第一章 蒸馏 1-1 蒸馏过程概述与汽液平衡关系  1-1正戊烷（C5H12）和正已烷(C6H14)的饱和蒸汽压数据列于本题附表，试计算总压P=13.3kPa下该溶液的汽液平衡数据和平均相对挥发度。假设该物系为理想溶液。 习题1-1? 附表 温度 T / K C5H12 223.1 233.0 244.0 251.0 260.6 275.1 291.7 309.3   C6H14 248.2 259.1 276.9 279.0 289.0 304.8 322.8 341.9  饱和蒸汽压? p0 / kPa 1.3 2.6 5.3 8.0 13.3 26.6 53.2 101.3  1-2? 某精馏塔再沸器的操作压力为105.0kPa，釜液中含苯0.15（摩尔分率），其余为甲苯。苯与甲苯的安托尼常数列于本题附表，安托尼方程中温度的单位为℃，压力单位为kPa。本物系可视作理想溶液。求此溶液的泡点及其平衡汽相组成。 习题1-2? 附表 组分 A B C  苯 6.023 1206.35 220.24  甲? 苯 6.078 1343.94 219.58   1-2 平衡蒸馏与简单蒸馏  1-3 常压下对含苯0.6（摩尔分率）的苯—甲苯混合液进行蒸馏分离，原料处理量为100kmol。物系的平均相对挥发度为2.6，汽化率为0.45，试计算： (1) 平衡蒸馏的汽液相组成； (2) 简单蒸馏的馏出液量及其平均组成。 1-4 两组分连续精馏的计算（Ⅰ）  1-4 在连续精馏塔中分离某理想二元混合液。已知原料液流量为100 kg/h，组成为0.5 （易挥发组分的摩尔分率，下同），若要求釜液组成不大于0.05，馏出液回收率为95%。试求馏出液的流量和组成。 1-5 在连续精馏塔中分离含甲醇0.45（摩尔分率，下同）的甲醇－水溶液，其流量为100kmol/h，要求馏出液中甲醇的含量为0.96，釜液中甲醇的含量为0.03，回流比为2.6。试求： （1）馏出液的流量； （2）饱和液体进料时，精馏段和提馏段的操作线方程。 1-6 在连续精馏操作中，已知加料量为100kmol/h，其中汽、液各半，精馏段和提馏段的操作线方程分别为 　　y=0.75x+0.24 及　y=1.25x-0.0125 试求操作回流比，原料液的组成、馏出液的流量及组成。 1-5 两组分连续精馏的计算（Ⅱ）  1-7 在连续精馏塔中分离某理想二元混合液。已知精馏段操作线方程为 ，提馏段操作线方程为 。若原料液于露点温度下进入精馏塔中，试求原料液、馏出液和釜残液的组成及回流比。 1-8 在连续精馏塔中，分离苯－甲苯混合液。若原料为饱和液体，其中含苯0.5（摩尔分率，下同）。塔顶馏出液组成为0.95，塔底釜残液组成为0.06，回流比为2.6。试求理论板层数和加料板位置。苯－甲苯混合液的平衡数据见例1－2附表。 1-6 两组分连续精馏的计算（Ⅲ）  1-9 在常压连续精馏塔内分离甲醇－水溶液，料液组成为0.4 （甲醇的摩尔分率，下同），流量为100kmol/h，于泡点下加入塔内。要求馏出液组成为0.96，釜液组成为0.04，塔釜间接蒸汽加热，回流比R＝1.86Rmin。 试求：(1) 所需理论板层数及加料板位置； (2) 若改为直接水蒸汽加热，其它均保持不变，馏出液中甲醇收率将如何变化。 常压下物系平衡数据列于本题附表中。 习题 1-9附表 温度t ℃ 液相中甲醇的摩尔分率 汽相中甲醇的摩尔分率 温度t ℃ 液相中甲醇的摩尔分率 汽相中甲醇的摩尔分率  100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 0.0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.0  1-10 在常压连续精馏塔内分离乙醇－水混合液，原料液为饱和液体，其中含乙醇0.30（摩尔分率，下同），馏出液组成不低于0.80，釜液组成为0.02；操作回流比为2.5，若于精馏某一塔板处侧线取料，其摩尔流量为馏出液摩尔流量的1/2，侧线产品为饱和液体，组成为0.6。试求所需的理论板层数、进料板及侧线取料口的位置。物系平衡数据见本题附表。 习题1-10? 附表 液相中乙醇的摩尔分率 汽相中乙醇的摩尔分率 液相中乙醇的摩尔分率 汽相中乙醇的摩尔分率  0.0 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20 0.25 0.30 0.35 0.40 0.0 0.11 0.175 0.273 0.340 0.392 0.430 0.482 0.513 0.525 0.551 0.575 0.595 0.614 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.894 0.90 0.95 1.0 0.635 0.657 0.678 0.698 0.725 0.755 0.785 0.820 0.855 0.894 0.898 0.942 1.0   1-7 两组分连续精馏的计算（Ⅳ）  1-11在连续操作的板式精馏塔中分离苯－甲苯混合液。在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.255、0.385和0.575，试求三层板中较低的两层的单板效率EML。 操作条件下苯－甲苯混合液的平均相对挥发度可取作2.5。 1-12 在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知进料量为100kmol/h，组成为0.35（易挥发组分的摩尔分率，下同），饱和蒸汽进料，塔顶全凝器，泡点回流，馏出液流量为35kmol/h，物系的平均相对挥发度为2.5。 已知精馏段操作线方程为  试求：(1) 提馏段操作线方程； (2) 自塔顶第1层板下降的液相组成为0.90时的汽相默弗里板效率。 1-13在常压连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知完成规定的分离任务所需的理论板层数为12（包括再沸器），若该精馏塔的全塔效率为55％，塔板间距为0.45m，试计算该精馏塔的有效高度。 1-14在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知进料量为100kmol/h，组成为0.48，馏出液组成为0.98（均为摩尔分率）。饱和液体进料，塔顶全凝器，泡点回流，操作回流比为最小回流比的1.65倍。在本题范围内，汽液平衡方程为 ，汽相默弗里板效率为0.5，馏出液采出率为0.48。 试求：(1) 釜残液组成； (2)经过塔顶第一层实际板汽相组成的变化。 1-8 间歇精馏与特殊精馏  1-14 在例1-12的精馏塔内若进行恒回流比的间歇精馏，试计算一批精馏所需的时间。 第二章 气体吸收 2-1 吸收过程概述与气液平衡关系  2-1 在25℃及总压为101.3kPa的条件下，氨水溶液的相平衡关系为p*=93.90x kPa。试求 (1) 100g水中溶解1g的氨时溶液上方氨气的平衡分压和溶解度系数H； (2) 相平衡常数m。 2-2 已知在20℃和101.3kPa下，测得氨在水中的溶解度数据为：溶液上方氨平衡分压为0.8kPa时，气体在液体中溶解度为1g (NH3)/1000g(H2O)。试求在此温度和压力下，亨利系数E、相平衡常数m及溶解度系数H。 2-3 在总压为101.3kPa，温度为30℃的条件下，含有15%（体积%）SO2的 混合空气与含有0.2%（体积%）SO2的水溶液接触，试判断SO2的传递方向。已知操作条件下相平衡常数m=47.9。 2-2 传质机理  2-4 组分A通过厚度为的气膜扩散到催化剂表面时，立即发生化学反应： ，生成的B离开催化剂表面向气相扩散。试推导稳态扩散条件下组分A、B的扩散通量及。 2-5 假定某一块地板上洒有一层厚度为1mm的水，水温为297K，欲将这层水在297K的静止空气中蒸干，试求所需时间为若干。已知气相总压为101.3kPa，空气湿含量为0.002kg/（kg干空气），297K时水的饱和蒸汽压为22.38 kPa。假设水的蒸发扩散距离为5mm。 2-3 吸收速率  2-6 采用填料塔用清水逆流吸收混于空气中的CO2。已知25℃时CO2在水中的亨利系数为1.66×105kPa，现空气中CO2的体积分率为0.06。操作条件为25℃、506.6kPa，吸收液中CO2的组成为。试求塔底处吸收总推动力? p、? c、??X 和??Y。 2-7 在101.3kPa及20℃的条件下，在填料塔中用清水逆流吸收混于空气中的甲醇蒸汽。若在操作条件下平衡关系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系数H＝1.995kmol/(m3·kPa)。塔内某截面处甲醇的气相分压为6kPa，液相组成为2.5 kmol/m3，液膜吸收系数kL=2.08×10-5m/s，气相总吸收系数KG＝1.122×105 kmol/(m2·s·kPa)。求该截面处 (1) 膜吸收系数kG、ky及kx； (2) 总吸收系数KL、KX及KY； (3) 气膜阻力占总阻力的百分数。 2-4 低浓度气体吸收的计算  2-8 在101.3kPa、20℃下用清水在填料塔内逆流吸收空气中所含的二氧化硫气体。单位塔截面上混合气的摩尔流量为0.02 kmol/ (m2·s)，二氧化硫的体积分率为0.03。操作条件下气液平衡常数m为34.9，KYα为0.056 mol/(m3·s)。若吸收液中二氧化硫的组成为饱和组成的75%，要求回收率为98%。求吸收剂的摩尔流速及填料层高度。 2-9 已知某填料吸收塔直径为1m，填料层高度为4m。用清水逆流吸收某混合气体中的可溶组分，该组分进口组成为8%，出口组成为1%（均为mol%）。混合气流率为30kmol/h，操作液气比为2，操作条件下气液平衡关系为 。试求： 1. 操作液气比为最小液气比的多少倍； 2. 气相总体积吸收系数； 3. 填料层高度为2m处的气相组成。 2-10 在101.3kPa及27℃下，在吸收塔内用清水吸收混于空气中的丙酮蒸汽。混合气流量为32kmol/h，丙酮的体积分率为0.01，吸收剂流量为120kmol/h。若要求丙酮的回收率不低于96%，求所需理论级数。设操作条件下的气液平衡关系为Y* = 2.53 X 。 2-4 低浓度气体吸收的计算  2-11 在一填料塔中，装有直径为15mm的乱堆瓷环填料。在20℃、101.3kPa下，用该填料塔吸收混于空气中的氨气。已知混合气中氨的平均分压为6.5 kPa，气体的空塔质量速度G＝4.0kg/(m2·s)；操作条件下氨在空气中的扩散系数为1.89×10m2/s，气体的粘度为1.81×10Pa·s、密度为1.205kg/m3。试计算气膜吸收系数kG。 2-12 在装填有25mm拉西环的填料塔中，用清水吸收空气中低含量的氨。操作条件为20℃及101.3kPa，操作时，气、液相的质量速度分别为0.6kg/(m2·s)、4.5kg/(m2·s)，平衡关系为Y*= 1.2X。已知：20℃及101.3kPa时氨在空气中的扩散系数为 m2/s，20℃氨在水中的扩散系数为m2/s。试估算传质单元高度HG、HL及气相体积吸收总系数KYa。 第三章 蒸馏和吸收塔设备 3–1 板式塔  3-1 如图所示为某塔板的负荷性能图，已知操作时的气相负荷为2500m3/h，液相负荷为7.2m3/h。试判断此塔板的操作上、下限各为什么控制，计算其操作弹性。  习题3-1 附图 第四章 液-液萃取 4–1 液-液相平衡及萃取操作原理  4-1 25℃时醋酸(A)–庚醇-3(B)–水(S)的平衡数据如本题附表所示。 习题4-1附表1 溶解度曲线数据(质量分数) 醋酸(A) 庚 醇-3(B) (333(B) 水(S) 醋酸(A) 庚 醇-3(B) 3(B) 水(S)  0 96.4 3.6 48.5 12.8 38.7  3.5 93.0 3.5 47.5 7.5 45.0  8.6 87.2 4.2 42.7 3.7 53.6  19.3 74.3 6.4 36.7 1.9 61.4  24.4 67.5 7.9 29.3 1.1 69.6  30.7 58.6 10.7 24.5 0.9 74.6  41.4 39.3 19.3 19.6 0.7 79.7  45.8 26.7 27.5 14.9 0.6 84.5  46.5 24.1 29.4 7.1 0.5 92.4  47.5 20.4 32.1 0.0 0.4 99.6  　 习题4-1附表2 联结线数据(醋酸的质量分数) 水 层 庚 醇-3 层 水 层 庚 醇-3 层  6.4 5.3 38.2 26.8  13.7 10.6 42.1 30.5  19.8 14.8 44.1 32.6  26.7 19.2 48.1 37.9  33.6 23.7 47.6 44.9  （1）在等腰直角三角形坐标图上绘出溶解度曲线及辅助曲线，在直角坐标图上绘出分配曲线。 （2）确定由100kg醋酸、100kg庚醇-3和200kg水组成的混合液的物系点的位置。混合液经充分混合并静置分层后，确定两共轭相的组成和质量。 (3)求（2）中两液层的分配系数及选择性系数 。 （4）从上述混合液中蒸出多少kg水才能成为均相溶液。 [答：（1）图略；（2）和点： ,;kg,,,R =148kg, ,;（3）,;（4）需蒸出约156kg水] 4-2 液-液萃取过程的计算  4-2.在单级萃取装置中，以纯水为溶剂从含醋酸质量分数为0.3的醋酸–庚醇-3混合液中提取醋酸。已知原料液的处理量为2000kg/h，要求萃余相中醋酸的质量分数不大于0.1。试求：（1）水的用量；（2）萃余相的量及醋酸的萃取率。操作条件下的平衡数据见习题4-1。 [答：（1）S=2560kg/h;（2）R=1614kg/h, 萃取率73.1% 4-3.在三级错流萃取装置中，以纯异丙醚为溶剂从含醋酸质量分数为30%的醋酸水溶液中提取醋酸。已知原料液的处理量为200kg，每级的异丙醚用量为80kg，操作温度为20℃，试求： （1） 各级排出的萃取相和萃余相的量和组成； （2） 若用一级萃取达到同样的残液组成，则需若干kg萃取剂。 20℃时醋酸(A)–水(B)–异丙醚(S)的平衡数据如下： 习题3附表 20℃时醋酸(A)–水(B)–异丙醚(S)的平衡数据(质量分数) 水 相 有 机 相  醋酸（A） 水（B） 异丙醚（S） 醋酸（A） 水（B） 异丙醚（S）  0.69 98.1 1.2 0.18 0.5 99.3  1.41 97.1 1.5 0.37 0.7 98.9  2.89 95.5 1.6 0.79 0.8 98.4  6.42 91.7 1.9 1.9 1.0 97.1  13.34 84.4 2.3 4.8 1.9 93.3  25.50 71.7 3.4 11.4 3.9 84.7  36.7 58.9 4.4 21.6 6.9 71.5  44.3 45.1 10.6 31.1 10.8 58.1  46.40 37.1 16.5 36.2 15.1 48.7  [答：（1）（2）S=300kg 4-4 在多级逆流萃取装置中，以水为溶剂从含丙酮质量分数为40%的丙酮-醋酸乙酯混合液中提取丙酮。已知原料液的处理量为1000kg/h，，操作溶剂比（）为0.9，要求最终萃余相中丙酮质量分数不大于0.06，试求：（1）所需的理论级数；（2）萃取液的组成和流量。操作条件下的平衡数据列于本题附表。 习题5附表 丙酮(A)–醋酸乙酯(B)–水(S)的平衡数据（质量分数） 萃 取 相 萃 余 相  丙酮(A) 醋酸乙酯（B） 水(S) 丙酮(A) 醋酸乙酯(B) 水(S)  0 7.4 92.6 0 96.3 3.5  3.2 8.3 88.5 4.8 91.0 4.2  6.0 8.0 86.0 9.4 85.6 5.0  9.5 8.3 82.2 13.5 80.5 6.0  12.8 9.2 78.0 16.6 77.2 6.2  14.8 9.8 75.4 20.0 73.0 7.0  17.5 10.2 72.3 22.4 70.0 7.6  21.2 11.8 67.0 27.8 62.0 10.2  26.4 15.0 58.6 32.6 51.0 13.2  第五章 固体物料的干燥 5-1 湿空气的性质及湿度图  5-1. 已知湿空气的总压为100kPa，温度为60℃，相对湿度为40%，试求：(1) 湿空气中水汽的分压；(2) 湿度；(3) 湿空气的密度。 [答:（1）7.97Pa；（2）0.05387kg/kg绝干气；（3）1.016 kg/m3湿空气 5-2. 在总压为101.3kPa下，已知湿空气的某些参数。利用湿空气的H–I图查出附表中空格项的数值，并绘出分题4的求解过程示意图。 习题2 附表 序号 干球温度/(℃) 湿球温度/(℃) 湿度/(kg/kg绝干气) 相对湿度/(%) 焓/(kg/kg绝干气) 水汽分压/(kPa) 露点/(℃)  1 60 35 ? ? ? ? ?  2 40 ? ? ? ? ? 25  3 20 ? ? 75 ? ? ?  4 30 ? ? ? ? 4 ?   5-2 干燥过程的物料衡算与热量衡算  5-3 将t0=25℃、 =50%的常压新鲜空气与循环废气混合，混合气加热至90℃后用于干燥某湿物料。废气的循环比为0.75，废气的状态为：t2=50℃、 =80%。流量为1000kg/h的湿物料，经干燥后湿基含水量由0.2降至0.05。假设系统热损失可忽略，干燥操作为等焓干燥过程。试求（1）新鲜空气耗量；（2）进入干燥器时湿空气的温度和焓；（3）预热器的加热量。 [答:（1）2782kg新鲜空气/h,（2）t1=83.26℃, I1=224.1kJ/kg绝干气，（3）QP=132.8kW] 5-4将温度t0=26℃、焓I0=66kJ/kg绝干气的新鲜空气送入预热器，预热到t1＝95℃后进入连续逆流干燥器，空气离开干燥器的温度t2＝65℃。湿物料初态为：q1＝25℃、w1=0.015、G￠1=9200kg湿物料/h，终态为：q2＝34.5℃、w2=0.002。绝干物料比热容cs=1.84 kJ/(kg绝干物料.℃)。若每汽化1kg水分的总热损失为580kJ，试求：(1)干燥产品量G2'；(2)作出干燥过程的操作线；(3)新鲜空气消耗量；（4）干燥器的热效率。 [答: (1)9080kg/h，(2)略，(3)17403kg新鲜空气/h，(4)24.18%] 5-5状态为t0=25℃、 =55%的新鲜空气经预热器加热至t1＝85℃后送入干燥器，离开干燥器时的温度t2＝30℃。预热器的热源为180kPa的饱和蒸汽，总传热系数为50W/(m2·K) ，热损失可忽略。湿物料初态为：q1＝24℃、w1=0.037，终态为：q2＝60℃、、w2=0.002、G2'=1000kg/h。绝干物料的比热容cs=1.507kJ/（kg绝干物料·℃）。转筒干燥器的直径D=1.3m、长度Z=7m。干燥器外壁向空气的对流–辐射体积传热系数为35kJ/（m3·h·℃），试求：（1）绝干空气流量；（2）预热器加热蒸汽的消耗量；（3）预热器的传热面积。 [答: (1)3102kg/h，(2)86.60kg/h，(3)18.89m2] 5-3 干燥过程物料的平衡关系与速率关系  5-6 对10kg某湿物料在恒定干燥条件下进行间歇干燥，物料平铺在0.8×1 m的浅盘中，常压空气以2m/s的速度垂直穿过物料层。空气t=75℃，H=0.018kg/kg绝干空气，2.5小时后物料的含水量从X1=0.25kg/kg绝干物料降至X2=0.15kg/kg绝干物料 。此干燥条件下物料的Xc=0.1kg/kg绝干物料、X*=0。假设降速段干燥速率与物料含水量呈线性关系。（1）求将物料干燥至含水量为0.02kg/kg绝干物料所需的总干燥时间；（2）空气的t、H不变而流速加倍，此时将物料由含水量0.25kg/kg绝干物料干燥至0.02kg/kg绝干物料需1.4小时，求此干燥条件下的Xc。 [答: (1)1.625h；(2)0.121kg/kg绝干料] 5-7 某湿物料经过5.5h恒定干燥后，含水量由 ＝0.35kg/kg绝干料降至 =0.10kg/kg 绝干物料，若物料的临界含水量Xc＝0.15kg/kg绝干料、平衡含水量X*=0.04kg/kg绝干料。假设在降速阶段中干燥速率与物料的自由含水量（X–X*）成正比。若在相同的干燥条件下，要求将物料含水量由X1＝0.35kg/kg绝干料降至X2'=0.05kg/kg 绝干物料，试求所需的干燥时间。 [答:9.57h] 5-8 在常压并流的干燥器中，用热空气将某种物料由初含水量 ＝1kg/kg绝干料干燥到最终含水量 ＝0.1kg/kg绝干料。空气进口温度为135℃、湿度为0.01kg/kg绝干气；空气离开干燥器时温度为60℃．空气在干燥器中经历等焓过程。根据实验得出第一干燥阶段的干燥速度表达式为  式中 ——干燥速度，kg/（kg绝干料·h）． 第二干燥阶段的干燥速度表达式为  试计算完成上述干燥任务所需的干燥时间。 第五章 蒸发 讨论与答疑  问：通过与一般的传热过程比较，简述蒸发操作的特点。 答：蒸发操作是从溶液中分离出部分溶剂，而溶液中所含溶质的数量不变，因此蒸发是一个热量传递过程，其传热速率是蒸发过程的控制因素。蒸发所用的设备属于热交换设备。 但蒸发过程又具有其自身的特点，主要表现在： （1）溶液沸点升高 被蒸发的料液是含有非挥发性溶质的溶液，由拉乌尔定律可知，在相同的温度下，溶液的蒸汽压低于纯溶剂的蒸气压。换言之，在相同压力下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点。因此，当加热蒸汽温度一定，蒸发溶液时的传热温度差要小于蒸发溶剂时的温度差。溶液的浓度越高，这种影响也越显著。在进行蒸发设备的计算时，必须考虑溶液沸点上升的这种影响。 （2）物料的工艺特性 蒸发过程中，溶液的某些性质随着溶液的浓缩而改变。有些物料在浓缩过程中可能结垢、析出结晶或产生泡沫；有些物料是热敏性的，在高温下易变性或分解；有些物料具有较大的腐蚀性或较高的粘度等等。因此，在选择蒸发的方法和设备时，必须考虑物料的这些工艺特性。 （3）能量利用与回收 蒸发时需消耗大量的加热蒸汽，而溶液汽化又产生大量的二次蒸汽，如何充分利用二次蒸汽的潜热，提高加热蒸汽的经济程度，也是蒸发器设计中的重要问题。 问：什么是温度差损失和溶液的沸点升高？并简要分析产生的原因。 答：蒸发计算中，通常将总温度差与有效温度差的差值称为温度差损失，即 。 亦称为溶液的沸点升高。蒸发器内溶液的沸点升高（或温度差损失），应由如下三部分组成，即 。 （1）由于溶液中溶质存在引起的沸点升高 由于溶液中含有不挥发性溶质，阻碍了溶剂的汽化，因而溶液的沸点永远高于纯水在相同压力下的沸点。溶液的沸点tB主要与溶液的种类、浓度及压力有关。 （2）由于液柱静压头引起的沸点升高 由于液层内部的压力大于液面上的压力，故相应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点tB ，二者之差即为液柱静压头引起的沸点升高。 （3）由于流动阻力引起的沸点升高 二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管路阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高于冷凝器内的压力。换言之，蒸发器内的二次蒸汽的饱和温度高于冷凝器内的温度，由此造成的沸点升高以 表示。 与二次蒸汽在管道中的流速、物性以及管道尺寸有关，但很难定量分析，一般取经验值，约为1~1.5℃。对于多效蒸发，效间的沸点升高一般取1℃。 问：并流加料的多效蒸发装置中，一般各效的总传热系数逐效减小，而蒸发量却逐效略有增加，试分析原因。 答：在多效蒸发中，各效的操作压力依次降低，相应地，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点亦依次降低。因此，只有当提供的新鲜加热蒸汽的压力较高或末效采用真空的条件下，多效蒸发才是可行的。 平流加料时溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，故溶液在效间的输送可以利用效间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，会产生自蒸发（闪蒸），因而可以多产生一部分二次蒸汽。但是随着溶液从前一效逐效流向后面各效，其浓度增高，而温度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸发器的传热系数下降。 问：多效蒸发中为什么有最佳效数？ 答：多效蒸发中随着多效蒸发效数的增加，温度差损失加大。某些溶液的蒸发还可能出现总温度差损失大于或等于总温度差的极端情况，此时蒸发操作则无法进行。因此多效蒸发的效数是有一定限制的。 一方面，随着效数的增加，单位蒸汽的耗量减小，操作费用降低；而另一方面，效数越多，设备投资费也越大。而且由表5-3可以看出，尽管 随效数的增加而降低，但降低的幅度越来越小。因此，蒸发的适宜效数应根据设备费与操作费之和为最小的原则权衡确定。 通常，工业多效蒸发操作的效数取决于被蒸发溶液的性质和温度差损失的大小等各种因素。每效蒸发器的有效温度差最小为5~7℃。溶液的沸点升高大，采用的效数少。 问：提高生产强度的措施有哪些？各有什么局限性？ 答：提高蒸发强度的基本途径是提高总传热系数K和传热温度差 。 （1）传热温度差 的大小取决于加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力。但加热蒸汽压力的提高，常常受工厂供气条件的限制，一般为0.3~0.5MPa，有时可高到0.6~0.8MPa。而冷凝器中真空度的提高，要考虑到造成真空的动力消耗。而且随着真空度的提高，溶液的沸点降低，粘度增加，使得总传热系数K下降。因此，冷凝器的操作真空度一般不应低于10~20 kPa。由以上分析可知，传热温度差的提高是有限制的。 （2）提高蒸发强度的另一途径是增大总传热系数。总传热系数K取决于两侧对流传热系数和污垢热阻。 蒸汽冷凝的传热系数 通常总比溶液沸腾传热系数 大，即在总传热热阻中，蒸汽冷凝侧的热阻较小，但在蒸发器操作中，需要及时排除蒸汽中的不凝气体，否则其热阻将大大增加，使总传热系数下降。 管内溶液侧的沸腾传热系数 是影响总传热系数的主要因素。如前所述，影响 的因素很多，如溶液的性质、蒸发器的类型及操作条件等等。由前面介绍的沸腾传热系数的关联式可以了解影响 的若干因素，以便根据实际的蒸发任务，选择适宜的蒸发器型式及其操作条件。 管内溶液侧的污垢热阻往往是影响总传热系数的重要因素。特别当蒸发易结垢和有结晶析出的溶液时，极易在传热面上形成垢层，使K值急剧下降。为了减小垢层热阻，通常的办法是定期清洗。此外，亦可采用减小垢层热阻的其它措施。例如，选用适宜的蒸发器型式（如强制循环或列文蒸发器等）；在溶液中加入晶种或微量阻垢剂等等。 问：稀释热明显，如何影响生蒸汽的用量？ 答：有些溶液，如CaCl2、NaOH的水溶液，在稀释时其放热效应非常显著。因而在蒸发时，作为溶液稀释的逆过程，除了提供水分蒸发所需的汽化潜热之外，还需要提供和稀释热效应相等的浓缩热。溶液浓度越大，这种影响越加显著。 第二章 气体吸收 讨论与答疑  问：在多组分系统中，若有A、B两个组分在混合物中进行传质，而其余的组分为惰性组分，此时应如何用摩尔比表示它们的组成？ 答：组分A的摩尔比为 ； 组分B的摩尔比为 。 问：在分子传质中，总体流动是如何形成的？ 答：现以液体吸收气体混合物中溶质组分的过程说明这一问题。设由A、B组成的二元气体混合物，其中 A为溶质，可溶解于液体中，而B不能在液体中溶解。这样，组分A可以通过气液相界面进入液相，而组分 B不能进入液相。由于 A分子不断通过相界面进入液相，在相界面的气相一侧会留下“空穴”，根据流体连续性原则，混合气体便会自动地向界面递补，这样就发生了A、B两种分子并行向相界面递补的运动，这种递补运动就形成了混合物的总体流动。很显然，通过气液相界面组分 A的通量应等于由于分子扩散所形成的组分 A的通量与由于总体流动所形成的组分 A的通量的和。此时，由于组分B不能通过相界面，当组分B随主体流动运动到相界面后，又以分子扩散形式返回气相主体中。 问：在用费克定律求解稳态分子传质问题时，若沿扩散方向的扩散面积是变化的，应如何解决？ 答：对于稳态分子传质，扩散速率（kmol/m3）为常数，而扩散通量[ kmol/（m2·s）]不一定为常数。若沿扩散方向的扩散面积不变，则为常数，否则不为常数。此时应按如下方法求解： 由  根据数学知识，确定出关系，将此关系代入上式，分离变量得  积分后，即可求出扩散速率。 问：什么是吸收过程的机理，讨论吸收过程的机理的意义是什么？ 答：吸收操作是气液两相间的对流传质过程。对于相际间的对流传质问题，其传质机理往往是非常复杂的。为使问题简化，通常对对流传质过程作一定的假定，即所谓的吸收过程的机理，亦称为传质模型。讨论吸收过程的机理的意义是把复杂的对流传质问题化成分子传质问题求解。 问：在推导用传质单元数法计算填料层高度的基本计算式时，为何采用微元填料层高度衡算，式2-76的右侧为何有负号？ 答：填料塔是一种连续接触式设备，随着吸收的进行，沿填料层高度气液两相的组成均不断变化，传质推动力也相应地改变，塔内各截面上的吸收速率并不相同。因此，在推导填料层高度的基本计算式时，需要对微元填料层进行物料衡算。 式2-76的右侧的负号表示随着填料层高度的增加，和均减小。 问：计算填料层的高度有传质单元数法和等板高度法两种方法，计算中如何选用？ 答：主要根据已知的数据确定，若已知吸收系数数据，采用传质单元数法，若已知等板高度数据，则采用等板高度法。本章的重点掌握传质单元数法。 第三章 蒸馏和吸收塔设备 讨论与答疑  问：一般而言，设备都有一定的性能参数指标，板式塔和填料塔作为气液传质设备有哪些性能评价指标？ 答：从工程的角度讲，塔设备主要有三个参数作为其性能好坏的评价指标，即通量、分离效率和操作弹性。通量是指单位塔截面的生产能力，其表征塔设备的处理能力和允许的空塔气速。分离效率是指单位压力降的分离效果，板式塔以板效率表示，填料塔以等板高度表示。操作弹性即塔的适应能力，表现为对处理物料的适应性和对气液负荷波动的适应性。塔的通量大、分离效率高、操作弹性大，塔的性能就好。  问：如附图所示为两塔板的负荷性能图，图（a）的适宜操作区是由漏液线、气相负荷上限线、液相负荷上限线和液相负荷下限线所围成的区域，而液泛线在适宜操作区之上，是不是意味着该塔板不会发生液泛？ 答：不是的，对于任何塔板，只要气液负荷足够大，都会发生液泛。在图（a）中，液泛线在适宜操作区之上，只是说明当气速增大时，在发生液泛之前，塔板的液沫夹带已非常严重了，即液沫夹带量ev已超过0.1kg(液)/kg(气)的界限，这在实际生产操作中是不允许的。若再增大气相负荷，液沫夹带量将进一步增大，最终必将导致液泛的发生，这在生产中更应加以禁止。 第四章 液-液萃取 讨论与答疑  1.问：三角形坐标图有多种类型，在实际应用时如何选择？ 答：三角形坐标图的基本类型有等边三角形坐标图、等腰直角三角形坐标图和普通直角三角形坐标图。一般情况下选用等腰直角三角形坐标图，在普通坐标纸上以纵坐标为A组分、以横坐标为S组分采用同一分度进行标绘，即可得三元物系的溶解度曲线。读图时，物系点的纵横坐标值分别是混合物系的A组分的质量分率和S组分的质量分率，在根据归一化条件可得B组分的质量分率。等腰直角三角形坐标图的绘图及读图与普通直角坐标图类似，应用时最为方便。等边三角形坐标图绘图时要采用专门的坐标纸，并且绘图及读图均较麻烦，一般不采用。普通直角三角形坐标图，仅当某组分的组成较低或各线条太密集而不便于绘制时，为提高图示的清晰度及读数的准确度才被采用。 2.问：根据辅助曲线的作法，可得多条辅助曲线，在实际应用时如何选择？ 答：过共轭的两个相点作三角形两条边的平行线的交点之平滑联结线即为辅助曲线（共轭曲线），共可得六条辅助曲线。作辅助曲线的目的是通过其寻找已知相的平衡相，为提高作图的准确度，总是希望所作的辅助曲线是这样一条曲线：（1）曲率及其变化不大；（2）与溶解度曲线靠得不是太近；（3）有适当的长度，即不能太短。对于大多数溶解度曲线，通过萃余相点作底直角边的平行线，通过萃取相点作竖直角边的平行线，可得到一条高质量的辅助曲线；通过萃余相点作斜边的平行线，通过萃取相点作竖直角边的平行线，可得到另一条高质量的辅助曲线。 3.问：萃取的计算有多种方法，计算时如何选用？ 答：萃取的计算有三角形坐标图解法、直角坐标图解法、解析法等，要根据各计算方法的使用条件，以方便为准来进行选用。三角形坐标图解法是萃取计算的通用方法，它适合于任何萃取体系。当三角形坐标图解所作的线条较多，在三角形坐标图上不易清晰表达时，可将三角形坐标图解转变成x–y直角坐标图解，x–y直角坐标图解法也是通用的计算方法，显然其要比三角形坐标图解麻烦。当稀释剂与萃取剂不互溶时，可采用类似于解吸计算的X–Y直角坐标图解法；再若平衡关系为直线，则可采用解析法计算，避免作图的麻烦及误差。 4.问：单级、多级错流、多级逆流萃取计算的三角形坐标图解时，均用到杠杆规则来确定和点M。由各萃取流程的特点可知，在多级逆流萃取时，原料液F与新鲜萃取剂S并没有直接发生混合，为何仍可应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，从而确定第一级萃取相E1的组成及量？ 答：对于单级萃取和多级错流萃取，原料液（或上一级的萃余相）与新鲜萃取剂直接发生了混合，自然可由杠杆规则来确定和点，和点就是萃取级的物系点。对于多级逆流萃取，虽然原料液F与新鲜萃取剂S没有直接发生混合，但仍可应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，和点M是虚拟物系点，它不代表萃取过程任何级的物系。杠杆规则本质上是物料衡算的几何图解，因此，无论两股物料是否发生混合，都可写出其对应的物料衡算式，自然可应用杠杆规则进行图解计算。在多级逆流萃取计算中，在三角形坐标图上应用杠杆规则由F、S的量来确定和点M，进而确定第一级萃取相E1的组成及量，是与整个萃取系统的物料衡算相对应的。 5.问：对于气液传质的塔设备，气液负荷都有一定的范围，否则会发生液泛等不正常操作现象。对于逆流操作的萃取塔，是否也会发生液泛？ 答：与气液传质的塔设备一样，在逆流操作的萃取塔中，分散相和连续相的负荷不能任意增大。流量过大，会引起两相接触时间减少，降低萃取效率；同时两相流速的增大还将引起流动阻力的增加，当速度增大至某一极限值时，一相会因流动阻力的增加而被另一相夹带到自身入口端流出塔外，此时萃取塔即发生了液泛现象。液泛时塔内的正常萃取操作被破坏，实际操作速度应低于液泛速度。 第五章 固体物料的干燥 讨论与答疑  问：如何判断湿空气的两个性质参数是否相互独立？ 答：首先应理解湿空气各性质参数的意义。如：露点是湿空气等湿冷却至饱和时的温度，因此知道露点相当于知道湿空气的等湿线，即露点与湿度不独立；绝热饱和温度是湿空气绝热降温增湿至饱和时的温度，其经历等焓过程，即湿空气的焓与绝热饱和温度（或湿球温度）不独立。只有已知两个独立的性质参数才能计算其它性质参数，或在H–I图上确定湿空气的状态点，然后再查得其它性质参数。湿空气的性质参数的独立性总结于附表中。 ? t td tw(或tas) H p ? I  t ? √ √ √ √ √ √  td √ ? √ × × √ √  tw(或tas) √ √ ? √ √ √ ×  H √ × √ ? × √ √  p √ × √ × ? √ √  ? √ √ √ √ √ ? √  I √ √ × √ √ √ ?  注：√ 参数独立，× 参数不独立 问：湿空气的湿球温度与其绝热饱和温度有何区别和联系？ 答：对于水蒸汽～空气系统，绝热饱和温度 和湿球温度tw在数值上近似相等，且两者均为初始湿空气温度和湿度的函数。但两者是两个完全不同的概念，主要区别如下：湿球温度tw是大量空气与湿物料接触，当空气与湿物料之间进行热质传递达到平衡时，湿物料（或湿纱布）表面的温度，在空气与湿物料接触过程中，空气的温度和湿度不变，即状态不变。绝热饱和温度 是大量湿物料与空气接触，空气经绝热增湿降温至饱和时所能冷却的极限温度，在空气与湿物料接触达饱和的过程中，空气经历的是温度降低、湿度升高而焓保持不变的过程。 问：结合水与平衡水分有何区别和联系？ 答：平衡水分是空气状态和物料特性的函数，对一定的物料，平衡水分随空气状态而变化。平衡水分是在一定空气状态下不能被干燥除去的水分，是干燥的极限。结合水只与物料的特性有关，而与空气的状态无关。结合水是能与饱和湿空气平衡的湿物料所含水分的最低值，湿物料的含水量低于此值便会从饱和湿空气中吸收水分。一般地，结合水的一部分是自由水分，其能被干燥除去；另一部分是平衡水分，其不能被一定状态的空气干燥除去。