2012分离工程习题解答及思考题

1）对组分（2）作物料衡算 0.0005 ′ ,2 = xD = 0.0005 1 − 0.001
′ ,1 = 0.9995 xD
100 × 0.3 = D × 0.0005 + ( 100 − D′ ) × 0.995
D′ = D(1 − 0.001)
解得： D = 69.95 kmol / h
lg( Nm =
工艺规定塔顶馏出液中 C4 浓度不大于 0.002，塔釜残液中 C3H8 不大于 0.0015，试应用清晰 分割法估算塔顶和塔底产品的量和组成。
解：设 F=100Kmol/h
100 × xF ,nC 4 = D × xD ,nC 4 + (100 − D )(1 − xB ,C 3 H 8 ) 100 × 0.54 = D × 0.002 + (100 − D) × (1 − 0.0015) D = 46.01Kmol / h B = 53.99 Kmol / h dC 3 H 8 = 3.05 − 0.0015 B = 3.05 − 0.081 = 2.969 Kmol / h bC 3 H 8 = 0.0015 B = 0.081Kmol / h d nC 4 = 0.002 D = 0.092 Kmol / h bnC 4 = 54.0 − 0.092 = 53.908 Kmol / h
2） 求 S （2 − 169） x +x 1 1 = 0.0521 (α sn ) D = 1 2 ≈ = α1s x1 + α 2 s x2 α1s 19.2
γ1, γ 2 。
Λ 21 Λ12 得： ln γ 2 = − ln( x2 + Λ 21x1 ) + x1 ( x + Λ x − x + Λ x ) 2 21 1 1 12 2
ln γ 1 = 1.0383, ln γ 2 = 0.0933,
γ 1 = 2.8245 γ 2 = 1.0978
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由此反复迭代，直到
r +1 r (Λ12 − Λ12 )<ε
为止。
得：Λ12＝0.1327，Λ21＝0.7393 将 Λ12，Λ21 代入 Wilson 方程，并计算 x1＝0.1665，x2＝0.8335 时的
ln γ 1 = − ln( x1 + Λ12 x 2 ) + x2 ( Λ12 Λ 21 − ) x1 + Λ12 x2 x 2 + Λ 21 x1 (1) (2)
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设该二元系汽相为理想气体，液相为实际溶液，则
S S 设 t＝100℃，计算， p1 , p 2 及 K 1 , K 2 和 ∑ K i xi = 1.8183 > 1
S S 设 t＝80.0℃，计算， p1 , p2 及K1 , K 2和∑ K i xi = 0.8499 < 1
S S 设 t＝84.1℃，计算。 p1 , p2 及K1 , K 2和∑ K i xi = 1.0015 ≈ 1
∑ y =∑x ×K
i i
K i = piS / P
（完全理想系）
i
=1
（泡点方程）
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（3）确定 92℃时的进料状态。
当t = 92o C时，p1S = 1081.21 K i = piS / P
o
S p2 = 433.71
S p3 = 176.89
K1 = 1.4227
K 2 = 0.5707
∞ x1 → 0 ，γ 1∞ = 9.78 ； x2 → 0 ，γ 2 = 3.22
代入 Wilson 方程
ln γ 1∞ = − ln(Λ12 ) + 1-Λ 21 ln γ = − ln(Λ 21 ) + 1-Λ12
∞ 2
(1) (2)
r r r r＋1 设 Λ12 = 0.1327 代入（1）式可得 Λ 21，将 Λ 21代入（2）式可得 Λ12
组分 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 di 0.52 24.9 8.83 8.70 bi 0.0 0.0 0.0 0.0
xD ,i = d i / D
ห้องสมุดไป่ตู้
xB ,i = bi / B
0.0113 0.5412 0.1919 0.1891
0.00 0.00 0.00 0.00
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ln PS1 = 18.6929 − 3640.20 / (T − 5354 . ) ⎫ PSi − mmHg ⎬ ln PS2 = 18.3036 − 3816.44 / (T − 4613 . )⎭ T − K
系统处于常压。 （提示：试差求λ12 和λ21 时，可取初值λ12=0.1327）
解：已知：
lg( 2） N m = 3） xDA xBB ⋅ ) xDB xBA = 71.30 （包括塔釜） lg α12
α i xFi 解得：ϑ = 1.02365 = 1− q = 0 i −ϑ αx Rm = ∑ i Di − 1 = 10.157 αi − ϑ
∑α
4） R = 2 Rm = 20.31 N − Nm R − Rm 0.5668 = 0.75[1 − ( ) ] N +1 R +1 解得： N = 96.3 （包括塔釜）
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第二部分： 1） 组分 Xf i Xd i Xb i 丙烯 0.7811 0.997 0.05 丙烷 0.2105 0.003 0.914 异丁烷 0.0084 / 0.037
对丙烯物料衡算： FXf i = DXd i + BXbi 100×0.7811 = 0.997×D + (100-D) ×0.05 解得：D = 77.2 mol B = F – D =22.8 mol
计算汽相组成：
yi =
K i xi ∑ Ki xi
（归一）
y1 = 0.1665 × 2.9887 /1.0015 = 0.5013 y2 = 0.8335 × 0.6046 /1.0015 = 0.4990 t B = 84.1o C
3、用常规精馏分离下列烃类混合物： 组分 mole% CH4 0.52 C2H4 24.9 C2H6 8.83 C3H6 8.7 C3H8 3.05 C4（烷烃） 54.0
′ x′ D1 x B 2 ) ⋅ ′ x′ x ⎛ 0.9995 0.995 ⎞ D2 B1 = lg⎜ ⋅ ⎟ lg 1.67 = 25.14 lg α12 ⎝ 0.0005 0.005 ⎠ R = 1.5 Rm = 3.8348
2 −138 ) Rm ⎯(⎯ ⎯→ 2.5565
N ⎯吉利兰关联 ⎯ ⎯⎯→ 42.36 ≈ 43块（包括塔釜）另加（3至4）块回收段
（2）塔釜温度，即釜液组成的泡点温度。
设t = 115.0o C，计算piS , Ki 及∑ yi = ∑ xi × K i < 1 ，T设低了； 设t = 116.5o C，计算piS , K i 及∑ yi = ∑ xi × K i > 1 ，T设高了； 设t = 116.0o C，计算piS , Ki 及∑ yi = ∑ xi × K i = 1.0071 ≈ 1 ∴ 认为塔釜温度为116.0o C。
设t = 80.0 C，计算p , K i 及∑ xi = ∑ yi / K i > 1 ，T设低了；
o S i
∑x =∑y /K
i i
K i = piS / P
（完全理想系）
i
=1
（露点方程）
设t = 81.0o C，计算piS , K i 及∑ xi = ∑ yi / K i < 1 ，T设高了； 设t = 80.3o C，计算piS , K i 及∑ xi = ∑ yi / K i = 1.0019 ≈ 1 ∴ 认为分凝器温度为80.3oC。
C3H8 nC4
2.97 0.092
0.081 53.908
0.0645 0.002
0.0015 0.9985
4、某料液的组成如下： 组分 mole 分率 丙烯 0.7811 丙烷 0.2105 异丁烷 0.0084
于泡点时加入常规精馏塔进行分离。要求塔顶产品中丙烯的 mole 分率≥99.5%，塔底产品中 的丙烯 mole 分率≤5%。试计算： （1）分离所需的 Rm，并取 R=2Rm，计算所需的理论板数 N。 （2）如果塔顶精丙烯产品中精丙烯浓度达 99.7%，塔底组成保持不变，试计算此时能耗比 生产 99.5%产品时的增加多少？ 已知：α12=1.12184，α22=1.0，α32=0.54176。 解：第一部分 1）LK－丙烯，HK－丙烷，q＝1，xD 丙烯≥99.5％，XB 丙烯≤5％
能耗增加：
V 2 − V1 = 2 1 .7 5 % V1
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第二章 特殊精馏
1、某合成橡胶厂欲用萃取精馏分离丁烯一 1（1）和丁二烯（2） ，以乙腈作为萃取剂，料液 ，于露点加入塔中。塔内萃 量为 100Kmol/h，含丁烯一 1 为 0.7，丁二烯为 0.3（mole 分率） 取剂浓度基本保持为 xS=0.8。工艺要求塔釜液脱腈后丁二烯纯度达 99.5%；塔顶丁二烯浓度 小于 0.05%，乙腈含量小于 0.1%，试计算所需的理论板数和溶剂量。 已知：xS=0.8 时，α12/s=1.67，α1s=19.2，α2s=11.5，取 R=1.5Rm 。 解：
K 3 = 0.2328
设92 C为泡点温度，则： 由
∑ y = ∑z ×K
i i
i
= 1.048 < 1 （说明料液温度T高于泡点温度）
设92o C为露点温度，则： 由 ∴
∑x =∑z /K
i i
i
= 1.376 > 1 （说明料液温度T低于露点温度）