新版化工原理習(xí)題答案(09)第九章 蒸餾

1在密閉容器中將B兩組分的抱負(fù)溶液升溫至82p*A

=107.6kPap*B

＝41.85kPa，取樣測得液面上方氣相中組分A0.95。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(diǎn)及泡點(diǎn)方程求解。 p* p* p p* 107.6p－41.85y Ax A總 B

0.95A p 總

p p*總

p*B

p 107.641.85總解得

＝99.76kPa總px p

p*B

99.7641.85

0.8808p*p*A B

107.641.85此題也可通過相對(duì)揮發(fā)度求解p* p*p*B

107.62.57141.85由氣液平衡方程得y 0.95 ＝p*x總 A

p*B

1xA

107.60.880841.8510.8808

kPa99.76kPa0.4〔摩爾分?jǐn)?shù)100kPa10kPa的相對(duì)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1206.35lgp*Algp*B

6.0326.078

t220.241343.94t219.58p﹡的單位為kPa，t的單位為℃。苯—甲苯混合液可視為抱負(fù)溶液〔作為試差起點(diǎn)，100kPa10kPa94.631.5℃〕解：此題需試差計(jì)算〔1〕p＝100kPa94.6℃，則1206.35lgp*A同理 lgp*B

6.0326.078

94.6220.241343.9494.6219.58

2.191 得 p*A1.80 p*B

155.37kPa63.15kPa10063.15xA155.3763.15

0.39960.4或 p＝0.4155.370.663.15kPa100.04kPa總則

p* 155.37 A 2.46 p* 63.15By x

2.460.4

0.621211.460.4〔2〕p＝10kPa31.5p*A

=17.02kPa，p*＝5.313kPaB17.023.2035.313y 3.2030.4 0.68112.2030.4隨壓力降低，α增大，氣相組成提高。在100kPa0.55〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)〕的兩組分抱負(fù)溶液進(jìn)展平衡蒸餾和簡潔蒸餾。100kmol0.44。操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)系可表示為y0.46x0.549。試求兩種狀況下易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成?！病称胶庹麴s〔閃蒸〕依題給條件q10.440.56則 y q x xF 0.56 x 0.55 1.251.273xq1 q1 0.561 0.561由平衡方程y0.46x0.549y=0.735，x=0.4045n 0.44nD

0.44100kmol=44kmolnDy100%440.735100%58.8%nx 1000.55FF〔2〕簡潔蒸餾nD44kmol nW56kmolnln FnW即

ln100561

0.55 dxxWyx0.5490.54x0.5798 ln W0.54 0.5490.540.55解得 xW=0.3785yx nWF nD

x xF

0.55

44

0.7683 440.7683100%61.46%A 1000.55簡潔蒸餾收率高61.46，釜?dú)堃航M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?jǐn)?shù)，下同〕苯—甲苯混合液，其流量為100kmol/h。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.0，試求〕餾出液的流量和苯的收率2〕保持餾出液組成0.95餾出液最大可能的流量。〔〕餾出液的流量和苯的收率q

x xF

1000.50.05kmolh50kmolh

qn,DxD

100%500.95100%95%n,D

n,F

x xD

0.950.05

A q xn,FF

1000.5〔2〕餾出液的最大可能流量ηA=100%時(shí)，獲得最大可能流量，即qn,Dmax

qn,FxFx

1000.50.95

kmol/h52.63kmol/hD在連續(xù)精餾塔中分別A、B100kmol/h0.45〔易揮發(fā)組分A的摩爾分?jǐn)?shù)，下同9％，釜液的組成為0.03餾出液的流量和組成〔〕假設(shè)操作回流比為2.6，寫出精餾段的操作線方程3〕提餾段的液相負(fù)荷?！病秤扇锪虾馑悖傻胵 xn,D D

0.96q

xn,F

0.961000.45kmol/h43.2kmol/hq xn,W W

0.961000.45kmol/h1.8kmol/hq 1.8 kmol/h=54.55kmol/hn,W 0.033qn,D

qn,F

qn,W

10054.55kmol/h=45.45kmol/hx 43.20.9505D 45.45精餾段操作線方程y R x xD2.65x0.95050.726x0.2604R1 R1 3.65 3.65提餾段的液相負(fù)荷q q qq Rq q n,L n,L n,F n,D n,F在常壓連續(xù)精餾塔中分別A、B兩組分抱負(fù)溶液。進(jìn)料量為60kmol/h0.46〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，原料液的泡點(diǎn)為92℃。要求餾出液的組成為0.9，釜液組成為0.0，操作回流比為2.8q值和提餾段的氣相負(fù)荷?！?〕40℃冷液進(jìn)料；飽和液體進(jìn)料；飽和蒸氣進(jìn)料。371kJ/kg1.82kJ/(kg℃)。解：由題給數(shù)據(jù)，可得q q

x xF

600.460.04kmol/h27.39kmol/hn,D

n,F

x xD

0.960.04qn,W

32.61kmol/h〔1〕40℃冷液進(jìn)料 q值可由定義式計(jì)算，即q1

ctP

t F 1 1.255r 371

飽和液體進(jìn)料 此時(shí) q=1

3.827.39kmol/h104.1kmol/h飽和蒸氣進(jìn)料 q=0VVq 104.160kmol/h44.1kmol/hn,Fq〔即再沸器的熱負(fù)荷V′最小。在連續(xù)操作的精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液。原料液流量為50kmol/h，要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率94y=0.75x+0.238；qy=2-3x。試求〔1〕操作回流比及餾出液組成；進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成〔〕兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值q及q4〕提餾段操作線方程解〔〕操作回流比及餾出液組成 由題給條件，得RR1

0.75及

xD

0.238解得 R=3，xD=0.9522〕進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組成 由于q 3及xF 2q1 1q解得 q=0.7〔氣液混合進(jìn)料，F(xiàn)=0.5兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值xq及yq 聯(lián)立操作線及q線兩方程，即y0.75x0.238y23x解得 xq=0.4699及yq=0.5903提餾段操作線方程 其一般表達(dá)式為y

qn,Lqn,V

qn,Wxq Wn,V式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如下：qn,D

q x A n,F xD

0.94500.5kmol/h24.68kmol/h0.952

qn,W

qn,F

qn,D

5024.68kmol/h = 25.32kmol/hq

x AW qn,W

n,F

F 0.059225.32qn,L

Rqn,D

qqn,F

324.680.7550kmol/h=111.54kmol/hq q q 111.5425.32kmol/h=86.22kmol/hn,V n,L n,W則 y111.54x25.320.05921.294x0.0173986.22 86.220.4〔苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同成為0.950.052.52.46，試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置。解：由氣液平衡方程計(jì)算氣液相平衡組成如此題附表所示。習(xí)題8 附表00.050.10.200.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0y 2.46x11.46xx–y圖上作出平衡線，如此題附圖所示。由的x，x，x 在附圖上定出點(diǎn)a、e、c。1.00.9

D F Wxa 精餾段操作線的截距為

D 0.95 0.271y軸上定0.850.70.6 d

R1 bab，即為精餾段操作線。eq線〔垂直線〕dcdy0.5 即得提餾段操作線。e0.4 ab0.3 115層理論板進(jìn)料。b0.211c0.1 92的兩組分溶液，泡c0.00.0

x0.1 0.2 0.3 W

x0.5 0.6 0.7 0.8 FX

x1.0 點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為0.9〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，D習(xí)題8 附 圖D

釜?dú)堃航M成為0.05，原料液組成為0.6。已測得從塔釜上升的蒸93kmol/h58.5kmol/h，泡點(diǎn)回流。試求〕原料液的處理量〔2〕操作回流比為最小回流比的倍數(shù)解〔〕原料液的處理量 由全塔的物料衡算求解。對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1q q 93kmol/hn,V n,V n,Dqn,Dq

qn,Vq

qn,L

9358.5kmol/h=34.5kmol/hn,W

n,F

n,D則 0.6q

34.50.05解得

56.45kmol/hn,F〔2〕RRmin的倍數(shù)R=1.70對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，Rmin的計(jì)算式為1 x

) 0.95 R D

D 1.333min

1 xF

1xF

0.6 10.6 于是 R

1.7

1.275Rmin1.333在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分別苯—氯苯混合物。進(jìn)料量為85kmol/h，組成為0.45〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液的組成為0.9，塔底釜?dú)堃航M成為0.0。操作回流比為3.器，泡點(diǎn)回流。苯、氯苯的汽化熱分別為30.65kJ/mol36.52kJ/mol4.187kJ/(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500kP〔飽和溫度為151.7℃，汽化熱為2113kJ/k求冷卻水和加熱蒸汽的流量。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(fù)荷，即q q

x xF

850.450.02kmol/h37.94kmol/hn,D

n,F

x xD

0.990.02對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，精餾段和提餾段氣相負(fù)荷一樣，則qn,Vqn,Vqn,DR14.537.94kmol/h170.7kmol/h〔1〕冷卻水流量 由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計(jì)算，即Qq c

170.730.65103kJ/h5.232kJ/hqm,c

cp,c

Qc(t t2

5.232106 kg/h8.33104kg/h) 4.18715〔2〕加熱蒸汽流量 釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計(jì)算，即qB

Q

170.736.52103kJ/h6.234kJ/h6.234106qm,h

BB

kg/h＝2.95kg/h2113在常壓連續(xù)提餾塔中，分別兩組分抱負(fù)溶液，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為2.0。原料液流量為100kmol/h，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)=，餾出液流量為60kmol/，釜?dú)堃航M成為0.0〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，試求1〕操作〔〕由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成′。m解：此題為提餾塔，即原料由塔頂參加，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當(dāng)一層理論板。操作線方程 此為提餾段操作線方程，即y

qn,Lqn,V

qn,Wxq Wn,V式中 q qq 100kmol/hn,L n,Fq q 60kmol/hn,V n,Dqn,W

qn,F

qn,D

10060kmol/h＝40kmol/h則 y100x400.011.667x0.006760 60最下層塔板下降的液相組成 由于再沸器相當(dāng)于一層理論板，故y xW 20.010.0198W 1)x 10.01Wx′my′W符合操作關(guān)系，則 y0.0067 0.01980.0067x W 0.0159m 1.667 1.667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100kmol/h，其組成為0.3〔甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，冷液進(jìn)料q=1.，餾出液組成為0.9，甲醇回收率為90％，回流比為最小回流比的3直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種狀況下的釜液組成和所需理論板層數(shù)。甲醇—水溶液的t–x–y數(shù)據(jù)見此題附表t℃摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)12t℃附表摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.078.00.300.665解〔〕釜液組成 由全塔物料衡算求解。①間接加熱0.9q x

0.91000.3 (10.9)1000.3q n,D

n,FxD

F kmol/h29.35kmol/h x0.92 W

0.042510029.35②直接水蒸氣加熱q q Rq qqn,W n,L n,D n,FRq=1.2q線方程為y q x xF6x1.5q1 q1eq線，由圖讀得：xq=0.37，yq=0.71x y D

0.920.71

0.6176min

y xq

0.710.37R3R 30.61761.85于是

min(10.9)1000.3x W 183.8

0.0172明顯，在塔頂甲醇收率一樣條件下，直接水蒸氣加熱時(shí)，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x–y圖上圖解理論板層數(shù)a(a(x,y)qq4d間接加熱6ec0.90.80.70.60.5Y 0.4b0.30.2

1.0a(a(x,y)qq4d直接蒸汽加熱ec0.80.70.60.50.4b0.30.2

①間接加熱精餾段操作線的截距為0.10.00.0xW

0.1 0.2x0.3F

0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 DX

0.170.00.0xW

0.1 0.2x0.3F

0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9x1.0DX附圖1 附圖2習(xí)題12 附圖xD0.920.323R1 2.85xD=0.920.323abqd。xW=0.0425ccd即為提餾段操作線。由點(diǎn)aNT=〔不含再沸器，第4層理論板進(jìn)料。②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(duì)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(jìn)料。直接蒸汽加熱時(shí)再沸器不能起一層理論板的作用。在具有側(cè)線采出的連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液，如此題附圖所示。原料液流量為100kmol/h，組成為0.〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同，飽和液體進(jìn)料。塔頂餾 出液流量qn,D為20kmol/h，組成xD1為0.98，釜?dú)堃航M成為0.05。從精餾 段抽出組成xD2為0.9的飽和液體物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5塔頂為全 凝器，泡點(diǎn)回流，回流比為3.，試求1〕易揮發(fā)組分的總收率〔2〕中 間段的操作線方程解〔1〕易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率 由全塔的物料衡算可得q x n,DD1A

qn,D2x

xD2100%qn,D2的計(jì)算如下

n,FFqn,F及

q

q

qn,Wq xn,F

200.980.9q

0.0510020q

13附圖整理上式，得到0.85q

26.4則 qn,D2

31.06kmol/h于是 A

200.9831.060.9100%95.1%1000.5〔2〕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,Vs

ys1

q xn,Lss

q xn,DD1

q xn,D2D2

〔1〕式中

(R1)q

(420)kmolh80kmolhqn,Ls

Rq

q

28.94kmol/h將有關(guān)數(shù)值代入式〔1〕并整理，得到y(tǒng)s1

0.362xs

0.5944在常壓連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，飽和蒸氣加料。精餾段操作線方程為y=0.7+0.2，試求〕〔2〕假設(shè)塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.，該板的氣相默弗里效率EMV1。min〔R與Rmin的比值先由精餾段操作線方程求得R和D，再計(jì)算R。min由題給條件，可知R 0.75R1解得 R3xD0.20(R1)0.240.8對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料，q=0，yq=0.35yx q

0.35

0.1772q y (1y)q q

0.352.5(10.35)810x yR D

0.80.35

2.604min y xq q

0.350.1772則 R 3 1.152Rmin 2.604〔2〕氣相默弗里效率 氣相默弗里效率的定義式為yE 1y2y

〔1〕式中

M,Vx1

y*y1 20.8y 0.75x2

0.70.200.725y*1

x11)x11

2.50.7 0.853711.50.7將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式1，得EM,V

0.80.725 0.58358.3%0.85370.725在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液，原料液流量為100kmol/h0.5〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同，飽和蒸氣進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜?dú)堃航M成為0.0。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的1.6倍，試求〕〔2〕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(jì)算得到。n,Vmin 2〔1〕塔釜汽化量 對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料q=0，yF=0.5，Rmin可用下式計(jì)算，即1 x

1 20.95 10.95R D

D1 12.7min

1 yF

1yF

21 0.5 10.5qn,Vmin而

(Rminx

x

n,D

0.50.05qn,D

qn,F

Fx D

W

0.950.05

kmol/h50kmol/h則 qn,Vmin

(2.71)50kmol/h185kmol/hq q (1q)q (185100)kmol/h85kmol/hn,Vmin n,Vmin n,Fq 1.6q (1.685)kmol/h136kmol/hn,V n,Vminq 也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即n,Vminqn,Lminqn,Vmin

yqxWx xq Wxq

0.5 0.333320.5即 qn,Vminq

q

0.50.05 0.33330.05n,Vminqn,W=50kmol/h代入上式，解得qn,Vmin85kmol/h〔2〕第2層理論板下降液相組成x2 逐板計(jì)算求x2需導(dǎo)出精餾段操作線方程。q (R1)q (1q)q (R1)50100136n,V n,D n,F解得 y R x xD3.72x0.950.788x0.2013R1 R1 4.72 4.72塔頂全凝器 y1y

x 0.95D0.95x 11 y(1y1

0.9048) 0.9520.05y 0.90480.20130.914320.91430.9143)0.8421某制藥廠擬設(shè)計(jì)一板式精餾塔回收丙酮含量為0.75〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同〕水溶液中的丙酮。原料液的處理量為30km