柴誠敬化工原理課后題答案(09)第九章蒸餾

1、 1在密閉容器中將 A、B 82 ，在該溫度下，兩組分的飽p*A=107.6 kPa p*B41.85 kPa，取樣測得液面上方氣相中組分A 的摩爾分數(shù)為 0.95。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓。解：此題可用露點及泡點方程求解。p*p*p p*107.6 p 41.85yA xA 總B 0.95Ap總p*總p*Bp107.641.85總解得99.76kPa總pxpp*B 99.7641.850.8808p* p*AB107.6 41.85此題也可通過相對揮發(fā)度求解p* p*p*B 107.6 2.57141.85由氣液平衡方程得y0.95 p p* x總Ap*B1 xA 107.60

2、.8808 41.85 10.8808kPa 99.76kPa0.4摩爾分數(shù)的苯甲苯混合液在總壓100 kPa 10 kPa 的相對揮發(fā)度和平衡的氣相組成。苯A和甲苯B的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系為1206.35lg p*Alg p*B6.0326.078t 220.241343.94t 219.58式中 p的單位為kPa，t 的單位為。苯甲苯混合液可視為抱負溶液作為試差起點，100 kPa10 kPa 94.6 31.5 解：此題需試差計算1p 100 kPa94.6，則1206.35lg p*A同理lg p*B6.0326.07894.6 220.241343.9494.6 219.582.1

3、91得p*A1.80p*B155.37 kPa 63.15kPa10063.15xA 155.3763.150.3996 0.4或p 0.4155.370.663.15kPa 100.04kPa總則 p*155.37A2.46p*63.15By2.460.40.6212 11.460.42p 10 kPa31.5p*A=17.02kPa，p* 5.313kPaB 17.02 3.2035.313y 3.2030.40.6811 2.2030.4隨壓力降低，增大，氣相組成提高。100 kPa 0.55易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)的兩組分抱負溶液進展100 kmol，汽化率為 0.44。操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)

4、系y 0.46x 0.549 。試求兩種狀況下易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成。平衡蒸餾閃蒸依題給條件q 10.44 0.56則y qx xF0.56x 0.551.25 1.273xq 1q 10.56 10.561由平衡方程 y 0.46x0.549y = 0.735， x = 0.4045n0.44nD 0.44100kmol = 44kmol nD y 100% 440.735100%58.8%n x1000.55F F2簡潔蒸餾nD44kmolnW 56kmolnlnFnW即ln100 561 0.55dxxW yx0.5490.54x0.5798lnW0.540.5490.540.5

5、5解得xW=0.3785y x nWFnDx xF0.5544 0.7683 440.7683 100% 61.46%A1000.55簡潔蒸餾收率高61.46，釜殘液組成低0.378在一連續(xù)精餾塔中分別苯含量為 0.5苯的摩爾分數(shù)，下同苯甲苯混合液，其100 kmol/h0.950.05，試求1餾出液的流量和2保持餾出液組成0.95不變，餾出液最大可能的流量。餾出液的流量和苯的收率qqxxF100 0.50.05 kmol h 50kmol hn,Dn,FxxD0.950.05 qxn,D 500.95100%95%Aqxn,F F100 0.52餾出液的最大可能流量當=100時，獲得最大可能

6、流量，即qn,Dmaxxn,FxD1000.5kmol/h52.63kmol/h0.95在連續(xù)精餾塔中分別A、B 100 kmol/h，其組成為0.4易揮發(fā)組分A 的摩爾分數(shù)，下同，飽和液體進料，要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為90.03餾出液的流量和組成假設(shè)操作回流比為寫出精餾段的操作線方程3提餾段的液相負荷。由全塔物料衡算，可得qxn,DD 0.96qxn,F 0.961000.45kmol/h 43.2 kmol/hqxn,WW 0.961000.45kmol/h 1.8kmol/hq1.8kmol/h=54.55 kmol/hn,W0.033qn,Dqn,Fqn,W10054.55km

7、ol/h=45.45 kmol/hx 43.2 0.9505D45.45精餾段操作線方程yRxxD 2.65 x 0.9505 0.726x0.2604R1R13.653.65提餾段的液相負荷q qqq Rqq n,Ln,Ln,Fn,Dn,FAB 60 kmol/h0.46易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同，原料液的泡點為92。要求餾出液的組成為0.90.042.8q 值和提餾段的氣相負荷。140 冷液進料；飽和液體進料；飽和蒸氣進料。371 kJ/kg1.82 kJ/(kg )。解：由題給數(shù)據(jù)，可得qqxxF 600.460.04 kmol/h 27.39kmol/hn,Dn,FxxD0.960.0

8、4qn,W 32.61 kmol/h140 冷液進料q 值可由定義式計算，即q1c tPt F11.255r371 飽和液體進料此時q = 1 3.8 27.39kmol/h 104.1kmol/h飽和蒸氣進料q = 0V V q 104.160kmol/h 44.1kmol/hn,F三種進料熱狀態(tài)下，由于 q 的不同，提餾段的氣相負荷即再沸器的熱負荷有明顯V最小。q50 kmol/h，要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率為9y = 0.7+0.23q線方程為y= 23。試求操作回流比及餾出液組成進料熱狀況參數(shù)及原料的總組成3兩操作線交點的坐標值q及y 提餾段操作線方程。q解操作回流比及餾出液組成由題

9、給條件，得RR 10.75及xD 0.238解得R = 3，xD = 0.9522進料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于q3及 xF2q11q解得q= 0.7氣液混合進料，F(xiàn)= 0.5兩操作線交點的坐標值xq 及yq聯(lián)立操作線及q 線兩方程，即y 0.75x0.238y 23x解得xq = 0.4699 及yq = 0.5903提餾段操作線方程其一般表達式為y qn,Lqn,Vqn,W xqWn,V式中有關(guān)參數(shù)計算如下：qn,DqxAn,FxD 0.94500.5 kmol/h 24.68kmol/h0.952qn,Wqn,Fqn,D5024.68kmol/h = 25.32 kmol/hxqxn,F

10、 0.0592WqRqqn,W25.32324.680.7550kmol/h =111.54 kmol/hn,Ln,Dn,Fqn,V qn,L qn,W 111.5425.32kmol/h = 86.22 kmol/h則y111.54 x 25.320.05921.294x0.0173986.2286.22在連續(xù)精餾塔中分別苯甲苯混合液，其組成為 0.48苯的摩爾分數(shù)，下同，泡點進料。要求餾出液組成為 0.95，釜殘液組成為 0.05。操作回流比為 2.5，平均相對揮發(fā)度2.46，試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置。8附表8附表00.050.10.20.30.40.50.60.70.

11、80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0 xy 2.46x 11.46x1.00.90.850.7在 xy 圖上作出平衡線，如此題附圖所示。a由的xW 在附圖上定出點、e、c。精 餾 段 操 作 線 的 截 距 為0.6dxD0.95 0.271y b，y 0.5eR110.4a b，即為精餾段操作線。b0.3e q 線垂直線交精餾段操作b0.2 11dcd 即得提餾段操作線。c0.1a c0.00.0 x 0.10.20.3Wx 0.50.60.70.8FXx 1.0階梯，到達指定分別程度需 11 層理論板，D

12、習題8附圖D5 層理論板進料。在板式精餾塔中分別相對揮發(fā)度為2 的兩組分溶液，泡點進料。餾出液組成為0.95易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同，釜殘液組成為0.0，原料液組成為0.93 kmol/h，從塔頂回流的液體量為58.5 kmol/h，泡點回流。試求1原料液2操作回流比為最小回流比的倍數(shù)。原料液的處理量對于泡點進料，q1q q 93kmol/hn,Vn,Vn,Dqn,Dqqn,V qqn,L9358.5kmol/h=34.5 kmol/hn,Wn,Fn,D則0.6q 0.9534.5 q34.50.05解得56.45kmol/hn,F2R Rmin的倍數(shù)93R134.5R = 1.70對于泡點

13、進料，Rmin 的計算式為1x )0.95RD D 1.333min 1xF1 xF 0.610.6于是R1.7 1.275Rmin 1.333在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分別苯氯苯混合物。進料量為85 kmol/h0.45易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同，泡點進料。塔頂餾出液的組成為0.90.023.530.65 kJ/mol36.52 kJ/mol4.187 kJ/ (kg )。假設(shè)冷卻水通過全凝器溫度上升15 ，加熱蒸汽確定壓力為500 kP飽和溫度為151.7 2 113 kJ/k熱蒸汽的流量。無視組分汽化熱隨溫度的變化。解：由題給條件，可求得塔內(nèi)的氣相負荷，即qqxxF85 0.450.02 kmo

14、l/h 37.94kmol/hn,Dn,FxxD0.990.02對于泡點進料，精餾段和提餾段氣相負荷一樣，則q q qR 1 4.537.94kmol/h 170.7 kmol/hn,Vn,Vn,D1冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計算，即Q qc 170.730.65103kJ/h 5.232kJ/hqm,ccp,cQc(tt25.232106kg/h 8.33104 kg/h)4.187152加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計算，即qB Q170.736.52103kJ/h 6.234kJ/h6.234106qm,h BBkg/h2.95kg/h2113在常壓連續(xù)提餾塔

15、中，分別兩組分抱負溶液，該物系平均相對揮發(fā)度為2.0。原料100 kmol/hq=160 kmol/h0.01易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，試求1操作線方程xm。操作線方程此為提餾段操作線方程，即y qn,Lqn,Vqn,W xqWn,V式中qn,L qqn,F 100kmol/hqn,V qn,D 60kmol/hqn,W qn,F qn,D 10060kmol/h40 kmol/h則y 100 x 400.011.667x0.00676060最下層塔板下降的液相組成由于再沸器相當于一層理論板，故yxW 20.010.0198W 1)x10.01WxmyW 符合操作關(guān)系，則y 0.00670.019

16、80.0067xW0.0159m1.6671.667提餾塔的塔頂一般沒有液相回流。在常壓連續(xù)精餾塔中，分別甲醇水混合液。原料液流量為100 kmol/h，其組成為0.q=1.0.93 txy 數(shù)據(jù)見此題附表t摩爾分數(shù)12摩爾分數(shù)附表t摩爾分數(shù)摩爾分數(shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.

17、97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解釜液組成由全塔物料衡算求解。 間接加熱qn,D0.9qxn,FxD 0.91000.3kmol/h 29.35kmol/h0.92x (10.9)1000.3 0.0425W10029.35 直接水蒸氣加熱q q Rq qqn,Wn,Ln,Dn,FRq =1.2q 線方程為y qxxF 6x 1.5q1q1e q 線，由圖讀得：xq = 0.37，yq = 0.71x yD 0.920.710.6176miny xqq0.710.37R 3R30.61761.85min于是q n,WxW(10.9)1000.318

18、3.8 0.0172明顯，在塔頂甲醇收率一樣條件下，直接水蒸氣加熱時，由于冷凝水的稀釋作用， xW明顯降低。2所需理論板層數(shù)在xy 圖上圖解理論板層數(shù)1.00.90.8(x ,y )1.0a0.90.8a(x ,y )q q0.74q q0.740.60.5Y0.4b0.3 6e0.2間 接 加 熱0.60.5Y0.4b0.30.2d直 接 蒸 汽 加 熱e0.10.00.0 xc0.10.2x 0.30.40.50.60.70.8 0.170.0c0.10.2 x 0.30.40.50.70.80.9x 1.0WFDWFDXX附 圖1附圖2習題12附圖間接加熱精餾段操作線的截距為xD 0.9

19、2 0.323R 12.85xD = 0.92 0.323 abq d。xW=0.0425 ccd 即為提餾段操作線。由點a NT= 不含再沸器，第4層理論板進料。直接蒸汽加熱圖解理論板的方法步驟同上，但需留意xW=0.0172 是在x 軸上而不是對角線上，如此題附圖所示。此狀況下共需理論板7 層，第4 層理論板進料。層數(shù)增加。且需留意，直接蒸汽加熱時再沸器不能起一層理論板的作用。 100kmol/，組成為0.5摩爾分數(shù)，下同，飽和液體進料。塔頂餾出液流量qn,D 20 kmol/h，組成D1 為0.90.05D20.9 的飽和液體。物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。塔頂為全凝器，泡點回流，回流比

20、為 3.0，試求1易2中間段的操作線方程。1由全塔的物料衡算，可得qD1n,DxqD1Aqxn,D2xxD2 100%qn,D2 的計算如下n,F Fq q q qn,Fn,D1n,D2n,W13 附圖8 10及qxn,FF 200.98 0.9q0.0510020qn,D2整理上式，得到0.85q 26.4則qn,D2 31.06kmol/h于是A 200.9831.060.9100% 95.1%1000.52中間段的操作線方程由s 板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，得qn,Vsys1 qxn,Ls sqxn,D D1qxn,D2 D21式中 (R1)q (420)kmol h 80kmo

21、l hqn,Ls Rqq 28.94kmol/h將有關(guān)數(shù)值代入式1并整理，得到y(tǒng)s10.362xs0.5944在常壓連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負溶液。該物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.3易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同 y = 0.75+0.2，試求操作回流比與最小回流比的比值假設(shè)塔頂?shù)谝话逑陆档囊合?.7EMV1。minR 與Rmin的比值 先由精餾段操作線方程求得R 和D，再計算R 。min由題給條件，可知R0.75R 1解得R 3xD0.20(R1)0.240.8對飽和蒸氣進料，q = 0，yq = 0.35yx0.350.1772qy(1 yqx y)0.35 2.5(1 0.3

22、5)0.80.35RminDy xqq 0.350.17722.604則R31.152Rmin2.6042氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為yE1 y2y1式中M,V x1y* y120.8y0.75x20.70.200.725y* 1x1 1)x112.50.7 0.853711.50.7將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式1，得EM,V0.80.7250.58358.3%0.8537 0.725在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負溶液，原料液流量為100 kmol/h0.5易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同，飽和蒸氣進料。餾出液組成為0.9，釜殘液組成為0.0。物系的平均相對揮發(fā)度為 2.0。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間

23、接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的1.6倍，試求從塔頂往下數(shù)其次層理論板下降的液相組成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關(guān)系求得q。液相組成x可用逐板計算得到。n,Vmin21塔釜汽化量對于飽和蒸汽進料q = 0，yF = 0.5，Rmin 可用下式計算，即1x 120.9510.95RD D 1 12.7min 1yF1 yF210.510.5 qn,Vmin而 (Rminxxn,D0.50.05qn,D qn,FFxD W0.950.05kmol/h 50kmol/h則qn,Vmin (2.7 1)50kmol/h 185 kmol/hq q(1q)q (185 10

24、0)kmol/h 85 kmol/hn,Vminn,Vminn,Fq1.6q (1.685)kmol/h 136kmol/hn,Vn,Vminq也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即n,Vminqn,Lminqn,Vmin yq xWx xqWxq0.50.333320.5即qn,Vmin qq0.50.050.33330.05n,Vminqn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得q85kmol/hn,Vmin2第2 層理論板下降液相組成x2逐板計算求x2 需導(dǎo)出精餾段操作線方程。q(R 1)q (1 q)q(R 1)50 100 136n,Vn,Dn,F解得Rx3.720.95y xDx0.788x0.2022R1R14.724.72塔頂全凝器y x1D0.95yx 1y0.95 0.90481y (1 y1)0.95 20.05y0.20220.914320.9143 0.9143) 0.8421某制藥廠擬設(shè)計一板式精餾塔回收丙酮含量為0.75摩爾分數(shù)，下同水溶液中的30 kmol/h0.9698.5%。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。試依據(jù)如下條件計算塔的有效高度和塔徑。