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石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 1 页 第七章蒸馏 7 1 试 根据表 7 1 所列出的苯 甲苯的饱和蒸汽压与温度的数据 作出总压 为 101 3kPa 下苯 甲苯混合溶液的 t x y 相图及 x y 相图 设此溶液服从拉乌尔定 律 解 由表 7 1 可得各温度下苯 甲苯的气液平衡数据 温度 80 185 090 0100 0 105 0110 0110 6 液相组成1 000 0 781 0 587 0 258 0 130 0 01680 000 气相组成1 000 0 901 0 770 0 456 0 2620 0390 000 7 2 试根据上题的 t x y 图 对含苯的摩 尔分率为 0 40 的苯 甲苯混合气体 计算 气 体 开 始 冷 凝 的 温 度 及 此 时 冷 凝 液 的 组成 若将气相冷凝 冷却至 100 物系的相态及各相组成 将全部气相刚 好 冷 凝 下 来 的 温 度 及 此 时 液 相 及 气 相 的 瞬间组成 解 在 t x y 相图中可求解 开始冷凝温度为 103 冷凝液组成220 x 冷却至 100 时 物系为气液混合物 液相组成为260 x 气相组成为 480 y 全部冷凝时温度为 96 液相组成40 x 气相组成60 y 7 3 已知某精馏塔塔顶气相的温度为 82 使用全凝器时 其馏出液的摩尔组 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 2 页 成为含苯 0 95 及甲苯 0 05 试求该塔塔顶的操作压力 苯及甲苯的饱和蒸汽压 可按下述安托万公式计算 即 Ct B Agpo 式中t 系统的温度 p o 饱和蒸汽压 mmHg A B C 物系的安托万常数 无因次 苯及甲苯的安托万常数如下表 组分ABC 苯6 89740 1206 350 220 237 甲苯 6 95334 1343 943 219 377 解 苯的饱和蒸汽压 237220 3501206 897406 t gpo 甲苯的饱和蒸汽压 377219 9431343 953346 t gpo 蒸汽在塔顶全凝 则冷凝液的组成为塔顶气相组成 即950 y 在 82 时安托万公式计算出苯 甲苯饱和蒸汽压为 mmHg pmmHg p o B o A 89311 37805 甲苯 苯 由露点方程 o B o A o B o A ppp ppp y 得 kPa mmHg ppyp pp P o B o A o A o B o A 50299327746 893113780595037805 8931137805 即塔顶的操作压力为 746 876mmHg 绝压 7 4 在总压为 13 33kPa 时 乙苯 苯乙烯物系的相平衡数据 摩尔分率 如下 表 t 80 72 80 15 79 33 78 64 77 86 76 98 76 19 75 05 74 25 x0 091 0 141 0 235 0 319 0 412 0 522 0 619 0 764 0 887 y0 144 0 211 0 324 0 415 0 511 0 611 0 699 0 814 0 914 试计算各温度下的相对挥发度及在题中给定温度范围的平均相对挥发度 并写 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 3 页 出以相对挥发度表示的相平衡关系式 解 由 A BA xy xy B B B B 可计算出各温度下的相对挥发度 计算结果见下表 t 80 72 80 15 79 33 78 64 77 86 76 98 76 19 75 05 74 25 x0 091 0 141 0 235 0 319 0 412 0 522 0 619 0 764 0 887 y0 144 0 211 0 324 0 415 0 511 0 611 0 699 0 814 0 914 1 680 1 629 1 560 1 514 1 491 1 438 1 429 1 352 1 354 则算术平均值4941 相平衡关系式 x x y 49401 4941 则几何平均值4901 相平衡关系式 x x y 49001 4901 7 5 甲醇 A 水 B 的蒸汽压数据及 101 3kPa 下的气液相平衡数据列表如 下 试分析这一混合溶液是否可以看作理想溶液 t 64 570758090100 pkPa A o 101 3 123 3 149 6 180 4 252 6 349 8 pkPa B o 2431 238 547 370 1101 3 x00 020 060 10 20 30 4 y00 134 0 304 0 418 0 578 0 665 0 729 x0 50 60 70 80 90 951 y0 779 0 8250 870 915 0 958 0 9791 解 方法一 假设为理想状态时 求其气液浓度 t 64 570758090100 pkPa A o 101 3 123 3 149 6 180 4 252 6 349 8 pkPa B o 2431 238 547 370 1101 3 x10 761 0 565 0 406 0 171 0 y10 926 0 835 0 723 0 426 0 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 4 页 将理想假设的气液浓度与实测气液浓 度 描 绘 在 同 一 张 坐 标 图 上 可 以 看 出 两 者 的 差异较大 因此该混合溶液不能被看作理想 溶液 方法二 由 A BA xy xy B B B B 可计算出各温度下的 相对挥发度 计算结果见下表 x00 020 060 10 20 30 4 y00 134 0 304 0 418 0 578 0 665 0 729 07 582 6 843 6 464 4 299 4 632 4 035 x0 50 60 70 80 90 951 y0 779 0 8250 870 915 0 958 0 9791 3 525 3 143 2 868 2 691 2 534 2 454 从数据中可以看出 在不同温度下差异较大 因此不能作为理想溶液处理 7 6 在 101 3kPa 下对含苯40 1 x 摩尔分率 的苯 甲苯溶液进行简单蒸馏 求馏出总量的 1 3 时的釜液及馏出液组成为多少 又如将上述溶液以闪蒸的方 式汽化总量的 1 3 时 其气 液相组成各是多少 并作比较 解 简单蒸馏时 作为理想溶液的苯 甲苯溶液的452 1 2 12 21 2 1 1 1 1 1 1 1 x x ln xx xx ln W W ln 401 1 401 140 1452 1 32 1 2 2 2 x ln x x ln ln 60 1 60 140 451 1 2 3 2 2 2 x ln x x ln ln 通过试差可解得 31140 2 x 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 5 页 假设馏出液组成为 x3 根据物料衡算有 3212211 xWWxWxW 3111 3 2 131140 3 2 40 xW W W 57720 3 x 即用简单蒸馏馏出总量的 1 3 时的釜液组成为 0 3114 馏出液组成为 0 577 闪蒸时 FFV 3 2 L 3 1 根据物料衡算方程 LxVyFxF x y FxFy F 221 3 2 3 1 40 根据相平衡方程 x x y 4511 452 联立两方程 x x x 4511 452 221 0 5444 y 32780 02171292 2 x x x 即用闪蒸汽化总量的 1 3 时的气相组成为 0 544 液相组成为 0 3278 比较简单蒸馏和闪蒸两种蒸馏方式 闪蒸为一次气液相平衡 简单蒸馏为多 次气液相平衡 7 7 在 101 3kPa 下 使含苯70 y 摩尔分率 的苯 甲苯混合气相 在一部 分冷凝器中将气相量的 1 3 冷凝为饱和液相 试求气 液相的组成是多少 定 性说明若冷凝量增加时 气 液相组成将如何变化 解 冷凝气相量的 1 3 时 FFV 3 1 L 3 2 452 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 6 页 根据物料衡算方程 LxVyFxF 和相平衡方程 x x y 1 带入数据联立方程得 x x y yx 4511 452 3 2 3 1 70 整理方程得 01285512451 2 x x 解方程得0 7648 y 57030 x 若冷凝量增加时 从相图中可以看出 气相组成增大 液相组成亦增大 7 8 在常压下 经连续精馏塔分离含甲醇 0 4 摩尔分率 下同 的甲醇 水溶 液 若原料流量为hkmol200 塔顶产品组成为 0 95 塔底产品组成为 0 04 回流比为 2 5 试求塔顶产品 塔底产品的流量及精馏段内液相 气相流量 认 为塔内气 液相符合恒摩尔流假设 解 已知hkmolF200 950 xD 040 xW 52 R 列全塔物料衡算方程 WDF WxDxFx WDF 带入数据 W D WD 04095040200 200 解得 hkmolhkmol D120 879 W12179 精馏段气 液相流量 hkmol 8021971217952 RDL hkmol 92327612179531 DRDLV 7 9 每小时将 15000kg 含苯 40 的苯 甲苯溶液 在连续精馏塔中进行分离 操 作压力为 101 3kPa 要求馏出液回收原料中 97 1 的苯 釜液中含苯不超过 2 以上均为质量 苯的相对分子质量为 78 甲苯的相对分子质量为 92 试 求 馏 出 液 和 釜 液 的 流 量 及 组 成 用kmol h及 摩 尔 分 率 表 示 若 回 流 比 为 2 12 试求精馏段操作线方程 并指出斜率及截距各为多少 若进料为泡点 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 7 页 液体 试求提馏段操作线 并写出斜率及截距各为多少 解 先将质量分率化为摩尔分率 进料 44020 92 60 78 40 78 40 xF 塔底 02350 92 98 78 2 78 2 xW 进料摩尔数 hkmol 749174 92 6015000 78 4015000 由于9710 Fx Dx F D 则hkmol 694744402074917497109710 Fx Dx FD 列全塔物料衡算方程 WDF WxDxFx WDF 带入数据 W WD 023506947444020749174 749174 解得 hkmolhkmol D94 915 W83479 塔顶组成 93560 83479 69474 D Dx x D D 精馏段操作线方程 0 2999 0 6795x 93560 1122 1 1122 122 1 1 1 x x R x R R y D 方程的斜率为 0 6795 截距为 0 2999 进料为泡点进料 q 1 则 hkmol FRDFL L99734374917483479122 hkmol DRV V0822498347911221 提馏段操作线方程 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 8 页 0 008955 1 381x 02350 91594997343 91594 91594997343 997343 x x W L W x W L L y W 方程的斜率为 1 381 截距为 0 008955 7 10 在一连续精馏塔中 已知精馏段操作线方程为20750750 x y q 线方程 为 F x x y5150 试 求 回 流 比 馏 出 液 组 成 xD 当 进 料 组 成 440 xF 时 适宜进料板上液相组成为多少 进料热状况 q 值为多少 组 成均为摩尔分率 解 根据所给精馏段操作线方程20750750 x y 将其与方程式对应 D x R x R R y 1 1 1 则有750 1 R R 可解得 R 3 根据20750 1 1 x R D 可得 8301320750120750 R xD 进料位置即为精馏段操作线与 q 线的交点 即 4405150 20750750 x y x y 解方程得 4790 3620 y x 即加料板上的适宜的液相组成为 0 362 已知 q 线方程为 F x x y5150 根据 F x q x q q y 1 1 1 则有 51 1 q 1 50 1 q q 或可解得 3 1 q 7 11 某精馏塔内有两块理论板 塔顶装有全凝器 塔底装有再沸器 见题图 原料为氨和水蒸气的混合物 其中氨的浓度为 0 001 摩尔分率 原料在两块 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 9 页 理论板中间进入塔内 塔顶气相在全凝器中冷凝至饱和液体 其中一部分作为 塔顶产品 一部分作为塔顶回流 塔底液体在再沸器中部分气化 其中气相返 回塔底 液相则作为塔底残液从再沸器抽出 已知 进料为饱和气相 塔底回 流量 L 1 3F 由再沸器返回塔底的气相量 V 0 6F 相平衡关系为x y612 试求 从每块理论板流下的液体量 塔顶及塔底产物的组成 解 根据恒摩尔流假设理论 在第一块理论板上 F FF F VV6160 F DVL31 0 7F W 0 3F D 则 在第二块理论板上 F F F W V L317060 即各层理论板上流下的量都是 1 3F 塔顶组成 AD yx 根据相平衡x y612 在第一块理论板处列物料衡算方程 DF Lxy VFxLxVy 211 1211 612316126000103161261x x x x 整理方程得 0010567085 21 x x 在第二块理论板处列物料衡算方程 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 10 页 122 Lxy Vx Ly V W 122 31612603161260 x x x x W 整理方程得 12 31567868x x x W 在塔底部分列物料衡算方程 WW Wxy VLx 2 WW x x x 706126031 2 整理方程得 2 31268x x W 联立 得 4 1 106322 x 5 2 104624 x 6 100227 xW 塔顶003320106322612612 4 11 x yxD 或由总物料衡算 WDF WxDxFx 带入数据 6 10022770300010 x D 解得 003320 xD 7 12 拟设计一连续精馏塔处理某二元混合物 原料为气液相摩尔数相等的气液 两相混合物 进料组成为 0 500 轻组分摩尔分率 下同 相对挥发度为 2 试计算以下两种情况下的最小回流比 馏出液组成为 0 930 馏出液组成为 0 758 解 已知2 50 q 则可得出相平衡方程 x x x x y 1 2 11 q 线方程 x x q x x q q y F 1 150 50 150 50 11 q 线与相平衡线相交 交点为 qq yx 则联立两方程 qq q q q xy x x y 1 1 2 可解得 5860 4140 y x q q 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 11 页 具有最小回流比时的精馏段操作线即点 DD xx 与点 qq yx 的连线 此 时有 qq qD min xy yx R 当9300 xD 时 2 41405860 58609300 Rmin 当7580 xD 时 1 41405860 58607580 Rmin 7 13 用常压连续精馏塔分离含苯为 0 4 的苯 甲苯混合物 进料为气相量占 1 3 摩尔分率 的气液两相混合物 要求塔顶馏出液中含苯为 0 95 以上均为质 量分率 相对挥发度为 2 5 试求 原料中气相及液相的组成 最小回流 比 解 先将质量分率化为摩尔分率 进料 4400 92 60 78 40 78 40 xF 塔底 9570 92 5 78 95 78 95 xD 相平衡方程 x x x x y 511 52 11 根据相平衡方程及物料衡算可求出进料的气液组成 4400 3 2 3 1 511 52 xxy x x y F 可解得 5900 3650 y x 由于 3 2 q 则 q 线方程为 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 12 页 x xx q x q q y F 2321440 1 3 2 1 1 3 2 3 2 1 1 1 q 线与相平衡线的交点 x x y x y 511 52 2321 可解得 5900 3650 y x q q 则最小回流比6311 36505900 59009570 xy yx R qq qD min 7 14 若例 7 7 的精馏塔在常压下操作 在 题 示 范 围 内 可 取 平 均 相 对 挥 发 度 为 52 泡点液体进料 回流比 R 4 试求 精馏段和提馏段各需要多少块理论塔板 解 93620 xD 440 xF 02350 xW 52 4 R 1 q 相平衡方程 x x x x y 511 52 11 作图 从图中得精馏段 3 9 块 提馏段 5 6 块 包括塔釜 7 15 以简捷计算法解上题 解 已知93620 xD 440 xF 02350 xW 52 4 R 1 q 相平衡方程 x x x x y 511 52 11 用简捷算法求理论塔板数 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 13 页 5 999 1 52 02350 023501 936201 93620 1 1 1 g g g x x x x g N W W D D min 由于 q 1 即440 xx Fq 代入相平衡方程得6630 yq 则最小回流比2251 4406630 663093620 xy yx R qq qD min 根据吉立兰方程 5550 14 22514 1 R RR X min 2130555017501750 56705670 X Y 由 2 N NN Y min 得不包括塔釜 058 21301 999521302 1 2 Y NY N min 精馏段 2 195 1 52 440 4401 936201 93620 1 1 1 g g g x x x x g N F F D D lmin 333 21301 195221302 1 2 Y NY N lmin l 即精馏段理论塔板为 3 33 块 提馏段为 4 68 块 或 N N N N l min lmin 9452058 9995 1952 Nl 7 16 为测定塔内某种塔板的效率 在常压下对苯 甲苯物系进行全回流精馏 待 操 作 稳 定 后 测 得 相 邻 三 层 塔 板 的 液 体 组 成 分 别 为 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 14 页 4300 xn 2850 1 xn 1730 2 xn 从这三个数据可以得到什么结果 解 对于全回流操作 操作线方程为 nn xy 1 则相应的 4300 1 xy nn 2850 12 xy nn 1730 23 xy nn 气相单板效率 由平衡方程 x x x x y 511 52 11 得各液相组成的平衡气相组成为 6530 4300511 430052 511 52 x x y n n n 4990 2850511 285052 511 52 1 1 1 x x y n n n 3430 1730511 173052 511 52 2 2 2 x x y n n n 则板效率 67760 28504990 28504300 21 21 1 yy yy E n n nn n mv 65880 17303430 17302850 32 32 2 yy yy E n n nn n mv 液相单板效率 由 x x x x y 511 52 11 得 y y x 5152 则各气相组成的平衡液相组成为 2320 43005152 4300 5152 1 1 1 y y x n n n 1380 28505152 2850 5152 2 2 2 y y x n n n 07720 17305152 1730 5152 3 3 3 y y x n n n 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 15 页 则板效率 7320 23204990 28504300 21 21 1 xx xx E nn nn n mL 7620 13802850 17302850 32 32 1 xx xx E nn nn n mL 从结果中可以看出 对于同一块塔板来说其液相和气相默弗里板效率并不一 定相等 对于不同塔板来说其液相或气相默弗里板效率也并不一定相等 7 17 在常压下 用有 8 块塔板的泡罩塔对含甲醇 0 4 摩尔分率 下同 的甲 醇 水混合物进行连续精馏 塔顶产品及塔釜残液中甲醇组成分别为 0 93 和 0 01 若回流比为 2 进料为泡点液体 试求全塔效率 甲醇 水的相平衡数据 见题 7 5 解 由图 7 5 的平衡数据做相图 画梯级 图求理论塔板 已知 930 xD 40 xF 010 xW 1 q 2 R 由图中得理论板为 5 5 块 不包括塔釜 全塔效率 N N E T T 7568 8 55 7 18 在常压连续精馏塔中分离苯 甲苯混合物 原料中含苯 0 40 质量分率 下 同 要求塔顶产品中含苯 0 97 塔底产品中含苯 0 02 原料流量为 1500kg h 回流比为 3 5 试求 塔顶及塔底产品的流量 kmol h 求下列各进料状态 下所需的理论塔板数及适宜进料位置 泡点液体进料 20 的过冷液体进 料 进料中气体量占 2 3 摩尔比 的气液两相进料 解 先将质量分率化为摩尔分率 进料 4400 92 60 78 40 78 40 xF 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 16 页 塔顶 9740 92 3 78 97 78 97 xW 塔底 02350 92 98 78 2 78 2 xW 进料摩尔数 hkmol 47517 9256044078 1500 F 列全塔物料衡算方程 WDF WxDxFx WDF 带入数据 W D WD 023509740440047517 47517 解得 hkmolhkmol D9 817 W6577 用简捷算法求理论塔板数 401 4401 9750152 440 9740 152 1 1 1 1 1 1 x x x x R F D F D qmin 6621 4401 97501 440 974052 152 1 1 1 1 1 1 0 y x y x R F D F D qmin 7 02 1 52 02350 023501 97401 9740 1 1 1 g g g x x x x g N W W D D min 4 22 1 52 440 4401 97401 9740 1 1 1 g g g x x x x g N F F D D lmin 泡点进料 q 1 则401 Rmin 根据吉立兰方程 4670 153 40153 1 R RR X min 2630467017501750 56705670 X Y 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 17 页 由 2 N NN Y min 得不包括塔釜 2410 26301 02726302 1 2 Y NY N min 精馏段 446 26301 22426302 1 2 Y NY N lmin l 20 过冷液体 已知在操作条件下 原料液的比热 kgkJ Cp851 原料液的汽化潜热 kgkJ F 354 391 354 2094851354 II II q LV FV 909066239114013911 01 RqqRR qmin qmin min 根据吉立兰方程 5760 153 909053 1 R RR X min 2010576017501750 56705670 X Y 不包括塔釜 299 20101 02720102 1 2 Y NY N min 精馏段 785 20101 22420102 1 2 Y NY N lmin l 3 1 q的气液两相进料 则 242662 3 1 1401 3 1 1 01 RqqRR qmin qmin min 根据吉立兰方程 280 153 24253 1 R RR X min 386028017501750 56705670 X Y 不包括塔釜 6812 38601 02738602 1 2 Y NY N min 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 18 页 精馏段 138 38601 22438602 1 2 Y NY N lmin l 也可以用图解法计算 可得全塔理论板为 10 5 块 不包括塔釜 进料位置在 5 6 块 可得全塔理论板为 10 0 块 不包括塔釜 进料位置在 5 0 块 可得全塔理论板为 12 5 块 不包括塔釜 进料位置在 6 3 块 7 19 正庚烷 乙苯混合物中所含有正庚烷为 0 42 摩尔分率 下同 在 101 3kPa 下进行连续精馏 要求塔顶产品中含正庚烷 0 97 塔底产品中含乙苯 0 99 进 料量为 5000kg h 回流比为 2 5 试计算饱和液体进料时 所需的理论塔板 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 19 页 数 冷凝器及再沸器的热负荷 101 3kPa 下正庚烷 乙苯的气 液相平衡关系 t xyt xy 136 200110 80 4870 729 129 50 080 233106 20 6510 834 122 90 1850 428103 00 7780 904 119 70 2510 514100 20 9140 963 116 00 3350 60898 51 0001 000 塔 顶 条 件 下 各 组 分 的 汽 化 潜 热 分 别 为 正 庚 烷 31717kJ kmol 乙 苯 36008kJ kmol 操 作 条 件 下 各 组 分 的 液 相 平 均 比 热 分 别 为 正 庚 烷 217 3kJ kmol K 乙苯 181 7kJ kmol K 解 可用作图法求理论塔板数 已知970 xD 420 xF 010 xW 1 q 52 R hkmol 3248 106580420100 5000 F 作图可得出理论塔板数为 9 块 包括塔釜 见上页 简捷算法 t xy t xy 136 200 110 8 0 487 0 729 2 834 129 50 080 233 3 493 106 2 0 651 0 834 2 693 122 9 0 185 0 428 3 296 103 0 0 778 0 904 2 533 119 7 0 251 0 514 3 156 100 2 0 914 0 963 2 449 116 0 0 335 0 608 3 07998 51 000 1 000 得9422 1111 4201 97019422 420 970 19422 1 1 1 1 1 1 x x x x R F D F D qmin 6 48 1 9422 010 0101 9701 970 1 1 1 g g g x x x x g N W W D D min 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 20 页 根据吉立兰方程 3970 152 111152 1 R RR X min 3060397017501750 56705670 X Y 由 2 N NN Y min 得不包括塔釜 2210 30601 48630602 1 2 Y NY N min 由物料衡算方程求塔顶塔底流量 WDF WxDxFx WDF 带入数据 W D WD 0109704203248 3248 解得 hkmolhkmol D27 68 W6420 冷凝器热负荷 kW hkJ DRQ 0639102 301 030360089703171764201521 6 再沸器热负荷 hkmol DRDLV247264201521 kW hkJ VQ 7721105982 99036008010317172472 6 7 20 在精馏塔的操作中 若进料量及塔底再沸器热负荷不变 而进料组成 F x因 故降低 试分析塔顶产品组成 D x如何变化 可采取什么措施使 D x不变 解 若进料量及塔底再沸器热负荷不变 而 F x降低 由于塔设备一定 即塔板 数不变 则由相图中可看出 D x降低 若要提高 D x可采用增大回流比 R 降低进 料口位置 7 21 有 A B C D 四种组分组成的理想溶液 其中 A B 两种组分含量少且挥 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 21 页 发度相近 D 具有腐蚀性 试设计合理的精馏流程使其分离开 简述理由 解 应首先从塔底将具有腐蚀性的 D 分出 减少其对后继设备的腐蚀 再将易 分离的 C 从塔底分离 最后分离含量少且挥发度相近的 A 和 B 这样可以减少高 塔的塔径 7 22 某液相混合物的组成为 苯 0 50 甲苯 0 25 邻二甲苯 0 25 均为摩尔 分率 若在 101 3kPa 下其气 液相平衡温度为 95 试分别用相平衡常数法 及相挥发度法计算与液相组成相平衡的气相组成 可近似认为该物系为理想物 系 95 时各组分的饱和蒸汽压数据如下表 解 相平衡常数法 组分苯甲苯邻二甲苯 饱和蒸汽压 kPa159 95 63 3122 13 p p K o A 则5791 3101 95159 KA 6250 3101 3163 KB 2180 3101 1322 KC 根据 iii xKy 在泡点下与液相组成相平衡的气相组成 79005005791 xKy AAAxKy BBB 05402502180 xKy CCC 用相对挥发度法 o j o i j i ij P P K K 2287 1322 95159 AC 8612 1322 3163 BC 课后答案网 w w w k h d a w c o m 石油化学工程基础 习题 第七章蒸馏 第 7 22 页 由 iij iij i x x y 得 7890 250125086125002287 5002287 1 y 1560 250125086125002287 2508612 2 y 0550 250125086125002287 2501 3 y 7 23 三组分混合液在下面条件下进行精馏 泡点进料 进料量为1kmol h 塔 顶馏出物及釜液流量分别为03 kmol h及07 kmol h 求该精馏塔的最少理论塔 板数 操作条件下的有关数据如下表 组成为摩尔分率 组成XFXD i3 10 300 904 20 300 0952 30 400 0051 解 各组分在各处的组成 123 进料量0 300 300 401 进料组成0 300 300 401 00 塔顶量0 270 02850 00150 3 塔顶组成0 900 0950 0051 00 塔底量0 030 27