例苯与甲苯饱和蒸气压和温度关系数据如本

1、例6-1苯A）与甲苯B）的饱和蒸气压和温度的关系数据如本题附表1所式试利用拉乌尔定律和相对挥发度，分别计算苯一甲苯混合液在总压P为101.33kPa下的气液平衡数据，并作出温度一组成图。该溶液可视为理想溶 液。例6-1附表1温度，c80.1859095100105110.6戸卫，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0戸启，kPa40.046.054.063.374.386.C101.33解：1 ）利用拉乌尔定律，计算气液平衡数据在某一温度下由本题附表1可查得该温度下纯组分苯与甲苯的饱和蒸气压r与J，因为总压P为定值，p 一丄o“=Pax即丄二'I

2、 L!，贝U用式求液相组成X，再应用式"匚求平衡的气相组成y，即可得到一组标绘平衡温度一组成 vt-x-y）图的数据。以:. ： 为例，计算过程如下:1557-633= 0.412155.710033x0.412 = 0.633其它温度的计算结果列于本题附表 2中例6-1附表2t，c80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620根据以上数据，即可标绘得到如图所示的t-x-y图羊甲¥混會液的"罢-护国<2 ）利用相对挥发度，计算气液平衡数

3、据因苯一甲苯混合液为理想溶液,故其相对挥发度可用下式计算，即：以95 C为例，则:1517633= 2.46其它温度下的a值列于题附表3中通常，在利用相对挥发度法求 x-y关系时，可取温度范围内的平均相对挥发 度，在本题条件下，附表3中两端温度下的a数据应除外因对应的是纯组分, 即为x-y曲线上两端点），因此可取温度为 85 C和105 C下的a平均值，即:2,54 + 2,刃2=2.46将平均相对挥发度代入下式中，即cct 2.46/V 三 m l +（G-l）x1 + 1.46兀并按附表2中的各x值，由上式即可算出气相平衡组成 y,计算结果也列于附表3中。比较本题附表2和附表3，可以看出两

4、种方法求得的x-y数据基本一致。对 两组分溶液，利用平均相对挥发度表示气液平衡关系比较简便。例6-1附表3t，c80.1859095100105110.6a2.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690例6-2对某两组分理想溶液进行常压闪蒸，已知 r为0.5原料液中易挥发组分的摩尔分率），若要求气化率为 60%，试求闪蒸后平衡的气液相组成及温度。常压下该两组分理想溶液的x-y及te-x关系如本例附图所示。解：由题意知.所以 1，一1，10I16 5在本例附图<x-y图

5、）中通过 点 e<0.5 , 0.5 ）作斜率为-0.667 的直线ef，由该直线与x-y平衡 曲线交点f的坐标，即可求得平 衡的气液相组成，即：0.3870.575再由附图中teX曲线，从 一可求得平衡温度，即戶13七例6-3对例6-2中的液体混合物进行简单蒸馏，若气化率仍为60%，试求釜残液组成和馏出液平均组成。已知常压下该混合液的平均相对挥发度为2.16。解：设原料液量为100kmol，贝7） = 100x0.6 = 60/IF = J-n = 100-60 = 40b»i因该混合液平均相对挥发度为厶：，则可用下式求釜残液组成X2,即:In1122=0.916 =或5 I

6、n + 2.161n-2.16-1乃1-0.5试差解得：":'：' 馏出液平均组成可由下式求得:即：5: -:I-二 I 匸计算结果表明，若气化率相同，简单蒸馏较平衡蒸馏可获得更好的分离效 果，即馏出液组成更高。但是平衡蒸馏的优点是连续操作。例6-4每小时将15000kg含苯40%<质量%，下同)和甲苯60%的溶液，在连 续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于 2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率表 示。解：苯的分子量为78 ;甲苯的分子量为92 o进料组成:40p840/78 + 60/92 &qu

7、ot; °442/78卄-0.0235釜残液组成：-原料液的平均分子量：X-'"-原料液流量：7' 11 '.依题意知： 所以一 .| ：丨丨一 <a) 全塔物料衡算丄：'<b)D心 +Wxw - Fxf或二丨；严厂十c) 联立式a、b、c,解得:D = 80.0W/A W = 95. Ok初册础=0.935例6-5分离例6-4中的溶液时，若进料为饱和液体，选用的回流比理=,.1，试求提馏段操作线方程式，并说明操作线的斜率和截距的数值。解：由例6-4知：巾二 0.0235，D = 80.0W/A W 二 95.0如。馳 F 二门如

8、晔而二 - 二-？ I.1/ :'1 -因泡点进料，故：厂上如=1将以上数值代入下式，即可求得提馏段操作线方程式:L + qF t _ W ，L + qF-WG L + qF-W160 + 1 其 175 ,160 + 175-95或八行|-L H该操作线的斜率为1.4，在y轴上的截距为-0.0093。由计算结果可看出，本题提馏段操作线的截距值是很小的，而一般情况下也是如此的例6-6用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯为0.44<摩尔分率，以下同）的苯一甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235。操作回流比为3.5。试用图解法求以下两种情况时的

9、理论板层数及加 料板位置。<1 ）原料液为20 C的冷液体。<2）原料为液化率等于1/3的气液混合物。已知数据如下：操作条件下苯的气化潜热为389kJ/kg，甲苯的气化潜热为360kJ/kg。苯一甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图见例6-1和图解：<1）温度为20 C的冷液进料利用平衡数据，在直角坐标图上 绘平衡曲线及对角线，如本例附图1所示。在图上定出点a<XD，XD）、点 e<XF，XF）和点 c<xw，jr訥一，在y轴上定出点b。联ab，即得XW）三点。到精馏段操作线 先按下法计算q值。原料液的气化潜热为:q = 0 44x389x78+0,56x

10、360x92 = 31900V/W由图查出进料组成"二=4时溶液的泡点为93 C,平沁警沁由附录查得在56.5 C下苯和甲苯的比热为1.84kJ/（kgC ，故原料液的平均比热为:= 1.34x78xO.44+1.84x92x56=158V/(/ °C)所以:158(93-20) + 31900 _1 沖1.2) ° 迄31900q-11.3621 362-1= 376再从点e作斜率为3.76的直线，即得q线与精馏段操作线交于点d联cd，即为提馏段操作线。自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数为11包括再沸器），自塔顶往下数第五层为加料板，如本题附

11、图1所示。2）气液混合物进料与上述的项相同；与上述的项相同；和两项的结果如本题附图2 所示。由q值定义知,g 二 1/3故:?线斜率二+站"过点e作斜率为-0.5的直线，即得q线。q线与精馏段操作线交于点d。 联cd，即为提馏段操作线。 按上法图解得理论板层数为13包括再沸器），自塔顶往下的第 7层为加料 板，如附图2所示。由计算结果可知，对一定的分离任务和要求，若进料热状况不同，所需的理 论板层数和加料板的位置均不相同。冷液进料较气液混合物进料所需的理论板 层数为少。这是因为精馏塔提馏段内循环量增大的缘故，使分离程度增高或理 论板数减少。例6-7在常压连续精馏塔中，分离乙醇一水溶液

12、，组成为亠：-r 易挥发组分摩尔分率，下同）及二:的两股原料液分别被送到不同的塔板，进入塔内。两股原料液的流量之比'为0.5，均为饱和液体进料。操作回流比为 2。若要求馏出液组成"为0.8，釜残液组成卞为0.02，试求理论板层数及两 股原料液的进料板位置。常压下乙醇一水溶液的平衡数据示于此例附表中。例6-7附表液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的 摩尔分率液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的 摩尔分率0.00.00.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.3400.650.7250.080.3

13、920.700.7550.100.4300.750.7850.140.4820.800.8200.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.00.400.614解：如本例附图1所示，因为有两股进料，故全塔可分为三段。组成为.1的原料液从塔较上部位的某加料板引入，该加料板以上塔段的操作线方程与无侧线 塔的精馏段操作线方程相同，即：R 1d 1 工” +XjyF. 1上丨一 <a)该操作线在y轴上的截距为:两股进料板之间塔段的操作线方 程，可按图中虚线范围内作物料衡

14、 算求得，即：总物料：JI Vb)易挥发组分：兀1+恥严仇+如式中；两股进料之间各层板的 上升蒸气流量，kmol/h ；J 两股进料之间各层板的下降液体流量，kmol/h。下标s、s+1为两股进料之间各层板的序号)由式c)可得:_ 口 % -对心1y,.i 二+<d)因进料为饱和液体，故-'： 'J， 71，则:_ 丄+时 丄处卫-巒护i八r.I'A.Xe)式d及式e为两股进料之间塔段的操作线方程，也是直线方程式，它在y轴上的截距为1-b二；'ik。其中D可由物料衡算求得。设：100滋叽则场罟二200尿恥对全塔作总物料及易挥发组分的衡算，得:耳+码=D +

15、朋二300, F©打+肘咒=0心十恥甲或.Ji. .J. Ji. 一二联立上二式解得：-Dxd - F込叭 _ 120x0.8-100x0 6所以 ,1 -1对原料液组成为的下一股进料，其加料板以下塔段的操作线方程与无侧 线塔的提馏段操作线方程相同。上述各段操作线交点的轨迹方程分别为：，:和-在x-y直角坐标图上绘平衡曲线和对角线，如本题附图2所示。依匚：，】，二 ：及r "丄分别作铅垂线，与对角线分别交于a、ei、e2及c四点，按原料Fi之加料口以上塔段操作线的截距0.267），在y轴上定出点b，联ab，即为精馏 段操作线。过点 ei作铅垂线<qi线）与 ab线交于

16、点d1，再按两股进料板之间 塔段的操作线方程的截距<0, 1），在y轴上定出点b'联b' d即为该段的 操作线。过点 e2作铅垂线<q2线）与 b' d线交于点d2,联cd?即得提馏段操 作线。然后在平衡曲线和各操作线之 间绘梯级，共得理论板层数为9<包括再沸器），自塔顶往下的第5层为原料F1的加料板，自塔顶往下的第8层为原料F2的加料板。例6-8根据例6-6的数据，试求实际回流比为最小回流比的倍数 解：Rmin由下式计算，即：儿q<1 ）冷液进料 由例6-6附图1查出q线与平衡线的交点坐标为:州二 153,儿= 0740975-074=112故

17、:.: .:实际回流比匚二，则:為 H2 或 A = 3.1A<2）气液混合物进料 由例6-6附图2查出q线与平衡线的交点坐标为:斤二）29, = 0.51故二R _35，=f .空2.11或肚L7陰计算结果表明，进料热状况不同，最小回流比并不相同。本题条件下，冷液 进料时实际回流比为最小回流比的 3.1倍，所取得倍数较大。气液混合物进料 时R为Rmin的1.7倍，一般可视为比较适宜。由此可见，对不同的进料热状 况，应选取不同的操作回流比。当然，适宜的回流比应通过经济衡算决定。例6-9利用例6-8的结果，用简洁法重算例6-6中气液混合物进料时的理论板 层数和加料板位置。塔顶、进料和塔底条

18、件下纯组分和饱和蒸气压''列于本例附表中。例6-9附表组分饱和蒸气压，kPa塔顶进料塔底苯甲苯104146.7226.6406097.3解：例6-6已知条件为：'：-，-及.二 例6-8算出的结果为L<1）求平均相对挥发度全塔平均相对挥发度为:10440=26a塔底146.76022661132.45= 2.33&靖-&評能-2.6233 - 2.46精馏段平均相对挥发度为:&；=-2,45 = 2,52<2）求全塔理论板层数由芬斯克方程式知:bg %log7 0.975 p-0.02351U-0 975J0.0235 )log 2-

19、46-1 = 7.21=lklll = 031且 一一一 -由吉利兰图查得:N+2-0.37N-721即_0.37解得：“V不包括再沸器）若用式；一立百-二丄匸m ）J R_u Y 二 N_ N血v"-，- 一 ，一 .1 .'）计算 N，则:N+2=0.545827 -0.591422 x 0.31+0.002743/0.31 =0.371解得：一v不包括再沸器）上生= 031因-，在*）式的适用条件以内，故计算结果与查图所得的结果一致。3）求精馏段理论板层数前已查出M+2= 0.37M-3 22即 i _0 37故加料板为从塔顶往下的第7层理论板。以上计算结果与例 6-6

20、的图解结果 基本一致。例6-10求例6-6中冷夜进料情况下的再沸器热负荷和加热蒸气消耗量以及冷凝 气热负荷和冷却水消耗量。已知数据如下：<1）原料液流量为15000kg/h<2）加热蒸汽绝压为200kPa，冷凝液在饱和温度下排出。<3）冷却水进、出冷凝器的温度分别为 25 C及35 C。假设热损失可忽略。解：由精馏塔的物料衡算求 D和W，即而原料液的平均分子量为：78x0.44+92x0.56 = 8,8ig 伽 MD+阳二F二空2 = 1乃 故二及解得：D = 76.7滋。级 护=98.?如。奶精馏段上升蒸气量为：r=5+lD=（15 + l）x 76,7 = 345 km

21、ol/h提馏段上升蒸气量为：F = K + （? -1> = 345 + （1.362 -1） x 175 = 408 kmol/k冷凝器的热负荷为：2 二（戏+-q）因为塔顶馏出液几乎为纯苯，为简化起见，焓可按纯苯的进行计算。若回流 液在饱和温度下进入塔内，贝u：ZFP-7 = r = 389x73 = 30340i7/tec/所以'厂；m.；门冷却水消耗量为：1.O5X1O74.187(35-25)2.5xl03*g/*再沸器的热负荷为:同样，因釜残液几乎为纯甲苯，故其焓可按纯甲苯进行计算，即:仏-Z训二”二 360x92 = 33120W/切o/所以-：i.i_ _：_L.

22、1 _：_由附录查得丿-时水的气化潜热为2205kJ/kg加热蒸气消耗量为：t 府Qe 1.35x107= = 620kg/kr 2205例6-11将二硫化碳和四氯化碳混合液进行恒馏出液组成的间歇精馏。原料液量 为50kmol，组成为0.4摩尔分率，下同），馏出液组成为 0.95维持恒定）， 釜液组成达到0.079时即停止操作，设最终阶段操作回流比为最小回流比的 1.76倍，试求：1）理论板层数；2）气化总量。操作条件下物系的平衡数据列于本例附表 1中1所示。例6-11附表1液相中二硫化气相中二硫化液相中二硫化气相中二硫化碳摩尔分率x碳摩尔分率y碳摩尔分率x碳摩尔分率y000.39080.63

23、400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.0解：1）求理论板层数 在x-y图上绘平衡曲线和对角线，如本例附图 在该图上查得：当仁- ' '时，与之平衡的"-，贝= 6.20心-% _ 0,95-0.2加0-2-0(79所以一吩二z 0.95而-一 一 .：一= 0.08在附图1上，联点av迁二, u二）和 点bv在 y轴上的截距为0.08 ）, 直线ab即为操作线。从点a开始 在平衡

24、线和操作线间绘梯级，直至 心肿9）止， 共需7层理论 板。v2）求气化总量由下式可知：苦=巩础_心汇（仪*霞如以_*'为截距在x-y图上作操作线，然后从点a开始绘7层梯级，最 后一级对应的液相组成为'：（'，所得结果列于本例附表2中。例6-11附表2M依+ 1)R“V由图中读 出）伍+1血-和0.3451.750.4v=xf)9.090.2922.260.3128.010.2502.800.2587.940.2003.750.1858.120.1405.790.126100.0810.90.07915.7在直角坐标上标绘'!和1的关系曲线，如本例附图2所示 由图

25、可读得釜液组成从 心二变至忙时，曲线所包围的面积为2.90个 单位，即：严侃+ 1)“I w - 2 90所以= 50(0.95-0.4)x2.9 = 80.0°"0+2d.i例6-12有一含正丁烷0.2、正戊烷0.5和正己烷0.3均为摩尔分率)的混合液，试求压强为101.33 X 104Pa时的泡点温度及平衡的气相组成。解：假设该混合液的泡点温度为130 C,由图查出于101.33 X 104Pa、130 C下各组分的平衡常数：正丁烷-''l - -1 ;正戊烷 -；正己烷-一 -o所以为必二広的 +疋的 + 爲呂=2.05x0.2+0.96x0.5+0.

26、5x0.3 = 1.04因为，故再设泡点温度为127 C，查得丄值及计算结果列于本题附表中。组分広 <127 °C，1.0133X 103kPa)M =疋i心止烷0.21.950.39正戊烷0.50.46正己烷0.30.920.1471.000.490.997因L1 ： 1，故所设泡点温度正确，表中所列的气相组成即为所求例6-13若将例6-12中的液体混合物部分气化，气化压强为101.33 x 104Pa、温度为135 C,试求气化率及气、液两相组成。解：由例6-12图查出在101.33 x 104Pa、135 C下各组分的平衡常数为：正丁烷二二川；正戊烷'I-'

27、;-;正己烷二仁假设-',代入下式刀二V(111-+ F1 &丿可得:0 2+ 丄 0,49J1疋J1 2,18 丿=0.27621H2.18= 0.510,5乙二 7 f104； + ?040.49 1-F = 0214203沪一7fo3ej+o360.49 1-2 = 0.2762+0.51+0.2142 = 1 00041计算结果表明所设气化率符合要求。在用式.求平衡液相组成，即:rF=012672广 0.9996 鬧 1应予指出，一般试算时可能要有重复的计算过程，本例为简明起见，将中间 试算部分略去。例6-14在连续精馏塔中，分离由组分A、B、C、D、E、F和G<

28、按挥发度降低的顺序排列）所组成的混合液。若 C为轻关键组分，在釜液中的组成为 0.004<在馏出液中的组成为0.004，试估算其摩尔分率，下同）；D为重关键组分，它组分在产品中的组成。假设本题为清晰分割。原料液的摩尔组成列于本例附表i中。例6-14附表1组ABCD1 E F G分0.2130.1440.1080.1420.1950.1410.0571.0C解：基准:加G岁:。C为轻关键组分，且, D为重关键组分，且I】-"。因本题为清晰分割，即比重关键组分还重的组分在塔顶产品中不出现，比轻关键组分还轻的组分在塔底产品中不出现，故对全塔作各组分的物料衡算，即：计算结果列于本例附表

29、2中例6-14附表2组分ABCDEFG进料量，kmol/h21.314.410.814.219.514.15.7100塔顶产 品流量，kmol/h21.314.4<10.8-0.004W)0.004D000D塔底产 品流量，kmol/h000.004W<14.2-0.004D)19.514.15.7W由上表可知馏出液流量为:fl = 21.3 +144 + (10.8-OOOW)又由总物料衡算得1.!'联立上二式解得：D = 46,代加羽,W - 53、5上泅也计算得到的各组分在两产品的预分配情况列于本例附表3中例6-14附表3组分A飞CDEFG塔 顶 产 品流量，kmol

30、/h21.314.410.60.19C0(46.5组成0.4580.310.2280.004C0(1.0C塔 底 产 品流量，kmol/h000.2114.019.514.15.753.5组成000.0040.2620.3650.2640.1071.00例6-15在连续精馏塔中，分离本例附表1中所示的液体混合物。操作压强为2776.4kPa。若要求馏出液中回收进料中 91.1%亿万，釜液中回收进料中93.7%的丙烯，试估算各组分在两产品中的组成。原料液的组成及平均操作条件下各组分对重关键组分的相对挥发度列于本题附表1中。例6-15附表1组分甲烷乙烷丙烯丙烷异丁烷正丁烷组成XFi，摩尔分率0.050.350.150.200.100.15平均相对挥发度处10.952.5910.8840.4220.296解：以100kmol原料液/h为基准。根据题意知：乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。<1 ）轻、重关键组分在两产品中的分配比塔顶产品中乙烷流量为：100x0.35x0.911 = 31,89 W/A塔底产品中乙烷流量为:%胡_必二 100x0.35-31 89 = 3.11M/A31.8