蒸馏回收率计算公式Word格式.docx
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蒸馏回收率计算公式Word格式.docx
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?
?
155.7?
63.3pA?
pB
p155.7
和y?
Ax?
0.412?
0.633
P101.33
其它温度下的计算结果列于本题附表2中。
例5-1附表2
t,℃xy
80.11.0001.000
850.7800.900
900.5810.777
950.4120.633
1000.2580.456
1050.1300.262
110.600
根据以上数据,即可标绘得到如图5-1所示的t-x-y图。
(2)利用相对挥发度计算气液平衡数据因苯—甲苯混合液为理想溶液,故其相对挥发度可用式5-12计算,即
p
a?
A?
pB
以95℃为例,则a?
155.7?
2.46
63.3
其它温度下的a值列于本题附表3中。
通常,在利用相对挥发度法求x-y
关系时,可取温度范围内的平均相对挥发度,在本题
条件下,附表3中两端温度下的a数据应除外(因对应的是纯组分,即为x-y曲线上两端点),因此可取温度为85℃和105℃下的a平均值,即am?
2.54?
2.37?
2将平均相对挥发度代入式5-13中,即
ax2.46x
y?
1?
1x1?
1.46x
并按附表2中的各x值,由上式即可算出气相平衡组成y,计算结果也列于附表3中。
比较本题附表2和附表3,可以看出两种方法求得的x-y数据基本一致。
对两组分溶液,利用平均相对挥发度表示气液平衡关系比较简单。
例5-1附表3
t,℃axy
852.540.7800.897
902.510.5810.773
952.460.4120.633
1002.410.2580.461
1052.370.1300.269
【例5-2】对某两组分理想溶液进行简单蒸馏,已知xF=0.5(摩尔分率),若汽化率为60%,试求釜残液组成和馏出液平均组成。
已知常压下该混合液的平均相对挥发度为2.16。
设原料液量为100kmol,则D=100×
0.6=60kmolW=F-D=100-60=40kmol
因该混合液平均相对挥发度为α=2.16,则可用式1-25求釜残液组成x2,即lnF?
W
x2?
1?
x1
ln?
ln?
x1?
0.5或ln100?
0.916?
2.16ln?
402.16?
x21?
0.5?
试差解得x2≈0.328
馏出液平均组成可由式1-27求得,即60?
100?
40?
0.328所以?
0.614
计算结果表明,若汽化率相同,简单蒸馏较平衡蒸馏可获得更好的分离效果,即馏出液组成更高。
但是平衡蒸馏的优点是连续操作。
【例5-3】每小时将15000kg含苯40%(质量%,下同)和甲苯60%的溶液,在连续精馏塔中进行分离,要求釜残液中含苯不高于2%,塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。
试求馏出液和釜残液的流量及组成,以摩尔流量和摩尔分率表示。
苯的分子量为78;
甲苯的分子量为92。
进料组成xF?
釜残液组成xW?
40/78
0.44
40/78?
60/92
2/78
0.0235
2/78?
98/92
原料液的平均分子量MF=0.44×
78+0.56×
92=85.8原料液流量F=15000/85.8=175.0kmol/h
依题意知DxD=FxF=0.971(a)所以DxD=0.971×
175×
0.44(b)全塔物料衡算D+W=F=175DxD+WxW=FxF
或DxD+0.0235W=175×
0.44(c)
联立式a,b,c,解得
D=80.0kmol/hW=95.0kmol/hxD=0.935
【例5-4】分离例5-3中的溶液时,若进料为饱和液体,选用的回流比R=2.0,试求提馏段操作线方程式,并说明操作线的斜率和截距的数值。
由例5-3知
xw=0.0235W=95kmol/hF=175kmol/hD=80kmol/h而L=RD=2.0×
80=160kmol/h
因泡点进料,故q?
IV?
IF?
1
IV?
IL
将以上数值代入式5-41,即可求得提馏段操作线方程式
ym
160?
17595
xm?
175?
95160?
95
1.4xm?
0.0093或ym
该操作线的斜率为1.4,在y轴上的截距为-0.0093。
由计算结果可看出,本题提馏段操作线的截距值是很小的,一般情况下也是如此。
【例5-5】用一常压操作的连续精馏塔,分离含苯为0.44(摩尔分率,以下同)的苯—甲苯混合液,要求塔顶产品中含苯不低于0.975,塔底产品中含苯不高于0.0235。
操作回流比为3.5。
试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。
(1)原料液为20℃的冷液体。
(2)原料为液化率等于1/3的气液混合物。
已知数据如下:
操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg;
甲苯的汽化热为360kJ/kg。
苯—甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图见例5-1和图5-1。
(1)温度为20℃的冷液进料
①利用平衡数据,在直角坐标图上绘平衡曲线及对角线,如本例附图1所示。
在图上定出点a(xD,xD)、点e(xF,xF)和点c(xW,xW)三点。
②精馏段操作线截距=xD?
0.975?
0.217,在y轴上定出点b。
连ab,即得到精馏段
R?
3.5?
操作线。
③先按下法计算q值。
原料液的汽化热为
rm?
0.44?
389?
78?
0.56?
360?
92?
31900kJ/kmol
由图1-1查出进料组成xF=0.44时溶液的泡点为93℃,平均温度=93?
20?
56.5℃。
由附
2
录查得在56.5℃下苯和甲苯的比热容为1.84kJ/(kg·
℃),故原料液的平均比热容为cp?
1.84?
56?
158kJ/(mol·
℃)
c?
t?
r158?
93?
31900
所以q?
p?
1.362
r31900
q?
1.362?
3.76
11.362?
再从点e作斜率为3.76的直线,即得q线。
q线与精馏段操作线交于点d。
④连cd,即为提馏段操作线。
⑤自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级,图解得理论板层数为11(包括再沸器),自塔顶往下数第五层为加料板,如本题附图1所示。
(2)气液混合物进料①与上述的①项相同;
②与上述的②项相同;
①和②两项的结果如本题附图2所示。
③由q值定义知,q=1/3,故
q线斜率=q?
1/3?
0.5
11/3?
过点e作斜率为-0.5的直线,即得q线。
g线与精馏段操作线交于点d。
⑤按上法图解得理论板层数为13(包括再沸器),自塔顶往下的第7层为加料板,如附图2所示。
由计算结果可知,对一定的分离任务和要求,若进料热状况不同,所需的理论板层数和加料板的位置均不相同。
冷液进料较气液混合进料所需的理论板层数为少。
这是因为精馏段和提馏段内循环量增大的缘故,使分离程度增高或理论板数减少。
【例5-6】分离正庚烷与正辛烷的混合液(正庚烷为易挥发组分)。
要求馏出液组成为0.95(摩尔分数,下同),釜液组成不高于0.02。
原料液组成为0.45
。
泡点进料。
汽液平衡数据
列于附表中。
求
(1)全回流时最少理论板数;
(2)最小回流比及操作回流比(取为1.5Rmin)。
例5-6汽液平衡数据
x1.00.6560.487
y1.00.810.673
x0.3110.1570.000
y0.4910.2800.000
解
(1)全回流时操作线方程为yn+1=xn
在y-x图上为对角线。
自a点(xD、xD)开始在平衡线与对角线间作直角梯级,直至xW=0.02,得最少理论板数为9块。
不包括再沸器时Nmin=9-1=8。
(2)进料为泡点下的饱和液体,故q线为过e点的垂直线ef。
由xF=0.45作垂直线交对角线上得e点,过e点作q线。
由y-x图读得xq=xF=0.45,yq=0.64
根据式(6-41)Rmin=xD?
yq?
0.95?
0.64?
1.63
yq?
xq
0.64?
0.45
R=1.5Rmin=1.5×
1.63=2.45
【例5-7】乙醇水系统当摩尔分数xF=0.3时,要求摩尔分数xD=0.8,泡点进料。
最小回流比为多少?
乙醇水系统的平衡数据列于下表,y-x图如例5-7附图所示。
乙醇水系统的平衡曲线有下凹部分,求最小回流比自a点(xD、xD)作平衡线的切线ag并延长与y轴相交于c点。
截距xD?
0.385
Rmin?
1Rmin?
xD?
0.385?
0.8?
1.08
0.385
若依正常平衡曲线求Rmin,联结ad,d点所对应之平衡组成为xq=xF=0.3yq=0.575
根据式(5-46)
0.575?
0.818
min
xq0.575?
0.3
当最小回流比Rmin为1.08,比0.818还大时,已出现恒浓区,需要无穷多块塔板才能达到g点。
所以对具有下凹部分平衡曲线的物系求Rmin时,不能以平衡数据(yq、xq)代入式5-46求取。
例5-7的汽液平衡数据
*篇二:
蒸馏
蒸馏
1、目的
①了解蒸馏在分离和提纯液态有机化合物中的重要地位;
②掌握常压蒸馏的基本操作方法和要领。
2、材料
仪器:
100ml圆底烧瓶、石棉瓦、酒精灯、250ml锥形瓶、100ml量筒、50ml烧杯、冷凝管、两根橡胶管、温度计、橡皮塞、棉花、打火机、牛角管、沸石、分馏头。
药品:
95%酒精、蒸馏水。
3、方法
组装仪器→加原料→加沸石→通水→加热→收集馏分,纪录温度→停止加热→关水→拆卸装置。
取15ml无水乙醇和15ml蒸馏水进行简单蒸馏,记录馏出液体体积,计算回收率。
4、结果
当温度从81℃突变到87℃时,停止加热。
拆卸蒸馏装置,取出
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- 蒸馏 回收率 计算 公式