当前位置：文档之家 › 分离工程计算

分离工程计算

  • 格式：doc
  • 大小：253.71 KB
  • 文档页数：10

五、`计算1. 进料中含正已烷0.33，正庚烷0.33，正辛烷0.34（平均摩尔分数）。

今要求馏出液中正庚烷浓度 X D2 ≤0.015，釜液中正已烷浓度x w3≤0.011，若进料流率为100kmol/h ，按清晰分割法求馏出液和釜液的流率及组成。

试计算精馏系统的最小回流比。

已知进料中的液相分率为0.4。

解：根据上例的已知条件及计算结果，其数据如下组分 αi X F,i X D,i1 正辛烷 1 0.34 0.02 正庚烷 2.27 0.33 0.013 正己烷 5.25 0.33 0.99由（3-45）式得用试差法求出θ＝3.814，代入（3-46）式故2.现设计一脱乙烷塔，其原料组成和操作条件下的相对挥发度如下表。

馏出液中丙烯浓度为2.5x ％，釜液中乙烷浓度为5.0x ％，塔顶操作压力为2.76MPa （绝）。

进料为泡点进料，回流为饱和液相，全塔平均板效率为75％，求所需的塔板数。

进料中组分 X F,i ％ α 进料中组分 X F,i ％ α甲烷 5.0 7.356 丙 烷 20.0 0.901乙烷 35.0 2.091 异丁烷 10.0 0.507丙烯 15.0 1.000 正丁烷 15.0 0.408解：以100mol 进料为基准，假设在釜液中不出现甲烷，在馏出液中不出现丙烷及更重的组分，按清晰分割计算塔顶、塔釜组成，初步物料衡算如下表：组分 进料/mol 馏出液/mol 釜液/mol甲烷 5.0 5.0 －乙烷（LK ） 35.0 35.0-x x丙烯（HK ） 15.0 15.0-y y丙烷 20.0 － 20.0异丁烷 10.0 － 10.0正丁烷 15.0 － 15.0∑ 100.0 55.0-x-y 45+x+yθθθ-⨯+-⨯+-=-25.525.533.027.227.233.0134.04.01605.3814.325.599.025.5814.327.201.027.21=-⨯+-⨯=+m R 605.21605.3=-=m R 根据要求025.0550.15=---y x y 05.045=++y x x解上述两式得 x ＝3.11 y ＝14.05故馏出液及釜液的组成为组分 馏出液/mol 釜液/molDX Di /mol X Di /％ WX Wi /mol X Wi /％甲烷 5.0 13.2 － －乙烷 31.89 84.3 3.11 5.0丙烯 0.95 2.5 14.05 22.6丙烷 20.00 32.2异丁烷 10.00 16.1正丁烷 15.00 24.137.84 100.0 62.16 100.0所以 Rm ＝1.378取操作回流比为最小回流比的1.25倍，则R ＝1.722N=14.9如果使用的再沸器为部分再沸器，塔顶冷凝器为全凝器，则塔内需13.9块理论板，实际板数N ’=13.9/0.75=18.5利用芬斯克方程式求最少理论板数 79.6091.2lg 11.305.1495.089.31lg =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=m N 利用恩特伍德方程计算最小回流比q x i i F i -=-∑1,θαα求得325.1=θ根据1,+=-∑m i i D i R x θαα则 ()()()()126.01722.1378.1722.11=+-=+-R R R m 由吉利兰特图查得()()51.01=+-N N N m3. 试求总压力为0.0867MPa 时，氯仿（1）－乙醇（2）的恒沸组成与恒沸温度。

已知解：除上述四个关系式外，根据恒沸物的特性和相平衡关系式还有三个等式现已知p=0.0867MPa ，共7个方程，7个未知数，有唯一解。

使用试差法计算进料位置 ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛22,,025.005.035.015.084.3716.62lg 206.0lg 206.0lg D HK W LK F LK HK x x x x D W N N ＝提精块块；；＝＋＝精提精提提精提精1192.103.85.18238.1====N N N N N N N N 可解得 t p t p x x x x +-=+-=-=+=48.23105.115221337.8lg 2270.116390328.6lg )66.142.1(ln )66.159.0(ln 020122121221γγ0.1212221011010221=++==x x x p x p p p p γγγγi o x P P C t −−→−→=−−→−=解出计算）（设21210102ln 55γγγγ⎪⎩⎪⎨⎧+=→→≤≤22110222011110x x P x P x P x Yes No x i i i γγγγγ计：由：无解判断：4.在维尼纶生产中有一醋酸甲酯（1）和甲醇的混合物，含醋酸甲酯x1＝0.649（摩尔分数）。

要求塔顶得到0.95（摩尔分数）的醋酸甲酯，且要求其回收率为98％。

现以水为溶剂进行萃取精馏，塔内液相中水的浓度保持xp=0.80（摩尔分数）。

操作回流比为最小回流比的1.5倍。

进料为饱和气相。

试求所需的溶剂量和理论板数。

查得与本系统有关的范拉尔常数值为把各二元系看作非对称性不大的系统解：（1）以100kmol 进料为基准进行物料衡算。

由给定条件可得出 1''64.90.9863.6D D x =⨯=因为 112''0.95('''')D D D D x D x D x =+2'35.131.75W W x =-=故212'' 3.35'63.6 3.3566.95''64.963.6 1.3''35.1 3.3531.75D WW D x D W x W x ==+==-==-=所以12' 1.331.7533.05' 1.3/33.050.0393'31.75/33.050.9607WW W x x =+=====（2）计算平均相对挥发度p )(12α30.136.0447.01212===P P A A A 82.022.0411.01221===P P A A A 429.0)(21'211212=+=A A A 29.0' ;06.1'21==P P A A（a ）当x ’1=0时，（x1=0 , x2=0.2 , xp=0.8)P 10/P 20 随温度的变化较小可按组分1、2的恒沸温度54℃来计算。

则相对挥发度（b ）当x ’1=1时，（x1=0.2 , x2=0 , xp=0.8)所以相对挥发度（3）根据 作y ’－x ’图可按二元系的平衡关系式求得不同x ’1下的y ’1,得图。

（4）用图解法求理论板数由图（2－29）可得最小回流比Rm所以回流比R ＝1.5×0.74＝1.1 利用（2－67）计算 21γγ012.570.0)29.006.1(8.0)02.0(429.0lg 2121==-⨯+-⨯=γγγγ85.6495677012.502012112=⨯=⋅=p p γγα39.3530.0)29.006.1(8.0)2.00(429.0lg 2121==-⨯+-⨯=γγγγ74.5285.664.464.449567739.302012112==⨯=⋅=＋＝平均αγγαp p 故得 111')1(1''x x y -+⋅=平平αα240.0649.0649.095.0--=mR根据图解法画出操作线可得理论板数为N=6，进料板为从上往下数第三块。

(5)确定溶剂用量P 根据式 按（2）相同的方法，当x ’1=0.95 (x1=0.19), x ’2=0.05 (x2=0.01) , xP=0.80时可求得 精馏段的液相量 L=P+RD ’=P+1.1×66.95＝P+73.65 所以 Xp=0.8 β=0.0415 由式（2－77）可得溶剂用量为 因本题未提出塔顶产品中溶剂浓度的要求，否则可算出溶剂加入板上升气相量和溶剂浓度yP ，然后按二元溶液计算出回收段所需的理论板数。

现可根据经验取1～2块理论板为回收段 5.某厂裂解气组成如下，13.2x%氢、37.18x%甲烷、30.2x%乙烯、9.7x%乙烷、8.4x%丙稀和1.32x%异丁烷。

拟用C4馏分做吸收剂，从裂解气中回收99x%的乙烯。

该吸收塔处理的气体量为100kmol/h ，操作压力为4.053MPa ，平均操作温度为－14℃。

试计算： 1）最小液气比 2）操作液气比为最小液气比的1.5倍时所需的理论板数 3）各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成 4）塔顶应加入的吸收剂的量 解：在4.053MPa 和－14℃下各组分的相平衡常数如下： 组分 氢 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 异丁烷 K ∞ 3.1 0.72 0.52 0.15 0.058、 1）最小液气比的计算 在最小液气比下操作时，理论板数为无穷多。

这时关键组分乙烯的吸收因子为 A ＝φ＝0.99P P x x x x 221121ααβ++=4.5;1.2521==P P αα0415.04.501.01.2519.001.019.0=⨯+⨯+=βh kmol P /19580.0)0415.01(18.018.095.660415.0)0415.01(8.065.73=⨯---⨯⨯--⨯⨯=7128.099.072.0=⨯==⎪⎭⎫ ⎝⎛mA V L m2）理论板数的计算已知操作液气比为最小液气比的1.5倍。

在操作液气比下，乙烯的吸收因子为按式（3－14），理论板数为（3）尾气数量和组成的计算以甲烷为例被吸收量为塔顶尾气依次计算各组分的尾气量，结果见P162.（4）塔顶加入的吸收剂量塔内气体的平均流率为塔内液体的平均流率为塔顶加入吸收剂的量为 0692.17128.05.15.1=⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=m V L V L 485.172.00692.1===mV L A 1.4850.99lg lg 110.99119.8618.86lg lg1.485A N A ϕϕ----=-=-=-=3448.013449.03449.03449.013449.01.30692.186.986.911=--=--==++N N A A A V m L A ＝＝甲甲甲ϕh kmol /64.1234.0%18.37100=⨯⨯h kmol /54.24)34.01(%18.37100=-⨯⨯h kmol V /03.69294.61100=-=h kmol L L L /97.30294.6100+=+=因为 03.690692.197.300692.10⨯=+=L V L6. 某吸收塔有20块实际塔板，板效率为20％，在0.507MPa 下操作，进塔原料气温度32℃，其组成为甲烷28.5x%、乙烷15.8x%、丙烷24.0x%、正丁烷16.9x%、正戊烷14.8x ％。

合集下载

分离工程--06 1 多级分离计算一逐板法

分离工程--06 1 多级分离计算一逐板法


在计算既有轻组分，又有重组分的分离物 系时，常采用从两端向中间逐级计算，当计算 至轻、重关键组分的计算值于进料相符时，还 需考察非关键组分计算值是否于进料实际组成 契合一致，以判明原设定的塔顶塔底组成是否 恰当，契合不好时，要重新设定，重复计算， 直至完全契合。
它的计算步骤时，先确定各组分在塔顶、 塔底的分配，然后分别从塔底及塔顶逐级计算 到进料级，如果气相或液相的关键组分之比与 与原料之比相等，则可估计所需平衡级数及进 料级位置。
6.1.1 设计型算法 逐级计算法作为设计型算法，在用于双组分
多级分离计算是很成功的，梯级做图法就属于此 法。但对于多组分逐级计算，在计算终点处，我 们需要对非关键组分浓度的合理分布进行反复试 算。作为设计变量，在多组分分离中只规定了两 个轻重关键组分的分离要求，由此，仅能定出塔 底塔顶产品中两关键组分的浓度，其他非关键组 分的浓度都是未知的，不可任意规定。然而，逐 级计算要求先假定上下任一端的全部组分浓度， 以便逐级向另一端计算。
fi=wi+di
等式两边除以di, fi/di=wi/di+1
(6-7)
作进料级物料平衡，关联精馏段和提馏段组分物
料关系
VMi=V`M,i+fVi 等式两边除以di,
VMi/di=V`Mi/di+fVi/di
(6-8)
上式可转化为：
VMi
di
V`Mi wi wi di
fvi fi
fi di
然而，对非关键组分浓度的任何不准确的假设， 都会导致计算结果产生偏差而不能契合。因此， 逐级计算法用于多组分分离时，只有当分离物系 中除轻重关键组分外，只含有比重关键组分更重 的重组分，而不含或几乎不含较轻关键组分更轻 的轻组分时，则塔底产品中除规定的轻重关键组 分之外，必定几乎集中了全部的重组分，这样， 我们设计塔底组成才会相当准确，逐级计算至塔 顶，不致有过大的偏差，从而大大地减少试算量， 甚至不必试差也可得到比较满意的结果。
分离工程计算题

分离工程计算题

1、溶菌酶在2.8mol/L 和3.0mol/L 硫酸溶液中的溶解度分别为1.2g/L 和0.26g/L ，试计算溶菌酶在3.5mol/L 硫酸铵溶液中的溶解度？解：由Cohn 经验方程21lg ,2Ci S KsI I Zi β=-=∑，得 ()()2211/22.821 2.828.4/I mol L=⨯⨯+⨯-=12lg1.2s=lg 0.26=KsI KsI βββ=-=-，有K 1.1070，有9.3781()()2221/23.021 3.029/I mol L =⨯⨯+⨯-= 当在3.5mol/L 硫酸铵溶液中的溶解度为： ()()2231/23.521 3.5210.5/I mol L =⨯⨯+⨯-=，33lg 5.56810/S KsI g L β-=-=⨯2、溶剂萃取分离A 和B 两种抗生素，初始水相中A 和B 的质量浓度相等，A 和B 的分配系数与其浓度无关，分别为10和0.1.利用混合、澄清式萃取操作，设每级萃取均达到分配平衡，并且萃取前后各相体积保持不变。

（1）若采用一级萃取，萃取水相中90%的A ，所需相比（有机相与水相的体积比）为多少？此时有机相中A 的纯度（即A 占抗生素总质量的百分比）是多少？（2）若采用多级错流接触萃取，每级萃取用新鲜的有机相，相比均为0.5，计算使A 在有机相中的收率达到99%以上所需的最小萃取级数，并计算有机相中A 的实际最大收率和平均纯度？（3）若采用三级逆流萃取，计算使A 在有机相中的收绿城达到与第（2）问相同所需的相比。

解：（1）由1/1=0.99A A A A E E E ϕ-=+=，所以又/,=9=10;/=0.9A A S F A A S F E K V V E K V V =且，所以同理：=/=0.10.9=0.09B B S F E K V V ⨯ 所以1/10.083B B B E E ϕ-=+≈又因初始水相质量浓度A=B ，故A 的纯度为：0.9/(0.90.083)91.6%+≈（2）/100.55A A S F E K V V ==⨯= ，=/=0.10.5=0.05B B S F E K V V ⨯由()n n n 116-111,1-==1-0.99(1)66n n A n E E ϕϕ+--=≥+得 则6100,3n n ≥≥，即可，故最小萃取级数为3当n 大于等于3时，有机相中A 的最大实际收率为：33111/699.5%A ϕ-=-≈此时B 的收率为33111/1.0513.6%B ϕ-=-≈故平均纯度为0.995/(0.9950.136)0.88+≈ （3）131199.5%,/1n A A S F n E E E K V V E ϕ++--===-，所以,故此时相比为0.55()()1/2211222S F m m N R m F m F -=++，0(1)R V V mF =+ 3、 某凝胶过滤介质的排阻极限为200000，填充柱体积为100ml ，用其测得的A 和B 两种蛋白质的洗脱体积分别为58ml 和64ml ，相对分子质量2×10 6的蓝色葡聚糖的洗脱体积为40ml 。

化工分离工程吸收的简洁法计算

化工分离工程吸收的简洁法计算


4、计算内容
• 已知： V , y , T , x , T , p N 1 N 1 N 1 0 0 和关键组分的分离要求。 • 求：V 。 ,y ,L ,x ,L ,N 1 1 N N 0 • 详细计算为 Tn , Ln ,Vn 。 吸收塔板数的计算也是先求出完成预定分离 要求所需的理论板数，然后再由板效率确定 实际的吸收塔板数
四、平均吸收因子简捷计算法
• 该法假设各板的吸收因子是相同的，则 Horton—Franklin方程
v v A A A N 1 1 1A N 2A N N v A A A 1 N 1 1A N 2A N N
l A A A 1 0 2A N 3A N N AA v A A A 1 N 1 N 1 N 2 N
三、吸收因子法的基本方程
对于多组分混合物的吸引，虽然采用了选择 性较好的吸收剂，但就吸收目的组分的同时， 总是程度不同地吸收了一些其它的组分。因 此针对每个组分可通过A值，再借助于相平 衡，物料衡算式，热量平衡的逐板关联来确 定吸收它的端点条件和流率分布，从而对吸 收塔进行具体的计算。（计算的依据仍然 是MESH方程）
( A A A 1 ) v A A l 1 2 2 4 1 2 0 v 3 A A A A A A 1 1 2 3 2 3 3
( A A ┉ A A ┉ A ┉ A 1 ) v A A ┉ A l 1 2 N 1 2 N 1 N 1 N 1 1 2 N 1 0 n N v N A ┉ A A ┉ A ┉ A 1 1 N 2 N 在每一块理论板上，气液两相充分接触，离 开板的气体混合物与离开板的吸收液达到相 平衡，即 y 。 K i ix i • 溶解量的多少由每个组分的平衡常数来决定， 未被吸收的气体（干气或惰性气体）由塔顶 排出，摩尔流率为V，而吸收了溶质的吸收 剂即吸收液以的流率从塔釜排出，每板上的 气相流率，液相流率都在变化。
分离工程计算题详解

分离工程计算题详解

分离工程习题四、计算题：1、已知某混合物含0.05乙烷，0.30丙烷和0.65正丁烷（摩尔分率），操作压力下各组分的平衡常数可按下式进行计算，试求其泡点温度。

乙烷: K=0.13333t+5.46667 丙烷: K=0.06667t+1.13333 正丁烷: K=0.02857t+0.08571 （t 的单位为℃）解：设温度为10℃， 用泡点方程∑=1x K i i 进行试差，不满足泡点方程, 设温度为7.2℃，重新试差，满足泡点方程，泡点温度为7.2℃,结果见表。

组份 组成 设温度为10℃设温度为7.2℃圆整 i Ki i x K i Ki i x K乙烷 0.05 6.8000 0.340 6.4266 0.321 0.323 丙烷0.301.8000 0.540 1.6134 0.484 0.487 正丁烷 0.65 0.3714 0.241 0.29140.189 0.190 ∑1.001.1210.9941.0002、已知某混合物含0.05乙烷，0.30丙烷和0.65正丁烷（摩尔分率），操作压力下各组分的平衡常数可按下式进行计算，试求其露点温度。

乙烷: K=0.13333t+5.46667 丙烷: K=0.06667t+1.13333 正丁烷: K=0.02857t+0.08571 （t 的单位为℃）解：设温度为24℃， 用泡点方程∑=1K /y i i 进行试差，不满足露点方程, 设温度为23℃，重新试差，满足露点方程，露点温度为23℃,结果见表。

组份 组成 设温度为24℃设温度为23℃圆整 i Ki i K /yi Ki i K /y乙烷 0.05 8.6666 0.006 8.5333 0.006 0.006 丙烷0.302.7334 0.110 2.6667 0.112 0.113 正丁烷 0.65 0.7714 0.843 0.74280.875 0.881 ∑1.000.9590.9931.0003、一轻烃混合物进行精馏塔的计算，求得最小回流比Rm=1.45，最小理论板数Nm=8.6，现取操作回流比 为R=1.25Rm ，全塔平均板效率为n=0.60，求所需的实际塔板数。