精馏作业与题解

1、精馏习题与题解一、填空题 :1. 精馏塔设备主要有 、。 矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。* 答案* 筛板塔 泡罩塔 浮阀塔 填料塔 舌形板板式塔2. 在1个大气压 .84时 , 苯的饱和蒸气压 P=113.6（kpa）甲, 苯的饱和蒸气压 p=44.38（kpa）苯, - 甲苯混合溶液达于平衡时 , 液相组成 x=.气相组成 y=.相对挥发 =.聞創沟燴鐺險爱氇谴净。* 答案* 0.823 0.923 2.563. 在精馏操作中，回流比增大，精馏段操作线与平衡线之间的距离 ，需理论板。残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。* 答案*越远， 越少4. 精馏的基本原理是 而且同时应用 ，使混合液得到较彻底的分离的过程。

2、酽锕极額閉镇桧猪訣锥。* 答案*多次 部分冷凝和部分汽化5. 精馏塔不正常的操作有： 。_ 彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。* 答案*液泛、严重漏液、严重液沫夹带6. 试述五种不同进料状态下的 q值：（ 1）冷液进料；（ 2） 泡点液体进料；（ 3）汽液混合物进料； （4）饱和蒸汽进料；（ 5）过热蒸汽进料 。謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。* 答案*（1） 1 （2） 1 （3） 01 （4） 0 （5） 0厦礴恳蹒骈時盡继價骚。7. 已知精馏段操作线为 y=0.75x+0.24,则该塔的操作回流比 R=，塔顶产品组成x=。茕桢广鳓鯡选块网羈泪* 答案*3， 0.968. 试比较某精馏塔中第， 1层理论板上参数

3、的大小 （理论板的序数由塔顶向下数起） 即： yn 1yntntn 1，ynxn鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。答案 *，实现精馏操作的必要条件9. 精馏操作的依据是包括 _和。 籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。 * 答案*混合液中各组分的挥发度差异。 塔顶液相回流 塔底上升气流預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。10. 某二元物系的相对挥发度 3，在具有理论板的精馏塔内于全回流条件下作精馏塔 操作，已知 xn 0.3，则 yn 1渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。*答案*ynxn （1 （ 1）xn）30.3/（1+20.3） 0.563xn 1 yn 0.563yn 130.563/（120.563） 0.79411. 精馏塔塔顶某理

4、论板上汽相露点温度为 td， 液相泡点温度为 tb。 塔底某理论板上汽相露点温度为 td ，液相泡点温度为 tb试按温度大小顺序用、符号排列如下：。 铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。*答案* tdtbtd tb12. 设计某二元理想溶液精馏塔时， 如保持 F,xF ,xD,xW 不变，则随进料热状况参数的增加， 其最小回流比 。 *答案 *下降(减小) 擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。13. 在连续精馏塔中， 进行全回流操作， 已测得相邻两板上液相组成分别为 xn 1 0.7,xn0.5 (均为易挥发组份摩尔分率)。已知操作条件下相对挥发度3，则 yn ，xn* ， 以液相组成表示的第板的单板效率 E*答案 *0

5、.7 0.437576.2贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。14. 某连续精馏塔 , 已知其精馏段操作线方程为 y=0.80x+0.172且, 塔顶产品量为 100kmol/h 则馏出液组成 xD ,塔顶上升蒸气量 V *答案 *0.86500kmol/h 坛摶乡囂忏蒌鍥铃氈淚。15.简单蒸馏的主要特点是： 。_蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。* 答案* 间歇操作不稳定，无回流，不能得到较纯的组分16. 分离要求一定。 当回流比为一定时，在五种进料状况中， 进料的值最大， 其 温度，此时，提馏段操作线与平衡线之间的距离， 分离所需的总理 论板数。 買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。* 答案* 冷液F 泡最远 最少。17. 连续

6、精馏过程的进料热状态有种。已知 q 1.1，则加料中液体量与总加料量之 比是。 綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。答案 *五1 118.某精馏塔的设计任务为：原料为 F，xFxDxW设计时若选定的回流比 R不变，加料热状态由原来的饱和蒸汽加料改为饱和液体加料， 则所需理论板 数 N提馏段上升蒸汽量 V，提馏段下降液体量 L， 精馏段上升蒸汽量 V，精馏段下降液体量 L。(增加，不变，减少) 驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。 * 答案*减少， 增加， 增加， 不变， 不变。选择题1两股不同组成的料液进同一精馏塔分离， 两股料分别进入塔的相应塔板和两股料混合后 再进塔相比，前者能耗 ( )后者。 猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。

7、(A) 大于； (B)小于； (C)等于； (D)有时大于有时小于* 答 *B2塔顶全凝器改为分凝器后，其它操作条件不变，则所需理论塔板数( )。(A)增多； (B)减少； (C)不变；(D)不确定答*3在馏出率相同条件下，简单蒸馏所得馏出液浓度 ( )平衡蒸馏 (A)高于；(B)低于；(C)等于；(D) 或高于或低于* 答 *A4萃取精馏加入萃取剂的目的是 (A)减小原组分间的相对挥发度；(C)减小原组分间的溶解度差异；)。(B) 增大原组分间的相对挥发度(D)增大原组分间的溶解度差异答*5连续精馏塔操作时 , 增大塔釜加热蒸汽用量，若回流量和进料的F、XF、q都不变，则L/V( )。(A)

8、增大；(B)减少；* 答 *B6蒸馏操作的依据是组分间的(A)溶解度；(C) 不变；(D) 不确定( )差异。(C)挥发度；(D) 蒸汽压答*7。塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜 液与用间接蒸汽加热相比，残液组成 Xw( )。锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。(A)增大；(B)减少；(C)不变；(D) 不确定* 答 *B(D)相平衡关联8吉利兰关联用于捷算法求理论塔板数，这一关联是 ( )。(A)理论关联；(B)经验关联；(C)数学推导公式；* 答 *B 9塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜L/V( )。構氽頑黉碩饨荠龈

9、话骛。(D)不确定液与用间接蒸汽加热相比，提馏段液汽比(A)增大； (B)减少； (C)不变； * 答 *C10进料状态改变，将引起连续精馏塔的 (A)平衡线；(B)操作线和 q线；* 答 *B( ) 改变。(C)平衡线和操作线；(D)平衡线和 q线11对一定的馏出液浓度 xD ，若进料浓度 xF 越小，最小回流比 Rmin ( )(A)越大；(B)越小；答*12在相同的条件 R、xD 、xF (A)越少；(B)越多；(C)不变；(D) 不确定xW 下， q值越大，所需理论塔板数 ( )(C)不变；(D) 不确定答*三、计算题 :1. 某连续精馏塔的操作线方程为： y=0.723x+0.263

10、 精馏段； y=1.25x-0.0188 提 馏段； 輒峄陽檉簖疖網儂號泶。若为过冷液体进料， 且进料热状况参数为 1.2，进料量为F75 kmol.h 1 ,试求：回流比： 馏出液、料液、釜液的组成；塔顶产品流率。 尧侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。* 答案 * R 0.723; R 2.61 ； xD0.263; xD 0.95。R 1 R 1 D 联立 y 0.7 2 x3 0.36 5 ； y 1.25x 0.0188 解得 xq 0.535; yq 0.650 qxFyqxqF ; xF 0.512q 1 q 1 xW 1.25xW 0.0188; xW 0.0752 D F xF xW 37.

11、45kmol / h xD xW2. 苯和甲苯混合液含苯 0.4(摩尔分率，下同 )，流量为 100kmol.h 1 ，于常压下进行连续 精馏，要求塔顶 xD 0.9， 塔底 xW 0.0677 ，原料于泡点下进入， R为1.4Rmin，已知操作 条件下相对挥发度 2.47是常数。求： (1) 精馏段操作线方程； (2) 提馏段操作线方程。 识饒鎂錕缢灩筧嚌俨淒。 q=1, xe xF 0.4 ；yexe1 ( 1)xe 0.622 ,xyRminD e 1.25， R=1.41.25=1.75,ye xeR1RR1x R1 1xD 0.636x 0.327 D F xF xw 40kmol/

12、h xD xwV / V (1 q)F V (R 1)D 110kmol /hL/ L qF RD F 170kmol /hy L x WxW 1.545x 0.03636VV 3. 某二元系统精馏塔在泡点下进料，全塔共有三块理论板及一个再沸器，塔顶采用全凝器，进料位置在第二块理论板上，塔顶产品组成 xD 0.9 (摩尔分率)，二元系统相对挥 发度 3，进料组成为 xF 0.5(摩尔分率)，回流比 R1时，求： (1)离开第一块板的液 相组成X1为多少？ (2) 进入第一块板的气相组成 y2 2为多少？ (3) 两操作线交点d的气液组 成？ 凍鈹鋨劳臘锴痫婦胫籴。答案 y1 xD 0.90 ；

13、x111 x1x1 0.75 y2R x11 xD 0.825R 1 1 R 1 D xq xF 0.50R1yqxqxD 0.70200 kmol/h ，饱和蒸汽进料，进料浓度q R 1 q R 1 D5用连续精馏塔分离某二元混合液，原料液流量为为 0.5，塔顶馏出液浓度为 0.96，釜液浓度为 0.1(以上均为易挥发组分的摩尔分率) 。操作条 件下相对挥发度为 3，塔顶采用全凝器，泡点回流。塔釜间接蒸汽加热，且塔釜汽化量为 最小气化量的 1.5 倍。试求：(1)塔釜的气化量；(2)离开第二层理论板的液体浓度(由塔 顶往下数)。解：( 1)塔釜的气化量 恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。先作全塔物料衡算

14、求出 D ：F D W,FxF DxD WxWD 93.0kmol / h,W 107kmol /h因饱和蒸汽进料， q=0，故xe3xeq0,yexF0.5,ye1 (1)xe1 2xe0.5xe0.225RminxD yeye xe0.96 0.50.5 0.2251.67精馏段最小上升蒸汽量为Vmin (Rmin 1) 248.3kmol / h 提馏段最小上升蒸汽量(即为塔釜最小气化量)为：Vmin/ Vmin (q 1)F 48.3kmol / h 塔釜气化量为V 1.5Vmin1.5 48.3 72.4kmol/h(2)离开第二层理论板的液相浓度 x2V / V (q 1)F (R 1)D F R 1.93 精馏段操作线方程式为：y R x