精餾習題課習題含答案

第六章蒸餾本章學習規(guī)定1、掌握的內容（1）雙組分理想物系的氣液平衡，拉烏爾定律、泡點方程、露點方程、氣液相平衡圖、揮發(fā)度與相對揮發(fā)度定義及應用、相平衡方程及應用；（2）精餾分離的過程原理及分析；（3）精餾塔物料衡算、操作線方程及q線方程的物理意義、圖示及應用；2、熟悉的內容（1）平衡蒸餾和簡樸蒸餾的特點；（2）精餾裝置的熱量衡算；（3）理論板數(shù)捷算法(Fenske方程和Gilliand關聯(lián)圖)；（4）非常規(guī)二元持續(xù)精餾塔計算(直接蒸汽加熱、多股進料、側線采出、塔釜進料、塔頂采用分凝器，提餾塔等)。3、理解的內容（1）非理想物系氣液平衡；（2）間歇精餾特點及應用；（3）恒沸精餾、萃取精餾特點及應用。第六章蒸餾1．正庚烷和正辛烷在110℃時的飽和蒸氣壓分別為140kPa和64.5kPa。試計算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均為摩爾分數(shù)）構成時，在110解：2．在一持續(xù)精餾塔中分離苯－氯仿混合液，規(guī)定餾出液中輕組分含量為0.96（摩爾分數(shù)，下同）的苯。進料量為75kmol/h，進料中苯含量為0.45，殘液中苯含量為0.1，回流比為3.0，泡點進料。試求：（1）從冷凝器回流至塔頂?shù)幕亓饕毫亢妥运仙恼魵饽柫髁?；?）寫出精餾段、提餾段操作線方程。解：物料衡算：則：聯(lián)立求解得：W=F-D=75-30.52=44.48kmol/h（1）從冷凝器回流至塔頂?shù)幕亓饕毫浚鹤运仙羝哪柫髁浚海?）精餾段操作線方程：（3）提餾段操作線方程：提餾段下降液體構成：3．某持續(xù)精餾塔，泡點進料，已知操作線方程如下：精餾段：y=0.8x+0.172提餾段：y=1.3x-0.018試求：原料液、餾出液、釜液構成及回流比。解：精餾段操作線的斜率為：由精餾段操作線的截距：塔頂餾出液構成提餾段操作線在對角線上的坐標為（xw,xw），則由于泡點進料，q線為垂直線。精餾段與提餾段操作線交點的橫坐標為xF：4．采用常壓精餾塔分離某理想混合液。進料中含輕組分0.815（摩爾分數(shù)，下同），飽和液體進料，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸氣加熱。規(guī)定塔頂產品含輕組分0.95，塔釜產品含輕組分0.05，此物系的相對揮發(fā)度為2.0，回流比為4.0。試用：（1）逐板計算法；（2）圖解法分別求出所需的理論塔板數(shù)和加料板位置。解：物料衡算：則：聯(lián)立求解得：W=F-D=0.15F提餾段下降液體構成：自塔釜上生成蒸汽的摩爾流量：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：相平衡方程：（1）逐板計算法由于：y1=xD=0.95由相平衡方程得：由精餾段操作線方程：交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程至x<xF后，交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程至x<xW。各板上的汽液相構成12345678910y0.950.9140.8630.7880.6740.5270.3700.2340.1360.074x0.9050.8410.7590.6500.5080.3570.2270.1330.0730.039習題習題4附圖第三塊板為進料板，理論板數(shù)為10塊。（2）圖解法交替在相平衡方程和精餾段操作線方程之間作梯級，至x<xF后，交替在相平衡方程和提餾段操作線方程作梯級至x<xW。5．用一持續(xù)操作的精餾塔分離丙烯-丙烷混合液，進料含丙烯0.8（摩爾分數(shù)，下同），常壓操作，泡點進料，要使塔頂產品含丙烯0.95，塔釜產品含丙烷0.95，物系的相對揮發(fā)度為1.16，試計算：（1）最小回流比；（2）所需的至少理論塔板數(shù)。解：(1)泡點進料，q=1則xq=xF=0.8（2）全回流時的最小理論板數(shù)6．精餾分離某理想混合液，已知：操作回流比為3.0，物系的相對揮發(fā)度為2.5，xD=0.96。測得精餾段第二塊塔板下降液體的構成為0.45，第三塊塔板下降液體構成為0.4（均為易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)）。求第三塊塔板的氣相單板效率。解：精餾段操作線方程：已知x2=0.45，由精餾段操作線方程得y3同理：x3=0.4，可得y4=0.54y3*由相平衡方程求解則第三塊塔板的氣相單板效率為：7．用常壓精餾塔分離苯和甲苯混合液。已知精餾塔每小時處理含苯0.44（摩爾分數(shù)，下同）的混合液100kmol，規(guī)定餾出液中含苯0.975，殘液中含苯0.0235。操作回流比為3.5，采用全凝器，泡點回流。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。試計算泡點進料時如下各項：（1）理論板數(shù)和進料位置；（2）再沸器熱負荷和加熱蒸汽消耗量，加熱蒸汽絕壓為200kPa；（3）全凝器熱負荷和冷卻水的消耗量（冷卻水進、出口溫度t1=25℃,t2=40已知苯和甲苯的汽化熱為427kJ/kg和410kJ/kg，水的比熱為4.17kJ/(kg.℃)，絕壓為200kPa的飽和水蒸氣潛熱為2205kJ/kg。再沸器和全凝器的熱損失忽視。解：（1）理論板數(shù)和加料板位置根據(jù)物系的相對揮發(fā)度，在x-y圖上標繪平衡曲線和對角線。精餾段操作線截距在圖上連接點（0.975，0.975）和（0，0.217），即為精餾段操作線ac。泡點進料，q線為通過xF=0.44的垂線ed，連接點b(0.0235,0.0235)和點d，即為提餾段操作線。按圖解法在圖上畫梯級，圖解的理論板數(shù)為11（不包括再沸器），第六塊理論板為進料板。（2）、再沸器熱負荷和加熱蒸汽消耗量先由物料衡算求D和W，即則：聯(lián)立求解得：精餾段上升蒸汽量：提餾段上升蒸汽量：因釜殘液中苯含量很低，故可近似按甲苯計算，再沸器的熱負荷為：水蒸氣消耗量為：（3）全凝器熱負荷和冷卻水消耗量因餾出液中甲苯含量很低，故可近似按純苯計算，全凝器熱負荷為：冷卻水消耗量為：8、有一正在操作的精餾塔分離某混合液。若下列條件變化，問餾出液及釜液構成有何變化？假設其他條件不變，塔板效率不變。（1）回流比下降；原料中易揮發(fā)組分濃度上升；進料口上移。解：（1）回流比下降，餾出液構成減小，釜液構成增大。(2)xF上升，餾出液構成增大，釜液構成增大。（3）餾出液構成減小，釜液構成增長。9.在一常壓操作的持續(xù)精餾塔中，分離苯-甲苯混合液，原料中苯的含量為0.4（摩爾分率，下同），原料液量為100kmol/h，泡點進料，規(guī)定塔頂產品中苯的含量不低于0.98，塔釜殘液中苯的含量不高于0.02，操作回流比為2，泡點回流，忽視熱損失。試求塔釜加熱蒸汽用量和冷凝器中冷卻水用量。已知下列數(shù)據(jù)：加熱蒸汽為101.3kPa(表壓)的飽和蒸汽；冷卻水進口溫度為15C，出口溫度為30C，比熱容為4.187kJ/kg·K；苯的千摩爾質量為78.11kg/kmol,甲苯的千摩爾質量為92.13kg/kmol；80.2C時苯的氣化熱：r苯=31024.2kJ/kmol；忽視熱損失。解近似認為塔頂餾出液為純苯，塔釜為純甲苯，則塔頂溫度為80.2C，塔釜溫度為110.6C。例9附表溫度80.2C95C110.6C苯的摩爾比熱容153.5kJ/(kmol·C)157kJ/(kmol·C)甲苯的摩爾比熱容185.2kJ/(kmol·C)188.9kJ/(kmol·C)（1）物料衡算將已知數(shù)據(jù)代入上式得D=39.6kmol/h，W=60.4kmol/h.(2)加熱蒸汽用量的計算由苯-甲苯的t-x-y圖查得泡點tb=95C原料液平均千摩爾比熱容kJ/(kmol·C)原料液的焓原料液帶入的熱量回流液的焓近似取純苯的焓回流液帶入的熱量塔頂蒸汽的熱焓近似地取純苯蒸汽的焓塔頂蒸汽帶出的熱量塔底產品的焓近似地取純甲苯的焓塔底產品帶出去