化工原理題庫

化工原理題庫

計算題

1、(15分)在一直徑為1.2m的Mellepak250Y規(guī)整填料吸收塔中，用清水吸收空氣混

合氣中的SO2。吸收塔操作總壓為101.3kpa,溫度為20。(2,入塔混合氣的流量為1000m3/h,

SO2的摩爾分率為0.09,要求SO2的回收率不低于98%,采用其汽相總體積傳質系

KYa=0.0524kmol/(m.s)o該體系的相平衡方程為：ye=3.3xo

試求：

(1)推導傳質單元數(shù)計算方程；

(2)試證明：停)1ran=m〃成立，其中n為溶質的吸收率，m為相平衡常數(shù)；

(3)最小溶劑用量，kgmol/h；

(4)若實際溶劑用量為最小溶劑量的1.2倍，計算出塔水中SO2濃度(摩爾分率)；

(5)計算傳質單元數(shù)，傳質單元高度及完成該分離任務所需的填料高度。

證明：(1)Ye=mX

此y_y

...=cYbdY?.?x=Xa+V/L(Y-Ya)

^Y-mX

qdY*.*S=mV/L

一Jyf

a

y-m[xa+-(y-rj]

_pdY

J?mV

Y-^-(Y-Ya)-mXa

1p(l-5)"(1-S)]

-1-5k(i-s)y(l-5)+(S%-mXa)

=1]/(1—

i-5[(i-s)%+(sy〃-

_J_「(1_s),一%+SmXa+_SmX；

==[——〃吃_

N”J+s

CA1-S

(2)證明：由全塔物料平衡V(Yb-Ya)=LXb

故(L/V)=(Yb-Ya)/Xa

當溶劑用量最小時，Xbe=Yb/m

因此，(L/V)min=m(Yb-Ya)/Yb=mr]

(3)V=V，(l-yb)=1292*273_009=37.85kmol/h

22.4273+20

Yb=yb/(1-yb)=0.099Ya=Yb(l-n>0.099*(1-0.98)=0.00198Xa=0

Lmin=V(yb-ya)/(yb/m-xa)=37.85*(0.099-0.00198)/(0.099/3.3-0)=122.4kmol/h

(4)L=1.2Lmin=146.88kmol/h

xb=V(yb-ya)/L+xa=37.85(0.099-0.00198)/146.88=0.025

S二mV/L=3.3*37.85/146.88=0.85

=14.15

〃V37.85/3600八…

H鏟=-------=-----------------------=0.17

0G弓00.0524*0.785*1.22

h=HoGNoG=14.15*0.178=2.52m

2、(15分)一座油吸收煤氣中苯的吸收塔，已知煤氣流量為2240(NM3/hr),入塔氣中

含苯4%,出塔氣中含苯0.8%(以上均為體積分率)，進塔油不含苯，取L=1.4Lmin,已

知該體系相平衡關系為：Y*=0.126X,試求：

(1)溶質吸收率n

(2)Lmin及L(kmol/h)

(3)求出塔組成Xb(kmol苯/kmol油)

(4)求該吸收過程的對數(shù)平均推動力AYm

(5)用解析法求NOG;

(6)為了增大該塔液體噴淋量。采用部分循環(huán)流程，在保證原吸收率的情況下，最大

循環(huán)量L，為多少，并畫出無部分循環(huán)和有部分循環(huán)時兩種情況下的操作線。

解：⑴r|=(Yb-Ya)/Yb

Ya^yaYb=yb/(l-yb)=0.04/(I-0.04)=0.0417

r|=(0.0417-0.008)/0.0417=80.7%

(2)G=2240/22.4=100kmol/hGB=100(1-0.04)=96kmol/h

(L/G)min=(Yb-Ya)/(Xb*-0)=(0.0417-0.008)/(0.0417/0.126-0)^0.102

Lmin=0.102x96=9.792kmol/h

Ls=1.4Lmin=1.4x9.792=13.7kmol/h

(3)LS/GB=(Yb-Ya)/(Xb-0)=13.7/96=0.143

Xb=(0.0417-0.008)/(LS/GB)=0.24

(4)AYb=Yb-Yb*=0.0417-0.126x0.24=0.01146

AYm=(Ayb-Aya)/ln(Ayb/Aya)=(0.01146-0.008)/ln(0.01146/0.008)=0.00963

(5)S=mV/L=0.126*96/13.7=0.883

=—In(1-S)、7"X“+s

1-S「'Ya-mXa

1In(1-0.883)0，Q417+0.883=3.42

1-0.883；'0.008

（6）部分循環(huán)，入口液量為（L+L，），入塔濃度為Xa"在最大L，下，Xa，處在最大。

5

（Ls/GB）max=（0.0417-0.008）/（Xb-Xa）

Xa'=Ya/0.126=0.008/0.126=0.0635

,

((Ls+Ls)/GB)max=(0.0417-0.008)/(0.24-0.0635)=0.191

/.Ls'max=0.191x96-13.7=4.64kmol/h

L'max=Ls'max/(1-Xb)=4.64/(1-0.24)=6.1kmol/h

3、(20分)在一座逆流操作的低濃度氣體填料吸收塔中，用純礦

物油吸收混合氣中的溶質，已知進口混合氣中溶質的含量為0.015

（摩爾分率），吸收率為85%,操作條件下的平衡關系Y*=0.5X。試求:

（1）出口礦物油中溶質的最大濃度和最小液氣比；

（2）取吸收劑用量為最小溶劑用量的3倍時，用解析法求NOG；

（3）求該吸收過程的氣相總對數(shù)平均傳質推動力AYm；

（4）氣體總傳質單元高度為1m時，求填料層高度;

（5）為了增大該塔液體噴淋量，采用出塔液體部分循環(huán)流程。在保證原吸收率的情況

下，假設氣相流量為，那么最大循環(huán)量L，為多少，并畫出無部分循環(huán)和有部分循環(huán)時兩

種情況下的操作線。

解：⑴r|=(Yb-Ya)/Yb

Yb^yb=0.015Ya=Yb(l-r|)=0.015/(1-0.85)=0.00225

由平衡關系可知：出口礦物油中溶質最大濃度為Xl*=Yb/m=0.015/0.5=0.03

(L/G)niin=(YbX)/(Xb*-0)=(0.015-0.00225)/(0.03-0)=0.425

(2)LS/GB=3(L/G)min=3*0.425=1.275

S=mG/L=0.5/l.275=0.392

Yb-mXa,

NOG=(1-s)

Y“一mX°.

1In(1-0.392)0,015+0.392

1-0.392'0.00225

=2.45

(3)Xb=(Yb-Ya)/(L/G)=(0.015-0.00225)/1.275=0.01

AYb=Yb-mXb=0.015-0.5x0.01=0.01

AYa=Ya-mXa=0.00225

AYm=(Ayb-Aya)/ln(Ayb/Aya)

=(0.01-0.00225)/ln(0.01/0.00225)=0.0052

(4)HOG-IHIh=HocNoG-2.45m

(5)部分循環(huán)，入口液量為(L+U),入塔濃度Xa二

在最大U下，Xa，與Ya呈相平衡。

吸收率不變，即丫hYa、Xb保持不變。

Xa'=Ya/0.5=0.00225/0.5=0.0045

,5

??.((Ls+Ls)/GB)max=(Yb-Ya)/(Xb-Xa)

=(0.015-0.00225)/(0.01-0.0045)=2.32

/.Ls'max=(((Ls+Ls9)/GB)niax-(Ls/GB))*GB=(2.32-1.275)xl00=104.5kmol/h

4、(20分)某逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨一空氣混合氣中的氨。已知混合

氣進塔時氨的濃度為yi=0.01(摩爾分率)，吸收率為90%,氣液相平衡關系為y=0.9x。

在此條件下，試求：

(1)溶液最大出口濃度；

(2)最小液氣比；

(3)取吸收劑用量為最小吸收劑用量的2倍時，傳質單元數(shù)為多少？

(4)傳質單元高度為0.5m時，填料層高為幾米？

解：(1)yi=0.01n=0.90y2=yi(l-n)=0.01(l-0.9)=0.001

x2=0xT=y1/0.9=0.01/0.9=0.0111

(2)(L/V)min=(y1-y2)/(xi--x2)=(0.01-0.001)/(0.0111-0)=0.811

(3)L/V=2(L/V)min=2*0.811=1.62

X]=(yi-y2)/(L/V)+x2=(0.01-0.001)/1.62=0.00556

y2*=0yi*=0.9*0.00556=0.005

△ym=(△yi-△y2)/ln(△y,△

y2)=((0.01-0.005)-(0.001-0))/ln(0.01-0.005)/0.001=0.0025

NOG=(yl-y2)/Aym=(0.01-0.001)/0.0025=3.6

(4)h=HoGNoG=0.5*3.6=1.8m

5、(10分)試證明吸收塔填料層高度計算過程中所用到的液相總傳質單元數(shù)解析式：

「XbdX

證明：NXe=Y/m

OLkXe—X

_儼dXY=L/V(X-Xb)+Yb

=Jx'Y

a——X

dXA=L/mV

IV

-(X-X&)+-^-X

mVm

產(chǎn)dx

Ivy

a

A(X-Xb)+^-X

m

1產(chǎn)(A—1)d[X(A-l)]](4-1凡-AX^+1

=

A_1Jxa(A-i)y,"771ny~

A(X-XQ+--XAT(A-l)Xa-AX-與

mm

(A-^X-AX.+^+A^-A^-

________________mmm

Y

(A-l)Xb-AXb+^-

m

6、（20分）在一逆流填料吸收塔內(nèi)，用三乙醇胺水溶液吸收汽相中的HzS,進塔氣相中

H2S的含量為2.91%（體積%,下同），要求H2s的回收率不低于99%,操作溫度為27℃,

壓力為1atm。進塔為新鮮溶劑,出塔溶劑中H2s濃度為0.013kmol（H2S）/kmol（溶劑）,

塔內(nèi)惰性氣流速為0.015kmol/fys）,體系的相平衡關系為：Y*=2X。

（1）試求最小液氣比和實際操作的液氣比。

（2）若Pall（鮑爾）環(huán)在該體系中的氣相總體積傳質系數(shù)為0.000395kmol/（ni.s.kpa）,

試求達到該生產(chǎn)要求所需要的填料高度。

（3）如果采用浮閥塔板，共需要25層才能夠達到該分離要求，試求浮閥塔板在該體系

中的全塔效率。

（4）試計算Pall環(huán)填料的等板高度HETPo

0.0291

解：⑴Y,=」■=0.03

1-%1-0.0291

7AS的回收率不低于99%

:.Ya=Yb(l-q)=0.03x(l-0.99)=0.0003

y=2x在低濃度下近似可表示為Y=2X并且Yb=0.03

:.Xbe=Yb/m=0.03/2=0.015

1/進塔為新鮮溶劑，即Xa=0

田=匕，――=0-03-0.0003^

Xb=0.013

L_Y-Y_0.03-0.0003_

—ba——，o.Zode

VX「Xa0.013

(2)S=mV/L=2/2.28=0.877

1In(l-S)Yb~mXa+S

UCi

_Ya-mXa

1In(1-0.877)0,03+0.877

-1-0.8770.0003

=20.96

KYa=0.000395kmol/(m.s.kpa)

惰性氣體流速V=0.015kmol/(m2s)

V0.015

H0c=0.3748TT

KYa0.000395<101.33

h0=HOGNOG-20.96x0.3748=7.86m

(3)=

NOGInS

S—10.877—1ccc—_,.

???理論板數(shù)N=-----N*=------------x20.96=19.64

In50GIn0.877

：實際板數(shù)N=25

???效率Eo=N理論/N實際=19.64/25=0.786

（4）HETP遜=4=0.4.

N理論19.64

7、（20分）某生產(chǎn)過程產(chǎn)生兩股含有HC1的混合氣體，一股混合氣的流量

Gi'=0.015kmol/s,HCl濃度yGi=0.1（摩爾分率），另一股流量G2'=0.015kmol/s,

HC1濃度yG2=Q04（摩爾分率）。今擬用一個吸收塔回收兩股氣體中的HC1,

總回收率不低于85%,所用吸收劑為20℃純水,亨利系數(shù)E=2.786X105Pa,

操作壓力為常壓，試求：

（1）將兩股物料混合后由塔底入塔（附圖1中的a）,最小吸收劑用量為多少？若將第

二股氣流在適當高度單獨加入塔內(nèi)（附圖1中的b）,最小吸收劑用量有何變化？

（2）若空塔氣速取0.5m/s,并且已經(jīng)測得在此氣速下的Kya=8Xl（）Tkmol/（s.m3）,實際

液氣比取最小液氣比的1.2倍，那么混合進料所需填料層高度為多少？

（3）若塔徑、實際液氣比與（2）相同，第二股氣流在最佳位置進料，所需填料層高為

多少？中間進料位于何處？

解：（1）在操作條件下，系統(tǒng)的相平衡常數(shù)為

E2.786x10s-

m=—=--------------=2.75

P1.013x10s

YGI+\國=0」+004

第一種情況：兩股氣體混合后的濃度為y[==0()7

22

氣體出口濃度為：丫2=(1-〃)%=(1-0.85)x0.07=0.0105

兩股氣體混合后進塔的最小液氣比（參見附圖2中的操作線ab）為

0.07-0.0105

=2.3375

G7minXlmax007

2.75

L'min=2.3375G'=2.3375(Gi'+G2‘)=2.3375X0.03=0.070IkmoVs

圖3

第二種情況：當兩股氣體分別進塔時，塔下半部的液氣比大于上半部，操作線將首先在

中間加料處與平衡線相交(參見附圖3)對中間進料口至塔頂這一段作物料衡算，可求

出達到分離要求所需最小液氣比為：

m_yG1-y2_0.04-0.0105

I?！獃G2/m0.04/2.75,

,,

Lmin=2.028G'=2.028(Gi'+G2)=2.028X0.03=0.0608kmol/s

吸收塔的下半部的液氣比為：/=°」304=4.056

GJ0.04

Xlmax-u

對下半部作物料衡算可得到液體最大出口濃度為：國max=0。293

連接。2,0)、(yG2,YG2/m)和(yGl,Xlmax)三點即得到分段進料最小液氣比下的操作線。

(1)混合進料

混合氣體的總體積流量為-4x*S=22.4x第X0O3H.72癡/s

吸收塔直徑為：D=,xml=1.35的

3.14x0.5

液體出口濃度為：匹=—(%_%)+%=12x2.3375x(0.07-0.0105)=0.0212,

L

平均傳質推動力為：Avr(X_叫)--根出)_(。。7_2.75X0.0212-0.0105_001]

一「叫)J0.07-2.75X0.0212A1

1為一〃%1I0.0105J

填料層高：八二.4=—理—.0.07-0.0105^141m

Kyc￡l\ym8x0.001x1.4420.011

在實際液氣比下的操作線如附圖線段ab，所示。

(2)兩股進料

在吸收塔的上半部(操作線ab，)：￡=1.2x2.3375=江』="上°@=2.80

LxA-x2xA

??.中間加料處吸收液濃度為：=0.0107

mx

A_(vA~i)_(0.04-2.75x0.0107)-0.0105_

5

△%(上段)=y-mx.=一,0.04-2.75x0.0107—="0

InA-----In----------------

y20.0105

rrGyA-y,0.030.04-0.0105…

上段KyaQ.\ym0.008x1.4420.0105

在吸收塔下半部(操作線bd),液體流率不變，氣體流率減半：

—=0.5x2.085=%一%=°」一?！?=1,4025

L%1-xAxx-0.0107

液體出口濃度為：％=0.0214

（%—加西）一（力―加與）(0.1-2.75x0.021^-(0.04-2.75x0.0107)

=0.0225

△y皿下段）二,0.1-2.75x0.0214

In----------------

為一根S0.04-2.75x0.0107

TT—G乂一力0.0150.1-0.04

=3.46m

下段—K/zQ0.008x1.4420.0225

H=H上段+H下端=7.31+3.46=10.77m

吸收的目的是為了實現(xiàn)混合氣體的分離，而兩股組成不同的氣體相混合與此目的相反。

本例計算結果表明，在平衡方面，混合進料所需要的最小液氣比大于單獨進料的最小液

氣比，在速率方面，為完成同樣吸收任務，混合進料所需要的塔高更高。

8、（27分）某填料吸收塔（見右圖），用清水逆流吸收某二元工業(yè)尾氣中的有害組分討xa

A,已知填料層高4m,入塔氣體的濃度yb=0.02（摩爾分率，下同），溶劑對A組分的「工

吸收率為80%,出塔液相的組成Xb=0.008,并且還知道操作條件下的氣液相平衡關系吸

為y*=1.5x,現(xiàn)在求：收

（1）氣相總傳質單元高度HOG；塔

（2）操作液氣比（L/V）為最小液氣比（L/V）總的多少倍；I,1

（3）由于法定排放濃度ya必須W0.002,所以擬將填料層加高，若液氣比和氣、液1jb

相進口組成保持不變，問填料層應加高多少？

（4）若氣、液相的量和進口組成保持不變，在該塔上串聯(lián)一個同樣的塔，那么由于汽

相出口濃度ya是多少？

（5）如果混合氣經(jīng)吸收后，出塔濃度仍達不到環(huán)保要求，請問可以采取那些措施提高

溶劑對A組分的回收率?

解：(1)Yb=0.02Ya=Yb(l-0>0.02(1-0.8)=0.004

Yb*=1.5Xb=l.5*0.008=0.012Ya*=0

_億—mXj—化_(0.02—0.012)—0.004

△匕=0.0058

IL-。?空

0.004

匕=°…。O'、?/?

N0c

△工0.0058

HoG-h/NoG-4/2.77=1.44m

(2)Ly_乂--_0.02-0.004L_乂-％_0.02-0.0042

"L=YMm—Xa=0.0133歹—X廠Xq——0.008

=2/1.2=1.67

(3)Ya=0.002

L_乂-17_0.02-0.002_2

Vxxx5

b,-abXb=0.009Yb*=0.009*1.5=0.0135

(0.02-0.0135)-0.0020.02-0.002

=0.00382N0(JcU=4.71

in°Q2一001350.00382

HOG=1.44m不變

h=HocNoG-4.71*1.44=6.78m

(4)h=HQGNOG=8mYb=0.02Xa=0

L=Yb-Y：0.02-^/^2

VXbfXJ(1

HOG=1.44m不變

N0cl…/」=5.56⑵

001.44

(O.O2-1.5XJ)-N

,0.02-1.5X/

In....................-

L匯」

聯(lián)立(1)(2)式，可得：Xb'=0.0092Ya=0.0016

（5）答：增加吸收劑用量；增加填料層高度；降低操作溫度；提高操作壓力。

9、（28分）一連續(xù)精儲塔分離某二元理想混合物，已知進料量F=10kmol/s,進料組成

XF=0.5（摩爾分率，下同），進料為飽和蒸汽，塔頂產(chǎn)品的組成XD=0.95,塔底產(chǎn)品的組

成Xw=0」，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度a=2。塔底采用再沸器，塔頂采用全凝器，泡點回流，塔

釜的汽化量是最小汽化量的2倍。

試求：（1）塔頂易揮發(fā)組分的回收率；

（2）塔釜的汽化量；

（3）流出第二塊板的液相組成（從上往下數(shù)）。

D_x

解:(1)F05-。1=0.47

FxDxw0.95-0.1

D=4.7kmol/sW=5.3kmol/s

^=°-95*4-7=0.893

XFF0.5*10

0.5

(2)ye=xF=0.5=0.333

a—(a—l)ye2—0.5

0.95-0.5”

Rmin------------=2./

ye-xe0.5-0.333

設對應Rmin的塔釜汽化量為V、in，則：

,

Vmin=Vmin-(l-q)F=(Rmin+l)D-F=(2.7+l)*4.7-10=7.39kmol/s

V'=2Vmin=2*7.39=14.78kmol/s

(3)V=V,+F=14.78+10=24.78kmol/s

V=(R+1)D=24.78R=24.78/4.7-1=4.27

精儲段操作線方程：＞2=上％+上=0.85+0.18

R+lR+l

0,95

yi=xD=0.95網(wǎng)=—==0.905

a-(a-l)yj2-0.95

y2=0.81*0.905+0.18=0.913

X2=0.84

10、（27分）一連續(xù)精儲塔分離某二元理想混合物，已知進料量F=100kmol/h,進料組

成為0.5（摩爾分率，下同），進料為氣液混合物，氣液的摩爾比為1:1；塔底采用再沸

器，塔頂采用全凝器,實際回流比R是最小回流比Rmin的3倍，塔頂產(chǎn)品的組成XD=0.8,

塔底產(chǎn)品的組成xw=02系統(tǒng)的相對揮發(fā)度a=3。

試求：（1）進料的汽相及液相組成；

（2）塔頂易揮發(fā)組分的回收率；

（3）塔釜的汽化量；

（4）完成分離任務所需的理論板數(shù)N。

解：（1）XFF=XFLF+yFVF=（1/2）FXF+（l/2）FyF=0.5F

c（xF3XF

F1+（cc—l）xp1+2xp

xF=0.366yF=0.634

(2)XD=0.8xw=0.2F=100kmol/hXF=0.5

F=D+W=100

XFF=DXD+WXW=100*0.5=0.8D+0.2W

DxF-xw0.5-0.2

——----------------=------------------=U.3

F巧)—無卬0.8-0.2

D=0.5F=50kmol/hW=0.5F=50kmol/h

“=^2=。8

XFF0.5*100

0.8—0.634

Rmin租一”

(3)=0.619R=3Rmin=l-858

0.634-0.366

V5=V-(l-q)F=(R+l)D-(l-q)F=(l.858+1)*50-(1-0.5)*100=92.9kmol/h

(4)yi=xD=0.8

相平衡方程—

精微段操作線方程：+^-=0.65*0.571+0.28=0.651

27?+117?+1

相平衡方程：。-651_=0383

23-2*0.651

精微段操作線方程：y3=0.65*0.383+0.28=0.529<ye=0.634

LWRD+qFW

%=-X2--,XV/=———X2~^XW

改用提儲段操作線方程：=厚至葉如*0383-也*02

92.992.9

=1.538*0.383-0.108=0.481

0.481

相平衡方程:=0.236

3-2*0.481

提儲段操作線方程：為=1.538*0.236-0.108=0.255

相平衡方程-仁川。2…

???N=3.2塊（包括再沸器）

11、（15分）用一連續(xù)精儲塔分離苯一甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40,塔頂儲出液

中含苯0.95（以上均為摩爾分率），原料液為汽、液混合進料，其中蒸汽占1/3（摩爾分

率），苯一甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5,回流比為最小回流比的2倍，試求：

（1）原料液中汽相及液相的組成；

（2）最小回流比；

（3）若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二塊理論板下降的液體組成。

12、（10分）在連續(xù)精儲塔中，精儲段操作線方程y=0.75x+0.2075,q線方程為

y=-0.5x+1.5xF,試求：

（1）回流比R,儲出液組成XD，進料液的q值；

(2)當進料組成XF=0.44時，精微段操作線與提鐳段操作線交點處x值為多少，并

判斷進料熱狀態(tài)。

13、(20分)組成為0.40的原料以氣液混合物狀態(tài)進入某精儲塔，原料的氣液相摩爾比

為1:2,進料的摩爾流率為F,該塔的塔頂產(chǎn)品組成為XD=0.95,塔頂易揮發(fā)組分的回

收率為95%(以上均為摩爾分率)，回流比R=2Rmin,組分的相對揮發(fā)度為2.5,試求：

(1)原料中的氣液相組成；

(2)塔頂產(chǎn)品量、塔釜產(chǎn)品量及組成；

(3)列出精儲段操作線方程；

(4)列出提儲段操作線方程；

(5)列出進料熱狀態(tài)線方程；

解：(1)設原料液中的液相組成為XF，液相量為LF；氣相組成為yF,氣相量為VF(汽液

相組成均為摩爾分率，汽液相量為摩爾流率)

則XFF=XFLF+yFVF=(2/3)FXF+(l/3)FyF=0.4F

axF2.5%尸

yP'==

l+(a-l)xF1+1.5XF

/.xF=0.326yF=0.548

⑵V@=蟲=。95

XFFOAF

：.D=0.4FW=0.6F

0.4F=0.95*0.4F+xw*0.6F

xw=0.033

(3)計算精儲段操作線方程

凡-0.95-0.548

凡in+1XD~XF0.95—0.326

Rmin=1.8R=2Rmin=3.6

精儲段方程為：y=0.783x+0.207

(4)計算提儲段操作線方程

L'WL+qFW

y——x-----x---------------x-----------------x

V'V'卬L+qF-WL+qF-W

提儲段方程為：_3,6*0.4F+|Fo,6FxO.O33

-2'2

3.6*OAF+-F-0.6F3.6*OAF+-F-0.6F

33

y=1.4%-0.013

(5)計算進料熱狀態(tài)方程

??.進料熱狀態(tài)方程為：y=，二X_&=_2X+1.2

q-\q-\

14、(25分)如圖所示，在某常壓連續(xù)精微塔中分離A、B混合液。兩股8f9

進料分別為：口L

Fi=100kgmol/h,XFI=0.6(摩爾分率，下同)，飽和液相進料，

F2=100kgmol/h,xp2=0.2,飽和液相進料，,

要求:分離后儲出液中A組分含量不小于0.8,釜液中A的濃度不大于0.02,

操作回流比為R=2Rmin,系統(tǒng)相對揮發(fā)度a=1.6。試求：

(1)塔頂和塔底產(chǎn)品量；

(2)操作回流比；

(3)精儲段操作線方程；

(4)提儲段氣、液相流率及操作線方程；

(5)兩進料間中間段的氣、液相流率及操作線方程。

解：(1)根據(jù)物平：FI+F2=D+W

FIXFI+F2XF2=DXD+WXW

即：100+100=D+W

100*0.6+100*0.2=D*0.8+W*0.02

D=97.44kmol/hW=102.56kmol/h

(2)qi=lxe=xFi=0.6ye=axe/[l+(a-l)xe]=1.6*0.6/[l+(1.6-l)*0.6]=0.706

I.Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=(0.8-0.706)/(0.706-0.6)=0.887

R=2Rmin=2*0.887=1.774

L7748

(3)精儲段操作線方程：y+2代數(shù)得：y=x+°-

'R+lR+l1.774-11.774-1

即：y=0.64x+0.288

(4)提儲段氣液相負荷：V,,=V=(R+l)D=2.774*97.44=270.30kmol/h

L,,=L+Fl+F2=RD+Fl+F2=1.774*97.44+100+100=372.86kmol/h

X敞w372.86102.56*0.02

提儲段操作線方程:--------------------------X------------------------------

L''-W'L''-W372.86-102.56372.86-102.56

即：y=1.379x-0.0076

間段氣液相負荷：V'=V=270.30kmol/h

L'=L+Fl=RD+Fl=1.774*97.44+100=272.86kmol/h

FlxFl+V'y=DxD+L'x

_EFXFI-DXD_272.86100*0.6-97.44*0.8

V—X{-X

V'V,270.30270.30

中間段操作線方程：y=1.01x+0.066

15、（20分）用常壓精鐳塔分離某二元混合物，其平均相對揮發(fā)度a=2,原料液流量

F=10kmol/h?飽和蒸汽進料，進料濃度XF=0.5（摩爾分率，下同），儲出液濃度XD=0.9,

易揮發(fā)組分的回收率為90%,回儲比R=2R3,塔頂設全凝器，塔底為間接蒸汽加熱,

求：

（1）塔頂儲出液及塔底殘液量；

（2）第一塊塔板流出的液相組成xi；

（3）最小回流比

（4）精儲段和提儲段各板上升的汽相流率。

（5）如果塔釜改為直接通入過熱蒸汽加熱，對操作效果有什么影響。

解：（1）V易揮發(fā)組分回收率為90%

D=5kmol/h

由物平得：F=D+W

W=F-D=10-5=5kmol/h

(2)yi=XD=0.9

xl與yl成相平衡關系

1+(。-l)x1+x

2xj

1+不

(3)飽和蒸汽進料q=0

;ye=xF=0.5

%一幾

Rmi#1XD

ye—Xe0.5—0.33

(4)R=2Rmin=2*2.35=4.70

設精微段氣相流率為V

提儲段氣相流率為V'

..L_R

'V-^+T

V=(R+l)D=(4.70+1)*5=28.50kmol/h

V=V'+(l-q)F

V'=V-(l-q)F=28.5-(l-0)*10=18.5kmol/h

(5)需要的塔板數(shù)增加。

16、(20分)某廠需分離乙苯/苯乙烯二元體系，擬建一座處理能力為16萬噸/年處理能

力的精儲塔(按年開工時間8000小時計算)。要求該塔塔頂乙苯的回收率不小于94%(以

下均為摩爾分率)，塔底苯乙烯的回收率不小于95%,塔頂采用全凝器，R=1.2Rmino

在塔操作的溫度壓力范圍內(nèi)體系平均相對揮發(fā)度為1.45?？紤]到苯乙烯組分易于聚合，

初步擬訂該塔采用規(guī)整填料以降低全塔壓降。填料制造商提供的規(guī)整填料HETP為0.4m。

1)如果進料為乙苯的濃度為50%的泡點進料，試求：

a.塔頂、塔底乙苯組成及流量。

b.試求精儲段和提儲段所需的填料高度。

2)如果對進料加熱并進行閃蒸，閃蒸后的汽液相摩爾比為1：1,將氣相冷凝至泡

點后與液相流股分別進入塔內(nèi)(即兩股進料都為泡點進料)，在分離要求不變的

條件下，試求出精儲段、提儲段和兩股進料間的填料高度。

解：⑴a.F=160000000/8000=20000kg/h=20000/(106+104)=190.476kmol/h

DXD/FXF=0.94

W(1-XW)/(1-FXF)=0.95

FXF=DXD+WXW1=DXD/FXF+WXW/FXF

WXW/FXF=1-0.94=0.06

W(l-xJ=0-95

做w—0.06

求出：xw=0.0594

W=Fx/Xw=190.476x0.5/0.0594=96.2kmol/h

D=F-W=190.476-96.2=94.276kmol/h

xD=FXF/D=190.476X0.5/94.276=0.950

b丫=鞏_%_1.45x0.5_0592

e

l+(a-l)xel+(a-l)xF1+0.45x0.5'~

x

R=D-ye=0-95-0.592339

min3/0.592-0.5

_XD_095.os

1+Rl+1.2/?min1+I.2x3.89f-'

由XD=0.95XW=0.0594并且為泡點進料xF=0.5

在圖上作出精微段操作線、q線和提儲段操作線，得到：

N理論=34.8塊N理論=18塊N理論=16.8塊(不包括再沸器)

填料塔的精僧段高度h精儲=HETPN精儲理論=0.4X18=7.2m

提微段高度h提*HETPN提饋理論=0.4X16.8=6.72m

(2)VF=LF=F/2=65.238kmol/h且xD=0.95xw=0.0594不變

由XF1F1+XF2F2=F即xFl+xF2=l

和'AYri-_

1+(a—l)xF2

可以得到：xFl=0.546xF2=0.453

Fl為泡點進料

,ax'1.45x0.546

y,=--------e￡------=-------------------=0.63

l+(a-l)xj1+0.45x0.546

R，:0.95-0.636；3si?

mLye'-xe'_0.636-0.546--

R=1.2*Rmin=1.2*3.521=4.214

0.95

XD=0.182

1+R'1+4.214

可以得到精儲段操作線，與ql線交于一點lo

叫,96.2x0.0594

=0.011

L+F}+F2-W4.214x94.276+190.476-96.2

可以得到提福段操作線，與q2線交于一點2,連接1、2點即得到中間段操作

線:

由圖可得：

N理論=35.8塊N精儲理論=16塊N精儲理論=5.4塊N提饋理論=14.4塊

（不包括再沸器）

填料塔的精像段高度h精僧=HETPN精僧理論=0.4X16=6.4m

中間段高度h中間=HETPN中間理論=04X5.4=2.16m

提福段高度h提*HETPN提儲理論=0.4X14.4=5.76m

17、用一連續(xù)精鐳塔分離苯一甲苯混合溶液，原料液中含苯0.50,塔頂采用部分冷凝器，

儲出液中含苯0.95,要求全塔苯的回收率大于95%（以上均為摩爾分率），原料液為汽、

液混合進料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率），苯一甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5,回流比

為最小回流比的2倍，理論板數(shù)與回流比的關系符合Gililland關聯(lián)：7=0.75（1-X0567）,

其中y=N-N、*=R-

八N+1'-R+1

試求：（1）原料液中汽相及液相的組成；最小回流比；進料的熱狀態(tài)線；

（2）試求達到該分離任務所需要的理論板數(shù)和進料位置；

（3）由于生產(chǎn)的需要，希望在精儲段某個位置抽出一股含苯90%的側線物料。當

塔頂回流比、總產(chǎn)品回收率和塔頂播出液組成要求不變時，若側線抽出量為0.5D

(D指塔頂產(chǎn)品的摩爾流量)，試求塔頂?shù)絺染€、側線到進料的操作線方程。

解：(1)原料液為汽、液混合進料，其中蒸汽占1/3(摩爾分率)

即xFF=xFLF+yFVF215

3F3產(chǎn)

??caF2.5x下

?yF—--------------=-----------

1+(<7-l)xF1+1.5%尸

/.汽液相組成為：yF=0.640xF=0.416

％0.640-0.416

???進料為平衡的汽液兩相且VF/LF=1/2

HV-HF￡2

-

HV-HLF3

???進料熱狀態(tài)方程為：戶含a含…+L5

(2)V要求全塔苯的回收率大于95%：

D=0.5F

Jd)Xj0,O5

FXF0.5F

/.xw=0.05

V塔頂采用部分冷凝器，塔底有再沸器

R=2Rmin=2*1.38=2.76

根據(jù)Gililland關聯(lián)：Y=0.75(1-X0567),

其中：Y「X=RRmin

R+1

X=2,6-L38=0.367

2.76+1

Y=0.75(1-X0567)=0.75x(l-O.3670-567)=0.325

N-443

Y=-------=0.325

N+1

N=7.04(不包括再沸器和冷凝器)