内容发布更新时间 : 2024/11/5 19:35:28星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。

釜液组成为0.04，均为易挥发组成的摩尔分数。进料热状态参数q=1.2，塔顶液相回流比R?2。试写出本题条件下的精馏段及提馏段操作线方程。

解 (1)精馏段操作线方程 已知R?2、xD?0.95

y?xR20.95x?D?x??0.667x?0.317 R?1R?12?12?1(2) 提馏段操作线方程 已知xF?0.3、xD?095计算塔釜汽相回流.、xW?004.、R?2、q?12.，比R'。

R'??R?1?xF?xWx?x??q一1?DW

xD?xFxD?xF0.3?0.04.0?95.004 ?(2?1)?(1.?21)?1. 480.95?.03.0?95.03y?xR'?11.48?10.04x?W?x??1.68x?0.027 R'R'1.481.48【6-15】某连续操作的精馏塔，泡点进料。已知操作线方程如下， 精馏段 y?0.8x?0.172 提馏段 y?1.3x?0.018

试求塔顶液体回流比R、馏出液组成、塔釜汽相回流比R'、釜液组成及进料组成。 解 (1) 回流比R 精馏段操作线方程的(2) 馏出液组成xD 精馏段操作线方程的

xD=0.172，求得xD?0．。 86（摩尔分数）R?1R?0.8，求得R?4。 R?1(3) 塔釜汽相回流比R' 由提馏段操作线方程的(4) 釜液组成xW 由提馏段操作线方程的(5) 进料组成xF

泡点进料时q?1，将R?4、xD?0.86、R?3.333、xW?0.06、q?1代入式 R'?(R?1)xF?xWx?x?(q?1)DW

xD?xFxD?xFxW?0.018，求得xW?0．06。 R'R'?1?1.3，求得R'?3.333。 R'求得 xF?0.38

另一解法：因泡点进料，则q线为垂直线，两操作线交点的横坐标为xF。 由精馏段操作线 yF?0.8xF?0.172 与提馏段操作线 yF?1.3xF?0.018 联立求解，可得 xF?0.38

【6-16】在一连续操作的精馏塔中分离含50%（摩尔分数）正戊烷的正戊烷-正己烷混合物。

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进料为汽液混合物，其中汽液比为1:3（摩尔比）。常压下正戊烷-正己烷的平均相对挥发度

??2.923，试求进料中的汽相组成与液相组成。

解 进料中的汽相组成y与液相组成x为相平衡关系，为q线方程与相平衡曲线的交点坐标。因此，用q线方程与相平衡方程可求解y与x。

汽液混合物进料时 q?y?q线方程 液相量3?

进料量4xqx?F q?1q?1y?3/40.5x???3x?2 ?1? 3/4?13/4?1相平衡方程 ??2.92 3y??x2.923x ?2? ?1?(??1)x1?1.923x由式(1)与式(2)，求得 y?0.6929,x?0.4357

式(1)的另一求法：用进料的物料衡算

进料量F?4，其中液相量LF?3，汽相量VF?1 FxF?LFx?VFy

4?0.5?3x?y，y??3x?2

理论板数计算

【6-17】想用一连续操作的精馏塔，分离含甲醇0.3摩尔分数的水溶液。要求得到含甲醇0.95摩尔分数的馏出液及含甲醇0.03摩尔分数的釜液。回流比R?1.0，操作压力为101.325kPa。

在饱和液体进料及冷液进料?q?1.07?的两种条件下，试用图解法求理论板数及加料板位置。101.325kPa下的甲醇-水溶液相平衡数据，见附录。

解 已知xF?0.3，xD?095.，xW?003.，R?1。 (1)饱和液体进料，q?1 精馏段操作线在y轴上的截距为

xD0.95??0.475 R?11?1习题6-17附图1

q?1，q线为通过xF?0.3的垂直线。

如习题6-17附图1所示，理论板数为11（包括蒸馏釜），加料板为第8板。 (2) 冷液进料，q?1.07 精馏段操作线在y轴上的截距为

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xD0.95??0.475 R?11?1q=1.07，q线的斜率为

q1.07 ??15.3q?11.0?71从y?x图中对角线上点F绘斜率为15.3的q线。如习题6-17附图2所示，理论板数为10（包括蒸馏釜），加料板为第7板。

习题6-17附图2

【6-18】想用一常压下连续操作的精馏塔分离苯的质量分数为0.4的苯-甲苯混合液。要求馏出液中苯的摩尔分数为0.94，釜液中苯的摩尔分数为0.06。塔顶液相回流比R=2，进料热状态参数q=1.38，苯-甲苯溶液的平均相对挥发度α=2.46。试用逐板法计算理论板数及加料板位置。

解 先将进料组成由质量分数0.4换算为摩尔分数。苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92kg/kmol。

xF?0.4/78?0.44

0.4/78?0.6/92yy ?1?

2.4?61.y46已知xF?0.44，xD?0.94，xW?0.06，R?2，q?1.38，??2.46。 相平衡方程 x???(??1)y?精馏段操作线方程

y?xR20.94x?D?x??0.667x?0.313 ?2? R?1R?12?12?1R??R?1?塔釜汽相回流比R' 'xF?xWx?x??q?1?DW

xD?xFxD?xF ?(2?1)?提馏段操作线方程 y?0.44?.006.0?94.006?(1.3?8?1)?2. 950.94?.044.0?94.044xR'?12.95?10.06x?W?x??1.34x?0.0203 ?3? R'R'2.952.95两操作线交点的横坐标

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xf?(R?1)xF?(q?1)xD

R?q ?(2?1)?0.44?(1.3?8)?1.094?0.49 62?1.38理论板数计算：先交替使用相平衡方程(1)与精馏段操作线方程(2)计算如下 y1?xD?0.94?x1?0.864 y2?0.889?x2?0.765 y3?0.824?x3?0.655 y4?0.750?x4?0.549 y5?0.679?x5?0.443 y6?0.622?x6?0.400

y7?0.580?x7?0.360?xf

第7板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程(3)与相平衡方程(1)计算如下

x7?0.360

y8?0.462?x8?0.258 y9?0.326?x9?0.164 y10?0.200?x10?0.092 y11?0.103?x11?0.0447?xW

总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7板为加料板。

冷凝器及蒸馏釜的热负荷

【6-19】在一连续操作的精馏塔中分离正戊烷-正己烷混合液。进料流量为60kmol/h，馏出液流量为25kmol/h，馏出液中正戊烷的摩尔分数为0.95，釜液中正戊烷的摩尔分数为0.05。塔顶回流比R?1.6，进料热状态参数q?1.22（冷液进料）。试计算冷凝器及蒸馏釜的热负荷。

正戊烷-正己烷溶液t?y?x数据见教材中例6-1。

解 从例6-1的t?y?x图上查得xD?0.95时的泡点为37℃，xW?0.05时的泡点为67℃。 从附录上查取比汽化热

37℃时 C5H12的比汽化热rc?340 kJ/kg,

5 rc?360k J/k g C6H1的比汽化热46rc?310 kJ/kg, rc?330 kJkg/ 67℃时 56摩尔汽化热计算

37℃时，rc?340?72?24500kJ/kmol

5 99

?31k0J0/0km ol rc?360?866 xD?0.95溶液的摩尔汽化热为

rc?24500?0.95?31000?0.05?24800kJ/kmo

67℃时，rc?310?72?22300kJ/kmol

5rc6?330?86?28400kJ/kmol

xW?0.05溶液的摩尔汽化热为

rb?22300?0.05?28400?0.95?28100kJ/kmol

进入冷凝器的蒸气量为

V??R?1?D??1.6?1??25?65kmol/h

冷凝器热负荷

Qc?rcV?24800?65?1.61?106kJ/h

蒸馏釜的汽化量为

V'?V??1?g?F?65??1?1.22??60?78.2kmol/h

蒸馏釜热负荷

QB?rb?V '?28100?78.2?2.2?106 kJ/h

最小回流比

【6-20】想用一连续操作的精馏塔分离含甲醇0.3摩尔分数的水溶液，要求得到含甲醇0.95摩尔分数的馏出液。操作压力为101.325kPa。

在饱和液体进料及冷液进料?q?1.2?的两种条件下，试求最小回流比Rmin。101.325kPa下的甲醇一水溶液相平衡数据见附录。

解 已知xF?0.3，xD?0.95。 (1) 饱和液体进料

此时，操作线与平衡线交点P的坐标为

xp?xF?0.3，yp?0.665 （从相平衡数据上查得）

最小回流比 Rmin?xD?ypyp?xp?0.95?0.665?0.781

0.665?0.3或由精馏段操作线的截距计算Rmin，截距为 xD?0.533

Rmin?1 100