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化⼯原理（下册）答案化⼯原理（⼤学第⼆版）下册部分答案第8章2. 在温度为25 ℃及总压为101.3 kPa 的条件下，使含⼆氧化碳为3.0%（体积分数）的混合空⽓与含⼆氧化碳为350 g/m 3的⽔溶液接触。
试判断⼆氧化碳的传递⽅向，并计算以⼆氧化碳的分压表⽰的总传质推动⼒。
已知操作条件下，亨利系数51066.1?=E kPa ，⽔溶液的密度为997.8 kg/m 3。
解：⽔溶液中CO 2的浓度为对于稀⽔溶液，总浓度为 3t 997.8kmol/m 55.4318c ==kmol/m 3⽔溶液中CO 2的摩尔分数为由 54* 1.6610 1.44310kPa 23.954p Ex -===kPa ⽓相中CO 2的分压为t 101.30.03kPa 3.039p p y ==?=kPa < *p故CO 2必由液相传递到⽓相，进⾏解吸。
以CO 2的分压表⽰的总传质推动⼒为*(23.954 3.039)kPa 20.915p p p ?=-=-=kPa3. 在总压为110.5 kPa 的条件下，采⽤填料塔⽤清⽔逆流吸收混于空⽓中的氨⽓。
测得在塔的某⼀截⾯上，氨的⽓、液相组成分别为0.032y =、31.06koml/m c =。
⽓膜吸收系数k G =5.2×10-6kmol/(m 2·s ·kPa)，液膜吸收系数k L =1.55×10-4 m/s 。
假设操作条件下平衡关系服从亨利定律，溶解度系数H ＝0.725 kmol/(m 3·kPa)。
（1）试计算以p ?、c ?表⽰的总推动⼒和相应的总吸收系数；（2）试分析该过程的控制因素。
解：(1) 以⽓相分压差表⽰的总推动⼒为 t 1.06*(110.50.032)kPa 2.0740.725c p p p p y H ?=-=-=?-=kPa 其对应的总吸收系数为6G 1097.4-?=K kmol/(m 2·s ·kPa)以液相组成差表⽰的总推动⼒为其对应的总吸收系数为（2）吸收过程的控制因素⽓膜阻⼒占总阻⼒的百分数为⽓膜阻⼒占总阻⼒的绝⼤部分，故该吸收过程为⽓膜控制。
第七章练习题 1.在吸收塔中用水吸收混于空气中的氨。
已知入塔混合气中氨含量为5.5%（质量分数，下同），吸收后出塔气体中氨含量为0.2%，试计算进、出塔气体中氨的摩尔比1Y 、2Y 。
解：先计算进、出塔气体中氨的摩尔分数1y 和2y 。
120.055/170.09030.055/170.945/290.002/170.00340.002/170.998/29y y ==+==+进、出塔气体中氨的摩尔比1Y 、2Y 为10.09030.099310.0903Y ==- 20.00340.003410.0034Y ==-由计算可知，当混合物中某组分的摩尔分数很小时，摩尔比近似等于摩尔分数。
第八章练习题2. 在温度为25 ℃及总压为101.3 kPa 的条件下，使含二氧化碳为3.0%（体积分数）的混合空气与含二氧化碳为350 g/m 3的水溶液接触。
试判断二氧化碳的传递方向，并计算以二氧化碳的分压表示的总传质推动力。
已知操作条件下，亨利系数51066.1⨯=E kPa ，水溶液的密度为997.8 kg/m 3。
解：水溶液中CO 2的浓度为33350/1000kmol/m 0.008kmol/m 44c == 对于稀水溶液，总浓度为 3t 997.8kmol/m 55.4318c ==kmol/m 3 水溶液中CO 2的摩尔分数为4t 0.008 1.4431055.43c x c -===⨯由 54* 1.6610 1.44310kPa 23.954p Ex -==⨯⨯⨯=kPa 气相中CO 2的分压为t 101.30.03kPa 3.039p p y ==⨯=kPa < *p故CO 2必由液相传递到气相，进行解吸。
以CO 2的分压表示的总传质推动力为*(23.954 3.039)kPa 20.915p p p ∆=-=-=kPa练习题7. 某填料吸收塔内装有5 m 高，比表面积为221 m 2/m 3的金属阶梯环填料，在该填料塔中，用清水逆流吸收某混合气体中的溶质组分。
目录1 工艺设计背景 (2)2 工艺设计方案 (3)2.1 工艺说明 (3)2.2 工艺流程图 (4)3 工艺计算 (7)3.1物料衡算 (7)3.2 热量衡算 (8)4 工艺设备设计 (9)4.1 筛板精馏塔设计 (9)4.1.1馏出液和釜残液的流量和组成 (9)4.1.2理论塔板数及理论最佳进料位置 (9)4.1.3实际塔板数的设计计算 (11)4.1.4精馏段设计 (12)4.1.5提馏段设计 (19)4.1.6塔高的设计计算 (28)4.1.7灵敏板的确定 (28)4.2 列管式换热器设计 (29)4.2.1换热器热量衡算 (29)4.2.2壳程内径设计 (30)4.2.3换热器总传热系数的校核 (30)4.2.4实际传热面积 (32)4.2.5换热器简图 (32)4.3 离心泵选型 (33)4.3.1平均黏度计算 (33)4.3.2管径计算 (33)4.3.3管路压头损失计算 (33)4.3.4扬程计算 (34)4.3.5最大允许安装高度计算 (34)4.4 填料塔设备设计 (35)4.4.1精馏段设计 (35)4.4.2精馏段塔径流体力学验算 (36)4.4.3提馏段设计 (37)4.4.4提馏段塔径流体力学验算 (37)4.4.5填料层高度的计算 (38)4.5 主要设备明细 (38)5 创新点 (39)设计总结 (39)参考文献 (40)筛板精馏实验操作步骤 (41)附录：物性图表 (42)1 工艺设计背景乙酸乙酯和乙酸丁酯是工业上重要的溶剂。
乙酸丁酯是优良的有机溶剂，广泛用于硝化纤维清漆中，在人造革、织物及塑料加工过程中用作溶剂，也用于香料工业。
工业中的乙酸丁酯是由醋酸和正丁醇在催化剂存在下酯化而得，根据催化剂不同，可分为硫酸催化法、HZSM-5催化剂催化法、杂多酸催化法、固体氯化物催化法等。
其中硫酸催化法工艺比较成熟，但副反应较多。
本设计针对硫酸催化法生产乙酸丁酯时产生的一股物流（含乙酸乙酯30%、乙酸丁酯70%），设计常压精馏塔对此二元物系进行分离。
实验二 精馏塔的操作和塔效率的测定一、实验目的1、了解填料精馏塔各部分的构造、精馏过程集操作方法。
2、学会测定精馏塔的总板效率和单板效率。
3、理解回流比、蒸汽速度等对精馏塔性能的影响。
4、测定全回流和部分回流时板式精馏塔的全塔效率和单板效率级填料精馏塔的等板高度。
二、实验原理混合液体的分离往往使用精馏的方法，即利用混合液中各组分沸点的不同加以分离。
完成分离所用的设备是精馏塔。
本实验利用的是填料精馏塔分离乙醇和水。
达到一定的分离效果，精馏塔应维持物料平衡。
1.总物料平衡在精馏塔操作时，物料的总进料量应该等于总出料量，F=W+D 。
当总物料量不平衡时，进料量大于出料量时，会引起淹塔；反之会引起塔釜干料，最终都将破坏精馏塔的正常操作。
2.各组分的物料平衡在满足总物料平衡的条件下，应同时满足右式：Fx Fi =Dx Di +Wx Wi ；x Di ，x Wi 一定的情况下，应严格保证馏出液D 和釜液W 的采出率为：Wd WF x x x x F D --=，F D F W -=1 如果塔顶采出率D/F 过大，即使精馏塔有足够的分离能力，在塔顶仍不能获得规定的合格产品。
一个精馏塔实际分离能力收操作条件影响，若达到足够的分离能力，要在塔板数一定的情况下有足够的回流比，才能保证一定的分离效果，才能获得合格的产品，一般应根据设计的回流比严格控制回流量，回流量=R ×D 。
除此之外，还应该有正常的气液负荷量，维持正常的气液负荷量要考虑填料的种类和填料表面的状态。
填料塔的操作一定要控制在某一气液比范围内。
（1）全塔效率E TE T =N P /N T 式中，N P 为所需理论板数，N T 为塔内实际板数。
板式塔内各层板数上的气液相接触效率并不相同，全塔效率简单反映了塔内塔板的平均效率，它的大小与塔板结构、物系性质、操作情况有关。
理论板数N T 由已知双组分物系的平衡关系，通过实验测得的塔顶产品组成XD ，料液组成XF ，釜液组成X W 、回流比R 、进料热状况等，可用图解法求得。
塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段：H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===；max0.078 1.496/u m s ===，则：u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故： 1.265D m ===； 按标准，塔径圆整为1.４m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段：11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭； max 1.213/u m s===，'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；' 1.20D m ===； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下： ①精馏段：1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知：E 为1.03 依下式得堰上液高度：22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故：d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段：1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ，即：'0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ；由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
丙酮水连续精馏塔设计方案第一章流程的确定及说明一.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。
本设计采用高位槽进料。
二.进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。
对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。
此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。
综合考虑，设计上采用泡点进料。
三.塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。
四.回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。
如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。
在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为小型塔，故采用重力回流。
五.加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。
间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。
本次设计采用间接蒸汽加热。
六.加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。
因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。
这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。
精馏塔的工艺计算2 精馏塔得工艺计算2、１精馏塔得物料衡算2、1、1基础数据（一)生产能力:10万吨/年,工作日３30天,每天按２4小时计时。
(二）进料组成：乙苯21２、6868Km ｏｌ/h;苯３、5448 Kmol/h;甲苯10、63４3Kmo ｌ/h 。
（三)分离要求:馏出液中乙苯量不大于0、01，釜液中甲苯量不大于0、0０5。
2、1、2物料衡算(清晰分割）以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。
表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P6５式3-23得: ?Km ｏl ／ｈＷ＝F-D ＝２26、865９-13、２434＝213、6225Ｋｍol/h Ｋm ｏl/h K ｍo ｌ/h K ｍｏl/ｈ Kmo ｌ／ｈ表2-2 物料衡算表 2、２精馏塔工艺计算2、2、１操作编号组分 /kmol/h /% 1 苯３、5448 １、5625 2 甲苯 10、６３43 4、6875 ３乙苯 2１2、6868 93、75０0总计2２6、86５9100编号组分 /km ｏｌ/h 馏出液釜液１苯 3、5448 3、5４48 0 2 甲苯 10、6３43 9、５66２ 1、068１ 3 乙苯 212、６868 ０、13２4 21２、5544总计２２6、86５913、2434２13、6２２5条件得确定一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式（化工热力学 P19９):表2-３物性参数注:压力单位0、1Mp ａ,温度单位Ｋ表２－3饱与蒸汽压关联式数据以苯为例,.033213.1434.098273.6()434.01()(1?+?-?-=-CSP PIn 同理，可得露点方程：,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计二、塔顶压力塔顶压力三、塔底温度泡点方程: 试差法求塔底温度组份相对分子质量临界温度临界压力苯 78 562、2 ４8、９甲苯 9２ 59１、8 4１、0 乙苯 106 ６17、2 3６、０名称 AＢ C D 苯-6、9８2731、33213-2、628６３-3、333９９甲苯 -7、28６07 1、3８09１ -２、８3433 -2、７91６８乙苯 -７、4８６451、454８8 -3、３7538-2、2３0４8故塔底温度=1３6℃ 四、塔底压力塔底压力五、进料温度进料压力为,泡点方程: 试差法求进料温度六、相对挥发度得计算据化学化工物性数据手册,用内插法求得各个数据℃, ; ℃，; ℃,综上,各个组份挥发度见下表据清晰分割结果,计算最少平衡级数。
摘要填料塔为连续接触式的气液传质设备，与板式塔相比，不仅结构简单，而且具有生产能力大，分离填料材质的选择，可处理腐蚀性的材料，尤其对于压强降较低的真空精馏操作，填料塔更显示出优越性。
本文以甲醇-水的混合液为研究对象，因甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，所以此设计采用常压精馏。
根据物料性质、操作条件等因素选择填料塔，此设计采用高位槽泡点进料、塔底再沸器和塔顶全凝器的重力回流的方式，将甲醇—水进行分离的填料精馏塔。
通过甲醇—水的相关数据，对全塔进行了物料衡算和热料衡算，得出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系，以及再沸器和冷凝器的类型和尺寸，进而得到精馏塔的理论板数。
分析了进料、塔顶、塔底、提馏段、精馏段的流量及其物性参数。
对精馏段和提留段的塔径及填料层高度进行了计算，以确定塔的结构尺寸。
对冷凝器、加热器、塔内管径、液体分布器、填料支撑板、塔釜及除沫器进行了选型计算，从而得到分离甲醇—水混合物液的填料精馏塔。
关键词：填料塔；理论板数；结构尺寸；流量；回流比AbstractThe packed tower is continuous contact gas-liquid mass transfer equipment. Compared with tray column, the packed tower not only has a simple structure, but also has higher capacity to product. The packed tower can choose the separation of packing materials and handle corrosive materials. Especially for operation of low pressure drop vacuum distillation , the packed column shows superiority. This article make methanol-water mixture as the object of study .Because methanol-water system has a wide relative volatility at atmospheric, so this design adopt atmospheric distillation. According to the material properities, operating conditons and other factors,we select packed tower. This design adpot high groove bubble point to charge-in, the way of tower bottom reboiller and the gravity reflux of supertower condenser and this design is the pached distillation of separae methanol from water. By mthanol-water related data, this paper make material and heat material balance calculation, conclude the relationship between the flow, composition of distillation products and the flow, composition of charge-in, as well as reboiler and condensers’type and size, and then get the count of theoretical plate. This thesis analysis the flow and physical paraameters of charge-in, supertower, tower bottom, stripping section, rectifying section. This paper calculate the diameter of stripping section and rectifying section and the height of packing layer, then determine the structural size of tower. This thesis makes section and calculation on condenser, heater, inside diameter of tower, liquid distributor, packing support panel, recifier,then get packed distillation column of separating methanol and water.Key words：packed tower；number of theoretical plate；structure size；reflux ratio引言精馏塔分为筛板塔和填料塔两大类，填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。
