第九章蒸馏分析Word文档下载推荐.docx
《第九章蒸馏分析Word文档下载推荐.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《第九章蒸馏分析Word文档下载推荐.docx（22页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
’nF,100°
.55dx
In—In
nw56xwyx
即0.5798—In0.5490.54Xw
0.540.5490.540.55
简单蒸馏收率高（61.46%），釜残液组成低（0.3785）
4•在一连续精馏塔中分离苯含量为0.5（苯的摩尔分数，下同）苯一甲苯混合液，其
流量为100kmol/h。
已知馏出液组成为0.95,釜液组成为0.05,试求
（1）馏出液的流量和
苯的收率；
（2）保持馏出液组成0.95不变，馏出液最大可能的流量。
（1）馏出液的流量和苯的收率
05005
100kmolh50kmolh
XfXw
qn,Dqn,F
XdXw
0.950.05J1
（2）馏出液的最大可能流量
当n=100%时，获得最大可能流量，即
qnDmax122_kmol/h52.63kmol/h
Xd0.95
5•在连续精馏塔中分离A、B两组分溶液。
原料液的处理量为100kmol/h，其组成为
0.45（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96%,釜液的组成为0.033。
试求
（1）馏出液的流量和组成；
（2）若操作回流比为2.65,写出精馏段的操作线方程；
（3）提馏段的液相负荷。
（1）馏出液的流量和组成
由全塔物料衡算，可得
qn,DxD0.96qn,FxF0.961000.45kmol/h43.2kmol/h
qn,WxW10.961000.45kmol/h1.8kmol/h
18
qn,W
kmol/h=54.55kmol/h0.033
qn,Fqn,W10054.55kmol/h=45.45kmol/h
（3）提馏段的液相负荷
由题给数据，可得
XfXw0.460.041..."
°
Ci"
qnDqnF60kmol/h27.39kmol/h
，XdXw0.960.04
qn,w6027.39kmol/h32.61kmol/h
（1）40C冷液进料
CptbtF
r
q值可由定义式计算，即
匸8292401.255
371
VR1qn,D
2.8127.3911.25560kmol/h119.4kmol/h
（2）饱和液体进料
此时
n,D
3.8
27.39kmol/h104.1kmol/h
（3）饱和蒸气进料
VVqn,F104.1
q=0
60kmol/h44.1kmol/h
三种进料热状态下，由于
差异。
饱和蒸气进料V'
最小。
q的不同，提馏段的气相负荷（即再沸器的热负荷）有明显
7.在连续操作的精馏塔中分离两组分理想溶液。
原料液流量为50kmol/h,要求馏出液
中易挥发组分的收率为94%。
已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.238;
q线方程为y=2-3x。
试求
（1）操作回流比及馏出液组成；
（2）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Xq及yq；
（4）提馏段操作线方程。
解:
:
（1）操作回流比及馏出液组成
由题给条件，得
R0.75及Xd0.238
R1R1
解得
R=3,xd=0.952
2）
进料热状况参数及原料液组成
由于
3及必J2
1q
解得q=0.75（气液混合进料），Xf=0.5
（3）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
y0.75x0.238
y23x
解得Xq=0.4699及yq=0.5903
（4）提馏段操作线方程其一般表达式为
qn,Lqn,W
yxxw
qn,Vqn,V
式中有关参数计算如下:
qn,D
Aqn,FXF
Xd
0.94500.5kmol/h24.68kmol/h
0.952
qn,Wqn,Fqn,D
5024.68kmol/h=25.32kmol/h
Xw
1Aqn,FXF
qn,L
Rqn,D
qqn,F
qn,V
111.54
25
1°
9450°
50.0592
25.32
324.680.7550kmol/h=111.54kmol/h
111.5425.32kmol/h=86.22kmol/h
x0.05921.294x0.01739
86.2286.22
在连续精馏塔中分离苯一甲苯混合液，其组成为0.48（苯的摩尔分数，下同），泡
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
为2.46，试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。
由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。
&
点进料。
x
0.05
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1.0
2.46x
0.11
0.71
y
11.46x
5
0.214
0.381
0.513
0.621
1
0.787
0.852
0.908
0.957
习题8附表
习题8附图
在x-y图上作出平衡线，如本题附图所示。
由已知的Xd,XF,XW在附图上定出点a、
e、c。
第5层理论板进料。
精馏段操作线的截距为
0.271,在y轴上定出点b,
2.51
连接点a及点b，即为精馏段操作线。
过点e作q线（垂直线）交精馏段操作线于点d。
连接cd即得提馏段操作线。
从点a开始，在平衡线与操作线之间绘阶梯，达到指定分离程度需11层理论板，
9•在板式精馏塔中分离相对挥发度为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0.05，原料液组成为0.6。
已测得从塔釜
上升的蒸气量为93kmol/h，从塔顶回流的液体量为58.5kmol/h，泡点回流。
试求
（1）原料
液的处理量；
（2）操作回流比为最小回流比的倍数。
（1）原料液的处理量由全塔的物料衡算求解。
对于泡点进料，q=1
qn,Vqn,VR1qn,D
93kmol/h
qn,Dqn,vqn,L9358.5kmol/h=34.5km°
l/h
qn,Wqn,Fqn,D
则0.6qn,F0.9534.5qn,F34.50.05
解得qn,F56.45kmol/h
（2）R为Rmin的倍数
93R134.5
R
Rmin
1Xd（1Xd）
1Xf1Xf
空LX^5）1.333
0.610.6
10.在常压连续精馏塔内分离苯一氯苯混合物。
已知进料量为85kmol/h，组成为0.45
（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0.99,塔底釜残液组成
为0.02。
操作回流比为3.5。
塔顶采用全凝器，泡点回流。
苯、氯苯的汽化热分别为30.65kJ/mol
和36.52kJ/mol。
水的比热容为4.187kJ/（kg?
C）。
若冷却水通过全凝器温度升高15C,加
热蒸汽绝对压力为500kPa（饱和温度为151.7C,汽化热为2113kJ/kg）。
试求冷却水和加热蒸汽的流量。
忽略组分汽化热随温度的变化。
由题给条件，可求得塔内的气相负荷，即
qn,Dqn,F—X^85—kmol/h37.94kmol/h
XdXw0.990.02
对于泡点进料，精馏段和提馏段气相负荷相同，则
qn,Vqn,Vqn,DR14.537.94kmol/h170.7kmol/h
（1）冷却水流量由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，即
Qqn,VA170.730.65103kJ/h5.232kJ/h
QBqn,VB170.736.52103kJ/h6.234kJ/h
11•在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液，该物系平均相对挥发度为2.0。
原料
液流量为100kmol/h，进料热状态参数q=1，馏出液流量为60kmol/h，釜残液组成为0.01
x'
m与yW符合操作关系，则
Xyw0.00670.01980.006700159
XmU・UI59
1.6671.667
提馏塔的塔顶一般没有液相回流。
12.在常压连续精馏塔中，分离甲醇一水混合液。
原料液流量为100kmol/h，其组成为
0.3（甲醇的摩尔分数，下同），冷液进料（q=1.2）,馏出液组成为0.92，甲醇回收率为90%,回流比为最小回流比的3倍。
试比较直接水蒸气加热和间接加热两种情况下的釜液组
成和所需理论板层数。
甲醇一水溶液的t-x-y数据见本题附表
习题12附表
温度t
液相中甲醇的
气相中甲醇的
C
摩尔分数
100
0.0
75.3
0.40
0.729
96.4
0.02
0.134
73.1
0.50
0.779
93.5
0.04
0.234
71.2
0.60
0.825
91.2
0.06
0.304
69.3
0.70
0.870
89.3
0.08
0.365
67.6
0.80
0.915
87.7
0.10
0.418
66.0
0.90
0.958
84.4
0.15
0.517
65.0
0.95
0.979
81.7
0.20
0.579
64.5
78.0
0.30
0.665
（1）釜液组成由全塔物料衡算求解。
①间接加热
qn,Wqn,LRqn,Dqqn,F
在本题附图上过点e作q线，由图读得：
Xq=0.37，yq=0.71
Xdyq
yqXq
0.920.71
0.710.37
0.6176
R3R,in30.61761.85
qn,W1.8529.351.2100kmol/h174.3kmol/h
显然，在塔顶甲醇收率相同条件下，直接水蒸气加热时，由于冷凝水的稀释作用,明显降低。
（2）所需理论板层数在x-y图上图解理论板层数
习题12附图
①间接加热精馏段操作线的截距为
由xd=0.92及截距0.323作出精馏段操作线ab,交q线与点d。
由xw=0.0425定出点c,连接cd即为提馏段操作线。
由点a开始在平衡线与操作线之间作阶梯，Nt=5（不含再沸器），第4层理论板进料。
②直接蒸汽加热图解理论板的方法步骤同上，但需注意xw=0.0172是在x轴上而不
是对角线上，如本题附图所示。
此情况下共需理论板7层，第4层理论板进料。
计算结果表明，在保持馏出液中易挥发组分收率相同条件下，直接蒸汽加热所需理论板
层数增加。
且需注意，直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理论板的作用。
13.在具有侧线采出的连续精馏塔中分离两组分理想溶液,量为100kmol/h，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为20kmol/h，组成
XD1为0.98,釜残液组成为0.05。
从精馏段抽出组成XD2为0.9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，回流比为3.0,试求
（1）易
挥发组分的总收率；
（2）中间段的操作线方程。
（1）易挥发组分在两股馏出液中的总收率
由全塔的物料衡算，可得
100%
qn,DXD1qn,D2XD2
A
qn,FXF
如本题附图所示。
原料液流
习题13附图
qn,D2的计算如下
（1）
整理上式，得到
0.85qn,D226.4
qn,D231.06kmol/h
1000.5
20°
98乳06O'
9100%95.1%
式中qn,vs（R1）qn,D1（420）kmol/h80kmol/h
qn,LsRqn,D1qn,D232031.06kmol/h28.94kmol/h
将有关数值代入式
（1）并整理，得到
ys10.362兀0.5944
14.在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。
该物系的平均相对挥发度为2.5。
液组成为0.35（易挥发组分的摩尔分数，下同），饱和蒸气加料。
已知精馏段操作线方程为
y=0.75X+0.20,试求
（1）操作回流比与最小回流比的比值；
（2）若塔顶第一板下降的液相
Em,v
*
y1
y2
式中
y1Xd
y20.75x1
0.750.70.200.725
X1
2.50.7
0.8537
（
1）X1
11.50.7
（2）气相默弗里效率
将有关数据代入式
（1），得
（1）R与Rmin的比值
由题给条件，可知
0.75
解得R3
Xd0.20（R1）0.240.8
对饱和蒸气进料，q=0，yq=0.35
Xq
yq0.35
yq（1yq）0.352.5（10.35）
0.1772
tmin
0.80.35
0.350.1772
2.604
3
1.152
气相默弗里效率的定义式为
15.
100kmol/h，组成为0.5（易
0.95，釜残液组成为0.05。
物
在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，原料液流量为挥发组分的摩尔分数，下同），饱和蒸气进料。
馏出液组成为
系的平均相对挥发度为2.0。
塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。
塔釜的汽化量为
最小汽化量的1.6倍，试求
（1）塔釜汽化量；
（2）从塔顶往下数第二层理论板下降的液相组成。
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qn,Vmin。
液相组成X2
可用逐板计算得到。
（1）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
1_Xd1Xd
1yr1yr
120.9510.95
210.510.5
12.7
qn,Vmin也可由提馏段操作线的最大斜率求得，即
qn,Vmin85kmol/h
（R1）qn,D323.09kmol/h69.3kmol/
Np17027.88取28
Et0.61
（1）塔的有效高度
E（Np1）Ht（281）0.4m10.8m
（2）塔径精馏段和提馏段气相负荷相同，则
4qV,V
Yn
根据系列标准，选取塔径为900mm。
17.在连续精馏中分离A、B、C、D、E（按挥发度降低顺序排列）五组分混合液。
在所选择流程下，C为轻关键组分，在釜液中组成为0.006（摩尔分数，下同）；
D为重关键
组分，在馏出液中的组成为0.005。
原料液处理量为100kmol/h，其组成如本题附表1所示。
17题附表1
组分
B
D
E
XF
0.213
0.244
0.183
0.142
0.218
试按清晰分割法估算馏出液、釜残液的流量和组成。
由题意，A、B组分在釜残液中不出现，E组分在馏出液中不出现，且Xw,c=0.006,
xd,d=0.005。
作全塔物料衡算，得
qn,Fqn,Dqn,W
将有关数据代入上式，解得
qn,D64.1kmol/h
计算结果列于本题附表2。
17题附表2
qn,Fi/（kmol/h）
21.3
24.4
18.3
14.2
21.8
qn,Di/（kmol/h）
18.08
0.320
64.1
qn,wi/（kmol/h）
0.22
13.88
35.9
XDi
0.3323
0.3807
0.2821
0.005
Xwi
0.006
0.3866
0.6072
升级会员 