化工原理蒸餾習(xí)題詳解

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1-4】、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)椋?D=W=0此時(shí)是液汽比的極限值，即L L1V V4.簡述有哪幾種特殊精餾方法它們的作用是什么1.餾和萃取精餾。對(duì)于形成恒沸物的體系，可通過加入第三組分作為挾帶劑，

恒沸精形成新的恒沸體系，使原溶液易于分離。對(duì)于相對(duì)揮發(fā)度很小的物系，以顯著改變?cè)薪M分的相對(duì)揮發(fā)度，使其易于分離。

可加入第三組分作為萃取劑，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，指出塔板適宜操作區(qū)在哪個(gè)區(qū)域是適宜操作區(qū)。（ 5分）漏液線（氣體流量下限線）（1分）霧沫夾帶線（氣體流量上限線） （1分）液相流量下限線（1分）液相流量上限線（1分）液泛線（1分）7進(jìn)料熱狀況參數(shù)

最適宜的區(qū)域?yàn)槲鍡l線相交的區(qū)域內(nèi)。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、用一精餾塔分離苯-甲苯溶液（=）,進(jìn)料為氣液混合物，氣相占50%（摩爾分率下同），進(jìn)混合物中苯占，現(xiàn)要求塔頂、塔底產(chǎn)品組成分別為和 ，回流比取最小回流比的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、某連續(xù)精餾塔的操作線方程分別為：精餾段： yn10.723xn0.263提餾段：yn11.25xn0.0187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)精餾塔中分離苯和甲苯二元混合溶液，原料液流量為 5000kg/h，組成為含苯（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，求餾出液及釜?dú)堃旱哪柫髁考澳柦M成。（苯的相對(duì)分子量為78，甲苯92）0.3解：xF78 920.0578 92MFMAXFAMBXFB780.336 92(1 0.336) 87.30.05780.950.05780.950.0584500057.3kmol/h87.3WF 57.3D由DxDWxWFxF得

（5分）（1）XD 0.058W 57.30.336 (2)XD又 XFXF

0.88(3)聯(lián)立(1)、(2)、(3)得:W=kmol/hD=kmol/hXD= (10分)4、用連續(xù)精餾塔分離某二元混合液，原料液流量為300kmol/h，露點(diǎn)(飽和蒸汽)進(jìn)料，進(jìn)料濃度為，塔頂餾出液濃度為，釜?dú)堃簼舛葹椋?(以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率) 。作條件下相對(duì)揮發(fā)度為，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。已知回流比為最小回流比的倍。試求：R最小回流比 ；Rmin5、用精餾塔分離某二元混合物， 已知塔精餾段操作線方程為 y=+;提餾段操作線方程為試求：DRX；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。6、在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2，餾出液組成為(易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同)，釜?dú)堃航M成為，釜?dú)堃毫髁繛?50Kmol/h，回流比為最小回qy=6X-,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.qy

X——交點(diǎn)坐標(biāo)為(X,y)q y 6Xq

1 ( 1)XqX 0.333q2X 得y

0.51XyRyqo.95o.5yR

qxq0.5mi 0.333nyRR1xXDR11.20.32yRR1xXDR11.20.3精餾段操作線方程為:

0.76x0.225qq1.q16得XF1.5qXFq1全塔物料恒算:FDWFxF DxD^WXW

代入數(shù)值計(jì)算得

D60.9kmol/hF210.9kmol/hLLqF446kmol/hV'V(q1)F(R1)D(q1)F

296kmol/hIy1.507x0.02037、氯仿和四氯化碳的混合液在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，在精餾塔某一理論板 n處，進(jìn)入該塔板的氣相組成為（摩爾分率

，下同），從該塔板流出的液相組成為，物系的相對(duì)揮發(fā)度為，精餾段內(nèi)的液氣比為2/3（摩爾比），試求：從第n板上升的蒸汽組成流入第n板的液相組成解：1）精餾操作達(dá)平衡時(shí)：xyn 1

1.60.891)x1 0.6

0.932）由物料衡算方程:Vg[ynyn1)L(Xn1Xn)L/V

091X 093ym1LWym1LWXW，代入數(shù)值得提餾段操作線方程為:1n"得：xn10.923)- V3 -,VLD,yn1刁曰yn1刁曰XD0.95R1nRXXDR1yn10.667xn0.3178、用精餾塔分離某二元混合物，精餾段操作線方程為y=-，求:DRXXD

y=+,提餾段操作線方程為解得F 320kmol/W 200kmol/h9、用板式精餾塔常壓下分離苯 ?甲苯溶液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，相對(duì)揮F發(fā)度？=，進(jìn)料量為140kmol/h，進(jìn)料組成X=(摩爾分?jǐn)?shù))的回收率為，塔釜采出液中甲苯回收率為，提餾段液汽比F

，飽和液體進(jìn)料，塔頂餾出液中苯L?/V?=5/4，求:(1)塔頂餾出液組成XD及釜液組成XW(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成。(4)試求出塔底最后一塊塔板流出的液體組DXDFXF

DXD1400.5

0.98D=120kmol/h。y0.75X0.205及RyR1XXDR1RR10.75得XDR10.205R3XD0.82XXW WX=-wX=wF2.FXFDWDxDWXW即F120W0.37F1200.82塔釜回收率

1W(1 XW)XF(1 )XF

W(1 )140(1

0.952對(duì)全塔進(jìn)行物料衡算有聯(lián)立(1)(2)(3)(4)解得提餾段操作線方程為

FDW140F FX DX WxWF X0.951XDX 0.021wD72.1kmol/h67.9kmol/

(5分)已知￡

5，又因?yàn)?qF

LqFV

WX VXn WV4LqF

5，由于q (R1)D，故有4解得回流比R= 因此有

RDF(R1)D72.1R 140(R 1)72.1V(R 1)D 3.7772.1 271.8kmol/h所以提餾段操作線方程為5 y

0.021

0.00525nn1 n

271.82 n已求出回流比R 2.77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 X XFF

0.5，交點(diǎn)的縱坐標(biāo)為

X 2.50.5y q

0.714q 1 ( 1)Xq

1 1.50.5于是有

R X

0.951 0.714D i D A D

0.5255R minii

X 0.951 0.5XminX解得R 1.107解得min（3）再沸器相當(dāng)于一個(gè)理論級(jí)，即釜內(nèi)產(chǎn)出的氣相組成程

yw與XW為平衡關(guān)系，滿足相平衡方y(tǒng)2.50.021yW 1 1.5

ccucc0.0509進(jìn)入再沸器的液相組成

與之間應(yīng)符合提餾段操作線方程，即有Xyn nXy0.05091.25X0.00525n解得 n0.0449 （5分）10、在連續(xù)精餾塔中分離某組成為（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)入塔內(nèi)。塔頂采用分凝器和全凝器。分凝器向塔內(nèi)提供回流液，其組成為，全凝器提供組成為的合格產(chǎn)品。塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為第一層塔板的液相組成為，試求：、操作回流比和最小回流比；100kmol/L，則原料液流量為多少

96%若測(cè)得塔頂11、在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知進(jìn)料量為 100kmol/h，組成為（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，物的平均相對(duì)揮發(fā)度為。已知精餾段操作線方程為 y0.8x0.188試求：（1）提餾段操作線方程；（6分）（2）1層板下降的液相組成為時(shí)的汽相默弗里板效率。

6分）四、計(jì)算題:四、計(jì)算題:.（12分）解：（1）（6分）由精餾段操作線方程為yRR1RXXDR0.8X0.188RR1R1XDR10.8R4得：XD0.94（2分）0.188由物料衡算方程：FDW 100DWFXFDXDWXW100*0.35 35*0.9465*得：由L'LqF

W65kmol/hXw0.032q=0L'L

（2分）RD4*35140kmol/h（1分）提餾段操作線方程

140WX 140 65x 140W

*0.032 1.87x 0.028 （1分）（2）（6分）由汽相默弗里板效率Emv

yn yn1y*n yn1y*對(duì)于第一塊板，

y1 y2yymv ~*yy1 2X1r~（~~1）x

2.5*0.91 1.5*0.9

0.957 （2分）實(shí)際上升的xD 0.94

（1分）操作關(guān)系y2 洛

y2

0.188

0.8*0.9

0.188 0.908 （2分）0.940.9080.65mv 0.957 0.908

（1分）在常壓連續(xù)精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。 已知進(jìn)料量為100kmol/h，其組成為（摩爾分率，下同）；45kmol/h流，操作回流比為最小回流比的倍；物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為。F （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分解已知F=100Kmol/h,x =,W=45Kmol/h,x =,F （1）易揮發(fā)組分的收率FD WFXF DXDWXW

所以：

D55Kmol/h.xD0.959

（2 分）DxD — 55*0.959W D*100% 0.959FXF 100*0.55

（3分）⑵泡點(diǎn)進(jìn)料q1平衡線方程：y 1（x

2x1）1x

（2分）對(duì)于進(jìn)料乂

2*055= yF

0.71 （2分）F尸 1 0.55F最小回流比時(shí)，- R相對(duì)揮發(fā)度 2.0

xD y 0.959 0.71 061 （2分）1RminxDxF0.959 0.55所以：Rmin1.56實(shí)際回流比: 1.6Rmin 1.6*1.56 2.50 （2分）R精餾段操作線方程:

xD2.5

0.959

0.71x 0.274

（2分）yFT

R1 2.5

x----------2.51四、（20分08考研）在一連續(xù)精餾塔中分離苯-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R=系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度為。

35%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），進(jìn)料量為100kmol/h，以飽和蒸氣40kmol/h，要求塔釜液含苯濃度不高于 5%采用的回流試求回流比R;（2）精餾段和提餾段的操作線方程； 已知塔頂?shù)谝粔K實(shí)際板以液相組成表示的默弗里板效率為，求離開塔頂?shù)诙K實(shí)際板進(jìn)入第一塊實(shí)際板的氣相組成；若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。

）150kmol/h150kmol/h。根據(jù)工藝要求，塔頂設(shè)分凝器，冷凝液部分入塔作回流L,部分作為產(chǎn)品Q,由分凝器出來的氣相經(jīng)全凝器冷凝后作為產(chǎn)品D。1要求產(chǎn)品Di的組成不小于，塔釜?dú)堃航M成不大于。操作中取L/D1=,D/D=1/4,物系相對(duì)揮發(fā)度為流程如圖所示。試求：（1）餾2 1出液流量、D2及塔頂?shù)谝粔K理論板上升蒸汽流量V（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）若塔頂只設(shè)全凝器，全回流操作時(shí)，測(cè)得相鄰兩板下降液體的組成分別為,，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分離苯-甲苯四、（20分05考研）用連續(xù)精餾塔分離某雙組分物系，原料液組成為（摩爾分率，下同），流量為混合液。進(jìn)料量F=100kmol/h，進(jìn)料中苯的摩爾分率XF=,泡點(diǎn)進(jìn)料，加料板為第四塊理論板（從上往下數(shù)），V'=140kmo