PAGEPAGE1第六章 壓pB)/kPa(pB)/壓pB)/kPa氣壓pB101.33kPa時苯一甲苯溶液的t-yxyx 計算式

p x B,yA p0 苯-甲苯溶液的txy溫度(t)pp0x p0 yAx101.3350.6143.720.508101.3365.66160.520.376101.3374.53101.3383.33101.3393.9300苯-甲苯溶液的tyxyx6-116-12習題6-1附圖1苯-甲苯t-y-x 習題6-1附圖2苯-甲苯y-x【6-2】在總壓101.325kPa下，正庚烷-溫度數數的摩爾分數00習題6-2附圖正庚烷-正辛烷t-y-x試求：(1)在總壓101.325kPa0.35（摩爾分數）時的泡點及平衡汽相的瞬間組成；(2)在總壓101.325kPa下，組成x0.35的溶液，加熱到習題6-2附圖正庚烷-正辛烷t-y-x解用汽液相平衡數據繪制tyx從tyxx0.35時的泡點為113.8℃，平衡汽相的瞬間組成y0.53。x0.24y0.40x0.35118℃時，全部汽【6-3(A)-丙醇(B)試求溫度t80℃x0.5（摩爾分數）x0.6y0.84時的平衡溫度與總壓。組成均為摩爾分數。Antoine方程計算飽和蒸氣壓(kPa)甲 lg

t丙 lg

t式中t解(1)t80℃)pA181.1kPa，pBpAxppA總 ppApBxpB181.1

ypAx181.10.5 97.2℃之間。假設t

pA151.1kPa，pBpA 151.1ppA 151.1ppB101.33xx值，故所假設的溫度t偏小，重新假設大一點的t3次假設的t與計算的x值列于下表，并在習題6-3附圖1上繪成一條曲線，可知x0.4時的平衡溫度t79.5℃。6-3假設txt79.5℃pA3PAGEPAGE4

ypAx177.9

= =x0.6，y0.84，求pAy(1 x(1計 pAy(1 x(1待求的溫度tpA/pB3.5時的溫度，假設t80℃，pA181.1kPa，pBpApA pA 溫度tPA/pB就越大，故所假設的t偏小。假設t85℃，pA215.9kPapA pA/pB=3.5時的溫度t80=3.585803.44

t8085800.056pA197.2kPa，pB56.35kPap/p197.2 故t82.4℃總 ppAy

【6-4】甲醇(A)-乙醇(B)溶液（可視為理想溶液）20℃下達到汽液平衡，若液相l00g11.83kPa5.93kPa。解3246 100/32100/

059pBpB1x=5.931總 ppApB6.982.43

y6.98【6-5120kPa，正戊烷(A)與正己烷(B)0.6（摩爾分數，冷系。55pA185.18kPa，pB64.44kPa 液相組

xppA

120185.18

046

ypAx185.18

= =液相量LVLyxs0.710.60.786（摩爾比 xs 0.6pA 【6-66-1的苯一甲苯飽和蒸氣壓數據，(1)計算平均相對揮發度；pA (1)80.1

1

2

2.612.61

y1(

2.46xyx6-1t/x10y10 甲醇和丙醇在80℃時的飽和蒸氣壓分別為181.lkPa和50.93kPa。甲醇一丙醇溶 pA pA y

x1(

3.5560.51(3.5561)0.5

(3)

px181.1p p 物料衡算及恒摩爾流量假【6-8】由正庚烷與正辛烷組成的溶液在常壓連續精餾塔內進行分離。原料的流量為5000kg/h，其中正庚烷的質量分數為0.3。要求餾出液中能回收原料中88%的正庚烷，釜液中0.05解正庚烷(C7H16MA100kgkmol，正辛烷(C8H18的摩爾質量MB114kgkmolx 0.328 0.3100x 0.0566 0.05 1000.32811410.328109.4kg/

F500045.7kmol／hxF0.328（摩爾分數、xW0.0566（摩爾分數）及F45.7kmolhDxFxW xD

D

0.328xD

DxD

45.7

2由式(1)與式(2)求得餾出液流量D13.9kmolhXD0.948釜液流 WFD45.713.931.8kmol/【6-9】在壓力為101.325kPa30%（摩爾分數）解p101.325kPa，xF0.3甲醇回收率A計DxFxW

30.01 xD

0.980.01DxD0.290.98F 0.97F假設t70℃pA125.31kPa，pB

xppA

=0745125.31計算的x值大于已知的x值，故所假設的溫度t偏小，再假設大些的t，重新計算。將3次假設的tx6-9x0.3時的泡點為t84℃。6-9假設tx【6-100.2（摩爾分數0.98（摩爾分數0.03（摩爾分數量Vl/hL分作為餾出液DRL=1.5，試回答下列問題：(1)計算餾出液流量DD下降液體流量L；(2)計算進料量F及塔釜釜液采出量W；(3)若進料為飽和液體，計算提餾段下降液體流量L'與上升蒸氣流量V'；(4)若從塔頂進入全凝器的蒸氣溫度為82℃，試求塔頂的Antoine6-2。解已知V1000kmolhR

D

R11.5xF0.28，xD0.98，xW0.03，D400kmolhDxFxW xD

WFD

LFL

t pApB 與汽相組成的關系

6-9pAypAp

ppyp

p

解得操作壓 p【6-11-100kmolh095（004解已知F100kmolh，xF0.4，xD0.95，xW0.04DFxFxD

1000.4

39.6kmol/回流液流 LRD339.6119kmol/塔釜上升蒸氣流量V'VR1D3139.6158kmol/進料熱狀態參【6-12】在101.325kPa下連續操作的精餾塔中分離甲醇-水溶液。進料流量為100kmolh，進數據見附錄。(1)40q下降液體流量及上升蒸氣流量；(2)7:3，試求q解從甲醇-xF0.3時，溶液的泡點tb7878℃時的比汽化熱為1065kJkg。甲醇的摩爾質量為32kgkmol780C時的比汽化熱為2350kJkg，其摩爾汽化熱為23501842300kJkmolr 0.3423000.739800kJ/4078t4078259

2.68kJ/

kg

2.683285.2kJkmol℃水的比熱容為4.2kJkg℃，其摩爾熱容為4.21875.6kJkmol℃。cpL85.20.375.60.7

kJ/q1c(tbt)178.5(7840)r

LRD250100kmol/L'LqF1001.07100

VR1D2150150kmol/hV'V1qF15011.0q3/7操作線方程與q11【6-13(2)從塔頂第一理論板進入第二理論板的液相組成6-13附xD解x20.75計算y2

習題6-13附y2

1(

2.9212.921

yyLxx 2 8988113計算回流比RL2，RR1 yn

R

R1x10.88、y20.898及R2xD【6-140.3，餾出液組成為0.950.04q=1.2，塔頂液相回流R2。試寫出本題條件下的精餾段及提餾段操作線方程。解(1)精餾段操作線方程已知R2、xDyRxxD2x0.950.667xR R12 2(2)提餾段操作線方程xF0.3、xD0.95、xW0.04RRR1xFxWq一1xD

xD

xDyR'1xxW1.481x0.041.68xR R 精餾段y0.8x提餾 y1.3x試求塔頂液體回流比RR'、釜液組成及進料組成。解(1)回流比R

R

0.8R4086R'11.3R3.333RR

006泡點進料時q1R4、xD0.86、R3.333、xWR'(R1)xFxW(q1)xD

xD求 xF

xD另一解法：因泡點進料，則qxF

yF0.8xF

yF1.3xF

xF【6-1650%（摩爾分數）正戊烷的正戊烷-正己烷混合1:3（摩爾比。常壓下正戊烷-正己烷的平均相對揮發度2.923，試求進料中的汽相組成與液相組成。解yxq標。因此，用qyx

q進料量q

yqxq

q1y3/4x

3x

3/4 3/4y

1

由式(1)與式(2)y0.6929,x式(1)F4LF3，汽相量VFFxFLFxVF40.53xy，y3x理論板數計甲醇0.30.950.03摩爾分數R1.0，操作壓力為101.325kPa在飽和液體進料及冷液進料q1.07的解xF0.3，xD0.95，xW0.03，R1q精餾段操作線在y

6-17xD0.95R11q1，qxF0.36-17111（包括蒸餾釜8qyxD0.95R11q=1.07，q

q

q11.07yx圖中對角線上點F15.3q6-172（包括蒸餾釜76-17餾出液中苯的摩爾分數為0.94，釜液中苯的摩爾分數為0.06。塔頂液相回流比R=2，進料熱狀解0.478，甲苯的摩爾質量為92kg/kmol。xF

0.4/780.6/

y已知xF0.44，xD0.94，xW y

x(1)

2.461.46

yRxxD2x0.940.667x

R R12 2R

R'R1xFxWq1xDxD xD

yR

x

2.951x0.06

R x(R1)xF(q1)xD Rq(21)0.44(1.381)0.942理論板數計算：先交替使用相平衡方程(1)與精餾段操作線方程(2)y1xD0.94x1y20.889x20.765y30.824x30.655y40.750x40.549y50.679x50.443y60.622x6y70.580x70.3607以下交替使用提餾段操作線方程(3)與相平衡方程(1)x70.360y80.462x80.258y90.326x90.164y100.200x100.092y110.103x110.044711（包括蒸餾釜67冷凝器及蒸餾釜的熱負液流量為25kmol/h0.950.05R1.6，進料熱狀態參數q1.22（冷液進料。試計算冷凝器及蒸餾釜的熱負荷。正戊烷-正己烷溶液tyx數據見中例6-1。 從例6-1的tyx圖上查得xD0.95時的泡點為37℃，xW0.05時的泡點為67℃。37

C5H12的比汽化熱

kJ/C6H14的比汽化熱rc

kJ/67

rc310kJ/kg,

kJ/37

3407224500kJ/cr3608631000kJ/cxD0.95rc245000.95310000.0524800kJ/67

3107222300kJ/cr3308628400kJ/cxW0.05rb223000.05284000.9528100kJ/VR1D1.612565kmol/QrV24800651.61106kJ/ V'V

11.226078.2kmol/QrV'2810078.2

kJ/ 最小回流【6-200.3摩爾分數的餾出液。操作壓力為101.325kPa 已知xF0.3，xD0.95此時，操作線與平衡線交點PxpxF0.3，yp

（從相平衡數據上查得

xDyp0.950.665 y 0.665 Rmin

1

0.9510782

冷液進料，qq

q1.2

6-20q11.2操作線與平衡線交點P

xp0.366,yp

或由精餾段操作線截距計算Rmin，其截距

Rmin1

10.951

【6-21]含0.25摩爾分數的水溶液在常壓下連續操作的精餾塔中分離。要求塔頂產品含0.95摩爾分數，原料液溫度為25℃。試求其最小回流比Rmin。101.325kPa下的一水解通過點

6-21(0.90.95)RminRmin1

xD10.951

0.97摩爾分數。苯-2.463：4 汽液相平衡方程yp

1(

已知xFqq

qpqyp3.63xP

由qxp0.481,yP

xDyp

0.97 y汽液混合物進料，V／L43，qq

yp

qxxFq1pyp0.75xp由qxp0.28,yp

xDyp0.970.49 y 0.49 理論板數的簡捷計算0.970.022.2，泡點進料。苯-甲苯溶液的平2.46。試用簡捷計算法求所需理論板數。解已知xF0.4，xD0.97，xW0.02，lg

1xW1x

D

10.0210.970.02 xpxFyp

1(

2.460.411.460.4

xDyp0.970.621 y 0.621 用關聯式計算理論板數22 代N

R

05668 min0.751 min NN

R1 或用關聯圖計算理論板數R

2.2

NN將Nmin8.19代入，求得N ，取整數N16（包括蒸餾釜蒸餾塔的操作計【6-24】分離乙醇-異丁醇混合液（理想溶液，平均相對揮發度為

塔，進料組成為xF ，飽和液體進料，理論板數為9，進料板為第5板。若回流比R

xWy解y

x(1)

xxDyRxxDR

0.6

xfxFx4xfxDxD3xfx4的數值列于表中，并在習題6-24附圖1上繪成一條曲線，從曲線上可知xD0.9523xfx40xD0.95236-246-24xf--xWxD0.9523yRxFqxD0.60.410.9523 R xWR'R1xFxWq1xDxD xD(0.61)0.4yR'1xxW1.0141x

1.986x

R R 用相平衡方程(1)與提餾段操作線方程(3)y5y

0.745xWxW3與(xw 的數值列于表中，并在習題6-24附圖2中繪出一條直線。用第二次與第三次的計

0.035 0.035

求得xw6-24 xw-6-24直接水蒸氣加熱的提餾產品流量為 202.6kPa6-25液相組成解已知F100kmol

，氨的回收率NH xDxD0.98,

0.981000.3D 釜液流量bxbbL'FFxFDxD1000.3400.735解 xbxxb0006，yDxD0.735與qffxxb55（包括蒸餾釜。加熱水蒸氣用量S的計算SV'D40kmol/具有側線采出產品的精餾【6-2620%6-2696%50%2%2.2()(2)96%的甲醇水溶液，需要多少理論板數？較(1)計算的理論板數是多還是少？解xF0.2xD0.96xD0.5xw0.02,R6-266-26 y

Dx D

2.2x0.960.688xR R1 V"yL''xDyL''xD1xDV''

D22V L''LD2RD1 V''VLD1RD1D1D1RyRD1D2xD1xDD2D1(R D1(R ，yR1xxDxD2.2R

y0.375x6-20a附圖（塔頂與側線采用）0.3yx圖上畫出操作線DIxD

D20.456，以縱坐標上的I點表示，聯線DIxF

ff與點W(x

fW9（包括蒸餾釜466-20b附圖（塔頂采用具有分凝器的精

6-27

精餾段下降液體流量為L，上升蒸氣流量為V，塔頂汽相產品流量為D?？偽锪虾?/p>

Vyn1LxnDyn1

LD

LDRL/D,

n1

RxR1

總物料衡

Vyn1yn1

LD

LDyn1

RR1

y0xD，故式(1)與(2)全塔板效率與實際塔板【6-28】在一常壓下連續操作的精餾塔中分離含0.25（質量分數、流量為1000kg/h的水溶液。要求餾出液中含0.99（質量分數。進料中的有80%（摩爾）進入餾出液中。進料溫度為25℃，回流比為最小回流比的2.5倍。蒸餾釜的加熱水蒸氣絕對壓力為20℃，作為餾出液。101.325kPa下的-水溶液的相平衡數據，見附錄解x已知進料組成F 質量為58kg/kmol x 0.25

0.9680.99

1000kg/h=1000=45.9按題 的回收

DxD

D0.8FxF=0.845.90.0938=3.56

WFD45.93.5642.3kmol/xFxFDxD45.90.09383.560.968 進料熱狀態參數q已知xF0.0938，從-水的tyx圖（習題6-28附圖1）上求得泡點為tb67.3℃。進溫度tF

qq1cpL(tbtFr

6-28泡點tb

時比汽化熱為

500582.9104kJ/67.3時水的比汽化熱為2400kJ/kg2400184.32

kJ/r2.91040.09384.321042567.3

2567.3246.2℃時的比熱容為2.27kJ/(kg℃)摩爾