化工原理答案

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 =+；y = +,试求：（1）进料热状况参数q 及原料液组成x F ；（2）精馏段和提馏段两操作线交点坐标。 解：由q 线方程 y = +知

5.01

-=-q q

故q =1/3 又675.01

=--

q x F

故x F =（1-q ）=×（1 -1/3）= 因为精馏段操作线与提馏段操作线交点也是精馏段操作线与q 线的交点，所以 y q = +

y q =+ 联立求解 x q = y q =

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 =+

解：由习题10知 x F = 、x D = 、R = 设塔顶为全凝器，故y 1=x D = 由平衡关系 y 1=+= 得 x 1= 由精馏段操作线方程

26.072.06

.395.06.36.2111+=+=+++=

+n n D n n x x R x x R R y 得 y 2=×+=

又 += 得 x 2= 同理 y 3=×+= 又 += 得 x 3= y 3=×+= 又 += 得 x 4=

∴ 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。若原料为饱和液体，其中含苯（摩尔分数，下同），塔顶馏出液组成为，釜液组成为，操作回流比为。试求理论板层数和进料板位置。平衡数据见例6-2表。 解：用图解法求N T

在y-x 相图上找出x W = 、x F = 、x D = ，对应点为c 、e 、a 。 由回流比R = 得精馏段操作线截距

26.06

.395

.016.295.01==+=+R x D 在图中确定b 点，并连接ab 为精馏段操作线。

已知原料为饱和液体，故q =1 ，q 线为e 点出发的一条垂直线，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N T =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（摩尔分数，下同）馏出液及釜液组成分别为和，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的

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的蒸汽组成。平衡数据见习题10。 解：

（1）根据第10题的平衡数据作出y-x 图，由图中可知q 线与平衡线交点坐标为 x q = 、y q =

由式（6-36）得

71.035

.025

.035.070.070.095.0min ==--=

--=

q

q q D x y y x R

R =2R min =2×= 由精馏段操作线截距

39.042

.295

.01==+R x D 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的蒸汽组成为 。

15、用简捷法求算习题13中连续精馏塔所需的理论板层数。 解：

由习题13图中读得q 线与平衡线交点坐标为 x q = y q = 由式（6-36）得

习题6－13附图 习题6－14附

图

14.150

.071.071

.095.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

吉利兰图中横坐标

40.06

.314

.16.21min =-=+-R R R 由吉利兰图中读得纵坐标32.02

min

=+-T T N N N

由例6-2知 αm = 由式（6-34a ）

53.5139

.047.2146.2lg ]

06.094.005.095.0lg[1lg )]1)(1lg[(min

≈=-=-⨯=---=m W W D D x x x x N α 所以

32.02

5

=+-T T N N 解之N T =8（不包括再沸器）

与习题13结果一致。

16、一常压操作的连续精馏塔中分离某理想溶液，原料液组成为，馏出液组成为（均为轻组分的摩尔分数），操作条件下，物系的相对挥发度α＝，若操作回流比R =，进料热状况参数q =，塔顶为全凝器，试计算塔顶向下第二块理论板上升的气相组成和下降液体的组成。 解：

由相平衡方程式x

x

x x y +=-+=

12)1(1αα ①

由q 线方程8.035

.04.05.05.111-=-=---=

x x q x x q q y F ② 式①②联立求解，得到交点坐标

x q = 、y q = 由式（6-36）得

77.1484

.0652.0652

.095.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

R ==×=

精馏段操作线方程为

26.073.066

.395.066.366.211+=+=+++=

x x R x x R R y D 用逐板计算法：

因塔顶为全凝器，则 y 1=x D =

由平衡线方程 1

1

112x x y +=

得x 1= 由精馏段操作线方程

92.026.0905.073.026.073.012=+⨯=+=x y

由相平衡方程 2

2

212x x y +=

得x 2=

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，馏出液及釜液组成分别为和（均为摩尔分数），进料温度为40℃，塔顶全凝器，泡点回流，R =，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

kmol/h 22.4010003

.095.003

.040.0=⨯--=--=

F x x x x D W D W F

查得 x F =时，泡点温度t s =96℃，而进料温度t F =40℃，故为冷进料。 查t s =96℃时苯、甲苯的汽化潜热为 r A =kg r B =kg

则r m =××78+××92=32950kJ/kmol 查682

4096=+℃下 C P A =C P B =（kg. ℃）

则 C P m =××78+××92=（kmol. ℃） 所以28.132950

32950

)4096(4.162)(=+-⨯=+-=

m m F s Pm r r t t C q

精馏段上升蒸汽量 V =（R +1）D =（3+1）×=h

提馏段上升蒸汽量 V ‘=V +（q -1）F =+（）×100=h 塔釜和塔顶分别按纯甲苯和苯计算：

（1）查x w =时t s ‘=109.3℃，对应的汽化潜热r B =380kJ/kg 则Q B =V ‘r B =×380×92=×106kJ/h

又查300kPa （绝压）下饱和水蒸气的汽化潜热r =kg ，则塔釜加热蒸汽消耗量

kg/h 1004.31

.2168106.636

⨯=⨯==r Q W B B

（2）查x D =时，t s ‘’=81.2℃ ，对应的汽化潜热r c =400kJ/kg 则Q c =Vr c =×400×78=×106kJ/h 冷却水消耗量

h kg t t C Q W pc c c /1099.715

187.41002.5)(46

12⨯=⨯⨯=-=