《分离工程》练习题

《分离工程》练习题

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. 衡量分离的程度用（ ）表示，处于相平衡状态的分离程度是（ ）。 3. 分离过程是（ ）的逆过程，因此需加入（ ）来达到分离目的。 4. 工业上常用（ ）表示特定物系的分离程度，汽液相物系的最大分离程度又称为（ ）。

5. 固有分离因子是根据（ ）来计算的。它与实际分离因子的差别用（ ）来表示。

6. 汽液相平衡是处理（ ）过程的基础。相平衡的条件是（ ）。 7. 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。 8. 萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（ ）。

9. 最低恒沸物，压力降低是恒沸组成中汽化潜热（ ）的组分增加。 10. 吸收因子为（ ），其值可反应吸收过程的（ ）。 11. 对一个具有四块板的吸收塔，总吸收量的80%是在（ ）合成的。 12. 吸收剂的再生常采用的是（ ），（ ），（ ）。

13. 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。 14. 用于吸收过程的相平衡关系可表示为（ ）。

15. 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。 16. 在塔顶和塔釜同时出现的组分为（ ）。 17. 吸收过程在塔釜的限度为（ ），它决定了吸收液的（ ）。 18. 吸收过程在塔顶的限度为（ ），它决定了吸收剂中（ ）。 19. 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（ ）。

20. 若为最高沸点恒沸物，则组分的无限稀释活度系数与饱和蒸汽压的关系式为（ ）。 21. 解吸收因子定义为（ ），由于吸收过程的相平衡关系为（ ）。 22. 吸收过程主要在（ ）完成的。

23. 吸收有（ ）关键组分，这是因为（ ）的缘故。

24. 图解梯级法计算多组分吸收过程的理论板数，假定条件为（ ），因此可得出（ ）的结论。

25. 在塔顶和塔釜同时出现的组分为（ ）。 26. 恒沸剂的沸点应显著比原溶液沸点（ ）以上。 27. 吸收过程只有在（ ）的条件下，才能视为恒摩尔流。

28. 吸收过程计算各板的温度采用（ ）来计算，而其流率分布则用（ ）来计算。

29. 在一定温度和组成下，A,B混合液形成最低沸点恒沸物的条件为（ ）。 30. 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。 31. 非清晰分割法假设各组分在塔内的分布与在（ ）时分布一致。 32. 精馏有b.个关键组分，这是由于（ ）的缘故

33. 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（ ）。

34. 当原溶液为非理想型较强的物系，则加入萃取剂起（ ）作用。 35. 要提高萃取剂的选择性，可（ ）萃取剂的浓度。

36. 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。 37. 吸收过程发生的条件为( )，其限度为（ ）。 38. 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。

39. 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。

40. 流量加合法在求得xij后，由（ ）方程求Vj，由（ ）方程求Tj。 41. 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。

42. 当两个易挥发的组分为关键组分时，则以（ ）为起点逐板计算。 43. 三对角矩阵法沿塔流率分布假定为（ ）。 44. 三对角矩阵法的缺陷是（ ）。

45. 常见复杂分离塔流程有（ ），（ ），（ ）。 46. 严格计算法有三类，即（ ），（ ），（ ）。 47. 设置复杂塔的目的是为了（ ）。

48. 松弛法是由开始的（ ）向（ ）变化的过程中，对某一（ ）内每块板上的（ ）进行衡算。

49. 精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（ ），（ ）和（ ）。

50. 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。 51. 为表示塔传质效率的大小，可用（ ）表示。

52. 对多组分物系的分离，应将（ ）或（ ）的组分最后分离。

53. 热力学效率定义为（ ）消耗的最小功与（ ）所消耗的净功之比。 54. 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（ ）时所消耗的功。

55. 在相同的组成下，分离成纯组分时所需的功（ ）分离成两个非纯组分时所需的功。

56. 超临界流体具有类似液体的（ ）和类似气体的（ ）。

57. 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。

58. 新型的节能分离过程有（ ）、（ ）。 59. 常用吸附剂有（ ），（ ），（ ）。

60. 54A分子筛的孔径为（ 5埃 ），可允许吸附分子直径（小于5埃）的分子。 61. 离程分为( )和( )两大类。

62. 传质分离过程分为（ ）和（ ）两大类。 63. 分离剂可以是（ ）和（ ）。

64. 机械分离过程是（ ）。吸收、萃取、膜分离。渗透。 65. 速率分离的过程是过滤、离心分离、吸收、萃取、（ ）。 66. 平稳分离的过程是过滤、离心分离、（ ）。膜分离。渗透。 67. 气液平相衡常数定、以为（ ）。 68. 理想气体的平稳常数（ ）无关。 69. 活度是（ ）浓度。

70. 低压下二元非理想农液的对挥发度 α12等于( ) 71. 气液两相处于平衡时，（ ）相等。 72. Lewis 提出了等价于化学位的物理量（ ）。 73. 逸度是（ ）压力

74. 在多组分精馏中塔顶温度是由（ ）方程求定的。 75. 露点方程的表达式为( ) 76. 泡点方程的表达式为( )

77. 泡点温度计算时若∑Kixi>1，温度应调（ ） 78. 泡点压力计算时若∑Kixi>1，压力应调（ ） 79. 在多组分精馏中塔底温度是由（ ）方程求定的。 80. 绝热闪蒸过程，节流后的温度（ ）。

81. 若组成为Zi的物系,∑Kixi>1,且∑KiZi>1时， 其相态为（ ） 82. 若组成为Zi的物系,Kixi>1时其相态为（ ） 83. 若组成为Zi的物系,∑KiZi>1时，其相态为（ ）

84. 绝热闪蒸过程，饱和液相经节流后会有（ ）产生。 85. 设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示( ) 86. 设计变量分为（ ）与（ ）。 87. 回流比是（ ）（ ）设计变量。

88. 关键组分的相挥发度越大，精馏过程所需的最少理论板数（ ）。 89. 分离要求越高，精馏过程所需的最少理论板数（ ）。 90. 进料中易挥发含量越大，精馏过程所需的最少理论板数（ ）。

91. 在萃取精馏中所选的萃取剂希望与塔顶馏出组份形成具有（ ）偏差的非理想溶液。

92. 在萃取精馏中所选的取剂使A1P值越（ ）越好。

93. 在萃取精馏中所选的萃取剂希望而与塔底组分形成具有（ ）偏差的非理想溶液。

94. 在萃取精馏中所选的萃取剂使A1P值越大，溶剂的选择性（ ） 95. 萃取精馏塔中，萃取剂是从塔（ ）出来。

96. 恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（ ）出来。 97. 均相恒沸物在低压下其活度系数之比γ1/γ2应等于( )与( )之比。 98. 在板式塔的吸收中，原料中的平衡常数小的组分主要在塔内（ ）板被吸收。 99. 吸收中平衡数大的组分主要在塔内（ ）板被吸收。 100. 101. 102. 103. 104. 105. 106. 107. 108. 109. 110. 111. 112. 113. 114. 115.

吸收中平衡常数大的组分是（ ）吸收组分。 吸收中平衡常数小的组分是（ ）吸收组分。 吸收因子越大对吸收越（ ） 温度越高对吸收越（ ） 压力越高对吸收越（ ）。 吸收因子A（ ）于平衡常数。 吸收因子A（ ）于吸收剂用量L。 吸收因子A（ ）于液气比。

完成一个给定的分离要求所需功最小的过程是（ ）。 从节能的角度分析难分离的组分应放在（ ）分离。 从节能的角度分析分离要求高的组分应放在（ ）分离。 从节能的角度分析进料中含量高的组分应（ ）分离。 物理吸附一般为（ ）吸附。 化学吸附一般为（ ）吸附。 化学吸附选择性（ ）。 物理吸附选择性（ ）

116. 117. 118. 119. 120. 121. 122.

吸附负荷曲线是以（ ）横坐标绘制而成。 吸附负荷曲线是以（ ）为纵坐标绘制而成。 吸附负荷曲线是分析（ ）得到的。 透过曲线是以（ ）横坐标绘制而成。 透过曲线是以（ ）为纵坐标绘制而成。 透过曲线是分析（ ）得到的。

透过曲线与吸附符合曲线是（ ）相似关系。

名词解释

1. 分离过程：将一股式多股原料分成组成不同的两种或多种产品的过程。 2. 机械分离过程：原料本身两相以上，所组成的混合物，简单地将其各相加以分离的过程。

3. 传质分离过程：传质分离过程用于均相混合物的分离，其特点是有质量传递现象发生。按所依据的物理化学原理不同，工业上常用的分离过程又分为平衡分离过程和速率分离过程两类。

4. 相平衡：混合物或溶液形成若干相，这些相保持着物理平衡而共存的状态。从热力学上看，整个物系的自由焓处于最小状态，从动力学看，相间无物质的静的传递。

5. 相对挥发度：两组分平衡常数的比值叫这两个组分的相对挥发度。 6. 泡点温度：当把一个液相加热时，开始产生气泡时的温度。 7. 露点温度：当把一个气体冷却时，开始产生气泡时的温度。 8. 气化率：气化过程的气化量与进料量的比值。 9. 冷凝率：冷凝过程的冷凝量与进料量的比。

10. 设计变量数：设计过程需要指定的变量数，等于独立变量总数与约束数的差。 11. 独立变量数：描述一个过程所需的独立变量的总数。 12. 约束数：变量之间可以建立的方程的数目及已知的条件数目。 13. 回流比：回流的液的相量与塔顶产品量的比值。

14. 精馏过程：将挥发度不同的组分所组成的混合物，在精馏塔中同时多次地部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组成的过程。 15. 全塔效率：理论板数与实际板数的比值。

16. 精馏的最小回流比：精馏时有一个回流比下， 完成给定的分离任务所需的理论板数无穷多，回流比小于这个回流比，无论多少块板都不能完成给定的分离任务，这个回流比就是最小的回流比。实际回流比大于最小回流比。

17. 理论板：离开板的气液两相处于平衡的板叫做理论板。

18. 萃取剂的选择性：加溶剂时的相对挥发度与未加溶剂时的相对挥发度的比值。 19. 萃取精馏：向相对挥发度接近于1或等于1的体系，加入第三组分P，P体系中任何组分形成恒沸物，从塔底出来的精馏过程。

20. 共沸精馏：向相对挥发度接近于1或等于1的体系，加入第三组分P，P体系中某个或某几个组分形成恒沸物，从塔顶出来的精馏过程。

21. 吸收过程：按混合物中各组份溶液度的差异分离混合物的过程叫吸收过程。 22. 吸收因子：操作线的斜率（L/V）与平衡线的斜率（KI）的比值。 23. 绝对吸收率：被吸收的组分的量占进料中的量的分率。 24. 热力学效率：可逆功与实际功的比值。

25. 膜的定义：广义上定义为两相之间不连续的区间。

26. 半透膜：能够让溶液中的一种或几种组分通过而其他组分不能通过的这种选择性膜叫半透膜。

27. 渗透：当用半透膜隔开没浓度的溶液时，纯溶剂通过膜向低高浓度溶液流动的现象叫渗透。

28. 反渗透：当用半透膜隔开不同浓度的溶液时，纯溶剂通过膜向低浓度溶液流动的现象叫反渗透。

29. 吸附过程：当用多几性的固体处理流体时，流体的分子和原子附着在固体表面上的现象叫吸附过程。

30. 表观吸附量：当用M千克的多孔性的固体处理体积是V的液体时，溶液原始浓度为，吸附达到平衡时的浓度为，则表观吸附量（每千克吸附吸附的吸附质的量）为：C0吸附达到平衡时的浓度为C*,则表观吸附量(每千克吸附吸附的吸质的量)为:

第一部分 问答题

1. 已知A，B二组分的恒压相图如下图所示，现有一温度为T0原料经加热后出口温度为T4 过加器前后压力看作不变。试说明该原料在通过加热器的过程中，各相应温度处的相态和组成变化的情况？

t0过冷液体，组成等于xF t1饱和液体，组成等于xF t2气夜两相，y>xF >x t3饱和气体，组成等于xF t4过热气体，组成等于xF 2. 简述绝热闪蒸过程的特点。

绝热闪蒸过程是等焓过程，节流后压力降低，所以会有汽化现象发生，汽化要吸收热量，由于是绝热过程，只能吸收本身的热量，因此，体系的漫度降低。

3. 图中A塔的操作压力量对比20atm，塔底产品经节流阀后很快进入B塔。B塔的操作压力 为10atm，试问： a.液体经节流后会发生哪些变化？ b.如果B塔的操作压力为5atm时，会与在某些方面10atm下的情况有何不同？ (1)经节流后有气相产生，由于气化要吸收自身的热量，系统温度将降低。 (2)B塔的操作压力为5atm时比操作压力为10atm时气化率大，温度下降幅度也大。

4. 普通精馏塔的可调设计变量是几个？试按设计型和操作型指定设计变量。 普通精馏塔由4个可调设计变量。

按设计型：两个分离要求、回流比、再沸器蒸出率；

按操作型：全塔理论板数、精馏段理论板数、回流比、塔顶产品的流量。 5. 简述逐板的计算进料位置的确定原则。

使全塔理论板数最少为原则，看分离效果的好坏来确定。从塔底向上计算时,xlk/xhk 越大越好，从塔项往下计算时,ylk/yhk越小越好。 6. 简述逐计算塔顶的判断原则。

xlkx)n?(lk)dxhk ，使全塔理论板数最少为原则，看分离效果的好坏来确定。即xhk(则第n板既为塔顶板。

7. 简述逐计算的计算起点的选择原则。

以组分的组成估算最精确的误差最小的那块板开始逐板计算。 8. 简述精馏过程最小回流时的特点。

最小回流比是馏的极限情况之一，此时，未完成给定的分离任务，所需要理论经板数无穷多，如果回流比小于最小回流比，则无论多少理论板数也不能完成给定的分离任务。 9. 简述精馏过程全回流的特点。

全回流是精馏的极限情况之一。全回流所需的理论板数最少。此时，不进料，不出产 品。 10. 简述捷法的特点。

简捷法是通过N、Nm、R、Rm四者的关系计算理论的板数的近似计算法，其计算简便，不需太多物性数据，当要求计算精度高时，不失为一种快捷的方法，也可为精确计算提供初值。 11. 简述萃取塔操作要注意的事项。

a.气液相负荷不均，液相负荷远大于气相负荷； b.塔料的温度要严控制； c.回流比不能随意调整。

12. 萃取精馏塔如果不设回收段，把萃剂与塔顶回流同时都从塔顶打入塔内，将会产生什 么后果，为什么？

在萃取精馏中不设回收段，将会使入塔顶的萃取剂得不到回收，塔顶产品夹带萃取剂，从而影响产品的纯度，使塔顶得不到纯净的产品。 13. 根据题给的X-Y相图，回答以下问题：

a.该系统在未回萃取剂P时是正偏差是负偏差系统？有最高还是最低温度的恒沸物？

b.回入萃取剂之后在精馏段和提馏段利还是利？

a.该系统在未加萃剂P时是正偏差系统，有最低温度的恒沸物。

b.加入萃取剂之后在精馏段有利，固原来有恒沸物，P加入之后恒沸物消失；在提馏段是不利，因P加入之后体系中组分的相对挥发度降低。 14. 从热力学角度简述萃取剂的选择原则。

萃取应能使的体系的相对挥发度提高，即与塔组分形成正偏差，与塔组分形成负偏差或者理想溶液。

15. 工艺角度简述萃剂的选择原则。

a.容易再生，即不起化学反应、不形成恒沸物、P沸点高； b.适宜的物性，互 溶度大、稳定性好； c.价格低廉，来源丰富。 16. 说出4种恒沸剂的回收方尖。

a.冷疑分层；b.过冷分层；c.变压精馏d.萃取（5）盐析 17. 说出4种恒沸剂的回收方法。

18. 恒沸精馏中，恒沸剂用量不能随便调整？为什么？

因恒沸剂用量与塔的产品纯度有关，多或少都不能得到所希望的目的产物。 19. 吸收的有利条件是什么？

低温、高压、高的气相浓度、低的液相浓度、高的用量、低的气相量。 20. 试分板吸收因子对吸收过程的影响

吸收因子 A=L/（VKi），吸收因子越大对吸收有利，所需的理论板数越少，反之亦然。

21. 用平均吸收因子法计算理论板数时，分别采用 L0/V N+1(L0:吸收剂用量，V N+1原料气用量)和L平/v平，来进行计算吸收因子A。试分析求得的理论板数哪个大，为什

L0/VN+1比L平/V平小，故用L平/V平计算的A大，所需的理论板数小。 22. 在吸收过程中，若关键组分在操作条件下的吸收因子A小于设计吸收率 Φ，将会出现什么现象？

此时，吸收塔无论有多少块理论板也完不成给定的分离任务，只能达到小于等于A的 吸收率。正常操作时，A应大于吸收率Φ 。 23. 有一烃类混合物送入精馏装置进行分离，进料组成和相对挥发度a值如下，现有A、B 两种方案可供选择，你认为哪种方案合理？为什么？

异丁烷 正丁烷 戊烷

摩尔% 25 30 45

a值 1.24 1.00 0.34

由于正丁烷和异丁烷是体系中最难分的组份，应放在最后分离；进料中戊烷含量高，应尽早分出。所以方案B是合理的。

24. 什么叫表观吸附量？下图的点E，D，C三点表观吸附量为什么等于零？曲线CD及DE说明了溶质优先被吸附还是溶剂优先被吸附？为什么？

a.C，E点为纯溶液，所以吸附前后无浓度变化，表观吸附量为零。D点，按溶液 配比吸附，所以吸附前后也无浓度变化，表观吸附量为零。

b.EE 溶剂优先被吸附。 c. DC溶刘优先被吸附。

25. 表观吸附量等于零，表明溶质不被吸附对吗？

不一定。表观吸附量只有在溶液是稀液、溶质吸附不明显时，才能代表实际的吸附量，因此 ，不能单纯用表观吸附量等于零看溶质是否被吸附与否。 26. 用两种他分子筛吸附CO2时透过曲线如图所示.试分析哪一种分子筛更好,为什么?

13X分子筛更好，因为13X分子筛的透过曲线更陡，说明吸附负荷曲线也陡，床层利用率高，达到破点的时间长。 27. 吸附剂的选择原则。

a.选择性高；b.比表面积；c.有一定的机械强度；d.有良好的化学稳定性和热稳定性。

28. 吸附过程的优点。

a.选择性高；b.吸附速度快，过程进行的完全；c.常压压操作，操作费用与投资费用少。 29. 吸附过程的缺点。

a.吸附溶量小、吸附剂用量大，设备比较庞大；b.吸附剂的运输、装料、卸料较困难；c.吸附剂不容易找到，吸附理论不完善。 30. 吸附质被吸附剂吸附一脱附分哪几步？

a.外扩散组份穿过气膜或淮膜 到固体表面；b.内扩散组份进入内孔道； c.吸附；d.脱附；e.内反扩散组份内孔道来到外表面； f.外反扩散组份穿孔过气膜或液腊到气相主体流。

第二部分 计算题

1. 以烃类蒸汽混合物含有甲烷a.5%，乙烷b.10%，丙烷c.30%及异丁烷d.55%。试求混合物在25℃时的露点压力与泡点压力，并确定在t=25℃，p=1MPa大气压时的气相分率。

解：a.求混合物在25℃时的露点压力

设p=1MPa=101.3kPa，由t=25℃查图2-1a得：

K1=165，K2=27， K3=8.1， K4=3.2

??xi??yi0.050.100.300.55?????0.2129?1 Ki165278.13.2选异丁烷为参考组分，则

K4?KG??xi?3.2?0.2129?0.6813

由K4?0.6813和t=25℃查图2-1a得p=650kPa：

K1=28，K2=5.35， K3=1.7， K4=0.681

??xi??yi0.050.100.300.55?????1.003?1 Ki285.351.70.681故混合物在25℃时的露点压力为650kPa。 b.求混合物在25℃时的泡点压力

设p=1MPa=101.3kPa，由t=25℃查图2-1a得：

K1=165，K2=27， K3=8.1， K4=3.2

??yi??Kixi?165?0.05?27?0.10?8.1?0.30?3.2?0.55?15.14?1

选异丁烷为参考组分，则

K4?KG3.2??0.2114 ?yi15.14由K4?0.2114和t=25℃查图2-1a得p=2800kPa：

K1=6.1，K2=1.37， K3=0.44， K4=0.2114

??yi??Kixi?6.1?0.05?1.37?0.10?0.44?0.30?0.2114?0.55?0.6903?1

K4?KG0.2114??0.306 ?yi0.6903由K4?0.306和t=25℃查图2-1a得p=1550kPa：

K1=11.0，K2=2.2， K3=0.70， K4=0.306

??yi??Kixi?11.0?0.05?2.2?0.10?0.7?0.30?0.306?0.55?1.148?1

K4?KG0.306??0.27 ?yi1.148由K4?0.27和t=25℃查图2-1a得p=1800kPa：

K1=9.6，K2=1.9， K3=0.62， K4=0.27

??yi??Kixi?9.6?0.05?1.9?0.10?0.62?0.30?0.27?0.55?1.004?1

则混合物在25℃时的泡点压力为1800kPa。 c.t=25℃，p=1MPa=101.3kPa

K1=165，K2=27， K3=8.1， K4=3.2

?zi0.050.100.300.55?????0.2129?1 Ki165278.13.2?Kizi?165?0.05?27?0.10?8.1?0.30?3.2?0.55?15.14?1

故在t=25℃，p=1MPa大气压时的气相分率等于1。

2. 某混合物含丙烷a.0.451（摩尔分数），异丁烷b.0.183，正丁烷c.0.366，在t=94℃和p=2.41Mpa下进行闪蒸，试估算平衡时混合物的气化分率及气相和液相组成。已知K1=1.42，K2=0.86，K3=0.72。

解：设?=0.5，由t=94℃，p=2.41MPa=2410kPa，K1=1.42，K2=0.86，K3=0.72得：

?zi0.4510.1830.366????1.039?1 Ki1.420.860.72?Kizi?1.42?0.451?0.86?0.183?0.72?0.366?1.061?1

故混合物处于两相区，可进行闪蒸计算。

F(?)??(yi?xi)??Zi(ki?1)?0

1??(ki?1)

F(?)?0.451(1.42?1)0.183(0.86?1)0.366(0.72?1)???0.0098

1?0.5(1.42?1)1?0.5(0.86?1)1?0.5(0.72?1)Zi(ki?1)2??0.451(1.42?1)21?0.5(1.42?1)2?0.183(0.86?1)21?0.5(0.86?1)2?0.366(0.72?1)21?0.5(0.72?1)2??0.1043F?(?)????1??(ki?1)?2

?k?1??k?F(?)?F(?)0.0098?0.5??0.594F?(?)?0.1044

0.451(1.42?1)0.183(0.86?1)0.366(0.72?1)???0.0007?01?0.594(1.42?1)1?0.594(0.86?1)1?0.594(0.72?1)

zi，

1??(ki?1)故?=0.594。由xi?x1? yi?kixi得

0.4510.183?0.361；x2??0.200；

1?0.594(1.42?1)1?0.594(0.86?1)0.366?0.439

1?0.594(0.72?1)x3?1?x1?x2?1?0.361?0.2?0.439；或x3?y1?1.42?0.361?0.513；y2?0.86?0.2?0.172；y3?0.72?0.439?0.315

或y3?1?y1?y2?1?0.513?0.172?0.315

3. 已知某乙烷塔，塔操作压力为28.8标准大气压，塔顶采用全凝器，并经分析得塔顶产品组成为

组 分 甲烷a. 乙烷b. 丙烷c. 异丁烷d. 总合

组成xiD 1.48 88 10.16 0.36 100%（摩尔分数） 求塔顶温度。

解：设t=20℃，p=28.8MPa=2917kPa，由查图2-1a得：

K1=5.4，K2=1.2， K3=0.37， K4=0.18

??xi??yi0.01480K?5.4?.881.2?0.10160.37?0.00360.18?1.031?1i

选乙烷为参考组分，则

K2?KG??xi?1.031?1.2?1.24

由K2?1.24和p=2917kPa，查图2-1a得t=22℃：

K1=5.6，K2=1.24， K3=0.38， K4=0.19

??xi??yi0.01480.880K???.1016?0.0036?0.999?1i5.61.240.380.19

故塔顶温度为22℃。

4. 某精馏塔的操作压力为0.1Mpa，其进料组成为

组 分 正丁烷 正戊烷 正己烷 正庚烷 正辛烷组成（摩尔分数）0.05 0.17 0.65 0.10 0.03 试求：①露点进料的进料温度。

②泡点进料的进料温度。

解：①露点进料的进料温度

设t=20℃，p=0.1MPa=100kPa，由查图2-1a得：

K1=2.1，K2=0.56， K3=0.17， K4=0.055，K5=0.017

??xi??yi0.050.170.650.10K?2.1?0.56?0.17?0.055?0.030.017?7.734?1i

选正己烷为参考组分，则

K3?KG??xi?7.734?0.17?1.315

由K2?1.315和p=100kPa，查图2-1a得t=78℃：

K1=9.5，K2=3.2， K3=1.315， K4=0.56，K5=0.25

??xyi??iK?0.05.5?0.173.2?0.651.315?0.100.56?0.030.25?0.851?1i9K3?KG??xi?0.851?1.315?1.119

由K2?1.119和p=100kPa，查图2-1a得t=74℃：

K1=8.5，K2=2.9， K3=1.119， K4=0.48，K5=0.20

??xi??yiK?0.058.5?0.170.650.100.032.9?1.119?0.48?0.20?1.003?1 i故露点进料的进料温度为74℃。

总合 1.00 ②泡点进料的进料温度

设t=20℃，p=0.1MPa=100kPa，由查图2-1a得：

K1=2.1，K2=0.56， K3=0.17， K4=0.055，K5=0.017

??yi??Kixi?2.1?0.05?0.56?0.17?0.17?0.65?0.055?0.1?0.017?0.03?0.317?1

由K3?0.54和p=100kPa，查图2-1a得t=50℃：

K1=5.2，K2=1.6， K3=0.54， K4=0.21，K5=0.085

??yi??Kixi?5.2?0.05?1.6?0.17?0.54?0.65?0.21?0.1?0.085?0.03?0.907?1K3?KG0.17??0.54?yi0.317

由K3?0.60和p=100kPa，查图2-1a得t=54℃：

K1=5.5，K2=1.76， K3=0.60， K4=0.25，K5=0.095

??yi??Kixi?5.5?0.05?1.76?0.17?0.6?0.65?0.25?0.1?0.095?0.03?0.992?1K3?KG0.54??0.60?yi0.907

故泡点进料的进料温度为54℃。

5. 已知第一脱甲烷塔的进料组成及操作条件下各组分的相平衡常数如下表所示，要求甲烷的蒸出率为98%，乙烯的回收率为96%，试分别按清晰分割和不清晰分割方法计算馏出液和釜液的组成，并比较两种计算结果。 序 号 组 分 xiF/摩尔% Ki 1 H2 33.8 / 2 CH4 5.8 1.7 3 C2H4 33.2 0.28 4 C2H6 25.7 0.18 5 C3H6 0.50 0.033 6 C3H8 0.20 0.022 7 C4 0.70 0.004 解： 取100Kmol进料为基准，选取甲烷为轻关键组分，乙烯为重关键组分。

按清晰分割的概念，组分1为轻组分，全部从塔顶馏出液在采出，组分4、5、6、7为重组分，全部从塔釜液中采出。 由于甲烷的蒸出率为98%

D2?5.8?0.98?5.684Kmol； B2?5.8?5.684?0.116Kmol

乙烯的回收率为96%

B3?33.2?0.96?31.872Kmol；D3?33.2?31.872?1.328Kmol

D?D1?D2?D3?33.8?5.684?1.328?40.812KmolB?F?D?100?40.812?59.188Kmol7i?2或B??Bi?0.116?31.872?25.7?0.50?0.30?0.70?59.188Kmol

x1D?x3D?D1D33.85.684??0.828x2D?2??0.139D40.812D40.812； D31.328??0.033D40.812

x2B?x4B?x6BBB20.11631.872??0.002x3B?3??0.538B59.188B59.188；

BB425.700.50??0.434x5B?5??0.008B59.188B59.188； BB0.300.70?6??0.005x7B?7??0.012B59.188B59.188；

将计算结果列表如下：

组 分 H2 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4 不清晰分割物料衡算 由?iH?序 号 组 分 Ki αi3 zi xiD xiB Di Bi 0.338 0.828 / 0.58 33.8 0.116 31.872 25.70 0.50 0.30 0.70 0.139 0.002 5.684 0.434 / 0.008 / 0.005 / 0.012 / 0.332 0.033 0.538 1.328 0.257 / 0.005 / 0.003 / 0.007 / 1.000 1.000 1.000 40.812 59.188 KiKH计算各组分的相对挥发度，结果列表。 1 H2 / / lg[2 CH4 1.7 3 4 5 0.50 6 0.20 7 0.70 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4 33.2 25.7 0.28 0.18 0.033 0.022 0.004 xiF/摩尔% 33.8 5.8 6.071 1.0 0.643 0.118 0.079 0.014 Nm?D2B3]lg[5.68431.872]D3B2?1.3280.116?3.92

lg?23lg6.071由于氢气的相对挥发度很大，该组分全部从塔顶馏出液中采出。 由

DiD3m??iN3BiB3和Fi?Di?Bi分别计算组分4、5、6、7的分布。

对组分4：

D41.328NmD3??4?0.6433.92?0.0074；而25.7?B4B331.872D4?B4

由此计算得D4?0.189；B4?25.511 对组分5：

D5D31.328m??iN?0.1183.92?0.00001；而0.5?D5?B5 5B5B331.872由此计算得D5?0.0；B5?0.50 将计算结果列表如下：

组 分 H2 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4 zi xiD xiB Di Bi 0.338 0.824 / 0.58 33.8 0.116 31.872 25.511 0.50 0.30 0.70 0.139 0.002 5.684 0.332 0.032 0.540 1.328 0.257 0.005 0.432 0.189 0.005 / 0.003 / 0.007 / 0.008 / 0.005 / 0.012 / 1.000 1.000 1.000 41.001 58.999 6. 某连续精馏塔的进料、馏出液、釜液组成以及平均条件下各组分对重关键组分的平均相对挥发度如下：

组 分 xiF A B C D ∑ 进料为饱和液体进料。

试求：a.最小回流比Rm，b.若回流比R?1，用简捷法求理论板数N。 解：以F=100Kmol进料为基准，由题意选择B为轻关键组分，C为重关键组分。

lg[xbDxcB]lg[0.480.48]xcDxbB0.020.02?1.91 ?lg?bclg2.5xiD xiB ?iC 0.25 0.50 / 5 0.25 0.48 0.02 2.5 0.25 0.02 0.48 1 0.25 / 0.50 0.2 1.00 1.00 1.00 采用Fenske公式计算最少理论板数：Nm?采用Underwood法计算最小回流比：??ixFi?x?1?q；Rm??iDi?1

?i???i??由于进料为饱和液体进料，故q?1，采用N-R法迭代求?，设??1.3

F(?)???ixFi5?0.252.5?0.251?0.250.2?0.25?1?q?????1?1??0.02?0?i??5?1.32.5?1.31?1.30.2?1.3F?(?)???ixFi5?0.252.5?0.251?0.250.2?0.25??????9.175(?i??)2(5?1.3)2(2.5?1.3)2(1?1.3)2(0.2?1.3)2F(?n)?0.02?1.3??1.302F?(?n)?9.175

?n?1??n?F(?)?Rm??

5?0.252.5?0.251?0.250.2?0.25????1?1??0.01?05?1.3022.5?1.3021?1.3020.2?1.302

?ixDi5?0.52.5?0.481?0.02?1????1?0.6115?i??5?1.3022.5?1.3021?1.302

R?Rm1?0.6115??0.194R?11?1R?1由题意，，查吉利兰（Gilliland）关联图

N?NmN?1.91??0.435N?1N?1

求得理论板数N?4.15

7. 要求在常压下分离环己烷a.（沸点80.8℃）和苯b.（沸点80.2℃），它们的恒沸组成为苯0.502（摩尔分数），共沸点77.4℃，现以丙酮为恒沸剂进行恒沸精馏，丙酮与环己烷形成恒沸物，共沸组成为0.60（环己烷摩尔分数），若希望得到几乎纯净的苯，试计算： ①所需恒沸剂量。

②塔顶、塔釜馏出物量各为多少。（以100kmol/h进料计）

解：以100kmol/h进料为基准，设丙酮恒沸剂的用量为Skg，恰好与料液中的环己烷组成恒沸物，进料量和塔顶恒沸物的量和组成分别为F,D,xFi,xDi。 对环己烷作物料平衡 DxD1?FxF1；

D?FxF1100?0.498??83kmolxD10.60

恒沸剂S的用量为S?DxD3?83?0.40?33.2kmol

由于塔釜希望得到几乎纯净的苯，W?W2?FxF2?100?0.502?50.2kmol 8. 甲醇a.-丙酮b.在55.7℃时形成恒沸物，其恒沸组成为x1?0.198，水和苯均可作为萃取剂进行萃取精馏以分离甲醇和丙酮，试通过计算确定水c.与苯d.的选择度，并据理说明哪种萃取剂更佳及塔顶馏出液各为何种物质？ 已知：xS?0.8(mol)；A12?0.2798；A21?0.2634；A13?0.3794；A31?0.2211；

A23?0.9709；A32?0.5576；A14?0.8923；A41?0.7494；A24?0.2012；A42?0.1533

解：以水作萃取剂

??A12?S?A1?S?A2lgS1210.2798?0.2634(A12?A21)??0.271622 10.3794?0.2211(A1S?AS1)??0.300222

10.9709?0.5576(A2S?AS2)??0.764322

?S?A2?S?A12?(1?2x1?)??0.8[0.3002?0.7643?0.2716?xS?A1(1?2?0.198)]??0.5025S12?0.3144?1

以苯作萃取剂，

?S?A1?S?A2lgS1210.8923?0.7494(A1S?AS1)??0.8208522

10.2012?0.1533(A2S?AS2)??0.1772522

?S?A2?S?A12?(1?2x1?)??0.8[0.82085?0.17725?0.2716?xS?A1(1?2?0.198)]?0.3836

以苯作为萃取剂进行萃取精馏分离甲醇和丙酮更佳，而水作为萃取剂比不加入萃取剂时的效果更差。由于甲醇的沸点（64.7℃）高于丙酮（55.7℃），则塔顶馏出物为丙酮，塔釜馏出物为甲醇和苯。

9. 乙酸甲酯a.和甲醇b.混合物在45℃时为恒沸物，今以水为溶剂进行萃取精馏，已知其组成为x1?0.7，xS?0.8；A12?0.447；A21?0.411；A13?1.3；A31?0.82；

A23?0.36；A32?0.22。试求其选择度，并说明塔顶馏出何物？

S12?2.419?1解：

??A12?S?A1?S?A2lgS1210.447?0.411(A12?A21)??0.42922 11.3?0.82(A1S?AS1)??1.0622

10.36?0.22(A2S?AS2)??0.2922

?S?A2?S?A12?(1?2x1?)??0.8[1.06?0.29?0.429(1?2?0.7)]?0.7533?xS?A1

由于甲醇的沸点（64.7℃）低于乙酸甲酯（℃），则塔顶馏出物为甲醇酮，塔釜馏出物为乙酸甲酯和水。 10. 某裂解气组成如下表所示。 组 分 H2 y0,i S12?5.666?1

CH4 C2H4 C2H6 C3H6 i-C4H10 ∑ 0.132 0.3718 0.3020 0.097 0.084 0.0132 1.000 现拟以i-C4H10馏分作吸收剂，从裂解气中回收99%的乙烯，原料气的处理量为100kmol/h，塔的操作压力为4.052Mpa，塔的平均温度按-14℃计，求： ①为完成此吸收任务所需最小液气比。

②操作液气比若取为最小液气比的1.5倍，试确定为完成吸收任务所需理论板数。

③各个组分的吸收分率和出塔尾气的量和组成。 ④塔顶应加入的吸收剂量。

解：选乙烯为关键组分，查得在4.052Mpa和-14℃下各组分的相平衡常数列于下

表。

a.最小液气比的计算

在最小液气比下N??，A关??关?0.99，

?L?V?min??关?K关?0.72?0.99?0..7128

b.理论板数的计算 操作液气比

LV?1.5L?V?min?1.5?0.7128?1.0692

A关?关键组分的吸收因子为

lgL1.0692??1.485VK关0.72

理论板数

N???A??1lgAlg?1?0.99?1.4850.99?1?1?8.868lg1.485

c.各个组分的吸收分率和出塔尾气的量和组成 由

Ai?A关K关KiL?VKi和

?i??i?AiN?1?AiAiN?1?1

v1,iV1以及

v1,i??1??i?vN?1,i；V1??v1,i；y1,i?CH4 3.15 37.18 C2H4 0.72 30.2 进行计算结果见表。

C3H6 i-C4H10 ∑ 0.084 0.0132 1.000 0.145 0.056 8.4 1.32 100.0 38.1115 组 分 yN?1,i H2 0.132 / / 0 C2H6 0.50 9.7 0.995 0.3718 0.3020 0.097 Ki A ? ??N?1,i，kmol/h 13.2 0.3394 1.485 0.3394 0.99 24.561 0.302 2.1384 7.374 19.093 1.000 1.000 0 0.0485 0 1,13.2 y1,i 0.3464 0.6445 0.0079 0.0013 V?100?38.1115?69.056kmol/h2

d.吸收剂量 塔内气体的平均流率为：塔内液体的平均流率为：

L?L0?(L0?61.8885)?L0?30.9442

L?1.0692由V，得L0?42.89kmol/h

11. 拟进行吸收的某厂裂解气的组成如下。 组分 CH4 y0,i C2H6 C3H8 i-C4H10 n-C4H10 i -C5H10 n-C5H10 n-C6H14 ∑ 0.045 0.015 0.025 0.015 1.000 0.765 0.045 0.065 0.025 当在1.013Mpa压力下，以相对分子质量为220的物质为吸收剂，吸收剂温度为30℃，而塔中液相平均温度为35℃。试计算异丁烷（i-C4H10）回收率为0.90时所需理论塔板数以及各组分的回收率。操作液气比为最小液气比的1.07倍，求塔顶尾气的数量和组成。

解：选异丁烷为关键组分，查得在1.013Mpa和35℃下各组分的相平衡常数列于

下表。

a.最小液气比的计算

在最小液气比下N??，A关??关?0.9，

?L?V?Vmin??关?K关?0.59?0.9?0.531

b.理论板数的计算 操作液气比

L?1.5L?V?min?1.07?0.531?0.568

A关?关键组分的吸收因子为

lgN?L0.568??0.963VK关0.59

??A??1lgAlg?1?理论板数

0.9?0.9630.9?1?1?11.255lg0.963

c.各个组分的回收率和塔顶尾气的数量和组成 由

Ai?A关K关KiL?VKi和

?i??i?AiN?1?AiAiN?1?1

v1,iV1以及

组分 v1,i??1??i?vN?1,i；V1??v1,i；y1,i?进行计算结果见表。

CH4 0.765 19.0 C2H6 C3H8 0.045 0.065 4.0 4.5 1.37 6.5 i-C4H10 n-C4H10 i -C5H10 n-C5H10 n-C6H14 ∑ 0.025 0.59 2.5 0.045 0.44 4.5 1.291 0.987 0.0585 0.001 0.015 0.20 1.5 2.840 1.000 0 0.025 0.15 2.5 3.787 1.000 0 0.015 0.055 1.5 10.327 1.000 0 1.000 100.0 82.19 1.000 yN?1,i Ki ?N?1,i, kmol/h 76.5 A 0.0299 0.142 0.4146 0.963 0.0299 0.142 0.4146 0.90 74.213 3.861 3.8051 0.25 0.903 0.047 0.046 d.吸收剂量 0.003 V?L?? ?1,i y1,i 塔内气体的平均流率为：塔内液体的平均流率为：

L100?82.188?91.09kmol/h2 L0?(L0?17.81)?L0?8.9062

?0.568由V，得L0?42.833kmol/h

12. 在一精馏塔中分离苯（B），甲苯（T），二甲苯（X）和异丙苯（C）四元混合物。进料量200mol/h，进料组成zB=0.2,zT=0.1,zX=0.4(mol)。塔顶采用全凝器，饱和液体回流。相对挥发度数据为：?BT=2.25，?TT=1.0，?XT=0.33，

?CT=0.21。规定异丙苯在釜液中的回收率为99.8%，甲苯在馏出液中的回收

率为99.5%。求最少理论板数和全回流操作下的组分分配

解：根据题意顶甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分，从相对挥发度的大小

可以看出，二甲苯为中间组分，在作物料衡算时，初定它在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算修正 物料衡算如下

组分 进料 B T X C

40 60 20

80 200 馏出液di

40

釜液Wi - 60?0.005 18

80?0.998

W60?0.995

2 0.002?40

D解得

D=101.86 W=98.14

xTD=0.5861 xTW=0.0031

xCD=0.00157

xCW=0.8135

?xC?xTlg（）（）?DW??0.58610.8135?xTxClg???Nm???0.00160.0031???1lg（）lg（1）?CT0.21=7.35

（dxd?Nm）?（c）（xT）WxWc?cT

解得 dx=1.05mol； Wx=18.95mol

组分 B T X C 组分 B T X C

进料 40 60 20 80

xdi

dx?Wx?20

di

Wi

40 —

60?0.005

60?0.995

1.05 18.95 80?0.00280?0.998

100.9199.09xwi

0.3964 0.5916 0.0104 0.00158

0 0.0030 0.1912 0.8057

?xT?xC?0.59160.8051?lg（）（）lg???DW?xx0.00160.0030?CT??=7.37 ??Nm??1lg（1）lg（）0.21?CT

（dxd?Nm）?（c）（xT）WxWc?cT

dx?Wx?20 组分 进料 数量 馏出液 Mol% 数量 20 30 10 40 100釜液 mol% 39.643 59.167 1.03 数量 — 0.3 18.96 mol% 3.02 19.13 80.55100.00 苯 甲苯 二甲苯 异丙苯 40 60 20 8020040 59.7 1.04 79.840.160.159 100.9100.0099.1 13. 某原料气组成如下： 组分

CH4

C2H6

C3H8

i-C4H10 n-C4H10 i-C5H12 n-C5H12 n-C6H14

0.025

0.045

0.015

0.025

0.045

y0(摩尔分率)0.765

0.045

0.035

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-C4H10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：由题意知，i-C4H10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

（L）?K关?A关Vmin=0.56 ?0.9=0.504

②.VL?1.（1L）Vmin=1.1?0.504=0.5544

A关?L0.5544??0.99K关V关0.56log（N?所以 理论板数为

A??0.99?0.9）log（）1??1?0.9?1??1?9.48logAlog0.99

AiN?1?AL③它组分吸收率公式 Ai?，?i?N?1

VKiAi?1

计算结果如下： 组分 进料量 相平衡常数Ki Ai?i 被吸收量 塔顶尾气 数量 74.05 3.834 2.009 0.250 0.045 0.0 0.0 0.0 组成 0.923 0.048 0.025 0.003 0.0006 0.0 0.0 0.0 CH4 C2H6 C3H8 76.5 4.5 3.5 17.4 3.75 1.3 0.56 0.4 0.18 0.144 0.056 — 0.032 0.032 2.448 0.148 0.148 0.668 0.426 0.426 1.491 0.99 0.90 2.250 4.455 1.500 2.500 4.500 19.810 i-C4H10 2.5 n-C4H10 4.5 i-C5H12 1.5 n-C5H12 2.5 n-C6H14 4.5 合计 100.0 1.386 0.99 3.08 3.85 9.9 — 1.00 1.00 1.00 — 80.190 以CH4为例：

L0.5544??0.032AVK17.4 i=i

0.0329.48?1?0.99?0.329.48?1i0.032?1=

?V1（CH4）=（1-

y（1CH4）?V（1CH4）V1??i）VN+1=（1-0.032）?76.5=74.05

74.05?0.92376.5④塔内气体平均流率：

v?100?80.190?90.102Kmol/h

L0?（L0?19.81）?L0?9.9052塔内液体平均流率：L=

L由v=0.5544；?0=40.05Kmol/h

214. 某1、2两组分构成二元系，活度系数方程为ln?1?Ax2，ln?2?Ax12，端值常数

l-3

?与温度的关系：A=1.7884-4.2510T 4050 （T，K） SlnP1?16.0826?T 蒸汽压方程为 4050SlnP2?16.3526?T （P：kPa：T：K）

假设汽相是理想气体，试问99.75Kpa时①系统是否形成共沸物？②共沸温度是多少？ 解：设T为350K

则A=1.7884-4.25?10-3?350=1.7884-1.4875=0.3009

SlnP1?16.0826?40504050lnP2S?16.3526?350；350

?

P1S=91.0284；P2S=119.2439

因为在恒沸点

S?1P?1P2S1? 由?12? ?1得

?2P1S?2P2SS?1P221ln?lnS?ln?1?ln?2?A（x2?x1）?A（1?2x1）?P22?

ln91.0284?0.3009（1?2x1）119.2439

?x1=0.9487 x2=0.0513

2ln?2?0.3009?0.9487

2?ln?1?0.3009?0.0513

?1=1.0008 ?2=1.3110

S?xP?iiiP==1.0008?0.9487?91.0284+1.3110?0.0513?119.2439=95.0692

?99.75

设T为340K

则A=1.7884-4.25?10-3?340=0.3434

SlnP1?16.0826?40504050lnP2S?16.3526?340；340

?

P1S=64.7695；P2S=84.8458

由

lnSP1lnS?A（1?2x1）P2

64.7695?0.3434（1?2x1）84.8458

?x1=0.8931 x2=1-0.8931=0.1069

22ln?2?0.3434?0.8931?ln?1?0.3434?0.1069

?1=1.0039

S?2=1.3151

P=??ixiPi=1.0039?0.8931?64.7695+1.3151?0.1069?84.8458=69.9992

?99.75

设T为352K

则A=1.7884-4.25?10-3?352=0.2924

SlnP1?16.0826?40504050；lnP2S?16.3526? 352352? 由lnlnP1S=97.2143；P2S=127.3473

SP1P2S?A（1?2x1）

97.2143 ?0.2924（1?2x1）127.3473?x1=0.9617

x2=1-0.9617=0.0383

ln?2?0.2924?0.96172

?ln?1?0.2924?0.03832

?1=1.0004

?2=1.3105

P=??ixiPiS=1.0004?0.9617?97.2143+1.3105?0.0383?127.3473=99.9202

?99.75

15. 在101.3Kpa压力下氯仿a.-甲醇b.系统的NRTL参数为： ?12=8.9665J/mol，

?12=-0.83665J/mol，?12=0.3。试确定共沸温度和共沸组成。

安托尼方程（PS：Pa；T：K）

S2696.79氯仿：lnP 1?20.8660?（T?46.16）甲醇：lnP2S?23.4803?3626.55 （T?34.29）S2696.79则lnP 1?20.8660?（326.65?46.16）解：设T为53.5℃

.55 lnP2S?23.4803?3626（326.65?34.29）P1S=76990.1 P2S=64595.6

（??ij?ij）由Gij?exp，?ij=?ji

G12?exp（??12?12）exp（?0.3?8.9665）==0.06788

G21?exp（??21?21）（0.3?0.8365）=exp=1.2852

2ln?1?x2???12G12?22?（x?xG）（x?xG）?1221?2112???2?21G21=

8.9665?0.06788?（1?x1）??22?[x?（1?x）?1.2852]（[1?x）?0.06788x]?211??1?=??1.38170.60862?（1?x1）??22?（1.2852?0.2852x）（1?0.93212x）?11???

）?1.285222?（?0.8365

ln?2?2x1?

2?x1??21G21??22?（x?xG）（x?xG）?1221??2112??2?12G12=

28.9665?0.06788?0.8365?1.2852??22?（1?x?0.06788x）[x?1.2852（1?x）]??1111??=

?0.04131?1.075072?x1??22?（1?0.93212x）（1.2852?0.2852x）?11???

lnP1SP2Sln?1ln?2-==

ln76990.164595.6=0.1755

求得x1=0.32 ?1=1.2092 ?2=0.8971

?xiPiS?i?x1P1S?1?x2P2S?2=0.32?76990.1?1.2092?0.68?64595.6?0.8971 =69195.98Pa?101.3kPa 设T为60℃

S2696.79lnP1?20.8660?（333.15?46.16）则

.55lnP2S?23.4803?3626（333.15?34.29）

P1S=95721.9 P2S=84599.9

ln?1ln?2lnP1SP2S-==

ln95721.984599.9=0.1235

设T为56℃

S2696.79则lnP 1?20.8660?（329.15?46.16）.55lnP2S?23.4803?3626（329.15?34.29） P1SS=83815.2 P2=71759.3

ln?1ln?2lnP1SP2S-==

ln83815.271759.3=0.1553

求的当ln?1-ln?2=0.1553时求得x1=0.30 ?1=1.1099 ?2=0.9500

?xiPiS?i?x1P1S?1?x2P2S?2=0.30?83815.2?1.1099?0.70?71759.3?0.9500 =75627.8Pa?101.3kPa

16. 以水为溶剂对醋酸甲酯(1)-甲醇(2)溶液进行萃取精馏分离。料液的xF1=0.649（摩尔分率），呈露点状态进塔。要求塔顶馏出液中醋酸甲酯的浓度xD1=0.95，

其回收率为98%。选取塔的精馏段中溶剂的浓度xs=0.8，操作回流比为最小回流的1.5倍。试计算溶剂与料液之比和所需的理论板数。经研究，此三元系中各组分活度系数可按式（2-73）计算，查得的端值常数为： A12=1.0293，A21=0.9464。，A2S=0.8289， AS1=0.5066,A1S=2.9934,A=1.8881而C?0 解： a.以100kmol进料为基准进行物料衡算：

根据题意DxD1=0.98，FxF1=0.98?64.9=63.6kmol/h 已知xF1=0.95，所以D=

63.666.9kmol/h 0.95'设溜出液中不含溶剂，所以xD1?xD1?0.95。

令B'为脱溶剂基的塔底产品量，则

B'x'B1=64.9-63.6=1.3kmol/h

一般塔顶产品中溶剂含量可以忽略，因此

B'=F-D=100-66.9=33.1kmol/h

于是

'xB1?1.3?00393x'?0.960733.1，B2

b. 计算平均相对挥发度?12/s，由于此三元系中三对两元素的端值常数相对接近，均近似为对称系统，因此两组分间的活度系数之比可以按式（2-153）计算。

'A12?1(A12?A21)?2.4412，

A'2s?0.6678 计算溶剂加入板?12/s

ln(?1?2)s=0.9879(0.01-0.19)+0.8(2.441-0.6678)=1.2407。

式中用到的浓度计算如下：

选定xs=0.8，x1?(1?0.8)?0.95?0.19，x2?0.01。

算得

sp1sp2(?1?2)?3.458。

sp1?(又

)s恒沸点p2

sskPpp组分1和2在恒沸点54℃时的蒸汽压分别为1=90.24a，2?65.98kPa。

s?1p190.24)s?s?3.458??4.73?65.98?p2因此 12/s=（2

计算塔釜?12/s

ln(?1)s?2=0.9879（0.1921-0.0079）+0.8（2.441-0.6687）=1.600

(?1)s?2=4.955

式中用到的浓度为：xs=0.8，x1=（1-0.8）?0.0393=0.0079，x2?0.1921

s?1p190.24)s?s?4.955??6.78?65.98?p2于是12/s=（2

本列中因为进料状态是露点。全塔溶剂浓度近似为常数，故认为全塔 ?12/s为常数，等于?12/s=

4.78?6.78=5.66

c.计算最小回流比Rm（式2-139d）

15.66?0.951?0.95[?]?1?0.747R5.66?10.6491?0.649m =

Rm 取R=1.5

=1.121

d.计算全回流时Nm（包括釜）

lg[('xD1'xD2)('xB2'xB1)] Nm=

lg?12/s0.950.9607lg[?]0.050.0393??3.54lg5.66

e.计算实际回流比下的N（包括釜）

R?Rm1.121?0.747??0.1763R?11.121?1 N ? Nm ?0.47 查图2-13得N?1

N=7.6块（包括釜）

此外，在溶剂加入板上应该用一各回收段，可取3~4块板。 f.计算溶剂量对进料量的比值S/F 先计算?sn（式2-164）

?? 式中1s和2s可以按下列两式计算：

ln?1ssp1?ln(s)?pss)?ps'''A1s(xs?x1)?x2(A12?A2s)'''A2S(xs?x2)?x1(A21?A1S}?(sn)顶?（x1?x2)?1sx1??2sx2顶psln?1s?ln(2算得

?1s=26.8，?2s=5.7。代入上式得

(?sn)顶?进料板处，可估计xs=0.8，x1=0.649?0.2=0.1298，x2=0.0702。用同样方式可算得?1s=37.3，?2s=6.22

因此

(?sn)料?0.1298?0.0702?0.037937.3?0.1298?6.22?0.0702

0..19?0.01?0.038826.8?0.19?5.7?0.01

0.0388?0.0379?0.0383 ?sn=

式（2-175）

0.81.121?66.9?0.（81?0.0383）?66.9?0.03831?0.8?205.7kmol/hS?1?（1?0.0383）?0.8

因此 S/F=205.7/100=2.057。

17. 在转盘塔中有机溶剂萃取烃类混合物中的芳烃。原料处理量100吨/天，溶剂：进料=5：1（质量）。取溶剂相为连续相。有关物性数据为 溶剂 ?c=1200Kg/m3, ?c?1.0?10?3Pa?s

烃 ?d?750Kg/m3 ?d?0.4?10?3Pa?s ?=5.924?10?3N/m 转盘塔转速n=0.5s?1。结构尺寸的比例为：DS/D?0.7 ，DR/D?0.6，

HT/D?0.1。试计算所需塔径。

解：为计算塔径。必先求特性速度uk，而uk的计算式中含由特定的塔径，故应试差。 假设 D=2.1m

则DS?D(DS/D)?1.47m,DR=1.26m, HT=0.21m 由式（5-30）得

?31200?7550.99.811.01.472.30.210.91.262.65.924?10uk?0.012()()()()()()=0.069/s 12001.261.262.11.26?0.521.0?10?3Vd?Vc?1000?1.543?10?2m3/s0.75?86400 5?1000?4.823?10?2m3/s1.2?86400

ud/uc?0.32

由式（5-35）

?dF(0.322?8?032)0.5?3?0.32??0.254(1?0.32)

由式（5-33）

ucF?0.069(1?2?0.25)(1?0.25)2?0.0194m/s

设计速度取液泛速度的75%

uc?0.75?0.0194?0.01455m/s

由式（5-39）

D?4?4.823?10?2?2.05m3.1416?0.01455

由于D=2.05可直接圆整成2.1m，故不再继续试差。

18. 乙醇-苯-水系统在101.3kPa，64.86℃形成恒沸物，其组成为22.8mol%乙醇a.，53.9mol%苯b.和23.3mol%水c.，利用恒沸点气相平衡组成与液相组成相等这样有利条件，计算在64.86℃等温分离该恒沸混合液成为三个纯液体产物所需的最小功。

解：在等温等压条件下，将其分离成纯组分时所需最小功为

?Wmin,T??RT?nF?xFiln?FixFi

设为理想溶液，?Fi?1，若nF?1kmol

?Wmin,T??RT?xFilnxFi

??8.31?(64.38?273.15)[0.228ln0.228?0.539ln0.539?0.233ln0.233]?2836kJ/kmol

19. 含乙烯32.4%的乙烯-乙烷混合物于2Mpa压力下进行蒸馏，塔顶为纯乙烯，温度为239K，塔釜为纯乙烷、温度为260K，正常操作下，塔釜加入热量为8800kJ/kg乙烯，试计算分离净耗功为多少？

解：设环境温度T0?298K，nF?1kmol，乙烯的量为?1?0.324?26?8.424kg

?W净?QT0(1111?)?8.424?8800?298?(?)?7465.6kJ/kmol TLTH239260

20. 计算题21的热力学效率。 解：?Wmin,T??nFRT?yFilnyFi

??8.31?298[0.324ln0.324?0.676ln0.676]?1560kJ/kmol

??

21. 试求环境温度下，下表所示的气体分离过程的最小功。 组分 进料 kmol/h C2 C3 n-C4 n-C5 n-C6 ∑ 1000 226 774 ∑ 1000 30 200 370 350 50 8 C3 200 366 350 50 n-C4 370 n-C5 350 ?Wmin1560??0.209?W净7465.6产品1 kmol/h 30 192 4 产品1 kmol/h 解：求出各物流的组成 组分 进料 kmol/h C2 30 n-C6 50

xiF xi1 0.03 0.20 192 8 0.37 4 366 0.35 350 0.05 50 1.00 226 1.00 774 产品1 kmol/h 30 产品1 kmol/h 0.133 0.850 0.017 ????Wmin,T?RT??nk(?yi,klnyi,k)??nj(?yi,jlnyi,j)?进?出?xi2 0.010 0.473 0.452 0.065 1.00

?8.314?298[226?(0.133ln0.133?0.85ln0.85?0.017ln0.017) ?774?(0.01ln0.01?0.473ln0.473?0.452ln0.452?0.065ln0.06)5

?1000?(0.03ln0.03?0.2ln0.2?0.37ln0.37?0.35ln0.35?0.05ln0.05)]

6 ?1.188?10kJ/kmo l22. 将含丙稀80%（摩尔）和丙烷20%的料液在常压下分离为含丙稀99.6%和5%的两股产品，试求分离最小功。设料液和产品均处于环境温度298K，料液可以当作理想溶液。

解：设料液量为1kmol，计算两股产品的量：

nQ1?0.996?nQ2?0.05?1?0.8nQ1?nQ2?1

联列解得：nQ1?0.7928kmol, nQ2?0.2072kmol 分离最小功由式（6-15）计算：

wmin=[0.7928(0.996ln0.996+0.004ln0.004)+0.2072(0.05ln0.05+0.95ln0.95) -(0.8ln0.8+0.2ln0.2)]RT0 =0.4386R T0=1087.4KJ/Kmol料

液

23. 已知某混合0.05乙烷,0.30丙烷0.65正丁烷(摩尔分率),操作压力下各组分的

平衡常数 可按下式进行计算,试求其泡点温度. 乙烷:K=0.13333t+46667 丙烷： k=0.6667t+1.13333

正丁烷： k=0.02857t+0.08571 (t的单位为℃)

设温度为了10℃，用泡点方程∑Kixi=1进行试差，不满足泡点方程，设温度为7.2℃，重新试差，满足泡点方程，泡点温度为7.2℃，结果见表。

组份 乙烷 设温度为10℃ 设温度为7.2℃ 圆整 组份 Kixi K Kixi Ki i0.05 6.8000 0.340 6.4266 0.321 0.323

丙烷 Σ 衡常数

0.30 1.8000 0.540 1.6134 0.484 0.487 1.00 1.121 0.994 1.000 正丁烷 0.65 0.3714 0.241 0.2914 0.189 0.190 24. 已知某混合0.05乙烷,0.30丙烷0.65正丁烷(摩尔分率),操作压力下各组分的平 可按下式进行计算,试求其露点温度. 乙烷:K=0.13333t+46667 丙烷： k=0.6667t+1.13333

正丁烷： k=0.02857t+0.08571 (t的单位为℃)

设温度为24℃，用泡点方程∑yi/Ki=1 进行试差，不满足露点方程，设温度为 23℃，

重新试差，满足露点方程，露点温度为23℃,结果见表。 组份 乙烷 丙烷 正丁烷 Σ 0.05 0.30 0.65 1.00 设温度为24℃ 组份 Ki 8.6666 2.7334 0.7714 Kixi 0.006 0.110 0.843 0.959 设温度为23℃ Ki 8.5333 2.6667 0.7428 Kixi 0.006 0.112 0.875 0.993 圆整 0.006 0.113 0.881 1.000 25. 一轻烃混合物进行精馏塔的计算，求得阳小回流比Rm=1.45,最小理论板数

Nm=求得最小回流化为R=1.25Rm,全塔平均板效率为n＝0.60，求所需最小塔板板数。

R＝1.25×1.45=1.8125

由此图查，得：

由于，Nm＝8.6所以，N＝19.43 实际板数为：19.43/0.6=32.4=33块

26. 已知组分1和组分蘖期所构成的二元系统，当处于汽-液-液平衡时，两个平衡的液相组成如下:x2α=0.05,x1β=0.05，两个纯组分的饱和蒸气压此时分别为P10=0.65amt,P20=0.75atm，此对称系统的范拉尔常数（用Ln表示）为A=3.272求：

(1)γ2α,γ1β

(2)平衡压力

(3) 平衡的气相组成。

27. 试求总压力为86。695Kpa时，氨仿a.-乙醇b.之共沸组成与共沸温度。已知：

设温度为55℃，则由饱和蒸汽压公式得 P1s=82.372 P2s=37.311 由恒沸物的特点有：

由于lnγ1/γ2=0.59x22-1.42x12+1.66x1x2故ln37.311/82.372=0.59x22-1.42x12+1.66x1x2 又x1+x2=1

由上式解得：x1=0.8475，x2=0.1525 由活度系数公式得γ1=1.0475，γ2=2.3120

所以P=γ1x1 P1s+γ2x2 P2s=86.279

28. 已知A、B两组分在压力p=760mmhg下所形成的均相恒沸物的组成XA=0.65 （摩尔分率），在恒沸温度下纯A组分的饱和蒸汽压电效应507mmhg，纯B组分的饱和蒸气压=137=mmhg求： a.在恒沸组成条件下的活度系数。

b.该恒沸物是最低温度恒沸物还是最高温度恒沸物？为什么？ a.均相恒沸物的特点

b.该恒沸物是正偏差最温度的恒沸物，因为两组分得活度系数皆为大于1，故一定是正偏差物系。

29. 醋酸甲酯a.和甲醇b.混合物系的范拉尔数（用ln 表示）为A12=1.029,A21=0.946, 在54℃时，纯组分的饱和蒸气压数据分别为 P10=677mmHg,P20=495mmHg试判断：a.在54℃时有无恒沸物？ b.形成什么样的恒沸物？ 由范拉尔方程计算无限稀释溶液的活度系数

因为满足γ1∞>P20/P10>1/γ2∞所以形成最高压力的恒沸物。

30. 用烃油吸收含85%乙烷，10%丙烷和平演变%正丁烷（摩尔百分率）的气体，采用的油气比为1，该塔处理的气体量为100kmol/h操作压力为3大气压，实际板数为20块，板效率为25%

计算：a.平均温度为多少，才能回收90%的丁烷； b.各组份的平衡数； c.吸收因子、吸收率； d.尾气的组成。

操作务件下各组分的平衡常数如下： 乙烷： K=0.13333t+5.46667 丙烷: K=0.06667+1.3333

正丁烷:K=0.02857t+0.08571(t的单位为℃) (1)求平均温度

解得t=26.09℃ (2)各组份的平衡常数

K1=0.13333×26.09=5.46667=8.945 K2=0.06667×26.09+1.13333=2.873 K3=0.02857×26.09+0.08571=0.831 (3)吸收因子、吸收率 以乙烷为例

其他组分的计算结果见表 (4)尾气的组成见表

组分 νN+1 吸收因子A 吸收率φ 尾气量 尾气组成 乙烷 85 0.112 0.112 75.48 0.915 丙烷 10 0.348 0.347 6.53 0.079 正丁烷 5 1.203 0.900 0.50 0.006 Σ 82.51 1.000 31. 某厂裂解气组成（摩尔%）如下：13.2%氢、37.18%甲烷、30.2乙烯、9.7%

乙烷、8.4% 丙烯、1.32异丁烷、所用的吸收剂中不含所吸收组分。要求乙烯的回收率达到99%。该吸收塔处理的气体量为100kmo1/h，操作条件下各组分的相平衡常数如下：

氢 甲烷 乙烯 乙烷 丙烷 异丁烷 ∞ 3.1 0.72 0.52 0.15 0.058 操作液气化为最小液气比的1.5倍 试求: (1) 最小液气化; (2) 所需理论板数;

(3) 各组份的吸收因子、吸收率 (4) 塔顶尾气的组成及数量； (5) 塔顶应加入的吸收剂量 解：(1) 最小液气化

(2)所需理论板数N

(3)各组份的吸收因子、吸收率 吸收因子，以甲烷为例：

吸收率，以甲烷为例：

(4)塔顶尾气的组成及数量（见表）

νN+1 A φ νN+1φ ν1 H 13.2 0 0 0 13.2 C10 37.2 3.449 0.34 12.64 24.56

y1

34.68 64.48

C2= 30.2 1.485 0.99 29.90 0.030 0.79 C20 9.7 2.058 0.9982 9.68 0.020 0.05 C3= 8.4 7.128 1.000 8.40 0.00 0.00 iC40 1.32 18.48 1.000 1.32 0.00 0.00

∑ 61.94 38.06 100.00

(5)塔顶加入的吸附剂的量

32. 在内径为D=0.4的立式吸附器中,装填堆积比重为220千克/米的活性炭,其床层高度为1.1米。今有含苯蒸汽的空气以14米/分的速度通过床层。苯的初始浓度为39克/米。假设苯蒸汽通过床层后完全被活性炭吸附其出口浓度为零。活性炭对苯的动活性为7%（重），床层中苯的残余为0.5%（重）。 试求：a. 每一使用周期可吸附的苯量； b. 吸附器每一周期使用的时间；

c. 每一周期该吸附器所处理的笨-空气混合物的体积。 解：

a.

被吸附的体量=G(动活性-残余活性)=30.395*（7%-0.5%）=1.976kg

b.

c.

33. 今从空气混合物中吸收石油气，空气混合气的流量为3450m3/h，石油气原始含量为，CO=0.002kg/m3按设备截面积计算混合气的线速为u=0.33m/s。活性炭对石油气的动活性为0.07（重）脱附残余吸附量为0.08（重），活性炭的堆积比重γ=300kg/m3，吸附剂量再生时的吹扫、脱附冷却的时间为14.5小时候。求所需填充的活性炭量，吸附床层的直经和高度。

解：

34. 含水份52%的木材共120kg，经日光照晒，木材含水份降至25%，问：共失

去水份多少千克？以上含水份均指质量百分数。 解：∵120(1-0.52)=(120-w)(1-0.25) ∴w=43.2kg

35. 以两个串联的蒸发器对NaOH水溶液予以浓缩，流程及各符号意义如图所示，F、G、E皆为NaOH水溶液的质量流量，x表示溶液中含NaOH的质量分数，W表示各蒸发器产生水蒸汽的质量流量。若，F=6.2kg/s，x0=0.105，x2=0.30，W1:W2=1:1.15问：W1、W2、E、x1各为多少？

解：对控制体I，做NaOH的物料衡算：Fx0=Ex2

即 6.2×0.105=E×0.30 ∴E=2.17 kg/s

W1 W1+W2=F-E=6.2-2.17=4.03 kg ，又W1:W2 =1;1.15 ∴W1=4.03/2.15=1.87 kg/s ，W2=4.03-1.87=2.16 kg/s 对控制体II，做总的物料衡算：G=F-W1=6.2-1.87=4.33 kg/s ∵Fx0=Gx2 即6.2×0.105=4.33x1,

∴x1=0.15

36. 某连续操作的精馏塔分离苯与甲苯。原料液含苯0.45（摩尔分率，下同），塔顶产品含苯0.94。已知塔顶产品含苯量占原料液中含苯量的95%。问：塔底产品中苯的浓度是多少？按摩尔分率计。 解：

又F*0.45=D*0.94+WXW，既0.45=0.445*0.94 ∴ XW=0.0413

参考答案

第一部分

1.分离剂、混合过程 2.分离因子、固有分离因子 3.混合过程、分离剂 4.分离因子、理想分离因子 5.气液相平衡、板效率

6.气液传质分离、所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等

z7.?Kizi?1,?iK?1、物料平衡和相平衡 8. 萃取剂回收段 9. 小

iL10.A?、难易程度 11.塔顶釜两块板

KV12.用蒸汽或惰性气体的蒸出塔、用再沸器的蒸出塔、用蒸馏塔

13.组成、泡露点方程 14. L = AV 15. 设计、操作 16.分配组分 17.

yN?1,iKi?x、该组分的最大浓度 18.y1,i?Kix0,i、自身挟带 N,iyN?1,iKi?x，y1,i?Kix0,i N,i19. L = AV、温度降低，压力升高、

SP120.???2? 21. S’= VK / L、V = SL 22.塔顶釜两块板

1S?P?2123. 1个、单向传质

24. 三组分物系中，xA与xS的比值与共沸物中组分A与组分B的相对量一样、αAB,αSB

25.分配组分 26.大10K 27.贫气吸收 28.热量衡算、简捷计算

SP129.???B? 30.吸收蒸出塔 31.全回流 32.双向传质

AS?PA?B33.进料时补加一定的萃取剂 34.稀释 35.增大 36.吸收蒸出塔 37.溶质由气相溶于液相，Pi＞Pi,yi＞yi、

*

*

yN?1,i?xN,i Ki38.清晰分割、非清晰分割 39.进料热焓、热量衡算 40. H 、S 41.组成的改变、相平衡方程 42.塔釜 43.衡摩尔流 44.对非理想溶液出现不收敛，不归一，计算易发散 45.多股进料、侧线采出、设中间冷凝或中间再沸器

46.逐板计算、矩阵法、松弛法47.减少塔数目，节省能量 48.不稳定态、稳定态、时间间隔 、物料变化

49. 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、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

50.理论板数、级效率 51. 级效率 52.分离要求高、最困难 53.系统、过程 54.可逆 55.大于 56.溶解能力、扩散能力 57.表面吸附、膜的选择渗透作用 58.膜分离、吸附分离 59.硅胶、活性氧化铝、活性炭 60.5埃、小于5埃

61、机械分离、传质分离 62、平衡分离过程、速率控制过程 63、能量、物质

64、过滤、离心分离 65、膜分离、渗透 66、吸收、萃取 67、气相组成和液相组成的比值 68、组成 69、修正的

70、γ1P10/γ2P20 71、化学位 72、逸度 73、修正的 74、露点议程 75、16、17、小

78、大 79、泡点 80、降低落 81、气液两相

82、过冷液相 83、过热气相 84、气相 85、Ni=Nv-Nc 86、固定设计变量、可调设计变量 87、可调 28、越少 89、越多 90、不变 91、正 92、大33、负 94、增大 95、底 96、顶 97、P20、P10 98、底 99、顶 100、难 101、易 102、有利 103、不利 104、有利 105、反比 106、正比 107、正比 108、可逆 109、最后 110、最后 111、先分离 112、多层 113、单层

114、强 115、不强 116、距床层入口的距离 117、吸附剂中吸附质的浓度 118、吸附剂 119、时间

120、流出物中吸附剂的浓度 121、流出物 122、镜面对称相似关系

46.逐板计算、矩阵法、松弛法47.减少塔数目，节省能量 48.不稳定态、稳定态、时间间隔 、物料变化

49. 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、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

50.理论板数、级效率 51. 级效率 52.分离要求高、最困难 53.系统、过程 54.可逆 55.大于 56.溶解能力、扩散能力 57.表面吸附、膜的选择渗透作用 58.膜分离、吸附分离 59.硅胶、活性氧化铝、活性炭 60.5埃、小于5埃

61、机械分离、传质分离 62、平衡分离过程、速率控制过程 63、能量、物质

64、过滤、离心分离 65、膜分离、渗透 66、吸收、萃取 67、气相组成和液相组成的比值 68、组成 69、修正的

70、γ1P10/γ2P20 71、化学位 72、逸度 73、修正的 74、露点议程 75、16、17、小

78、大 79、泡点 80、降低落 81、气液两相

82、过冷液相 83、过热气相 84、气相 85、Ni=Nv-Nc 86、固定设计变量、可调设计变量 87、可调 28、越少 89、越多 90、不变 91、正 92、大33、负 94、增大 95、底 96、顶 97、P20、P10 98、底 99、顶 100、难 101、易 102、有利 103、不利 104、有利 105、反比 106、正比 107、正比 108、可逆 109、最后 110、最后 111、先分离 112、多层 113、单层

114、强 115、不强 116、距床层入口的距离 117、吸附剂中吸附质的浓度 118、吸附剂 119、时间

120、流出物中吸附剂的浓度 121、流出物 122、镜面对称相似关系

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