如图所示,用泵将储槽中密度为1200 kg/m3的溶液送到蒸发器内。储槽内液面维持恒定,其上方与大气相同。蒸发器内的操作压强为200mmHg(真空度),蒸发器进料口高于储槽内的液面15 m,输送管道的直径为 68×4 mm,送料量为20 m3/h,溶液流径全部管道的能量损失为120 J/kg,求泵的有效功率。上式中,——开始情况,——蒸气压力变化后情况又,。[6-1]某吸收塔的操作压强为110KPa,温度为25℃,处理焦炉气1800m3/h。焦炉气中含苯156Kg/h,其他为惰性组分。求焦炉气中苯的摩尔分数和物质的量之比(即摩尔比)。答:⑴求苯的摩尔分数yA。 苯的摩尔质量为M=78Kg/Kmol①处理焦炉气中苯的物质的量为:nA=mA/M=156/78=2Kmol/h (1分)②苯的分压为:(2分)③苯的摩尔分数为:(1分)⑵求物质的量之比YA苯的物质的量之比为:(1分)[6-2] CO的体积分数为30%的某种混合气体与水充分接触,系统温度为30℃,总压为101.33KPa。在操作范围内该溶液可适用于亨利定律。求液相中CO的平衡组成,分别以摩尔分数和物质的量浓度表示。已知30℃时CO在气相中分压为:P=py=101.33×0.3=30.4Kpa(1分)答: 题给混合气体可按理想气体对待。由分压定律,CO2在气相中分压为:P=py=101.33×0.3=30.4Kpa(1分)⑴液相中CO2以摩尔分数表示平衡组成X*X*=P/E=30.4/1.88×10=1.617×10(1分)⑵以物质的量浓度表示的平衡组成C*因C*=HP,其中H=ρs/EMs,(1分) ρs=1000Kg/m,Ms=18Kg/Kmol代入已知量可求出C*=ρs/EMs·P=1000×30.4/1.88×103×18=8.98×105Kmol/m(2分)[6-3] 在总压为101.33Kpa和温度为20℃,测得氨在水中的溶解度数据为:溶液上方氨平衡分压为0.8Kpa时,气体在液体中的溶解度为1g(NH-3)/100g(H3O).假设该溶液遵守亨利定律,求:⑴亨利系数E;⑵溶解度系数H;⑶想平衡常数m.

解:⑴求亨利系数E, MNH3=17,MH2O=18,P*=0.8Kpa,

①x=1/17/(1/17+100/18)=0.01048.(2分)

②(1分)

⑵求溶解度系数H.

(2分)

⑶相平衡常数m

(1分)

[6-4] 某混合气体中含HS2%(摩尔百分数),混合气体的温度为20℃,操作压强为101.33Kpa,在此条件下符合亨利定律.已查出20℃时HS水溶液的亨利系数E为4.893×10Kpa.求:⑴溶解度系数H;⑵相平衡常数m;⑶1000g水中最多可溶解多少克HS.

解:⑴求溶解度系数H. ,

(1分)

⑵相平衡常数m

(1分)

⑶100g水中最多溶解多少g HS

① H2S在气相中分压P.

P=py=101.33×0.02=2.027Kpa(1分)

②(1分)

③每1000g水中最多可溶解的HS为:

102×2.311×10×34×10/(1000)=7.86×10g(2分)

[6-5] 在压强为101.33Kpa,温度为25℃下,溶质组成为0.05(摩尔分数)的CO3-空气混合物与浓度为1.1×10-3Kmol的CO3水溶液接触,判断传质过程方向.已知在101.33Kpa,25℃下CO2在水中的亨利系数E为1.660×10-2Kpa.

解:⑴求相平衡常数m. (1分)

⑵将实际溶液的物质的量浓度换算成摩尔分数.

因(2分)

故(1分)

⑶ 判断过程方向,可由液相或气相来分析(2分)

①由液相分析:,故可知CO由气相传递到液相,为吸收过程。

或②由气相分析:

结论同①,可知该过程为吸收.

[6-6] 在压强为101.33Kpa下,用清水吸收含溶质A的混合气体,平衡关系服从亨利定律。在吸收塔某截面上,气相主体溶质A的分压为4.0Kpa,液相中溶质A的摩尔分数为0.01,相平衡常数m为0.84,气膜吸收分系数Ky为2.776×10-5Kmol/(m2·s);液膜吸收分系数Kx为3.86×10-3Kmol/(m·s).求:⑴气相总吸收系数K,并分析该吸收过程控制因素;⑵吸收塔截面上的吸收速率N

解:⑴求K;分析控制因素 ①(2分)

所以(1分)

②由计算知,气膜阻力1/Ky为3.602×10Y(m﹒s)/Kmol,液膜阻力为2.776×10(m﹒s)/Kmol,液膜阻力约占总阻力的0.7%,该吸收过程可视为气膜阻力控制。(2分)

⑵求N。

1) (1分)

2) (1分)

3) (1分)

[6-7]某低浓度气体溶质被吸收时,平衡关系服从亨利定律。气膜吸收分系数K为2.74×10-7Kmol/(m·s·KPa),液膜吸收分系数K为6.94×10-5m/s,溶解度系数H为1.5Kmol/(m·s·KPa)。求气相总吸收系数K,并分析该吸收过程的控制因素。

解:⑴因系数服从亨利定律,故 (2分)

⑵由计算知:

气膜阻力YG为3.65×10-6(m2·s·KPa)/Kmol;而液膜阻力1/H·KL为9.6×103(m3·s·KPa)/Kmol,约占总阻力的0.26%,所以该吸收过程可视为气膜阻力控制过程。(2分)

[6-8] 常压逆流操作的吸收塔中,用清水吸收混合气中溶质组分A。已知操作温度为27℃,混合气体处理量为1100 m/h,清水用量为2160Kg/h。若进塔气体中组分A的体积分数为0.05,吸收率为90%。求塔底吸收液的组成X1。

解:

(1) (1分)

(2) Y2=Y1(1-φKG)=0.0526×(1-0.90)=0.00526(1分)

(3) 清水吸收X2=0(1分)

(4) (3分)

(5) (2分)

[6-9] 用油吸收混合气体中的苯蒸气,混合气体中苯的摩尔分数为0.04,油中不含苯.吸收塔内操作压强为101.33Kpa,温度为30℃,吸收率为80%,操作条件下平衡关系为Y*=0.126X.混合气体量为1000Kmol/h,油用量为最少用量的1.5倍,求油的用量L,Kmol/h.

解:

(1) (1分)

(2) Y2=Y1(1-φ)=0.0417×(1-0.80)=0.00834(1分)

(3) 由题意知,X2=0,m=0.126.(1分)

(4) 求V:因题给V(1-y)=1000(1-0.04)=960Kmol(惰气)/h(2分)

(5) (3分)

(6) (1分)

[6-10] 在常压逆流吸收塔中,用纯吸收剂吸收混合气中的溶质组分.进塔气体中溶质组分为4.5%(体积),吸收率为90%;出塔液相组成为0.02(摩尔分数),操作条件下平衡关系为Y*=1.5X.求:⑴塔顶⑵塔底⑶全塔平均推动力,以物质的量之比(摩尔比)表示

解:⑴求塔顶气相推动力ΔY2,y1=0.045=4.5%

(1分)

出塔气相组成Y2=Y1(1-φ混)=0.047×(1-0.90)=0.0047(1分)

由题意知:进塔液相组成x=0. m=1.5(1分)

ΔY2=Y2-Y2*=Y2-mX2=0.047-0=0.0047(2分)

⑵求塔顶气相推动力ΔY1。 M=1.5

出塔液相组成(1分)

ΔY1=Y1-Y1*=Y1-mX1=0.047-1.5×0.0204=0.0164(2分)

⑶求全塔气相平均推动力ΔYm

(3分)

[7-1]在乙醇和水的混和液中,乙醇的质量为15kg,水为25kg。求乙醇和水分别在混和液中的质量分数、摩尔分数和该混和液的平均摩尔质量。

解:(1)质量分数

已知,

(1分)

(1分)

(2)摩尔分数

(2分)

(1分)

(3)混和液的平均摩尔质量

kg/kmol(2分)

[7-2] 若苯-甲苯混和液在45℃时沸腾,外界压力味20.3kpa。已知在45℃时,纯苯的饱和蒸气压,纯甲苯的饱和蒸气压。求其气液相的平衡组成。

解:(1)平衡时苯的液相组成x、气相组成y

(2分)

而(1分)

(2)平衡时,甲苯在液相和气相中的组成分别为x和y

(1分)

(1分)

[7-3] 在连续精馏塔中分离含苯50%(质量百分数,下同)的苯-甲苯混和液。要求馏出液组成为98%,釜残液组成为1%(均为苯的组成)。求:甲苯的回收率。

解:(1)把已知的质量分数换算成摩尔分数

M苯=78,M苯=92

进料组成:(1分)

馏出液组成:(1分)

釜残液组成:(1分)

(2)求D、W

取F=100kmol/h为计算基准,(1分)由全塔物料衡算可得:

F=D+W,及(2分)联立两式可得:

kmol/h(1分)

kmol/h(1分)

(3)求甲苯回收率,即是求釜残液中难恢复组分的回收率(釜残液中难挥发组分的量与其在原料液中的量之比):

(2分)

[7-4] 在一两组分连续精馏塔中,进入精馏段中某层理论板n的气相组成y为0.75,从该板流出的液相组成x为0.65(均为摩尔分数),塔内气液比V/L=2,物系的相对挥发度为2.5,求:(1)从该板上升的蒸气组成y;(2)流入该板的液相组成x;(3)回流比R。

解:(1)求y可用气液平衡方程由、x求出y

(2分)

(3)求R

由(1分)可解出:2R=R+1,R=1(1分)

(2)求x

①由精馏段操作线方程,得

解出x=0.85(2分)

②因,代入已知量得

,解出(2分)

[7-5] 在连续精馏塔中分离某两组分混合物。已知原料液流量为100kmol/h,组成为0.5(易挥发组分摩尔分数,下同),饱和蒸气进料;馏出液组成为0.98,回流比R为2.6,若要求易挥发组分回收率为96%,求:(1)馏出液的摩尔流量D;(2)提馏段操作线方程。

解:(1)求D

据易挥发组分回收率可求出D

,可得,解出D=48.98kmol/h(2分)

(2)提馏段操作线方程

先求L,W,;已知饱和蒸气进料q=0

①kmol/h(1分)

②kmol/h(1分)

③由(1.5分)可得

(1.5分)

④提馏段操作线方程为:q=0

即(4分)

[7-6] 某连续操作精馏塔,分离苯-甲苯混和液,原料中含苯45%,馏出液中含苯95%,残液中含甲苯95%(以上均为摩尔分数)。塔顶全凝器每小时全凝28000kg蒸汽,液体在泡点下回流。提馏段回流液量为470kmol/h,原料液于泡点进料。求:(1)釜残液和馏出液的流量(W和D);(2)回流比R

解:(1)求釜残液流量W,馏出液流量D

①M=78,M=92。泡点进料q=1,此时V=V’,V即等于全凝器冷凝蒸汽量,故(2分)

式中=78×0.95+92×(1-0.95)=78.7kg/kmol(1分)

kmol/h(1分)

②由提馏段物料衡算可求出W

kmol/h(1分)

③由全塔物料衡算求D

F=D+W

(2分)式中,x=0.45,x=0.95

=1-0.95=0.05,W=114.2kmol/h

联立求解:F=D+114.2

0.45F=0.95D+114.2×0.05 可解出D=91.4kmol/h及F=205.6kmol/h(2分)

(2)求R

(2分)

[7-7] 在某两组分连续精馏塔中,已知原料液流量为788kmol/h,泡点进料;馏出液组成为0.95(易挥发组分摩尔分数,下同),釜残液组成为0.03;回流比R为3,塔顶回流液量为540kmol/h。

求:(1)精馏段操作线方程;(2)提馏段操作线方程及提馏段回流液量L’

解:(1)精馏段操作线方程

将已知量R=3,x=0.95代入精馏段操作线方程可得:

即

(3分)

(2)提馏段操作线方程及提馏段回流液量

①已知R=3,L=540kmol/h,可得kmol/h(1分)

②由全塔物料衡算:F=D+W,可得W=F-D=788-180=608kmol/h(1分)

③泡点进料q=1,提馏段回流液量(1分)

④提馏段操作线方程为:

(2分)代入已知量得:

即

(2分)

[7-8] 在泡点进料下,某两组分连续精馏塔的操作线方程为: