化工原理第四版習(xí)題解蒸餾

1、第六章 蒸 餾相平衡【6-1】苯(A)和甲苯(B)的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)如下。溫度苯飽和蒸氣壓甲苯飽和蒸氣壓溫度苯飽和蒸氣壓甲苯飽和蒸氣壓80.184889296101.33113.59127.59143.72160.5238.844.4050.6057.6065.55100104108110.6179.19199.32221.19234.6074.5383.3393.93101.33根據(jù)上表數(shù)據(jù)繪制總壓為101.33kPa時(shí)苯一甲苯溶液的圖及圖。此溶液服從拉烏爾定律。解 計(jì)算式為計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表苯-甲苯溶液的計(jì)算數(shù)據(jù)溫度80.184889296100104108110.61.001.00苯-甲苯溶液

2、的圖及圖，如習(xí)題6-1附圖1與習(xí)題6-1附圖2所示。習(xí)題6-1附圖1 苯-甲苯t-y-x圖習(xí)題6-1附圖2 苯-甲苯y(tǒng)-x圖【6-2】在總壓下，正庚烷-正辛烷的汽液平衡數(shù)據(jù)如下。溫度液相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)98.41051101.00.6560.4871.00.810.673115120125.60.3110.15700.4910.2800試求：(1)在總壓下，溶液中正庚烷為0.35（摩爾分?jǐn)?shù)）時(shí)的泡點(diǎn)及平衡汽相的瞬間組成；(2)在總壓下，組成的溶液，加熱到117，處于什么狀態(tài)？溶液加熱到什么溫度，全部汽化為飽和蒸氣？解 用汽

3、液相平衡數(shù)據(jù)繪制圖。(1) 從圖上可知，時(shí)的泡點(diǎn)為113.8，平衡汽相的瞬間組成。(2) 的溶液，加熱到117時(shí)為氣液混合物，液相組成，汽相組成。的溶液加熱到118時(shí)，全部汽化為飽和蒸氣。習(xí)題6-2附圖 正庚烷-正辛烷t-y-x圖【6-3】 甲醇(A)-丙醇(B)物系的汽液平衡服從拉烏爾定律。(1) 試求溫度、液相組成（摩爾分?jǐn)?shù)）時(shí)的汽相平衡組成與總壓。(2) 試求總壓為、液相組成（摩爾分?jǐn)?shù)）時(shí)的汽液相平衡溫度與汽相組成。(3) 試求液相組成、汽相組成時(shí)的平衡溫度與總壓。組成均為摩爾分?jǐn)?shù)。用Antoine方程計(jì)算飽和蒸氣壓(kPa)甲醇 丙醇 式中t為溫度，。解 (1) )時(shí)，總壓 汽相組成

4、(2) 已知時(shí)，甲醇沸點(diǎn)為64.7，丙醇沸點(diǎn)為97.2，所求汽液相平衡溫度必在64.7與97.2之間。假設(shè) 計(jì)算液相組成 計(jì)算的值大于已知的值，故所假設(shè)的溫度偏小，重新假設(shè)大一點(diǎn)的進(jìn)行計(jì)算。將3次假設(shè)的與計(jì)算的值列于下表，并在習(xí)題6-3附圖1上繪成一條曲線，可知時(shí)的平衡溫度。習(xí)題6-3附表計(jì)算次數(shù)第一次第二次第三次假設(shè)7580850.5480.3870.252習(xí)題6-3 附圖1時(shí)，汽相組成 (3)已知 計(jì)算待求的溫度t，就是時(shí)的溫度，用試差法計(jì)算。假設(shè)，大于3.5溫度t越小，則就越大，故所假設(shè)的t偏小。假設(shè)用比例內(nèi)插法求時(shí)的溫度t在此溫度下，則故為待求的溫度總壓 【6-4】 甲醇(A)-乙醇(

5、B)溶液（可視為理想溶液）在溫度20下達(dá)到汽液平衡，若液相中甲醇和乙醇各為l00g，試計(jì)算汽相中甲醇與乙醇的分壓以及總壓，并計(jì)算汽相組成。已知20時(shí)甲醇的飽和蒸氣壓為11.83kPa，乙醇為5.93kPa。解 甲醇和乙醇的摩爾質(zhì)量分別為32和46。甲醇為易揮發(fā)組成，液相組成為 摩爾分?jǐn)?shù)甲醇分壓 乙醇分壓 總壓 汽相組成 【6-5】總壓為120kPa，正戊烷(A)與正己烷(B)汽相混合物的組成為0.6（摩爾分?jǐn)?shù)），冷卻冷凝到55，汽液相呈平衡狀態(tài)。試求液相量與汽相量之比值（摩爾比）。此物系為理想物系。55下純組務(wù)的飽和蒸氣壓分別為。解 液相組成 汽相組成 液相量L與汽相量V之比值（摩爾比）【6-

6、6】利用習(xí)題6-1的苯一甲苯飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)，(1)計(jì)算平均相對(duì)揮發(fā)度；(2)寫出汽液相平衡方程；(3)計(jì)算的系列相平衡數(shù)據(jù)，并與習(xí)題6-1作比較。 解 (1) 80.1時(shí) 110.6時(shí) 從計(jì)算結(jié)果可知，溫度高，相對(duì)揮發(fā)度小。平均(2) 汽液相平衡方程(3)計(jì)算平衡數(shù)據(jù)，與習(xí)題6-1的計(jì)算結(jié)果接近。80.184889296100104108110.610.8230.6590.5080.3760.2560.1550.058010.920.8260.7180.5970.4580.3110.1310【6-7】 甲醇和丙醇在80時(shí)的飽和蒸氣壓分別為181.lkPa和50.93kPa。甲醇一丙醇溶液為理想

7、溶液。試求：(1) 80時(shí)甲醇與丙醇的相對(duì)揮發(fā)度；(2)在80下汽液兩相平衡時(shí)的液相組成為0.5，試求汽相組成；(3)計(jì)算此時(shí)的汽相總壓。解 (1)甲醇和丙醇在80時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度(2) (3) 總壓 物料衡算及恒摩爾流量假設(shè)【6-8】由正庚烷與正辛烷組成的溶液在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)進(jìn)行分離。原料的流量為5000kg/h，其中正庚烷的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.3。要求餾出液中能回收原料中88%的正庚烷，釜液中正庚烷的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不超過(guò)0.05。試求餾出液與釜液的摩爾流量，及餾出液中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)。解 先將質(zhì)量流量換算為摩爾流量，質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算為摩爾分?jǐn)?shù)，再作物料衡算。正庚烷的摩爾質(zhì)量，正辛烷的摩爾質(zhì)量。原料的平均摩

8、爾質(zhì)量為原料的摩爾流量 將已知數(shù)（摩爾分?jǐn)?shù)）、（摩爾分?jǐn)?shù)）及，代入餾出液采出率計(jì)算式 并代入餾出液中正庚烷的回收率表達(dá)式 由式(1)與式(2)求得餾出液流量，餾出液中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)。釜液流量 【6-9】在壓力為的連續(xù)操作的精餾塔中分離含甲醇30%（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇水溶液。要求餾出液組成為0.98，釜液組成為0.01，均為摩爾分?jǐn)?shù)。試求：(1)甲醇的回收率。(2)進(jìn)料的泡點(diǎn)。解 操作壓力摩爾分?jǐn)?shù)(1) 甲醇回收率計(jì)算(2) 進(jìn)料的泡點(diǎn)計(jì)算在下甲醇的沸點(diǎn)為64.7，水的沸息為100，進(jìn)料的泡點(diǎn)必在與之間。假設(shè)，計(jì)算液相組成 計(jì)算的值大于已知的值，故所假設(shè)的溫度偏小，再假設(shè)大些的，重新計(jì)算。將3次

9、假設(shè)的與計(jì)算的值列于下表，并在習(xí)題6-9附圖中繪成一條曲線，可知時(shí)的泡點(diǎn)為。習(xí)題6-9附表計(jì)算次數(shù)第一次第二次第三次假設(shè)7080850.7450.4040.275【6-10】在一連續(xù)操作的精餾塔中分離苯一甲苯混合液，原料液中苯的組成為0.28（摩爾分?jǐn)?shù)）。餾出液組成為0.98（摩爾分?jǐn)?shù)），釜液組成為0.03（摩爾分?jǐn)?shù)）。精餾段上升蒸氣的流量，從塔頂進(jìn)入全凝器，冷凝為泡點(diǎn)液體，一部分以回流液L進(jìn)入塔頂，剩余部分作為餾出液D采出。若回流比，試回答下列問(wèn)題：(1)計(jì)算餾出液流量D與精餾段下降液體流量L；(2)計(jì)算進(jìn)料量F及塔釜釜液采出量W；(3)若進(jìn)料為飽和液體，計(jì)算提餾段下降液體流量L與上升蒸氣流

10、量；(4)若從塔頂進(jìn)入全凝器的蒸氣溫度為82，試求塔頂?shù)牟僮鲏毫Α１脚c甲苯的飽和蒸氣壓用Antoine方程計(jì)算，其計(jì)算式見(jiàn)例6-2。習(xí)題6-9附圖解(1) 已知餾出液流量 精餾段下降液體流量 (2) 已知，代入式求得進(jìn)料流量 釜液采出量 (3) 提餾段下降液體流量 提餾段上升蒸氣流量 或 (4) 塔頂操作壓力計(jì)算 苯甲苯 用露點(diǎn)與汽相組成的關(guān)系式計(jì)算，已知解得操作壓力 【6-11】在一連續(xù)操作的精餾塔中分離苯-甲苯溶液。進(jìn)料量為，進(jìn)料中苯的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)），飽和液體進(jìn)料。餾出液中苯的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)），釜液中苯的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)），回流比。試求從冷凝器回流入塔頂?shù)幕亓饕耗柫髁恳约皬乃仙?/p>

11、的蒸氣摩爾流量。解 已知，餾出液流量回流液流量 塔釜上升蒸氣流量 因飽和液體進(jìn)料，則進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)【6-12】在下連續(xù)操作的精餾塔中分離甲醇-水溶液。進(jìn)料流量為，進(jìn)料中甲醇的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)），餾出液流量為，回流比。甲醇-水汽液相平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄。(1)若進(jìn)料為40的液體，試求進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q值，并計(jì)算精餾段及提餾段的下降液體流量及上升蒸氣流量；(2)若進(jìn)料為汽液混合物，汽液比為7:3，試求值。解(1) 從甲醇-水的汽液相平衡數(shù)據(jù)可知，時(shí)，溶液的泡點(diǎn)。從附錄查得，甲醇在78時(shí)的比汽化熱為。甲醇的摩爾質(zhì)量為，故其摩爾汽化熱為 。水在78 0C時(shí)的比汽化熱為，其摩爾汽化熱為。進(jìn)料的摩爾汽化熱為進(jìn)料從

12、40升至78的平均溫度為從附錄查得甲醇在59時(shí)的比熱容為，其摩爾熱容為。水的比熱容為，其摩爾熱容為。進(jìn)料的平均摩爾熱容為進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)精餾段下降液體量 提餾段下降液體量 精餾段上升蒸氣量 提餾段上升蒸氣量 (2) 操作線方程與線方程【6-13】在一常壓下連續(xù)操作的精餾塔中分離某雙組分溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度。(1)離開(kāi)塔頂?shù)诙碚摪宓囊合嘟M成（摩爾分?jǐn)?shù)），試求離開(kāi)該板的汽相組成；(2)從塔頂?shù)谝焕碚摪暹M(jìn)入第二理論板的液相組成（摩爾分?jǐn)?shù)），若精餾段的液-汽比L/V為2/3，試用進(jìn)、出第二理論板的汽液兩相的物料衡算，計(jì)算從下面第三理論板進(jìn)入第二理論板的汽相組成，如習(xí)題6-13附圖所示；(3)若

13、為泡點(diǎn)回流，試求塔頂回流比R；(4)試用精餾段操作線方程，計(jì)算餾出液組成。習(xí)題6-13附圖解 (1)因?yàn)槭抢碚摪?，為平衡關(guān)系。用相平衡方程從。(2) 已知。第二板易揮發(fā)組分的物料衡算為 (3) 計(jì)算回流比R(4) 精餾段操作線方程將代入，求得【6-14】在一連續(xù)操作的精餾塔中分離某雙組分溶液。其進(jìn)料組成為0.3，餾出液組成為0.95，釜液組成為0.04，均為易揮發(fā)組成的摩爾分?jǐn)?shù)。進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1.2，塔頂液相回流比。試寫出本題條件下的精餾段及提餾段操作線方程。解 (1)精餾段操作線方程 已知(2) 提餾段操作線方程 已知，計(jì)算塔釜汽相回流比。 【6-15】某連續(xù)操作的精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料。已知

14、操作線方程如下，精餾段 提餾段 試求塔頂液體回流比R、餾出液組成、塔釜汽相回流比R、釜液組成及進(jìn)料組成。解 (1) 回流比R精餾段操作線方程的，求得。(2) 餾出液組成精餾段操作線方程的，求得（摩爾分?jǐn)?shù)）。(3) 塔釜汽相回流比R由提餾段操作線方程的，求得。(4) 釜液組成由提餾段操作線方程的，求得。(5) 進(jìn)料組成泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，將代入式求得 另一解法：因泡點(diǎn)進(jìn)料，則線為垂直線，兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為。由精餾段操作線 與提餾段操作線 聯(lián)立求解，可得 【6-16】在一連續(xù)操作的精餾塔中分離含50%（摩爾分?jǐn)?shù)）正戊烷的正戊烷-正己烷混合物。進(jìn)料為汽液混合物，其中汽液比為1:3（摩爾比）。常壓下正戊烷

15、-正己烷的平均相對(duì)揮發(fā)度，試求進(jìn)料中的汽相組成與液相組成。解 進(jìn)料中的汽相組成與液相組成為相平衡關(guān)系，為線方程與相平衡曲線的交點(diǎn)坐標(biāo)。因此，用線方程與相平衡方程可求解與。汽液混合物進(jìn)料時(shí) 線方程 相平衡方程 由式(1)與式(2)，求得式(1)的另一求法：用進(jìn)料的物料衡算進(jìn)料量，其中液相量，汽相量理論板數(shù)計(jì)算習(xí)題6-17附圖1【6-17】想用一連續(xù)操作的精餾塔，分離含甲醇0.3摩爾分?jǐn)?shù)的水溶液。要求得到含甲醇0.95摩爾分?jǐn)?shù)的餾出液及含甲醇0.03摩爾分?jǐn)?shù)的釜液?；亓鞅?，操作壓力為。在飽和液體進(jìn)料及冷液進(jìn)料的兩種條件下，試用圖解法求理論板數(shù)及加料板位置。下的甲醇-水溶液相平衡數(shù)據(jù)，見(jiàn)附錄。解 已

16、知。(1)飽和液體進(jìn)料，精餾段操作線在y軸上的截距為線為通過(guò)的垂直線。如習(xí)題6-17附圖1所示，理論板數(shù)為11（包括蒸餾釜），加料板為第8板。(2) 冷液進(jìn)料，精餾段操作線在軸上的截距為 q=1.07，q線的斜率為 從圖中對(duì)角線上點(diǎn)F繪斜率為15.3的q線。如習(xí)題6-17附圖2所示，理論板數(shù)為10（包括蒸餾釜），加料板為第7板。習(xí)題6-17附圖2【6-18】想用一常壓下連續(xù)操作的精餾塔分離苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.4的苯-甲苯混合液。要求餾出液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.94，釜液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.06。塔頂液相回流比R=2，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1.38，苯-甲苯溶液的平均相對(duì)揮發(fā)度=2.46。試用逐板法計(jì)算

17、理論板數(shù)及加料板位置。解 先將進(jìn)料組成由質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.4換算為摩爾分?jǐn)?shù)。苯的摩爾質(zhì)量為78，甲苯的摩爾質(zhì)量為。已知。相平衡方程 精餾段操作線方程 塔釜汽相回流比 提餾段操作線方程 兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo) 理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程(1)與精餾段操作線方程(2)計(jì)算如下第7板為加料板。以下交替使用提餾段操作線方程(3)與相平衡方程(1)計(jì)算如下總理論板數(shù)為11（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為6，第7板為加料板。冷凝器及蒸餾釜的熱負(fù)荷【6-19】在一連續(xù)操作的精餾塔中分離正戊烷-正己烷混合液。進(jìn)料流量為，餾出液流量為，餾出液中正戊烷的摩爾分?jǐn)?shù)為0.95，釜液中正戊烷的摩爾分?jǐn)?shù)為0.05。塔頂回

18、流比，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)（冷液進(jìn)料）。試計(jì)算冷凝器及蒸餾釜的熱負(fù)荷。正戊烷-正己烷溶液數(shù)據(jù)見(jiàn)教材中例6-1。解 從例6-1的圖上查得時(shí)的泡點(diǎn)為37，時(shí)的泡點(diǎn)為67。從附錄上查取比汽化熱37時(shí) 的比汽化熱 的比汽化熱67時(shí) 摩爾汽化熱計(jì)算37時(shí)， 溶液的摩爾汽化熱為67時(shí)，溶液的摩爾汽化熱為進(jìn)入冷凝器的蒸氣量為冷凝器熱負(fù)荷蒸餾釜的汽化量為蒸餾釜熱負(fù)荷最小回流比【6-20】想用一連續(xù)操作的精餾塔分離含甲醇0.3摩爾分?jǐn)?shù)的水溶液，要求得到含甲醇0.95摩爾分?jǐn)?shù)的餾出液。操作壓力為。在飽和液體進(jìn)料及冷液進(jìn)料的兩種條件下，試求最小回流比。下的甲醇一水溶液相平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄。解 已知。(1) 飽和液體進(jìn)料此時(shí)，

19、操作線與平衡線交點(diǎn)P的坐標(biāo)為 （從相平衡數(shù)據(jù)上查得）最小回流比 或由精餾段操作線的截距計(jì)算，截距為最小回流比 (2) 冷液進(jìn)料， 習(xí)題6-20附圖q線的斜率 操作線與平衡線交點(diǎn)P的坐標(biāo)為 最小回流比 或由精餾段操作線截距計(jì)算Rmin，其截距為 最小回流比 【6-21含丙酮0.25摩爾分?jǐn)?shù)的水溶液在常壓下連續(xù)操作的精餾塔中分離。要求塔頂產(chǎn)品含丙酮0.95摩爾分?jǐn)?shù)，原料液溫度為25。試求其最小回流比。下的丙酮一水溶液的相平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄。習(xí)題6-21附圖解 通過(guò)點(diǎn)作平衡線下凹部分的切線，與y軸相交于0.60。因此，由切線的截距計(jì)算?！?-22】用常壓下操作的連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液。進(jìn)料中含苯

20、0.4摩爾分?jǐn)?shù)，要求餾出液含苯0.97摩爾分?jǐn)?shù)。苯-甲苯溶液的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.46。試計(jì)算下列兩種進(jìn)料熱狀態(tài)下的最小回流比：(1)冷液進(jìn)料，其進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)；(2)進(jìn)料為汽液混合物，汽液比為3：4。解 汽液相平衡方程為已知(1) 冷液進(jìn)料，線方程為 由q線方程與相平衡方程解得最小回流比 (2) 汽液混合物進(jìn)料，q線方程為 由q線方裎與相平衡方程解得最小回流比 理論板數(shù)的簡(jiǎn)捷計(jì)算法【6-23】用常壓下連續(xù)操作的精餾塔分離含苯0.4摩爾分?jǐn)?shù)的苯-甲苯溶液。要求餾出液含苯0.97摩爾分?jǐn)?shù)，釜液含苯0.02摩爾分?jǐn)?shù)。塔頂回流比為2.2，泡點(diǎn)進(jìn)料。苯-甲苯溶液的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.46。試用簡(jiǎn)捷計(jì)算

21、法求所需理論板數(shù)。解 已知用芬斯克方程計(jì)算全回流時(shí)的最少理論板數(shù) 計(jì)算最小回流比已知泡點(diǎn)進(jìn)料，用關(guān)聯(lián)式計(jì)算理論板數(shù)N將代入求得或用關(guān)聯(lián)圖計(jì)算理論板數(shù)N從關(guān)聯(lián)圖上查得 將代入，求得，取整數(shù)（包括蒸餾釜）。蒸餾塔的操作計(jì)算【6-24】分離乙醇-異丁醇混合液（理想溶液，平均相對(duì)揮發(fā)度為）的連續(xù)操作精餾塔，進(jìn)料組成為，飽和液體進(jìn)料，理論板數(shù)為9，進(jìn)料板為第5板。若回流比，試求餾出液組成及釜液組成。解 用試差法計(jì)算如下。相平衡方程 (1) 的計(jì)算假設(shè)精餾段操作線方程 兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為 用相平衡方程(1)與精餾段操作線方程(2)計(jì)算如下從計(jì)算的可知，所假設(shè)的偏大，再假設(shè)小一點(diǎn)的，重新計(jì)算。將3次假設(shè)

22、的與的數(shù)值列于表中，并在習(xí)題6-24附圖1上繪成一條曲線，從曲線上可知，故所求的。習(xí)題6-24附圖1習(xí)題6-24附表1計(jì)算次數(shù)第一次第二次第三次假設(shè)0.970.960.95-0.071-0.02560.007(2) 的計(jì)算時(shí)，兩操作線交點(diǎn)的縱坐標(biāo)為設(shè)塔釜汽相回流比 提餾段操作線方程 用相平衡方程(1)與提餾段操作線方程(3)，從開(kāi)始逐板計(jì)算如下從計(jì)算結(jié)果可知，所假設(shè)的偏大，重新假設(shè)小一點(diǎn)的，進(jìn)行計(jì)算。將3次假設(shè)的與的數(shù)值列于表中，并在習(xí)題6-24附圖2中繪出一條直線。用第二次與第三次的計(jì)算結(jié)果進(jìn)行比例內(nèi)插，即 求得 習(xí)題6-24附表2計(jì)算次數(shù)第一次第二次第三次假設(shè)0.050.0350.0250

23、.03190.0111-0.0026習(xí)題6-24附圖2直接水蒸氣加熱的提餾塔【6-25】 在壓力202.6kPa下連續(xù)操作的提餾塔，如習(xí)題6-25附圖所示，用直接水蒸氣加熱，分離含氨0.3摩爾分?jǐn)?shù)的氨水溶液。塔頂進(jìn)料，為飽和液體，進(jìn)料流量為。塔頂產(chǎn)品流量為，氨的回收率為98%。塔頂蒸氣全部冷凝為液體產(chǎn)品而不回流。試求所需要的理論板數(shù)及水蒸氣用量。壓力在202.6kPa時(shí)的氨水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)如下。習(xí)題6-25附圖液相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）汽相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）液相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）汽相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）液相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）汽相組成（氨的摩爾分?jǐn)?shù)）0.00.10530.20940.00

24、.4740.7420.3120.4140.5140.8910.9430.9770.6140.7120.8090.9870.990.995解 已知，氨的回收率。塔頂產(chǎn)品組成的計(jì)算釜液流量b的計(jì)算由于飽和液體進(jìn)料及恒摩爾流量假設(shè)，則有釜液組成xb的計(jì)算 全塔易揮發(fā)組分的物料衡算為 解得 理論板數(shù)的計(jì)算提餾段操作線與軸交于線的交點(diǎn)為。從點(diǎn)開(kāi)始畫(huà)梯級(jí)，直到為止，共5個(gè)梯級(jí)。即理論板數(shù)為5（包括蒸餾釜）。加熱水蒸氣用量S的計(jì)算具有側(cè)線采出產(chǎn)品的精餾塔【6-26】含甲醇20%的水溶液，用一常壓下連續(xù)操作的精餾塔分離，如習(xí)題6-26附圖所示。希望得到96%及50%的甲醇水溶液各半，釜液中甲醇含量不高于2%，

25、以上均為摩爾分?jǐn)?shù)。回流比為2.2，泡點(diǎn)進(jìn)料。試求：(1)所需理論板數(shù)、加料板位置及側(cè)線采出板的位置；(2)若只在塔頂采出96%的甲醇水溶液，需要多少理論板數(shù)？較(1)計(jì)算的理論板數(shù)是多還是少？習(xí)題6-26附圖甲醇水溶液的汽液相平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄。解 已知(1) 精餾塔有精餾段、中間段及提餾段。精餾段操作線方程 中間段操作線方程從中間段到塔頂作易揮發(fā)組分物料衡算，得將 與 代入上式，得按題意，故得中間段操作線方程為 習(xí)題6-20a附圖（塔頂與側(cè)線采用）精餾段操作線的截距為0.3，在圖上畫(huà)出操作線，與的垂直線交于點(diǎn)。中間段操作線的截距為0.456，以縱坐標(biāo)上的點(diǎn)表示，聯(lián)線為中間段操作線。過(guò)作垂直線，與

26、中間段操作線交于點(diǎn)，點(diǎn)與點(diǎn)連接，連線為提餾段操作線。理論板數(shù)為9（包括蒸餾釜），第4板為側(cè)線采出板，第6板為進(jìn)料板。習(xí)題6-20b附圖（塔頂采用）(2)只在塔頂采出96%的甲醇水溶液時(shí)所需理論板數(shù)為8。具有分凝器的精餾塔【6-27】 如習(xí)題6-27附圖所示，塔頂蒸氣在分凝器中部分冷凝，汽液互成平衡關(guān)系。汽相為產(chǎn)品，液相為回流。設(shè)該物系符合恒摩爾流量的假設(shè)。試推導(dǎo)這種條件下的精餾段操作線方程。習(xí)題6-27附圖如果塔頂采用全凝器，餾出液組成與上述分凝器的汽相產(chǎn)品組成相同，試比較兩種條件下的精餾段操作線方程。解 精餾段下降液體流量為L(zhǎng)，上升蒸氣流量為V，塔頂汽相產(chǎn)品流量為D。在分凝器的條件下總物料衡

27、算 V=L+D易揮發(fā)組分物料衡算 （1）全凝器條件下總物料衡算 V=L+D易揮發(fā)組分物料衡算 （2）因，故式(1)與(2)相同。全塔板效率與實(shí)際塔板數(shù)【6-28】在一常壓下連續(xù)操作的精餾塔中分離含丙酮0.25（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）、流量為1000kg/h的丙酮水溶液。要求餾出液中含丙酮0.99（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。進(jìn)料中的丙酮有80%（摩爾）進(jìn)入餾出液中。進(jìn)料溫度為25，回流比為最小回流比的2.5倍。蒸餾釜的加熱水蒸氣絕對(duì)壓力為0.25MPa。塔頂蒸氣先進(jìn)入一個(gè)分凝器中進(jìn)行部分冷凝，冷凝液用于塔頂回流，為泡點(diǎn)回流。其余蒸氣繼續(xù)進(jìn)入全凝器中冷凝，并冷卻至20，作為餾出液。101.325kPa下的丙酮-水溶液的相平衡數(shù)據(jù)，見(jiàn)附錄。(1)計(jì)算理論板數(shù)及實(shí)際板數(shù)，取全塔板效率為0.65(2)計(jì)算蒸餾釜的水蒸氣消耗量解 先計(jì)算釜液組成已知進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），換算為摩爾分?jǐn)?shù)，丙酮的摩爾質(zhì)量為。原料液的摩爾質(zhì)量為 原料液流量 按題意丙酮的回收率 餾出液流量 釜液流量 釜液組成 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的計(jì)算已知，從丙酮-水的圖（習(xí)題6-28附圖1）上求得泡點(diǎn)為。進(jìn)料溫度，為冷液進(jìn)料。習(xí)題6-2