第三章传质分高过程 课3.3例1.由一块理论板与塔釜组成的精馏塔1 中,进料为甲醇(A)含量30%(摩尔分数) 的泡点水溶液,欲得到20kmo/h含甲醇80 的塔顶馏份,回流比3.0 1.写出精馏段操作线方程 2利用甲醇水的yx相图及上述方程求塔3 釜液相组成ⅹw(甲醇水溶液为非理想溶液) 3试求算加料量F。 解:注意:由于该体系为非理想溶液,不能用 CA 来计算,只能由相图计算。 1.馏段操作线方程 R 3.0 0.8 y R+1R+ 30+1”30+10.75x+02 y1=xD=0.8,由相图查得y1对应的x=0.5 yn(=y2)=0.75x1+0.2=0.75×0.5+0.2=0.575 由y2查相图得 (x2)=0.2 3.由物料衡算得 qF=qp+q 已知x=0.3,x=0.8,x=02,9D=20kmoh,解上述方程组得 qE=120kmol/h 3-2正戊烷(Tb=36.1℃)和正己烷(Tb=68.7℃)的溶液可以认为是理想溶液,已知两个 纯组分的饱和蒸汽压(汞压差计示数,mm)和温度(℃)的关系如下: 正戊烷 吗P=68521065 t+2320 正己烷gp2=68781172 t+2244 试计算该二组分溶液的气-液平衡关系(用y-x函数关系表示) 36.1+68.7 解:tb 524°C 蚂p1=6852-1065 =6.852 t+2320 524+232.011
1 第三章 传质分离过程 课 3.3 例 1. 由一块理论板与塔釜组成的精馏塔 中，进料为甲醇（A）含量 30%（摩尔分数） 的泡点水溶液，欲得到 20kmol / h 含甲醇 80% 的塔顶馏份，回流比 3.0， 1.写出精馏段操作线方程； 2.利用甲醇水的 y-x 相图及上述方程求塔 釜液相组成 xW（甲醇水溶液为非理想溶液）； 3.试求算加料量 F。 解：注意：由于该体系为非理想溶液，不能用 x x y 1+ ( −1) = 来计算，只能由相图计算。 1. 馏段操作线方程 0.75 0.2 3.0 1 0.8 3.0 1 3.0 1 1 1 1 = + + + + = + + + n+ = n d n n x x x R x R R y 2. y1 = xD = 0.8 ，由相图查得 y1 对应的 x1=0.5 yw (= y2 ) = 0.75x1+0.2 = 0.750.5 + 0.2 = 0.575 由 y2 查相图得 xw(x2 )=0.2 3. 由物料衡算得 F F D D W W F D W q x q x q x q q q = + = + 已知 x f = 0.3, xd = 0.8, xw = 0.2 , qD = 20 kmol/h, 解上述方程组得 qF =120 kmol/h 3-2 正戊烷（Tb = 36.1℃）和正己烷（Tb = 68.7℃）的溶液可以认为是理想溶液，已知两个 纯组分的饱和蒸汽压（汞压差计示数，mm）和温度（℃）的关系如下： 正戊烷 232.0 1065 lg 6.852 0 1 + = − t p 正己烷 224.4 1172 lg 6.878 0 2 + = − t p 试计算该二组分溶液的气-液平衡关系（用 y-x 函数关系表示）。 解： t b C 52.4 2 36.1 68.7 = + = 3.11 52.4 232.0 1065 6.852 232.0 1065 lg 6.852 0 1 = + = − + = − t p
p1=1280mmg gP=6878 1+224=6878-172 2.64 524+2244 mHg C PI 2.91 P 440 2.91x 1+1.91x 3-3已知正戊烷和正己烷的正常沸点,若不用相对挥发度的概念,该二组分溶液在p 1013kPa时y-x关系如何计算,请写出计算过程。 提示:以泡点方程和露点方程表示 3-4乙醇和甲乙酮是非理想溶液。已知乙醇的正常沸点是78.3℃,甲乙酮的正常沸点 是796℃,在常压时该二组分溶液有一个最低沸点74℃,共沸组分是乙醇和甲乙酮各占50% (摩尔百分数)。已知乙醇和甲乙酮的饱和蒸气压(汞压差计示数,mm)和温度(℃)的 关系如下: 醇gp=8045 t+222.7 甲乙酮gp2=6.974 1210 t+216 试作出该非理想二组分溶液的气液平衡相图 解:设乙醇为A,甲乙酮为B (1)求恒沸点的r 74℃下:gp9=8.045 8.045 2.81 t+2227 74+222.7 Pa=641.mmhG lgpa=6974-121 1210 =6.974 t+216 74+216=280 PB=633.3mmHg y=05 0.5 y x2P0.5×633301.20 (2)求 Margules公式的端值常数 gy4=x2[4+2x(B-)]
2 p 1280mmHg 0 1 = 2.64 52.4 224.4 1172 6.878 224.4 1172 lg 6.878 0 2 = + = − + = − t p p 440mmHg 0 2 = 2.91 440 1280 0 2 0 1 = = = p p x x y 1 1.91 2.91 + = 3-3 已知正戊烷和正己烷的正常沸点，若不用相对挥发度的概念，该二组分溶液在 p = 101.3kPa 时 y-x 关系如何计算，请写出计算过程。 提示：以泡点方程和露点方程表示。 3-4 乙醇和甲乙酮是非理想溶液。已知乙醇的正常沸点是 78.3℃，甲乙酮的正常沸点 是 79.6℃，在常压时该二组分溶液有一个最低沸点 74℃，共沸组分是乙醇和甲乙酮各占 50% （摩尔百分数）。已知乙醇和甲乙酮的饱和蒸气压（汞压差计示数，mm）和温度（℃）的 关系如下： 乙醇 222.7 1554 lg 8.045 0 1 + = − t p 甲乙酮 216 1210 lg 6.974 0 2 + = − t p 试作出该非理想二组分溶液的气液平衡相图。 解：设乙醇为 A，甲乙酮为 B （1）求恒沸点的 r 74℃下： 2.81 74 222.7 1554 8.045 222.7 1554 lg 8.045 0 = + = − + = − t p A pA 641.8mmHg 0 = 2.80 74 216 1210 6.974 216 1210 lg 6.974 0 = + = − + = − t pB pB 633.3mmHg 0 = 1.184 0.5 641.8 0.5 760 0 = = = A A A A x p y P总 1.20 0.5 633.3 0.5 760 0 = = = B B B A x p y P总 （2）求 Margules 公式的端值常数 lg 2 ( ) 2 A = xB A + xA B − A
IYB=xB+2xB(A-B)I g1.184=0.5[4+2×0.(B-4)] g1.20=05[B+2×0.5(A-B 解得:A=0.2934 B=0.3167 (3)求PA PB 取组分平均沸点=34+6 =79°C 1554 1554 电gpA=8.045 =8.045 t+2227 79+22=2.89 p4=7838mmB gp8=69741210=69741210 =2.87 t+216 79+216 PR=745.2mmHg PA_7838 =1.052 745.2 (4)按公式(a)求任一x时的A、ma;并求a′=P 再按公式 a'x 4求出若干组 yA XA,列表作图 1+(a-1) 3-6用一连续精馏装置,在常压下分离含苯0.31(质量分数,下同)的苯-甲苯溶液, 要求塔顶产品中含苯不低于0.98,塔底产品中含甲苯不低于0.988,每小时处理量为8716kg 操作回流比为2.5。试计算: (1)塔顶及塔底产品的摩尔流量 (2)精馏段上升的蒸气量及回流液量 解 0.31 1-031=0.3464 0.981-0.98 =0.983 1-0.988 78 0.9881-098800141 f=0.3464×78+(1-0.3464)×92=87.15
3 lg 2 ( ) 2 B = xA B + xB A − B lg1.184 0.5 2 0.5( ) 2 = A+ B − A lg 1.20 0.5 2 0.5( ) 2 = B + A − B 解得：A = 0.2934 B = 0.3167 （3）求 0 0 B A p p 取组分平均沸点 t b C 79 2 78.4 79.6 = + = 2.89 79 222.7 1554 8.045 222.7 1554 lg 8.045 0 = + = − + = − t p A pA 783.8mmHg 0 = 2.87 79 216 1210 6.974 216 1210 lg 6.974 0 = + = − + = − t pB pB 745.2mmHg 0 = 1.052 745.2 783.8 0 0 = = B A p p （4）按公式（a）求任一 xA 时的A、B；并求 B B A A p p 0 0 / = 再按公式 A A A x x y 1 ( 1) / / + − = 求出若干组 yA-xA，列表作图。 3-6 用一连续精馏装置，在常压下分离含苯 0.31（质量分数，下同）的苯-甲苯溶液， 要求塔顶产品中含苯不低于 0.98，塔底产品中含甲苯不低于 0.988，每小时处理量为 8716kg ，操作回流比为 2.5。试计算： （1）塔顶及塔底产品的摩尔流量； （2）精馏段上升的蒸气量及回流液量。 解： 0.3464 92 1 0.31 78 0.31 78 0.31 = − + x f = 0.983 92 1 0.98 78 0.98 78 0.98 = − + xd = 0.0141 78 1 0.988 92 0.988 78 1 0.988 = − + − xw = M f = 0.346478 + (1− 0.3464)92 = 87.15
8716 =100kmolh 100=qn, D+ qn, W 100×0.3464=0.983qp+0.014lqw qn D=34.3kmol-h qn, w=65.7kmol-h' qn. L=Rqn, D=2.5 x 34.3=85.75kmol-h qpv=(R+1)qp=(25+1)×34.3=120 kmolh. 3-7含苯0.45(摩尔分数)的苯一甲苯混合溶液,在101.3kPa下的泡点温度为94℃, 求该混合液在45℃时的q及q线方程。此混合液的平均千摩尔热容为167.5 k- kmol-L C, 平均千摩尔气化焓变为30397.6kJ- kmol-I。 解:9<。(n-t)+MH_1675×(94-45)+303916127 △H1 303976 q线方程为 1.27 0.45 q-1q-11.27-11.27 4.7x-1.67 3-9在一连续常压精馏塔中精馏某一混合液,塔顶产品中易挥发组分的含量为0.%6( 摩尔分数,下同),塔底产品中易挥发组分的含量为003,已知此塔的q线方程为y=6x-1.5 采用回流比为最小回流比的1.5倍,此混合液体系在本题条件下的相对挥发度为2。试求 (1)精馏段的操作线方程 (2)若每小时得到塔底产品量100kmol,求进料量和塔顶产品量; (3)提馏段的操作线方程。 解:(1)y=6x-1.5得q线与平衡线交点坐标: 0.333 y=0.5 1+ R x-y0.96-0.5 y-x0.5-0.332.75 R=1.5Rm=1.5×2.75=4.13 精馏段操作线方程为 0.96 R+1R+14.13+14.13+1 由q线方程知 1.5
4 1 , 100 87.15 8716 − qn F = = kmol h 100 = qn,D + qn,W 100 0.3464 = 0.983qD + 0.0141qW qn,D = 34.3kmol·h -1 qn,W = 65.7kmol·h -1 qn,L = Rqn,D = 2.5 34.3 =85.75kmol·h -1 qn,V = (R +1)qD = (2.5 +1) 34.3 = 120 kmol·h -1 3-7 含苯 0.45（摩尔分数）的苯—甲苯混合溶液，在 101.3kPa 下的泡点温度为 94℃， 求该混合液在 45℃时的 q 及 q 线方程。此混合液的平均千摩尔热容为 167.5kJ·kmol-1·℃-1， 平均千摩尔气化焓变为 30397.6kJ·kmol-1。 解： 1.27 30397.6 ( ) 167.5 (94 45) 30397.6 = − + = − + = V p b F V H c t t H q q 线方程为 1.27 1 0.45 1.27 1 1.27 1 1 − − − = − − − = x q x x q q y f y = 4.7x −1.67 3-9 在一连续常压精馏塔中精馏某一混合液，塔顶产品中易挥发组分的含量为 0.96（ 摩尔分数，下同），塔底产品中易挥发组分的含量为 0.03，已知此塔的 q 线方程为 y = 6x -1.5 ，采用回流比为最小回流比的 1.5 倍，此混合液体系在本题条件下的相对挥发度为 2。试求 ： （1）精馏段的操作线方程； （2）若每小时得到塔底产品量 100kmol，求进料量和塔顶产品量； （3）提馏段的操作线方程。 解：（1） y = 6x −1.5 得 q 线与平衡线交点坐标： x = 0.333 x x y + = 1 2 y = 0.5 2.75 0.5 0.333 0.96 0.5 = − − = − − = y x x y R d m R = 1.5Rm = 1.5 2.75 = 4.13 精馏段操作线方程为 4.13 1 0.96 4.13 1 4.13 1 1 1 + + + = + + + + = n d n n x R x x R R y 即 yn+1 = 0.805xn + 0.187 （2）由 q 线方程知 q q-1 = 6 xf q-1 = 1.5 q = 1.2 xf = 0.3
gn.D 0.3-0.03 qn. F xd-x0.96-0.030.29 gw=1-9p=1-0.29=0.71 =141kmol h. 710.71 qn, D=qn F-n, w=141-100=4lkmol (3)qn 1 =Rqn, D=4.13 x 41=169.33kmolh qn1′=qa+qqF=16933+1.2×141=338.53 kmol h1 提馏段操作线方程为 338.5 0.03 338.5-100338.5-100 ym+1=142xm-0.0126 3-11有一个轻组分含量为040(摩尔分数,下同)、平均相对挥发度为1.5的理想二 组分溶液,精馏后要求塔顶组成为0.95。若是冷液进料,q=1.20,试求该精馏过程的最小 回流比。 解:求q线与平衡线交点坐标 1.50x x=0.42 1+(a-1)x1+(1.50-1)x 0.4 0.52 R=x-y=095-052 y-x0.52-0424.30 3-12某厂精馏塔的原料为丙烯一丙烷混合物,其中含丙烯0.835(摩尔分数,下同), 塔的操作压强为2MPa(表压),泡点进料。要使塔顶产品中含0.986的丙烯,塔釜产品中含 0951的丙烷,丙烯一丙烷的平均相对挥发度可取1.16,混合液可视为理想溶液。试求 (1)最小回流比 (2)最少理论塔板数。 解:(1)泡点进料,q线与平衡线的交点坐标:x=xf=0.835 1.16×0.835 1+(a-1)x,1+(.16-1)×0.835-0854 Rn=x-y=0986-0854 yr-x0.854-0835695 (x/xB)d 0.986/0.014 =-(xA|xB)-1=-0049/0951 1=476 lg 1.1
5 qn.D qn.F = xf - xw xd - xw = 0.3 - 0.03 0.96 - 0.03 = 0.29 qn.W qn.F = 1- qn.D qn.F =1-0.29 = 0.71 qn,F = qn.W 0.71 = 100 0.71 =141kmol·h -1 qn,D= qn,F - qn,W = 141 – 100 = 41kmol·hl-1 （3）qn,L = Rqn,D = 4.13 41 = 169.33kmol·h -1 qn,L / = qn,L + q·qn,F = 169.33 + 1.2 141 =338.53kmol·h -1 提馏段操作线方程为 0.03 338.5 100 100 338.5 100 338.5 , / , , , / , / , 1 − − − = − − − + = w m n L n W n W m n L n W n L m x x q q q x q q q y ym+1 = 1.42xm – 0.0126 3-11 有一个轻组分含量为 0.40（摩尔分数，下同）、平均相对挥发度为 1.5 的理想二 组分溶液，精馏后要求塔顶组成为 0.95。若是冷液进料，q = 1.20，试求该精馏过程的最小 回流比。 解：求 q 线与平衡线交点坐标 x x x x y 1 (1.50 1) 1.50 1 ( 1) + − = + − = 得： x = 0.42 1.2 1 0.4 1.2 1 1.2 1 1 − − − = − − − = x q x x q q y f y = 0.52 4.30 0.52 0.42 0.95 0.52 = − − = − − = y x x y R d m 3-12 某厂精馏塔的原料为丙烯—丙烷混合物，其中含丙烯 0.835（摩尔分数，下同）， 塔的操作压强为 2MPa（表压），泡点进料。要使塔顶产品中含 0.986 的丙烯，塔釜产品中含 0.951 的丙烷，丙烯—丙烷的平均相对挥发度可取 1.16，混合液可视为理想溶液。试求： （1）最小回流比； （2）最少理论塔板数。 解：（1）泡点进料，q 线与平衡线的交点坐标：x = x f = 0.835 0.854 1 (1.16 1) 0.835 1.16 0.835 1 ( 1) = + − = + − = f f x x y 6.95 0.854 0.835 0.986 0.854 = − − = − − = f f d f m y x x y R （2） 1 47.6 lg1.16 0.049 / 0.951 0.986 / 0.014 lg 1 lg ( / ) ( / ) lg 0 = − = − = A B w A B d x x x x n
3-13在某一连续精馏塔中,已知进料中轻组分含量为0.5(摩尔分数,下同),塔顶产 品轻组分的含量为090,塔釜产品轻组分的含量不大于010。试分别绘出R=30,q=0.8、 1.0、1.2时全塔的操作线。 解:略。 3-14有一相对挥发度为200的理想二组分溶液在连续精馏塔中进行精馏,已知塔内 上升蒸气量为90.0 kmol- h-,塔顶采出量为30.0 kmol h-,塔顶采出液中轻组分含量为0.950 (摩尔分数)。若塔顶使用全凝冷凝器,则从塔顶数起第二块理论板上回流液相的组成是多 少? R=9m900-300 q 30.0 1=xd=0.950 0.950=y1=1+(a-1)x x1=0.905 精馏段操作线方程 R yn+1-R+1 y230.905+0.950=0920 2 0.920=y2=,3 x=0.852 3-15用连续精馏法分离对二甲苯和间二甲苯二组分溶液,加料液中对二甲苯的含量 为0.30(摩尔分数,下同)。要求塔顶馏分中对二甲苯含量大于0.90,塔釜中对二甲苯含量 小于0.20,使用的回流比为最小回流比的1.8倍,沸点液相进料,此精馏塔的理论塔板数是 多少?若全塔板效率为80%,该塔的实际塔板数又是多少?已知对二甲苯和间二甲苯的正 常沸点分别为138.35℃、139.10℃。 T6B-Tb.A 解:(1)lgo=9.187 =9187×(139.10+273)-(13835+213)837×103 (13835+273)+(39.10+273) (x4/xB)4.0.90/0.10 (2)s=-(x/x)=020/080=18 g1.02 1.02×0.30 (3) yr 1+(a-1)x 1+(.02-1) x0O300.304
6 3-13 在某一连续精馏塔中，已知进料中轻组分含量为 0.5（摩尔分数，下同），塔顶产 品轻组分的含量为 0.90，塔釜产品轻组分的含量不大于 0.10。试分别绘出 R = 3.0，q = 0.8、 1.0、1.2 时全塔的操作线。 解：略。 3-14 有一相对挥发度为 2.00 的理想二组分溶液在连续精馏塔中进行精馏，已知塔内 上升蒸气量为 90.0kmol·h -1，塔顶采出量为 30.0kmol·h -1，塔顶采出液中轻组分含量为 0.950 （摩尔分数）。若塔顶使用全凝冷凝器，则从塔顶数起第二块理论板上回流液相的组成是多 少？ 解： 2.0 30.0 90.0 30.0 , , = − = = n D n L q q R y1 = xd = 0.950 0.950 = y1 = x1 1 + ( - 1)x1 = 2x1 1 + x1 x1 = 0.905 精馏段操作线方程 yn+1 = R R + 1 xn + xd R + 1 y2 = 2 3 0.905 + 0.950 3 = 0.920 0.920 = y2 = 2x2 1 + x2 x2 = 0.852 3-15 用连续精馏法分离对二甲苯和间二甲苯二组分溶液，加料液中对二甲苯的含量 为 0.30（摩尔分数，下同）。要求塔顶馏分中对二甲苯含量大于 0.90，塔釜中对二甲苯含量 小于 0.20，使用的回流比为最小回流比的 1.8 倍，沸点液相进料，此精馏塔的理论塔板数是 多少？若全塔板效率为 80%，该塔的实际塔板数又是多少？已知对二甲苯和间二甲苯的正 常沸点分别为 138.35℃、139.10℃。 解：（1） lg = 9.187 Tb.B - Tb.A Tb.A + Tb.B 3 8.37 10 (138.35 273) (139.10 273) (139.10 273) (138.35 273) 9.187 − = + + + + − + = = 1.02 （2） 181 lg 1.02 0.20 / 0.80 0.90 / 0.10 lg lg ( / ) ( / ) lg = = = A B w A B d m x x x x S （3） xf = 0.30 0.304 1 (1.02 1) 0.30 1.02 0.30 1 ( 1) = + − = + − = f f f x x y
xa-yr0.90-0.304 R yr-x0.304-0.30=149 R=1.8Rm=1.8×149=268 R-Rm268-149 (4) R+1 268+1 查图得+1=028即 =0.28 S=252Nr=S-1=251 0.8 3-19在连续精馏塔中处理平均相对挥发度为3.0的二元理想混合物,取回流比为25, 塔顶产物组成为0.97(摩尔分数,下同)。由塔顶起精馏段第一、第二块板回流的液相组成 分别为0.50、040,试求第二块塔板的气相板效率 解:精馏段操作线方程 R 0.97 R+1 =0.7143xn+0 2.5+1 y2=0.7143x1+0.2771=0.7143×0.50+0.2771=0.634 y3=0.7143x+0.2771=0.7143×0.40+0.2771=0.563 3.0×0.40 1+(ax-1)x21+(30-1)×040 =0.667 EMG=22-y30634-0.563=68.3% y2-y30.667-0.563 3-23某吸收塔用溶剂B吸收混合气体中的A化合物。在塔的某一点,气相中A的分 压为2lkPa,液相中A的浓度为1.00×103kmom3,气液间的传质通量为044 kmol. m2h, 气膜传质系数k为00144 kmol h-l.m2 kPal。实验证实系统服从亨利定律,当PA=8kPa时, 液相的平衡浓度为1.00×103kmom-3,求下列各项: PA=pA*、KL、cA* (2)气相阻力占总阻力的百分率为多少? 解:(1)H= 81.25×10kmom-3kPa N0.144 PA PAJ AKG 0.0144 lokPa cA-CA=pAH-cA=21×1.25×104-1.00×103=1.625×103 kmol-n3 0.144 KG A(PA-PA) 13=0.01108 kmol-hlm2kPal Kg kG Hk0.01441.25×104k0.01108 k= 384m.h" 0.0l108 H-125×10+=886mh
7 149 0.304 0.30 0.90 0.304 = − − = − − = f f d f m y x x y R R = 1.8Rm = 1.8 149 = 268 （4） R - Rm R + 1 = 268 - 149 268 + 1 = 0.44 查图得 S - Sm S + 1 = 0.28 即 S - 181 S + 1 = 0.28 S = 252 NT = S - 1 =251 N = NT E = 251 0.8 = 314 3-19 在连续精馏塔中处理平均相对挥发度为 3.0 的二元理想混合物，取回流比为 2.5， 塔顶产物组成为 0.97（摩尔分数，下同）。由塔顶起精馏段第一、第二块板回流的液相组成 分别为 0.50、0.40，试求第二块塔板的气相板效率。 解：精馏段操作线方程 yn+1 = R R + 1 xn + xd R + 1 = 2.5 2.5 + 1 xn + 0.97 2.5 + 1 = 0.7143xn + 0.2771 y2 = 0.7143x1 + 0.2771 = 0.7143 0.50 + 0.2771 = 0.634 y3 = 0.7143x2 + 0.2771 = 0.7143 0.40 + 0.2771 = 0.563 y2 * = x2 1 + ( - 1) x 2 = 3.0 0.40 1 + (3.0 - 1) 0.40 = 0.667 EMG = y2 - y3 y2 * - y3 = 0.634 - 0.563 0.667 - 0.563 = 68.3% 3-23 某吸收塔用溶剂 B 吸收混合气体中的 A 化合物。在塔的某一点，气相中 A 的分 压为 21kPa，液相中 A 的浓度为 1.00×10-3kmol·m-3，气液间的传质通量为 0.144kmol·m-2·h -1， 气膜传质系数 kG 为 0.0144kmol·h -1·m-2·kPa-1。实验证实系统服从亨利定律，当 PA = 8kPa 时， 液相的平衡浓度为 1.00×10-3 kmol·m-3，求下列各项： （1）pA－pA,i、kL、cA,i－cA、KG、pA－pA *、KL、cA *－cA （2）气相阻力占总阻力的百分率为多少？ 解：（1）H = 1.00 10-3 8 = 1.25 10-4kmol·m-3kPa-1 pA - pA,i = N AkG = 0.144 0.0144 = 10kPa pA - pA,* = 21 - 8 = 13kPa cA * - cA = pAH - cA = 21 1.25 10-4 - 1.00×10 -3 = 1.625 10-3 kmol·m-3 KG = N A(pA - pA * ) = 0.144 13 = 0.01108 kmol·h -1·m-2·kPa -1 1 KG = 1 kG + 1 HkL = 1 0.0144 + 1 1.2510-4 kL = 1 0.01108 kL = 384m·h -1 KL = KG H = 0.01108 1.25 10-4 =88.6 m·h -1
CAI CA AKL 384 3.75×10+kmol 1 (2)=0109=7% 0.0144 3-24已知在某填料塔中k为0.0030 kmol- h-I-m-2·kPa1,k为045mh1,平衡关系 Y=320X,吸收剂为纯水,总压为1064kPa,温度为293K。试计算KG、KL、KY、Kx 解:H 1.63×10-3kmom3kP EmPa320×1064 KG kG HkL 1696.7 30163×103×0.45 KG=5.9x 10-4 kmolh-lm2kPal KG_59×104 H 1.63×103=0.36mh KY=PaKG=1064×59×104=0.063 kmol-h-ln2 Kx=caKL=556x 0.36=20 kmol.h-l-m-2 3-25在逆流操作的吸收塔中,于101.3kPa、25℃下用清水吸收混合气体中的H2S,将 其体积分数o由2%降至0.%。该系统符合亨利定律,亨利系数E=552×104kPa。若取吸 收剂用量为理论最小用量的1.2倍,试计算操作液气比qn/qnB及出口液相组成X1 若操作压强改为1013kPa,而其他已知条件不变,再求qs/qmB及X1。 E5.52×10 解 101.3 0.0204 =0.001 1-0.02 1-0.001 溶液极限浓度x=Y1=90204=374×105 Y1-Y20.0204-0.001 9s)mnx-X23.74×1050=519 ≌s=12(9s)ham=1.2×519=623 qn. B Y1-Y20.0204-0001 3.11×105 gnc 若操作压强改为1013kPa,则 m=54.5X=374×1049=623X=3.1l×104 qn 3-26有一填料吸收塔,直径为θ8m,填料层高6m,所用填料为50mm的拉西环,每 小时处理2000m3含丙酮5%(体积%)的空气,在298K、1013KPa条件下,用水作为溶剂 塔顶的出口废气要求含丙酮0.263%(体积%),塔底流出的溶液的浓度6.12%(质量)。根 据上述数据,计算气相体积总传质系数Kya:操作条件下的平衡关系为YA*=2.0X,每小时 能回收丙酮多少千摩尔?
8 cA,I- cA = N AkL = 0.144 384 = 3.75 10-4kmol·m-3 （2） 1 kG 1 KG = 0.01108 0.0144 =77% 3-24 已知在某填料塔中 kG 为 0.0030 kmol·h -1·m-2·kPa -1，kL为 0.45 m·h -1，平衡关系 Y = 320X，吸收剂为纯水，总压为 106.4kPa，温度为 293K。试计算 KG、KL、KY、KX。 解：H = c总 E = c总总 mP总 = 55.6 320 106.4 = 1.63 10-3kmol·m-3kPa-1 1 KG = 1 kG + 1 HkL = 1 0.0030 + 1 1.63 10-3 0.45 = 1696.7 KG = 5.9 10-4 kmol·h -1·m2·kPa -1 KL = KG H = 5.9 10-4 1.63 10-3 = 0.36 m·h -1 KY = P 总 KG = 106.4 5.9 10-4 = 0.063 kmol·h -1·m-2 Kx = c 总 KL = 55.6 0.36 = 20 kmol·h -1·m-2 3-25 在逆流操作的吸收塔中，于 101.3kPa、25℃下用清水吸收混合气体中的 H2S，将 其体积分数由 2%降至 0.1%。该系统符合亨利定律，亨利系数 E = 5.52 104kPa。若取吸 收剂用量为理论最小用量的 1.2 倍，试计算操作液气比 qn,c/qn,B及出口液相组成 X1。 若操作压强改为 1013kPa，而其他已知条件不变，再求 qn,c/qn,B及 X1。 解：m = E P总 = 5.52 104 101.3 = 545 Y1 = 0.02 1-0.02 = 0.0204 Y2 = 0.001 1-0.001 = 0.001 X2 = 0 溶液极限浓度 X1 * = Y1 m = 0.0204 545 = 3.74 10-5 ( qn.c qn.B )min = Y1 - Y2 X1 * - X2 = 0.0204 - 0.001 3.74 10-5 -0 = 519 qn.c qn.B = 1.2 ( qn.c qn.B )min = 1.2 519 = 623 X1 = Y1 - Y2 qn.c qn.B = 0.0204 - 0.001 623 = 3.11 10-5 若操作压强改为 1013kPa，则 m = 54.5 X1 * = 3.74 10-4 qn.c qn.B = 62.3 X1 = 3.11 10-4 3-26 有一填料吸收塔，直径为 0.8m，填料层高 6m，所用填料为 50mm 的拉西环，每 小时处理 2000m3 含丙酮 5％(体积％)的空气，在 298K、101.3KPa 条件下，用水作为溶剂。 塔顶的出口废气要求含丙酮 0.263%（体积％），塔底流出的溶液的浓度 6.12%（质量）。根 据上述数据，计算气相体积总传质系数 KY a；操作条件下的平衡关系为 YA*=2.0X，每小时 能回收丙酮多少千摩尔？
1-0.05=00526￥2≈0.00263 Y? 6.12/58 (100-6.1218 =0.02023 Y1=2.0X1=2.0×0.02023=0.04046 A≈(00526-004046)-000263 6.22×10 0.0526-0.0406 Y1-Y20.0526-0.00263 =8.0 8.0=0.75m qn=2.4x298×(1-0026)=77 kmolh Kya= gn. B= 206 kmol-m3h-l 0.75 0.82 回收丙酮=qBn(Y1-Y2)=77.7×0.0526-0.00263)=3.88 kmol h 3-27混合气中含10%CO2,其余为空气,于303K及2×10Pa下用纯水吸收,使CO2 的浓度降到0.5%,溶液出口浓度x=0.06%(以上均为摩尔分数),混合气体处理量为 2240m3h1(标准状态的体积),亨利系数E为2×10kPa,液相体积传质总系数Kd=2780 kmoh1m3。问: (1)每小时用水为多少吨? (2)填料层高度为多少米?(塔径定为1.5m) 解:(1)qn 2240 Y2≈y2=0.005Y1 1-0.1 0.1l1 qn, d (X1-X2)=qn, B(Y1-Y2) qnc=90×0.11-0.005 =1.59×104 koml- h 用水量=159×10-×18=2862th 1000 (2) E 100 P2×10 y_0.1 =0.001 X1≈x1=0.001 x2=20005 100
9 解：Y1 = 0.05 1 - 0.05 = 0.0526 Y2 0.00263 Y2 * = 0 X1 = 6.12/58 (100-6.12)/18 = 0.02023 Y1 * = 2.0X1 = 2.0 0.02023 = 0.04046 3 6.22 10 0.00263 0.0526 0.0406 ln (0.0526 0.04046) 0.00263 − = − − − Ym = NOG = Y1 -Y2 Ym = 0.0526 - 0.00263 6.22 10-3 = 8.0 HOG = H NOG = 6 8.0 = 0.75m qn, = 2000273 22.4298 (1- 0.0526) = 77.7kmol·h -1 ∵ HOG = qn.B KYaS ∴ KYa = qn.B HOGS = 77.7 0.75 4 0.82 = 206 kmol·m-3·h -1 回收丙酮 = qB,n ( Y1 - Y2) = 77.7 (0.0526 - 0.00263)= 3.88 kmol·h-1 3-27 混合气中含 10%CO2，其余为空气，于 303K 及 2 103kPa 下用纯水吸收，使 CO2 的浓度降到 0.5%，溶液出口浓度 x1 = 0.06%（以上均为摩尔分数），混合气体处理量为 2240m3·h -1（标准状态的体积），亨利系数 E 为 2 105kPa，液相体积传质总系数 Kxa = 2780 kmol·h-1·m-3。问： （1）每小时用水为多少吨？ （2）填料层高度为多少米？（塔径定为 1.5m） 解：（1）qn,B = 2240 22.4 (1 - 0.1) = 90koml·h -1 X2 = 0 X1 x1 = 0.0006 Y2 y2 = 0.005 Y1 = 0.1 1 - 0.1 = 0.111 ∵ qn,c(X1 - X2) = qn,B(Y1 - Y2) ∴ qn,c = 90 0.111 - 0.005 0.0006 - 0 = 1.59 104 koml·h -1 用水量 = 1.59 104 18 1000 = 286.2 t·h -1 （2） m = E P总 = 2 105 2 103 = 100 ∵ x1 * = y1 m = 0.1 100 =0.001 ∴X1 * x1 * = 0.001 同理：X2 * x2 * = y2 m = 0.005 100 = 5 10-5
00004-5×1035 1.68×10 0.0004 5×10-5 NoL 00006-0 =3.57 △Xm 1.52=1.77m2 HoL=9uc=1.59×104 =3.23m KxaS2780×1.77 H=3.57×3.23=11.53m
10 4 5 5 1.68 10 5 10 0.0004 ln 0.0004 5 10 = − = − − X m NOL = X1 - X2 Xm = 0.0006 - 0 1.68 104 = 3.57 S = 4 1.52 = 1.77m2 HOL = qn.c KxaS = 1.59 104 2780 1.77 = 3.23 m H = 3.57 3.23 = 11.53m