化工原理第十0章 蒸馏

第十章　蒸馏 第十章 蒸　馏 1.应用例l0-1中的安托万方程式计算纯苯及纯甲苯的饱和蒸气压，并绘出101.3 下苯-甲苯系统的 图(此溶液可视为理想溶液)。 解：由安托万公式： 和泡点方程 露点方程 ，可得： 温 度 (℃) A的饱和蒸汽压 ( ) B的饱和蒸汽压 ( ) 液相组成 ( ) 气相组成 ( ) 80.1 101.3 39.0 1.00 1.00 83.0 110.7 43.0 0.86 0.94 86.0 121.0 47.6 0.73 0.87 89.0 132.2 52.5 0.61 0.80 92.0 144.1 57.8 0.50 0.72 95.0 156.8 63.6 0.40 0.63 98.0 170.4 69.8 0.31 0.53 101.0 184.9 76.4 0.23 0.42 104.0 200.3 83.6 0.15 0.30 107.0 216.6 91.3 0.08 0.17 110.6 237.6 101.2 0.00 0.00 - 2.由前 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 的 图对含苯50％(摩尔)的苯-甲苯混合液计算以下各项： (1)溶液的泡点。 (2)将溶液在保持汽、液紧密接触的情况下升温至95℃时各相的组成及汽化分率。 (3)溶液全部汽化时的温度，全部汽化的瞬间汽、液相组成。 解：(1)查图得，含苯50％(摩尔)的苯-甲苯混合液的泡点为92℃。 (2)将溶液在保持汽、液紧密接触的情况下升温至95℃时，查图得， ， 由物料衡算 得 (3)溶液全部汽化时，，查图得， ℃，全部汽化的瞬间汽、液相组成为 ， 。 3.求解某苯-甲苯二元精馏塔的下述问题： (1)已知塔顶汽相温度为83℃，含苯0.95(摩尔分率，下同)，计算塔顶压力。 (2)已知塔底温度为110℃，求塔底产品组成。 (3)已知此塔进料含苯0.45，如欲使进料在泡点状态下加入塔内，求进料温度。 为简化计算，(2)、(3)题的操作压力均取(1)中之值；苯和甲苯的饱和蒸气压由例10-l的安托万方程计算。 解：(1)由安托万公式： 　 由露点方程： 即 解得 (2)已知塔底温度为110℃，求塔底产品组成 　　　　 (3)用试差法：假设 94℃， 　　　　 　　 和进料组成相等，因此进料温度为 94℃。 4.某脱乙烷塔塔顶蒸气中含乙烯67％(摩尔)；乙烷33％(摩尔)，它的操作压力为3，计算该塔的塔顶温度。 解：用试差法：假设塔顶温度为-3℃，查得： =1.16， 0.78 23 塔顶温度为-3℃ 5.若从乙烯精馏塔塔顶要获得近乎纯的乙烯产品，试问： (1)如果操作压力要保持为101.3 塔顶温度为多少? (2)塔的操作压力最高不得超过多少? 6.由K图定出 ， ， ， ， 于 ℃， 及 下的相对挥发度(以 为基准)，并加以比较。 -20℃， K值 1.15 0.76 0.205 0.17 0.038 -20℃， K值 4.05 2.4 0.65 0.5 0.1 -20℃， ( ) 1.51 1.00 0.27 0.22 0.05 -20℃， ( ) 1.69 1.00 0.27 0.21 0.04 7.由试验测得，丙酮-水溶液在 下的三对平衡数据如下： 丙酮摩尔分率( ) 丙酮摩尔分率( ) 温度(℃) 0.300 0.538 0.793 0.809 0.840 0.900 61.1 59.5 57.4 已知丙酮和水的饱和蒸气压可分别由下列二式算得： 式中 的单位为mmHg(0.133kPa)； 的单位为℃。 (1)求出上列组成时丙酮对水的相对挥发度。 (2)如何判断该溶液是否为理想溶液? (3)计算在上述组成时丙酮的活度系数。 解： (1)由 ，得： 温度(℃) 61.1 9.88 59.5 4.51 57.4 2.35 (2)由道尔顿分压定律和亨利定律得到的分压如下： 温度(℃) 61.1 119.0 0.300 0.809 82.0 35.7 59.5 112.9 0.538 0.840 85.1 60.7 57.4 371.1 0.793 0.900 91.2 294.3 由上 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 可以看出，由道尔顿分压定律和亨利定律得到的分压不同，该溶液是非理想溶液。 (3)由 ，得： 温度(℃) 61.1 119.0 0.300 0.809 82.0 35.7 2.29 59.5 112.9 0.538 0.840 85.1 60.7 1.40 57.4 371.1 0.793 0.900 91.2 294.3 0.31 8.苯-甲苯精馏塔在常压下操作，已知进入精馏段某一块板的汽相和液相中含苯分别为80％及85％(摩尔)，汽相与液相摩尔流率之比为4:3，若此板为理论板，恒摩尔流假定成立，在操作条件下二组分的平均相对挥发度为2.5，试计算离开该板的汽、液相组成。 解：设离开该板的汽、液相组成为 、 ，由物料衡算，得 (1) 由相平衡关系可得： (2) 解(1)、(2)组成的方程组，得： ， 9.正戊烷-正己烷二元精馏塔进料为含正戊烷55％(摩尔，下同)的饱和液体，操作压力 ＝150 (绝)，塔顶采用全凝器，回流比为1.25，要求塔顶产品中含正戊烷不得低于95％，塔底产品中正戊烷的含量不得高于5％，求在此操作条件下所需的理论板数、实际板数及适宜的进料位置。相平衡关系中 值可由图查出。 解：(1)求全塔的相对挥发度： 求进料温度(用试差法)：假设 =61℃，查98页图10-2(a)，可得： =1.4 =0.52 由泡点方程： EMBED Equation.3 　　　　　　　 假设正确， =61℃ 求塔顶温度(用试差法)：假设 =51℃，查98页图10-2(a)，可得： =1.09 =0.38 由露点方程： 假设正确， =51℃ 求塔底温度(用试差法)：假设 =80℃，查98页图10-2(a)，可得： =2.25 =0.93 由泡点方程： EMBED Equation.3 　　　　　　　 假设正确， =80℃ 整个塔的相对挥发度取为 (2)求理论塔板数：精馏段的操作线方程为： 相平衡方程为 ： 由题意做全塔的物料衡算 代入数据 ，解得： 提馏段的操作线方程为： 塔顶为全凝器， 由相平衡方程 解得 由精馏段操作线方程 依次类推，逐板计算法计算结果如下： 板数 板数 板数 1 0.950 0.878 5 0.767 0.554 9 0.430 0.222 2 0.910 0.792 6 0.730 0.505 10 0.283 0.130 3 0.862 0.703 7 0.667 0.431 11 0.158 0.066 4 0.813 0.621 8 0.567 0.330 第6块板为进料板． 图解法： 10.每小时l000 的乙醇-水溶液(乙醇的摩尔分率为0.6)及每小时2000 的乙醇-水溶液(乙醇的摩尔分率为0.2)作为原料，分别进入某乙醇-水二元精馏塔的不同塔板处。要求塔顶产品中乙醇的摩尔分率不低于0.79，塔底产品中乙醇的摩尔分率不高于0.02。两股进料均为泡点液体，塔顶使用全凝器，回流比为2.0，乙醇-水溶液在101.3kPa下的相平衡数据见本书例l0-15，试求： (1)塔顶及塔底产品流率。 (2)所需理论板数及两股进料的加料位置。 (3)若塔底不用再沸器而通入直接水蒸气时所需的理论板数。 解：(1)作全塔的物料衡算： 代入数据： 解得： (2)塔顶第一个进料口以上的操作线方程： EMBED Equation.3 　　　 两进料口之间的操作线方程： 因泡点进料： 　　　　　 　　　 　　　 由图上可知，共需7块理论板（不包括再沸器），两股进料的加料位置在第5块和第7块理论板处。 (3)若塔底不用再沸器而通入直接水蒸气时所需的理论板数为8.5块。 11.计算第9题正戊烷-正己烷二元精馏塔塔顶冷凝器及塔底再沸器热负荷。假定塔散热损失可以忽略。 12.由一块理论板及再沸器组成的常压塔，含乙醇20％(摩尔)的乙醇-水溶液于泡点下加入塔板上，已知进料量为100 ，塔顶汽相全部引出，冷凝后作为产品，要求塔底产品中含乙醇不超过1％(摩尔)，设恒摩尔流假定成立，相平衡关系见本书例10-15。 试求： (1)塔顶产品的组成及摩尔流率、质量流率。 (2)塔底产品的摩尔流率及由再沸器上升的汽相量。 解：(1)如右图所示，该塔可以看为由两块理论板组成。 由相平衡数据，可得： 因泡点进料，恒摩尔流假定成立 对下面的虚线框作物料衡算： 代入数据： 　　　　(1) 对上面的虚线框作物料衡算： 代入数据： 　　(2) 对全塔物料衡算： （3） 和 符合相平衡关系 　　　(4) 假设 0.065，查图，得 =0.353 将 0.065， =0.353代入(2)，得： 由(3)得 将 ， 代入(1)，得： 0.06556，与假设基本相等 假设正确， 　 (2)塔底产品的摩尔流率及由再沸器上升的汽相量。 =55.6 13.上题若恒摩尔流假定不能成立，请写出解题所必需的方程式并绘出计算框图(提示：同时考虑热量衡算方程)。 14.某苯-甲苯二元精馏塔，精馏段有一块理论板，提馏段仅设有再沸器，处于泡点下的进料与离开第一层板的液相一起进入再沸器，经平衡汽化一部分后剩下液相作为塔底产品抽出，已知进料中含苯40％(摩尔)，摩尔流率为100 ，要求塔顶产品中含苯不低于70％(摩尔)，回流比为2，操作条件下的相对挥发度可取为2.4，请求出塔顶、塔底产品流率及塔底产品组成。 解： 由相平衡方程： 解得： EMBED Equation.3 EMBED Equation.3 由相平衡方程： 解得： 由全塔物料衡算： 代入数据： 解得： 15.苯-甲苯溶液中苯的摩尔分率为0.4，共200 ，在常压下进行蒸馏，相对挥发度为2.4。试问： (1)若进行简单蒸馏，当釜液中苯的摩尔分率为0.2时，馏出液的量和平均组成是多少？ (2)若在具有3块理论板(包括再沸器)的塔内进行间歇精馏，保持回流比 ＝4不变，当釜液中苯的摩尔分率降至0.2时，馏出液的量和平均组成是多少？并与(1)进行比较。 (3)同样进行间歇精馏，馏出液中苯的摩尔分率始终维持在0.85，最终回流比为该阶段最小回流比的1.8倍，当釜液中苯的摩尔分率降至0.2时，馏出液的量、所需理论板数和总汽化量分别为多少? 解：(1)由公式： 代入数据： 解得：　　 由全塔物料衡算： 代入数据： 解得：　　 16.某混合物组成如下表所示： 组成 总计 (摩尔分率) 0.05 0.35 0.15 0.2 0.1 0.15 1.00 在精馏塔中进行分离，希望塔顶产品中丙烯摩尔分率不高0.025，塔底产品中乙烷摩尔分率不高于0.05。试估计各组分在产品中的浓度。 17.用亨斯特别克法估算上题中各组分在塔底及塔顶产品中的分配情况，塔中的平均操作压力为2.8 ，塔顶、进料及塔底的操作温度可分别近似取为3℃，26℃，81℃。 18 某厂脱乙烷塔进料组成如下： 组成 总计 (摩尔分率) 0.0103 0.6111 0.0728 0.2415 0.0078 0.0565 1.00 进料为饱和液相，流率为305 ，塔顶采用部分冷凝器，冷凝温度为12℃。要求回收率不低于99.1％(摩尔)，乙烷回收率不低于97.6％(摩尔)，试计算： (1)塔顶和塔底产品量和组成。 (2)塔的操作压力(忽略压降)。 (3)塔底温度。 (4)最小理论板数。 (5)最小回流比。 (6)操作回流比为最小回流比的1.2倍时，用简捷法求所需理论板数和进料位置。 � EMBED PBrush \* MERGEFORMAT ��� 1 第　　　页 _1234567953.unknown _1234568017.unknown _1234568049.unknown _1234568081.unknown _1234568097.unknown _1234568105.unknown _1234568109.unknown _1234568113.unknown _1234568115.unknown _1234568117.unknown _1234568118.unknown _1234568119.unknown _1234568116.unknown _1234568114.unknown _1234568111.unknown _1234568112.unknown _1234568110.unknown _1234568107.unknown _1234568108.unknown _1234568106.unknown _1234568101.unknown _1234568103.unknown _1234568104.unknown _1234568102.unknown _1234568099.unknown _1234568100.unknown _1234568098.unknown _1234568089.unknown _1234568093.unknown _1234568095.unknown _1234568096.unknown _1234568094.unknown _1234568091.unknown _1234568092.unknown _1234568090.unknown _1234568085.unknown _1234568087.unknown _1234568088.unknown _1234568086.unknown _1234568083.unknown _1234568084.unknown _1234568082.unknown _1234568065.unknown _1234568073.unknown _1234568077.unknown _1234568079.unknown _1234568080.unknown _1234568078.unknown _1234568075.unknown _1234568076.unknown _1234568074.unknown _1234568069.unknown _1234568071.unknown _1234568072.unknown _1234568070.unknown _1234568067.unknown _1234568068.unknown _1234568066.unknown _1234568057.unknown _1234568061.unknown _1234568063.unknown _1234568064.unknown _1234568062.unknown _1234568059.unknown _1234568060.unknown _1234568058.unknown _1234568055.unknown _1234568056.unknown _1234568054.unknown _1234568051.unknown _1234568052.unknown _1234568050.unknown _1234568033.unknown _1234568041.unknown _1234568045.unknown _1234568047.unknown _1234568048.unknown _1234568046.unknown _1234568043.unknown _1234568044.unknown _1234568042.unknown _1234568037.unknown _1234568039.unknown _1234568040.unknown _1234568038.unknown _1234568035.unknown _1234568036.unknown _1234568034.unknown _1234568025.unknown _1234568029.unknown _1234568031.unknown _1234568032.unknown _1234568030.unknown _1234568027.unknown _1234568028.unknown _1234568026.unknown _1234568021.unknown _1234568023.unknown _1234568024.unknown _1234568022.unknown _1234568019.unknown _1234568020.unknown _1234568018.unknown _1234567985.unknown _1234568001.unknown _1234568009.unknown _1234568013.unknown _1234568015.unknown _1234568016.unknown _1234568014.unknown _1234568011.unknown _1234568012.unknown _1234568010.unknown _1234568005.unknown _1234568007.unknown _1234568008.unknown _1234568006.unknown _1234568003.unknown _1234568004.unknown _1234568002.unknown _1234567993.unknown _1234567997.unknown _1234567999.unknown _1234568000.unknown _1234567998.unknown _1234567995.unknown _1234567996.unknown _1234567994.unknown _1234567989.unknown _1234567991.unknown _1234567992.unknown _1234567990.unknown _1234567987.unknown _1234567988.unknown _1234567986.unknown _1234567969.unknown _1234567977.unknown _1234567981.unknown _1234567983.unknown _1234567984.unknown _1234567982.unknown _1234567979.unknown _1234567980.unknown _1234567978.unknown _1234567973.unknown _1234567975.unknown _1234567976.unknown _1234567974.unknown _1234567971.unknown _1234567972.unknown _1234567970.unknown _1234567961.unknown _1234567965.unknown _1234567967.unknown _1234567968.unknown _1234567966.unknown _1234567963.unknown _1234567964.unknown _1234567962.unknown _1234567957.unknown _1234567959.unknown _1234567960.unknown _1234567958.unknown _1234567955.unknown _1234567956.unknown _1234567954.unknown _1234567921.unknown _1234567937.unknown _1234567945.unknown _1234567949.unknown _1234567951.unknown _1234567952.unknown _1234567950.unknown _1234567947.unknown _1234567948.unknown _1234567946.unknown _1234567941.unknown _1234567943.unknown _1234567944.unknown _1234567942.unknown _1234567939.unknown _1234567940.unknown _1234567938.unknown _1234567929.unknown _1234567933.unknown _1234567935.unknown _1234567936.unknown _1234567934.unknown _1234567931.unknown _1234567932.unknown _1234567930.unknown _1234567925.unknown _1234567927.unknown _1234567928.unknown _1234567926.unknown _1234567923.unknown _1234567924.unknown _1234567922.unknown _1234567905.unknown _1234567913.unknown _1234567917.unknown _1234567919.unknown _1234567920.unknown _1234567918.unknown _1234567915.unknown _1234567916.unknown _1234567914.unknown _1234567909.unknown _1234567911.unknown _1234567912.unknown _1234567910.unknown _1234567907.unknown _1234567908.unknown _1234567906.unknown _1234567897.unknown _1234567901.unknown _1234567903.unknown _1234567904.unknown _1234567902.unknown _1234567899.unknown _1234567900.xls 图表1 80.1 80.1 83 83 86 86 89 89 92 92 95 95 98 98 101 101 104 104 107 107 110.6 110.6 x(y) t P-T-x-y相图 Sheet1 温度 A的饱和蒸汽压 B的饱和蒸汽压 液相组成 气相组成 80.1 101.2920882692 38.9526230754 1.0001269137 1.0000488018 83 110.6595011006 43.0106641932 0.8616457942 0.9412566013 86 121.0489120906 47.5597427087 0.7312677194 0.8738318053 89 132.1833979909 52.4871871373 0.6124859932 0.7992150031 92 144.0982038834 57.815210565 0.5039786841 0.7169044736 95 156.8291626519 63.5666833948 0.4045926819 0.6263764217 98 170.4126600956 69.7651201547 0.3133199268 0.5270847205 101 184.885599395 76.4346651193 0.2292772768 0.4184606787 104 200.285365045 83.6000768061 0.1516894157 0.2999128331 107 216.6497863662 91.2867114121 0.0798743058 0.170826765 110.6 237.6143021567 101.2352452861 0.0004748142 0.0011137477 1.0001269137 1.0000488018 80.1 0.8616457942 0.9412566013 83 0.7312677194 0.8738318053 86 0.6124859932 0.7992150031 89 0.5039786841 0.7169044736 92 0.4045926819 0.6263764217 95 0.3133199268 0.5270847205 98 0.2292772768 0.4184606787 101 0.1516894157 0.2999128331 104 0.0798743058 0.170826765 107 0.0004748142 0.0011137477 110.6 Sheet1 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 x(y) t P-T-x-y相图 Sheet2 Sheet3 _1234567898.unknown _1234567893.unknown _1234567895.unknown _1234567896.unknown _1234567894.unknown _1234567891.unknown _1234567892.unknown _1234567890.unknown