分离工程考题.doc

二、已知在0.1013MPa压力下甲醇（1）水（2）二元系的汽液平衡数据，其中一组数据为：平衡温度T71.29，液相组成x10.6，气相组成y10.8287（摩尔分率）。试计算汽液平衡常熟，并与实测值比较。解：该平衡温度和组成下第二维里系数纯甲醇纯水交互系数混合物B11B22B12B10985958611014在71.29纯甲醇和水的饱和蒸汽压分别为： ；液体摩尔体积的计算公式为：甲醇：水： 计算液相活度系数的NRTL方程参数； 汽、液相均为非理想溶液A 计算汽相逸度系数由于本题已知平衡条件下的第二维里系数，故采用维里方程计算逸度系数。将式（231）用于二元物系， （A） （B）将式（233）变换成用该式求露点温度下混合蒸汽的摩尔体积解得 压缩因子 将、值代入（A）和（B）B 计算饱和蒸汽的逸度系数使用维里方程计算纯气体i的逸度系数的公式如下： （C）式中 纯气体i在温度T的第二维里系数； 纯气体i在温度T、压力P下的摩尔体积。对本计算特定情况，P即为 相应的压缩因子对甲醇，将、等数据代入下式得 由式（C） 0.949同理 0.993C 计算普瓦廷因子和基准态下得逸度由已知条件求甲醇的液相摩尔体积：同理可求出D 计算液相活度系数应用NRTL方程计算、同理 ；已知液相组成x10.6，x20.4同理E计算按式（235）计算各组分的汽液平衡常数 汽相为理想气体，液相为非理想溶液按式（238） 汽、液均为理想溶液应用公式计算纯甲醇和水在0.1013MPa和344.44K时汽相逸度系数同理按式（241） 将各种方法计算的K值列表如下：组分实验值按式（235）按式（236）按式（238）按式（241）甲醇1.3811.3651.29751.3831.279水0.4280.4360.32500.42900.3297比较实验值和不同方法的计算值可以看出，对于常压下非理想性较强的物系，汽相按理想气体处理，液相按非理想溶液处理是合理的。由于在关联活度系数方程参数也做了同样简化处理，故按式（238）的计算值更接近于实验值。三、已知氯仿（1）乙醇（2）溶液的浓度为（摩尔分率），温度为55。试求泡点压力及气相组成。该系统的Margules方程常数为：，。55时，纯组分的饱和蒸汽压，第二维里系数：，。指数校正项可以忽略。解：将式（235）代入（250）中，并忽略指数项，得： （A）令对于二元系统，将其代入式（A） （B）因故 （C）同理 （D）在时，由Margules方程求得：同理因为及是及的函数，而及又未知，故需用数值方法求解。为了确定及之初值，可先假设，由式（B）求出及和。因，故得及。以这个及，为初值，就可由式（C）和（D）算出及。再由此及算出新的及，。这样反复进行，直至算得的与和假设值相等（或差数小于规定值）时为止。以和、代入式（B），得：；将及，值代入式（C）和（D）中求出：；以上述及值代入式（B），得：故 由于此计算结果与第一次试算结果已相差甚小，故不再继续试算下去。因此，四、设计一个脱乙烷塔，从含有6个轻烃的混合物中回收乙烷，进料组成、各组分的相对挥发度和对产物的分离要求见设计条件表。试求所需最少理论板数及全回流条件下馏出液和釜液的组成。脱乙烷塔设计条件编号进料组分mol %1CH45.07.3562C2H635.02.0913C3H615.01.0004C3H820.00.9015i-C4H1010.00.5076n-C4H1015.00.408设计分离要求馏出液中C3H6浓度 2.5mol %釜液中C2H6浓度 5.0mol %解：根据题意，组分2（乙烷）是轻关键组分，组分3（丙烯）是重关键组分，而组分1（甲烷）是轻组分，组分4（丙烷）、组分5（异丁烷）和组分6（正丁烷）是重组分。要用芬斯克公式求解最少理论板数需要知道馏出液和釜液中轻、重关键组分的浓度，即必须先由物料衡算求出及。取100摩尔进料为基准。假定为清晰分割，即，则根据物料衡算关系列出下表：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.002C2H6（LK）35.031.893.113C3H6（HK）15.00.9514.054C3H820.020.005i-C4H1010.010.006n-C4H1015.015.00100.037.8462.16用式（3-11）计算最少理论板数： 为核实清晰分割的假设是否合理，计算塔釜液重CH4的摩尔数和浓度： （摩尔分率）同理可计算出组分4，5，6在馏出液中的摩尔数和浓度： ， ，可见，CH4、i-C4H10和nC4H10按清晰分割是合理的。C3H8按清晰分割略有误差应再行试差。其方法为将d4的第一次计算值作为初值重新做物料衡算列表求解如下：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.002C2H6（LK）35.035.00.05W0.05W3C3H6（HK）15.00.025D150.025D4C3H820.00.644819.35525i-C4H1010.010.00006n-C4H1015.015.0000100.0DW 解D和W完成物料衡算如下：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.002C2H6（LK）35.031.92673.07333C3H6（HK）15.00.963414.03664C3H820.00.6448*19.3552*5i-C4H1010.010.00006n-C4H1015.015.0000100.038.534961.4651*需核实的数据再用式（3-11）求Nm： 校核d4： 由于d4的初值和校核值基本相同，故物料分配合理。五、苯（B）甲苯（T）二甲苯（X）异丙苯（C）的混合物送入精馏塔分离，进料组成为：zB0.2，zT0.3，zX0.1，zC0.4（摩尔分数）。相对挥发度数据：B2.25，T1.00，X0.33，C0.21。分离要求：馏出液中异丙苯不大于0.15%；釜液中甲苯不大于0.3%(摩尔)。计算最少理论板和全回流下的物料分配。解：以100摩尔进料为计算基准。根据题意定甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分。从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物流衡算时，要根据它的相对挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行修正。物料衡算表如下：组分进料，fi馏出液，di釜液，B2020T30300.003W0.003WX101*9*C*为二甲苯的初定值解得 D50.929，W49.071则 dT29.853，0.147 dC0.0764，39.924带入式（3-11）Nm7.42 由Nm值求出中间组分的馏出量和釜液量： dX 由于初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算：组分进料，fi馏出液，di釜液，B2020T30300.003W0.003WX100.5199.481C 二次解得 D50.446，W49.554则 dT29.852，0.148 dC0.0757，39.924 再求Nm：Nm7.42 校核dX：dX 再迭代一次，得最终物料衡算表：组分进料馏出液釜液数量mol %数量mol %数量mol %苯20202039.65甲苯303029.851359.180.14870.3二甲苯10100.51501.029.485019.14异丙苯二、用萃取精馏法分离正庚烷（1）-甲苯（2）二元混合物。物料组成z1=0.5；z2=0.5(mol分数)。采用苯酚为溶剂，要求塔板上溶剂浓度xS=0.55(mol分数)；操作回流比为5；饱和蒸汽进料；平均操作压力为124.123kPa。要求馏出液中含甲苯不超过0.8（mol），塔釜液含正庚烷不超过1（mol）（以脱溶剂计），试求溶剂与进料比和理论板数。 解：计算基准100kmol进料，设萃取精馏塔有足够高的溶剂回收段，馏出液中苯酚浓度（xS）D0。 脱溶剂的物料衡算： ； 代入已知条件 解得 ；计算平均相对挥发度： 由文献中查得本物系有关二元Wilson方程参数（J/mol）： 各组分的安托尼方程常数：组分ABC正庚烷6.018761264.37216.640甲 苯6.075771342.31219.187苯 酚6.055411382.65159.493 ， t：； PS：kPa各组分的摩尔体积（cm3/mol）： v1147.47 ， v2106.85 ， vS83.14假设在溶剂进料板上正庚烷与甲苯的液相相对浓度等于馏出液浓度，则x10.4464，x20.0036，xS0.55。经泡点温度的试差得： 泡点温度为109.4。同理，假设塔釜上一板液相中正庚烷与甲苯的相对浓度为釜液脱溶剂浓度，且溶剂浓度不变，则x10.0045，x20.4455，xS0.55。作泡点温度计算得：泡点温度为132.7。故平均相对挥发度为： 根据该数据，按公式作图。核实回流比和确定理论塔板数： 由露点进料，图上图解最小回流比： 故RRm 按操作回流比在图上作操作线，然后图解理论塔板数，得N14（包括再沸器），进料板为第7块（从上往下数）。确定溶剂/进料： 粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度： 若按塔釜上一板估计,则由=28.32和=9.76得=0.1。从式（345）可看出，用较小的值计算溶剂进料量较稳妥。 由式（345）经试差可解得S： S270 所以，S/F=2.7三、已知原料气组成为：组分CH4C2H6C3H8i-C4H10n-C4H10i-C5H12n-C5H12n-C6H14摩尔分数0.7650.0450.0350.0250.0450.0150.0250.045拟用不挥发的烃类液体为吸收剂在板式吸收塔中进行吸收，平均吸收温度为38，操作压力为1.013MPa，要求iC4H10的回收率为90。计算：最小液气比；操作液气比为最小液气比的1.1倍时所需的理论板数；各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成；塔顶应加入的吸收剂量。解：查得在1.013MPa和38下各组分的相平衡常数列于下表。最小液气比的计算： 在最小液气比下； 理论板数的计算： 操作液气比 关键组分iC4H10的吸收因子为： 按式（3-82），理论板数为： 尾气数量和组成的计算：组分进料中各组分的量kmol/h相平衡常数K吸收因子A吸收率被吸收量kmol/h塔顶尾气数量kmol/h组成y(mol分数)CH476.517.40.0320.0322.44874.050.923C2H64.53.750.1480.1480.6683.8340.048C3H83.51.30.4260.4261.4912.0090.025i-C4H102.50.560.990.902.2500.2500.003n-C4H104.50.41.3860.994.4550.0450.0006i-C5H121.50.183.081.001.5000.00.0n-C5H122.50.1443.851.002.5000.00.0n-C6H144.50.0569.91.004.5000.00.0合计100.019.81080.1901.00 塔顶加入的吸收剂量：塔内气体的平均流率为： kmol/h塔内液体的平均流率为： 由，得：kmol/h四、用精馏法从含有0.0143%（原子）重氢的天然水中分离重水D2O。由于该装置建立较早，采用泡罩塔。设计时取默弗里板效率为80，但效率只有5075。试用AIChE法计算板效率。操作条件摘要列于下表。压力，Pa16798.6齿缝高度，m0.0206塔径，m3.2缝顶到堰顶距离，m9.525103气体流率，kg/h9616.16堰高，m 0.0508板间距，m0.3048有效鼓泡面积占塔板类型泡罩塔横截面积的65泡罩外径，m0.0762液流路程长度齿缝宽度，m2.38103对塔径的75由于该物系相对挥发度低（约1.05），塔在非常接近全回流的条件下操作。与塔压相应的操作温度时56。重水（D2O）的性质可以认为与水基本相同。45时D2O的扩散系数为4.75109m2/s。假定蒸气混合物的施密特数约为0.50。解：计算F因子气相密度kg/m3鼓泡区面积m2蒸汽速度m/s计算单位液体流程平均宽度的液相体积流率液体流程的平均宽度可从图510的分析得到。最大液体流程宽度塔径3.2m，由图得，故最小液体流程宽度m。液体流程平均宽度m。因接近全回流操作，取LV9616.16kg/h。液体密度 kg/m3 m3/s 计算气相传质单元数NG按式（510）得计算塔板上持液量按式（513）得m3/（m2，鼓泡面积）计算液体在板上平均停留时间按式（512）得s计算液相传质单元数NL按温度每增加1液相扩散系数约增加2.5的经验规则，计算操作温度下的扩散系数m2/s按式（511）得计算气相总传质单元数NOG首先确定，由于相对挥发度接近于1.0，故需要非常高的回流比，即L近似于V，又假定m1，则可取为1.0。该简化处理使的误差在2之内。由式（59）可得，所以该系统NOG基本上等于NG，属气膜控制。计算EOG按式（58）得 计算EMV计算涡流扩散系数m2/s由式（516）由和值查图55得，估计操作过程中雾沫夹带的影响 从图58，由和板间距查得Kv，假定，则 m/s m/s泛点百分率由图59查得 e0.25由式（520）得五、进料速率为1000的轻烃混合物，其组成为：丙烷(1)30%;正丁烷（2）10%；正戊烷(3)15%；正己烷45%（摩尔）。求50和200条件下闪蒸的气、液相组成及流率。解：该物系为轻烃混合物，可按理想溶液处理。由给定的和，从查处，再采