
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文檔簡介
精選文檔精選文檔第六章蒸餾11、在連續(xù)精餾操作中,已知精餾段操作線方程及 q線方程分別為y=0.8x+0.19;y=-0.5X+0.675,試求:(1)進料熱狀況參數(shù)q及原料液組成Xf;(2)精餾段和提餾段兩操作線交點坐標。解:由q線方程 y=-0.5X+0.675知0.5又市0'6750.5又市0'675故Xf=0.675(1-q)=0.675X(1-1/3)=0.45因為精餾段操作線與提餾段操作線交點也是精餾段操作線與 q線的交點,所以Iyq=-0.5Xq+0.675yq=0.8Xq+0.18聯(lián)立求解 Xq=0.373 yq=0.48912、用逐板計算習題10中泡點進料時精餾段所需理論板層數(shù)。在該組成范圍內平衡關系可近似表達為y=0.46X+0.545解:由習題10知Xf=0.4、Xd=0.95、R=2.6設塔頂為全凝器,故y1=XD=0.95由平衡關系丫1=0.46劉+0.545=0.95 得X1=0.88由精餾段操作線方程ynRR1XnXdynRR1XnXd2.63.6Xn0.953.60.72xn0.26得 y^0.72X0.88+0.26=0.89又 0.46x2+0.545=0.89 得 X2=0.75同理 『3=0.72X0.75+0.26=0.80又 0.46X3+0.545=0.80得 X3=0.55y3=0.72X0.55+0.26=0.66又 0.46X4+0.545=0.66
X4=0.25<xf精餾段理論板層數(shù)為3層,第四層為進料板。13、在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液。若原料為飽和液體,其中含苯 0.5(摩爾分數(shù),下同),塔頂餾出液組成為0.95,釜液組成為0.06,操作回流比為2.6。試求理論板層數(shù)和進料板位置。平衡數(shù)據(jù)見例6-2表。解:用圖解法求Nt在y-x相圖上找出Xw=0.06、Xf=0.50、Xd=0.95,對應點為c、ea。由回流比R=2.6得精餾段操作線截距xd 0.95 0.95D0.26R1 2.61 3.6在圖中確定b點,并連接ab為精餾段操作線。已知原料為飽和液體,故 q=1,q線為e點出發(fā)的一條垂直線,與精餾段操作線交于 d點,連接cd為提餾段操作線。繪階梯數(shù)為 9,故Nt=8(不包括再沸器)。由圖可知第五塊為進料板。14、在常壓下用連續(xù)精餾塔分離甲醇-水溶液。14、在常壓下用連續(xù)精餾塔分離甲醇-水溶液。已知原料液中甲醇含量為0.35(摩爾分數(shù),下同)餾出液及釜液組成分別為 0.95和0.05,泡點進料,塔頂為全凝器,塔釜為間接蒸汽加熱,操作回流比為最小回流比的 2倍。求(1)理論板層數(shù)及進料板位置; (2)從塔頂向下第二塊理論板上升的蒸汽組成。平衡數(shù)據(jù)見習題 10。解:(1)根據(jù)第10題的平衡數(shù)據(jù)作出y-x圖,由圖中可知q線與平衡線交點坐標為Xq=0?35 、%=0?70由式(6-36)得TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"Xd yq 0.950.70 0.25Rmin 0.71yq Xq 0.700.35 0.35R=2Rmin=2x0.71=1.42Xr 095由精餾段操作線截距 D 0.39與a點連接,作出精餾段操作線ab。\o"CurrentDocument"R1 2.42ab與q線交于d,連接cd即為提餾段操作線。繪出階梯數(shù)為8,故理論板層數(shù)為8(包括再沸器)進料板為第6塊(2)圖中查得從塔頂?shù)诙K板上升的蒸汽組成為 0.93。15、用簡捷法求算習題13中連續(xù)精餾塔所需的理論板層數(shù)。解:由習題13圖中讀得q線與平衡線交點坐標為yq=0.710.950.71 yq=0.710.950.71 ’一1.140.710.50由式(6-36)得minyqXq吉利蘭圖中橫坐標R嘔26114 0.40R1 3.6由吉利蘭圖中讀得縱坐標N由吉利蘭圖中讀得縱坐標NtNminNt2由例6-2知a=2.46由式(6-34a)ig[(宀d1XdNminlgmxwxw)]—0.950.94,ig[ ]1 0.050.06lg2.46i空7i0.395.35所以叫一5 0.32Nt2解之Nt=8(不包括再沸器)與習題13結果一致。16、一常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離某理想溶液,原料液組成為0.4,餾出液組成為組分的摩爾分數(shù)),操作條件下,物系的相對揮發(fā)度a2.0,若操作回流比R=1.5Rmin,0.95(均為輕進料熱狀況參數(shù)q=1.5,塔頂為全凝器,試計算塔頂向下第二塊理論板上升的氣相組成和下降液體的組成。解:由相平衡方程式2x1 ( 1)x由q線方程yXfxq1q1□x043x0.80.5 0.5式①②聯(lián)立求解,得到交點坐標Xq=0.484 、yq=0.652由式(6-36)得Xdyq 0.950.652 ,1.77yqxq 0.6520.484R=1.5Rmin=1.5X1.77=2.66精餾段操作線方程為R XdyR1XR1095 0.73x 0.263.66 3.66用逐板計算法:因塔頂為全凝器,則y1=xd=0.95由平衡線方程 y12x11 x1得乂=0.905由精餾段操作線方程y20.73x1 0.260.730.905 0.26 0.92由相平衡方程y2 2X2 得X2=0.851x217、用常壓連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯混合液。已知原料液流量 100kmol/h,組成為0.40,餾出液及釜液組成分別為0.95和0.03(均為摩爾分數(shù)),進料溫度為40C,塔頂全凝器,泡點回流,R=3.0,塔釜為間接蒸汽加熱,加熱蒸氣壓力為 300kPa(絕壓),若忽略熱損失,試求:(1)加熱蒸汽用量;(2)冷卻水用量(設冷卻水進出口溫差為 15C)解:由全塔物料衡算XfXD XXfXD XW0.400.030.950.0310040.22kmol/h查得Xf=0.40時,泡點溫度ts=96C,而進料溫度tF=40C,故為冷進料。查ts=96C時苯、甲苯的汽化潛熱為m=389.4KJ/kg 「B=376.8KJ/kg貝yrm=0.4X389.4X78+0.6X376.8X92=32950kJ/kmol96 40查 68C下Cpa=Cpb=1.88J/(kg.C)2則Cpm=0.4X1.88X78+0.6X1.88X92=162.4kJ/(kmol.C)所以qCPm所以qCPm(ts tF) rmrm162.4(9640) 32950329501.28精餾段上升蒸汽量 V=(R+1)D=(3+1)X40.22=160.88kmol/h提餾段上升蒸汽量 V‘=V+(q-1)F=160.88+(1.28-1)x100=188.88kmol/h塔釜和塔頂分別按純甲苯和苯計算:(1)查xw=0.03時ts‘=109.3C,對應的汽化潛熱 rB=380kJ/kg則Qb=V‘rB=188.88X380X92=6.6X106kJ/h又查300kPa(絕壓)下飽和水蒸氣的汽化潛熱 r=2168.1kJ/kg,則塔釜加熱蒸汽消耗量WbqbWbqbr6.61062168.133.0410kg/h(2)查Xd=0.95時,ts=81.2C,對應的汽化潛熱L=400kJ/kg則Qc=Vrc=160.88X400X78=5.02X106kJ/h冷卻水消耗量wcQcCpc(t2ti)5.021064.1871547.9910kg/h18、在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液。 在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為 0.2&0.41和冷卻水消耗量wcQcCpc(t2ti)5.021064.1871547.9910kg/h18、在連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液。 在全回流條件下測得相鄰板上的液相組成分別為 0.2&0.41和0.57,試求三層板中較低兩層板的液相單板效率。操作條件下苯—甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度可取2.5。解:已知X1=0.57、X2=0.41、X3=0.28又全回流時操作線方程為y2=X1 、y3=X2、y4=X3故y2=0.57、y3=0.41、y4=0.28由相平衡方程式Y22.5x21(2.51)x20.57得到 X2y32.5X31(2.5*1)X30.410.35X30.22由式(6-46)EmL2X1 X20.57EmL2X1 X20.57EmL3X1 X2X2 X3X2X30.410.730.57 0.350.41 0.28ccc0.680.41 0.2219、試計算習題14中精餾塔的塔徑和有效高度。已知條件如下:(1)進料量為100kmol/h;塔釜壓力為114kPa,對應溫度為102C,塔頂為常壓,溫度為 662C,塔釜間接蒸汽加熱;全塔效率55%,空塔氣速為0.84m/s,板間距為0.35m。解:由習題14得知xf=0.35、xd=0.95、xw=0.05,泡點進料, R=1.42由全塔物料衡算F=D+W ——. 100=D+W
FxfFxf=Dxd+Wxw100X0.35=0.95D+0.05W解之D=33.3kmol/hV=V=(R+1)D=(1.42+1)x33.3=80.59kmol/h因全塔平均溫度為102 662 84.1C2114 1013所以平均操作壓力為 107.7kPa222.4VTP03600T0P22.480.59(27384.1)101.33600273107.722.4VTP03600T0P22.480.59(27384.1)101.33600273107.730.617m/sg40.6173.140.840.97m圓整為1000mm由于習題14已求出Nt=7所以Np=Nt/E=7/0.55=12.7~13Z=(Np-1)Ht=(13-1)X0.35=4.2m20、試計算習題19中冷凝器的熱負荷、冷卻水的消耗量以及再沸器的熱負荷、 加熱蒸汽的消耗量。已知條件如下:(1)忽略冷凝器熱損失,冷卻水的進出口溫度分別為 25C和35C;(2)加熱蒸汽的壓力為232.2kPa,冷凝液在飽和溫度下排出,再沸器的熱損失為有效傳熱量的12%。解:塔頂可近似按純甲醇計算,則查塔頂 662C下,g=1130kJ/kg由式(6-38)Qc=V「a=80.59X1130X32=2.91X106kJ/hWc Qc 2.9110 6.95104kg/hCpC(t2 tj 4.187(3525)塔釜可近似按水計算,則查塔釜 102C下,@=2252kJ/kg由式(6-40)Qb=V‘「b+Ql=80.59X18X2252X1.12=3.66X106kJ/h查加熱蒸汽232.2kPa下,汽化潛熱為2191.8kJ/kg,貝UWhQb3.66106WhQb3.66106rh2191.81670kg/h21、在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳—四氯化碳混合液。原料液在泡點下進入塔內,其流量為4000kg/h、組成為0.3(摩爾分數(shù),下同)。餾出液組成為0.95,釜液組成為21、在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳—四氯化碳混合液。原料液在泡點下進入塔內,其流量為4000kg/h、組成為0.3(摩爾分數(shù),下同)。餾出液組成為0.95,釜液組成為0.025。操作回流比取最小回流比的 1.5倍,操作壓強為常壓,全塔操作平均溫度為 61C,空塔氣速為0.8m/s,塔板間距為0.4m,全塔效率為50%。試求:(1)實際板層數(shù);(2)兩產品質量流量;解:習題6—21附圖(1)由y-x相圖中q線與平衡線的交點坐標為Xq=Xf=0.3,yq=0.54m Xd yq 0.950.54則 Rmin —-1.71(3)塔徑;(4)塔的有效高度。yqXq 0.540.3R=1.5Rmin=1.5X1.71=2.57所以精餾段操作線的截距XdR10.952.57 10.266在圖中作出精餾段操作線和提餾段操作線,見附圖。得出Nt=12-仁11塊Np=Nt/E=11/0.5=22塊(2)解法一:因Mf=0.3x76+0.7X154=130.6kg/kmolF=4000/130.6=30.63kmol/h由全塔物料衡算F=D+W =、. 30.63=D+WFxf=Dxd+WxW'30.63X0.3=0.95D+0.025W解之D=9.11kmol/hW=21.52kmol/h又 Md=0.95x76+0.05X154=79.9kg/kmolMw=0.025X76+0.975x154=152.05kg/kmol
所以D=9.11X79.9=727.89kg/hW=21.52X152.05=3272.12kg/h解法二:各部分組成以質量分數(shù)表示wF0.3760.376 0.71540.175Wd0.95760.9576 0.051540.904wwwF0.3760.376 0.71540.175Wd0.95760.9576 0.051540.904ww0.025760.02576 0.9751540.0125_ F=D+W =FwF=Dwd+Www4000=D+W40000X0.175=0.904D+0.0125W解之D=729kg/h W=3271kg/h(3)因為泡點進料,故q=1V=VV=(R+1)D=(2.57+1)X9.1仁32.52kmol/hVg224VTP022?432?52(27361)0.248m3/s3600T0P 3600273由式(6-49)Di40.2428m圓整為700mm。由式(6-47)Z=(Np-1)Ht=(22-1)X0.4=8.4m22、求習題21中冷凝器的熱負荷和冷卻水的消耗量以及再沸器的熱負荷和加熱蒸氣的消耗量。假設熱損失可以忽略。已知條件如下:(1)塔內各處的操作溫度為:進料 62C、塔頂47C、塔釜75C?;亓饕汉宛s出液溫度為 40C。(2)加熱蒸氣表壓強為100kPa冷凝水在飽和溫度下排出。(3)冷卻水進出口溫度分別為25C和30C。解:(1)塔頂近似按CS,因塔頂泡點溫度ts=47C,而回流液和餾出液溫度 tL=40C,查47C「A=350kJ/kg47+40/2=43.5C下CpA=0.98kJ/kgQc=(R+1)D[「a+Cpa(ts-tL)]=(2.57+1)X727.89X[0.98X(47-40)+350]=9.3X105kJ/hWc Cpc(: t1)9.3105 44.4104kJ/h4.187(3025)(2)塔釜可近似按CCI4,查75C下g=195kJ/kg又V‘=VQb=V‘「b=(2.57+1)X727.89X195=5.07X105kJ/h查飽和水蒸氣101.33+100=201.33kPa(絕壓)下,r=2205kJ/kg52.3102kg/h5.071052.3102kg/h2205第七章干燥1.常壓下濕空氣的溫度為 70C、相對濕度為10%,試求該濕空氣中水汽的分壓、 濕度、濕比容、比熱及焓。解:t70C,10%查得70C下水的飽和蒸汽壓為 31.36kPs。水汽分壓Pv PS0.131.363.136kPa濕度0.622PvP Pv0.6223.136101.33.1360.020kg/kg干氣濕比容(0.7731.244H)273t273273 70=(0.7731.2440.020) =水汽分壓Pv PS0.131.363.136kPa濕度0.622PvP Pv0.6223.136101.33.1360.020kg/kg干氣濕比容(0.7731.244H)273t273273 70=(0.7731.2440.020) =1.002m3/kg干氣273比熱Ch1.011.88H=1.01+1.880.020=1.048J/kgT氣Ch(1.011.88H)t2492H=1.04870+24920.020=123.2kJ/kg干氣2.已知濕空氣的(干球)溫度為 50C,濕度為0.02kg/kg干氣,試計算下列兩種情況下的相對濕度及同溫度下容納水分的最大能力(即飽和濕度) ,并分析壓力對干燥操作的影響。(1)總壓為101.3kPa(2)總壓為26.7kPa=解:(1)p101.3kPa時:由H0.622 —PPvPvHp0.622H0.02101.33.156kPa0.6220.02查得50C水的飽和蒸汽壓為12.34kPa,則相對濕度兇100% 3156100% 25.57%Ps 12.34飽和濕度:Ps 12.34 ?…十—飽和濕度:HS0.622 —0.622 0.086kg/kg干氣ppS 101.312.34(2)p'26.7kPa時:P'vHp'0.622H0.0226.7P'vHp'0.622H0.0226.70.6220.020
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