新版化工原理習(xí)題答案第九章蒸餾

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82C,在該溫度下，兩組分的飽和蒸氣壓分別為p*=kPaA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。p*yAxApA總107.6(p41.85)總-p*)總b)總0.95泮一p*)p(107.6一41.85)AB總解得p=99.76kPa總pp*99.76-41.8508808x總b0.8808p*-p*107.6-41.85AB本題也可通過相對(duì)揮發(fā)度求解p*107.6-o=J2.571p*41.85B由氣液平衡方程得0.95Xy+o(1-y)0.95

2、+2.571(1-0.95)0.8808p=p*x+p*(1x)=1107.6x0.8808+41.85(10.8808)kpa99.76kPa總AABA2.試分別計(jì)算含苯（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯一甲苯混合液在總壓100kPa和10kPa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igp*=6.078-_13432bt+219.58式中p沃的單位為kPa,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)，100kPa和10kPa對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)分別取94.6C和31.5C）解：本題需試差計(jì)算（1）總壓P總=100kPa初設(shè)泡點(diǎn)為94.6C,則lg代=6-032-9

3、4SS24=2-191p*=155.37kPaA同理lgp*6.078-1343.941.80B94.6+219.58p*=63.15kPaBx-100-63.150.3996=0.4A155.37-63.15p=(0.4X155.37+0.6x63.15=Pa100.04kPa總p*155.37p=2.4663.15p*By2.46x0.40.62121+(O-1)x1+1.46x0.4Ox總壓為p=10kPa總通過試差，泡點(diǎn)為315C,p*=,p*=AB二3.20317.02a=5.313y=3.203%0.4=0.6811+2.203x0.4隨壓力降低，a增大，氣相組成提高。3.在100

4、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100kmol，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=1-0.44=0.56-1x-0.56q-10.56-1x-0.550.56-1=1.25-1.273xny耳=DnxFF2)簡(jiǎn)單蒸餾nD=44km01n=56kmolW解得j0.55dxxWy-x10.5490.54x0.5798=丄山0.5490.54xW0.540.549-0.54x0.55n100lnf=lnn56W+（x-

5、x）=0.55+56（0.55-0.3785）=0.7683FnFW44D44x0.7683耳=x100%=61.46%A100 x0.55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100kmol/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的流量。解：（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qn,D=qw=100 xkmol；h=50kmolhn，F(xiàn)xx0.950.05DWqx50 x0.95nDDx100%=x100%=95%qx100 x0.5n,FF2）餾出液的最大

6、可能流量當(dāng)n=100%時(shí)，獲得最大可能流量，即Aqx100 x0.5“q=n,Ff=kmol/h=52.63kmol/hn,Dmaxx0.95D由平衡方程y=0.46x+0.549聯(lián)立兩方程，得y二，x二n=0.44n=0.44x100kmol二44kmolDF44x0.735x100%=x100%=58.8%100 x0.55在連續(xù)精餾塔中分離A、B兩組分溶液。原料液的處理量為100kmol/h，其組成為(易揮發(fā)組分A的摩爾分?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96，釜液的組成為。試求(1)餾出液的流量和組成；(2)若操作回流比為，寫出精餾段的操作線方程；(3)提餾段的

7、液相負(fù)荷。解：(1)餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得qx=0.96qx=0.96x100 x0.45kmol/h=43.2kmol/hn,DDn,FFqx=G-0.96)x100 x0.45kmol/h=1.8kmol/hn,WW1.8q=n,W0.033kmol/h=kmol/hq=qq=(10054.55)kmol/h二kmol/hn,Dn,Fn,W43.2x=0.9505D45.452)精餾段操作線方程y=x+=265x+0,9505=0.726x+0.2604R+1R+13.653.653)提餾段的液相負(fù)荷q=q+qq=Rq+q=(2.65x45.45+100)kmol/h=22

8、0.4kmol/hn,Ln,Ln,Fn,Dn,F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60kmol/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92C。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。40C冷液進(jìn)料;飽和液體進(jìn)料；飽和蒸氣進(jìn)料。已知：原料液的汽化熱為371kJ/kg，比熱容為kJ/(kg?C)。解：由題給數(shù)據(jù)，可得xxq=qfwn,Dn,FxxDW=60 x0.460.04kmol/h=27.39kmol/h0.960.04q=(6027.39)kmol/h=32.61kmol/hn,W(1)40C冷液進(jìn)

9、料q值可由定義式計(jì)算，即c(tt)1.82(9240)371q=1+pb丁=1+=1.255rV=(R+山(1-q)F=血.8+1)x27.39(1-1.255)x60Lmol/h=119.4kmol/hn,D飽和液體進(jìn)料此時(shí)q=1V=V=(R+)q=3.8x27.39kmol/h=104.1kmol/hn,D飽和蒸氣進(jìn)料q=0V=V-q=(104.1-60cmol/h=44.1kmol/hn,F三種進(jìn)料熱狀態(tài)下，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W最小。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50kmol/h，要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率為

10、94%。已知精餾段操作線方程為y二+；q線方程為y二2-3X。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x及y；(4)提餾段操作線方程。qq解：(1)操作回流比及餾出液組成R+1=0.75及RD1=0.238由題給條件,得解得R=3,x=D2)進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于q=3及車=2q11q解得q二(氣液混合進(jìn)料)，x二(3)兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值x及y聯(lián)立操作線及q線兩方程，即qqy=0.75x+0.238y=2-3x解得x二及y二qq提餾段操作線方程其一般表達(dá)式為,q,qy=nt-xnWxqqWn,Vn,V式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如下：qn,

11、D0.94x50 x0.5kmol/h=24.68kmol/hq=qq=(5024.68)kmol/h=kmol/hn,Wn,Fn,D耳qx=AnFF=x0.952(1-n)qx(1-0.94)x50 x0.5=0.0592qn,W25.32習(xí)題8附圖q=Rq+qq=(3x24.68+0.75x50)kmol/h二kmol/hn,Lfn,Dn,Fq=qq=(111.5425.32)kmol/h=kmol/hn,Vn,Ln,W111.5425.32則y=xx0.0592=1.294x0.0173986.2286.228在連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液，其組成為(苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)，泡點(diǎn)進(jìn)料。要求

12、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x02.46x1+1.46x在x-y圖上作出平衡線，如本題附圖所示。由已知的x,x,x在附圖上定出點(diǎn)a、e、c。DFW精餾段操作線的截距為仝D=-0竺=0.271，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在板式精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2的兩組分

13、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93kmol/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二1q=q=（R+l）q=93kmol/hn,Vn,Vn,Dq=qq=（9358.5）kmol/h=kmol/hn,Dn,Vn,Lq=qqn,Wn,Fn,D貝I0.6q=0.95x34.5+C34.5）x0.05n,Fn,F解得q=56.45kmol/hn,F(2)R為R的倍數(shù)min93=(R+1)x

14、34.5R=對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，R的計(jì)算式為minRminxa(1一x)DDx1x0.95一2x(1-0.95)0.6一10.6于是=丄乙=1.275R1.333minFF10.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85kmol/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）。若冷卻水通過全凝器溫度升高15C,加熱蒸汽絕對(duì)壓力為500kPa（飽和溫度為151.7C,汽化熱為2113kJ/kg）。試求冷卻水和加熱蒸汽的流量。忽略組

15、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xxq=qfwn,Dn,Fxx=85x0.45一0.02kmol/h=37.94kmol/h0.990.02DW對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料,精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同,貝q=q=q(R+1)=4.5x37.94kmol/h=170.7kmol/hn,Vn,Vn,D1）冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高,可按純苯計(jì)算,即Q=q丫=170.7x30.65x10skJ/h=5.232kJ/hcn,VAqm,cQ5.232x106c=c(tt)4.187x15p,c21kg/h=&33x104kg/h2）加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高,可按純氯苯計(jì)算,即Q

16、=qy=170.7x36.52x103kJ/h=6.234kJ/hBn,VBqm,hQ=6.234x106廠=2113Bkg/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100kmol/h，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1,餾出液流量為60kmol/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）由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成xz。m解：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（1）操作線方程此為提餾段操作線方程,即x式中q=qq=100kmol/hn,Ln,Fq=q=60kmol/hn,Vn

17、,Dq=qq=(10060)kmol/h=40kmol/hn,Wn,Fn,D詈-40 x0.。1=1-667一O.O。672）最下層塔板下降的液相組成由于再沸器相當(dāng)于一層理論板,故,ox2x0.0100198y=w=0.0198W1+(o1)x1+0.01Wxz與y符合操作關(guān)系，則mWy+0.00670.0198+0.0067=J=0.01591.6671.667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100kmol/h,其組成為（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

18、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0.9qxq=nF_Fn,DxD0.9x100 x0.30.92kmol/h=29.35kmol/h(10.9)x100 x0.310029.35習(xí)題12附表溫度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q=q=Rq+qqn,Wn,Ln,Dn,F關(guān)鍵是計(jì)算R。由于q二，則q線方程為y=xF=6x-1.5q-1q-1在本題附圖上過點(diǎn)e作q線，由圖讀得：x二，y二qqRminx-y=Dqy-x

19、qq0.92-0.710.71-0.37=0.6176R=3R=3x0.6176=1.85min于是q=(1.85x29.35+1.2x100Lmol/h=174.3kmol/hn,WW=(10.9)x100 x0.3183.8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，明顯降低。（2）所需理論板層數(shù)在x-y圖上圖解理論板層數(shù)1.00.90.80.70.60.40.30.20.10.5Y1.00.90.80.70.60.5Y0.40.30.20.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x1.0FXD附圖2(xy)4間接加熱精餾段操作線的截距為0.00.0

20、 x0.10.2x0.30.40.50.60.70.80.9x1.0WFXD附圖10.00.0 x0.1W習(xí)題12附圖-XD=092=0.323R+12.85由xD=及截距作出精餾段操作線ab,交q線與點(diǎn)d。由定出點(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，叫二5（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二是在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。

21、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100kmol/h,組成為（摩爾分進(jìn)料。塔頂餾出液流量qnD為20kmol/h，組成為，餾段抽出組成x2為的飽和液體。物系的平均相對(duì)揮發(fā)2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qx+qx耳=n,DD1n,D2D2x100%Aqx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，n,FFq2的計(jì)算如下n,D2q=q+q+qn,Fn,D1n,D2n,Wqx=20 x0.98+0.9q+0.0500

22、20q)n,FFn,D2n,D2整理上式，得到0.85q=26.4n,D2q=31.06kmol/hn,D2于是20 x0.98+側(cè)60.9x100%=95.1%100 x0.52）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，得式中qn,Vsy=qx+qxs十1n,Lss+qxn,DD1n,D2D21）qn,Vs=(R+1)qn,D1=(4x20)kmolfh=80kmolhqn,Ls=Rqqn,D1n,D2=(3x2031.06)kmol/h=28.94kmol/h將有關(guān)數(shù)值代入式（1）并整理，得到y(tǒng)=0.362x+0.5944s+1s14在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。

23、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），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y二+，試求（1）操作回流比與最小回流比的比值；（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E。MV1解：（1）R與R的比值先由精餾段操作線方程求得R和x，再計(jì)算R。minDmin由題給條件，可知缶=0-75解得R=3x=0.20(R+1)=0.2x4=0.8D對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料，q=o,y=qyx=q=0.1772qy+a(1y)0.35+2.5(10.35)qq0.35xy0.80.35R=丁=2.604minyx0.350.1772qq=3=1.152R2.604min2）氣

24、相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為yyE=12-M,Vy*y121）式中y=x=0.81Dy=0.75x+0.20=0.75x0.7+0.20=0.72521y*=巴=2.5X0.7=0.85371+(a1)x1+1.5x0.71將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（1），得EM,V=冊(cè)虛=0-583=583%15.在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/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)第二層理論板下降的液

25、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q。液相組成x2可用逐板計(jì)算得到。n,Vmin2（1）塔釜汽化量對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料q二o,y二，R可用下式計(jì)算，即FminRminax1x2x0.9510.95qn,Vminqn,Dy1yFF=(R+1)qminn,D=qn,FxxDW0.510.51=2.7=100 x0kmol/h=50kmol/hqn,Vmin=(2.7+1)x50kmol/h=185kmol/hqn,Vmm=q(1q)q=(185100)kmol/h=85kmol/hn,Vminn,Fq=1.6q=(1.6x85)kmol/h=136kmol/hn,Vn,

26、Vmin也可由提餾段操作線的最大斜率求得,即n,Vminqyxn,Lmin=qWqxxn,VminqW0.5xq0.5+2x0.5=0.3333q一.+qn,Vminn,Wqn,Vmin0.5-0.050.33330.05將q二50kmol/h代入上式，解得n,Wq=85kmol/hn,Vmin（2）第2層理論板下降液相組成x2逐板計(jì)算求x?需導(dǎo)出精餾段操作線方程。22q=(R+1)q(1q)q=(R+1)x50100=136n,Vn,Un,F解得R=3.72Ry=x+R+1-V=372x+095=0.788x+0.2013R+14.724.72塔頂全凝器y=x=0.951Ux=10.95y+a(1y)