化工原理王志魁第五版習題解答：第六章蒸餾

1、弟八早烝相平衡6-1苯(A)和甲苯(B)的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)如下.溫度苯飽和蒸氣壓甲苯飽和蒸氣壓溫度苯飽和蒸氣壓甲苯飽和蒸氣壓/C(pA)/kPa(pB)/kPa/C(pA)/kPa扁/kPa80.1101.3338.8100179.1974.5384113.5944.40104199.3283.3388127.5950.60108221.1993.9392143.7257.60110.6234.60101.3396160.5265.55根據(jù)上表數(shù)據(jù)繪制總壓為 101.33kPa 時苯一甲苯溶液的t-yx圖及yx 圖.此溶液服從拉烏爾定律.計算式為00pPBV_PAX00,yxPA-PBP計算結果

2、見下表苯-甲苯溶液的t-x-y計算數(shù)據(jù)溫度(t)/C0P-PB0PAy=xPx0PA0PB80.11.01.0101.3344.4113.59iceC-=0.823X0.823=0.92384113.59-44.4101.33101.33-50.6127.59v 八QQ=0.659/0.659=0.83088127.59-50.6101.33101.33-57.6143.7292=0.508M0.508=0.721143.72-57.6101.33101.33-65.66160.5296=0.376x0.376=0.596160.52-65.66101.33100101.3374.53=0.2

3、5617919_.-0.256=0.453179.19-74.53101.33101.33-83.33199.32104=0.155X0.155=0.305199.32-83.33101.33101.33-93.93221.19108=0.058父 0.058=0.127221.19-93.93101.33110.600苯-甲苯溶液的 tyx圖及 yx 圖,如習題 6-1 附圖 1 與習題 6-1 附圖 2 所示.習題6-1附圖1苯-甲苯t-y-x圖習題6-1附圖2苯-甲苯y(tǒng)-x圖【6-2】在總壓101.325kPa下,正庚烷-正辛烷的汽液平衡數(shù)據(jù)如下.溫度/C液相中正庚烷的摩爾分數(shù)x汽相中正

4、庚烷的摩爾分數(shù)y溫度/C液相中正庚烷的摩爾分數(shù)x汽相中正庚烷的摩爾分數(shù)y98.41.01.01150.3110.4911050.6560.811200.1570.2801100.4870.673125.600試求：1在總壓101.325kPa下,溶液中正庚烷為 0.35摩爾分數(shù)時的泡點及平衡汽相的瞬間組成；2在總壓101.325kPa下,組成x=0.35的溶液,加熱到 117C,處于什么狀態(tài)溶液加熱到什么溫度,全部汽化為飽和蒸氣解用汽液相平衡數(shù)據(jù)繪制t-y-x圖.1從tyx圖上可知,x=0.35時的泡點為 113.8C,平衡汽相的瞬間組成y=0.53.2x=0.35的溶液,加熱到 117c 時

5、為氣液混合物,液相組成x=0.24,汽相組成y=0.40.x=0.35的溶液力口熱至 ij118c 時,全部汽化為飽和蒸氣.【6-3】甲醇A-丙醇B物系的汽液平衡服從拉烏爾定律.試求：1溫度t=80C、液相組成x=0.5摩爾分數(shù)時的汽相平衡組成與總壓；2試求總壓為101.33kPa、液相組成x=0.4摩爾分數(shù)時的汽液相平衡溫度與汽相組成；3液相組成x=0.6、汽相組成y=0.84時的平衡溫度與總壓.組成均為摩爾分數(shù).用 Antoine 方程計算飽和蒸氣壓kPa八/1375.14=6.74414-t193式中 t 為溫度,C.解(1)t=80C時,pA=181.1kPa,pB=50.93kPap

6、-PBPA-PB總壓 p=pApBxpB=181.1-50.930.550.93=116kPa汽相組成y=摩.=181.10.5=0.781p116(2)p=101.33kPa,x=0.4,求x、yp=101.33kPa時,甲醇沸點為 64.7C,丙醇沸點為 97.2C,所求汽液相平衡溫度必在 64.7C與 97.2C 之間.假設t=75C計算pA=151.1kPa,pB=41kPap-pi101.33-41放相組成x=-ppB=0.548.0.4PAPB151.1-41計算的 x 值大于的 x 值,故所假設的溫度 t 偏小,重新假設大一點的 t 進行計算.將 3 次假設的 t 與計算的 x

7、值列于下表,并在習題 6-3 附圖 1 上繪成一條曲線,可知x=0.4時的平衡溫度甲醇lgpA=7.197361574.99t238.86丙醇lgPB130習題6-2附圖正庚烷-正辛烷t-y-x圖t=79.5Co習題6-3附表計算次數(shù)第一次第二次第三次假設t/c758085x0.5480.3870.252t=79.5C時,pA=177.9kPa汽相組成y=也=177.90.4=0.702p101.33(3)x=0.6,y=0.84,求t,p計算=g=0.84=3.5pBx(1-y)0.6(1-0.84)待求的溫度t,就是pA/pB=3.5時的溫度,用試差法計算.假設t=80C,pA=181.1

8、kPa,pB=50.93kPa%器=3.556,大于“溫度 t 越小,那么PA/pB就越大,故所假設的 t 偏小.假設t=85C,pA：=215.9kPa,pB=62.75kPa4=任=3.44PB62.75用比例內(nèi)插法求pA/pB=3.5時的溫度 tt-80_3.5-3.556-0.05685-8013.44-3.556-0.1160056t=80+(85-80=82.4C速養(yǎng)一后在此溫度下,pA=197.2kPa,pg=56.35kPa,貝U故t=82.4C為待求的溫度PA/PB197.256.35=3.5總壓PAX197.20.6084=140.9kPa【6-4】甲醇A-乙醇B溶液可視為

9、理想溶液在溫度 20c 下到達汽液平衡,假設液相中甲醇和乙酉 I 各為 100g,試計算汽相中甲醇與乙醇的分壓以及總壓,并計算汽相組成.20c 時甲醇的飽和蒸氣壓為 11.83kPa,乙酉亨為5.93kPa.解甲醇和乙醇的摩爾質(zhì)量分別為 32 和 46.甲醇為易揮發(fā)組成,液相組成摩爾分數(shù)為100/32x=100/32100/46=0.59甲醇分壓PA=pAx=11.830.59=6.98kPa乙醇分壓 pB=pB1-x=5.931-0.59=2.43kPa總壓p=pA-pB=6.982.43=9.41kPa甲醇的汽相組成摩爾分數(shù)為 y=6_98=0.7429.41【6-5總壓為 120kPa,

10、正戊烷A與正己烷B汽相混合物的組成為 0.6摩爾分數(shù),冷卻冷凝到 55C,汽液相呈平衡狀態(tài).試求液相量與汽相量之比值摩爾比.此物系為理想物系.55C下純組分的飽和蒸氣壓分別為pA=185.18kPa,pB=64.44kPa.解液相組成汽相組成P-PB120-64.44X=-=0.46pA-pB185.18-64.44pAx185.180.46LA=0.71120液相量 L 與汽相量 V 之比值Ly-xs0.71-0.6一s=0.786摩爾比Vxs-x0.6-0.46【6-6】利用習題 6-1 的苯一甲苯飽和蒸氣壓數(shù)據(jù),1計算平均相對揮發(fā)度口；2寫出汽液相平衡方程；3計算 y-x 的系列相平衡數(shù)

11、據(jù),并與習題 6-1 作比擬.解180.1C 時 5=正 201,61pB3882346110.6C 時氏=2.3210.133從計算結果可知,溫度高,相對揮發(fā)度小.平均二=.二1:2=2.612.32=2.462汽液相平衡方程二x2.46xy二1二1x11.46x3計算yx平衡數(shù)據(jù),與習題 6-1 的計算結果接近.t/c80.184889296100104108110.6x10.8230.6590.5080.3760.2560.1550.0580y10.920.8260.7180.5970.4580.3110.1310【6-7】甲醇和丙醇在 80c 時的飽和蒸氣壓分別為 181.lkPa 和

12、 50.93kPa.甲醇一丙醇溶液為理想溶液.試求：180c 時甲醇與丙醇的相對揮發(fā)度 a;2在 80c 下汽液兩相平衡時的液相組成為 0.5,試求汽相組成；3計算此時的汽相總壓.1甲醇和丙醇在 80c 時的相對揮發(fā)度：x3.5560.5y=0.7811(二-1)x1(3.556-1)0.5物料衡算及包摩爾流量假設【6-8】由正庚烷與正辛烷組成的溶液在常壓連續(xù)精儲塔內(nèi)進行別離.原料的流量為 5000kg/h,其中正庚烷的質(zhì)量分數(shù)為 0.3.要求儲出液中能回收原料中 88%的正庚烷,釜液中正庚烷的質(zhì)量分數(shù)不超過 0.05.試求儲出液與釜液的摩爾流量及儲出液中正庚烷的摩爾分數(shù).解先將質(zhì)量流量換算為

13、摩爾流量,質(zhì)量分數(shù)換算為摩爾分數(shù),再作物料衡算.正庚烷C7H16的摩爾質(zhì)量MA=100kg/kmol,正辛烷C8H短的摩爾質(zhì)量MB=114kg/kmol.原料的平均摩爾質(zhì)量為 100.03 才 8(1141)0=328kg1/k)ml原料的摩爾流量 F=45.7kmoXh109.4將數(shù)XF=0.328摩爾分數(shù)、xw=0.0566摩爾分數(shù)及F=45.7kmol/h,代入微出液采出率計算式D0.328-0.056645.7-xD-0.0566PA181.1=3.556PB50.93(2x=0.5(3)總壓p=pXx181.10.5=116kPay0.7810.3xF1000.307100114=0

14、.3280.05XA,=100=00566xW0.050.95.TQQ宿并代入儲出液中正庚烷的回收率表達式【6-10】在一連續(xù)操作的精微塔中別離苯-甲苯混合液,原料液中苯的組成為 0.28摩爾分數(shù)DxDXn一-=0.88DxD=088FXF45.70.328由式1與式2求得儲出液流量D=13.9kmol/h,儲出液中正庚烷的摩爾分數(shù)xD=0.948.釜液流量W=F_D=45.7一13.9=31.8kmol/h【6-9】在壓力為101.325kPa的連續(xù)操作的精微塔中別離含甲醇 30%摩爾分數(shù)的甲醇水溶液.要求儲出液組成為 0.98,釜液組成為 0.01,均為摩爾分數(shù).試求：1甲醇的回收率.2進

15、料的泡點.解操作壓力p=101.325kPa,XF=0.3摩爾分數(shù)甲醇回收率計算DXF-XW0.3,0.010.29F=XD-XW=0.98_0.01=0?97DXD=FXF0290980.97660.970.302進料的泡點計算在p=101.325kPa下甲醇的沸點為 64.7C,水的沸點為 100C,進料的泡點必在64.7C與 100c之間.假設t=70C,計算pA=125.31kPa,pB=31.17kPa液相組成p-PBPA-PB101.325-31.17=07450.3125.31-31.17計算的 x 值大于的 x 值,故所假設的溫度 t 偏小,再假設大些的 t,重新計算.將 3

16、次假設的 t 與計算的 x 值列于下表,并在習題 6-9 附圖中繪成一條曲線,可知x=0.3時的泡點為t=84C.計算次數(shù)第一次第二次第三次假設t/c708085x0.7450.4040.275習題6-9附表76765 54-4-a a.0000而習題6-9附圖儲出液組成為 0.98(摩爾分數(shù)),釜液組成為 0.03(摩爾分數(shù)).精微段上升蒸氣的流量V=1000kmol/h,從塔頂進入全凝器,冷凝為泡點液體,一局部以回流液 L 進入塔頂,剩余局部作為儲出液 D 采出.假設回流比 R=D=1.5,試答復以下問題：(1)計算儲出液流量 D 與精儲段下降液體流量 L;(2)計算進料量 F 及塔釜釜液

17、采出量 W;(3)假設進料為飽和液體,計算提儲段下降液體流量 L與上升蒸氣流量 V；(4)假設從塔頂進入全凝器的蒸氣溫度為 82C,試求塔頂?shù)牟僮鲏毫?苯與甲苯的飽和蒸氣壓用 Antoine 方程計算,其計算式見例 6-2.解(1)V=1000kmol/h,R=1.5儲出液流量 D=%=400kmol/hR11.51精微段下降液體流量L=V_D3000_40&6k0m/olh(2)XF=0.28,XD=0.98,XW=0.03,D=400kmol/h,代入式DXF-xWFXD-xW求得進料流量F=1520kmol/h釜液采出量W=FD1520_40k11k2mtolh(3)提微段下降液

18、體流量L=F+L=1520+600=2120kmol/h提微段上升蒸氣流量V=V=1000kmol/h或V=L-W2120-1120110m0Hh(4)塔頂操作壓力計算t=82苯pA=107.39kPa甲苯pB=41.58kPa用露點與汽相組成的關系式PAP-PBy:一pPA-pB計算p,y=0.98107.39p-41.58.p.=098p107.39-41.58解得操作壓力p=104kPa6-11在一連續(xù)操作的精微塔中別離苯-甲苯溶液.進料量為100kmol/h,進料中苯的組成為 0.4(摩爾分數(shù)),飽和液體進料.儲出液中苯的組成為 0.95(摩爾分數(shù)),釜液中苯的組成為 0.04(摩爾分

19、數(shù)),回流比 R=3.試求從冷凝器回流入塔頂?shù)幕亓饕耗柫髁恳约皬乃仙恼魵饽柫髁?解F=100kmol/h,XF=0.4,XD=0.95,XW=0.04儲出液流量D=FxF-xW=1000.4一0.04=39.6kmol/hxDxW0.95-0.04回流液流量L=RD=339.6=119kmol/h塔釜上升蒸氣流量因飽和液體進料,那么V=V=R1D=13139.6=158kmolZh進料熱狀態(tài)參數(shù)【6-12在101325kPa下連續(xù)操作的精微塔中別離甲醇-水溶液.進料流量為100kmol/h,進料中甲醇的組成為 0.3摩爾分數(shù),儲出液流量為50kmol/h,回流比 R=2.甲醇-水汽液

20、相平衡數(shù)據(jù)見附錄.1假設進料為 40c 的液體,試求進料熱狀態(tài)參數(shù) q 值,體流量及上升蒸氣流量；2假設進料為汽液混合物,汽液比為 7:3,試求q值.1從甲醇-水的汽液相平衡數(shù)據(jù)可知,XF=0.3時,溶液的泡點h=78C.從附錄查得,甲醇在 78c 時的比汽化熱為1065kJ/kg.甲醇的摩爾質(zhì)量為32kg/kmol,故其摩爾汽化熱為106焉3=234x7=0.360:二xf第 7 板為加料板.以下交替使用提儲段操作線方程3與相平衡方程1計算如下X7=0.360y8=0.462x8=0.258y9=0.326x9=0.164y10=0.200一;XIO=0.092yn=0.103)xn=0.0

21、447:二xW總理論板數(shù)為 11包括蒸儲釜,精儲段理論板數(shù)為 6,第 7 板為加料板.冷凝器及蒸儲釜的熱負荷XF0.4/780.4/780.6/92=0.44yxR1XDXF-xWXDXFxn-xw-q-1-_WXD-XF=(21)0.44-0.060.94-0.44(1.38-1)0.94-0.060.94-0.44=2.95R1y=xRXWR2.9512.950.061.34x-0.02032.95最小回流比RxDPRmin-Vp-Xp0.95-0.665-0.665-0.3=0.781或由精福段操作線的截距計算【6-19】在一連續(xù)操作的精微塔中別離正戊烷-正己烷混合液.進料流量為60km

22、ol/h,儲出液流量為25kmol/h,儲出液中正戊烷的摩爾分數(shù)為 0.95,釜液中正戊烷的摩爾分數(shù)為 0.05.塔頂回流比R=1.6,進料熱狀態(tài)參數(shù)q=1.22冷液進料.試計算冷凝器及蒸儲釜的熱負荷.正戊烷-正己烷溶液t_y-x數(shù)據(jù)見教材中例 6-1.解從例 6-1 的tyx 圖上查得XD=0.95時的泡點為 37C,廂=0.05時的泡點為 67Co從附錄上查取比汽化熱37c 時C5H1的比汽化熱 rc5=340kJ/kg,C6H14的比汽化熱Q=360kJ/kg67c 時 rc5=310kJ/kg,rc6=330kJkg摩爾汽化熱計算37C 時,rc5=340 黑 72=24500kJ/k

23、mol,rc6=360 x86=31000kJ/kmolxD=0.95溶液的摩爾汽化熱為rc=24500X0.95+31000M0.05=24800kJ/kmol67C 時,rc5=310 父 72=22300kJ/kmol,rc6=330m86=28400kJ/kmolXW=0.05溶液的摩爾汽化熱為rb=22300M0.05+28400M0.95=28100kJ/kmol進入冷凝器的蒸氣量為 V=R-1D=1.6T25=65kmol/h冷凝器熱負荷Qc=rcV=2480065=1.61106kJ/h蒸儲釜的汽化量為 V=V-1-gF=65-1-1.2260=78.2kmol/h蒸儲釜熱負荷

24、QB=rbV=2810078.2=2.2106kJ/h最小回流比【6-20】想用一連續(xù)操作的精微塔別離含甲醇 0.3 摩爾分數(shù)的水溶液,要求得到含甲醇 0.95摩爾分數(shù)的微出液.操作壓力為101.325kPa.在飽和液體進料及冷液進料q=1.2的兩種條件下,試求最小回流比101.325kPa下的甲醇一水溶液相平衡數(shù)據(jù)見附錄.解xF=0.3,xD=0.95.1飽和液體進料此時,操作線與平衡線交點 P 的坐標為Xp=XF=0.3,Vp=0.665從相平衡數(shù)據(jù)上查得Rmin,截距為=0.533Rmin,1或由精微段操作線截距計算 Rmin,其截距為一=0.56Rmin-1習題6-20附圖【6-21含

25、丙酮 0.25 摩爾分數(shù)的水溶液在常壓下連續(xù)操作的精微塔中別離.要求塔頂產(chǎn)品含丙酮 0.95 摩爾分數(shù),原料液溫度為 25Co試求其最小回流比Rmin.101.325kPa下的丙酮-水溶液的相平衡數(shù)據(jù)見附錄.最小回流比(2)冷液進料,q 線的斜率Rmin=xp0.5330.950.533=0.782q=1.21.21.2_1=6操作線與平衡線交點 P 的坐標為XP=0.36乳=.0710pp最小回流比xD-yP=0.95-0710yp-Xp0.710-0366=0.698最小回流比R=XD-1%in0.560.95696I03=07104=06650.504=0305JfD=095100.90

26、.S070.60.5040.30.2010解通過點D(0.95,0.95)作平衡線下凹局部的切線,與 y 軸相交于 0.60.因此,由切線的截距計算Rmin.0.95-1-1=0.5830.60【6-22】用常壓下操作的連續(xù)精微塔中別離苯-甲苯混合液.進料中含苯 0.4 摩爾分數(shù),要求儲出液含苯 0.97 摩爾分數(shù).苯-甲苯溶液的平均相對揮發(fā)度為 2.46.試計算以下兩種進料熱狀態(tài)下解汽液相平衡方程為10XDtin1=0.60Rin_XD一0.60的最小回流比：(1)冷液進料,其進料熱狀態(tài)參數(shù)q=1.38；(2)進料為汽液混合物,汽液比為 3:4.x習題6-21附圖:Xp2.46xpyp二二1

27、(T)xp1T.46xpxF=0.4,xD=0.96(1)冷液進料,q 線方程為q=1.38qxF1.38yXpxppq-1pq-10.38p0.40.38yp=3.63XP-1.05由 q 線方程與相平衡方程解得Xp=0.481,ypp=0.695最小回流比Rmi_XD-ypn-yp-xp0.97-0.695-0.695-0.481=1.29(2)汽液混合物進料,WL=4/3,q=3/7用關聯(lián)式計算理論板數(shù) N將R=2.2、Rmin=1.58及Nmin=8.19代入求得N=15.8或用關聯(lián)圖計算理論板數(shù) N堂皿=絲/笆二.R12.21q 線方程為yp3qXF70.4Xp-7Xp-Qq-1q-

28、1313,7_7-yD=-0.75XD-0.7pp由 q 線方程與相平衡方程解得Xp=0.28,y=0.49pp最小回流比XD-VPRmin二yp一Xp097_049.-049-028.=229.理論板數(shù)的簡捷計算法【6-23】用常壓下連續(xù)操作的精微塔別離含苯 0.4 摩爾分數(shù)的苯-甲苯溶液.要求儲出液含苯0.97 摩爾分數(shù),釜液含苯 0.02 摩爾分數(shù).塔頂回流比為 2.2,泡點進料.苯-甲苯溶液的平均相對揮發(fā)度為 2.46.試用簡捷計算法求所需理論板數(shù).解XF=0.4,XD=0.97,XW=0.02,a=2.46用芬斯克方程計算全回流時的最少理論板數(shù)minlgqjIg.971-0-02_k

29、1XD.XW|,1-0.970.02=8.19Ig二 Ig2.46計算最小回流比小n泡點進料,X=XF=0.4pFyp二Xp2.460.41-1xp-11.460.4=0.621RminxD-ypyp-Xp0.970.6210.621-0.4=1.58N-NminN1將Nmin=8.19代入,求得N=15.9,取整數(shù)N=16包括蒸儲釜精儲塔的操作計算【6-24】別離乙醇-異丁醇混合液理想溶液,平均相對揮發(fā)度為a=5.18的連續(xù)操作精儲塔,進料組成為XF=0.4,飽和液體進料,理論板數(shù)為 9,進料板為第 5 板.假設回流比R=0.6,試求儲出液組成XD及釜液組成xw.解用試差法計算如下.相平衡方

30、程 x=y=.a_(_1)y5.184yI8(1)XD的計算假設XD=0.97精福段操作線方程RXD0.60.97cy=x=-x=0.375x0606RR1R10.610.61兩操作線交點的橫坐標為Xf=XF=0.4用相平衡方程1與精微段操作線方程2計算如下了產(chǎn)工 0=0.97 理當工產(chǎn) 0862,=0.929-工0.717=0,875.萬 753=0.8220.471 大于不(.從計算的X4Xf可知,所假設的XD偏大,再假設小一點的XD,重新計算.將 3 次假設的XD與-X4的數(shù)值列于表中,并在習題 6-24 附圖 1 上繪成一條曲線,從曲線上可知XD=0.9523 的(Xf-X4)=0,故

31、所求的XD=0.9523.習題6-24附圖1習題6-24附表1從關聯(lián)圖上查得N-Nm0.455計算次數(shù)第一次第二次第三次假設xD0.970.960.95Xf-X4-0.071-0.02560.007(2)xw的計算XD=0.9523時,兩操作線交點的縱坐標為設x=0.05塔釜汽相回流比 R,提福段操作線方程1.01410.05x=1.986x-0.04931.0141.014用相平衡方程(1)與提儲段操作線方程(3),從V5=yf=0745開始逐板計算如下從計算結果可知,所假設的Xw偏大,重新假設小一點的Xw,進行計算.將(xw-X9)的數(shù)值列于表中,并在習題 6-24 附圖 2 中繪出一條直

32、線.用第二次與第三次的計算結果0.035xw0.0111-Xw0.035-0.025-0.0111T-0.0026求得xw=0.0269習題6-24附表2計算次數(shù)第一次第二次第三次假設Xw0.050.0350.025XwX90.03190.0111-0.0026VfRXFqxDR-P06I1.9523.0.7450.61R=iR1XD-XF=(0.61)0.4-0.050.9523-0.4R1XwV=xRR3 次假設的xw與進行比例內(nèi)插,即q=1.014=0,745兀=0.667=0.504“=0.277%;0373Jt3-0,3606xt=0.279工丁=0,IM工 w0P0688工口=0.

33、01 小于假設的工 w( (0,05)一.01*|I紜=0,02姆Li0020030.040.05習題6-24附圖2【6-25】在精微塔操作中,假設 F、V維持不變,而XF由于某種原因降低,問可用哪些舉措使XD維持不變并比擬這些方法的優(yōu)缺點.解：可以采用以下舉措.1增大回流比 R,但會減少塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量；2降低進料管位置,缺點是釜液組成增大,使塔底產(chǎn)品純度下降；3減少進料的崎如有可能,即原來的料液通過預熱的,降低其預熱程度,即相當于增大提福段回流比,但以減小塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量為代價.可根據(jù)允許付出的代價,選擇其中一法,或同時用多于一法的組合.直接水蒸氣加熱的提儲塔【6-26】在壓力 202.6kPa

34、下連續(xù)操作的提儲塔,如習題 6-26 附圖所示,用直接水蒸氣加熱,別離含氨 0.3 摩爾分數(shù)的氨水溶液.塔頂進料,為飽和液體,進料流量為100kmol/h.塔頂產(chǎn)品流量為40kmol/h,氨的回收率為 98%.塔頂蒸氣全部冷凝為液體產(chǎn)品而不回流.試求所需要的理論板數(shù)及水蒸氣用量.壓力在 202.6kPa 時的氨水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)如下.水蒸氣-習題6-26附圖液相組成X氨汽相組成y氨液相組成X氨汽相組成y氨液相組成X氨汽相組成y氨的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)0.00.00.3120.8910.6140.9870.10530.4740.4140.9430.7120

35、.990.20940.7420.5140.9770.8090.995解F=100kmol/h,XF=0.3,D=40kmol/h,氨的回收率“叫=0.98.塔頂產(chǎn)品組成xD的計算釜液流量 b 的計算由于飽和液體進料及恒摩爾流量假設,那么有釜液組成 Xb的計算b=L=F=100kmol/h全塔易揮發(fā)組分的物料衡算為FxF=DXDqbxb1000.3=400.735100Xb解得xb=0.006理論板數(shù)的計算提微段操作線與 x 軸交于Xb=0.006,yD=XD=0.735與q線的交點為f.從f點開始畫梯級,直到xMXb為止,共 5 個梯級.即理論板數(shù)為 5包括蒸儲釜加熱水蒸氣用量 S 的計算S=

36、V=D=40kmol/h具有側(cè)線采出產(chǎn)品的精儲塔【6-27】 含甲醇 20%的水溶液,用一常壓下連續(xù)操作的精微塔別離,如習題 6-27 附圖所示.希望得到 96%及 50%的甲醇水溶液各半,釜液中甲醇含量不高于 2%,以上均為摩爾分數(shù).回流比為 2.2,泡點進料.試求：1所需理論板數(shù)、加料板位置及側(cè)線采出板的位置；2假設只在塔頂采出96%的甲醇水溶液,需要多少理論板數(shù)較1計算的理論板數(shù)是多還是少甲醇-水溶液的汽液相平衡數(shù)據(jù)見附錄.DXDFXF=0.98,%0.981000.340=0.735將L=L-D2=RDI-D2與 V=V=LDI=RDDI=DIR1代入上式,得RDI-D2D1XD1D2

37、XD2y二xD1(R1)D1(R1)按題意,D1=D2,故R-1XDIXD?2.2-10.960.5y 二 x 二 xR1R12.212.21得中間段操作線方程為y=0.375x0.456解XF=0.2,XD1=0.96,XD2=0.5,Xw=0.02R=22(1)精儲塔有精儲段、中間段及提福段.精微段操作線方程 y=-R-x工=22x96=0.688x0.3R1R13.23.2中間段操作線方程從中間段到塔頂作易揮發(fā)組分物料衡算,得Vy=LxDiXD16XD2LDIXDID2XD2xV=0Jp=02上=5工5=.%習題6-20a附圖塔頂與側(cè)線采用精微段操作線的截距為 0.3,在 yx 圖上畫出

38、操作線口,與 xD2=0.5 的垂直線交于點D2.中間段操作線的截距為 0.456,以縱坐標上的I2點表示,聯(lián)線D,為中間段操作線.過XF=0.2作垂直線,與中間段操作線交于點f,點f與點Wxw,xj連接,連線fW為提福段操作線.習題6-20b附圖塔頂采用2只在塔頂采出 96%的甲醇水溶液時所需理論板數(shù)為 8.具有分凝器的精儲塔【6-28】在常壓連續(xù)精微塔中別離二元理想混合物.塔頂蒸汽通過分凝器后,3/5 的蒸汽冷凝成液體作為回流液,其濃度為 0.86.其余未凝的蒸汽經(jīng)全凝器后全部冷凝,并作為塔頂產(chǎn)品送出,其濃度為 0.9以上均為輕組分的摩爾分數(shù).假設操作回流比為最小回流比的 1.2 倍,泡點

39、進料,試求：1第一塊板下降的液體組成；2原料液的組成.：X00.86：.八.yo=：=；二0.91：_1X01：._10.86XD=y0=0.9由精微段操作線方程得：y1=_R_X0LxD=1.50.860.9=0.876R1R11.511.51由相平衡方程y1=一竺一可求得X1=0.82811送.1X112原料液的組成由于R=1.2Rmin,所以Rmin=1.25當采用泡點進料時,q=1,即 Xq=XFXD1yqRmin=1.25(a)yq-xq聯(lián)立求解a、b式,可得 xq=0.758yq=0.821所以XF=Xq=0.758具有兩股進料的精儲塔【6-29】在常壓連續(xù)精微塔中別離 A、B 混

40、合液,兩股進料流量及組分分別為 F1=100kmol/h、XFI=0.5摩爾分數(shù),下同,F2=300kmol/h,XF2=0.2,均為飽和液體進料,各自從塔板組成相近處參加.要求塔頂XD=0.9,塔釜XW=0.05,回流比為最小回流比的 1.3 倍,體系的相對揮發(fā)度戶 2.47,塔釜為間接蒸汽加熱,塔頂為全凝器,泡點回流.試求精微段操作線方程以及兩股進料間的操作線方程.解假設夾緊點在 I 和 II 段操作線之間解1回流比：R=D3V5=1.52V5由相平衡關系:=1.465q1=1;Xe1=XF1=0.5;2.470.511.470.5=0.712Rmin1_XD-ye1ye1-Xe10.9-

41、0.7120.890.712-0.5假設夾緊點在 II 和 III 段操作線之間(b)1.670.9430.9-0.50.943Xs1.6711.671=0.98xs0.16全塔板效率與實際塔板數(shù)q2=1；Xe2=XF2=0.2；2.470.2yei=0.38211.470.2第 III 段操作線斜率：LL=ye2-Xw=0.382-0.05=2.213VIIIXe2-Xw0.2-0.05LIII=LIIq2F2=LIq1F1q2F2=Rmin2DF1F2VIII=VU-(1-q2)F2=V1-(1-q)F1-(1-q2)F2=(Rmin22)DLIII_Rmin2DF1F2_FU2D/F11

42、F2/F1VIII一(Rmin21)D一(七-1)D/F：FI：F2=1:3,Lu/V川=2.213物料衡算：FI,F2=D.W和FIXFI-F2XF2=DXD,WXW得到：1+F2/F1=D/F1+W/F1；W/F1=1+F2/F1-D/F1代入XFI+XF2F2/F1=XDD/FI+XWW/FI,得到：D/E=1.06Rmin21.0613_jmn2=2.213;(Rmin21)1.06得到：Rmin2-1.286Rmin1Rmin2,說明夾緊點在II 和 III 段操作線之間.此時Rmin=Rmin2R=1.3Rmin=1.67精福段操作線:RXDyn1-XnR1R11.67xn0.9=

43、0.625xn0.341.6711.671兩進料間的操作線:RDF1DXD-FXF1ys1=-Xs(R1)D(R1)DRF1/DXD-XF1F/DXsR1R1【6-30】在一常壓下連續(xù)操作的精微塔中別離含丙酮 0.25質(zhì)量分數(shù)、流量為 1000kg/h 的丙酮水溶液.要求儲出液中含丙酮 0.99質(zhì)量分數(shù).進料中的丙酮有 80%摩爾進入儲出液中.進料溫度為 25C,回流比為最小回流比的 2.5 倍.蒸儲釜的加熱水蒸氣絕對壓力為 0.25MPa.塔頂蒸氣先進入一個分凝器中進行局部冷凝,冷凝液用于塔頂回流,為泡點回流.其余蒸氣繼續(xù)進入全凝器中冷凝,并冷卻至 20C,作為儲出液.101.325kPa

44、下的丙酮-水溶液的相平衡數(shù)據(jù),見附錄.1計算理論板數(shù)及實際板數(shù),取全塔板效率為 0.65;2計算蒸儲釜的水蒸氣消耗量.解1先計算釜液組成 xw進料組成機=0.25質(zhì)量分數(shù),如=0.99質(zhì)量分數(shù),換算為摩爾分數(shù),丙酮的摩爾質(zhì)量為58kg/kmol.原料液的摩爾質(zhì)量為0.0938M58+(1-0.0938)父18=21.8kg/kmol原料液流量 1000kg/h=1=469kmol/h21.8Dx一按題意丙酮的回收率一D=0.8FXF儲出液流量D=0.8昆=0.845.90.0938=3.56kmol/hXD0.968釜液流量W=F-D=45.9-3.56=42.3kmol/h釜液組成XWXF孫

45、D=459009召 8.356-2803W423進料熱狀態(tài)參數(shù) q 的計算XF=0.0938,從丙酮-水的tyx圖(習題6-28附圖1)上求得泡點為tb=67.3Co進料溫度tF=25C,為冷液進料.全塔效率E0理論板數(shù)不包括蒸播釜實際板數(shù)0.25xF=58=00938XF0.250.75,58180.99XD580.990.015818=0.968q 值計算式為 q=1+cp曲二七)r4.500kJ/kg,摩爾汽化熱為：500X58=2.9X10kJ/kmol67.3C時水的比汽化熱為2400kJ/kg,摩爾汽化熱為：2400X18=4.32X104kJ/kmol進料的摩爾汽化熱為：r=2.

46、91040.09384.321041-0.0938=4.19104kJ/kmol進料從 25c 升到 67.3C 的平均溫度 tm=25+67.3=46.2C246.2C 時丙酮的比熱容為2.27kJ/kg,摩爾熱容為2.27M58=132kJ/kmol,C46.2C 時水的比熱容為4.2kJ/kg：C,摩爾熱容為4.2父18=75.6kJ/kmol,C進料的摩爾熱容CPL=132.009 為 8.756.1 產(chǎn)8038J/kmoOCpL(tbT)80.9(67.3-25)q=i=i=i.08r4.19M104最小回流比Rmin的計算在習題 6-28 附圖 2 中,從對角線上的點 D 畫一條平

47、衡曲線的切線,與縱坐標軸的交點處讀得截距為泡點tb=67.3C時丙酮比汽化熱為=0.49XD0.490.968一 0.49-1=0.976習題6-28附圖1xDRmin習題6-28附圖2操作回流比R=2.5Rmi尸2509M6.244理論板數(shù)計算塔頂有分凝器時的理論板數(shù)計算方法與只有一個全凝器時的相同,但其第一梯級代表分凝器,在分凝器中汽液呈平衡狀態(tài).精微段操作線截距士=0.968=0.281R12.441q線的斜率q二：813.5q-11.08-1在習題 6-28 附圖 2 上畫出精微段操作線、q 線及提儲段操作線.共畫出 8 個梯級,包括分凝器與蒸儲釜,所以理論板數(shù)為 6 層.全塔板效率為 0.65,那么實際板數(shù)為理論板數(shù) 6人聲=777Z=9.23 取整數(shù)為 10 層全塔板效率 0.65(2)蒸儲釜熱負荷QB的計算QBVrb蒸儲釜的上升蒸氣流量V=Vq-1F=：R1Dq-1F=2.4413.56(1.08-1)45.9=15.9kmoJ/h釜液的汽化熱釜液組成為XW=0.0203(摩爾分數(shù)),從丙酮-水的t-y-x圖上查得泡點為tW=86C86c 時丙酮的比汽化熱為480kJ/kg,摩爾汽化熱為480M58=