1、例6-1苯A）與甲苯B）的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)如本題附表1所式試利用拉烏爾定律和相對揮發(fā)度，分別計算苯一甲苯混合液在總壓P為101.33kPa下的氣液平衡數(shù)據(jù)，并作出溫度一組成圖。該溶液可視為理想溶 液。例6-1附表1溫度，c80.1859095100105110.6戸衛(wèi)，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0戸啟，kPa40.046.054.063.374.386.C101.33解：1 ）利用拉烏爾定律，計算氣液平衡數(shù)據(jù)在某一溫度下由本題附表1可查得該溫度下純組分苯與甲苯的飽和蒸氣壓r與J，因為總壓P為定值，p 一丄o“=Pax即丄二'I

2、 L!，貝U用式求液相組成X，再應用式"匚求平衡的氣相組成y，即可得到一組標繪平衡溫度一組成 vt-x-y）圖的數(shù)據(jù)。以:. ： 為例，計算過程如下:1557-633= 0.412155.710033x0.412 = 0.633其它溫度的計算結(jié)果列于本題附表 2中例6-1附表2t，c80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620根據(jù)以上數(shù)據(jù)，即可標繪得到如圖所示的t-x-y圖羊甲¥混會液的"罷-護國<2 ）利用相對揮發(fā)度，計算氣液平衡數(shù)

3、據(jù)因苯一甲苯混合液為理想溶液,故其相對揮發(fā)度可用下式計算，即：以95 C為例，則:1517633= 2.46其它溫度下的a值列于題附表3中通常，在利用相對揮發(fā)度法求 x-y關(guān)系時，可取溫度范圍內(nèi)的平均相對揮發(fā) 度，在本題條件下，附表3中兩端溫度下的a數(shù)據(jù)應除外因?qū)氖羌兘M分, 即為x-y曲線上兩端點），因此可取溫度為 85 C和105 C下的a平均值，即:2,54 + 2,刃2=2.46將平均相對揮發(fā)度代入下式中，即cct 2.46/V 三 m l +（G-l）x1 + 1.46兀并按附表2中的各x值，由上式即可算出氣相平衡組成 y,計算結(jié)果也列于附表3中。比較本題附表2和附表3，可以看出兩

4、種方法求得的x-y數(shù)據(jù)基本一致。對 兩組分溶液，利用平均相對揮發(fā)度表示氣液平衡關(guān)系比較簡便。例6-1附表3t，c80.1859095100105110.6a2.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690例6-2對某兩組分理想溶液進行常壓閃蒸，已知 r為0.5原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分率），若要求氣化率為 60%，試求閃蒸后平衡的氣液相組成及溫度。常壓下該兩組分理想溶液的x-y及te-x關(guān)系如本例附圖所示。解：由題意知.所以 1，一1，10I16 5在本例附圖<x-y圖

5、）中通過 點 e<0.5 , 0.5 ）作斜率為-0.667 的直線ef，由該直線與x-y平衡 曲線交點f的坐標，即可求得平 衡的氣液相組成，即：0.3870.575再由附圖中teX曲線，從 一可求得平衡溫度，即戶13七例6-3對例6-2中的液體混合物進行簡單蒸餾，若氣化率仍為60%，試求釜殘液組成和餾出液平均組成。已知常壓下該混合液的平均相對揮發(fā)度為2.16。解：設(shè)原料液量為100kmol，貝7） = 100x0.6 = 60/IF = J-n = 100-60 = 40b»i因該混合液平均相對揮發(fā)度為厶：，則可用下式求釜殘液組成X2,即:In1122=0.916 =或5 I

6、n + 2.161n-2.16-1乃1-0.5試差解得：":'：' 餾出液平均組成可由下式求得:即：5: -:I-二 I 匸計算結(jié)果表明，若氣化率相同，簡單蒸餾較平衡蒸餾可獲得更好的分離效 果，即餾出液組成更高。但是平衡蒸餾的優(yōu)點是連續(xù)操作。例6-4每小時將15000kg含苯40%<質(zhì)量%，下同)和甲苯60%的溶液，在連 續(xù)精餾塔中進行分離，要求釜殘液中含苯不高于 2%，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。試求餾出液和釜殘液的流量及組成，以摩爾流量和摩爾分率表 示。解：苯的分子量為78 ;甲苯的分子量為92 o進料組成:40p840/78 + 60/92 &qu

7、ot; °442/78卄-0.0235釜殘液組成：-原料液的平均分子量：X-'"-原料液流量：7' 11 '.依題意知： 所以一 .| ：丨丨一 <a) 全塔物料衡算丄：'<b)D心 +Wxw - Fxf或二丨；嚴廠十c) 聯(lián)立式a、b、c,解得:D = 80.0W/A W = 95. Ok初冊礎(chǔ)=0.935例6-5分離例6-4中的溶液時，若進料為飽和液體，選用的回流比理=,.1，試求提餾段操作線方程式，并說明操作線的斜率和截距的數(shù)值。解：由例6-4知：巾二 0.0235，D = 80.0W/A W 二 95.0如。馳 F 二門如

8、曄而二 - 二-？ I.1/ :'1 -因泡點進料，故：廠上如=1將以上數(shù)值代入下式，即可求得提餾段操作線方程式:L + qF t _ W ，L + qF-WG L + qF-W160 + 1 其 175 ,160 + 175-95或八行|-L H該操作線的斜率為1.4，在y軸上的截距為-0.0093。由計算結(jié)果可看出，本題提餾段操作線的截距值是很小的，而一般情況下也是如此的例6-6用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0.44<摩爾分率，以下同）的苯一甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種情況時的

9、理論板層數(shù)及加 料板位置。<1 ）原料液為20 C的冷液體。<2）原料為液化率等于1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的氣化潛熱為389kJ/kg，甲苯的氣化潛熱為360kJ/kg。苯一甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見例6-1和圖解：<1）溫度為20 C的冷液進料利用平衡數(shù)據(jù)，在直角坐標圖上 繪平衡曲線及對角線，如本例附圖1所示。在圖上定出點a<XD，XD）、點 e<XF，XF）和點 c<xw，jr訥一，在y軸上定出點b。聯(lián)ab，即得XW）三點。到精餾段操作線 先按下法計算q值。原料液的氣化潛熱為:q = 0 44x389x78+0,56x

10、360x92 = 31900V/W由圖查出進料組成"二=4時溶液的泡點為93 C,平沁警沁由附錄查得在56.5 C下苯和甲苯的比熱為1.84kJ/（kgC ，故原料液的平均比熱為:= 1.34x78xO.44+1.84x92x56=158V/(/ °C)所以:158(93-20) + 31900 _1 沖1.2) ° 迄31900q-11.3621 362-1= 376再從點e作斜率為3.76的直線，即得q線與精餾段操作線交于點d聯(lián)cd，即為提餾段操作線。自點a開始在操作線和平衡線之間繪梯級，圖解得理論板層數(shù)為11包括再沸器），自塔頂往下數(shù)第五層為加料板，如本題附

11、圖1所示。2）氣液混合物進料與上述的項相同；與上述的項相同；和兩項的結(jié)果如本題附圖2 所示。由q值定義知,g 二 1/3故:?線斜率二+站"過點e作斜率為-0.5的直線，即得q線。q線與精餾段操作線交于點d。 聯(lián)cd，即為提餾段操作線。 按上法圖解得理論板層數(shù)為13包括再沸器），自塔頂往下的第 7層為加料 板，如附圖2所示。由計算結(jié)果可知，對一定的分離任務(wù)和要求，若進料熱狀況不同，所需的理 論板層數(shù)和加料板的位置均不相同。冷液進料較氣液混合物進料所需的理論板 層數(shù)為少。這是因為精餾塔提餾段內(nèi)循環(huán)量增大的緣故，使分離程度增高或理 論板數(shù)減少。例6-7在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇一水溶液

12、，組成為亠：-r 易揮發(fā)組分摩爾分率，下同）及二:的兩股原料液分別被送到不同的塔板，進入塔內(nèi)。兩股原料液的流量之比'為0.5，均為飽和液體進料。操作回流比為 2。若要求餾出液組成"為0.8，釜殘液組成卞為0.02，試求理論板層數(shù)及兩 股原料液的進料板位置。常壓下乙醇一水溶液的平衡數(shù)據(jù)示于此例附表中。例6-7附表液相中乙醇的摩爾分率氣相中乙醇的 摩爾分率液相中乙醇的摩爾分率氣相中乙醇的 摩爾分率0.00.00.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.3400.650.7250.080.3

13、920.700.7550.100.4300.750.7850.140.4820.800.8200.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.00.400.614解：如本例附圖1所示，因為有兩股進料，故全塔可分為三段。組成為.1的原料液從塔較上部位的某加料板引入，該加料板以上塔段的操作線方程與無側(cè)線 塔的精餾段操作線方程相同，即：R 1d 1 工” +XjyF. 1上丨一 <a)該操作線在y軸上的截距為:兩股進料板之間塔段的操作線方 程，可按圖中虛線范圍內(nèi)作物料衡

14、 算求得，即：總物料：JI Vb)易揮發(fā)組分：兀1+恥嚴仇+如式中；兩股進料之間各層板的 上升蒸氣流量，kmol/h ；J 兩股進料之間各層板的下降液體流量，kmol/h。下標s、s+1為兩股進料之間各層板的序號)由式c)可得:_ 口 % -對心1y,.i 二+<d)因進料為飽和液體，故-'： 'J， 71，則:_ 丄+時 丄處衛(wèi)-巒護i八r.I'A.Xe)式d及式e為兩股進料之間塔段的操作線方程，也是直線方程式，它在y軸上的截距為1-b二；'ik。其中D可由物料衡算求得。設(shè)：100滋嘰則場罟二200尿恥對全塔作總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得:耳+碼=D +

15、朋二300, F©打+肘咒=0心十恥甲或.Ji. .J. Ji. 一二聯(lián)立上二式解得：-Dxd - F込叭 _ 120x0.8-100x0 6所以 ,1 -1對原料液組成為的下一股進料，其加料板以下塔段的操作線方程與無側(cè) 線塔的提餾段操作線方程相同。上述各段操作線交點的軌跡方程分別為：，:和-在x-y直角坐標圖上繪平衡曲線和對角線，如本題附圖2所示。依匚：，】，二 ：及r "丄分別作鉛垂線，與對角線分別交于a、ei、e2及c四點，按原料Fi之加料口以上塔段操作線的截距0.267），在y軸上定出點b，聯(lián)ab，即為精餾 段操作線。過點 ei作鉛垂線<qi線）與 ab線交于

16、點d1，再按兩股進料板之間 塔段的操作線方程的截距<0, 1），在y軸上定出點b'聯(lián)b' d即為該段的 操作線。過點 e2作鉛垂線<q2線）與 b' d線交于點d2,聯(lián)cd?即得提餾段操 作線。然后在平衡曲線和各操作線之 間繪梯級，共得理論板層數(shù)為9<包括再沸器），自塔頂往下的第5層為原料F1的加料板，自塔頂往下的第8層為原料F2的加料板。例6-8根據(jù)例6-6的數(shù)據(jù)，試求實際回流比為最小回流比的倍數(shù) 解：Rmin由下式計算，即：兒q<1 ）冷液進料 由例6-6附圖1查出q線與平衡線的交點坐標為:州二 153,兒= 0740975-074=112故

17、:.: .:實際回流比匚二，則:為 H2 或 A = 3.1A<2）氣液混合物進料 由例6-6附圖2查出q線與平衡線的交點坐標為:斤二）29, = 0.51故二R _35，=f .空2.11或肚L7陰計算結(jié)果表明，進料熱狀況不同，最小回流比并不相同。本題條件下，冷液 進料時實際回流比為最小回流比的 3.1倍，所取得倍數(shù)較大。氣液混合物進料 時R為Rmin的1.7倍，一般可視為比較適宜。由此可見，對不同的進料熱狀 況，應選取不同的操作回流比。當然，適宜的回流比應通過經(jīng)濟衡算決定。例6-9利用例6-8的結(jié)果，用簡潔法重算例6-6中氣液混合物進料時的理論板 層數(shù)和加料板位置。塔頂、進料和塔底條

18、件下純組分和飽和蒸氣壓''列于本例附表中。例6-9附表組分飽和蒸氣壓，kPa塔頂進料塔底苯甲苯104146.7226.6406097.3解：例6-6已知條件為：'：-，-及.二 例6-8算出的結(jié)果為L<1）求平均相對揮發(fā)度全塔平均相對揮發(fā)度為:10440=26a塔底146.76022661132.45= 2.33&靖-&評能-2.6233 - 2.46精餾段平均相對揮發(fā)度為:&；=-2,45 = 2,52<2）求全塔理論板層數(shù)由芬斯克方程式知:bg %log7 0.975 p-0.02351U-0 975J0.0235 )log 2-

19、46-1 = 7.21=lklll = 031且 一一一 -由吉利蘭圖查得:N+2-0.37N-721即_0.37解得：“V不包括再沸器）若用式；一立百-二丄匸m ）J R_u Y 二 N_ N血v"-，- 一 ，一 .1 .'）計算 N，則:N+2=0.545827 -0.591422 x 0.31+0.002743/0.31 =0.371解得：一v不包括再沸器）上生= 031因-，在*）式的適用條件以內(nèi)，故計算結(jié)果與查圖所得的結(jié)果一致。3）求精餾段理論板層數(shù)前已查出M+2= 0.37M-3 22即 i _0 37故加料板為從塔頂往下的第7層理論板。以上計算結(jié)果與例 6-6

20、的圖解結(jié)果 基本一致。例6-10求例6-6中冷夜進料情況下的再沸器熱負荷和加熱蒸氣消耗量以及冷凝 氣熱負荷和冷卻水消耗量。已知數(shù)據(jù)如下：<1）原料液流量為15000kg/h<2）加熱蒸汽絕壓為200kPa，冷凝液在飽和溫度下排出。<3）冷卻水進、出冷凝器的溫度分別為 25 C及35 C。假設(shè)熱損失可忽略。解：由精餾塔的物料衡算求 D和W，即而原料液的平均分子量為：78x0.44+92x0.56 = 8,8ig 伽 MD+陽二F二空2 = 1乃 故二及解得：D = 76.7滋。級 護=98.?如。奶精餾段上升蒸氣量為：r=5+lD=（15 + l）x 76,7 = 345 km

21、ol/h提餾段上升蒸氣量為：F = K + （? -1> = 345 + （1.362 -1） x 175 = 408 kmol/k冷凝器的熱負荷為：2 二（戲+-q）因為塔頂餾出液幾乎為純苯，為簡化起見，焓可按純苯的進行計算。若回流 液在飽和溫度下進入塔內(nèi)，貝u：ZFP-7 = r = 389x73 = 30340i7/tec/所以'廠；m.；門冷卻水消耗量為：1.O5X1O74.187(35-25)2.5xl03*g/*再沸器的熱負荷為:同樣，因釜殘液幾乎為純甲苯，故其焓可按純甲苯進行計算，即:仏-Z訓二”二 360x92 = 33120W/切o/所以-：i.i_ _：_L.

22、1 _：_由附錄查得丿-時水的氣化潛熱為2205kJ/kg加熱蒸氣消耗量為：t 府Qe 1.35x107= = 620kg/kr 2205例6-11將二硫化碳和四氯化碳混合液進行恒餾出液組成的間歇精餾。原料液量 為50kmol，組成為0.4摩爾分率，下同），餾出液組成為 0.95維持恒定）， 釜液組成達到0.079時即停止操作，設(shè)最終階段操作回流比為最小回流比的 1.76倍，試求：1）理論板層數(shù)；2）氣化總量。操作條件下物系的平衡數(shù)據(jù)列于本例附表 1中1所示。例6-11附表1液相中二硫化氣相中二硫化液相中二硫化氣相中二硫化碳摩爾分率x碳摩爾分率y碳摩爾分率x碳摩爾分率y000.39080.63

23、400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.0解：1）求理論板層數(shù) 在x-y圖上繪平衡曲線和對角線，如本例附圖 在該圖上查得：當仁- ' '時，與之平衡的"-，貝= 6.20心-% _ 0,95-0.2加0-2-0(79所以一吩二z 0.95而-一 一 .：一= 0.08在附圖1上，聯(lián)點av遷二, u二）和 點bv在 y軸上的截距為0.08 ）, 直線ab即為操作線。從點a開始 在平衡

24、線和操作線間繪梯級，直至 心腫9）止， 共需7層理論 板。v2）求氣化總量由下式可知：苦=鞏礎(chǔ)_心匯（儀*霞如以_*'為截距在x-y圖上作操作線，然后從點a開始繪7層梯級，最 后一級對應的液相組成為'：（'，所得結(jié)果列于本例附表2中。例6-11附表2M依+ 1)R“V由圖中讀 出）伍+1血-和0.3451.750.4v=xf)9.090.2922.260.3128.010.2502.800.2587.940.2003.750.1858.120.1405.790.126100.0810.90.07915.7在直角坐標上標繪'!和1的關(guān)系曲線，如本例附圖2所示 由圖

25、可讀得釜液組成從 心二變至忙時，曲線所包圍的面積為2.90個 單位，即：嚴侃+ 1)“I w - 2 90所以= 50(0.95-0.4)x2.9 = 80.0°"0+2d.i例6-12有一含正丁烷0.2、正戊烷0.5和正己烷0.3均為摩爾分率)的混合液，試求壓強為101.33 X 104Pa時的泡點溫度及平衡的氣相組成。解：假設(shè)該混合液的泡點溫度為130 C,由圖查出于101.33 X 104Pa、130 C下各組分的平衡常數(shù)：正丁烷-''l - -1 ;正戊烷 -；正己烷-一 -o所以為必二広的 +疋的 + 爲呂=2.05x0.2+0.96x0.5+0.

26、5x0.3 = 1.04因為，故再設(shè)泡點溫度為127 C，查得丄值及計算結(jié)果列于本題附表中。組分広 <127 °C，1.0133X 103kPa)M =疋i心止烷0.21.950.39正戊烷0.50.46正己烷0.30.920.1471.000.490.997因L1 ： 1，故所設(shè)泡點溫度正確，表中所列的氣相組成即為所求例6-13若將例6-12中的液體混合物部分氣化，氣化壓強為101.33 x 104Pa、溫度為135 C,試求氣化率及氣、液兩相組成。解：由例6-12圖查出在101.33 x 104Pa、135 C下各組分的平衡常數(shù)為：正丁烷二二川；正戊烷'I-'

27、;-;正己烷二仁假設(shè)-',代入下式刀二V(111-+ F1 &丿可得:0 2+ 丄 0,49J1疋J1 2,18 丿=0.27621H2.18= 0.510,5乙二 7 f104； + ?040.49 1-F = 0214203滬一7fo3ej+o360.49 1-2 = 0.2762+0.51+0.2142 = 1 00041計算結(jié)果表明所設(shè)氣化率符合要求。在用式.求平衡液相組成，即:rF=012672廣 0.9996 鬧 1應予指出，一般試算時可能要有重復的計算過程，本例為簡明起見，將中間 試算部分略去。例6-14在連續(xù)精餾塔中，分離由組分A、B、C、D、E、F和G<

28、按揮發(fā)度降低的順序排列）所組成的混合液。若 C為輕關(guān)鍵組分，在釜液中的組成為 0.004<在餾出液中的組成為0.004，試估算其摩爾分率，下同）；D為重關(guān)鍵組分，它組分在產(chǎn)品中的組成。假設(shè)本題為清晰分割。原料液的摩爾組成列于本例附表i中。例6-14附表1組ABCD1 E F G分0.2130.1440.1080.1420.1950.1410.0571.0C解：基準:加G歲:。C為輕關(guān)鍵組分，且, D為重關(guān)鍵組分，且I】-"。因本題為清晰分割，即比重關(guān)鍵組分還重的組分在塔頂產(chǎn)品中不出現(xiàn)，比輕關(guān)鍵組分還輕的組分在塔底產(chǎn)品中不出現(xiàn)，故對全塔作各組分的物料衡算，即：計算結(jié)果列于本例附表

29、2中例6-14附表2組分ABCDEFG進料量，kmol/h21.314.410.814.219.514.15.7100塔頂產(chǎn) 品流量，kmol/h21.314.4<10.8-0.004W)0.004D000D塔底產(chǎn) 品流量，kmol/h000.004W<14.2-0.004D)19.514.15.7W由上表可知餾出液流量為:fl = 21.3 +144 + (10.8-OOOW)又由總物料衡算得1.!'聯(lián)立上二式解得：D = 46,代加羽,W - 53、5上泅也計算得到的各組分在兩產(chǎn)品的預分配情況列于本例附表3中例6-14附表3組分A飛CDEFG塔 頂 產(chǎn) 品流量，kmol

30、/h21.314.410.60.19C0(46.5組成0.4580.310.2280.004C0(1.0C塔 底 產(chǎn) 品流量，kmol/h000.2114.019.514.15.753.5組成000.0040.2620.3650.2640.1071.00例6-15在連續(xù)精餾塔中，分離本例附表1中所示的液體混合物。操作壓強為2776.4kPa。若要求餾出液中回收進料中 91.1%億萬，釜液中回收進料中93.7%的丙烯，試估算各組分在兩產(chǎn)品中的組成。原料液的組成及平均操作條件下各組分對重關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)度列于本題附表1中。例6-15附表1組分甲烷乙烷丙烯丙烷異丁烷正丁烷組成XFi，摩爾分率0.050.350.150.200.100.15平均相對揮發(fā)度處10.952.5910.8840.4220.296解：以100kmol原料液/h為基準。根據(jù)題意知：乙烷為輕關(guān)鍵組分，丙烯為重關(guān)鍵組分。<1 ）輕、重關(guān)鍵組分在兩產(chǎn)品中的分配比塔頂產(chǎn)品中乙烷流量為：100x0.35x0.911 = 31,89 W/A塔底產(chǎn)品中乙烷流量為:%胡_必二 100x0.35-31 89 = 3.11M/A31.8