化工原理课后习题答案第八章 蒸馏习题答案
化工原理下册课后思考题答案
第六章传热问题1.传热过程有哪三种基本方式答1．直接接触式、间壁式、蓄热式。
问题2.传热按机理分为哪几种答2．传导、对流、热辐射。
问题3.物体的导热系数与哪些主要因素有关答3．与物态、温度有关。
问题4.流动对传热的贡献主要表现在哪儿答4．流动流体的载热。
问题5.自然对流中的加热面与冷却面的位置应如何放才有利于充分传热答5．加热面在下，制冷面在上。
问题6.液体沸腾的必要条件有哪两个答6．过热度、汽化核心。
问题7.工业沸腾装置应在什么沸腾状态下操作为什么答7．核状沸腾状态。
以免设备烧毁。
问题8.沸腾给热的强化可以从哪两个方面着手答8．改善加热表面，提供更多的汽化核心；沸腾液体加添加剂，降低表面张力。
问题9.蒸汽冷凝时为什么要定期排放不凝性气体答9．避免其积累，提高α。
问题10.为什么低温时热辐射往往可以忽略,而高温时热辐射则往往成为主要的传热方式答10．因Q与温度四次方成正比，它对温度很敏感。
问题11.影响辐射传热的主要因素有哪些答11．温度、黑度、角系数（几何位置）、面积大小、中间介质。
问题12.为什么有相变时的对流给热系数大于无相变时的对流给热系数答12．①相变热远大于显热；②沸腾时汽泡搅动；蒸汽冷凝时液膜很薄。
问题13.有两把外形相同的茶壶，一把为陶瓷的，一把为银制的。
将刚烧开的水同时充满两壶。
实测发现，陶壶内的水温下降比银壶中的快，这是为什么答13．陶瓷壶的黑度大，辐射散热快；银壶的黑度小，辐射散热慢。
问题14.若串联传热过程中存在某个控制步骤,其含义是什么答14．该步骤阻力远大于其他各步骤的阻力之和，传热速率由该步骤所决定。
问题15.传热基本方程中,推导得出对数平均推动力的前提条件有哪些答15．K、qm1Cp1、qm2Cp2沿程不变；管、壳程均为单程。
问题16.一列管换热器，油走管程并达到充分湍流。
用133℃的饱和蒸汽可将油从40℃加热至80℃。
若现欲增加50%的油处理量，有人建议采用并联或串联同样一台换热器的方法，以保持油的出口温度不低于80℃，这个方案是否可行答16．可行。
《化工原理》课后习题答案
第一章绪论习题1.热空气与冷水间的总传热系数K值约为42.99k c a l/（m2・h・℃），试从基本单位换算开始，将K值的单位改为W/（m2・℃）。
[答案:K＝50M（m2・C）]。
解：从附录查出：1k c a l＝1.1622×10-3K W·h=1.1622W·h所以：K=42.99K c a l/（m2·h·℃）＝42.99K c a l/（m2·h·℃）×（1.1622W·h/1k c a l）＝50w/（m2·℃）。
2.密度ρ是单位体积物质具有的质量。
在以下两种单位制中，物质密度的单位分别为:S I k g/m2；米制重力单位为：k g f.s2/m4;常温下水的密度为1000k g/m3，试从基本单位换算开始，将该值换算为米制重力单位的数值。
〔答案:p＝101.9k g f/s2/m4〕解：从附录查出：1k g f＝9.80665k g·m/s2，所以1000k g/m3＝1000k g/m3×[1k g f/(9.80665k g·m/s2)]=101.9k g f·s2/m4.3.甲烷的饱和蒸气压与温度的关系符合下列经验公式：今需将式中p的单位改为P a，温度单位改为K，试对该式加以变换。
〔答案:〕从附录查出：1m m H g=133.32P a，1℃＝K－273.3。
则新旧单位的关系为：P＝P’/133.32;t＝T－273.3。
代入原式得：l g（P’/133.32）＝6.421-352/（T－273.3+261）；化简得l g P=8.546－3.52/(T-12.3).4.将A、B、C、D四种组分各为0.25（摩尔分数，下同）的某混合溶液，以1000m o l/h 的流量送入精馏塔内分离，得到塔顶与塔釜两股产品，进料中全部A组分、96％B组分及4％C组分存于塔顶产品中，全部D组分存于塔釜产品中。
化工原理蒸馏—答案
蒸馏一. 填空题1.蒸馏是分离 __均相混合物的一种方法，蒸馏分离的依据是______挥发度差异_____。
2. 气液两相呈平衡状态时，气液两相温度_相同______，但气相组成____大于____液相组成。
3. 气液两相组成相同时，则气相露点温度________液相泡点温度。
3.大于4. 在精馏过程中，增大操作压强，则物系的相对挥发度________，塔顶温度_________，塔釜温度_______，对分离过程___________。
4. 下降 升高 升高 不利5. 两组分溶液的相对挥发度是指溶液中_______的挥发度对________的挥发度的比值，a=1表示_______。
5.易挥发组分 难挥发组分 不能用蒸馏方法分离6. 所谓理论板是指该板的气液两相____________，且塔板上_________________。
6.互呈平衡 液相组成均匀一致7. 某两组分物系，其相对挥发度α=3，对第n ，n-1两层理论板，在全回流条件下，已知x n =0.3，则y n-1 =_________________。
7. 0.7948. 某精馏塔的温度精馏段操作线方程为y=0.75x +0.24，则该精馏塔的操作回流比是____________，馏出液组成为____________________。
8. R=3 96.0=D x9.精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是_____________和_________________。
9.塔顶易挥发组分含量高 塔底压力高于塔顶10. 在总压为103.3kPa 温度为95℃下，苯与甲苯的饱和蒸汽分别为0A p =155.7kPa0B p =63.3 kPa ，则平衡时苯的液相组成为x =_________，气相组成为y=______________，相对挥发度为α=____________。
10. 411.0=x 632.0=y α=2.4611. 精馏塔有____________进料热状态，其中__________进料q 值最大，进料温度F t ____泡点b t 。
化工原理课后习题答案第八章 蒸馏习题答案
习题相平衡1．已知甲醇和丙醇在80℃时的饱和蒸汽压分别为181.13kPa 和50.92kPa ，且该溶液为理想溶液。
试求：（1）80℃时甲醇与丙醇的相对挥发度；（2）若在80℃下汽液两相平衡时的液相组成为0.6，试求汽相组成； （3）此时的总压。
解：（1）甲醇与丙醇在80℃时的相对挥发度557.392.5013.181===o BoA p p α（2）当x=0.6时 ()842.06.0)1557.3(16.0557.311=⨯-+⨯=-+=x x y αα（3）总压kPa yxp p o A 07.129842.06.013.181=⨯==2．已知二元理想溶液上方易挥发组分A 的气相组成为0.45（摩尔分率），在平衡温度下，A 、B 组分的饱和蒸汽压分别为145kPa 和125kPa 。
求平衡时A 、B 组分的液相组成及总压。
解：对二元理想溶液的气液平衡关系可采用拉乌尔定律及道尔顿分压定律求解。
已知理想溶液 ,45.0y =A 则0.5545.0-1y 1y A B ==-= 根据拉乌尔定律 A oA A x p p = ，B oB B x p p = 道尔顿分压定律 A A p p y = ，B B p p y = 则有 o A A p p x A y =,op p x BBB y = 因为 1x x B =+A所以 1p y p y 0B BA =⎪⎪⎭⎫⎝⎛+o Ap即 11250.551450.45=⎪⎭⎫ ⎝⎛+p可解得 p =133.3 kPa 则液相组成 414.014545.03.133y A =⨯==oAA p p x586.0414.01x 1A B =-=-=x3．苯（A ）和甲苯（B ）的饱和蒸气压和温度的关系（安托因方程）为24.22035.1206032.6log +-=t p oA58.21994.1343078.6log +-=t p oB 式中oA p 单位为k a P ，t 的单位为℃。
《化工原理》课本习题答案
《化工原理》课本习题答案第一章流体流动1 PA（绝）= 1.28×105 N/m2PA（表）= 2.66×104N/m22 W = 6.15吨3 F = 1.42×104NP = 7.77×104Pa4 H = 0.39m5 △P = 2041×105N/m26 P = 1.028×105Pa△h = 0.157m7 P（绝）= 18kPa H = 8.36m8 H = R PA> PB9 略10 P = Paexp[-Mgh/RT]11 u = 11.0m/s ; G = 266.7kg/m2sqm = 2.28kg/s12 R = 340mm13 qv = 2284m3/h14 τ= 1463s15 Hf = 0.26J/N16 会汽化1718 F = 4.02×103N19 略20 u2 = 3.62m/s ; R = 0.41m21 F = 151N22 v = 5.5×10-6m2/s23 =0.817 a = 1.0624 略25 P（真）= 95kPa ; P（真）变大26 Z = 12.4m27 P（表）= 3.00×105N/m228 qv = 3.39m3/h P1变小 P2变大29 qv = 1.81m3/h30 H = 43.8m31 τ= 2104s32 He = 38.1J/N33 qv =0.052m3/s=186m3/h34 qv1 = 9.7m3/h ; qv2 = 4.31m3/hqv3 = 5.39m3/h ; q,v3 = 5.39m3/h35 qvB/qvC = 1.31 ; qvB/qvC =1.05 ;能量损失36 P1（绝）=5.35×105Pa37 = 13.0m/s38 qv = 7.9m3/h39 qVCO2（上限）=3248l/h40 = 500 l/s ; τ=3×104PaF = 3×102N P = 150w41 he = 60.3J/kg42 τy = 18.84Pa μ∞ = 4.55Pa·s43 τy = 39.7Pa44 略第二章流体输送机械1 He = 15+4.5×105qV2He = 45.6J/N Pe = 4.5KW2 P = ρω2r2/2 ; Φ/ρg = u2/2g = 22.4J/N3 He = 34.6J/N ; η = 64％4 略5 qV = 0.035m3/s ; Pe = 11.5KW6 串联7 qV = 0.178m3/min ; qV, = 0.222m3/min8 会汽蚀9 安装不适宜，泵下移或设备上移10 IS80-65-160 或 IS100-65-31511 ηV = 96.6％12 不适用13 P = 33.6KW ; T2 = 101.0℃14 qV = 87.5m3/h ; 选W2第三章流体的搅拌1 略2 P = 38.7w ; P’ = 36.8w3 d/d1 = 4.64 ; n/n1 = 0.359 ; N/N1 = 100 第四章流体通过颗粒层的流动1 △φ = 222.7N/m22 △φ/L = 1084Pa/m3 V = 2.42m34 K = 5.26×10-4m2/s ; qe = 0.05m3/m25 A = 15.3m2 ; n = 2台6 略7 △V0 = 1.5L8 △V = 13L9 q = 58.4l/m2 ; τw = 6.4min10 τ = 166s ; τw = 124s11 K = 3.05×10-5m2/sVe = 5.06×10-2m3 ; V = 0.25m312 n’ = 4.5rpm ; L’/L = 2/3第五章颗粒的沉降和流态化1 ut = 7.86×10-4m/s ; ut’ = 0.07m/s2 dP = 88.8μm3 τ = 8.43×10-3s ; s = 6.75×10-5m4 dpmax = 3.6μm5 dpmin = 64.7μm ; ηP = 60％6 可完全分开7 ζRe2<488 η0 = 0.925 ; x出1 = 0.53x出2 = 0.27 ; x出3 = 0.20x出4 = 0 ; W出 = 59.9kg/day9 ε固 = 0.42 ; ε流 = 0.71 ; ΔФ = 3.14×104N/m210 略11 D扩 = 2.77m12 略第六章传热1 δ1 = 0.22m ; δ2 = 0.1m2 t1 = 800℃3 t1 = 405℃4 δ = 50mm5 (λ’-λ)/ λ = -19.7％6 略7 Q,/Q = 1.64 λ小的放内层8 a = 330W/m2*℃9 a = 252.5W/ m2*℃10 q = 3.69kw/m211 q1/q2 =112 w = 3.72×10-3kg/s ; w’=7.51×10-3kg/s13 Tg = 312℃14 Tw = 746K15 τ = 3.3hr16 ε A = 0.48 ; ε B = 0.4017 略18 热阻分率0.3％K’=49.0W/m2·℃ ; K,, = 82.1W/m2·℃19 w = 3.47×10-5kg/m·s ; tw = 38.7℃20 δ= 82mm21 a1 =1.29×104W/m2·℃ ; a,2 = 3.05×103W/m2·℃ ; R = 7.58*10-5m2·℃/W22 δ= 10mm ; Qmax = 11.3KW23 R = 6.3×10-3m2·℃/W24 n = 31 ; L = 1.65m25 L = 9.53m26 qm = 4.0kg/s ; A = 7.14m227 qm2 = 10.9kg/s ; n = 36 ; L = 2.06m ; q,m1 = 2.24kg/s28 qm = 0.048kg/s29 t2 = 76.5℃ ; t2 = 17.9℃30 t,2 = 98.2℃ ; 提高水蒸气压强T’=112.1℃31 qm1 = 1.24kg/s32 T,2 = 78.7℃ ; t,2 = 61.3℃33 T = 64.6℃ ; t2a = 123.1℃ ; t2b = 56.9℃34 t2 = 119℃35 τ = 5.58hr36 单壳层Δtm = 40.3℃ ; 双壳层Δtm’=43.9℃37 a = 781W/m2·℃38 L = 1.08m ; t2’=73.2℃39 NP = 2 ; NT = 114 ; L实 = 1.2L计 = 3.0m ; D = 460mm 第七章蒸发1 W = 1500kg/h ; w1 = 12.8％ ; w2 = 18.8％2 Δt = 12.0℃3 A = 64.7m2 ; W/D = 0.8394 W = 0.417kg/s ; K = 1.88×103W/m2·℃ ; w’= 2.4％5 t1 = 108.6℃ ; t2 = 90.9℃ ; t3 = 66℃6 A1 = A2 = 9.55m2第八章吸收1 E=188.1Mpa;偏差0.21%2 G=3.1×10-3kgCO2/kgH2O3 Cmin=44.16mg/m3水；Cmin=17.51mg/m3水4 （xe-x）=1.19×10-5；（y-ye）=5.76×10-3 ;(xe-x)=4.7×10-6 ;(y-ye)=3.68×10-35 (y-ye)2/(y-ye)1=1.33 ; (xe-x)2/(xe-x)1=2.676 τ=0.58hr7 τ=1.44×106s8 Kya=54.9kmol/m3·h ; H OG=0.291m ;液相阻力分率15.1%9 N A=6.66×10-6kmol/s·m2 ; N A’=1.05×10-5kmol/(s·m2)10 略11 略12 NOG=13 略14 略15 x1=0.0113; =2.35×10-3 ;H=62.2m16 (1)H=4.61m;(2)H=11.3m17 Gmin=0.489kmol/m2·h ; x2=5.43×10-618 HA=2.8m ; HB=2.8m19 (1)HOG=0.695m;Kya=168.6kmol/m3·h;(2)w=4.36kmol/h20 y2=0.00221 η’=0.87；x1’=0.0032522 y2’=0.000519第九章精馏1 （1）α1=2.370 ；α2=2.596 ；（2）αm=2.4842 t=65.35℃； xA=0.5123 t=81.36℃ ; yA=0.18724 (1)NT=7; (2)V=20.3kmol/h; (3)D=47.4kmol; W=52.6kmol25 t=60℃; xA=0.188; xB=0.361; xC=0.45126 x(A-D) :0.030;0.153;0.581;0.237 y(A-D) :0.141;0.306;0.465;0.08527 D/F=0.4975;W/F=0.5025; xD(A-D):0.402;0.591;0.007;9.7×10-5 ;xW(A-D):1.4×10-5;0.012;0.690;0.29828 N=14.1 ; N1=7.9第十章气液传质设备1 EmV=0.7582 ET=41%3 N实=104 D=1.2m5 HETP=0.356m6 D=0.6m; △P/H=235.44Pa/m第十一章萃取1 (1)E=64.1kg;R=25.9kg;x=0.06;y=0.046 (2)kA=0.767;β=14.62 (1)E=92.2kg;R=87.8kg;yA=0.13; xA=0.15(2)E°=21.31kg;R°=78.69kg;yA°=0.77;xA°=0.163 (1)R=88.6kg;E=130.5kg;yA=0.0854;yS=0.862;yB=0.0526;xS=0.0746;xB=0.82 5 (2)S=119.1kg4 xA2=0.225 E1=125kg;RN=75kg;yA1=0.148;yS1=0.763;yB1=0.089;xSN=0.0672;xBN=0.9136 (1)S/B=24.9;(2)S/B=5.137 (1)Smin=36.47kg/h (2)N=5.1第十二章其它传质分离方法1 m=47.7kg2 t1=44.9℃3 a=138.3m2/g4 τB=6.83hr5 W3=0.0825;qm2=5920.3kg/h; JV1=0.0406kg/m2·s;JV2=0.0141kg/m2·s 第十三章热质同时传递的过程1 略2 (1)θ1=20℃; (2)t2=40℃;H=0.0489kg水/kg干空气3 H=0.0423kgH2O/kg干H24 (1)W=0.0156kgH2O/kg干空气(2)tw3=18.1℃5 t2=45.2℃;H2=0.026kg水/kg干气6 W=2.25kg水/kg干气7 P2=320.4kN/m28 Z=2.53m第十四章固体干燥1 =74.2%; =5.6%2 W水=0.0174kg水/kg干气; Q=87.6kJ/kg干气3 略4 (1)ΔI=1.25kJ/kg干气;(2)t2=55.9℃;(3)t2=54.7℃5 (1)t2=17.5℃;H2=0.0125kg水/kg干气 (2) =10.0%6 自由含水量=0.243kg水/kg干料结合水量=0.02kg水/kg干料。
化工原理第八章习题答案
气体吸收单元自测题答案一、填空题1．组分在溶剂中溶解度的差异2．难溶3．大于、上方4．易溶、0.09975．液相、气相；降低、升高6．存在气液相界面、在相界面上气液达到平衡、传质阻力集中在液膜和气膜内；气膜、液膜7．几乎不变、增大8．增大、增加9．无限高10．90%11．mG /L 、L /mG12．减小、减小、减小、不变、减小、不变13．不变、减小、减小14．减小、增大二、选择题1．A 2．D 3．A 4．C 5．C6．B 7．A 8．B 9．C 10．C三、问答题1、答：气体出塔含量y 2增大，达不到设计要求，液体出塔含量x 1也增大。
2、答：(1)在L /G ＞m 情况下，y 2受相平衡约束等于mx 2，增大L 不会降低y 2，只会无谓降低x 1，增大操作负荷。
(2)在L /G ＜m 情况下，增L 大对降低y 2效果显著。
3、答：判断过程方向；指明过程极限；计算过程推动力。
四、推导题推导：出塔气相组成12)1(Y Y η-=由最小液气比的定义式得21212*121min /X m Y Y Y X X Y Y G L --=--=⎪⎭⎫ ⎝⎛因为以纯溶剂为吸收剂，所以X 2＝0，则ηηηm m m Y Y Y G L =--=--=⎪⎭⎫ ⎝⎛)]1(1[/)1(111min 五、计算题1、解：出塔气气相组成001053.095.005.0)98.01()1(12=⨯-=-=Y Y η最小液气比176.12.1/05263.0001053.005263.0/2121min =-=--=⎪⎭⎫ ⎝⎛X m Y Y Y G L 气体处理量为kmol/h 16.126273314.82826325.101=⨯⨯==RT pV G (1)出塔液相组成03133.0)001053.005263.0(176.14.11)(211=-⨯=-=Y Y L G X (2)清水的耗用量kmol/h 71.20716.126176.14.1=⨯⨯=L (3)填料层高度塔横截面积为m 2785.013600/2826==Ω气相总传质单元高度m 893.0785.018016.126=⨯=Ω=a K G H Y OG 平均对数推动力为005259.0 001053.003133.02.105263.0ln 001053.003133.02.105263.0ln )()(22112211=⨯--⨯-=-----=∆mX Y mX Y mX Y mX Y Y m 气相总传质单元数81.9005259.0001053.005263.021=-=∆-=m OG Y Y Y N 填料层高度m 76.881.9893.0=⨯==OG OG N H H 2、解：(1)出塔液相组成0162.075.08.0015.01015.08.075.0/11=⨯-=⨯=Y X (2)清水用量出塔气体中溶质的浓度为000305.0015.01015.0)98.01()1(12=-⨯-=-=Y Y η入塔气相组成015228.01=Y 入塔气体的量kmol/h 9665.19293314.848033.101=⨯⨯==RT pV G kg/h 24.325kmol/h 069.18 0162.0)000305.0015228.0()015.01(9665.19)(2121==-⨯-⨯=--=X X Y Y G L 3、解：(1) 0045.009.0)95.01(009.0221=⨯-===y x y 368.1)2.1/09.0/()0045.009.0(2.1)/(2.1/min =-==G L G L 00872.0)0045.0/015.0(/)0045.0015.0(0045.0015.02.10625.009.00625.0368.1/)0045.009.0(/)(21211=-=∆=∆=⨯-=∆=-=-=Ln y y y L y y G x m m H N OG 84.78.08.98.900872.0/)0045.009.0(=⨯==-=(2)0005.00625.009.0211===x x y 00`22212124.94)09.0/0052.0(1/1 0052.0 368.1)/()( / =-=-===--∴y y y x x y y G L η解得：不变 5、解：解吸塔操作正常时，吸收塔液体出口含量013.0001.05.1002.002.0)(2211=+-=+-=x y y L G x 此时吸收过程的平均推动力与传质单元数分别为：00211.0 001.02.1002.0013.02.102.0ln )001.02.1002.0()013.02.102.0(ln )()(22112211=⨯-⨯-⨯--⨯-=-----=∆mx y mx y mx y mx y y m 53.800211.0002.002.021=-=∆-=m OG y y y N 当解吸塔操作不正常时，N OG 不变。
化工原理答案-蒸馏习题参考答案-156
蒸馏习题参考答案【7-1】 苯和甲苯在92℃时的饱和蒸汽压分别为143.73kPa 和57.6kPa ，苯-甲苯的混合液中苯的摩尔分数为0.4。
试求：在92℃混合液中各组分的平衡分压、系统压力及平衡蒸汽组成。
此溶液可视为理想溶液。
[苯57.492kPa 、甲苯34.56kPa 、系统压力92.025kPa 、0.625y =苯、0.375y =甲苯]解： 根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡分压为143.730.457.49257.60.634.5692.05257.492/92.0520.62510.6250.375A A A B B B A B A A B p p x kPap p x kPaP p p kPa p y Py ==⨯===⨯==+=====-=【7-2】 在连续精馏塔中分离苯（A ）和甲苯（B ）两组分理想溶液。
现场测得：塔顶全凝器，第一层理论板的温度计读数为83℃，压力表读数D 5.4kPa p =；塔釜温度计读数为112℃，压力表读数W 12.0kPa p =。
试计算塔顶、塔釜的两产品组成和相对挥发度。
两纯组分的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。
当地大气压为101.3kPa 。
（安托尼方程表达式为：0lg A-B p t C=+；苯：A=6.03055、B=1121.033、C=220.79；甲苯：A=6.07954、B=1344.8、C=219.482）[0.976x =D 、 2.573α=D ：W 0.0565x =、W 2.338α=]解：（1）塔顶馏出液的组成及相对挥发度D a对于理论板，气液相组成互为平衡，两相温度相等，塔顶第一层理论的气相组成即馏出液组成。
将83D t =℃代入安托尼方程求得001211.033lg 6.03055-=2.04483220.79=110.7kPa p p =+∴苯苯01344.8lg 6.07954-=1.63483219.482=43.02kPa p p =+∴甲苯甲苯 总压力为 P (101.3 5.4)106.7kPa kPa =+=D则 00100P 110.7106.743.020.976P 106.7110.743.02D p p x y p p --==⋅=⨯=--苯甲苯苯甲苯 对于理想物系，相对挥发度为 00110.7 2.57343.02D p a p ===苯甲苯 （2）塔釜组成及相对挥发度W a用塔顶相同的方法计算。
化工原理《蒸馏》习题及答案
化工原理《蒸馏》习题及答案1.单位换算（1） 乙醇-水恒沸物中乙醇的摩尔分数为0.894，其质量分数为多少？ （2） 苯-甲苯混合液中，苯的质量分数为0.21，其摩尔分数为多少？大气中O 2含量为0.21， N 2含量为0.79（均为体积分率），试求在标准大气压下， O 2和N 2 的分压为多少？ O 2和N 2 的质量分数为多少？ 解：（1）质量分数 956.0106.018894.046894.046=⨯+⨯⨯=+=B B A A A A A x M x M x M a（2）摩尔分数（苯分子量：78；甲苯分子量：92）239.09279.07821.07821.0=+=+=BBAAA AA M a M a M a x （3）79.0121.0=-==⋅=O N O O P P y P P767.0233.011233.079.02821.03221.032=-=-==⨯+⨯⨯=+=O N N N O O O O O a a x M x M x M a2．正庚烷和正辛烷在110℃时的饱和蒸气压分别为140kPa 和64.5kPa 。
试计算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均为摩尔分数）组成时，在110℃下各组分的平衡分压、系统总压及平衡蒸气组成。
（此溶液为理想溶液） 解：409.0591.011591.07.9456kPa 7.947.3856kPa 7.386.05.64kPa 564.0140=-=-=====+=+==⨯=⋅==⨯=⋅=A B A A B A B O B B A O A A y y P P y P P P x P P x P P3．试计算压力为101.3kPa 时，苯-甲苯混合液在96℃时的气液平衡组成。
已知96℃时， p A o =160.52kPa ，p B o =65.66kPa 。
解：液相苯的分率：376.066.6552.16066.653.101=--=--=OBO A O B A P P P P x气相苯的分率：596.03.101376.052.160=⨯=⋅=P x P y A OAA4．在101.3 kPa 时正庚烷和正辛烷的平衡数据如下：试求：（1）在压力101.3 kPa 下，溶液中含正庚烷为0.35（摩尔分数）时的泡点及平衡蒸汽的瞬间组成？（2）在压力101.3 kPa 下被加热到117℃时溶液处于什么状态？各相的组成为多少？ （3）溶液被加热到什么温度时全部气化为饱和蒸汽？ 解：t-x-y 图0.00.20.40.60.81.095100105110115120125oC习题4附图由t -x -y 图可知（1）泡点为114℃，平衡蒸汽的组成为0.54（摩尔分数）；（2）溶液处于汽液混合状态，液相组成为0.24（摩尔分数），气相组成为0.42（摩尔分数）； （3）溶液加热到119℃时全部汽化为饱和蒸汽。
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习题相平衡1．已知甲醇和丙醇在80℃时的饱和蒸汽压分别为181.13kPa 和50.92kPa ，且该溶液为理想溶液。
试求：（1）80℃时甲醇与丙醇的相对挥发度；（2）若在80℃下汽液两相平衡时的液相组成为0.6，试求汽相组成； （3）此时的总压。
解：（1）甲醇与丙醇在80℃时的相对挥发度557.392.5013.181===o BoA p p α（2）当x=0.6时 ()842.06.0)1557.3(16.0557.311=⨯-+⨯=-+=x x y αα（3）总压kPa yxp p o A 07.129842.06.013.181=⨯==2．已知二元理想溶液上方易挥发组分A 的气相组成为0.45（摩尔分率），在平衡温度下，A 、B 组分的饱和蒸汽压分别为145kPa 和125kPa 。
求平衡时A 、B 组分的液相组成及总压。
解：对二元理想溶液的气液平衡关系可采用拉乌尔定律及道尔顿分压定律求解。
已知理想溶液 ,45.0y =A 则0.5545.0-1y 1y A B ==-= 根据拉乌尔定律 A oA A x p p = ，B oB B x p p = 道尔顿分压定律 A A p p y = ，B B p p y = 则有 o A A p p x A y =,op p x BBB y = 因为 1x x B =+A所以 1p y p y 0B BA =⎪⎪⎭⎫⎝⎛+o Ap即 11250.551450.45=⎪⎭⎫ ⎝⎛+p可解得 p =133.3 kPa 则液相组成 414.014545.03.133y A =⨯==oAA p p x586.0414.01x 1A B =-=-=x3．苯（A ）和甲苯（B ）的饱和蒸气压和温度的关系（安托因方程）为24.22035.1206032.6log +-=t p oA58.21994.1343078.6log +-=t p oB 式中oA p 单位为k a P ，t 的单位为℃。
苯－甲苯混合液可视为理想溶液，现测得某精馏塔的塔顶压力3kPa .1031=p ，塔顶的液相温度5.81t 1=℃；塔釜压力3kPa .1092=p ，液相温度112t 2=℃。
试求塔顶、塔釜平衡时的液相和气相组成。
解：⑴塔顶的液、气相组成在塔顶温度下，苯和甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程计算，即034.224.2205.8135.1206032.6log =+-=oA pkPa p oA 1.108=614.158.2195.8194.1343078.6log =+-=oB pkPa p oB 1.41=9284.01.411.1081.413.103B =--=--=oBo A oA p p p p x 971.09284.03.1031.108=⨯==A oA A x p p y⑵塔釜的液、气相组成和塔顶用相同的方法求得,各有关参数为kPa p oA 8.251=，kPa p oB 9.105=0233.09.1058.2519.1053.109B =--=--=oB o A o A p p p p x 0537.00233.03.1098.251=⨯==A o A A x p p y4．在常压下将含苯70％，甲苯30％的混合溶液进行平衡蒸馏，汽化率为40％，已知物系的相对挥发度为2.47，试求： ⑴汽、液两相的组成；⑵若对此混合液进行简单蒸馏，使釜液含量与平衡蒸馏相同，所得馏出物中苯的平均含量为多少？馏出物占原料液的百分率为多少？解：⑴根据题意，作平衡蒸馏时，液化率6.04.01=-=q 物料衡算式为 75.15.116.07.016.06.011+-=---=---=x x q x x q q y F 相平衡方程式为 xxx x y 47.1147.2)1(1+=-+=αα联立求解以上两式得807.0,629.0==y x⑵按题意，在第一阶段简单蒸馏终了时，液相残余含量20.629x =,则⎥⎦⎤⎢⎣⎡--+-=F 22F11ln ln 11lnx x x x W F αα 430.07.01629.01ln 47.2629.07.0ln 147.21=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--+-=所以1.537F W = 即 651.0537.11==F W 所得溜出液占原料的百分率为%9.34651.01%100=-=⨯-FWF 溜出液的平均组成为832.0651.01629.0651.07.01x WF 2F 2F =-⨯-=--=--=FW x F W Wx Fx y物料衡算、热量衡算及操作线方程5．某混合液含易挥发组分0.25，在泡点状态下连续送入精馏塔。
塔顶馏出液组成为0.96，釜液组成为0.02（均为易挥发组分的摩尔分数），试求： (1)塔顶产品的采出率D/F ；(2)当R=2时，精馏段的液汽比V L /及提馏段的汽液比''/L V ； 解：（1）塔顶产品的采出率245.002.096.002.025.0=--=--=W D W F x x x x F D （2）对精馏段，由于RD L =，D R V )1(+=，所以667.01221=+=+=R R V L 对提馏段，由于泡点进料，故q=1且 F RD qF L L '+=+= ， ()()D 1R V F q 1V V '+==--=所以 ()()()493.01245.02245.0121//11''=+⨯⨯+=++=++=F RD F D R F RD D R LV 6．在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，原料液流量为100/kmol h ，组成为0.3（易挥发组分摩尔分率），其精馏段和提馏段操作线方程分别为0.80.172y x =+和 1.30.018y x =-， 试求馏出液和釜液流量。
解：由精馏段操作线斜率得8.01=+R R故 4=R由精馏段操作线的截距得172.01=+R x D故 86.0=D x （摩尔分数）W x 由提馏段操作线方程和对角线方程联立解得06.013.1018.0=-=W x对全塔作物料物料衡算得100==+F W D 3.010006.086.0⨯=+W D所以 h kmol D /30=h kmol W /70=7．用板式精馏塔在常压下分离苯－甲苯溶液，塔顶为全凝器，塔釜用间接蒸汽加热，相对挥发度0.3=α，进料量为h kmol /100，进料组成5.0=F x （摩尔组成），饱和液体进料，塔顶馏出液中苯的回收率为0.98，塔釜采出液中甲苯回收率为0.96，提馏段液气比4/5/''=V L ,求：⑴塔顶馏出液组成D x 及釜液组成W x . ⑵写出提馏段操作线方程。
解：⑴依题意知：98.05.0100=⨯==DF D D Dx Fx Dx η 96.0)5.01(100)1()1()1(=-⨯-=--=W F W W x W x F x W ηF W D =+5.0100⨯=+W D Wx Dx由上式方程解得961.0=D x ，020.0=W x h kmol D /51=， h kmol W /49= ⑵提馏段操作线方程为W x WV L 'm '''Vx y 1m -=+ 依题意，4/5/''=V L 所以有45'=+VqF L ，由于1=q ，D R V V )1('+==，故有45)1(=++D R F RD即 4551)1(10051=⨯++R R解得回流比84.2=R ,因此有h kmol D R V V /84.1955184.3)1('=⨯=+==所以提馏段操作线方程为005.025.1020.084.1954945Vx y 'm '''1m -=⨯-=-=+m m W x x x W V L8．某精馏塔分离A 、B 混合液，以饱和蒸汽加料，加料中含A 和B 各为50%（摩尔分数），处理量为每小时100kmol ，塔顶，塔底产品量每小时各为50kmol 。
精馏段操作线方程为：18.00.8+=x y ，间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器，试求：(1)塔顶、塔釜产品液相组成； (2)全凝器中每小时的蒸汽冷凝量； (3)塔釜每小时产生的蒸汽量； (4)提馏段操作线方程。
解： （1）塔顶、塔釜产品液相组成 由精馏段操作线方程18.00.8+=x y ，可得：8.01=+R R， 所以 R=418.01=+R x D得 9.0=D x 又由物料衡算W D F Wx x Fx +=D ，可得1.0509.0505.0100D -=⨯-⨯==W x Fx x D F W（2）全凝器中每小时蒸汽冷凝量V()()h kmol D R V /25050141=⨯+=+= （3) 塔釜每小时产生的蒸汽量V ′h kmol F V V /150100250'=-=-= （4)提馏段操作线方程： 由于qF L L +='且 0=q所以 h kmol RD L L /200450'=⨯=== 故提馏段操作线方程为033.033.11.015050150200Vx y 'm '''1m -=⨯-=-=+m m W x x x W V L9．某定态连续精馏操作，已知进料组成为5.0=F x ，塔顶产品流量为1D （流量单位皆为kmol/s ），浓度98.01=D x ，回流比R=2.50，冷液回流，q=1.20。
在加料板上方有一饱和液体侧线出料，侧线产品流量为2D ，浓度90.02=D x ，且1D /2D =1.50，塔底产品流量为W ，浓度02.0=W x ，试求W D /1，并写出第二段塔（测线出料与加料板之间）的操作线方程。
解：（1）计算W D /1设进料流量为F ，进行物料衡算，有W D D W D D F ++=++=50.11121 （a ） W D D F Wx x D x D Fx ++=2211即 W D D F 02.050.190.098.05.011++= （b ）将()()2⨯-b a ，整理得 W D 96.0493.11= 故 643.0493.1/96.0/1==W D （2）第二段塔的操作线方程由于 2222121250.350.150.220.1D D D D qRD D L L =-⨯⨯=-=-=222111112650.150.150.220.1D D D D qRD D L V V =+⨯⨯=+=+==对加料板以上进行物料衡算，有221122D D x D x D x L y V ++=即 2212221222)50.1(50.1D x x x L x D x D x L y V D D D D ++=++= 代入数据，得 222)90.098.050.1(50.36D x D y D +⨯+= 整理得 395.0583.0690.098.050.1650.3+=+⨯+=x x y 精馏设计型计算10．用一连续精馏塔分离由组分A 、B 所组成的理想混合液。