(完整版)化工原理蒸餾試題

1、蒸餾. 填空題的一種方法，蒸餾分離的依據(jù)是1. 蒸餾是分離2. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度，但氣相組成液相組成。3. 氣液兩相組成相同時，則氣相露點(diǎn)溫度液相泡點(diǎn)溫度。4. 在精餾過程中，增大操作壓強(qiáng)，則物系的相對揮發(fā)度， 塔頂溫度，塔釜溫度，對分離過程。5. 兩組分溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中的揮發(fā)度對的揮發(fā)度的比值，a=1 表示 。6. 所謂理論板是指該板的氣液兩相，且塔板上。7. 某兩組分物系，其相對揮發(fā)度«=3,對第n, n-1兩層理論板，在全回流條件下，已知 Xn=,貝U yn-1 =。8. 某精餾塔的溫度精餾段操作線方程為y= +，則該精餾塔的操作回流比是，餾出液組成

2、為。9. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和10. 在總壓為溫度為95c下，苯與甲苯的飽和蒸汽分別為=kPa,則平衡時苯的液相組成為=,氣相組成為y=,相對揮發(fā)度為 a =11. 精微塔有 進(jìn)料熱狀態(tài)，其中 進(jìn)料q值最大，進(jìn)料溫度 泡點(diǎn) 。12. 在操作的精餾塔中，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為，. 則= ， = ， = ， =.13. 對于不同的進(jìn)料熱狀態(tài)， 與 的進(jìn)料關(guān)系為14. 1 ）冷液進(jìn)料， ，15. 2）飽和液體進(jìn)料， ，16. 3）氣液混合物進(jìn)料， ，17. 4）飽和蒸汽進(jìn)料， ，18. 5）過熱蒸汽進(jìn)料, ，14. 某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線方程的截距等于零，則：

3、回流比等于餾出液量等于 ，操作線方程為 。15. 板塔式的流體力學(xué)性能包括， ， ， ， 16. 塔板負(fù)荷性能圖由 ， ， ，五條線組成，五條線圍成的區(qū)域?yàn)?，操作點(diǎn)應(yīng)在 。17. 加大板間距，則液泛線 ；減少塔板開孔率，則漏液線 ； 增加降業(yè)管面積，則液相負(fù)荷上限線 。18. 塔板的操作彈性是指 。二 選擇題1 . 精餾操作時，增大回流比，其他操作條件不改變，則精餾段液氣比L/V（ ），餾出液組成 （ ），釜?dú)堃航M成（）。A. 增加B. 不變C. 不確定D. 減少2 . 精餾塔的設(shè)計(jì)中，若進(jìn)料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸汽進(jìn)料改為液體進(jìn)料，其他條件不變，則所需理論板數(shù) n（ ）, L（ ）, V（ ）

4、, L ' （ ）, V '（）A.減少B.不變C.增加D.不確定3 .對于飽和蒸汽進(jìn)料，則 L' （ ） L, V ' （ ）V.A.等于B.小于C.大于D.不確定4 .某減壓操作的精微塔，若真空度加大，其他條件不變，則塔釜?dú)堃航M成（工儲出液組成（）。A.減小 B.不變 C.增加D.不確定5 .操作中的精微塔，一，V'不變，減小，則有（）A. D增大，R減??；B. D不變，R增加；C. D減小，R增加；D. D減小，R不變6 .操作中的精儲塔，保持，不變，增加，則（），V'（）。A.不確定 B.增加 C.不變D.減少7 .操作中的精儲塔，保持

5、，不變，增加塔頂產(chǎn)品 D,則（），V'（）。A.增加 B.不變 C.減少D.不確定8 .用某精儲塔分離二元混合物，規(guī)定產(chǎn)品組成、。當(dāng)進(jìn)料為時，相應(yīng)的回流比為；當(dāng)進(jìn)料為 時，相應(yīng)的回流比為 。若V ,進(jìn)料熱狀況不變，則（）。A. v B. = C. >D.無法判斷9 .精微塔設(shè)計(jì)中，增大操作壓強(qiáng)，則相對揮發(fā)度（），塔頂溫度（），塔釜溫度（）A.增大 B.不變 C.減少D.不確定10 .精微塔中由塔頂向下的第、層塔板，其氣體組成關(guān)系為（）。A. ； B.；C. ;D.不確定11 .二元混合物，其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成為，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為，氣相組成為，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為，則（）A.

6、 B. C. D.不能確定12 .二元混合物，進(jìn)料量為 100kmol/h ,要求微出液的組成 不小于，則塔頂最大產(chǎn)量 為（）A. 60 B. C. 90 D.不能確定13 .下列塔板屬于錯流塔板的有（）。A.浮閥塔板B.穿流塔板C.刨罩塔板D.淋降篩板14 .精儲塔設(shè)計(jì)中，增加塔板開孔率，可使漏液線（）。A.上移 B.不動C.下移 D.無法確定15 .完成某分離任務(wù)需理論板數(shù)為（包括再沸器），若，則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為（）。A. 14層B. 10層 層 D.無法確定三、計(jì)算題1. 計(jì)算含苯（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯一一甲苯混合液在壓強(qiáng)下的泡點(diǎn)溫度。苯（A）和甲苯（B）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)如下：溫度 t C859

7、0951001052. 試根據(jù)題1 中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計(jì)算苯甲苯混合液在壓強(qiáng) 、 90時的氣液平衡組成。3. 試根據(jù)題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計(jì)算苯一一甲苯混合液在85100 c下的平均相對揮發(fā)度。4. 在連續(xù)精餾塔中分離含苯（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） 的苯計(jì)計(jì)甲苯混合液， 要求餾出物組成為，苯的回收率不低于90%，試求：（ 1 ）餾出液的采出率；（ 2）釜?dú)堃航M成。5. 在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳（ A） 和四縷化碳（ B） 混合液， 原料液流量為10000kg/h、組成為（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）。若要求釜?dú)堃航M成不大于，二硫化碳回收率為88%，試求餾出液流量和組成，分別以摩爾流量和摩爾分率表示。6在連續(xù)

8、精餾塔中分離兩組分混合液，已知進(jìn)料液量為100kg/h 、組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。飽和液體進(jìn)料；操作回流比為，餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為，試求：易揮發(fā)組分的回收率；（ 2）精餾段操作線方程；（ 3）提餾段操作線方程；7.在連續(xù)精餾塔中分離兩組理想溶液，原料液流量為100kmol/h ，泡點(diǎn)進(jìn)料。精餾段操作線方程和提餾段操作方程分別為 和試求精餾段和提餾段上升蒸汽量。8. 在常壓連續(xù)蒸餾塔中，分離含甲醇（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇計(jì)計(jì)水混合液。試求進(jìn)料溫度為40時的熱狀況參數(shù)。已知進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為。操作條件下甲醇的氣化熱為1055kJ/kg、比熱容為（kg.C）；水的氣化熱為 2320kJ/kg、比熱容為

9、 kJ/（kg. C）。9. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離含苯（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） 的苯計(jì)計(jì)甲苯混合液。飽和液體進(jìn)料，餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為。塔頂采用混凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比的倍。在操作條件下，物系的平均相對揮發(fā)度為。試求理論板數(shù)和進(jìn)料位置。10. 在連續(xù)的精餾塔中，分離兩組理想溶液。已知原料組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料，餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為，操作回流比為，試寫出精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。11. 在連續(xù)的精餾塔中分離理想溶液，原料液組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） ， 餾出液組成為，回流比取為最小回流比的倍，物系的平均度為，試求以下兩種進(jìn)料情況下的操作回流比。（ 1）

10、飽和蒸汽進(jìn)料；（ 2）飽和液體進(jìn)料；12. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。餾出液組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜?dú)堃航M成為，操作回流比為最小回流比的倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2， 進(jìn)料方程為。 試求：（ 1）進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況參數(shù)；（ 2）精餾段操作方程；13. 在連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。物系的平均相對揮發(fā)度為。實(shí)驗(yàn)測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟迓蔈ML1 =， 且已知精餾塔操作線方程為， 試求離開塔頂?shù)诙拥纳仙羝M成。14. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。實(shí)驗(yàn)測得餾出液組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） ，回流比為，精餾段內(nèi)某相鄰兩板的上升蒸汽組成分別為，

11、 。已知物系的平均相對揮發(fā)度為3，試求以氣相組成表示的第n 層板的單板效率。15. 在常壓連續(xù)板式精餾塔中，分離兩組分溶液。原料液流量為50kmol/h ，組成為(摩爾分?jǐn)?shù)，下同)，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為，操作回流比為，圖解所需理論板數(shù)為21 (包括再沸器)，全塔效率為50%?？账馑贋閟,板間距為。全塔平均溫度為70 ，平均壓強(qiáng)為.試求：( 1 )塔的有效高度；( 2)塔徑。參考答案一、填空題1. 均相混合物揮發(fā)度差異2. 相同 3.大于 4. 下降 升到 升高 不利 5.易揮發(fā)組分 難揮發(fā)組分不能用蒸餾方法分離6.互呈平衡液相組成均勻一致7.8. R=39.塔頂易揮發(fā)組分含量

12、高塔低壓力高于塔頂10. a =11.五種 冷液體 小于12.13. (1) > >(2) = >(3) v >(4) v =(5) v v14. 8 015.塔板壓降液泛霧沫夾帶漏液液面落差16霧沫夾帶線液泛線 液相負(fù)荷上限適宜操作區(qū)適宜操作區(qū)內(nèi)17. 上移下移 右移 18. 操作線與負(fù)荷性能圖上曲線的兩個交點(diǎn)所對應(yīng)的氣體流量的上限與下限的比值。二、選擇題1. A A A 2. A B B C C 3. A B 4. A C 5. C 6. C7. A A 8. C 9. C A A 10. C11. A 12. B 13. A 、 C14. A 15. C三、計(jì)算題

13、1) 2.3. 4. ( 1 )2) 2)5. D=h ,6.(1)3) ) ； (3 7. 8. q= 9. ,10.11.(1)R= (2)R=12. (1)(2)13.14. =50%15.(1)(2)D=1 蒸餾操作的依據(jù) 解：液體均具有揮發(fā)成蒸汽的能力，但液體不同揮發(fā)性不同。蒸餾操作是借混合液體中各組分揮發(fā)性差異而達(dá)到分離目的的。2兩組分物系的相對揮發(fā)度越大，則表示采用精餾方法分離該物系越(A )。B 困難A.容易D 無法判斷C.完全解：相對揮發(fā)度是溶液中兩組分揮發(fā)度之比，相對揮發(fā)度越大越易采用精餾的方法分離。3某精餾塔的餾出液量是50kmol/h ，回流比是3，則精餾段的回流量是。

14、 解：回流比 R=L/D ，帶入數(shù)據(jù)得L=150 kmol/h4.某精儲塔的儲出液量是80 kmol/h,進(jìn)料量為120 kmol/h ,則釜?dú)堃旱牧髁渴?。解：由總物料衡算式：F=D+W ，帶入數(shù)據(jù)W=40 kmol/h5某二元混合物，進(jìn)料量為100 kmol/h ， xF = ，要求塔頂xD 不小于，則塔頂最大產(chǎn)量為。解：由易揮發(fā)組分物料衡算式：FXF=DXD+WXW ，進(jìn)塔易揮發(fā)組分為60 kmol/h ，DXD 三 60,解得 D= kmol/h6精餾塔的主要部件有。解：精餾塔應(yīng)包括塔身，塔頂冷凝器，及塔釜再沸器。7精餾（多級蒸餾）的本質(zhì)是。解：精餾的核心是回流，是否具有回流也是精餾與蒸

15、餾的本質(zhì)區(qū)別。8精餾時若為全回流則回流比R 為 ，理論板數(shù)為（最多，最少）。解：精餾操作中兩個極限狀態(tài)是全回流與最小回流，全回流時對應(yīng)的L最大，D=0,因此，R=oo,所需理論板最多。因此操作時，增大回流量可以提高塔頂輕組分組成。9精餾操作中有幾種進(jìn)料熱狀況。解：精餾操作中有5 種進(jìn)料熱狀況，分別為冷液進(jìn)料理q>1 ，汽液混合進(jìn)料0<q<1 過熱蒸氣進(jìn)料 q<0 , 飽和液體進(jìn)料q=1, 飽和蒸汽進(jìn)料q=0,10.在連續(xù)精微塔中分離苯和甲苯混合液。已知原料液流量為12000kg/h,苯的組成為40%（質(zhì)量分率，下同）。要求餾出液組成為97%，釜?dú)堃航M成為2%。試求餾出液

16、和釜?dú)堃旱牧髁縦mol/h ；餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜?dú)堃褐须y揮發(fā)組分的回收率。11.將含 24%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）易揮發(fā)組分的某液體混合物送入一連續(xù)精餾塔中。要求餾出液含95%易揮發(fā)組分，釜液含 3%易揮發(fā)組分。送入冷凝器的蒸氣量為850kmol/h,流入精儲塔的回流液為650kmol/h ,試求：（1）每小時能獲得多少 kmol/h的儲出液多少kmol/h的釜液（2）回流比R為多少（3）精 福段操作線方程12.在苯-甲苯的精儲系統(tǒng)中，若已知物料的相對揮發(fā)度為“二,原料液、儲出液組成分別為XF=, XD=（以上均為摩爾分?jǐn)?shù)），實(shí)際采用回流比 R=,塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)進(jìn)料，試 計(jì)算從上

17、先下數(shù)，第二塊塔板的氣液相組成。因?yàn)槭侨鳎簓1=xD=帶入平衡方程和操作線方程依次計(jì)算：x1 = , y2=, x2=化工原理蒸儲部分模擬試題及答案一、填空1精微過程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而進(jìn)行的。精儲設(shè)計(jì)中，回流比越 大,所需理論板越少，操作能耗 增加，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總 和將呈現(xiàn) 先降后升的變化過程。2精儲設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時所需理論板數(shù) 減小 （增大、減小），同時蒸儲釜中所需加熱 蒸汽消耗量增大 （增大、減?。斃淠髦欣鋮s介質(zhì)消耗量 減小 （增大、減小）， 所需塔徑增大（增大、減小）。3分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在5種進(jìn)料狀況中,

18、冷液體 進(jìn)料的q值最大，提福段操作線與平衡線之間的距離最遠(yuǎn) ,分離所需的總理論板數(shù)最少 。4相對揮發(fā)度a =1,表示不能用 普通精尖分離分離.但能用 萃取精僚或恒沸精小分離。5某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h , xf=,要求得到塔頂 xd不小于，則塔頂最大產(chǎn)量為kmol/h 。6精儲操作的依據(jù)是泡合液中各穿分的揮發(fā)度差異,實(shí)現(xiàn)精微操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底上升蒸氣。7負(fù)荷性能圖有一條線，分別是 液相上限線、 液相上限線、 霧沫夾 帶線 、 漏液線 和 液泛線 。二、選擇1已知q=,則加料中液體量與總加料量之比為C 。A :1B 1:C 1:1D :12精微中引入回流，下降的

19、液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相易揮發(fā)組分濃度提高， 最恰當(dāng)?shù)恼f法是D QA 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；B 汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；C 液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時發(fā)生。3某二元混合物，其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成xa=,相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1,與之相平衡的汽相組成yA=,相應(yīng)的露點(diǎn)為t2,則 AA t1=t2B t1<t2C t1>t2D 不確定4某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h , xf=,要求得到塔頂 xd不小于，則塔頂最大產(chǎn)量為B 。A 60kmol/h B h C

20、90kmol/h D 不能定5精儲操作時，若F、D、xf、q、R、加料板位置都不變，而將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂 產(chǎn)品組成xd變化為BA 變小 B 變大 C 不變 D 不確定6在一二元連續(xù)精微塔的操作中，進(jìn)料量及組成不變，再沸器熱負(fù)荷恒定，若回流比減少，則塔頂溫度A,塔頂?shù)头悬c(diǎn)組分濃度 B,塔底溫度 C,塔底低沸點(diǎn)組分濃度A 。A 升高 B 下降 C 不變 D 不確定7某二元混合物，=3,全回流條件下Xn=,則yn-1=B 。A B C D8某二元混合物，其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成 xa = ,相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1,氣相組成為yA=, 相應(yīng)的露點(diǎn)組成為 t2,則 B 。A tl=t2B

21、ti<t2C tl>t2D不能判斷9某二元混合物，=3,全回流條件下 xn=,則yn-1= DABC D10精微的操作線是直線，主要基于以下原因D 。A理論板假定B 理想物系C塔頂泡點(diǎn)回流D 恒摩爾流假設(shè)11某篩板精微塔在操作一段時間后，分離效率降低，且全塔壓降增加，其原因及應(yīng)采取的 措施是 B。A塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷B篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，應(yīng)降低負(fù)荷操作C塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢修D(zhuǎn)降液管折斷，氣體短路，需更換降液管12板式塔中操作彈性最大的是B 。A篩板塔 B浮閥塔C泡罩塔13下列命題中不正確的為A 。A上升氣速過大會

22、引起漏液B上升氣速過大會引起液泛C上升氣速過大會使塔板效率下降 D上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶14二元溶液連續(xù)精微計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)白變化將引起以下線的變化B 。A平衡線 B操作線與q線C平衡線與操作線D平衡線與q線15下列情況 一D不是誘發(fā)降液管液泛的原因。A液、氣負(fù)荷過大B過量霧沫夾帶C塔板間距過小D過量漏液三、計(jì)算1某塔頂蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的氣、液兩相互成平衡。氣相作產(chǎn)品，液相作回流，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時為xD ,分凝時為y0O設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時的精微段操作線方程。解：由精微段一截面與塔頂（包括分凝器在內(nèi)）作物料衡算。Vy Lx Dy。，若

23、回流比為R則y LxVRx1y。R 1對于全凝時分凝器y1<>精微段操作線y可知：當(dāng)選用的回流比一致，且 xD y。時兩種情況的操作線完全一致。在 yx圖上重合，分凝器相當(dāng)于一塊理論板。2用一精微塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量 100kmol/h,易揮發(fā)組分xf=,泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂 產(chǎn)品xd=,塔底釜液xw二(皆摩爾分率)，操作回流比R=,該物系平均相對揮發(fā)度” 二,塔頂為全凝器，求：(1)塔頂和塔底的產(chǎn)品量(kmol/h);(2)第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；(3)寫出提儲段操作線數(shù)值方程；(4)最小回流比。解：(1)塔頂和塔底的產(chǎn)品量(kmol/h);F=D+W=1。(1)

24、D 0.9 W 0.05 Fxf 100 0.5 50(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=h D=h(2)第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；4“ rx1因塔頂為全凝器，xdy1 11 (1)x1x1y1( 加0.92.25 1.25 0.90.80(3)寫出提福段操作線數(shù)值方程;V V (R 1)D2.61 52.94 138.17L qF RD F 1.61 52.94 100 185.23LWxW185.2347.06 0.05則ym 1 Cxm VT138.17 xm 138.171.34xm 0.017(4)最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, x xF 0.5 qxqn1xq2.25 0.51

25、1.25 0.50.692RminXdyq0.9 0.692 , “c1.083yqXq0.692 0.53精儲塔，原料液組成為(摩爾分率)，飽和蒸氣進(jìn)料，原料處理量為100kmol/h,塔頂、塔底產(chǎn)品量各為 50kmol/h 。已知精儲段操作線程為 y=+,塔釜用間接蒸氣加熱，塔頂全凝 器，泡點(diǎn)回流。試求：(1) 塔頂、塔底產(chǎn)品組成；(2) 全凝器中每小時冷凝蒸氣量；(3) 蒸播釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量(4) 若全塔平均a =,塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率Eml=,求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。解：(1)塔頂、塔底產(chǎn)品組成;因 RR 1)0.833，R=5又%R 1) 0.15， xD0.90由物

26、料衡算FxF DxD WxWxW(100 0.5 50 0.9)/50 0.1（2）全凝器中每小時冷凝蒸氣量;V=（R+1） D=300kmol/h（3）蒸播釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量；q=0, V =V - F=300 -100=200kmol/h（4）求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。xD X1x 1Emvi- 0.6,Xdyi XdXi1 (1)x 1Xiy1(1)y10.93 2 0.90.75,0.9 X1c故 -0.6X10.810.9 0.75y2 0.833 0.81 0.15 0.8254在一常壓精儲塔內(nèi)分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為，飽和蒸汽進(jìn)

27、料。已知進(jìn)料量為150kmol/h,進(jìn)料組成為（摩爾分率），回流比為塔頂儲出液中苯的回收率為，塔釜采出液中甲苯的回收率為。試求：4,（1）塔頂儲出液及塔釜采出液組成；（ 2）精微段操作線方程；（3）提儲段操作線方程;（4）回流比與最小回流比的比值；（5）若全回流操作時，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為，全凝器液相組成為，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。解：（1）塔頂儲出液及塔釜采出液組成;由 0.97 Fxf Dxd(a)0.95F(1 Xf) W(1 xw)(b)F=D+W+150(c)Dxd WxwFxF 150 0.4 60(d)聯(lián)立(a)、 ( b)、 ( c)和(d)求解得：W=h

28、,D=hXD =(2)精微段操作線方程;XDR 10.8Xn0.1856(3)提儲段操作線方程;LxmVWXwV飽和蒸氣進(jìn)料，故q=0V (R1) F ，L DRRDym1 MHXmWXw(5)回流比與最小回流比的比值;XDyqyqxqq=0,(R1)D FyqXf1.534Xm 0.0110.4yqRminXq r"(xq0.21250.928 0.4 2.816 , 0.4 0.2125求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成OEmV1y1y2-0.6 ,yy2而 y1Xi1)Xi全回流時,y2y10.98 ,代入上式可得:y2in1.42Xiy10.9693Xi1 (1)X12.47y2

29、1 1.47 y25在一常壓精儲塔內(nèi)分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。進(jìn)料量為 1000kmol/h ,含苯，要求塔頂儲出液中含苯 （以上均為摩爾分率），苯的回收率不低于 90%, 泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。已知 =,取回流比為最小回流比的倍。試求：（1）塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量 W及組成xw； （2）最小回流比；（3）精微段操作線方程；（4）提福段操作 線方程；（5）從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成為多少（6）若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用（4）中所用回流比，所需理論板數(shù)為多少解：（1）塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量 W及組成xw；DxD,得:FXf1000 0.4 0.909400kmo

30、l/ hW=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算FXfDXd WXwXw (10000.4400 0.9)/600 0.0667（2）最小回流比;泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1,XqXF0.4yqXq(1XQ2.5 0.40.6251.5 0.4RminXd yq0.9 0.6251.22 yq Xq0.625 0.4（3）精微段操作線方程;R 1.5Rmin 1.83RXDyn 1xn0.646xn 0.318R 1 R 1（4）提儲段操作線方程;V V (R 1)D 2.83 400 1132L L qF RD F 1.83 400 1000 1732LWxwy m 1 x m V

31、 V1.53xm 0.03531732600 0.0667Xm11321132(5)從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成ywXwr"(1k2.5 0.06671 1.5 0.06670.152由操作線方程ym 11.53Xm 0.0353得yw 1.53X1 0.0353x10.0763(6)若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用( 4)中所用回流比，所需理論板數(shù)又為多少。飽和蒸氣進(jìn)料，q=0, yq xf 0.4yqXqr"(i)xq得 Xq0.21XDYqminyqXq0.9 0.40.4 0.212.63因 R Rm.,故 Nt6用一連續(xù)精儲塔分離苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯，塔頂

32、儲出液中含苯(以上均為摩爾分率)。原料液為氣液混合進(jìn)料，其中蒸汽占 1/3 (摩爾數(shù)比)。苯-甲苯的平均相對揮發(fā)度為，回流比為最小回流比的2倍，試求：(1)原料液中汽相及液相的組成;(2)最小回流比;(3)若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二快理論板下降的液體組成。解:(1)設(shè)原料液液相組成為xF ,汽相組成為yF (均為摩爾分率)xF0.41八，yF 0.43(1)聯(lián)立yF(1)式和2.5xf1 1.5xF(2)式，可得:Xf(2)0.326yF0.548(2)Xdyqyqxqq=2/3,Xfq 1(3)2.5x1 1.5x聯(lián)立(3)和(4)可得：Xq 0.326qyq0.548所以0.95

33、 0.5480.402Rmin1 .80.548 0.3260.222(3)精微段操作線方程為R=2 X =yn 1RXnR 1XDR 13.6x4.60.954.60.783xn 0.207y Xd0.952.5x1y11 1.5x1X10.884由y20.783x1 0.207 得 y20.8990.8992.5x21 1.5x2x20.7817有某平均相對揮發(fā)度為 3的理想溶液，其中易揮發(fā)組分的組成為 60% (摩爾百分率，以下 同)，于泡點(diǎn)下送入精儲塔中，要求儲出液中易揮發(fā)組分組成不小于90%,殘液中易揮發(fā)組分組成不大于2%,試用計(jì)算方法求以下各項(xiàng)：(1) 每獲得1kmol儲出液時原料液用量；(2) 若回流比R為，它相當(dāng)于最小回流比的若干倍；(3) 回流比R為時，精微段需若干層理論板；(4) 假設(shè)料液加到板上后，加料板上溶液的組成不變，仍為，求上升到加料板上蒸 汽相的組成。解 (1)原料液用量依題意知儲出液量 D 1kmol ,在全塔范圍內(nèi)列總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得：F D W 1 W(a)FxF DxD WxWF 1.52kmol0.6F0.9(1) 0.02W(b)由上二式解得，收集1kmol的儲出液需用原料液量為:(5) 回流比為最小回流比的倍數(shù)以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為：x 3x1