第六章 蒸 馏
1１、在连续精馏操作中,已知精馏段操作线方程及q线方程分别为y＝０、8ｘ＋0、19;ｙ= -0、５ｘ＋0、６７5，试求:(１）进料热状况参数q及原料液组成ｘＦ；(2）精馏段与提馏段两操作线交点坐标。
解:由ｑ线方程 y= -0、5x+0、6７5知 故q＝1／３
又 故ｘF=0、6７5(1-q）=0、675×（１ -1／3)=0、45
因为精馏段操作线与提馏段操作线交点也就是精馏段操作线与q线得交点,所以 yq＝ -0、5xq＋0、675
yq＝０、８xq+0、１8 联立求解 xｑ=0、３73 ｙｑ=０、489
1２、用逐板计算习题10中泡点进料时精馏段所需理论板层数。在该组成范围内平衡关系可近似表达为y＝０、4６x+0、545
解:由习题1０知 xF=0、４ 、xD=０、95 、Ｒ=2、6
设塔顶为全凝器，故ｙ１=ｘＤ=０、95
由平衡关系 y1=0、４６x1+0、５4５=0、95 得 ｘ1=0、88 由精馏段操作线方程
得 y2=0、72×0、88+0、２6=0、８9
又 ０、４6x2+0、５45＝０、８9 得 x２=0、75 同理 ｙ3=0、７2×0、7５+０、２６＝0、８0 又 0、4６x3+0、54５=0、80 得 ｘ3=0、５5
y3=0、72×0、５5＋0、26=0、66 又 0、４６x4+０、54５=0、66 得 x4=０、25＜xF
∴ 精馏段理论板层数为3层,第四层为进料板。
1３、在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。若原料为饱与液体,其中含苯0、5(摩尔分数,下同）,塔顶馏出液组成为0、９5,釜液组成为0、０6,操作回流比为2、6。试求理论板层数与进料板位置。平衡数据见例6-２表。
解：用图解法求NT
在ｙ－x相图上找出xW=0、06 、xＦ=0、５0 、xD=0、95 ，对应点为c、e、a 。 由回流比R=２、6 得精馏段操作线截距
在图中确定ｂ点,并连接ａｂ为精馏段操作线。
已知原料为饱与液体,故ｑ=1 ,q线为ｅ点出发得一条垂直线,与精馏段操作线交于ｄ点,连接ｃd为提馏段操作线。绘阶梯数为９,故NT=８(不包括再沸器)。
由图可知第五块为进料板。
14、在常压下用连续精馏塔分离甲醇－水溶液。已知原料液中甲醇含量为０、35（摩尔分数,下同）馏出液及釜液组成分别为０、95与0、０5,泡点进料,塔顶为全凝器，塔釜为间接蒸汽加热,操作回流比为最小回流比得２倍。求(1)理论板层数及进料板位置;(２)从塔顶向下第二块理论板上升得蒸汽组成。平衡数据见习题１０。
解：
(1）根据第１0题得平衡数据作出y-x图，由图中可知q线与平衡线交点坐标为
xq＝０、３５ 、yｑ=0、70
由式(6－36)得
习题6－13附图
R＝2Rmin=2×０、71＝1、４2
习题6－14附图
由精馏段操作线截距与a点连接，作出精馏段操作线aｂ。
ab与ｑ线交于d,连接cd即为提馏段操作线。绘出阶梯数为8,故理论板层数为8(包括再沸器),进料板为第6块
（2）图中查得从塔顶第二块板上升得蒸汽组成为0、９3 。 15、用简捷法求算习题１3中连续精馏塔所需得理论板层数。 解：
由习题13图中读得q线与平衡线交点坐标为
xｑ=0、５0 yｑ=０、71
由式(６－３６）得
吉利兰图中横坐标
由吉利兰图中读得纵坐标 由例6－2知 αm=2、４6 由式（6－34ａ)
Nmin1?xWx0.950.94lg[(D)()]lg[?]1?xDxW2.470.050.06??1??1??1?5.3?5
lg?mlg2.460.39所以 解之ＮT＝８(不包括再沸器) 与习题１３结果一致。
16、一常压操作得连续精馏塔中分离某理想溶液,原料液组成为0、4,馏出液组成为0、９5(均为轻组分得摩尔分数),操作条件下,物系得相对挥发度α＝２、0,若操作回流比R=1、5Rmiｎ,进料热状况参数q=1、5,塔顶为全凝器,试计算塔顶向下第二块理论板上升得气相组成与下降液体得组成。
解:
由相平衡方程式 ① 由q线方程 ②
式①②联立求解,得到交点坐标
xq＝０、484 、yq=0、652 由式(6-3６）得
Ｒ=1、5Rmｉn=1、５×1、7７＝２、6６
精馏段操作线方程为
用逐板计算法:
因塔顶为全凝器，则 y1=xＤ=0、９５ 由平衡线方程 得ｘ1=０、９05 由精馏段操作线方程
由相平衡方程 得x２=0、８５
1７、用常压连续精馏塔分离苯－甲苯混合液。已知原料液流量１０0ｋmoｌ/ｈ，组成为0、4０,馏出液及釜液组成分别为0、95与0、03（均为摩尔分数),进料温度为40℃,塔顶全凝器,泡点回流,
Ｒ=3、0，塔釜为间接蒸汽加热,加热蒸气压力为３００kPａ（绝压),若忽略热损失,试求：(1)加热蒸
汽用量；(２)冷却水用量(设冷却水进出口温差为15℃）
解:由全塔物料衡算
查得 ｘF=0、4０时，泡点温度ｔｓ=96℃,而进料温度tＦ＝40℃,故为冷进料。 查tｓ=9６℃时苯、甲苯得汽化潜热为 rA=３8９、4KJ/kg rB=376、8KＪ/kg
则ｒm=0、4×38９、４×78+0、6×376、8×92=3２950kＪ/ｋｍｏｌ 查℃下 ＣPA=CPB=1、88kJ/(kｇ、 ℃)
则 ＣPm＝0、４×1、８8×７８＋0、6×1、88×92=162、4kJ／(kｍoｌ、 ℃) 所以
精馏段上升蒸汽量 V=（R+1)D=(3＋1)×40、22=16０、8８kmｏl/h
提馏段上升蒸汽量 Ｖ＝V＋（q-１)F=1６0、88+(1、２8-1)×10０＝188、88kｍｏl／h 塔釜与塔顶分别按纯甲苯与苯计算:
(1）查xw=0、０3时ts＝10９.3℃,对应得汽化潜热rB=３８0kJ／kg 则QB=VｒB=188、88×380×9２=6、６×１06ｋJ／h
又查3０0kPa（绝压)下饱与水蒸气得汽化潜热r=２168、1kＪ/kg，则塔釜加热蒸汽消耗量
(2)查xD=０、9５时,ts
‘’
‘
‘‘
＝81.2℃ ,对应得汽化潜热ｒc=４00ｋＪ/kg
６
则Ｑｃ＝Vｒc＝160、８8×４00×78＝5、０2×10kＪ/h 冷却水消耗量
18、在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。在全回流条件下测得相邻板上得液相组成分别为０、28、0、41与０、5７,试求三层板中较低两层板得液相单板效率。操作条件下苯－甲苯混合液得平均相对挥发度可取2、５。
解:已知ｘ1=0、５7 、ｘ2=0、41 、ｘ3＝0、28 又全回流时操作线方程为
y2＝x1 、y３＝x２ 、y４=x3
故y2=0、5７ 、y3=０、41 、ｙ4＝0、２8 由相平衡方程式
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