下面是小编为大家整理的第三章作业答案（完整）,供大家参考。
第三章
传质分别过程
3-2
正戊烷（T b
= 36.1℃）和正己烷（T b
= 68.7℃）的溶液可以认为是抱负溶液，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
0 . 2321065852 . 6 lg01 tp
正己烷
4 . 2241172878 . 6 lg02 tp
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：
C t b4 . 5227 . 68 1 . 36
11 . 30 . 232 4 . 521065852 . 60 . 2321065852 . 6 lg01 tp
mmHg p 128001
64 . 24 . 224 4 . 521172878 . 64 . 2241172878 . 6 lg02 tp
mmHg p 44002
91 . 244012800201 pp
xxy91 . 1 191 . 2
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
乙醇和甲乙酮是非抱负溶液。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
7 . 2221554045 . 8 lg01 tp
甲乙酮
2161210974 . 6 lg02 tp 试作出该非抱负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：81 . 27 . 222 741554045 . 87 . 2221554045 . 8 lg0 tp A
mmHg p A 8 . 6410
80 . 2216 741210974 . 62161210974 . 6 lg0 tp B
mmHg p B 3 . 6330
184 . 18 . 641 5 . 0760 5 . 00 A AAAp xP y总
20 . 13 . 633 5 . 0760 5 . 00 B BBAp xP y总
（2）求 Margules 公式的端值常数
) ( 2 lg2A B x A xA B A
) ( 2 lg2B A x B xB A B
) ( 5 . 0 2 5 . 0 184 . 1 lg2A B A
) ( 5 . 0 2 5 . 0 20 . 1 lg2B A B
解得：A = 0.2934
B = 0.3167
（3）求 00BApp
取组分平均沸点 C t b7926 . 79 4 . 78
89 . 27 . 222 791554045 . 87 . 2221554045 . 8 lg0 tp A
mmHg p A 8 . 7830
87 . 2216 791210974 . 62161210974 . 6 lg0 tp B
mmHg p B 2 . 7450
052 . 12 . 7458 . 78300 BApp
（4）按公式（a）求任一 x A 时的 A 、 B ；并求B BA App00/
再按公式
AAAxxy) 1 ( 1// 求出若干组 y A -x A ，列表作图。
3-6
用一连续精馏装置，在常压下分别含苯 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）精馏段提升的蒸气量及回流液量。
解：
3464 . 09231 . 0 17831 . 07831 . 0fx
983 . 09298 . 0 17898 . 07898 . 0dx
0141 . 078988 . 0 192988 . 078988 . 0 1wx
15 . 87 92 ) 3464 . 0 1 ( 78 3464 . 0 fM
1,10015 . 878716 h kmol qF n
100 = q n,D + q n,W
100 0.3464 = 0.983q D + 0.0141q W
q n,D
= 34.3kmol·h -1
q n,W = 65.7kmol·h -1
q n,L
= Rq n,D
= 2.5 34.3 =85.75kmol·h -1
q n,V
= (R +1)q D
= (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：
27 . 16 . 303976 . 30397 ) 45 94 ( 5 . 167) ( VV F b pHH t t cq
q 线方程为
1 27 . 145 . 01 27 . 127 . 11 1 xqxxqqyf
67 . 1 7 . 4 x y
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，采纳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）
5 . 1 6 x y
得 q 线与平衡线交点坐标：
x = 0.333
xxy12
y = 0.5
75 . 2333 . 0 5 . 05 . 0 96 . 0x yy xRdm
R = 1.5R m
= 1.5 2.75 = 4.13
精馏段操作线方程为
1 13 . 496 . 01 13 . 413 . 41 11 ndn nxRxxRRy
即
y n+1
= 0.805x n
+ 0.187
（2）由 q 线方程知
qq-1
= 6
x fq-1
= 1.5
q = 1.2
x f
= 0.3
q n.Dq n.F
= x f
- x wx d
- x w
= 0.3 - 0.030.96 - 0.03
= 0.29
q n.Wq n.F
= 1- q n.Dq n.F
=1-0.29 = 0.71
q n,F
= q n.W0.71
= 1000.71
=141kmol·h-1
q n,D = q n,F
- q n,W
= 141 – 100 = 41kmol·hl -1
（3）q n,L
= Rq n,D
= 4.13 41 = 169.33kmol·h -1
q n,L /
= q n,L + q·q n,F
= 169.33 + 1.2 141 =338.53kmol·h -1
提馏段操作线方程为
03 . 0100 5 . 338100100 5 . 3385 . 338,/,,,/,/,1 m wW n L nW nmW n L nL nmx xq qqxq qqy
y m+1
= 1.42x m
– 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 的抱负二组分溶液，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
xxxxy) 1 50 . 1 ( 150 . 1) 1 ( 1
得：
x = 0.42
1 2 . 14 . 01 2 . 12 . 11 1 xqxxqqyf
y = 0.52
30 . 442 . 0 52 . 052 . 0 95 . 0x yy xRdm
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，混合液可视为抱负溶液。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
854 . 0835 . 0 ) 1 16 . 1 ( 1835 . 0 16 . 1) 1 ( 1 ffxxy
95 . 6835 . 0 854 . 0854 . 0 986 . 0f ff dmx yy xR
（2）
6 . 47 116 . 1 lg951 . 0 / 049 . 0014 . 0 / 986 . 0lg1lg) / () / (lg0 w B Ad B Ax xx xn
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 的抱负二组分溶液在连续精馏塔中进行精馏，已知塔内提升蒸气量为 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，则从塔顶数起其次块理论板上回流液相的组成是多少？
解：
0 . 20 . 300 . 30 0 . 90,, D nL nqqR
y 1
= x d
= 0.950
0.950 = y 1
= x 11 + ( - 1)x 1
= 2x 11 + x 1
x 1
= 0.905
精馏段操作线方程
y n+1
= RR + 1
x n
+ x d
R + 1
y 2
= 23
0.905 + 0.9503 = 0.920
0.920 = y 2
= 2x 21 + x 2
x 2
= 0.852
3-15
用连续精馏法分别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 T b.B
- T b.AT b.A
+ T b.B
310 37 . 8) 273 10 . 139 ( ) 273 35 . 138 () 273 35 . 138 ( ) 273 10 . 139 (187 . 9
= 1.02
（2）
18102 . 1 lg80 . 0 / 20 . 010 . 0 / 90 . 0lglg) / () / (lg w B Ad B Amx xx xS
（3）
x f
= 0.30
304 . 030 . 0 ) 1 02 . 1 ( 130 . 0 02 . 1) 1 ( 1 fffxxy
14930 . 0 304 . 0304 . 0 90 . 0f ff dmx yy xR
R = 1.8R m
= 1.8 149 = 268
（4）
R - R mR + 1 = 268 - 149268 + 1 = 0.44
查图得
S - S mS + 1 = 0.28
即
S - 181S + 1 = 0.28
S = 252
N T
= S - 1 =251
N = N TE = 2510.8
= 314 3-16 在连续精馏塔中处理平均相对挥发度为 3.0 的二元抱负混合物，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、其次块板回流的液相组成分别为 0.50、0.40，试求其次块塔板的气相板效率。
解：精馏段操作线方程
y n+1
= RR + 1
x n
+ x d
R + 1
= 2.52.5 + 1
x n
+ 0.972.5 + 1
= 0.7143x n
+ 0.2771
y 2
= 0.7143x 1
+ 0.2771 = 0.7143 0.50 + 0.2771 = 0.634
y 3
= 0.7143x 2
+ 0.2771 = 0.7143 0.40 + 0.2771 = 0.563
y 2 *
=
x 21 + ( - 1) x
2
= 3.0 0.401 + (3.0 - 1) 0.40
= 0.667
E MG
= y 2
- y 3y 2 *
- y 3
= 0.634 - 0.5630.667 - 0.563
= 68.3% 3-20
某汲取塔用溶剂 B 汲取混合气体中的 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 -3 kmol·m -3 ，气液间的传质通量为 0.144kmol·m -2 ·h -1 ，
气膜传质系数 k G 为 0.0144kmol·h -1 ·m -2 ·kPa -1 。试验证明系统听从亨利定律，当 P A = 8kPa 时，液相的平衡浓度为 1.00×10 -3
kmol·m -3 ，求下列各项：
（1）p A －p A,i 、k L 、c A,i －c A 、K G 、p A －p A *、K L 、c A *－c A （2）气相阻力占总阻力的百分率为多少？
解：（1）H = 1.00 10 -38 = 1.25 10 -4 kmol·m -3 kPa -1
p A
- p A,i
=
NAk G
= 0.1440.0144
= 10kPa
p A
- p A, *
= 21 - 8 = 13kPa
c A *
- c A
= p A H - c A
= 21 1.25 10 -4
- 1.00×10 -3
= 1.625 10 -3
kmol·m -3
K G
= NA(p A
- p A * )
= 0.14413 = 0.01108 kmol·h -1 ·m -2 ·kPa -1
1K G
= 1 k G
+ 1Hk L
= 10.0144
+ 11.2510 -4 k L
= 10.01108
k L
= 384m·h -1
K L
= K GH = 0.011081.25 10 -4
=88.6 m·h-1
c A,I - c A
= NAk L
= 0.144384 = 3.75 10 -4 kmol·m -3
（2）1k G
1K G
= 0.011080.0144 =77%
3-21
已知在某填料塔中 k G 为 0.0030 kmol·h -1 ·m -2 ·kPa -1 ，k L 为 0.45 m·h -1 ，平衡关系Y = 320X，汲取剂为纯水，总压为 106.4kPa，温度为 293K。试计算 K G 、K L 、K Y 、K X 。
解：H = c 总E = c 总总mP 总
= 55.6320 106.4
= 1.63 10-3 kmol·m -3 kPa -1
1K G
= 1 k G
+ 1Hk L
= 10.0030
+ 1 1.63 10 -3
0.45
= 1696.7
K G
= 5.9 10 -4
kmol·h -1 ·m 2 ·kPa -1
K L
= K GH = 5.9 10 -4 1.63 10 -3
= 0.36 m·h-1
K Y
= P 总 K G
= 106.4 5.9 10 -4
= 0.063 kmol·h -1 ·m -2
K x
= c 总 K L
= 55.6 0.36 = 20 kmol·h -1 ·m -2
3-22 在逆流操作的汲取塔中，于 101.3kPa、25℃下用清水汲取混合气体中的 H 2 S，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 10 4 kPa。若取汲取剂用量为理论最小用量的 1.2 倍，试计算操作液气比 q n,c /q n,B 及出口液相组成 X 1 。
若操作压强改为 1013kPa，而其他已知条件不变，再求 q n,c /q n,B 及 X 1 。
解：m = EP 总
= 5.52 10 4101.3 = 545
Y 1
= 0.021-0.02
= 0.0204
Y 2
= 0.0011-0.001
= 0.001
X 2
= 0
溶液极限浓度 X 1 *
= Y 1m
= 0.0204545 = 3.74 10 -5
( q n.cq n.B
) min
= Y 1
- Y 2X 1 *
- X 2
= 0.0204 - 0.001 3.74 10 -5
-0 = 519...