新版化工原理習(xí)題答案蒸餾

1、第九章蒸餾1 在密閉容器中將 A、B兩組分的理想溶液升溫至 82 C，在該溫度下，兩組分的飽和蒸氣壓分別為pA = kPa及pB = kPa，取樣測(cè)得液面上方氣相中組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓。解：本題可用露點(diǎn)及泡點(diǎn)方程求解。pApA P總 pB107.6 p總一41.85yAxA*0.95p總p總 PaPbp總 107.6 41.85解得 P 總= 99.76 kPap總Pb*PaPb99.7641.85107.6 41.850.8808本題也可通過(guò)相對(duì)揮發(fā)度求解Pa107.6區(qū) 41.85由氣液平衡方程得2.5710.950.952.571 10.950.88

2、08卩總=Pa XaPb 1 Xa107.6 0.8808 41.851 0.8808 kPa 99.76kPa2 .試分別計(jì)算含苯（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯一甲苯混合液在總壓100 kPa和10 kPa的相對(duì)揮發(fā)度和平衡的氣相組成。苯（A）和甲苯（B）的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系為lg Pa 6.032lg Pb 6.078式中p *的單位為1206.35t 220.241343.94t 219.58kPa, t的單位為C。苯一甲苯混合液可視為理想溶液。（作為試差起點(diǎn)，100 kPa和10 kPa對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)分別取 94.6 C和31.5 C）解：本題需試差計(jì)算(1)總壓 p 總=100 kPa* 得Pa1

3、55.37 kPa初設(shè)泡點(diǎn)為lg pA94.6 C,貝U1206.352.1916.03294.6220.24同理lg pB1343.946.0781.80*Pb63.15kPa94.6 219.58100 63.15Xa0.39960.4155.37 63.15或卩總=0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 100.04kPapA 155.37 pB 63.152.46 0.41(1)x11.46 0.40.6212(2) 總壓為p總=10 kPa通過(guò)試差，泡點(diǎn)為 31.5 C, pA=, pB =17.025.3133.2033.203 0.41 2.203 0.40.681隨壓

4、力降低，a增大，氣相組成提高。3 在100 kPa壓力下將組成為（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)）的兩組分理想溶液進(jìn)行平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾。原 料液處理量為100 kmol，汽化率為。操作范圍內(nèi)的平衡關(guān)系可表示為y 0.46x 0.549。試求兩種情況下易揮發(fā)組分的回收率和殘液的組成。解：（1）平衡蒸餾（閃蒸）依題給條件q 1 0.440.56Xfq 11.25 1.273x0.560.55x0.56 10.56 1由平衡方程y 0.46x 0.549聯(lián)立兩方程，得y = , x =nD 0.44 nF 0.44 100 kmol = 44kmol 100%n fXf(2)簡(jiǎn)單蒸餾44 0.735100

5、0.55100%58.8%nD 44 kmolnW 56kmolnF 1000.55 dxIn InnW56Xw y x即解得0.5798Xw=y Xf10.549 0.54xWIn0.540.549 0.54 0.55n wXF XW n。0.550.550.3785440.768344 0.7683100 0.55100%61.46%簡(jiǎn)單蒸餾收率高（%,釜?dú)堃航M成低（）4在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）苯一甲苯混合液，其流量為100 kmol/h。已知餾出液組成為，釜液組成為，試求（1）餾出液的流量和苯的收率；（2）保持餾出液組成不變，餾出液最大可能的流量。解：（1）餾出

6、液的流量和苯的收率qnD qnF 100 -05kmol/h 50kmol/hXd Xw0.95 0.05qn,DXDqn,FXF500 95100%100%95%100 0.5（2）餾出液的最大可能流量當(dāng)n a=100%寸，獲得最大可能流量，即q n,Dmax如生 100 0.5 kmol/h 52.63 kmol/h xD0.95100 kmol/h，其組成為(易揮發(fā)組分A的摩96%，釜液的組成為。試求(1)餾出液 (3)提餾段的液相負(fù)荷。qn ,wXw10.961000.45kmol/h 1.8 kmol/hq n W1.8kmol/h= kmol/h0.033qn,Dqn,F q|n,

7、W10054.55 kmol/h= kmol/h43.2Xd45.45(2) 精餾段操作線方程RXdy xR 1 R 1(3) 提餾段的液相負(fù)荷2.65x3.650.9505 0.726x 0.26043.65qn,L qn,LRqn,Dqn,F 2.65 45.45 100 kmol/h 220.4 kmol/h6 .在常壓連續(xù)精餾塔中分離A、B兩組分理想溶液。進(jìn)料量為 60 kmol/h，其組成為(易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)，原料液的泡點(diǎn)為 92 C。要求餾出液的組成為，釜液組成為，操作回流比為。試求如下三種進(jìn)料熱 狀態(tài)的q值和提餾段的氣相負(fù)荷。40 C冷液進(jìn)料； 飽和液體進(jìn)料； 飽和蒸

8、氣進(jìn)料。 原料液的汽化熱為(1)(2)(3)已知：371 kJ/kg ，比熱容為 kJ/(kg ? C )。解：由題給數(shù)據(jù)，可得qn,DXfXwqn,F -XdXw60 0.46 0.04 kmol/h 27.39 kmol/h0.96 0.04q n,W60 27.39 kmol/h 32.61 kmol/h(1) 40C冷液進(jìn)料Cp t b tFrq值可由定義式計(jì)算，即逕口 1.255371V R 1 qn,D2.8 127.391 1.25560 kmol/h 119.4kmol/h(2)飽和液體進(jìn)料此時(shí)n, D3.827.39kmol/h104.1kmol/h5 在連續(xù)精餾塔中分離 A

9、 B兩組分溶液。原料液的處理量為 爾分?jǐn)?shù)，下同)，飽和液體進(jìn)料，要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為 的流量和組成；(2)若操作回流比為，寫出精餾段的操作線方程；解：(1)餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得qn,D Xd0.96qn,F Xf 0.96 100 0.45kmol/h 43.2 kmol/hq = 060 kmol/h 44.1kmol/h104.1由于q的不同，提餾段的氣相負(fù)荷(即再沸器的熱負(fù)荷)有明顯差異。飽和蒸氣進(jìn)料V(3) 飽和蒸氣進(jìn)料V V qn,F三種進(jìn)料熱狀態(tài)下， 最小。7在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液。原料液流量為50 kmol/h，要求餾出液中易揮發(fā)組分

10、的收率為94%。已知精餾段操作線方程為y = + ; q線方程為y = 2-3 x。試求(1)操作回流比及餾出液組成；(2)進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；（3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 Xq及yq； （4）提餾段操作線方程。解：（1）操作回流比及餾出液組成由題給條件，得R 0 75 及 Xd0.238R 1 R 1解得 R = 3，Xd =2 ）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于23 及土 2q 11 q解得 q =（氣液混合進(jìn)料），xf =（3） 兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值Xq及yq聯(lián)立操作線及q線兩方程，即y 0.75x 0.238y 2 3x解得Xq =及yq =（4） 提餾段操作線方程其一般表達(dá)式為

11、qn,Lqn,WyXXwqn,Vqn,V式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如下:q n,DA q n,F XF0.940.952竺空kmol/hXwXd1 A qn,FXF1 0.9450 0.5q n,W25.32qqn,F3 24.68 0.7524.68kmol/h qn,w qn,F qn,D50 24.68 kmol/h = kmol/h0.059250 kmol/h = kmol/hqn,L111.54 25.32 kmol/h = kmol/h111.5425 32x 0.05921.294x 0.0173986.22 86.22&在連續(xù)精餾塔中分離苯一甲苯混合液，其組成為（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，

12、下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。要求餾出液組成為,釜?dú)堃航M成為。操作回流比為，平均相對(duì)揮發(fā)度為，試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置。解：由氣液平衡方程計(jì)算氣液相平衡組成如本題附表所示。習(xí)題8 附表y 2.46x011.46x習(xí)題8附圖在x-y圖上作出平衡線，如本題附圖所示。 由已知的Xd, Xf, Xw在附圖上定出點(diǎn) a、e、C。精餾段操作線的截距為星 -0950.271，在y軸上定R 12.5 1出點(diǎn)b連接點(diǎn)a及點(diǎn)b即為精餾段操作線。過(guò)點(diǎn)e作q線（垂直線）交精餾段操作線于點(diǎn)d。連接cd即得提餾段操作線。從點(diǎn)a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，達(dá)到指定分離程度需11層理論板，第5層理論板進(jìn)料。9

13、在板式精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2的兩組分溶液，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜?dú)堃航M成為，原料液組成為。已測(cè)得從塔釜上升的蒸氣量為93 kmol/h，從塔頂回流的液體量為 kmol/h，泡點(diǎn)回流。試求（1）原料液的處理量；（2）操作回流比為最小回流比的倍數(shù)。解：（1）原料液的處理量由全塔的物料衡算求解。對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，q = 1qn,v qn,v R 1 qn,D 93kmol/hqn,D qn,Vqn,L93 58.5 kmol/h= kmol/hqn,W qn,F q n,D0.6qn,F0.95 34.5qn,F 34.50.05解得qn,F56.45 kmol/h

14、(2) R為FU的倍數(shù)93 R 134.5R =對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，Rnin的計(jì)算式為1iXdXf(1Xd)1Xf0.952 (10.95)喬 1 0.61.333于是1.71.2751.33310 在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯一氯苯混合物。已知進(jìn)料量為 85 kmol/h，組成為（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)， 下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液的組成為，塔底釜?dú)堃航M成為。操作回流比為。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。苯、 氯苯的汽化熱分別為 kJ/mol和kJ/mol。水的比熱容為kJ/ （kg ?C ）。若冷卻水通過(guò)全凝器溫度升高15 C,加熱蒸汽絕對(duì)壓力為 500 kPa （飽和溫度為151.7 C,汽化熱為2 1

15、13 kJ/kg ）。試求冷卻水和加熱蒸汽的流量。 忽略組分汽化熱隨溫度的變化。解：由題給條件，可求得塔內(nèi)的氣相負(fù)荷，即Xf Xwcl 0-45 0.02 ,qnD qn f 85 kmol/h 37.94kmol/h,Xd Xw0.99 0.02對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，則q n,Vqn,Vqn,D R 14.5 37.94kmol/h170.7 kmol/h(1)冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計(jì)算，即Qc qn,V A 170.7 30.65 103kJ/h 5.232kJ/hQcG,c(t2 tj5kg/h4.187 158.33 104 kg/h（2）加熱蒸汽

16、流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計(jì)算，即QBqn,V B 170.7 36.52 103 kJ/h 6.234kJ/hQbqm,h6.234 1062113kg/h =2.95kg/h11 .在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為。原料液流量為100 kmol/h ,m。由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成x'本題為提餾塔，即原料由塔頂加入，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當(dāng)一層理論板。進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q=1,餾出液流量為 60 kmol/h，釜?dú)堃航M成為（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)），試求（1）操作線方程；（2）解：40 0.011.667x60100y x60最下層

17、塔板下降的液相組成2 0.01 yWXw0.0067由于再沸器相當(dāng)于一層理論板，故0.01981(1)Xw 10.01x ' m與V W符合操作關(guān)系，則yw 0.00670.0198 0.0067 nndcnXm0.01591.6671.667（1）操作線方程此為提餾段操作線方程，即qn,Lqn,WyxXwqn,Vqn,V式中qn,Lqqn,F100kmol/hqn,Vqn,D60 kmol/hqn,Wqn,FqnD100 60 kmol/h = 40 kmol/h提餾塔的塔頂一般沒有液相回流。12 .在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇一水混合液。原料液流量為100 kmol/h，其組成為（

18、甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），冷液進(jìn)料（q =）,餾出液組成為，甲醇回收率為90%，回流比為最小回流比的3倍。試比較直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種情況下的釜液組成和所需理論板層數(shù)。甲醇一水溶液的t - x-y數(shù)據(jù)見本題附表習(xí)題12附表q n,D0.9qn,F XFXd0.9 100 0.30.92kmol/h29.35kmol/h Xw ° 驚谿 °.0425溫度t液相中甲醇的氣相中甲醇的溫度t液相中甲醇的氣相中甲醇的°C摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)C摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)100解：（1）釜液組成由全塔物料衡算求解。間接加熱直接水蒸氣加熱qn,W qn,L Rqn,D qqn,F關(guān)鍵是計(jì)算

19、R。由于q =，則q線方程為習(xí)題12附圖XdR 1°920.3232.85于是qVXfq i6x 1.5在本題附圖上過(guò)點(diǎn) e作q線，由圖讀得：xq = , yq =RminXdyq0.920.710 6176yqXq0.71U. U 1 t u0.37R3Rmin30.61761.85qn,W1.85 29.35 1.2 100 kmol/h 174.3 kmol/hxw （1°.9）100 °.30.0172183.8顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時(shí)，由于冷凝水的稀釋作用,（2）所需理論板層數(shù)在x - y圖上圖解理論板層數(shù)xw明顯降低。附圖1間

20、接加熱 精餾段操 作線的截 距為由xd =及截距作出精餾段操作線 ab，交q線與點(diǎn)d。由xw=定出點(diǎn)c,連接cd即為提餾段操作線。由點(diǎn)a開始在平衡線與操作線之間作階梯，Nt = 5 （不含再沸器），第4層理論板進(jìn)料。直接蒸汽加熱圖解理論板的方法步驟同上,但需注意XW=是在X軸上而不是對(duì)角線上,如本題附圖所示。此情況下共需理論板 7層，第4層理論板進(jìn)料。計(jì)算結(jié)果表明，在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下，直接蒸汽加熱所需理論板層數(shù)增加。且需注意,直接蒸汽加熱時(shí)再沸器不能起一層理論板的作用。13 .在具有側(cè)線采出的連續(xù)精餾塔中分離兩組分圖所示。原料液流量為100 kmol/h，組成為（摩爾分進(jìn)料

21、。塔頂餾出液流量如為20 kmol/h，組成XD1為,餾段抽出組成XD2為的飽和液體。物系的平均相對(duì)揮發(fā) 泡點(diǎn)回流，回流比為，試求（1 ）易揮發(fā)組分的總收率； 方程。解：（1 ）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率 可得qn,D XD1qn,D2 XD2100%qn,FXF習(xí)題13附圖理想溶液，如本題附 數(shù)，下同），飽和液體 釜?dú)堃航M成為。從精 度為。塔頂為全凝器，（2）中間段的操作線由全塔的物料衡算，式中qn,D2的計(jì)算如下qn,F q n,D1 q n,D2 qn,Wqn,pXF20 0.98 0.9qn,D2 0.05 10020 q.m整理上式，得到0.85qn,D226.4q n,D23

22、1 .06kmol/ha 20 °98 3106 O'9 100%95.1%100 0.5(2)中間段的操作線方程由s板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，得qn,Vs ys1 qn,Ls xsqn,DXD1 qn,D2 XD2(1 )q n,Vs(R 1)q(4 20) kmol h 80 kmol hq n,LsRqn,D1qn,D23 20 31.06 kmol/h 28.94kmol/h將有關(guān)數(shù)值代入式(1)并整理，得到y(tǒng)s 10.362xs0.594414 在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為。原料液組成為(易揮發(fā)組分的 摩爾分?jǐn)?shù)，下同)，飽

23、和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為(2)若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為，該板的氣相默弗里效率解：(1) R與Rnin的比值 由題給條件，可知RR先由精餾段操作線方程求得y = + ,試求(1)操作回流比與最小回流比的比值;Emv。R和XD，再計(jì)算Rnino解得 R式中10.7530.20(R 1)0.2對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料，q = 0，Xd4 0.8yq =yqXq(10.350.1772yq)0.35 2.5(10.35)RminXdyqyqXq°8°.352.6040.350.177231.1522.604(2)氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為Rmin%2E M,V*%y

24、2(1)% Xd 0.8y20.75x0.20 0.75 0.7 0.20 0.7252.5 0.7yi1 _(_1)x1 1 1.5 0.70.8537將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（1）,得E M,V0.8 0.7250.8537 0.7250.583 58.3%15 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100 kmol/h，組成為（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣進(jìn)料。餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔 釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的倍，試求（1）塔釜汽化量；（2 ）從塔頂往下數(shù)第二層理論板下qn,Vmin。液相組成X2可用逐板計(jì)算

25、得到。降的液相組成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關(guān)系求得Rmin1Xd 1Xd112 0.9510.9512.71 0.51yF 1 y2 10.5qn,Vmin(Rmin1)qn,D而qn,DXFnXW 1000.50.05kmol/h50kmol/hn,FXdXW0.950.05則q n,Vmin(2.71) 50kmol/h185 kmol/hq n,V minq n,Vmin(1 qgn,F(185 100)kmol/h85 kmol/h（1 ）塔釜汽化量對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料 q = 0，屮=，Rnin可用下式計(jì)算，即qn,V1.6qn,Vmin(1.6 85) km

26、ol/h 136 kmol/hqn,V min也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即q n,L minyqXWqn,V minXqXWXq0.33330.5 2 0.5q n,V min qn,Wqn,V min0.5 0.050.3333 0.051.588將 qn,w = 50 kmol/h代入上式，解得qn,Vmin 85kmol/h逐板計(jì)算求X2需導(dǎo)出精餾段操作線方程。qn,V(R1)qn,D(1 q)qn,F (R 1) 50 100 136解得R3.72RXD3.720.95yXX0.788x0.2013R 1R 14.724.72塔頂全凝器y1xD 0.95（2）第2層理論板下降液相組成 X2X10.9048y1(1 %)0.950.95 2 0.05y20.788 0.90480.2013 0.91430.9143X20.9143 2(10.9143)0.842116 .某制藥廠擬