化工原理复习题下册

1、 浓度为浓度为0.02（摩尔分率）的稀氨水在（摩尔分率）的稀氨水在20时的平衡分压为时的平衡分压为1.666kPa，氨水，氨水上方的总压为常压，在此浓度下的相平衡关系服从亨利定律，氨水密度可取上方的总压为常压，在此浓度下的相平衡关系服从亨利定律，氨水密度可取1000kg/m3，试求亨利系数，试求亨利系数E、H和和m的数值各为多少？的数值各为多少？解解：由：由PA*=Ex得：得：kPa3 .83=02. 0666. 1=xP=E*A)kPa.m/(kmol667. 0=183 .831000=3SsEM=HPE=m822. 0=3 .1013 .83=【例题【例题5-1 】几种亨利系数的之间的关

2、系换算几种亨利系数的之间的关系换算【例题【例题5-2】温度和压力对亨利系数的影响温度和压力对亨利系数的影响 20浓度为浓度为0.02（摩尔分率）的稀氨水，氨水上方的总压强为（摩尔分率）的稀氨水，氨水上方的总压强为2.026105Pa（绝对）。试求：（绝对）。试求：（1）气相中氨的平衡分压及氨的摩尔分率为多少？）气相中氨的平衡分压及氨的摩尔分率为多少？Henry系数系数E、H、和、和m有有何变化？何变化？ （2）若氨水浓度、上方总压与上例相同，而氨水温度升至）若氨水浓度、上方总压与上例相同，而氨水温度升至50 ，已知此时氨，已知此时氨水上方平衡分压为水上方平衡分压为5.838kPa，各，各Hen

3、ry系数有何变化？系数有何变化？ 氨水上方的平衡分压只与氨水的浓度及温度有关，故氨的平衡分压氨水上方的平衡分压只与氨水的浓度及温度有关，故氨的平衡分压PNH3=1.666kPa不变，亨利系数不变，亨利系数E、H也不变，仍为也不变，仍为83.3kPa和和0.667kmol/m3.kPaPEm 411. 06 .2023 .83m=0.822解：（解：（1）气相中氨的平衡分压及氨的摩尔分率为多少？）气相中氨的平衡分压及氨的摩尔分率为多少？Henry系数系数E、H、和和m有何变化？有何变化？kPa9 .291=02. 0838. 5=xP=E*A)kPa.m/(kmol190. 0=189 .291

4、1000=3SsEM=HPE=m88. 2=3 .1019 .291=亨利系数亨利系数E E、H H只取决于温度，而相平衡常数只取决于温度，而相平衡常数m m还与总压有关。因此，提到还与总压有关。因此，提到m m时，必须指明系统的总压时，必须指明系统的总压（2）若氨水浓度、上方总压与上例相同，而氨水温度升至）若氨水浓度、上方总压与上例相同，而氨水温度升至50 ，已知此时氨水上，已知此时氨水上方平衡分压为方平衡分压为5.838kPa，各，各Henry系数有何变化？系数有何变化？【例题【例题5-35-3】判断传质方向及推动力判断传质方向及推动力 在总压在总压101.3kPa，温度，温度30条件下含

5、条件下含0.3（摩尔分率，下同）（摩尔分率，下同）SO2混合气体混合气体与与0.01的水溶液相接触。试问：的水溶液相接触。试问：（1）从液相分析）从液相分析SO2的传质方向；的传质方向；（2）从气相分析，其它条件不变，温度降到）从气相分析，其它条件不变，温度降到0时时 SO2的传质方向；的传质方向；（3）其它条件不变，从气相分析，总压提高到）其它条件不变，从气相分析，总压提高到202.6kPa时时SO2的传质方向，的传质方向，并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔分率差表示的传质推动力。并计算以液相摩尔分率差及气相摩尔分率差表示的传质推动力。88.47=3 .1014850=PE=m解解：（：（1）

6、查的在总压）查的在总压101.3kPa，温度，温度30条件下条件下SO2在水中的亨利系数在水中的亨利系数E=4850kPa.从液相分析从液相分析01. 0=x00627. 0=88.473 . 0=my=x*故故SO2从液相转移到气相，解吸过程从液相转移到气相，解吸过程（2）查的在总压）查的在总压101.3kPa，温度，温度0条件下条件下SO2在水中的亨利系数在水中的亨利系数E=1670kPa.49.16=3 .1011670=PE=m从气相分析：y*=mx=16.490.01=0.16y=0. 3故故SO2必然从气相转移液相，进行吸收过程必然从气相转移液相，进行吸收过程. .（3）在总压为）

7、在总压为202.6kPa，温度为，温度为30的条件下，的条件下，SO2在水中的亨利系数在水中的亨利系数E=4850kPa94.23=6 .2024850=PE=m从气相分析从气相分析 :y*=mx=23.940.01=0.24；B.；B.,=,L/mV操作线斜率与平衡线斜率之比大于上方减小靠近Y-Y*基本不变变大2022-2-6437、当吸收剂的用量为最小时，则所需填料层高度将为（ ）。8、对一定操作条件下的填料吸收塔，如将填料层增高一些，则该塔的HOG将（ ），NOG将（ ）。9、 在逆流吸收塔中用纯溶剂吸收混合气中的溶质。在操作范围内，平衡关系符合亨利定律。若入塔气体浓度y1上升，而其它入

8、塔条件不变，则出塔气体浓度y2和吸收液的浓度X1的变化为 。 A. y2上升，X1下降 B. y2下降，X1不变 C. y2上升，X1上升 D. y2上升，X1变化不确定。10、在逆流吸收塔中用纯溶剂吸收混合气中的溶质，其液气比L/V为2.85，平衡关系可表示为Y=1.5X（X、Y为摩尔比），溶质的回收率为95%，则液气比与最小液气比之比值为（ ）。 A. 3； B. 2； C. 1.8； D. 1.5c最大变大不变B2022-2-6441111、在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若进塔液相组成、在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若进塔液相组成X X2 2增增大，其他操作条件不变，则气相总

9、传质单元数大，其他操作条件不变，则气相总传质单元数NOGNOG将（将（ ），），气相出口组成将（气相出口组成将（ ）。）。 A. A. 增加；增加； B. B. 减小；减小； C. C. 不变；不变； D. D. 不确定不确定1212、解吸时溶质由（、解吸时溶质由（ ）向（）传递。）向（）传递。1313、压力（、压力（ ) ) ，温度（，温度（ ) ) ，将，将有利于解吸的进行。有利于解吸的进行。AC液相气相减小升高第第5章小结章小结一、传质理论：一、传质理论： 菲克定律；等分子扩散与单向扩散的应用、扩散系数；菲克定律；等分子扩散与单向扩散的应用、扩散系数；二、概念二、概念吸收推动力（总的、气

10、相侧、液相侧）、吸收推动力（总的、气相侧、液相侧）、吸收阻力（气相侧、液相侧、总的）吸收阻力（气相侧、液相侧、总的）影响吸收阻力的因素、影响吸收阻力的因素、 回收率回收率三相平衡关系三相平衡关系亨利定律的三种形式亨利定律的三种形式 AAAAAAmxyExpHpC mPmTmETEHTH，；，相相平平衡衡常常数数，亨亨利利系系数数，溶溶解解度度系系数数，吸收常用吸收常用例题1如图一分离某二元物系的精馏塔，塔顶冷凝方式有以下三如图一分离某二元物系的精馏塔，塔顶冷凝方式有以下三种，（种，（a)为全凝器，为全凝器，(b) （c）为分凝器。在三种冷凝方式下，）为分凝器。在三种冷凝方式下，塔顶第一块板上升

11、的气体量及组成相同。试比较回流液温度塔顶第一块板上升的气体量及组成相同。试比较回流液温度t1、t2、t3，回流液浓度，回流液浓度xL1 、 xL2 、 xL3，塔顶产品浓度，塔顶产品浓度xD1 、 xD2 、 xD3的大小。的大小。Vt。t1xL1xD1ay1Vt。t2xL2xD2bV/2Vt。t3xL3xD3cV/3yD3y1y1yD2 B t A t1V Ly1=xD1=xL12 M2 2t2xL2xD23 M3 3t3xL3xD3解：解：321DDDxxx132LLLxxx231ttt由图可见：由图可见：解：图（解：图（a）所示过程：为全凝器，故有）所示过程：为全凝器，故有y1=XD1=

12、XL1,其冷凝过程在其冷凝过程在t-x-y相图中可用相图中可用VL表示。表示。222 2MM32 333MM图（图（c）所示过程：与图（）所示过程：与图（b）所示过程相似，故有）所示过程相似，故有yD3=XD3，且，且yD3与与XL3呈平呈平衡关系。根据冷凝下来的液相量与未冷凝量的气相量之比为衡关系。根据冷凝下来的液相量与未冷凝量的气相量之比为2：1以及杠杆原理，以及杠杆原理，冷凝过程在冷凝过程在t-x-y相图中可用线段相图中可用线段33表示，且线段表示，且线段图（图（b）所示过程：为分凝器，故有）所示过程：为分凝器，故有yD2=XD2，且，且yD2与与XL2呈平衡关系。根据冷凝呈平衡关系。根

13、据冷凝下来的液相量与未冷凝量的气相量之比为下来的液相量与未冷凝量的气相量之比为1：1以及杠杆原理，冷凝过程在以及杠杆原理，冷凝过程在t-x-y相图中可用线段相图中可用线段22表示，且线段表示，且线段22被线段被线段VL等分等分,即即（ 2 ） y-x 相图相图：1.在精馏操作中，若降低操作压强，则溶液的相对挥发度（在精馏操作中，若降低操作压强，则溶液的相对挥发度（ ） ，塔，塔顶温度顶温度 （ ），塔釜温度（），塔釜温度（ ） ，从平衡的角度分析对该分，从平衡的角度分析对该分离过程（离过程（ ）。）。2.某二元混合物，其中某二元混合物，其中A为易挥发组分，液相组成为为易挥发组分，液相组成为xA

14、=0.4，相应的泡点温，相应的泡点温度为度为t1，气相组成，气相组成xA=0.4，相应的露点温度为，相应的露点温度为t2，则，则t1 t2。(、=）3.两理想溶液的相对挥发度是指溶液中的（两理想溶液的相对挥发度是指溶液中的（ ）的挥发度对）的挥发度对（ ）的挥发度的比值，根据）的挥发度的比值，根据的大小，的大小，可用来可用来（ ），），=1表示（表示（ ）。）。4.气液两相成平衡时，气液两相温度（气液两相成平衡时，气液两相温度（ ），液相组成（），液相组成（ ）气）气相组成。相组成。增加、降低、降低、有利增加、降低、降低、有利练习题练习题易挥发性组分易挥发性组分小于小于相等相等难挥发性组分难挥

15、发性组分不能用普通蒸馏放法分离不能用普通蒸馏放法分离判断蒸馏分离的难易程度判断蒸馏分离的难易程度思考题思考题1、在操作的精馏塔中，测得相邻两塔板的两相四个组成为0.62、0.70、0.75、0.82，则yn= ， xn = ， yn+1= ， xn+1 = 。2、精馏塔精馏段内相邻两理论板，离开上板气相的温度为t1，液相温度为t2；离开下板气相温度为t3，液相温度为t4，试按从大到小顺序为 。3、精馏塔塔顶温度总是低于塔底温度，原因是（1） ；（2） 。4、气液两相组成相同时，则气相露点温度（ ）液相泡点温度。0620.820.700.75t4 = t3 t2= t1塔底操作压强高于塔顶操作压

16、强，塔底操作压强高于塔顶操作压强，塔顶中易挥发组分含量塔顶中易挥发组分含量大于大于2/6/202254例例5 在一具有在一具有N块理论板的精馏塔中分离苯块理论板的精馏塔中分离苯-甲苯混合液。进料量甲苯混合液。进料量F=100kmol/h，进料中苯的摩尔分率为，进料中苯的摩尔分率为0.45 ，泡点进料，加料板，泡点进料，加料板为第四块理论板（从上往下数），塔釜上升蒸汽量为为第四块理论板（从上往下数），塔釜上升蒸汽量为140kmol/h，回流比为，回流比为2.11。已测得塔顶馏出液中苯的摩尔分。已测得塔顶馏出液中苯的摩尔分率为率为0.901。试求：。试求：（1）精馏段、提馏段的操作线方程；）精馏段

17、、提馏段的操作线方程；（2）离开第）离开第14块理论板的苯的液相组成；块理论板的苯的液相组成；（3）此时加料位置是否合适？）此时加料位置是否合适？（4）若位置进料向下移动一块理论板，其余操作条件不变，则塔）若位置进料向下移动一块理论板，其余操作条件不变，则塔顶产品浓度顶产品浓度 xD 将如何变化？将如何变化？（已知苯（已知苯-甲苯体系的相对挥发度为甲苯体系的相对挥发度为2.47。）。）2/6/202255解：（1）精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：hkmolRFqVRVD/45111. 201401)1 (103182. 0393. 1xVWxxVLyWhkmolDFW/5545100h

18、kmolWVL/19555140081. 0111. 2014055901. 04545. 0100WDxFxxDFW2897. 06784. 011xRxxRRyD2/6/202256（2）第4块板加料，因此求y2、y3、y4用精馏段操作线方程，求y5才用提馏段操作线方程.平衡线方程为8233. 02897. 07865. 06784. 02897. 06784. 012xy) 1(1xy7865. 0901. 0) 147. 2(47. 2901. 0) 1(111yyx6535. 0) 1(222yyx6468. 02897. 06784. 034xy5264. 0) 1(333yyx7

19、33. 02897. 06784. 023xy4257. 0) 1(444yyx2/6/202257（3）由于q=1，因此进料线与精馏段操作线的交点d的横坐标xd=xF=0.45.因为x3=0.5264，x4=0.4257，所以x4xdx3。从而第4块板为加料板位置，合适。（4）偏离最佳加料位置，而F、xF、q、V、R不变，使全塔分离能力下降，即xD，xW。2/6/202258例题例题6： 在一连续精馏塔内分离某两组分理想溶液。已知进料组在一连续精馏塔内分离某两组分理想溶液。已知进料组成为成为0.5（摩尔分数，下同），釜残液组成为（摩尔分数，下同），釜残液组成为0.05；塔顶采；塔顶采用全凝器

20、，操作回流比为最小回流比的用全凝器，操作回流比为最小回流比的1.777倍；操作条件倍；操作条件下物系的平均相对挥发度为下物系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为；精馏段操作线方程为y=o.72x+0.275。试求：。试求：（1）塔顶产品的馏出率；）塔顶产品的馏出率；（2）进料热状况参数）进料热状况参数q。2/6/202259%100FD先求馏出液组成先求馏出液组成xD： 由精馏段方程可知：由精馏段方程可知：72. 01RR解：（1）塔顶产品的馏出率275. 01xDRR=2.571xD=0.982再求馏出率的再求馏出率的D/F：由物料衡算可知：由物料衡算可知：WDFWxDxFxWD

21、FWDWFxxxxFD4828. 005. 0982. 005. 05 . 02/6/202260（2）进料热状况参数q由题给的条件R=1.777Rmin，可得Rmin=R/1.777=1.44qDqDxxyxRR1minminqqxy982. 0982. 01447. 1447. 1xxy) 1(1qqqxxy) 1303. 2(1303. 2xq=0.5=xF因xq=xF，故可知进料为饱和液体进料，即q=12/6/202261例题例题7（天大（天大03年考研试题）年考研试题） 某制药厂用板式精馏塔回收含量为某制药厂用板式精馏塔回收含量为75%（摩尔分数，下同）的废丙（摩尔分数，下同）的废丙

22、酮液媒。该精馏塔共有实际塔板数酮液媒。该精馏塔共有实际塔板数28层，塔顶采用全凝器，泡点回流；层，塔顶采用全凝器，泡点回流；塔底采用再沸器间接加热。因在常压下操作，该分离物可视为二元理想塔底采用再沸器间接加热。因在常压下操作，该分离物可视为二元理想物系，其相对挥发度为物系，其相对挥发度为1.8。现场测得一组数据为如下：。现场测得一组数据为如下：馏出液中丙酮的含量馏出液中丙酮的含量 96% 釜残液中丙酮的含量釜残液中丙酮的含量 5%精馏段液相负荷精馏段液相负荷40kmol/h 精馏段气相负荷精馏段气相负荷60kmol/h提馏段液相负荷提馏段液相负荷66kmol/h 提馏段气相负荷提馏段气相负荷6

23、0kmol/h试根据以上数据核算：试根据以上数据核算：（1）丙酮的回收率；）丙酮的回收率；（2）操作回流比与最小回流比的比值；）操作回流比与最小回流比的比值；（3）该板式塔的理论塔板数。）该板式塔的理论塔板数。提示：吉利兰图中的曲线可用下式表示：提示：吉利兰图中的曲线可用下式表示：Y=0.5458-0.5914X+0.0027/X其中：其中：X=(R-Rmin)/(R+1), Y=(N-Nmin)/(N+2)2/6/202262解（1）丙酮的回收率：%100FDFxDxD=V-L=60-40=20kmol/hW=L-V=66-60=6kmol/h又又 XD=0.96 xF=0.75F=D+W=

24、20+6=26kmol/h%100FDFxDx%46.98%10075. 02696. 020（2）R/Rmin:R=L/D=40/20=2qDqDxxyxRR1minmin2/6/202263V=V=60kmolhq=1Xq=xF=0.75xxy) 1(18438. 075. 0) 18 . 1 (175. 08 . 1qyqDqDxxyxRR1minmin代入代入 得：得：代入代入 得：得：75. 096. 08438. 096. 01minminRR239. 1minR614.1239.12 minRR2/6/2022641lg)1()1lg(minmWWDDxxxxN（3）板式塔的理论

25、塔板数416. 918 . 1lg)05. 005. 01()96. 0196. 0lg(X=(R-Rmin)/(R+1)=（2-1.239）/（2+1）=0.2537Y=(N-Nmin)/(N+2)Y=0.5458-0.5914X+0.0027/X=0.4064=(N-9.416)/(N+2)=0.4064N=17.232/6/202265（2001石大）在一连续常压精馏塔中分离某石大）在一连续常压精馏塔中分离某混合液，要求混合液，要求xD=0.94，xW=0.04。已知此。已知此塔进料塔进料q线方程为线方程为y=6x-1.5，采用回流比为最小回流比的，采用回流比为最小回流比的1.2倍，混合

26、液在本题条件下的相对挥发度为倍，混合液在本题条件下的相对挥发度为2。求：求： 精馏段操作线方程；精馏段操作线方程；若塔底产品量若塔底产品量W=150kmol/h，求进料量，求进料量F和塔顶产品量和塔顶产品量D；提馏段操作线方程提馏段操作线方程。例题例题82/6/202266解：解方程组： xxyxy125 . 165 . 0333. 0yx 162. 32 . 1635. 2725. 0333. 094. 05 . 094. 01minminminminRRRxxyxRRqDqD精馏段操作线方程为： 226. 076. 011xRxxRRyD2/6/202267 61qq2 . 1q5 . 1

27、1qxF3 . 0Fx 又物平： 15004. 094. 03 . 0150DFDFhkmolDF/94.6094.210 hkmolqFRDL/88.44594.2102 . 194.60162. 3hkmolFqDRV/8 .29594.2102 . 094.60162. 4110203. 0507. 18 .29504. 01508 .2958 .445xxVWxxVLyW 2022-2-668例题例题11 在连续操作的板式精馏塔中分离两组分理想溶液。在连续操作的板式精馏塔中分离两组分理想溶液。在全回流下测得塔中相邻两层塔板下降液相组成分在全回流下测得塔中相邻两层塔板下降液相组成分别为别

28、为0.36和和0.25（均为摩尔分率）。试求其中下一（均为摩尔分率）。试求其中下一层塔板的单板效率（以气相表示）。在本题条件下，层塔板的单板效率（以气相表示）。在本题条件下，气液平衡方程为：气液平衡方程为：08. 026. 1xy2022-2-669解：以气相表示的单板效率为：解：以气相表示的单板效率为：依据已知条件，可得：依据已知条件，可得：xn=0.25 xn-1=0.36在全回流下操作方程为：在全回流下操作方程为：yn+1=xn=0.25 yn=xn-1=0.36由气液平衡方程可得：由气液平衡方程可得：11nnnnMVyyyyE395. 008. 025. 026. 108. 026.

29、1*xyn759. 025. 0395. 025. 036. 0 MVE则2022-2-670例题例题2（02石大）石大） 用一连续精馏塔分离苯用一连续精馏塔分离苯甲苯混合液。进料为含苯甲苯混合液。进料为含苯0.4(质质量分率，下同量分率，下同)的饱和液体，质量流率为的饱和液体，质量流率为1000kg/h。要求苯。要求苯在塔顶产品中轻组分的回收率为在塔顶产品中轻组分的回收率为98%，塔底产品中含苯不超，塔底产品中含苯不超过过0.02。若塔顶采用全凝器，饱和液体回流，回流比取为最。若塔顶采用全凝器，饱和液体回流，回流比取为最小回流比的小回流比的1.25倍，塔底采用再沸器。全塔操作条件下，苯倍，塔

30、底采用再沸器。全塔操作条件下，苯对甲苯的平均相对挥发度为对甲苯的平均相对挥发度为2.46，塔板的液相莫弗里，塔板的液相莫弗里(Murphree)板效率为板效率为70%,并假设塔内恒摩尔溢流和恒摩尔并假设塔内恒摩尔溢流和恒摩尔汽化成立。试求：汽化成立。试求：(1) 从塔顶数起第二块板上汽、液相的摩尔流率各为多少？从塔顶数起第二块板上汽、液相的摩尔流率各为多少？(2) 从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成为多少？从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成为多少？2022-2-671解：(1) 题中浓度均以苯的摩尔分率表示，流量以kmol/h表示hkmolF/65.119210006 . 07810004

31、 . 044. 0926 . 0784 . 0784 . 0Fx0165. 09298. 07802. 07802. 0Wx2022-2-672wDFFDWxDxFxFxDx98. 0WFxFx02. 0w 924. 0437. 5/44. 065.1198. 0/437. 5213. 665.11/213. 60165. 0/44. 065.1102. 0DxhkmolDhkmolW66. 044. 0) 146. 2(144. 046. 2) 1(11qxxyxxqFq，饱和液体进料，20. 144. 0924. 066. 0924. 01minminminRxxyxRRqDqD2022-

32、2-673R=1.251.2=1.5（2）从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成）从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成hkmolDRVhkmolRDL/59.13437. 55 . 2) 1(/155. 8437. 55 . 1，所以：因为恒摩尔流假设成立859. 070. 08317. 0924. 0924. 08317. 0924. 0) 146. 2(46. 2924. 0) 1(924. 011*11*101011*11xxxxxxxxxxEyyxxyDDMLD2022-2-67437. 06 . 015 . 1924. 015 . 15 . 111xxRxxRRyD：精馏段的操作线方程

33、为885. 037. 0859. 06 . 037. 06 . 012xy2022-2-675例题例题3（00石大）石大） 在连续操作的精馏塔中分离苯在连续操作的精馏塔中分离苯甲苯溶液。甲苯溶液。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶为全凝器，泡塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶为全凝器，泡点回流。饱和蒸汽进料，其中含苯点回流。饱和蒸汽进料，其中含苯0.35（摩（摩尔分率，下同），流量为尔分率，下同），流量为100kmol/h。塔顶。塔顶馏出液量为馏出液量为40 kmol/h.系统的相对挥发度为系统的相对挥发度为2.5,且知精馏段操作线方程为且知精馏段操作线方程为y=0.8x+0.16。试求：试求：（1）提馏段操

34、作线方程；）提馏段操作线方程；（2）若塔顶第一块板下降的液体中含苯）若塔顶第一块板下降的液体中含苯0.70,求该板以气相组成表示的板效率求该板以气相组成表示的板效率EMV；2022-2-676解（1）D=40kmol/h, W=F-D=60kmol/h 有有R=4 xD=0.8L=RD=160kmol/h V=(R+1)D=200kmol/hL=L=160kmol/h V=V-（1-q）F=200-100=100kmol/h16.018 .01RxRRD以及05.0608 .04035.0100WDxFxxDFW03. 06 . 105. 0100601001601mmmxxy2022-2-6

35、77（2）x1=0.7 y2=0.8x0.7+0.16=0.72 y1=xD=0.8854. 07 . 05 . 117 . 05 . 21y599. 072. 0854. 072. 08 . 02121yyyyEMV2022-2-678分析题分析题： 一精馏塔用以分离浓度为一精馏塔用以分离浓度为xF，量为，量为F的某二元理想溶液。的某二元理想溶液。要求分离后塔顶馏出物浓度为要求分离后塔顶馏出物浓度为xD ，塔底釜液浓度为，塔底釜液浓度为xW 。原。原为泡点进料。现分别采取为泡点进料。现分别采取（1）冷液进料；（）冷液进料；（2）将料液预热）将料液预热至气液混合状态后在进料。试分析：至气液混合

36、状态后在进料。试分析：（1）对于以上二种热状况进料，能否采取调节回流比的方）对于以上二种热状况进料，能否采取调节回流比的方法达到分离要求？请写出分析过程。法达到分离要求？请写出分析过程。（2）以上三种热状况进料所需要的能耗（包括原料预热所）以上三种热状况进料所需要的能耗（包括原料预热所需的热量）哪一个最低？需的热量）哪一个最低？ 假设设备热损失忽略不计。假设设备热损失忽略不计。2022-2-679 d5 q0 xD a b xW x c xF f q=0 0q1 d4 d3 d2 d1 进热状况对提馏段操作线的影响2022-2-680(2)能耗分析：能耗分析：对包括原料预热器在内的精馏塔对包括

37、原料预热器在内的精馏塔作热量衡算，则：作热量衡算，则：式中：式中：I物料的焓，物料的焓， r流出液的冷凝潜热流出液的冷凝潜热CWDBFFQWIDIQQFIFWDDFDCBFFIWIDIDrRFIWIDIQQQ) 1( wD, xD,IDW, xw,IwF, xF,IFQCQFQB2022-2-681从题意以及物料衡算可知，上式中三种进料状况下从题意以及物料衡算可知，上式中三种进料状况下的的D,W,F,rD,ID,IW,IF都相同，而只有都相同，而只有R值不同。有从值不同。有从第第1小题的分析结论可知小题的分析结论可知R1RR2,可见：可见：即冷液进料时，总能耗最低。即冷液进料时，总能耗最低。2

38、1)()()(BFBFBFQQQQQQ2022-2-682练习练习1、操作中的精馏塔，若保持、操作中的精馏塔，若保持F、xF、q、R不变，减小不变，减小W，则，则L/V( )，L（ ）。（）。（03年天大）年天大）2、用某精馏塔分离两组分溶液，规定产品组成、用某精馏塔分离两组分溶液，规定产品组成xD 、xW 。当进料。当进料组成为组成为xF1时，相应的回流比为时，相应的回流比为R1；当进料组成为；当进料组成为xF2时，相应时，相应的回流比为的回流比为R2。若。若xF1xF2 ，进料热状况不变，则，进料热状况不变，则 R1（ ） R2。3、精馏塔的操作中，若、精馏塔的操作中，若F、xF、q、D、

39、加料板位置、加料板位置、V不变不变,而使而使操作压力增加，则操作压力增加，则xD （ ），），xW （ ）。）。4、操作中的精馏塔，若保持、操作中的精馏塔，若保持F、q、xD 、xW 、V不变，减小不变，减小xF ，则则( ). A、D,R; B、D不变不变, R; C、 D R ; D、 D R不变不变5、某精馏塔设计时，将塔釜由间接蒸汽加热、某精馏塔设计时，将塔釜由间接蒸汽加热直接蒸气加热，直接蒸气加热，而而F、 xF、D/F、q、R、 xD不变，则不变，则W/F( ), xW （ ），提），提馏段操作线斜率（馏段操作线斜率（ ），），NT( ).减小、增加减小、增加不变、增加不变、增加增

40、加、减小、不变、增多增加、减小、不变、增多2022-2-6836、精馏塔的操作中，若、精馏塔的操作中，若F、xF、q、D保持不变，增加回流比，则保持不变，增加回流比，则xD （ ），），xW （ ），），V( ),L/V( )。7、某连续精馏塔，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比、某连续精馏塔，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比等于（等于（ ），馏出液流量等于（），馏出液流量等于（ ），操作线方程（），操作线方程（ ）。）。8、某两组份物系，相对挥发度、某两组份物系，相对挥发度=3，在全回流条件下进行，在全回流条件下进行精馏精馏操作，操作，对第对第n、n+1两层理论板（从塔顶往下计

41、），若已知两层理论板（从塔顶往下计），若已知yn=0.4，则，则yn+1=（ ）。全回流操作通常适用于（）。全回流操作通常适用于（ ）或（或（ ）。）。9、在、在某精馏塔中，分离物系相对挥发度某精馏塔中，分离物系相对挥发度=2.5的两组份溶液，操作的两组份溶液，操作回流比条件为回流比条件为3，若测得第，若测得第2、3层塔板（从塔顶往下计）的液相层塔板（从塔顶往下计）的液相组成组成x2=0.45，x3=0.4，馏出液组成，馏出液组成xD=0.96，则第，则第3层塔板的气层塔板的气相默弗里效率相默弗里效率EMV3=（ ）.10、若、若F、xF、q、xD、xW、R 、D一定，而将饱和液体回流改为冷一

42、定，而将饱和液体回流改为冷液回流，则冷凝器的负荷则（液回流，则冷凝器的负荷则（ ），再沸器的负荷则（），再沸器的负荷则（ ）0.182精馏开工阶段精馏开工阶段实验研究场合实验研究场合44.1%增加增加减小减小增加增加增加增加0yn+1=xn增加增加不变不变2022-2-68411、（、（09天大）在精馏塔的塔顶采用分凝器和全凝器。塔顶上天大）在精馏塔的塔顶采用分凝器和全凝器。塔顶上升蒸汽（组成为升蒸汽（组成为y1，易挥发组分的摩尔分数，下同）进入分凝，易挥发组分的摩尔分数，下同）进入分凝器，在分凝器中部分冷凝，凝液（组成器，在分凝器中部分冷凝，凝液（组成xL）于饱和温度下作为）于饱和温度下作为

43、回流返回塔内，未冷凝的蒸汽（组成为回流返回塔内，未冷凝的蒸汽（组成为yD ）送入全凝器中全）送入全凝器中全部冷凝。凝液（组成部冷凝。凝液（组成xD）作为塔顶产品。则）作为塔顶产品。则y1与与xL间满足（间满足（ ）关系，关系， yD与与xL间满足（间满足（ ）关系，）关系， yD与与xD间满足（间满足（ ）关系。）关系。 A、平衡、平衡 B、操作、操作 C、相等、相等 D、不确定、不确定12、 （02大连理工）现设计一连续精馏塔，现保持塔顶组成大连理工）现设计一连续精馏塔，现保持塔顶组成和轻组分回收率不变，若采用较大的回流比，则理论塔板数将和轻组分回收率不变，若采用较大的回流比，则理论塔板数将

44、（ ），而加热蒸汽的消耗量将（），而加热蒸汽的消耗量将（ ）；若进料中组成变轻，）；若进料中组成变轻，则进料位置应（则进料位置应（ ）使）使xD和轻组分的回收率不变；若将进料物和轻组分的回收率不变；若将进料物料焓增大，则理论板数将（料焓增大，则理论板数将（ ），塔底再沸器热负荷将（），塔底再沸器热负荷将（ ).BAC减小减小增大增大上移上移增加增加减小减小2022-2-6851. NT不变，泡点进料，讨论不变，泡点进料，讨论xD,xW如何变化？如何变化？a. xF , 其它不变，其它不变， D, W不变。不变。结论：结论： xD , xW xF 对对xD, xW 的影响的影响分析题：分析题：b

45、. 加料板位置上移加料板位置上移结论：结论：xD , xW 加料板位置加料板位置 对对xD, xW 的影响的影响2022-2-686c. R 结论：结论：xD , xW R 对对xD, xW 的影响的影响d. q , R 不变，不变， D不变，不变， V 结论：结论：xD , xW q 对对xD, xW 的影响的影响2022-2-687、一个正常操作的精馏塔，泡点进料，塔顶塔底产、一个正常操作的精馏塔，泡点进料，塔顶塔底产品均合乎要求，由于某种原因，品均合乎要求，由于某种原因，xF 。问问： （1）此时产品组成将有何变化？）此时产品组成将有何变化？ （2）若维持）若维持xD不变，可采用哪些措施

46、，不变，可采用哪些措施，并比较这些方法的优缺点？并比较这些方法的优缺点？2022-2-688例例1： 在一两组分连续精馏塔中，进入精馏段中某层理论板在一两组分连续精馏塔中，进入精馏段中某层理论板n的气相组成的气相组成yn+1为为0.75，从该板流出的液相组成，从该板流出的液相组成xn为为0.65（均（均为摩尔分数），塔内气液比为摩尔分数），塔内气液比V/L=2，物系的相对挥发度，物系的相对挥发度为为2.5。试求：。试求：（1）从该板上升的蒸汽组成）从该板上升的蒸汽组成yn；（2）流入该板的液相组成）流入该板的液相组成xn-1 ；（3）回流比）回流比R.2022-2-689解：（解：（1）yn与

47、与xn符合相平衡关系，即符合相平衡关系，即 （2）求回流比）求回流比R: R=1nnnxxy) 1-(165. 0) 15 . 2(165. 05 . 2823. 0（3）由精馏段操作线方程）由精馏段操作线方程 得：得：1+Rx+x1+RR=yDn1+nD)1+R(=D+L=VRD=L2=R1+R=LV2x+65. 021=75. 0D2022-2-690解得解得 xD=0.851+Rx+x1+RR=y D1nn因因285. 021823. 01 -nx解得解得 xn-1=0.7962022-2-691例题例题2： 例2：在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，原料在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，

48、原料液流量为液流量为100kmol/h、组成为、组成为0.3（摩尔分数），其（摩尔分数），其精馏段操作线和提馏段操作线方程分别为：精馏段操作线和提馏段操作线方程分别为：试求：试求：（1）塔顶馏出液流量和精馏段下降液体流量；）塔顶馏出液流量和精馏段下降液体流量；（2）进料热状况参数）进料热状况参数q0343. 0686. 1257. 0714. 0 xyxy2022-2-692分析：先有两操作线方程求得分析：先有两操作线方程求得xD、xw和和R，再由全塔物料衡，再由全塔物料衡算和回流比的定义求得算和回流比的定义求得D和和L。由操作线方程和。由操作线方程和q线方程联立线方程联立可求得进料热状态参数

49、。可求得进料热状态参数。解：解： （1）塔顶馏出液流量和精馏段下降液体流量：）塔顶馏出液流量和精馏段下降液体流量：由精馏段操作线方程得：由精馏段操作线方程得：x= xD, y= xD由提馏段操作线方程得：由提馏段操作线方程得：x= xw, y= xw257. 0714. 0DDxx899. 0Dx0343. 0686. 1WWxx05. 0Wx2022-2-693由全塔物料衡算得：由全塔物料衡算得：3 . 010005. 0899. 0100WDFWDD=29.4kmol/hW=71.6kmol/h回流比回流比R由精馏段操作线斜率求得由精馏段操作线斜率求得：714. 01RRR=2.5精馏段下

50、降液体流量精馏段下降液体流量:hkmolRDL/5 .734 .295 . 2（2）进料热状况参数）进料热状况参数qq线方程为：线方程为：13 . 0111qxqqqxxqqyF2022-2-694由两操作线方程联解得：由两操作线方程联解得：x=0.3 y=0.471将将x、y 代入代入q线方程得：线方程得： q=1故进料状况为泡点进料。故进料状况为泡点进料。2022-2-695例题例题3：在常压操作的连续精馏塔中分离含苯在常压操作的连续精馏塔中分离含苯0.46（摩尔（摩尔分率）的苯分率）的苯-甲苯混合液。已知原料液的泡点为甲苯混合液。已知原料液的泡点为92.5，苯的汽化热为苯的汽化热为390

51、kJ/kg, 甲苯的汽化热为甲苯的汽化热为361kJ/kg。试求以下各种进料状况下的试求以下各种进料状况下的q值：值：（1）进料温度为）进料温度为20 的冷液体；的冷液体；（2）饱和液体进料；）饱和液体进料；（3）饱和蒸汽进料。）饱和蒸汽进料。2022-2-696解：解：（1）进料温度为）进料温度为20 的冷液体：的冷液体：原料液的平均汽化热为：原料液的平均汽化热为：因因MA=78kg/kmol MB=92kg/kmol 原料液的平均比热容应由平均温度求得。进料温度为原料液的平均比热容应由平均温度求得。进料温度为20，泡点为泡点为92.5 ，故平均温度为：，故平均温度为：ctm25.56)5

52、.9220(21kmolkJrm/319309236154. 07839046. 0mFbpmmLVFVrttCrIIIIq)(BBAAmxrxrr2022-2-697从手册中查得在从手册中查得在56.25时，时，苯苯cp=1.81kJ/(kg ) 甲苯甲苯cp=1.82kJ/(kg )故混合液的平均比热容为：故混合液的平均比热容为：则：则：（2）饱和液体进料：）饱和液体进料：依定义知：依定义知：q=1（3）饱和蒸汽进料：）饱和蒸汽进料：依定义知：依定义知：q=0注意：原料液的平均汽化热、平均比热容的单位和求法注意：原料液的平均汽化热、平均比热容的单位和求法。ckmolkJcmp/4 .1559282. 154. 07881. 146. 0353. 131930)205 .92(4 .15531930q2022-2-698例题例题4 在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液，该物系平在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液，该物系平均相对挥发度为均相对挥发