H101.417724.039820.862580.55n-C5H124.90142577.148640.993230.007n-C6H14193.497791.401861091.00000.103＝    由第一次试算结果得：另设，作第二次试算94 组分第二次试算结果CH40.021041.95967×10-70.0210368.528C2H60.125362.46965×10-40.1251413.123C3H80.429860.034140.409715.903n-C4H101.472824.705420.872400.510n-C5H125.09192672.2420.993900.006n-C6H14201.018381.6328310910.099＝由第二次试算结果得：与所设值94.237基本符合（2）用有效因子法计算根据本体给定条件，不考虑塔顶、塔底温度的差别，只考虑液气比的变化以确定有效因子Ae第一次试算，取94                     按列表计算如下：组分CH40.017460.024500.024343.50980×10-70.0243468.296C2H60.104020.145900.141203.97502×10-40.1408612.887C3H80.356670.500500.463850.0462920.437795.662n-C4H101.222051.714851.451854.443100.868770.525n-C5H124.224945.928664.77941528.236440.992830.007n-C6H14166.73191234.05147197.636221.52569×10910.101      组分CH40.017720.025060.024883.8317910-70.0248868.2584C2H60.104880.149314.32135612.842994 0.1441810-40.140381C3H80.359650.511200.472150.0495960.442915.5709n-C4H101.232181.754231.541025.639400.883390. 4664n-C5H124.260206.064825.17029714.594400.994160.0058n-C6H14168.18382239.4264720.764341.56246010910.0992       第二次试算结果取，与所设值87.438基本符合20.题：根据已知条件确定C2H2蒸出度，设x为蒸出量。（111.5－x）0.0013＋x＝7.0174x=6.884  Kmol/hr94   S=m N= 若增加吹出气量，将使解吸因子S加大，所需理论板数减少。但在本题条件下所需的理论板数本来就很少，从这一点讲是没有必要增加吹出气量的。还应考虑到，吹出气量增加，将影响塔的热量平衡，从而改变塔的操作温度，改变蒸出度。第四章习题94 1.题解：假设萃取液流率V1=113.1 kmol/h 由式，  可计算得到： kmol/h  kmol/h kmol/h由ui = R / E mi         εi = E mi / R    计算出所需数据组分H0.0780.09412.810.50.07911.6B1.521.830.6580.5461.630.575DMF35.542.70.02820.023438.90.0235W1.3271.5997.5×10-40.25×10-414566.2×10-4由  94      得到以下数据。计算值和假设值较接近，不需再迭代。组分ΦEΦU萃余液, l10萃取液, v1H0.0791276.323.7B0.9650.563.596.5DMF10.023517.63732.37W16×10-40.15249.85   297.61102.42.题解：E=0.0014×0.0462=2.9624×10-6 kmol/s设萃取塔中传质速率为N。 则 N = E (y0-y1) = 2.9624×10-6 (0.38-0)=1.1257×10-6 kmol/s塔顶和塔底的萃取相平衡浓度为：y0*=0.548×1.19=0.6426kmol/m3y1*=0.548×0.82=0.4428 kmol/m394 塔顶、塔底的传质推动力为：y0*-y0 = 0.6426 – 0.38= 0.2624 kmol/m3y1*-y1 = 0.4428- 0= 0.4428 kmol/m3对数平均浓度差为：因此得：                 则       3.题解：对于活塞流,塔高H活塞流=（HTU）ox（NTU）ox ，将已知数据代入式  = 1－94            －该方程为非线形方程，用迭代方法求解H =8.35 m4.题解：先假定ε=1，则：    作为H的初值，继续计算。为了计算(NTU)ox,tru，先计算有关的中间变量：94 则                     该值为塔高的第一次试算值，其与H0=14.95相差较大，需将H0进行修改后重复迭代计算。如采用简单的迭代方法，将计算出的H作为下一次试算的初值，在经三次迭代后得到H=13.31m，此即为萃取塔的塔高13.31m。5题。解：94 超临界流体（SCF）是状态处在高于临界点温度、压力条件下的流体，它具有低粘度、高密度、扩散系数大、超强的溶解能力等特性。超临界流体萃取（supercritical fluid extraction,SFE）是一种以超临界流体作为萃取剂，从固体或液体中提取出待分离的高沸点或热敏性物质的新型萃取技术。6题解：反胶团萃取蛋白质的主要影响因素 胶团、蛋白质间相互作用与反胶团相关因素与水相相关因素与目标蛋白质相关因素静电性作用胶团内双重电荷层pH、离子强度等电点pI、表面点荷分布立体性相互作用胶团尺度、含水率、表面活性剂浓度 分子大小疏水性相互作用溶剂、胶团疏水基 亲水疏水性残基特异性相互作用亲和配体 构象7题94 解：当两种聚合物或聚合物与无机盐混合时，会形成两个不相混溶的水相，而且两相中水的含量都在85%~95%之间。这种聚合物的“不相溶性”（incompatibility）现象被Beijerinck于1896年首次发现。当两种聚合物互相混合时，是分层还是混合成一相，决定于混合时熵的增加和分子间作用力两个因素。两种物质混合时熵的增加与分子数量有关，而与分子的大小无关。分子间的作用力可看作是分子中各基团间相互作用力之和。分子量越大，分子间的作用力也越大。溶质在双水相中的分配受表面自由能、表面电荷、疏水作用及生物亲和作用等因素的影响，其中表面自由能、表面电荷对分配行为的影响最为重要。第五章习题1题解：设组分乙烷、丙烷、正丁烷、正戊烷、正己烷分别为1、2、3、4、5由题设得＝3.0+20.0+37.0+35.0+5.0＝100kmol/l＝3％，＝20％，＝37%，＝35％，＝5％＝1724kPa，＝23.0kmol/h，＝0（i＝2-15），＝0（i＝1-15），＝0（i＝2-14），＝150kmol/l，＝094 计算的具体步骤为：（1） 对Tj和Vj赋值，用SRK法求解Kj，Hj和hj，其中偏心因子取0.7，ac＝0.4274802，bc＝0.0866403。（2） 列出相平衡方程和物料衡算方程，求出。根据题设列出具体的方程组为(j=3-14)其中，＝－＝－23， ＝-23（j＝3-8）＝-23，＝＋100－23（j＝10-15）＝-，=-[－+]= -[－23+](j=2-7)= -[+－+]= -[+77+](j=8-15)；=(j=1-14)；=0(j=1-7,j=9-15)，＝ -100（3） 对每级用式94 ＝/（）进行归一化（4） 用泡点方程式（6-3）计算新的Tj，用式（6－2）计算（5）计算Q1和Q15Q1＝－（）h1QN＝－23h1－－，（N＝2-7）QN＝100－23h1－－，（N＝8-15）（6） 算新的Vj和由式（6-29）计算新的Vj，其中＝-23（），（i＝1-7）而＝（100-23）（）＋100（）＋Q8；＝（100-23），（i＝9-15）＝－23，（i＝2-7）＝＋100-23＝+77，（i＝8-15）（7） 用式（6-38）计算τ重复迭代，直到τ<0.01N此体系计算结果约为94 组成塔顶产品塔底产品乙烷0.1300丙烷0.8670.000863正丁烷0.002890.480正戊烷00.455正己烷00.0649流率，kmol/h23.077.0温度，K308.1400.6         冷凝器热负荷：609.5kW，再沸器热负荷：773.7kW2题解：设组分C4、C5、C6、C8分别为1、2、3、4由题设得＝14.08+19.53+24.78+39.94＝100kmol/l，＝65℃＝14.08％，＝19.53％，＝24.78%，＝39.94％，＝172kPa，D＝＝14.08kmol/h，＝0（j＝2-9，11-28），＝19.53 kmol/h ，＝0（j＝1-23，25-58），＝24.78＝0（i＝2-24），＝20×＝281.6 kmol/h，＝094 计算的具体步骤为：（1）对Tj和Vj赋值，用PR法求解Kj，Hj和hj，其中偏心因子取0.7。（2）列出相平衡方程和物料衡算方程，求出。根据题设列出具体的方程组为(j=3-27)其中，＝－＝－14.08， ＝－14.08，（j＝3-10），＝－－＝－14.08－19.53＝－33.61，（j＝11-14）＝＋－33.61＝+66.39，（j＝15-24）＝+66.39－＝+41.61，（j＝25-28）＝-，=-[－+]= -[－14.08+](j=2-10)=-[－－+]= -[－33.61+](j=11-13)= -[+－－+]= -[+66.39+](j=14-24)；94 = -[+－－－+]= -[+41.61+](j=25-28)；=(j=1-27)；=0(j=1-13,j=15-28)，＝ -100（3） 每级用式＝/（）进行归一化（4） 用泡点方程式（6-3）计算新的Tj，用式（6－2）计算（5）计算Q1和Q15Q1＝－（）h1＝－（295.68）h1QN＝－－，（N＝2-9）QN＝（－）－－，（N＝10-13）QN＝（100－）－－，（N＝14-23）QN＝（100）－－，（N＝24-28）（6）算新的Vj和由式（6-29）计算新的Vj，其中＝（－14.08）（）＋Qj，（i＝1-10）94 ＝（－33.61）（）＋Qj，（i＝11-13）＝（－33.61）（）＋＋Qj，（i＝14）＝（66.39）（）＋Qj，（i＝15-23）＝（66.39）（）＋24.78（）＋Qj，（i＝24）＝（41.61）（）＋Qj，（i＝25-28）＝－14.08，（i＝2-9）＝－33.61，（i＝10-14）＝＋66.39，（i＝15-23）＝－41.61，（i＝24-28）（7）用式（6-38）计算τ重复迭代，直到τ<0.01N最终迭代得此体系为：组成塔顶产品第10块板侧线采出第24块板侧线采出塔顶产品n-C40.9660.024800n-C50.03440.9710.04330.0012294 n-C600.004030.7960.382n-C8000.1610.617温度，K288.3324.1362.9387.1流率，kmol/h14.119.524.864.8冷凝器热负荷：1803.9kw，再沸器热负荷：1987.0kw3题解：设C1、C2、C3、C4、C5、C12分别为组分1、2、3、4、5、6由已知得：F1＝1000mol/h，=0%，＝0％，＝0％，＝0％，＝0％，＝100％F4＝286+157+240+169+148＝1000mol/h，=28.6%，＝15.7％，＝24.0％，＝16.9％，＝14.8％，＝0％＝350.4K，＝503.4K，P＝517.1kPa94 在塔的操作条件下各组分得相平衡常数Ki，j，气相和液相纯组分的摩尔焓Hi，j和hi，j可分别由下列多项式计算：＝＝＝系数可由例6-3中附表查得。计算的具体步骤为：（1） Tj和Vj赋值，求解Kj，Hj和hj。（2） 出相平衡方程和物料衡算方程，求出。根据题设列出具体的方程组为(j=3-14)其中， ＝+1000－，（j＝2，3）；＝+2000－，（j＝4）＝－[+1000－＋]， (j=1-3)94 ＝－[+2000－＋]， (j=4)=(j=1-4)；(3)用速率加和关系式（6-39）计算新的，用式（6-40）计算新的（4）一级用式（6-23）使归一化，用式（6-2）使归一化。（3） 用式（6-47）算新的Tj其中，、、、分别由式（6-48）－（6-51）求得，系数可由例6-3中附表查得。（6）用式（6-53）计算τ重复迭代，直到τ<0.01N最终迭代得此体系为：组成塔顶塔底C120.9610.000442C10.01110.286C20.0060710.157C30.0092810.240n-C40.006540.16994 n-C50.005730.148流率，kmol/h1.040.9604题设N2、C1、C2、C3、C4、C5、C6分别为组分1、2、3、4、5、6、7由已知得：F1＝0.22+59.51+73.57+153.22+173.22+58.22+33.63＝551.59mol/h， =0.0399%，＝10.79％，＝13.34％，＝27.78％，＝31.40％，＝10.55％，＝6.10％，＝99.33kmol/h＝277.15K， P＝1034kPa在塔的操作条件下各组分得相平衡常数Ki，j，气相和液相纯组分的摩尔焓Hi，j和hi，j可分别由下列多项式计算：＝＝＝系数可由例6-3中附表查得对于C6，有94 K与T的关系：-5.74300.31130×10-3-0.65543×10-40.60689×10-7H与T的关系ABC0.22×1050.37×1020h与T的关系abc0.7820×1040.44133×1020.29333×10-1计算的具体步骤如下：1对迭代变量Tj和Vj赋值，求解Kj，Hj和hj2 用托马斯法由式（6-16）计算3 用速率加和关系式（6-39）计算新的，用式（6-40）计算新的4 一级用式（6-23）使归一化，用式（6-2）使归一化。5 用式（6-47）算新的Tj94 6 用式（6-53）计算τ重复迭代，直到τ<0.01N最终迭代得此体系为：组成塔顶塔底N20.001070C10.2900C20.3580.000253C30.2780.278n-C40.06600.461n-C50.005900.165n-C60.0009630.0965温度，K291.4338.1流率，kmol/h205.1346.45题地址：http://course.tju.edu.cn/hgfl/khxt/answer/answer.5.2.5.php我的图片显示不出来大家自己去那里看第六章习题94 1.活性炭对CO的吸附平衡可用Langmuir方程式表示。在37.7℃条件下，，。欲用此活性炭在37.7℃和101.3kPa下吸附回收空气中的CO。且CO在空气中的含量是0.5％（体积分数）。试求使用10kg活性炭最大可得到多少m3清洁空气。对空气的吸附可忽略不计。解： kPa代入Langmuir方程 ＝5.18×10-5  m3(STP)/Kg 活性炭  最大处理空气量＝ m32.苯酚在废水中的吸附等温线。进行了苯酚水溶液在粒状活性炭上的间歇吸附实验。室温下的平衡数据如表所示：C(Kg酚/m3溶液)q(Kg酚/Kg活性炭)0.3220.1500.1170.1220.390.0940.0060.0590.00110.045确定拟合该实验数据的吸附等温关系。解：画1/q～1/c 曲线，其结果不是直线，说明不符合Langmuir 方程。以lng q对94 lng c作图得到直线，如图12﹒1－2所示，因此符合Freundlich方程，其斜率n=0.229,常数K=0.199，故 q＝0.199c0.229            3.搅拌槽中放入含0.21Kg酚/m3的废水1m3,再加入1.40Kg的新鲜粒状活性炭，充分混合达到平衡。吸附平衡关系见习题2，求酚的脱除率。解：CF=0.21 Kg酚/m3 ,  S=1.0 m3 ,   M=1.40 Kg炭假设gF=0 ,作酚的物料衡算：0（1.40）+0.21（1.0）＝q (1.40) + c (1.0)平衡关系  q = 0.199 c0.229联立求解得： q = 0.106  Kg酚 /Kg 炭 ,  c= 0.062  Kg 酚/ m3 酚的脱除率＝4.碳氢化物原液的色度为20色度单位/kg溶液，在80℃94 用活性炭接触过滤釜脱色精制至0.5色度单位/kg溶液，吸附平衡关系用Freundlish方程表示：X= 630Y1/2.27式中Y为色度单位/kg溶液；X为吸附平衡浓度，色度单位/kg活性炭。试求：①单釜吸附，处理1000kg原液所需要活性炭量；②二级错流，处理1000kg原液所需要活性炭最小用量。解：由平衡关系得：X=630*(Y)1/2.27X0=0Y0=20X1=630*(0.5)1/2.27=464.2Y1=0.5① 单釜吸附           L (Y0-Y1)=S(X1-X0)，L=1000kg∴S=1000*(20-0.5)/464.2=42kg          ② X0=0Y0=20Y2=0.5若使总吸附剂用量最小，则：(Y1/Y2)1/n-1/n(Y0/Y1)=1-1/n其中n=2.27代入数值求得：Y1=5.597∴S1=L[(Y0-Y1)/(Y1/K)1/n]=10.706kgS2=L[(Y1-Y2)/(Y1/K)1/n]=10.980kg∴S=S1+S2=21.69kg即二级错流时处理1000kg原料需21.69kg活性炭。【P230例6-4】5.含乙醇蒸气的空气排放气用粒状活性炭填充床吸附。填充床直径4cm、床高14cm，内装吸附剂79.2g。原来气流率754cm3/s，乙醇浓度0.06％，密度0.00115g/cm3。实测透过曲线数据如下表所示时间，hc/c0时间，hc/c094 005.50.658306.00.9033.50.0026.20.93340.0306.50.9754.50.1556.80.99350.396  穿透点浓度设为c/c0=0.01，求：①确定穿透时间；达到穿透点时吸附能力的利用率；未用床层的长度。②设计一台新的吸附器，若规定穿透时间为6.0小时，那么床层长度应为多少？解：(a) 由附表数据画出下图，由曲线确定当 c/c0 = 0.01 时穿透时间 tb =3.65 h ；由透过曲线与 c/c0=1.0 直线的交点cd 确定td =6.95 h 。对图中断面线部分进行图解或数值积分得出A1 =3.65 h和A2=1.51 h 。由式（12.3－1） h该时间等价于床层的总吸附能力。 由式（12.3－2）， h该时间等价于床层可用的吸附能力。因此达到穿透点时床层吸附能力的利用率为 tu /tt=3.65 /5.16 =0.707。从式（12.3－3），被使用床层长度HB =0.707(14)=9.9 cm由式（12.3－4）计算未用床层长度， 94  cm (b) 规定新的穿透时间tb= 6.0 h ，则按tb增加的比例计算新床的HB cm cm活性炭饱和吸附能力的确定：空气速率 G= (754 cm3 /s )（3600 s）(0.00115 g / cm3 )=3122  g (空气) /h乙醇的总吸附量  g (乙醇)饱和吸附能力 ＝ 9.67 g (乙醇) / 79.2 g (炭) ＝ 0.122 g (乙醇) /g (活性炭)新床吸附剂的利用率为 16.3 /20.4 =0.7996题解：① 饱和溶液15％（wt）加水：x=380.33 kg② 设析出NaSo4﹒10H2o yKg94 （10℃饱和溶液浓度8％）y = 93.1① 升高温度大于33℃，从系统中蒸发水使之进入（固体Na2So4+溶液）区，即可得到NaSo4结晶。7题解：设结晶过程中有部分溶剂蒸发，且晶体中含有结晶水。作溶质的物料平衡，即进料溶液中溶质量等于析出的溶质量与残存在母液中的溶质量之和：解得：8题解：R =322/142 =2.27C1=1000/5000=0.2  kg Na2so4/ kg H2o94 C2=0.09  kg Na2so4 / kg H2oW=5000 kg H2oV=2 /100=0.02 kg H2o/ kg 原始水 = 1432  kgNa2so4•10H2o9题解： 28目=0.589 mm ,    35目=0.417mm    平均孔径 （粒度）0.503 mm    粒度间距   mm      #/L     #/(mm•L)    ln n35=15.131  同理计算得    48~65目 平均粒度  0.251 mm94     n65=37985347  #/(mm•L)    ln n65=17.452  列出计算结果        筛子目数           质量 %          ln  n          L ，mm    65                15.5          17.452           0.251    35                24.2          15.131           0.503  列出              解得   G=0.0321   mm/h         ln n0=19.767  成核速率              =   #/L•h94                             =                = 426  接近     g/L10题解：①     而          ＝ 37600 cm3/s ＝0.0376 m3/h s ＝0.554 h① 由试验数据整理为L—ln曲线，以2＃筛数据处理为例：平均开孔  mm粒度间距 ΔL2=0.701-0.589=0.112  mm∴ 94            ＝ 33161.04  晶粒数目/L∴  晶粒数目/（mm﹒L）∴ ln n2＝12.59839由图得：斜率是-11.09， 截距为19.143② 生产效率及成核速率，晶核密度     mm/h    B0=Gn0=0.1628 e19.143           = 33.52×106  晶粒数目/（h﹒L）    n0=e19.143=2.06×108③ 核算数据正确性   Mt=6ki,cn0（GT）4     = 6×1.0×（1.77/1000）×2.06×108×（0.1628×0.554）4     = 144.7 g/L④ 计算分布数据  得：94   计算结果汇总表附图筛号  筛分粒度  保留质量分数    kV        ln n              X       W        1      701        0.081        1      12.6753    0.645     7.4394    0.9385 2      589        0.075        1      13.2955    0.542     6.2514    0.8699 3      495        0.12         1      14.4704    0.456     5.2595    0.7695 4      417        0.1           1      14.9707    0.384     4.4291    0.6456 5      351        0.16         1      16.1240    0.323     94 3.7255    0.5112 6      295        0.11         1      16.4455    0.2715   3.1315    0.3822 7      248        0.102        1      17.0552    0.228     2.6298    0.2705 8      208        0.09         1      17.6457    0.1915   2.2088    0.1824 9      175        0.06         1      17.9250    0.161     1.8570    0.118010     147        0.04         1      18.2336    0.1355   1.5629    0.073811     124        0.024       1      18.3808    0.114     1.3149    0.044612     104        0.017       194       18.7747    0.096     1.1073    0.026313      88        0.01         1      18.8873    0.081     0.9342    0.015214      74        0.005        115      —         0.006        111题解：截留率为：或  R=99.5%选择性因子α蔗糖/水为94 或α水，蔗糖=206因为溶剂分子可以自由通过膜，所以对于含有一种溶剂和一种溶质的液相混合物，用溶质截留率R表示选择性更为方便。用α水，蔗糖=206表示溶质的截留率不是一种令人满意的方法。12题解：① 推导    则                 则        代入        得     ② 计算  m3/m2.s              m/s                R=0.882     即 88.2％13题94 解：进料盐浓度1.8（1000）/(58.2)(98.2) = 0.313  mol/L   透过侧盐浓度  mol/L  △P=6.896-0.345=6.551  Mpa若不考虑过程的浓差极化    π进料侧＝8.314（298）(2)(0.313)/1000=1.55 Mpa    π透过侧＝8.314(298)(2)(0.00855)/1000=0.042 Mpa    △P﹣△∏=6.551-(1.55-0.04)=5.043 Mpa      g/cm2.s.Mpa 故    g/cm2.s    △c=0.313-0.00855=0.304  mol/L      m/s    JNacl=16×10-6×0.000304 = 4.86×10-9  mol/cm2.s14题解：94 Jw = 3×103{0.2-(0.08×298/69000)[cm -1.09× +1.24×+        +20.4}                 ⑴    Jw ：水透过膜的体积通量  cm3/cm2.s浓差极化方程式  ：    ∵ 溶质截留率100％  ∴ cp = 0 ，得到下列膜面浓度计算式                                          （2）若求出k后则联立求解式 (1) 和式（2）可解Jw和cm ，浓差极化层内的传质系数，可用传质方面的联立式计算，膜组件内为层流流动时                                         （3）此式称为方程式。适用范围100＜Re﹒Sc﹒dh/L＜5000由式（3）求得的传质系数是全膜长L的平均值。湍流流动时，可用Deissler提出的下列方程式94                                                （4）式（3）和（4）中的dh为原液流通的当量直径，定义为流通截面积的4倍除以流通截面的周边长度。             平行平板型流通高h 、宽a (对管状膜当量直径＝内径)  ∵ h≤a  dh = 2h = 2×0.25 = 0.5 cm   cm/s＜5000    因此用式（3）求得            Csm  主体和膜的对数平均浓度           cm/s94     联立求解 （1），（2）得        Jv=1.23×10-4   cm3/cm2.s  ，  Cm=32.6  g/100ml第七章习题1．在环境状态下，将含有35%（摩尔）丙酮的水溶液分离成99%（摩尔）的丙酮和98%（摩尔）的水。①若丙酮和水被认为是理想溶液，计算以1kmol进料为单位的最小功；②在环境状态下的液相活度系数用VanLaar方程联立，其常数A12=2.0，A21=1.7（丙酮组分为1）,计算最小功。解：（1） 丙酮和水生成理想溶液，以1h为标准，设料液量为1kmol，计算两股产品nQ1和nQ2nQ1＋nQ2＝1nQ1×99%+nQ2×2%=1×35%联立解得nQ1＝0.3402kmol/h，nQ2＝0.6598kmol/h分离最小功的计算：Wmin＝8.314×298×[0.3402×(0.99×ln0.99＋0.01×ln0.01)＋0.6598×（0.98×ln0.98＋0.02×ln0.02）－（0.35×ln0.35＋0.65×ln0.65）]＝5027.871w（2） 应用VanLaar方程计算液相活度系数进料：ln＝＝0.7495， 同理ln＝0.255799％丙酮流股：ln＝1.4493×10-4，  ln＝1.671294 98％水流股：ln＝1.9073，  ln＝9.3457×10-4Wmin＝8.314×298×{0.3402×[0.99×(ln0.99+1.4493×10-4)+0.01×(ln0.01+1.6712)]+0.6598×[0.98×(ln0.98+9.3457×10-4)+0.02×(ln0.02+1.9073)]－[0.35×(ln0.35+0.7495)+0.65(ln0.65+0.2557)]}=1486.98w2．对如下闪蒸操作计算：①有效能改变（T0=311K）；②净功耗。习题2附图  流率kmol/h物流1物流2物流3H20.440.430.014N20.100.0950.0045苯0.03600.036环己烷41.690.3141.38?物流1物流2物流3温度K322322322压力kPa2068103.4103.4焓kJ/h-3842581.27-15055.7-3827525.57熵kJ/h×K2885.655.12848.6694 解：（1） 已知T0＝311K，进料1-F，馏出物2-D，釜液3-WBD=HD－T0SD＝-15055.7－331×55.1＝-32191.8BW=HW－T0SW＝-3827525.57－311×2848.66＝-4713458.83BF=HF－T0SF＝-3842581.27－311×2885.6＝-4740002.87D=0.43+0.095+0.31=0.835kmol/hW=0.014+0.0045+0.036+41.38=41.4345kmol/hF=0.44+0.10+0.036+41.69=42.266kmol/hΔB分离＝－＝0.835×(-32191.8)+41.4345×(-4713458.83)-42.266×(-4740002.87)＝5014271.26kJ/h（2）热量衡算：42.266×（-3842581.27）＋QR＝0.835×（-15055.7）＋41.4345×（-3827525.5）＋QCQR－QC＝3806360.22kJ/Hk故-W净＝QR（1－）－QC(1－)         (==322K)＝130031.94kJ/h3.苯-甲苯常压精馏塔，进料、馏出液及釜液的流率和温度，以及各组分的平均摩尔热容如表所示，设环境温度为20℃，求各股物流的有效能和苯-甲苯精馏塔的最小分离功。物流流率kmol/h苯的摩尔分数温度℃94 进料3220.44365馏出液206.80.95355釜液115.20.05381各温度下苯、甲苯的平均热容Cp,m，J/mol×K组分365K355K381K苯144.0143.3146.2甲苯167.4164.9168.2解：进料：＝0.44×144×72+0.56×167.4×72        ＝11311.49J/mol      ＝0.44×[144×(ln365－ln293)－8.314ln(1/144)]+0.56×[167.4×(ln365-ln293)－8.314×ln(1/0.56)]        ＝28.82J/molK＝11311.49－293×28.82＝2867.23J/mol馏出液：=0.95×143.3×62+0.05×164.9×62=8951.56J/mol        =0.95×[143.3×(ln355－ln293)－8.314×ln(1/0.95)]+0.05×[16439×(ln355-ln293)－8.314×ln(1/0.05)          =26.0626J/molK1315.22J/mol釜液：=0.05×146.2×88+0.95×168.2×88=14704.8J/mol=0.05×[146.2×(ln381-ln293)-8.314×ln(1/0.05)]+0.95×[168.2×(ln381-ln293)-8.314×ln(1/0.95)]94    =42.2345J/molK==2330.09J/mol-Wmin=ΔB分离=n2B2+n3B3-n1B1=-98145.0086J/h4题解：设丙烷、丁烯－1、正丁烯、丁烯－2、正戊烷分别为组分A、B、C、D、E方法1：由经验规则S2，难于分离的组分后分离，故先分为ABC和DE，在ABC的分离过程中，由C1规则，含量最多的首先分出，故分为AB和C，而由S2规则，也可分为A和BC，故两个较好的流程为：5题解：设HCL、RH3、RCl3、RH2Cl、RHCl2分别为组分A、B、C、D、E由S1规则得出，A组分应首先分出，故体系分成A和BCDE。由S2规则有将CE两个组分最后分离，而由C2即等摩尔分离规则，故把BCDE分成B和CDE，而后把CDE分为D和CE；或将BCDE分成BD和CE后各自分离，其示意图如下：94  94'