化工分离计算题
化工原理计算练习题(含答案)
1．将浓度为95%的硝酸自常压罐输送至常压设备中去，要求输送量为36m 3/h, 液体的扬升高度为7m 。
输送管路由内径为80mm 的钢化玻璃管构成，总长为160（包括所有局部阻力的当量长度）。
现采用某种型号的耐酸泵，其性能列于本题附表中。
问：该泵是否合用？ Q(L/s) 0 3 6 9 12 15 H(m) 19.5 19 17.9 16.5 14.4 12 η(%)1730424644已知：酸液在输送温度下粘度为1.15⨯10-3Pa ⋅s ；密度为1545kg/m 3。
摩擦系数可取为0.015。
解：（1）对于本题，管路所需要压头通过在储槽液面（1-1’）和常压设备液面（2-2’）之间列柏努利方程求得：f e H gp z g u H g p z g u ∑+++=+++ρρ2222112122 式中0)(0,7,0212121≈=====u ，u p p m z z 表压 管内流速：s m dQu /99.1080.0*785.0*360036422===π管路压头损失：m g u d l l H e f06.681.9*299.108.0160015.0222==∑+=∑λ管路所需要的压头：()m H z z H f e 06.1306.6711=+=∑+-= 以（L/s ）计的管路所需流量：s L Q /1036001000*36==由附表可以看出，该泵在流量为12 L/s 时所提供的压头即达到了14.4m ，当流量为管路所需要的10 L/s ，它所提供的压头将会更高于管路所需要的13.06m 。
因此我们说该泵对于该输送任务是可用的。
3、如图用离心泵将20℃的水由敞口水池送到一表压为2.5atm 的塔内，管径为φ108×4mm 管路全长100m(包括局部阻力的当量长度，管的进、出口当量长度也包括在内)。
已知： 水的流量为56.5m 3·h -1，水的粘度为1厘泊，密度为1000kg·m -3，管路摩擦系数可取为0.024，计算并回答： (1)水在管内流动时的流动形态；(2) 管路所需要的压头和有效功率；图2-1 解：已知：d = 108-2×4 = 100mm = 0.1mA=(π/4)d 2 = 3.14×(1/4)×0.12 = 0.785×10-2 ml+Σl e =100m Q = 56.5m3/h∴u = q/A = 56.5/(3600×0.785×10-2) = 2m/sμ= 1cp = 10-3 Pa·S ρ=1000 kg.m-3, λ= 0.024⑴∵Re = duρ/μ=0.1×2×1000/10-3 = 2×105 > 4000∴水在管内流动呈湍流⑵以1-1面为水平基准面,在1-1与2-2面间列柏努利方程：Z1 +(u12/2g)+(p1/ρg)+H=Z2+(u22/2g)+(p2/ρg)+ΣHf∵Z1=0, u1=0, p = 0 (表压), Z2=18m, u2=0p2/ρg=2.5×9.81×104/(1000×9.81)=25mΣHf =λ[(l+Σle )/d](u2/2g)=0.024×(100/0.1)×[22/(2×9.81)] = 4.9m∴H = 18+25+4.9 = 47.9mNe = HQρg = 47.9×1000×9.81×56.5/3600 = 7.4kw4．（12分）在内管为φ180×10mm 的套管换热器中，将流量为3.5×104 kg/h 的某液态烃从100℃冷却到60℃，其平均比热为2.38kJ/(kg .K)，环隙走冷却水，其进出口温度分别为20℃和30℃，平均比热为 4.174 kJ/(kg .K)， 两流体逆流流动，基于传热外表面积的总传热系数K o =2000W/(m 2.K)，热损失可以忽略。
化工计算复习题答案
化工计算复习题答案1. 计算某化工反应器中，若反应物A的初始浓度为2 mol/L，反应速率常数为0.1 L/mol·min，求10分钟后反应物A的浓度。
答案：根据一阶反应的速率方程，反应物A的浓度随时间的变化可以用以下公式表示：\[ C_A = C_{A0} \cdot e^{-kt} \]，其中\( C_{A0} \)是初始浓度，\( k \)是速率常数，\( t \)是时间。
将给定的数值代入公式，得到\[ C_A = 2 \cdot e^{-0.1 \times 10}\approx 0.73 \text{ mol/L} \]。
2. 某化工生产过程中，需要将原料B从30°C加热至150°C，若原料B的比热容为2.5 kJ/kg·K，求加热过程中所需热量。
答案：加热所需热量可以通过公式\[ Q = m \cdot c \cdot \Delta T \]计算，其中\( m \)是原料B的质量，\( c \)是比热容，\( \Delta T \)是温度变化。
由于质量\( m \)未给出，公式可以简化为\[ Q = m \cdot 2.5 \cdot (150 - 30) = m \cdot 2.5 \cdot 120 \]。
因此，所需热量为\( 300m \) kJ。
3. 计算在标准大气压下，1 mol理想气体从0°C膨胀到100°C时所做的功。
答案：理想气体在等温膨胀过程中所做的功可以通过公式\[ W = nRT\ln\left(\frac{V_f}{V_i}\right) \]计算，其中\( n \)是气体的摩尔数，\( R \)是理想气体常数，\( T \)是绝对温度，\( V_f \)和\( V_i \)分别是最终和初始体积。
由于题目中未给出初始和最终体积，但给出了温度变化，可以假设体积变化与温度变化成正比，即\( V_f= V_i \cdot e^{\frac{\Delta T}{T}} \)。
化工原理试题库计算题分解
二：计算题（50分）1、有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组份的组成为60%（縻尔分率，以下相同）的料液于泡点下送入精馏塔。
要求馏出液中易挥发组份的组成不小于90%，残液中易挥发组份的组成不大于2%。
求：每获1kmol 馏出液时原料液用量？若回流比为1.5 ，它相当于min R 的多少倍？假设料液加到板上后，加料板上的浓度仍为60%，求提馏段第二块理论板上的液相组成？已知：3=α，6.0=F x ，9.0=D x ，02.0=w x ，1=q 。
相平衡关系：()xxx x y 21311+=-+=αα，F=W+D F=W+1， 9.0102.006⨯+⨯=⨯w F 。
联立求解得：Kmol F 52.1=。
最小回流比：1=q ，q F x x ==6.0，818.06.0.2106.3213=+=+=x x y q 。
376.06.0818.0818.09.0mi n =--=--=q q q D x y y x R 。
其倍数为：4376.05.1==n 。
提馏段操作线方程：WL x W x WL L y w ---='''. ， 52.0=W ，02.352.15.1.'=+=+=+=F D R F L L00416.0208.1-=x y 由6.0'1=x ， 得：72.000416.0208.1'2=-=x y 。
即：提馏段第二块板上的气相组成为0.72.2、某吸收过程中，平衡关满足亨利定律Y=mX 。
已知吸收剂和惰性气体的用量分别为L hKmol 和V hKmol ，吸收过程中进出塔的气、液相浓度分别为1Y 、2Y 、1X 、2X 。
证明当解吸因素1=LmV时，传质=-=-=⎰⎰*1212Y Y Y Y G mXY dY Y Y dYN ()⎰-+-1222Y Y Y L V X Y L V m Y dY22211222mX Y Y Y mX Y dYN Y Y G --=-=⎰()=----=---=22222122211mX Y mX Y mX Y mX Y mX Y N G 2221mX Y Y Y --。
化工分离过程习题doc
化工分离过程试题第一部分填空题1、分离作用是由于加入（）而引起的，因为分离过程是（）的逆过程。
2、分离因子是根据（）来计算的。
它与实际分离因子的差别用（）来表示。
3、汽液相平衡是处理（）过程的基础。
相平衡的条件是（）。
4、精馏塔计算中每块板由于（）改变而引起的温度变化，可用（）确定。
5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（）型计算和（）型计算。
6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（）。
7、吸收有（）关键组分，这是因为（）的缘故。
8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（）的流程。
9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（）决定，故可由（）计算各板的温度。
10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（）决定，故可由（）计算各板的温度。
11、为表示塔传质效率的大小，可用（）表示。
12、对多组分物系的分离，应将（）或（）的组分最后分离。
13、泡沫分离技术是根据（）原理来实现的，而膜分离是根据（）原理来实现的。
14、新型的节能分离过程有（）、（）。
15、传质分离过程分为（）和（）两大类。
16、分离剂可以是（）和（）。
17、Lewis 提出了等价于化学位的物理量（）。
18、设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示( )19、设计变量分为（）与（）。
20、温度越高对吸收越（）21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（）。
22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（）。
23、精馏有（）个关键组分，这是由于（）的缘故。
24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（），（）和（）。
25、通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（），为表示塔实际传质效率的大小，则用（）加以考虑。
27、常用吸附剂有（），（），（）。
28、恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（）出来。
29、分离要求越高，精馏过程所需的最少理论板数（）。
30、回流比是（）设计变量。
第二部分选择题1. 下列哪一个是速率分离过程（）a. 蒸馏b.吸收c.膜分离d.离心分离2、下列哪一个是机械分离过程（）a. 蒸馏b.吸收c.膜分离d.离心分离3、下列哪一个是平衡分离过程（）a.蒸馏b.吸收c.膜分离d.离心分离4、汽液相平衡K值越大，说明该组分越（）a.易挥发b.难挥发c.沸点高d.蒸汽压小5、气液两相处于平衡时（）a.两相间组份的浓度相等b.只是两相温度相等c.两相间各组份的逸度相等d.相间不发生传质6、当把一个气相冷凝时，开始产生液滴的点叫作（）a.露点b.临界点c.泡点d.熔点7、当物系处于泡、露点之间时，体系处于（d ）a.饱和液相b.过热蒸汽c.饱和蒸汽d.气液两相8、闪蒸是单级蒸馏过程，所能达到的分离程度（）a.很高b.较低c.只是冷凝过程，无分离作用d.只是气化过程，无分离作用9、设计变量数就是（）a.设计时所涉及的变量数b.约束数c. 独立变量数与约束数的和d.独立变量数与约束数的差10、约束变量数就是（）a.过程所涉及的变量的数目；b.固定设计变量的数目c.独立变量数与设计变量数的和；d.变量之间可以建立的方程数和给定的条件11、当蒸馏塔的回流比小于最小的回流比时（）a. 液相不能气化b.不能完成给定的分离任务c.气相不能冷凝d.无法操作12、当蒸馏塔的产品不合格时，可以考虑（）a.提高进料量b.降低回流比c.提高塔压d.提高回流比13、如果二元物系,γ1>1,γ2>1,则此二元物系所形成的溶液一定是（）a. 正偏差溶液b.理想溶液c.负偏差溶液d.不确定14、下列哪一个不是均相恒沸物的特点（）a.气化温度不变b.气化时气相组成不变c.活度系数与饱和蒸汽压成反比d.冷凝可以分层15、下列哪一个不是吸收的有利条件（）a.提高温度b.提高吸收剂用量c.提高压力d.减少处理的气体量16、平衡常数较小的组分是（）a.难吸收的组分b.最较轻组份c.挥发能力大的组分d.吸收剂中的溶解度大17、下列关于吸附剂的描述哪一个不正确（）a.分子筛可作为吸附剂b.多孔性的固体c.外表面积比内表面积大d.吸附容量有限18、下列哪一个不是等温吸附时的物系特点（）a.被吸收的组分量很少b.溶解热小c.吸收剂用量较大d.被吸收组分的浓度高19、吸收塔的汽、液相最大负荷处应在（）a.塔的底部b.塔的中商c.塔的顶部20、对一个恒沸精馏过程，从塔内分出的最低温度的恒沸物（）a.一定是做为塔底产品得到b.一定是为塔顶产品得到c.可能是塔项产品，也可能是塔底产品d.视具体情况而变21由1-2两组分组成的混合物，在一定T 、P 下达到汽液平衡，液相和汽相组成分别为11,y x ，若体系加入10 mol 的组分（1），在相同T 、P 下使体系重新达到汽液平衡，此时汽、液相的组成分别为 '1'1,y x ，则（ ）（A ）1'1x x >和 1'1y y > （B ）1'1x x <和1'1y y <（C ）1'1x x =和1'1y y = （D ）不确定22 对于绝热闪蒸过程，当进料的流量组成及热状态给定之后，经自由度分析，只剩下一个自由度由闪蒸罐确定，则还应该确定的一个条件是（ ）（A ）闪蒸罐的温度 （B ）闪蒸罐的压力 （C ）气化率 （D ）任意选定其中之一23 某二元混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成5.0=A x 时泡点为1t ，与之相平衡的气相组成75.0=A y 时，相应的露点为2t ，则（ ）（A ）21t t = （B ）21t t > （C ）21t t < （D ）不能确定24如果二元物系有最高压力恒沸物存在，则此二元物系所形成的溶液一定是 （ ）（A ）正偏差溶液 （B ）理想溶液 （C ）负偏差溶液 （D ）不一定25吸附等温线是指不同温度下哪一个参数与吸附质分压或浓度的关系曲线。
化工原理习题第三章 过滤 习题3
三非均相物系分离沉降速度计算3.1 计算直径为1mm的雨滴在20℃空气中的自由沉降速度。
应用Stokes方程计算液体粘度3.2 将直径为6mm的钢球放入某液体中，下降距离位200mm时，所经历时间为7.32秒，此液体密度为1300[Kg/m3],钢球密度为7900[Kg/m3]，求此液体粘度为多少厘泊？降沉室的计算,设计型3.3 欲用降尘室净化温度为20℃、流量为2500(m3/h)的常压空气,空气中所含灰尘的密度为1800(kg/m3),要求净化的空气不含有直径大于10μm的尘粒,试求所需沉降面积为多大?若降尘室的底面宽2m,长5m,室内需要设多少块隔板?3.4用一多层降沉室除去炉中的矿尘。
矿尘最小粒径为8μm,密度为4000[kg/m3 ]。
降尘室内长4.1m,宽1.8m,高4.2m。
气体温度为427℃,粘度为3.4×10 -5 [N·S/ m2 ],密度为0.5[kg/m3 ],若每小时的炉气量为2160标准m3 ,试确定降尘室内隔板的间距及层数? (沉降处于斯托克斯定律区)3.5 用一截面为矩形的沟槽从炼油厂的废水中分离其中油滴，拟回收直径为2mm以上的油滴，槽宽为4.5m，深度为0.8m；在出口端除油后的水可不断从下部排出，而汇聚成层的油则从顶部移出。
油的密度为870[Kg/m3]，水温为20℃，每分钟处理废水为26m3,求所需槽的长度。
降沉室计算,操作型3.6 降沉室高2m、宽2m、长5m，用于矿石焙烧炉的降尘。
操作条件下气体的流量为25000[m3/h]；密度为0.6[kg/m3],粘度为0.03cP,固体尘粒的密度为4500[kg/m3 ]，求此降沉室能除去最小颗粒直径?并估计矿尘中直径为50μｍ的颗粒能被除去的百分率？3.7 气流中悬浮某种球形微粒，其中最小微粒为10μm,沉降处于斯托克斯区。
今用一多层隔板降尘室分离此气体悬浮物,已知降尘室长10m,宽5m,共21层,每层高100mm。
化工分离工程模拟试题
模拟试1题-1一、 填空1. 分离过程所加的分离媒介是 和 。
2. 相平衡常数的定义是 。
3. 在变量分析中，固定设计变量通常指 。
4. 精镏中要指定 个关键组分，而吸收指定 个。
5. 用法求时，θ的取值范围是 。
6. 在多组分吸收中，理论板一定时，吸收因子大的组分，吸收程度 ；分离要求一定时，若关键组分吸收因子大，理论板数 。
7. 当某组分在 中不存在时，该组分的相对吸收率与吸收率相等。
8. 化学吸收中瞬时反应将在 完成，反应速率 传递速率。
9. 逐板计算法中，计算起点的确定以 为计算起点。
10. 塔板效率有多种表示方法，常用的三种方法有 。
11. 精镏和吸收操作在传质过程上的主要差别是 。
12. 影响气液传质设备处理能力的主要因素有 、 、 和 等。
13. 分离成非纯产品比分离成纯产品消耗的最小功 。
14. 超滤是以 为推动力，按 选择分离溶液中所含的微粒和大分子的膜分离操作。
二、分析与推导 1. 一单极分离如图所示（1） 通过分析得出设计变量数，并回答如何指定；（2） 用物料衡算与平衡关系推导1)1(+-=ii ij j jv f v f α （式中：j j i i j j i i Vy v Vy v FZ f FZ f ====）2.溶液中组分在压力P 时形成均相共沸物，推导该共沸物中任意组分i 的活度系数0i i p p=γ。
3. 原溶液C 组分萃取精馏，加溶剂S, 由相对挥发度定义推导溶剂对非溶剂的相对挥发度表达式：∑∑==α=βc i iis c i i x x 11. 三、简答1. 活度系数法计算气液平衡常数的通式为：]RT )p p (v exp[pp x y K s i L i ,m v i s i s i i i i i -==ΦΦγ 从以下几种情况讨论气液平衡常数的简化形式： （1） 气相为理想气体，液相为理想溶液；（2） 气相为理想气体，液相为非理想溶液；（3） 气相为理想溶液，液相为理想溶液；2. 气相为理想溶液，液相为非理想溶液。
化工过程分析和合成计算题
3
45
Qi
0 10 107.5117.5 10
最小加热量为107.5 kW，最小冷却量为40kW，夹点位置在90-70℃.N1 ≤ N3 + N4, FCp1 ≤ FCp3 ,FCp1 ≤ FCp4
Q = 2×(150-90) = 120 kW Q = 2.5×(125-70) = 137.5 kW
例3 既有一五组分碳氢化合物旳混合物，其构成和各组
分旳相对挥发度如下表所示：工艺要求得到高纯度旳单
组分产品，试用有序直观推断法进行分离序列旳综合。
分离易度系数计算公式：CES = f*△，
f = D/W或W/D，f 取接近 1旳数值，△ = (α-1)*100。
序号 构成(摩尔分率)
相邻组分相对挥发度 原则沸点（ºC）
热流量（kw） 360 275 420 220
[解] 根据所给数据作出问题表格（1）
1
2
3
45
列
温
流股与温度
最大允许
区 热流股
T，℃
冷流股 Ti－ ∑CPC- Di
Ii
Qi 热流量，
T1 T2
C1 C2 Ti+1 ∑CPH
kW
170
输入 输
出
1
160 150
20
3.5 +70 0 -70 +10 +30
6/3/F/Fmax问题，阐明Johnson规则在特殊旳n/3/F/Fmax问题上旳应用
产品 1
实际加工时间
M1
M2
M3
4
1
3
虚拟二单元加工时间
第一单元ai 第二单元bi
5
4
2
化工计算第四章物料衡算及课后习题及答案
第一节 物料衡算式 4—1 化工过程得类型
间歇操作 操作方式 半连续操作
连续操作
间歇操作: 原料一次加入,然后操作,最后一次出 料。
半连续操作: 进料分批,出料连续;或进料连 续,出料分批或一次。
特点: 间歇操作中,无物料进出设备,且设备内各 部分得组成和条件随时间而变。 半连续操作中,设备内各点得参 数(组成、条 件)随时间而变。
N元素平衡
2×0、79A＝2N
烟道气总量
M+N+P+Q＝100
过剩氧量
0、21A×0、25／1、25
＝M 解上述6个方程得要求得结果。(过程略)
由上例可知计算基准选取恰当与否,对计算难 易影响。所以要重视计算基准选取。
基准选取中几点说明:
(1)上面几种基准具体选哪种(有时几种共 用)视具体条件而定,难以硬性规定。
4、 写出化学反应方程式
包括所有主副反应,且为配平后得,将各反应 得选择性、收率注明。
5、选择合适得计算基准,并在流程图上注明基准值 计算中要将基准交代清楚,过程中基准变换时,
要加以说明。 6、列出物料衡算式,然后求解
1)列物料衡算式
无化学反应体系,按:(4—1)、(4—3)(连续稳定过程) 式。
(二)取1mol 空气为计算基准 1mol 空气为计算基准中氧量为0、21mol
燃烧丙烷耗氧量 0、21／1、25＝0、168 mol 燃烧丙烷得量 0、168／5＝0、 0336mol
衡算结果列于下表:
输
入
输
出
组分 摩尔 克 组分 摩尔 克
C3H8 0、
44 CO2 0、101 132
0336
O2 0、21 200 H2O 0、135 72
化工原理：(含答案)第三章 非均相物系的分离
第三章 非均相物系的分离一、填空题：1．⑴一球形石英颗粒，在空气中按斯托克斯定律沉降，若空气温度由20°C 升至50°C ，则其沉降速度将 。
⑵降尘室的生产能力只与降尘室的 和 有关，而与 无关。
解⑴下降 ⑵长度 宽度 高度2．①在除去某粒径的颗粒时，若降尘室的高度增加一倍，则沉降时间 ，气流速度 ，生产能力 。
②在滞流（层流）区，颗粒的沉降速度与颗粒直径的 次方成正比；在湍流区，颗粒的沉降速度与颗粒直径的 次方成正比。
解①增加一倍 ， 减少一倍 ， 不变 ②2 ， 1/2沉降操作是指在某种 中利用分散相和连续相之间的 差异，使之发生相对运动而实现分离的操作过程。
沉降过程有 沉降和 沉降两种方式。
答案：力场；密度；重力；离心3．已知q 为单位过滤面积所得滤液体积V/S ，e e e S V q V /，为为过滤介质的当量滤液体积（滤液体积为e V 时所形成的滤饼层的阻力等于过滤介质的阻力），在恒定过滤时，测得2003740/+=∆∆q q τ，过滤常数K ＝ ，e q = 。
解0.000535 ， 0.05354．⑴间歇过滤机的生产能力可写为Q ＝V/∑τ，此外V 为 ，∑τ表示一个操作循环所需的 ，∑τ等于一个操作循环中 ， 和 三项之和。
一个操作循环中得到的滤液体积 ，总时间 ，过滤时间τ ，洗涤时间τw ， 辅助时间τD⑵．一个过滤操作周期中，“过滤时间越长，生产能力越大”的看法是 ，“过滤时间越短，生产能力越大”的看法是 。
过滤时间有一个 值，此时过滤机生产能力为 。
不正确的 ，不正确的 ， 最适宜 ， 最大⑶．过滤机操作循环中，如辅助时间τ越长则最宜的过滤时间将 。
⑶ 越长(4). 实现过滤操作的外力可以是 、 或 。
答案：重力；压强差；惯性离心力5．⑴在过滤的大部分时间中， 起到了主要过滤介质的作用。
⑵最常见的间歇式过滤机有 和 连续式过滤机有 。
⑶在一套板框过滤机中，板有 种构造，框有 种构造。
化工原理下册计算考试试题
精馏计算题5. 在连续精馏塔中分离二硫化碳（A ）和四氯化碳（B ）混合液，原料液流量为10000kg/h 、组成为0.3（质量分数，下同）。
若要求釜残液组成不大于0.05，二硫化碳回收率为88%，试求馏出液流量和组成，分别以摩尔流量和摩尔分率表示。
6．在连续精馏塔中分离两组分混合液，已知进料液量为100kmol/h 、组成为0.45（摩尔分数，下同）。
饱和液体进料；操作回流比为2.6，馏出液组成为0.96，釜残液组成为0.02，试求：⑴易挥发组分的回收率； （2）精馏段操作线方程； （3）提馏段操作线方程；7.在连续精馏塔中分离两组理想溶液，原料液流量为100kmol/h ，泡点进料。
精馏段操作线方程和提馏段操作方程分别为263.0723.0+=x y 和 018.025.1-=x y试求精馏段和提馏段上升蒸气量。
9. 在常压连续精馏塔中分离含苯0.4（摩尔分数，下同）的苯——甲苯混合液。
饱和液体进料，馏出液组成为0.9，釜残液组成为0.06。
塔顶采用混凝器，泡点回流，操作回流比为最小回流比的1.5倍。
在操作条件下，物系的平均相对挥发度为2.47。
试求理论板数和进料位置。
10. 在连续的精馏塔中，分离两组理想溶液。
已知原料组成为0.3（摩尔分数，下同），泡点进料，馏出液组成为0.9，釜残液组成为0.05，操作回流比为2.5，试写出精馏段操作线方程和提馏段操作线方程。
11. 在连续的精馏塔中分离理想溶液，原料液组成为0.35（摩尔分数，下同），馏出液组成为0.95，回流比取为最小回流比的1.3倍，物系的平均相对挥发度为2.0，试求以下两种进料情况下的操作回流比。
（1）饱和蒸汽进料； （2）饱和液体进料；参考答案5. D=35.7kmol/h , 97.0=D x6.(1)%59.97=D η(2)267.0722.01+=+n n x y ；(30066.0329.1//1-=+m m x y 7.h kmol V V /5.189/==10. 257.0714.01+=+n n x y0343.0685.1//1-=+m m x y 11.(1)R=5.65 (2)R=3.29 吸收★习题1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 。
化工原理蒸馏试题
蒸馏一。
填空题1。
蒸馏是分离 ____________的一种方法，蒸馏分离的依据是_______________________________。
2.气液两相呈平衡状态时，气液两相温度_______,但气相组成________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。
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___________。
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_______。
6.所谓理论板是指该板的气液两相____________，且塔板上_________________。
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 =_________________。
8.某精馏塔的温度精馏段操作线方程为y=0。
75+0。
24，则该精馏塔的操作回流比是____________,馏出液组成为____________________。
9.精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是_____________和_________________。
10.在总压为103。
3kPa温度为95℃下，苯与甲苯的饱和蒸汽分别为=155.7kPa =63。
3 kPa，则平衡时苯的液相组成为=_________，气相组成为y=______________，相对挥发度为α=____________。
11.精馏塔有____________进料热状态，其中__________进料q值最大，进料温度____泡点。
12。
在操作的精馏塔中，测得相邻两塔板的两相四个组成为0.62，0。
70，0。
75,0。
82。
则=_________，=________，=_________,=_______。
化工分离工程Ⅰ期末复习题库及答案
分离工程复习题库第一部分填空题1、分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。
2、分离因子是根据（气液相平衡）来计算的。
它与实际分离因子的差别用（板效率）来表示。
3、汽液相平衡是处理（汽液传质分离）过程的基础。
相平衡的条件是（所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等）。
4、精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。
5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。
6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。
7、吸收有（轻）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。
8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（吸收蒸出塔）的流程。
9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（进料热焓）决定，故可由（热量衡算）计算各板的温度。
10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由（相平衡方程）计算各板的温度。
11、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。
12、对多组分物系的分离，应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。
13、泡沫分离技术是根据（表面吸附）原理来实现的，而膜分离是根据（膜的选择渗透作用）原理来实现的。
14、新型的节能分离过程有（膜分离）、（吸附分离）。
15、传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。
16、分离剂可以是（能量）和（物质）。
17、Lewis 提出了等价于化学位的物理量（逸度）。
18、设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示( Ni=Nv-Nc即设计变量数=独立变量数-约束关系 )19、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。
20、温度越高对吸收越（不利）21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。
22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（V = SL）。
23、精馏有（两个）个关键组分，这是由于（双向传质）的缘故。
24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（通过一定压力梯度的动量传递），（通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合）和（通过一定浓度梯度的质量传递或者不同化学位物流的直接混合）。
化工原理课堂练习2015-2016-2.
7、传质分离过程一、填空题1.依据分离原理的不同,传质分离过程可分为和两大类。
2.分子传质是指 ,描述分子传质的基本方程为 .3.对流传质是指 ,描述对流传质的基本方程为 .4.双膜模型的模型参数为和 .5.在板式塔中,气液两相接触,两相组成沿塔高呈变化,在正常操作下, 为连续相, 为分散相.6.在填料塔中,气液两相接触,两相组成沿塔高呈变化,在 正常操作下, 为连续相, 为分散相.二、选择题1.气体的吸收属于( );液体的精馏属于( );液体的萃取属于( );固体的干燥属于().A.汽液传质,B.气液传质,C.液液传质,D.气固传质过程.2.某含乙醇12.5%(质量分数)的乙醇水溶液,其所含乙醇的摩尔比( )A.0.143;B.0.0559;C.0.0502;D.0.0529.3.在平衡分离过程中，i和j两组分的分离因子a ij越大，则表明该两 组分( )分离.A.越容易;B.越不容易;C.不能够.4.在分子传质过程中，若漂流因素p总/p BM>1，则组分A的传质通量N A与组分A的扩散通量J A的关系为（）A. N A=J A;B. N A<J A;C. N A>J A;D.不好确定. 5.气体中的扩散系数D AB与温度T的关系为( )A. D AB∝T1.0;B.D AB∝T0.5;C.D AB∝T2.0;D.D AB∝T1.75.6.气体中的扩散系数D AB与压力p总的关系为( )A.D AB∝p总1.5;B.D AB∝p总1.0;C. D AB∝p总0.5;D.D AB∝p总.-1.0三、计算题1、在某一细管底部装有温度为30°C的水.总压为101.3kPa,相同温度的干空气从细管顶部流过，水向干空气中蒸发.水蒸气在管内的扩散距离(由液面至顶部)为25cm.在101.3kPa和0°C条件下，水蒸气在空 气中的扩散系数为0.22´10-4m2/s,水在30°C时的蒸汽压为4.24kPa.试 计算定态扩散时水蒸气的传质通量N A.(参考书中例题7-3)解：2、在直径为0.015m长度为0.52m的圆管中CO2气体通过N2进行稳态分子扩散.管内N2的温度为383K,总压为158.6kPa,管两端CO2的分压分别为95kPa和12kPa.试计算CO2的扩散通量.已知298K、101.3kPa下CO2在N2中的扩散系数为0.167´10-4m2/s解：8、吸收课堂练习• 一、填空题1.若溶质在气相中的组成以分压p、液相组成以摩尔分数x表示， 则亨利定律的表达式为 ,E称为 .若E值增大,说明2. K Y和K G的关系是 ,k x与k L的关系是 .3.若c*-c»c i-c,则该过程为控制, 若p-p*»p-p i,4.气相总阻力方程可表示为1=1+1,其中1表示 ,K G k G 1Hk L k G当H 时可忽略，则该吸收过程称为气膜控制.HkL5.增加吸收剂用量，操作线的斜 (增大、减小、不变),吸收推动力 (增大、减小、不变).6.填料塔的流体力学性能常用曲线表示，该曲线上有两个 折点，他们分别是和 .二、选择题1、对接近常压的低组成溶质的气液平衡系统,当温度升高时,亨利系数E将( ),相平衡常数m将( ),溶解度系数H将( )。
化工原理课后习题解答杨祖荣主编
第二章 非均相物系分离1、试计算直径为30μm 的球形石英颗粒（其密度为2650kg/ m 3），在20℃水中和20℃常压空气中的自由沉降速度。
解：已知d =30μm 、ρs =2650kg/m 3（1）20℃水 μ=1.01×10-3Pa·s ρ=998kg/m 3设沉降在滞流区，根据式（2-15）m/s 1002.81001.11881.9)9982650()1030(18)(43262---⨯=⨯⨯⨯-⨯⨯=-=μρρg d u s t 校核流型)2~10(1038.21001.19981002.8103042346-----∈⨯=⨯⨯⨯⨯⨯==μρt t du Re假设成立， u t =8.02×10-4m/s 为所求（2）20℃常压空气 μ=1.81×10-5Pa·s ρ=1.21kg/m 3设沉降在滞流区m/s 1018.71081.11881.9)21.12650()1030(18)(25262---⨯=⨯⨯⨯-⨯⨯=-=μρρg d u s t 校核流型：)2~10(144.01081.121.11018.710304526----∈=⨯⨯⨯⨯⨯==μρt t du Re 假设成立，u t =7.18×10-2m/s 为所求。
2、密度为2150kg/ m 3的烟灰球形颗粒在20℃空气中在层流沉降的最大颗粒直径是多少？解：已知ρs =2150kg/m 3查20℃空气 μ=1.81×10-5Pa.s ρ=1.21kg/m 3当2==μρt t du Re 时是颗粒在空气中滞流沉降的最大粒径，根据式（2-15）并整理218)(23==-μρμρρρt s du g d 所以μm 3.77m 1073.721.181.9)21.12150()1081.1(36)(36532532=⨯=⨯⨯-⨯⨯=-=--ρρρμg d s3、直径为10μm 的石英颗粒随20℃的水作旋转运动，在旋转半径R ＝0.05m 处的切向速度为12m/s ，，求该处的离心沉降速度和离心分离因数。
化工分离过程试卷B
泰山学院材料与化学工程系2004级、2006级（3＋2）化学工程与工艺专业(本)科2007～2008学年第一学期《化工分离过程》试卷B1.分离因子（= 1 ），则表示组分i及j之间不能被分离。
2.速率分离的机理是利用溶液中不同组分在某种（推动力）作用下经过某种介质时的（传质速率）差异而实现分离。
3.设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。
4.三对角度矩阵法是在求得x后由（ S ）方程求各板的温度，用ji（ H ）方程计算各板的流率。
5.分离最小功是分离过程必须消耗能量的下限它是在分离过程（可逆）时所消耗的功。
6.新型的节能分离过程有（吸附分离）、（膜分离）。
7.常用吸附剂有（），（），（）。
8.传质分离过程分为（）和（）两大类。
9.气液平相衡常数定义为（）。
10.泡点温度计算时若∑Kixi>1，温度应调（）11.恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（）出来。
12.压力越高对吸收越（）。
13.对多组分物系的分离，应将（）或（）的组分最后分离。
14.多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（）型计算和（）型计算。
15.在塔顶和塔釜同时出现的组分为（）。
16.当原溶液为非理想型较强的物系，则加入萃取剂起（）作用。
17.要提高萃取剂的选择性，可（）萃取剂的浓度。
18.影响气液传质设备处理能力的影响因素主要有（）、（）（）、（）。
7.硅胶、活性氧化铝、活性炭8.平衡分离工程、速率分离工程9.气相组成/液相组成（y/x）10.低11.顶12.有利13.分离要求高、最困难14. 设计、操作15. 分配组分16. 稀释17. 增大18. 液泛、雾沫夹带、压力降、停留时间二、选择题(共10题，每题2分，共20分。
请将答案填在下面的表格内)1.a2.b3.a4.d5.a6.c7.d8.d9.a 10.c1.当两个难挥发组分为关键组分时，则以何处为起点逐板计算（）a.塔顶往下b.塔釜往上c.两端同时算起2.当板上液体达到完全混合时，点效率与板效率的关系为( )a. E MV >E OGb. E MV =E OGc. E MV <E OG3. 从塔釜往上逐板计算时若要精馏段操作线方程计算的()1/+j Hk Lk X X 比由提馏段操作线方程计算得更大，则加料板为（ ）a. j 板b. j+1板c. j+2板4. 形成二元最高温度恒沸物的溶液的压力组成图中，P-X 线是（ ）a.曲线b.直线c.有最高点d.有最低点5. 汽液相平衡K 值越大，说明该组分越（ ）a.易挥发b.难挥发c.沸点高d.蒸汽压小6. 当把一个气相冷凝时，开始产生液滴的点叫作（ ）a. 泡点b.临界点c. 露点d.熔点7. 约束变量数就是（ ）a.过程所涉及的变量的数目；b.固定设计变量的数目c.独立变量数与设计变量数的和；d.变量之间可以建立的方程数和给定的条件.8. 吉利兰关联图，关联了四个物理量之间的关系，下列哪个不是其中之一（ ）a. 最小理论板数b.最小回流比c.理论板d.压力9. 在相同的组成下，分离成纯组分时所需的功与分离成两非纯组分时所需的功( )a.更大b.相等c.更小10.平均吸收因子法（ ）a.假设全塔的温度相等b.假设全塔的压力相等c.假设各板的吸收因子相等三、简答题(共6题，每题5分，共30分)1. 实际板和理论板的差异主要表现在哪些方面？1.实际板和理论板的差异：1）理论板假定离开该板的汽、液两相达到平衡；实际板不可能达到平衡；（2分）2）理论板上相互接触的汽液两相完全混合，板上液相浓度均一，等于离开该板溢流液的浓度；实际板板上混合不完全；（1分）3）实际板上汽液两相存在不均匀流动，停留时间有明显差异；（1分）4）实际板存在雾沫夹带、漏液和液相夹带泡沫现象。
化工计算题 文档
1 如图所示，水通过倾斜变径管段（A -B ），d A =100mm ，d B =240mm ，水流量为2m 3/min ，在截面A 与B 处接一U 形水银压差计，其读数R =20mm ，A 、B 两点间的垂直高度差为h =0.3m 。
试求：（1） A 、B 两点的压差等于多少Pa ？（2）若管路水平放置，而流量不变，计算U 形水银压差计读数R 及A 、B 两点压差的变化趋势。
解：（1）取3-3为等压面，p 3=p 3’ 且p 3 = p A ＋ρgh 1 p 3’=pB+ρg （h 2－R’）+ρi gR’ 则p A ＋ρgh 1=p B +ρg （h 2－R’）+ρi gR’ ∴p A －p B =ρg(h 2-h 1-R’)＋ρi gR’ =9.81×103×(0.3-0.02)+13600×9.81×0.02 =5420 Pa（2）在AB 之间列柏努利方程Z A ＋（P A /ρg ）+(u A 2/2g)＝Z B ＋（P B /ρg ）＋（u B 2/2g ）＋∑hf′（P A -P B ）/ρg =（ Z B - Z A ）+（u B 2/2g ）-(u A 2/2g)+ ＋∑hf′(h 2-h 1-R’)+ R’ρi/ρ=（ Z B - Z A ）+（u B 2/2g ）-(u A 2/2g)+ ＋∑hf′ R’（ ρi/ρ-1） =（u B 2/2g ）-(u A 2/2g)+ ＋∑hf′当管路水平放置时，由于U 形管读数R 反映的是AB 的阻力损失和动能的下降，与管子的放置方式无关，则R’不变，R ＝20mm 。
（u B 2/2g ）-(u A 2/2g)及∑H f 不随摆放位置而变，而（ Z B - Z A ）下降，p A - p B 则下降。
2、原油的比重为0.93，粘度为0.004 Pa·s ，通过重力从罐A 底部管子向罐B 稳态流动。
化工分离工程习题
化工分离工程习题习题崔群20XX年6,8,10,13[P163,6]用芬斯克方程计算附图精馏塔的最少理论板数与非关键组分的分配。
解题思路：① 假设清晰分割→D,W ② 计算塔顶、塔釜温度③ 计算各组分平均相对挥发度④ Nm=? ⑤ 验证清晰分割20XX年-9-17第三章习题[P163,6]解：① 假设清晰分割→D,W用清晰分割方法对各组进行分预分配，如下表：进料组分 1 2 3 4 5 6 7 8 C3 i-C4 n-C4 (LK) i-C5(HK) n-C5 n-C6 n-C7 n-C8 进料fi kmol/h 2500 400 600 100 200 40 50 40 馏出液di 2500 400 600-6 15 6 100 -15 200 40 50 40 釜液wi[P163,6]求和3930350942120XX年-9-17第三章习题[P163,6]解：② 计算塔顶露点温度塔顶露点tD近似代表塔顶蒸汽温度计算各组分的相对挥发度。
最小平衡级(理论板)对应于全回流，R=1,yi=xi[P163,6]由d i y i / k i 1计算塔顶馏出液的露点温度tD=31℃令t= 31℃ ,已知P=700kPa , 查P21 图2-1(a)得Ki列于下表。
塔顶组分di 1 2 3 4 求和C3 i-C4 n-C5 i-C5 2500 400 594 15 3509 yi 0.7125 0.1140 0.1693 0.0043 1 Ki 1.58 0.67 0.483 0.20 yi/Ki 0.4509 0.1701 0.3505 0.0215 0.993120XX年-9-17第三章习题[P163,6]解：③ 计算塔釜液泡点温度tB塔底tb代表塔底液相温度计算相对挥发度。
[P163,6]令t=127 ℃ ,已知P=700kPa , 查P21 图2-1(a)得Ki列于下表。
釜液组成kmol/h xw Ki yi=Kixi34 5 6n-C4i-C5 n-C5 n-C6685 200 400.0*****.20XX年0.4751 0.09502.81.5 1.27 0.680.03990.3029 0.6034 0.064078 求和n-C7n-C85040 4210.*****.0950 10.350.200.04160.019 1.071420XX年-9-17第三章习题[P163,6]解：④ Nm=?[P163,6]假设清晰分割，由塔顶露点计算得t顶= 31℃ ,塔底泡点计算得t底= 127 ℃ , P=700kPa,查图得各组分的Ki(列于下表)。
化工分离过程题库(超全版本)
分离工程试题库目录第一部分填空题 0第二部分选择题 (3)第三部分简答题 (7)第四部分计算题 (9)第一部分填空题1. 传质分离可分为和。
2 分离过程常见的开发方法有和。
3．相平衡关系的表示方法有、、。
4．精馏的数学模型有、、、。
5．产生恒沸物的原因是，二元恒沸物的判别式为。
6．在萃取精馏中，为使分离效果较好，所选溶剂与塔顶产品形成，与塔釜产品形成，常用的方法是。
7．常用的解吸方法有、、。
8．与物理吸收相比较，化学吸收平衡分压，推动力，溶解度，传质系数。
9．解吸操作中，解吸因数S 解吸分率β，解吸操作方能进行，当S增加时，β，理论板数。
10．在液流主体进行缓慢化学反应的吸收过程，传质速率由决定。
11. 衡量分离的程度用表示，处于相平衡状态的分离程度是。
12. 汽液相平衡是处理过程的基础，相平衡的条件是。
13. 当混合物在一定的温度、压力下，满足条件即处于两相区，可通过计算求出其平衡汽液相组成。
14.萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设。
15. 最低恒沸物，压力降低是恒沸组成中汽化潜热的组分增加。
16．吸收因子为，其值可反应吸收过程的。
17. 吸收剂的再生常采用的是，，。
18. 精馏塔计算中每块板由于改变而引起的温度变化，可用确定。
19. 用于吸收过程的相平衡关系可表示为。
20. 多组分精馏根据指定设计变量不同可分为型计算和型计算。
21. 在塔顶和塔釜同时出现的组分为。
22. 吸收的相平衡表达式为，在操作下有利于吸收，吸收操作的限度是。
23. 解吸收因子定义为，由于吸收过程的相平衡关系为。
24. 精馏有个关键组分，这是由于的缘故25. 采用液相进料的萃取精馏时，要使萃取剂的浓度在全塔内为一恒定值，所以在进料。
26.原溶液为非理想型较强的物系，则加入萃取剂起作用。
27.提高萃取剂的选择性，可萃取剂的浓度。
28.在多组分精馏计算中为了给严格计算提供初值，通常用或方法进行物料预分布。
29.通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的，为表示塔实际传质效率的大小，则用加以考虑。
化工计算题答案
36．图示吸液装置中，吸入管尺寸为mm 5.2mm 32⨯φ，管的下端位于水面下m 2，并装有底阀及拦污网，该处的局部压头损失为g u 282。
若截面2-2'处的真空度为kPa 2.39，由1-1'截面至2-2'截面的压头损失为g u 2212。
求：（1）吸入管中水的流量，13h m -⋅;（2）吸入口1-1'处的表压。
37、在一套管式换热器中，内管为mm 10mm 180⨯φ的钢管，内管中热水被冷却，热水流量为1h 3000kg -⋅，进口温度为C 900，出口为C 600。
环隙中冷却水进口温度为C 200，出口温度为C 500，总传热系数12K m 2000W K --⋅⋅=。
试求：（1）冷却水用量；（2）并流流动时的平均温度差及所需的管子长度； （3）逆流流动时的平均温度差及所需的管子长度。
（答：（1）1h 3000kg -⋅；（2）C 30.6︒，3.4m ；（3）C 40︒，.6m 2）解：⑴11C kg kJ 186.4--︒⋅⋅=p c ，()()122211T T c G t t c G Q p p -=-=()()12h kg 30002050186.46090186.43000-⋅=-⨯-⨯⨯=G ；⑵C 70209011︒=-=-T t ， C 10506022︒=-=-T t ，C 6.301070ln 5070︒=-=∆m t ，()23m 71.16.3020003600609010186.43000=⨯⨯-⨯⨯⨯=∆=m t K Q A ， m 4.316.014.371.1=⨯==d A L π；⑶C 40509021︒=-=-T t ， C 40206012︒=-=-T t ， 24040<Θ，C 4024040︒=+=∆∴m t ， ()23m 31.14020003600609010186.43000=⨯⨯-⨯⨯⨯=∆=m t K Q A ， m 6.216.014.331.1=⨯==d A L π38、用煤油从苯蒸气与空气的混合物中回收苯，要求回收99%。
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(1) 分离苯(B)、甲苯(T)和异丙苯(C)的精馏塔，塔顶采用全凝器。
分析釜液组成为：x B = 0.1(mol)，x T = 0.3，x C = 0.6。
蒸发比V’/W =1.0。
假设为恒摩尔流。
相对挥发度αBT =2.5，αTT =1.0，αCT =0.21，求再沸器以上一板的上升蒸汽组成。
解：根据提馏段物料衡算得：
L’=W+V’
由V’/W =1.0
L’/V’ =2.0； L’/W =2.0。
由式(4-12)得：
y B =0.3698；y T =0.4438；y C =0.1864。
由提馏段操作线方程：
x B =0.2349；x T =0.3719；x C =0.3932。
再沸器以上一板的上升蒸汽组成：
∑=
j
i ir j
i ir j
i x x y ,,,αα y B =0.5637；y T =0.3570；y C =0.0793。
(2) 精流塔及相对挥发度与习题2相同。
进料板上升蒸汽组成y B =0.35(mol)，y T =0.20，y C =0.45。
回流比L/D =1.7，饱和液体回流。
进料板上一级下流液体组成为x B =0.24(mol)，x T =0.18，x C =0.58。
求进料板以上第2板的上升蒸汽组成。
解：根据精馏段物料衡算得：
V = L+D ；
由L/D =1.7
V/L =2.7/1.7 =1.588；D/L =1/1.7 =0.588。
根据精馏段操作线方程得：
x D,B =0.537；x D,T =0.234；x D,C =0.229。
进料板上1板上升蒸汽组成为： y B =0.6653；y T =0.1996；y C =0.1351。
根据精馏段操作线方程得进料板上2板下流液体组成为： x B =0.74；x T =0.18；x C =0.08。
进料板上2板上升蒸汽组成为： y B =0.904；y T =0.088；y C =0.008。
(3) 分离苯(B)、甲苯(T)和异丙苯(C)的精馏塔，操作压力为101.3kPa 。
饱和液体
进料，其组成为25%(mol)苯，35%甲苯和40%异丙苯。
进料量100kmol/h 。
塔顶采用全凝器，饱和液体回流，回流比L/D =2.0。
假设恒摩尔流。
相对挥发度为常数αBT =2.5，αTT =1.0，αCT =0.21。
规定馏出液中甲苯的回收率为95%，釜液中异丙烷的回收率为96%。
试求： （1）按适宜进料位置进料，确定总平衡级数； （2）若在第5级进料(自上而下)，确定总平衡级数。
解：①全塔物料衡算和计算起点的确定： 按清晰分割：Fz B =Dx B,D =2.5；
Dx T,D =0.95(Fz T ) =33.25；
Dx C,D =(1-0.96)(Fz C ) =1.6；
物料衡算表：
②操作线方程
精馏段 D i j i j i x V D
x V L y ,,1,+=
+ 式中 32122=+=+=
D L L V L ；31
=V D 提馏段 W i j i j i x V W
x V L y ,,1,'
''-=+
式中 L’=2D+F=219.7； V’=V=L+D =3D =179.55
L’/V’=1.224；W/V’ =0.224。
核实第2级是否为进料级：
按精馏段操作线计算y i,3得：
y B,3= 0.1953；y T,3 =0.5163；y C,3 =0.2883 按提馏段操作线计算y i,3得：
y B,3= 0.1028；y T,3 =0.5985；y C,3 =0.2987
则 7908.13,3,=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡R C T y y ＜0037.23,3,=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡S
C T y y
所以第2级不是进料级。
所以：y B,3= 0.1953；y T =0.5163；y C =0.2883 核实第3级是否为进料级： 按精馏段操作线计算y i,4得：
y B,4= 0.166；y T,4 =0.360；y C,4 =0.474 按提馏段操作线计算y i,4得：
y B,4= 0.049；y T,4 =0.311；y C,4 =0.640
则 759.04,4,=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡R C T y y ＜486.04,4,=⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡S
C T y y
C,5C,W T,5T,W 所以第5级(包括再沸器)为最后一级。
④估计值的校核 W 值应调整为：
0.10006.04
.3875.1=++W
W 解得： W =40.174； D =59.826。
5558.0826.5925
.33,==D T x
0267.0826.596
.1,==D C x
x B,D =0.4175；
()()
()
000124175
.04175
.0418.0,,,=-=
-计算
计算
估计
D B D B D B x x x ＜0.01
满足准确度，不再重复逐级计算。
(4) 某原料气组成如下：
组分 CH 4 C 2H 6 C 3H 8 i-C 4H 10 n-C 4H 10 i-C 5H 12 n-C 5H 12 n-C 6H 14
y 0(摩尔分率) 0.765 0.045 0.035 0.025 0.045 0.015 0.025 0.045
先拟用不挥发的烃类液体为吸收剂在板式塔吸收塔中进行吸收，平均吸收温度为38℃，压力为1.013Mpa ，如果要求将i-C 4H 10回收90%。
试求： (1) 为完成此吸收任务所需的最小液气比。
(2) 操作液气比为组小液气比的1.1倍时，为完成此吸收任务所需理论板数。
(3) 各组分的吸收分率和离塔尾气的组成。
(4)
求塔底的吸收液量
解：(1)最小液气比的计算：
在最小液气比下 N=∞，A 关=ϕ关=0.0.85
关关）（A K V L ⋅=min =0.56 ⨯0.85=0.476
(2)理论板数的计算：
操作液气比min 2.1）（V L V L ==1.2⨯0.476=0.5712 02.156
.05712
.0===关关关V K L A
32.5102
.1log 85.0185.002.1log 1log 1log =---=---=
）（）（A A N ϕϕ (3)尾气的数量和组成计算： 非关键组分的
i i
VK L
A =
吸收率
11
1--=++N i N i i
A A A ϕ
被吸收的量为i N v ϕ⋅+1，塔顶尾气数量i i N v v =-⋅+)1(1ϕ
塔顶组成
V v y i
i =
1
(4)塔底的吸收量N L 塔内气体平均流率：
185.90237
.80100=+=
v Kmol/h
塔内液体平均流率：
514.51185.905712.020=⨯=⋅=+=
均均）（V V L
L L L N
而N N L V L V +=++101，即100+0L =80.37+N L 联立求解得N L =61.33Kmol/h. 0L =41.70Kmol/h 解2：由题意知，i-C 4H 10为关键组分
由P=1.013Mpa ，t 平=38℃ 查得K 关=0.56 (P-T-K 图) (1)在最小液气比下 N=∞，A 关=中关=0.9
关关）（A K V L ⋅=min =0.56 ⨯0.9=0.504
(2)min 1.1）（V L V L ==1.1⨯0.504=0.5544
99.056
.05544
.0===
关关关V K L A
所以 理论板数为
48.9199
.0log 9
.019.099.0log 1log 1log =---=
---=）
（）（A A N ϕϕ
(3)它组分吸收率公式 i i
VK L
A =，1
1
1
--=++N i N i i A A A ϕ
以CH4为例：
i A =032.04.175544
.0==i
VK L
i
φ=32.01032.099
.0032.0148.91
48.9=--++
V1(CH4)=(1-
i
φ)VN+1=(1-0.032)⨯76.5=74.05
923
.05.7605
.741
1144==
=
V V y CH CH ）（）（
（3） 塔内气体平均流率：10.902
190
.80100=+=
v Kmol/h
塔内液体平均流率：L=
905.92
81.19000+=++L L L ）
（ 由v l =0.5544
∴0L =40.05Kmol/h。