柴诚敬化工原理课后题答案(09)第九章蒸馏

1、 1在密闭容器中将 A、B 82 ，在该温度下，两组分的饱p*A=107.6 kPa p*B41.85 kPa，取样测得液面上方气相中组分A 的摩尔分数为 0.95。试求平衡的液相组成及容器中液面上方总压。解：此题可用露点及泡点方程求解。p*p*p p*107.6 p 41.85yA xA 总B 0.95Ap总p*总p*Bp107.641.85总解得99.76kPa总pxpp*B 99.7641.850.8808p* p*AB107.6 41.85此题也可通过相对挥发度求解p* p*p*B 107.6 2.57141.85由气液平衡方程得y0.95 p p* x总Ap*B1 xA 107.60

2、.8808 41.85 10.8808kPa 99.76kPa0.4摩尔分数的苯甲苯混合液在总压100 kPa 10 kPa 的相对挥发度和平衡的气相组成。苯A和甲苯B的饱和蒸气压和温度的关系为1206.35lg p*Alg p*B6.0326.078t 220.241343.94t 219.58式中 p的单位为kPa，t 的单位为。苯甲苯混合液可视为抱负溶液作为试差起点，100 kPa10 kPa 94.6 31.5 解：此题需试差计算1p 100 kPa94.6，则1206.35lg p*A同理lg p*B6.0326.07894.6 220.241343.9494.6 219.582.1

3、91得p*A1.80p*B155.37 kPa 63.15kPa10063.15xA 155.3763.150.3996 0.4或p 0.4155.370.663.15kPa 100.04kPa总则 p*155.37A2.46p*63.15By2.460.40.6212 11.460.42p 10 kPa31.5p*A=17.02kPa，p* 5.313kPaB 17.02 3.2035.313y 3.2030.40.6811 2.2030.4随压力降低，增大，气相组成提高。100 kPa 0.55易挥发组分的摩尔分数的两组分抱负溶液进展100 kmol，汽化率为 0.44。操作范围内的平衡关

4、系y 0.46x 0.549 。试求两种状况下易挥发组分的回收率和残液的组成。平衡蒸馏闪蒸依题给条件q 10.44 0.56则y qx xF0.56x 0.551.25 1.273xq 1q 10.56 10.561由平衡方程 y 0.46x0.549y = 0.735， x = 0.4045n0.44nD 0.44100kmol = 44kmol nD y 100% 440.735100%58.8%n x1000.55F F2简洁蒸馏nD44kmolnW 56kmolnlnFnW即ln100 561 0.55dxxW yx0.5490.54x0.5798lnW0.540.5490.540.5

5、5解得xW=0.3785y x nWFnDx xF0.5544 0.7683 440.7683 100% 61.46%A1000.55简洁蒸馏收率高61.46，釜残液组成低0.378在一连续精馏塔中分别苯含量为 0.5苯的摩尔分数，下同苯甲苯混合液，其100 kmol/h0.950.05，试求1馏出液的流量和2保持馏出液组成0.95不变，馏出液最大可能的流量。馏出液的流量和苯的收率qqxxF100 0.50.05 kmol h 50kmol hn,Dn,FxxD0.950.05 qxn,D 500.95100%95%Aqxn,F F100 0.52馏出液的最大可能流量当=100时，获得最大可能

6、流量，即qn,Dmaxxn,FxD1000.5kmol/h52.63kmol/h0.95在连续精馏塔中分别A、B 100 kmol/h，其组成为0.4易挥发组分A 的摩尔分数，下同，饱和液体进料，要求馏出液中易挥发组分的回收率为90.03馏出液的流量和组成假设操作回流比为写出精馏段的操作线方程3提馏段的液相负荷。由全塔物料衡算，可得qxn,DD 0.96qxn,F 0.961000.45kmol/h 43.2 kmol/hqxn,WW 0.961000.45kmol/h 1.8kmol/hq1.8kmol/h=54.55 kmol/hn,W0.033qn,Dqn,Fqn,W10054.55km

7、ol/h=45.45 kmol/hx 43.2 0.9505D45.45精馏段操作线方程yRxxD 2.65 x 0.9505 0.726x0.2604R1R13.653.65提馏段的液相负荷q qqq Rqq n,Ln,Ln,Fn,Dn,FAB 60 kmol/h0.46易挥发组分的摩尔分数，下同，原料液的泡点为92。要求馏出液的组成为0.90.042.8q 值和提馏段的气相负荷。140 冷液进料；饱和液体进料；饱和蒸气进料。371 kJ/kg1.82 kJ/(kg )。解：由题给数据，可得qqxxF 600.460.04 kmol/h 27.39kmol/hn,Dn,FxxD0.960.0

8、4qn,W 32.61 kmol/h140 冷液进料q 值可由定义式计算，即q1c tPt F11.255r371 饱和液体进料此时q = 1 3.8 27.39kmol/h 104.1kmol/h饱和蒸气进料q = 0V V q 104.160kmol/h 44.1kmol/hn,F三种进料热状态下，由于 q 的不同，提馏段的气相负荷即再沸器的热负荷有明显V最小。q50 kmol/h，要求馏出液中易挥发组分的收率为9y = 0.7+0.23q线方程为y= 23。试求操作回流比及馏出液组成进料热状况参数及原料的总组成3两操作线交点的坐标值q及y 提馏段操作线方程。q解操作回流比及馏出液组成由题

9、给条件，得RR 10.75及xD 0.238解得R = 3，xD = 0.9522进料热状况参数及原料液组成由于q3及 xF2q11q解得q= 0.7气液混合进料，F= 0.5两操作线交点的坐标值xq 及yq联立操作线及q 线两方程，即y 0.75x0.238y 23x解得xq = 0.4699 及yq = 0.5903提馏段操作线方程其一般表达式为y qn,Lqn,Vqn,W xqWn,V式中有关参数计算如下：qn,DqxAn,FxD 0.94500.5 kmol/h 24.68kmol/h0.952qn,Wqn,Fqn,D5024.68kmol/h = 25.32 kmol/hxqxn,F

10、 0.0592WqRqqn,W25.32324.680.7550kmol/h =111.54 kmol/hn,Ln,Dn,Fqn,V qn,L qn,W 111.5425.32kmol/h = 86.22 kmol/h则y111.54 x 25.320.05921.294x0.0173986.2286.22在连续精馏塔中分别苯甲苯混合液，其组成为 0.48苯的摩尔分数，下同，泡点进料。要求馏出液组成为 0.95，釜残液组成为 0.05。操作回流比为 2.5，平均相对挥发度2.46，试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。8附表8附表00.050.10.20.30.40.50.60.70.

11、80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0 xy 2.46x 11.46x1.00.90.850.7在 xy 图上作出平衡线，如此题附图所示。a由的xW 在附图上定出点、e、c。精 馏 段 操 作 线 的 截 距 为0.6dxD0.95 0.271y b，y 0.5eR110.4a b，即为精馏段操作线。b0.3e q 线垂直线交精馏段操作b0.2 11dcd 即得提馏段操作线。c0.1a c0.00.0 x 0.10.20.3Wx 0.50.60.70.8FXx 1.0阶梯，到达指定分别程度需 11 层理论板，D

12、习题8附图D5 层理论板进料。在板式精馏塔中分别相对挥发度为2 的两组分溶液，泡点进料。馏出液组成为0.95易挥发组分的摩尔分数，下同，釜残液组成为0.0，原料液组成为0.93 kmol/h，从塔顶回流的液体量为58.5 kmol/h，泡点回流。试求1原料液2操作回流比为最小回流比的倍数。原料液的处理量对于泡点进料，q1q q 93kmol/hn,Vn,Vn,Dqn,Dqqn,V qqn,L9358.5kmol/h=34.5 kmol/hn,Wn,Fn,D则0.6q 0.9534.5 q34.50.05解得56.45kmol/hn,F2R Rmin的倍数93R134.5R = 1.70对于泡点

13、进料，Rmin 的计算式为1x )0.95RD D 1.333min 1xF1 xF 0.610.6于是R1.7 1.275Rmin 1.333在常压连续精馏塔内分别苯氯苯混合物。进料量为85 kmol/h0.45易挥发组分的摩尔分数，下同，泡点进料。塔顶馏出液的组成为0.90.023.530.65 kJ/mol36.52 kJ/mol4.187 kJ/ (kg )。假设冷却水通过全凝器温度上升15 ，加热蒸汽确定压力为500 kP饱和温度为151.7 2 113 kJ/k热蒸汽的流量。无视组分汽化热随温度的变化。解：由题给条件，可求得塔内的气相负荷，即qqxxF85 0.450.02 kmo

14、l/h 37.94kmol/hn,Dn,FxxD0.990.02对于泡点进料，精馏段和提馏段气相负荷一样，则q q qR 1 4.537.94kmol/h 170.7 kmol/hn,Vn,Vn,D1冷却水流量由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，即Q qc 170.730.65103kJ/h 5.232kJ/hqm,ccp,cQc(tt25.232106kg/h 8.33104 kg/h)4.187152加热蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按纯氯苯计算，即qB Q170.736.52103kJ/h 6.234kJ/h6.234106qm,h BBkg/h2.95kg/h2113在常压连续提馏塔

15、中，分别两组分抱负溶液，该物系平均相对挥发度为2.0。原料100 kmol/hq=160 kmol/h0.01易挥发组分的摩尔分数，试求1操作线方程xm。操作线方程此为提馏段操作线方程，即y qn,Lqn,Vqn,W xqWn,V式中qn,L qqn,F 100kmol/hqn,V qn,D 60kmol/hqn,W qn,F qn,D 10060kmol/h40 kmol/h则y 100 x 400.011.667x0.00676060最下层塔板下降的液相组成由于再沸器相当于一层理论板，故yxW 20.010.0198W 1)x10.01WxmyW 符合操作关系，则y 0.00670.019

16、80.0067xW0.0159m1.6671.667提馏塔的塔顶一般没有液相回流。在常压连续精馏塔中，分别甲醇水混合液。原料液流量为100 kmol/h，其组成为0.q=1.0.93 txy 数据见此题附表t摩尔分数12摩尔分数附表t摩尔分数摩尔分数1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.

17、97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解釜液组成由全塔物料衡算求解。 间接加热qn,D0.9qxn,FxD 0.91000.3kmol/h 29.35kmol/h0.92x (10.9)1000.3 0.0425W10029.35 直接水蒸气加热q q Rq qqn,Wn,Ln,Dn,FRq =1.2q 线方程为y qxxF 6x 1.5q1q1e q 线，由图读得：xq = 0.37，yq = 0.71x yD 0.920.710.6176miny xqq0.710.37R 3R30.61761.85min于是q n,WxW(10.9)1000.318

18、3.8 0.0172明显，在塔顶甲醇收率一样条件下，直接水蒸气加热时，由于冷凝水的稀释作用， xW明显降低。2所需理论板层数在xy 图上图解理论板层数1.00.90.8(x ,y )1.0a0.90.8a(x ,y )q q0.74q q0.740.60.5Y0.4b0.3 6e0.2间 接 加 热0.60.5Y0.4b0.30.2d直 接 蒸 汽 加 热e0.10.00.0 xc0.10.2x 0.30.40.50.60.70.8 0.170.0c0.10.2 x 0.30.40.50.70.80.9x 1.0WFDWFDXX附 图1附图2习题12附图间接加热精馏段操作线的截距为xD 0.9

19、2 0.323R 12.85xD = 0.92 0.323 abq d。xW=0.0425 ccd 即为提馏段操作线。由点a NT= 不含再沸器，第4层理论板进料。直接蒸汽加热图解理论板的方法步骤同上，但需留意xW=0.0172 是在x 轴上而不是对角线上，如此题附图所示。此状况下共需理论板7 层，第4 层理论板进料。层数增加。且需留意，直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理论板的作用。 100kmol/，组成为0.5摩尔分数，下同，饱和液体进料。塔顶馏出液流量qn,D 20 kmol/h，组成D1 为0.90.05D20.9 的饱和液体。物系的平均相对挥发度为2.5。塔顶为全凝器，泡点回流，回流比

20、为 3.0，试求1易2中间段的操作线方程。1由全塔的物料衡算，可得qD1n,DxqD1Aqxn,D2xxD2 100%qn,D2 的计算如下n,F Fq q q qn,Fn,D1n,D2n,W13 附图8 10及qxn,FF 200.98 0.9q0.0510020qn,D2整理上式，得到0.85q 26.4则qn,D2 31.06kmol/h于是A 200.9831.060.9100% 95.1%1000.52中间段的操作线方程由s 板与塔顶之间列易挥发组分的物料衡算，得qn,Vsys1 qxn,Ls sqxn,D D1qxn,D2 D21式中 (R1)q (420)kmol h 80kmo

21、l hqn,Ls Rqq 28.94kmol/h将有关数值代入式1并整理，得到ys10.362xs0.5944在常压连续精馏塔中分别两组分抱负溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为0.3易挥发组分的摩尔分数，下同 y = 0.75+0.2，试求操作回流比与最小回流比的比值假设塔顶第一板下降的液相0.7EMV1。minR 与Rmin的比值 先由精馏段操作线方程求得R 和D，再计算R 。min由题给条件，可知R0.75R 1解得R 3xD0.20(R1)0.240.8对饱和蒸气进料，q = 0，yq = 0.35yx0.350.1772qy(1 yqx y)0.35 2.5(1 0.3

22、5)0.80.35RminDy xqq 0.350.17722.604则R31.152Rmin2.6042气相默弗里效率气相默弗里效率的定义式为yE1 y2y1式中M,V x1y* y120.8y0.75x20.70.200.725y* 1x1 1)x112.50.7 0.853711.50.7将有关数据代入式1，得EM,V0.80.7250.58358.3%0.8537 0.725在连续精馏塔中分别两组分抱负溶液，原料液流量为100 kmol/h0.5易挥发组分的摩尔分数，下同，饱和蒸气进料。馏出液组成为0.9，釜残液组成为0.0。物系的平均相对挥发度为 2.0。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间

23、接蒸汽加热。塔釜的汽化量为最小汽化量的1.6倍，试求从塔顶往下数其次层理论板下降的液相组成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比与最小汽化量的关系求得q。液相组成x可用逐板计算得到。n,Vmin21塔釜汽化量对于饱和蒸汽进料q = 0，yF = 0.5，Rmin 可用下式计算，即1x 120.9510.95RD D 1 12.7min 1yF1 yF210.510.5 qn,Vmin而 (Rminxxn,D0.50.05qn,D qn,FFxD W0.950.05kmol/h 50kmol/h则qn,Vmin (2.7 1)50kmol/h 185 kmol/hq q(1q)q (185 10

24、0)kmol/h 85 kmol/hn,Vminn,Vminn,Fq1.6q (1.685)kmol/h 136kmol/hn,Vn,Vminq也可由提馏段操作线的最大斜率求得，即n,Vminqn,Lminqn,Vmin yq xWx xqWxq0.50.333320.5即qn,Vmin qq0.50.050.33330.05n,Vminqn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得q85kmol/hn,Vmin2第2 层理论板下降液相组成x2逐板计算求x2 需导出精馏段操作线方程。q(R 1)q (1 q)q(R 1)50 100 136n,Vn,Dn,F解得Rx3.720.95y xDx0.788x0.2022R1R14.724.72塔顶全凝器y x1D0.95yx 1y0.95 0.90481y (1 y1)0.95 20.05y0.20220.914320.9143 0.9143) 0.8421某制药厂拟设计一板式精馏塔回收丙酮含量为0.75摩尔分数，下同水溶液中的30 kmol/h0.9698.5%。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。试依据如下条件计算塔的有效高度和塔径。