【7-8】 塔顶气相推动力为 0.00402 塔底气相推动力为 0.03361 【7-9】
气相阻力分率 = 71.43%
【7-10】 证略
【7-11】
H = 9.80
【7-12】
( m)
Z = 11.7m
【7-13】
Y1 1 = Y2 1 − η (1)η = 90% (2)η = 99% (3)η = 99%
(3)塔底最后一块理论板上升蒸汽组成
y n −1 = 0.291
【7-28】 操作线方程为 y = 1.426 x − 0.0128 2）η = 98.12%
【7-29】 R/Rmin=1.54 D=193.8 kmol/h
【7-30】 则以液相表示的第n和n+1 块的单板效率Eml,,n为：
E mL,n =
N OG = 3.05
【7-17】 略 【7-18】
平衡蒸馏 ⎨
⎧ y D = 0.5 xw + 0.5 ⎩3 × 0.5 = 2 ⋅ yD + xw
⎧ xw = 0.25 ⎨ ⎩ yD = 0.625
【7-19】 以质量流量表示时：
D = 67.4kg / h,W = 2933kg / h.
以摩尔流量表示时：
x n −1 − x n 0.57 − 0.41 = = 71.59% ∗ x n −1 − x n 0.57 − 0.3465 x n − x n +1 0.41 − 0.28 = = 67.53% ∗ x n − x n +1 0.41 − 0.2175
E mL,n +1 =
以汽相表示的第n和n+1 块的单板效率Emv,n为：
D = 1.70kmol / h,W = 161.9kmol / h.
【7-20】
q = 1, x F = x = 0.38
【7-21】 精馏线方程 yn +1 =
R 1 xn + xD R +1 R +1
yn +1 = 0.64 xn + 0.34
提馏线方程
y m +1 =
L' W xm − xw L'−W L'−W
116.3 = D + W ⎧ ⎧ D = 39.3kmol / h →⎨ ⎨ ⎩116.3 × 0.331 = D × 0.956 + W × 0.0115 ⎩W = 77.0kmol / h
【7-27】 （1）假定恒摩尔流成立
xW = 0.0905
(2)提馏段操作线方程式
y m+1 = 2.10 xm − 0.190
【7-1】
氨的摩尔分数 x = 27.50% 氨的摩尔比 X = 37.93% 【7-2】
X = 1.06%
【7-3】 NA= 2.70 × 10 −7 kmol / s
【7-4】
Y2 = 0.0101
【7-5】
m = 0.940
【7-6】
m = 11.42
【7-7】
( g / m3 N OG = ln
1 1−η
N OG = ln 10 N OG = ln 100 N OG = ln 100
即当塔的结构类型及操作条件确定后，即H OG 一定，吸收过程的回收率与塔高成正比。
【7-14】 溶质的回收率最大可到 0.8。 【7-15】 每小时回收丙酮 225.4kg 丙酮/h 塔高增高 3 米，每小时多回收丙酮为 6.90kg/h 【7-16】
E mv ,n =
y n − y n +1 0.57 − 0.41 = = 71.21% ∗ y n − y n +1 0.6347 − 0.41
E mv ,n +1 =
y n +1 − y n + 2 0.41 − 0.28 = = 61.03% ∗ y n +1 − y n + 2 0.493 − 0.28
y m +1 = 1.36 xm − 0.018
【7-22】 由平衡线方程、精馏线操作线方程、q 线方程用图解法（题 22 图）求出 Ne=7.4，最佳 加料板位置应在第 4 块理论板处。若进料改为泡点进料，则由图虚线所示，理论板将有所增 加，最佳加料板位置降低。这说明精馏总能量一定，进料能值越多，底部加入能量越低，分 离效率就越低，反之亦然。本题 R、D 不变，意味塔顶冷凝热量不变，若本题为塔釜投入热 量不变，对进料液进行预热，其结果总投入热量增加，则分离效果当然提高，因为精馏操作 得以使混合物分离，就是以消耗能量为代价的。 【7-23】 理论板数共为 22 块，加料板在第 18 块。 【7-24】 由精馏线操作线方程、q 线方程和平衡数据线，用图解法（题 24 图）求出 Ne=9.5，最佳 加料板位置应在第 7 块理论板处。 【7-25】 F= 788.57 kmol/h 【7-26】
【7-31】 1）R/Rmin=1.54 2)
η = 0.5053
D=50kmol/h→F=50/0.5053=98.96 kmol/h
【7-32】 T=140(℃)