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(jìn)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(diǎn)坐標(biāo)。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?yàn)榫s段操作線與提餾段操作線交點(diǎn)也是精餾段操作線與 q線的交點(diǎn)，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(jì)算習(xí)題10中泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段所需理論板層數(shù)。在該組成范圍內(nèi)平衡關(guān)系可近似表達(dá)為y=0.46X+0.545解：由習(xí)題10知Xf=0.4、Xd=0.95、R=2.6設(shè)塔頂為全凝器，故y1=XD=0.95由平衡關(guān)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(jìn)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?jǐn)?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(jìn)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(duì)應(yīng)點(diǎn)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(diǎn)，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(diǎn)出發(fā)的一條垂直線，與精餾段操作線交于 d點(diǎn)，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(jìn)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?jǐn)?shù)，下同）餾出液及釜液組成分別為 0.95和0.05,泡點(diǎn)進(jìn)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(jìn)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(xí)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(diǎn)坐標(biāo)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(diǎn)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(jìn)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(jiǎn)捷法求算習(xí)題13中連續(xù)精餾塔所需的理論板層數(shù)。解：由習(xí)題13圖中讀得q線與平衡線交點(diǎn)坐標(biāo)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(biāo)R嘔26114 0.40R1 3.6由吉利蘭圖中讀得縱坐標(biāo)N由吉利蘭圖中讀得縱坐標(biāo)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(xí)題13結(jié)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?jǐn)?shù)），操作條件下，物系的相對(duì)揮發(fā)度a2.0,若操作回流比R=1.5Rmin，0.95（均為輕進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1.5，塔頂為全凝器，試計(jì)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(diǎn)坐標(biāo)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(jì)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?jǐn)?shù))，進(jìn)料溫度為40C，塔頂全凝器，泡點(diǎn)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(shè)冷卻水進(jìn)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(shí)，泡點(diǎn)溫度ts=96C,而進(jìn)料溫度tF=40C，故為冷進(jìn)料。查ts=96C時(shí)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(jì)算：(1)查xw=0.03時(shí)ts‘=109.3C,對(duì)應(yīng)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(shí)，ts=81.2C，對(duì)應(yīng)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(cè)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(cè)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(duì)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(shí)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Y(jié)22.5x21(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(jì)算習(xí)題14中精餾塔的塔徑和有效高度。已知條件如下：(1)進(jìn)料量為100kmol/h;塔釜壓力為114kPa,對(duì)應(yīng)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(xí)題14得知xf=0.35、xd=0.95、xw=0.05，泡點(diǎn)進(jìn)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(xí)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(jì)算習(xí)題19中冷凝器的熱負(fù)荷、冷卻水的消耗量以及再沸器的熱負(fù)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(jìn)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(jì)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(jì)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(diǎn)下進(jìn)入塔內(nèi)，其流量為4000kg/h、組成為0.3(摩爾分?jǐn)?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(diǎn)下進(jìn)入塔內(nèi)，其流量為4000kg/h、組成為0.3(摩爾分?jǐn)?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(qiáng)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(shí)際板層數(shù)；(2)兩產(chǎn)品質(zhì)量流量；解：習(xí)題6—21附圖(1)由y-x相圖中q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)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(zhì)量分?jǐn)?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?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)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(xí)題21中冷凝器的熱負(fù)荷和冷卻水的消耗量以及再沸器的熱負(fù)荷和加熱蒸氣的消耗量。假設(shè)熱損失可以忽略。已知條件如下：(1)塔內(nèi)各處的操作溫度為：進(jìn)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(qiáng)為100kPa冷凝水在飽和溫度下排出。(3)冷卻水進(jìn)出口溫度分別為25C和30C。解：(1)塔頂近似按CS，因塔頂泡點(diǎn)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(duì)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(jì)算下列兩種情況下的相對(duì)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(duì)干燥操作的影響。(1)總壓為101.3kPa(2)總壓為26.7kPa=解：(1)p101.3kPa時(shí):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(duì)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(shí):P'vHp'0.622H0.0226.7P'vHp'0.622H0.0226.70.6220.020