精馏习题课习题含答案

1、第六章蒸播本章学习要求1、掌握的内容(1)双组分理想物系的气液平衡，拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、气液相平衡图、挥发度与相对挥发度定义及应用、相平衡方程及应用；(2)精微分离的过程原理及分析；(3)精储塔物料衡算、操作线方程及q线方程的物理意义、图示及应用；2、熟悉的内容(1)平衡蒸储和简单蒸储的特点；(2)精储装置的热量衡算；(3)理论板数捷算法(Fenske方程和Gilliand关联图)；(4)非常规二元连续精储塔计算(直接蒸汽加热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶采用分凝器，提储塔等)。3、了解的内容(1)非理想物系气液平衡；(2)间歇精储特点及应用；(3)恒沸精储、萃取精储特点及应

2、用。第六章蒸储1 .正庚烷和正辛烷在110c时的饱和蒸气压分别为140kPa和64.5kPa。试计算混合?由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均为摩尔分数）组成时，在110c下各组分的平衡分压、系统总压及平衡蒸气组成。（此溶液为理想溶液）解：OPa=PaXa=1400.4=56kPaPr=Pr°xr=64.50.6=38.7kPaBBBP=Pa+Pb=56-38.7=94.7kPaPap5694.7-0.591yB=1_yA=1_0.591=0.4092 .在一连续精微塔中分离苯-氯仿混合液，要求储出液中轻组分含量为0.96（摩尔分数，下同）的苯。进料量为75kmol/h,进料中苯含量为0

3、.45,残液中苯含量为0.1,回流比为3.0,泡点进料。试求：（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量和自塔釜上升的蒸气摩尔流量；（2）写出精储段、提储段操作线方程。解：物料衡算:FxF=DxDWxW则:75=DW750.45=D0.96-W0.1联立求解得:F(xF-Xw)D二Xd_Xw75(0.45-0.1)0.96-0.1=30.52kmol/hW=F-D=75-30.52=44.48kmol/h（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量:L=R-D=330.52=91.56kmol/h自塔釜上生蒸汽的摩尔流量:V.=V=(R1)D=(31)30.52=122.1kmol/h（2）精微段操作线方程:y

4、n130.96xn=0.75xn31310.24（3）提储段操作线方程:提微段下降液体组成：L'=LF=91.56-75=166.56L'WYm1.=Xm-xwV'V'166.56Xm122.144.480.1=1.36xm-.0.0364122.13 .某连续精微塔，泡点进料，已知操作线方程如下:精微段：y=0.8x+0.172提储段：Y=1.3x-0.018试求：原料液、储出液、釜液组成及回流比。解：精福段操作线的斜率为：R=0.8=.R=4R-1由精福段操作线的截距：XD=0.172t塔顶微出液组成xD=0.86R1提储段操作线在对角线上的坐标为（xw,x

5、w）,则yW=x=xW.Xw=1.3xw-0.018=xW=0.06由于泡点进料，q线为垂直线。精微段与提储段操作线交点的横坐标为冷:Y=0.8xF0.172Y=1.3xF-0.018=xF=0.380.815（摩尔分数，下同），饱和液体进料,0.95,塔釜产品含轻组分0.05,此物系4 .采用常压精储塔分离某理想混合液。进料中含轻组分塔顶为全凝器，塔釜间接蒸气加热。要求塔顶产品含轻组分的相对挥发度为2.0,回流比为4.0。试用：（1）逐板计算法；（2）图解法分别求出所需的理论塔板数和加料板位置。解：物料衡算:FxF=Dxd-Wxw则:F=DWF0.815=D0.95-W0.05联立求解得:F

6、(XF-xw)F(0,815_0,05)=0.85Fkmol/hXD-XW0.95_0,05W=F-D=0.15Fkmol/h提福段下降液体组成：L=L.F=RD-F=40,85F.F=4,4F自塔釜上生成蒸汽的摩尔流量:V-V-(R-1)D-(4.1)0.85F-4.25F精福段操作线方程:yn1XD4二XnR14-10.95+4-1=0.8xn+0.19L'W4,4F0.15F0.05提庙段操作线方程：ym半=xmxw=xm=1.04xm0,0018111aliV'V'4.25F4.25F相平衡方程:2.0xyy二一x=1x2-y(1)逐板计算法因为：y1=xD=0

7、.95由相平衡方程得：x1=0,95=0,9052-y12-0,95由精微段操作线方程：y2=0,8x10,19=0,80,9050,19=0,914交替使用相平衡方程和精微段操作线方程至x<xf后，交替使用相平衡方程和提储段操作线方程至x<xwo各板上的汽液相组成12345678910y0,950,9140,8630,7880,6740,5270,3700,2340,1360,074x0,9050,8410,7590,6500,5080,3570,2270,1330,0730,039第三块板为进料板，理论板数为10块。(2)图解法X交替在相平衡方程和精微段操作线方程之间作梯级，至

8、x<xf后，交替在相平衡方程和提储段操作线方程作梯级至x<xw。5 .用一连续操作的精微塔分离丙烯-丙烷混合液，进料含丙烯0.8（摩尔分数，下同），常压操作，泡点进料，要使塔顶产品含丙烯0.95,塔釜产品含丙烷0.95,物系的相对挥发度为1.16,试计算:（1）最小回流比；（2）所需的最少理论塔板数。解：泡点进料，q=1则Xq=XF=0.8yq:Xq1(：-1)Xq_1.160.810.160.8=0.823Xd-yq0.95-0.823min=5.52yq-Xq0.823-0.8qq(2)全回流时的最小理论板数xd1-xw095095lg(1)()lg(0.95)(0.95)Nm

9、in=-1=02050.051=38.7(不包括再沸器)lg：lg1.166 .精微分离某理想混合液，已知：操作回流比为3.0,物系的相对挥发度为2.5,xd=0.96o测得精福段第二块塔板下降液体的组成为0.45,第三块塔板下降液体组成为0.4（均为易挥发组分的摩尔分数）。求第三块塔板的气相单板效率。解：精微段操作线方程：yn+=xn+上匚=*-xn+-0=0.75xn+0.24已知X2=0.45,由精微段操作线方程R1R13.013.01得y3y3=0.750.45-0.24=0.5775同理：X3=0.4,可得y4=0.54y3*由相平衡方程求解：X32.50.4y3*=0.6251（:

10、-1）x311.50.4则第三块塔板的气相单板效率为：EMVyn-yn10.5775-0.54=0.441yn*-yn10.625-0.547.用常压精储塔分离苯和甲苯混合液。已知精储塔每小时处理含苯0.44（摩尔分数，下同）的混合液100kmol,要求储出液中含苯0.975,残液中含苯0.0235。操作回流比为3.5,采用全凝器，泡点回流。物系的平均相对挥发度为2.47。试计算泡点进料时以下各项：(1)理论板数和进料位置；(2)再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量，加热蒸汽绝压为200kPa；(3)全凝器热负荷和冷却水的消耗量(冷却水进、出口温度ti=25C,t2=40C)。已知苯和甲苯的汽化热为4

11、27kJ/kg和410kJ/kg,水的比热为4.17kJ/(kg.C),绝压为200kPa的饱和水蒸气潜热为2205kJ/kg。再沸器和全凝器的热损失忽略。解：(1)理论板数和加料板位置根据物系的相对挥发度，在x-y图上标绘平衡曲线和对角线。x-0975精微段操作线截距上=-.-=0.217R13.51在图上连接点(0.975,0.975)和(0,0.217),即为精微段操作线ac。泡点进料，q线为通过xf=0.44的垂线ed,连接点b(0.0235,0.0235)和点d,即为提储段操作线。按图解法在图上画梯级，图解的理论板数为11(不包括再沸器)，第六块理论板为进料板。(2)、再沸器热负荷和

12、加热蒸汽消耗量先由物料衡算求D和W,即F=DWFxF=DxDWxWw100=DW1000.44=D0.975W0.0235联立求解得：D=43.77kmol/hW=56.23kmol/h精微段上升蒸汽量：V=(R1)D=(3.51)43.77=196.97kmol/h提福段上升蒸汽量：V.=V_(1-q)F=196.7一(1-q)100=196.97kmol/h因釜残液中苯含量很低，故可近似按甲苯计算，再沸器的热负荷为：QR=V'rRMr=196.9741092=7.43106kJ/hBBB水蒸气消耗量为:Qb7.43106m=3370kg/hr2205(3)全凝器热负荷和冷却水消耗量

13、因储出液中甲苯含量很低，故可近似按纯苯计算，全凝器热负荷为：Qr=VrAM-196.9742778-6.56106kJ/hCAA冷却水消耗量为：QC6.561065msC=1.5710kg/hCpc(t211)4.17(3525)8、有一正在操作的精微塔分离某混合液。若下列条件改变，问储出液及釜液组成有何改变？假设其他条件不变，塔板效率不变。(1) 回流比下降；(2) 原料中易挥发组分浓度上升；(3) 进料口上移。解：(1)回流比下降，储出液组成减小，釜液组成增大。(2) XF上升，微出液组成增大，釜液组成增大。(3)储出液组成减小，釜液组成增加。9.在一常压操作的连续精微塔中，分离苯-甲苯混

14、合液，原料中苯的含量为0.4(摩尔分率，下同)原料液量为100kmol/h,泡点进料，要求塔顶产品中苯的含量不低于0.98,塔釜残液中苯的含量不高于0.02,操作回流比为2,泡点回流，忽略热损失。试求塔釜加热蒸汽用量和冷凝器中冷却水用量。已知下列数据：1 加热蒸汽为101.3kPa(表压)的饱和蒸汽；2 冷却水进口温度为15七，出口温度为30七，比热容为4.187kJ/kgK-；3 聚的千摩尔质量为78.11kg/kmol,甲苯的千摩尔质量为92.13kg/kmol;4 80.2七时苯的气化热：r笨=31024.2kJ/kmol;5 忽略热损失。解近似认为塔顶储出液为纯苯，塔釜为纯甲苯，则塔顶

15、温度为80.2七，塔釜温度为110.6七。例9附表温度80.2七95七110.6七苯的摩尔比热容153.5kJ/(kmolC)157kJ/(kmol七)甲苯的摩尔比热容185.2kJ/(kmolC)188.9kJ/(kmol七)(1)物料衡算F=DWFxF=DxDWxW将已知数据代入上式得D=39.6kmol/h,W=60.4kmol/h.(2)加热蒸汽用量的计算由苯-甲苯的t-x-y图查得泡点tb=95七原料液平均千摩尔比热容cP=157父0.4+185.2父0.6=173.92。/(小01_4.t=173.9295=1.65210kJ/kmol46FM=1001.65210=1.65210

16、kJ/h.4一一44,hL=c-t=153.580.2=1.2310kJ/kmolLp回流液带入的热量45Ql二LhL二RDhL=239.61.2310=9.7510kJ/h塔顶蒸汽的热燃近似地取纯苯蒸汽的燃.一一一_一_一一一4.Hurc。t=31024.2153.580.2=4.3310kJ/kmolvp原料液的燃原料液带入的热量回流液的烙近似取纯苯的烙塔顶蒸汽带出的热量_一一_一_4_6Qv=VHv=(R1)DHv=(21)39.64.3310=5.1410kJ/h塔底产品的烙近似地取纯甲苯的燃4hW=cDt=188.9110.6=2.0910kJ/kmolWp塔底产品带出去的热量46Qw=WhW=60.42.0910=1.2610kJ/h由能量衡算得QbQfQl=QvQwQb=QvQw-Qf-Ql_6_6_6_5_6=5.14101.2610-1.62510-9.7410=3.80110kJ/h101.3kPa(表压)的水蒸汽气化潜热为r=3.97M04kJ/kmolQb3.8011