化工原理蒸餾習(xí)題詳解

1、-. z. 蒸餾練習(xí)下冊(cè) 第一章蒸餾概念1、精餾原理2、簡捷法3、漏液4、板式塔與填料塔公式全塔物料衡算【例14】、精餾段、提餾段操作線方程、q線方程、相平衡方程、逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)和進(jìn)料版位置完整手算過程進(jìn)料熱狀況對(duì)汽液相流量的影響2連續(xù)精餾塔的塔頂和塔底產(chǎn)品摩爾流量分別為D和W，則精餾段液氣比總是小于1，提餾段液氣比總是大于1，這種說法是否正確？全回流時(shí)，該說法是否成立？為什么？正確；全回流時(shí)該說法不正確；因?yàn)?，D=W=0，此時(shí)是液汽比的極限值，即4.簡述有哪幾種特殊精餾方法？它們的作用是什么？1.恒沸精餾和萃取精餾。對(duì)于形成恒沸物的體系，可通過參加第三組分作為挾帶劑，形成新的恒沸體系

2、，使原溶液易于別離。對(duì)于相對(duì)揮發(fā)度很小的物系，可參加第三組分作為萃取劑，以顯著改變?cè)薪M分的相對(duì)揮發(fā)度，使其易于別離。5恒沸精餾原理6試畫出板式塔負(fù)荷性能圖，并標(biāo)明各條極限負(fù)荷曲線表示的物理意義，指出塔板適宜的操作區(qū)在哪個(gè)區(qū)域是適宜操作區(qū)。5分1.漏液線氣體流量下限線1分2.霧沫夾帶線氣體流量上限線1分3.液相流量下限線1分4.液相流量上限線1分5.液泛線1分最適宜的區(qū)域?yàn)槲鍡l線相交的區(qū)域。7進(jìn)料熱狀況參數(shù)8、平衡蒸餾原理9、液泛的定義及其預(yù)防措施10、簡述簡捷法求解理論板層數(shù)的主要步驟。11、什么是理想物系？四 計(jì)算題1、用一精餾塔別離苯-甲苯溶液=2.5,進(jìn)料為氣液混合物，氣相占50%摩爾

3、分率,下同，進(jìn)料混合物中苯占0.60，現(xiàn)要求塔頂、塔底產(chǎn)品組成分別為0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔頂分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽經(jīng)過冷凝冷卻器后作為產(chǎn)品，試求：塔頂塔底產(chǎn)品分別為進(jìn)料量的多少倍？2塔頂?shù)谝焕碚摪迳仙恼羝M成為多少？2、*連續(xù)精餾塔的操作線方程分別為：精餾段： 提餾段： 設(shè)進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，試求上述條件下的回流比，以及餾出液、釜液和進(jìn)料的組成。3、在連續(xù)精餾塔中別離苯和甲苯二元混合溶液，原料液流量為5000kg/h，組成為含苯0.3質(zhì)量分率，下同，塔頂餾出液中苯的回收率為88%，要求塔釜含苯不高于0.05，求餾出液及釜?dú)堃旱哪柫髁考澳柦M成。(苯

4、的相對(duì)分子量為78 ，甲苯92) 解： 5分 1由 得 2又 3聯(lián)立1、2、3得： W=39.5 kmol/h D=17.8 kmol/h *D=0.952 10分4、用連續(xù)精餾塔別離*二元混合液，原料液流量為300kmol/h，露點(diǎn)飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料濃度為0.5，塔頂餾出液濃度為0.95，釜?dú)堃簼舛葹?.1，以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率。操作條件下相對(duì)揮發(fā)度為2.0，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。回流比為最小回流比的1.29倍。試求：最小回流比Rmin；離開第二層理論板的液體濃度由塔頂往下數(shù)。用精餾塔別離*二元混合物，塔精餾段操作線方程為y=0.75*+0.205；提餾段操作線方程為y=1.41

5、5*-0.041，試求：此塔的操作回流比R和餾出液組成*D；飽和液體進(jìn)料條件下的釜液組成*W；飽和液體進(jìn)料，餾出液量D為120kmol/h時(shí)所需原料液的量F。6、在常壓連續(xù)精餾塔中，別離兩組分理想溶液，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2，餾出液組成為0.94易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同，釜?dú)堃航M成為0.04，釜?dú)堃毫髁繛?50 Kmol/h，回流比為最小回流比的1.2倍，且q線方程為y=6 * 1.5, 求：1 最小回流比；2 精餾段操作線方程；3提餾段操作線方程。1. q線方程與交點(diǎn)坐標(biāo)為*q,yq 得 2精餾段操作線方程為： 得 全塔物料恒算： 代入數(shù)值計(jì)算得 提餾段操作線為 ，代入數(shù)值得提餾段操作線

6、方程為：7、氯仿和四氯化碳的混合液在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)展別離，在精餾塔*一理論板n處，進(jìn)入該塔板的氣相組成為0.91摩爾分率,下同，從該塔板流出的液相組成為0.89，物系的相對(duì)揮發(fā)度為1.6，精餾段的液氣比為2/3摩爾比，試求：1從第n板上升的蒸汽組成？2流入第n板的液相組成？3假設(shè)為泡點(diǎn)回流，求回流比并寫出精餾段操作線方程？解：1精餾操作達(dá)平衡時(shí)： 2由物料衡算方程： 得： 3 得 L/D =R=28、用精餾塔別離*二元混合物，精餾段操作線方程為y=0.75*+0.205，提餾段操作線方程為y=1.415* - 0.041，求：回流比R，塔頂組成*D，塔底殘液組成*W。*F=0.37，餾出液量

7、D=120 kmol/h時(shí)所需進(jìn)料量F。由 及 得 提餾段操作線方程過*W,*W點(diǎn)，即*w=1.415*w - 0.041 得*w=0.1 2. 即 解得9、用板式精餾塔常壓下別離苯甲苯溶液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，相對(duì)揮發(fā)度=2.50，進(jìn)料量為140kmol/h，進(jìn)料組成*F=0.5摩爾分?jǐn)?shù)，飽和液體進(jìn)料，塔頂餾出液中苯的回收率為0.98，塔釜采出液中甲苯回收率為0.95，提餾段液汽比L/V=5/4，求：(1)塔頂餾出液組成*D及釜液組成*W；(2)寫出提餾段操作線方程； (3)該塔的操作回流比及最小回流比(4)試求出塔底最后一塊塔板流出的液體組成。解 1依題意知：塔頂回收率塔釜回

8、收率對(duì)全塔進(jìn)展物料衡算有聯(lián)立(1)(2)(3)(4)解得 5分2提餾段操作線方程為，又因?yàn)樗杂校捎?，故有?解得回流比R=2.77，因此有所以提餾段操作線方程為3已求出回流比由于進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1，所以q線與平衡線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為，交點(diǎn)的縱坐標(biāo)為于是有解得3再沸器相當(dāng)于一個(gè)理論級(jí)，即釜產(chǎn)出的氣相組成yW與*W為平衡關(guān)系，滿足相平衡方程進(jìn)入再沸器的液相組成*n與yn之間應(yīng)符合提餾段操作線方程，即有解得 5分10、在連續(xù)精餾塔中別離*組成為0.5易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同的兩組分理想溶液。原料液于泡點(diǎn)下進(jìn)入塔。塔頂采用分凝器和全凝器。分凝器向塔提供回流液，其組成為0.88，全凝器提供組成為0.

9、95的合格產(chǎn)品。塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為96%。假設(shè)測得塔頂?shù)谝粚铀宓囊合嘟M成為0.79，試求：1、 操作回流比和最小回流比；2、假設(shè)餾出液量為100 kmol/L，則原料液流量為多少？11、在常壓連續(xù)精餾塔中別離兩組分理想溶液。進(jìn)料量為100kmol/h，組成為0.35易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同，飽和蒸汽進(jìn)料，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，餾出液流量為35kmol/h，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5。精餾段操作線方程為試求：(1)提餾段操作線方程；6分(2)自塔頂?shù)?層板下降的液相組成為0.90時(shí)的汽相默弗里板效率。6分四、計(jì)算題：.12分解： 16分由精餾段操作線方程為 得： 2分由物料衡

10、算方程： 得： 2分由 飽和蒸汽進(jìn)料q=0，則 1分提餾段操作線方程 1分26分由汽相默弗里板效率對(duì)于第一塊板， 2分 實(shí)際上升的y1 1分 2分 1分 在常壓連續(xù)精餾塔別離*理想二元混合物。進(jìn)料量為 100 kmol/h，其組成為0.55摩爾分率，下同；釜?dú)堃毫髁繛?5 kmol/h，其組成為0.05；進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料；塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比的1.6倍；物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.0。1計(jì)算易揮發(fā)組分的收率；5分 2求出精餾段操作線方程。10分解:F=100 Kmol/h,*F=0.55,W=45Kmol/h, *w=0.05, D=55Kmol/h.(1) 易揮發(fā)組分

11、的收率 所以： (2分) 3分(2)泡點(diǎn)進(jìn)料相對(duì)揮發(fā)度平衡線方程： 2分對(duì)于進(jìn)料*F=0.55時(shí)， 2分最小回流比時(shí)， 2分所以： 實(shí)際回流比： 2分精餾段操作線方程： 2分四、20分08考研在一連續(xù)精餾塔中別離苯-甲苯溶液。塔釜為間接蒸汽加熱，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。進(jìn)料中含苯35%摩爾分?jǐn)?shù)，下同，進(jìn)料量為100kmol/h，以飽和蒸氣狀態(tài)進(jìn)入塔中部。塔頂餾出液量為40kmol/h，要求塔釜液含苯濃度不高于5%，采用的回流比R=1.54Rmin，系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度為2.5。試求：1回流比R；2精餾段和提餾段的操作線方程；3塔頂?shù)谝粔K實(shí)際板以液相組成表示的默弗里板效率為0.54，求離開塔頂?shù)诙?/p>

12、塊實(shí)際板進(jìn)入第一塊實(shí)際板的氣相組成；4假設(shè)該塔再沸器可看作是一塊理論板，求進(jìn)入再沸器的液體的組成。四、(20分05考研)用連續(xù)精餾塔別離*雙組分物系，原料液組成為0.20摩爾分率，下同，流量為150kmol/h。根據(jù)工藝要求，塔頂設(shè)分凝器，冷凝液局部入塔作回流L,局部作為產(chǎn)品D2,由分凝器出來的氣相經(jīng)全凝器冷凝后作為產(chǎn)品 D1。要求產(chǎn)品D1的組成不小于0.9，塔釜?dú)堃航M成不大于0.05。操作中取 L/D1=1.5,D2/D1=1/4,物系相對(duì)揮發(fā)度為2.47,流程如下圖。試求：1餾出液流量D1、D2及塔頂?shù)谝粔K理論板上升蒸汽流量V1 2精餾段操作線方程及塔頂?shù)谝粔K理論板上升蒸汽的組成？3假設(shè)塔頂只設(shè)全凝器，全回流操作時(shí)，測得相鄰兩板下降液體的組成分別為0.82,0.75，求下一板的氣相默弗里板效率？四、(20分，06考研在一具有N塊理論板的精餾塔中別離苯-甲苯混合液。進(jìn)料量F=100kmol/h，進(jìn)料中苯的摩爾分率*F=0.45，泡點(diǎn)進(jìn)料，加料板為第四塊理論板從上往下數(shù)，塔釜上升蒸氣量V=140kmol/h，回流比R=2.11。已測得塔頂出料中苯的摩爾分率為*D=0.901。苯-甲苯體系的相對(duì)揮發(fā)度=2.47。試求：(1) 精餾段、提餾段的操作線方程；2離開第14 塊理論板的苯的液相組成；