新精馏作业(含答案)给学生
精馏习题及答案解析
精馏习题课例题1.一分离苯、甲苯的常压精馏塔，按以下三种方式冷凝(图1，图2，图3)，塔顶第一板上升蒸汽浓度为含苯0.8(摩尔分率)，回流比均为2。
(1)采用全凝器冷凝，在塔顶及回流处插二支温度计，测得温度分别为0t 、1t ，问0t 、1t 是否相等?为什么?并求0t 、1t 的值。
(2)在图1，图2，图3三种冷凝情况下，第一板浓度为1y 含苯0.8(摩尔分率)。
①比较温度1t 、2t 、3t 的大小；②比较回流液浓度1L x 、2L x 、3L x 的大小；③比较塔顶产品浓度1D x 、2D x 、3D x 的大小。
将以上参数分别按顺序排列，并说明理由。
(3)三种情况下精馏段操作线是否相同?在同一x y -图上表示出来，并将三种情况下D x 、L x 、V x 的值在x y -图上表示出来。
已知阿托因常数如下(阿托因方程为)/(lg 0T C B A p +-=，其中P 单位为mmHg ，T 单位为℃)：例题2.用一连续精馏塔分离苯—甲苯混合液。
进料为含苯0.4(质量分率，下同)的饱和液体，质量流率为1000kg/h 。
要求苯在塔顶产品中的回收率为98%，塔底产品中含苯不超过0.014。
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1.25倍，塔底采用再沸器。
全塔操作条件下，苯对甲苯的平均相对挥发度为2.46，塔板的液相莫弗里(Murphree)板效率为70%,并假设塔内恒摩尔溢流和恒摩尔汽化成立。
试求：①塔顶、塔底产品的流率D 、W 及塔顶产品的组成x D ； ②从塔顶数起第二块板上汽、液相的摩尔流率各为多少； ③精馏段及提馏段的操作线方程；④从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成为多少？例题3.如图所示，对某双组分混合液，分别采用简单蒸馏和平衡蒸馏方法进行分离，操作压力、原料液的量F 、组成x F 均相同。
①若气相馏出物浓度（或平均浓度）相同，即平D 简D ＝x x ,,，试比较残液（或液相产品）浓度x W ，简、x W ，平，气相馏出物量V 简、V 平；②若气相馏出物量相同，即V 简=V 平，试比较残液（或液相产品）浓度x W ，简、x W ，平，气相馏出物浓度（或平均浓度）平D 简D 、xx ,,及残液（或液相产品）量。
精馏含答案
1、什么就是蒸馏操作？2、蒸馏与精馏有何区别？3、如何选定蒸馏操作压强？4、何谓挥发度与相对挥发度？5、何谓非理想溶液？它们的特点就是什么？6、溶液的气液相平衡的条件就是什么？7、什么就是回流？精馏操作过程中回流有什么作用？ 8、什么就是全回流操作？主要应用？ 9、从t-x-y 图上简述精馏的理论基础？10、何谓理论板？理论塔板数就是如何求取的？ 11、精馏塔为什么要设蒸馏釜或再沸器？ 12、什么位置为适宜的进料位置？为什么？13、q 值的物理意义就是什么？不同进料状态下的q 值怎样？14、用图解法求理论塔板数时,为什么说一个三角形梯级代表一块理论块？ 15、恒縻尔流假设的内容？16、为使恒摩尔流假设成立,精馏过程须满足什么条件？ 17、化工生产中,对精馏塔板有哪些要求？ 18、何谓液泛、夹带、漏液现象？19、一正在运行的精馏塔,由于前段工序的原因,使料液组成F x 下降,而F 、q 、R 、'V 仍不变,试分析L 、V 、'L 、D 、W 及D x 、W x 将如何变化？19、解: ()F q V V -+=1' 分析,因为'V 、q 、F 不变,则:V 不变;D RD D L V +=+= 分析 1+=R V D 因R 不变,V 不变,则D 不变;W D F += 分析F 不变,D 不变,则W 不变; RD L = 分析R 不变,D 不变,则L 不变; W V L +='' 分析'V 不变,W 不变,则L ｝不变;因为R 不变,所以L/V 不变;因为'V 、W 不变,所以'L /'V 不变;而精馏段与提馏段的理论塔板数也不变,由 F x 下降,可得:D x 减少、W x 也减少。
从物料衡算的角度来分析,因为F 、D 、W 都不变,W D F Wx Dx Fx +=,所以F x 下降,可得:D x 减少、W x 也减少。
精馏知识习题库及参考答案
精馏知识习题库及参考答案一、单选题（共45题，每题1分，共45分）1.不影响理论塔板数的是进料的( )。
A、组成B、进料量C、位置D、热状态正确答案：B2.加大回流比,塔顶轻组分组成将( )。
A、变大B、变小C、忽大忽小D、不变正确答案：A3.某二元混合物,其中A为易挥发组分,当液相组成xA=0.6,相应的泡点为t1,与之平衡的汽相组成为yA=0.7,与该yA=0.7的汽相相应的露点为t2,则t1与t2的关系为( )。
A、t1=t2B、t1< t2C、t1> t2D、不一定正确答案：A4.下面( )不是精馏装置所包括的设备。
A、冷凝器B、精馏塔C、分离器D、再沸器正确答案：C5.两组分液体混合物,其相对挥发度α越大,表示用普通蒸馏方法进行分离( )。
A、较容易B、较困难C、很困难D、不能够正确答案：A6.精馏塔釜压升高将导致塔釜温度( )。
A、下降B、升高C、不变D、无法确定正确答案：B7.在再沸器中溶液( )而产生上升蒸气,是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少的条件。
A、部分冷凝B、全部冷凝C、部分气化D、全部气化正确答案：C8.在四种典型塔板中,操作弹性最大的是( )型。
A、舌B、浮阀C、泡罩D、筛孔正确答案：B9.对于难分离进料组分低浓度混合物,为了保证xD,采用下列哪种进料较好( )。
A、靠上B、与平常进料一样C、靠下D、以上都可以正确答案：C10.在精馏塔中每一块塔板上( )。
A、同时进行传热传质B、只进行传热作用C、只进行传质作用正确答案：A11.精馏操作中,当F、xF、xD、xW及回流比R一定时,仅将进料状态由饱和液体改为饱和蒸汽进料,则完成分离任务所需的理论塔板数将( )。
A、减少B、不变C、增加D、以上答案都不正确正确答案：C12.已知精馏段操作线方程为:y=0.75x+0.24,则该塔顶产品浓度x为( )。
A、0.9B、0.96C、0.98D、0.72正确答案：B13.操作中的精馏塔,若保持F、xF、q和提馏段气相流量V'不变,减少塔顶产品量D,则变化结果是( )。
化工原理第五章 精馏 答案
五蒸馏习题解答1解:(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下:∵x A=(p-p B0)/(p A0-p B0); y A=p A0×x A/p以t=90℃为例,x A=(760-208.4)/(1008-208.4)=0.6898y A=1008×0.6898/760=0.9150y=αx/[1+(α-1)x]式中α=αM=1/2(α1+α2)∵α=p A0/p B0α1=760/144.8=5.249 ;α2=3020/760=3.974∴αM=1/2(α1+α2)=1/2(5.249+3.974)=4.612y=4.612x/(1+3.612x)由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:1 题附图2解:(1)求泡点:在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A+p B=p A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃lgp A0=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971p A0=102.971=935.41[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566p B0=102.566=368.13[mmHg]935.41×0.4+368.13×0.6=595≈600mmHg∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A/p=p A0x A/P=935.41×0.4/600=0.624(2)求露点:露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A+x B=1或p A/p A0+p B/p B0=1式中p A=0.4×760=304[mmHg]; p B=0.6×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A0=6.8974-120.635/(103+220.237)=3.165∴p A0=1462.2[mmHg]lgp B 0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784∴p B 0=608.14[mmHg]于是 :304/1462.2+456/608.14=0.96<1再设露点为102℃,同时求得p A 0=1380.4; p B 0=588.84304/1380.4+456/588.84=0.995≈1故露点为102℃,平衡液相组成为x A =p A /p A 0=304/1380.4=0.223解:(1)x A =(p 总-p B 0)/(p A 0-p B 0)0.4=(p 总-40)/(106.7-40)∴p 总=66.7KPay A =x A ·p A 0/p=0.4×106.7/66.7=0.64(2)α=p A 0/p B 0=106.7/40=2.674解:(1) y D =?αD =(y/x)A /(y/x)B=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2y D =0.974(2) L/V D =?∵V=V D +L(V/V D )=1+(L/V D )V0.96=V D 0.974+L0.95(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(L/V D )=1.45解:简单蒸馏计算:lnW 1/W 2=⎰-12x x xy dx W 2=(1-1/3)W 1=2/3W 1;y=0.46x+0.549,x 1=0.6,代入上式积分解得:釜液组成:x 2=0.498,馏出液组成:W D x D =W 1x 1 -W 2x 2(1/3W 1)x D =W 1×0.6-(2/3W 1)×0.498∴x D =0.8046解:Fx F =Vy+Lx ∴0.4=0.5y+0.5x --------(1)y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) --------(2)(1),(2)联立求解,得y=0.528,x=0.272回收率=(V·y)/(Fx F )=0.5×0.528/0.4=66%7.解:F=D+WFx F =Dx D +Wx W已知x F =0.24,x D =0.95,x W =0.03,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228回收率Dx D /Fx F =0.228×0.95/0.24=90.4%残液量求取:W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38∴W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h]8解:(1) 求D及W,全凝量VF=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =0.1,x D =0.95,x W =0.01(均为质量分率)F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h]由恒摩尔流得知:F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量M m=1/(a A/M A+a B/M B)] 解得V=87[Kg/h] 由于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V即为冷凝量,(2) 求回流比RV=D+L ∴L=V-D=87-9.57=77.43[Kg/h]R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L与D的组成相同,故8.09亦即为摩尔比)(3) 操作线方程.因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)式中x D应为摩尔分率x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B]=(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961∴y n+1=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.1069解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5×0.441.25x q '=1.5×0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362(5)0<q<1 原料为汽液混合物10解:(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'. 进料平均分子量: Mm=0.4×78+0.6×92=86.4F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W11.6×0.4=D×0.97+(11.6-D)0.02∴D=4.64[Kmol/h]W=6.96[Kmol/h]R=L/D, ∴L=3.7×4.64=17.17[Kmol/h]V=(R+1)D=4.7×4.64=21.8[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×0.4+33320×0.6=32313.6[KJ/Kmol]从手册中查得x F =0.4时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2×75)/32313.6=1.37∴L'=L+qF=17.17+1.37×11.6=33.1[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=21.8+0.37×11.6=26.1[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=0.97×30804+33320×0.03=30879.5[KJ/Kmol]∴Qc=21.8×30879.5=673172.7[KJ/h]耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[Kg/h](3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.塔的热量衡算Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q LQ B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有:Q B≈Q V=V·I vIv=(r+Cpt)=30879.5+159.2×8.2=43933.9[KJ/Kmol]∴Q B=21.8×43933.9=957759.02[KJ/h]2.5[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522×4.18×18=39275.3[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h=24.4×18=39.04[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.00511解:提馏段: y m+1’=1.25x M’-0.0187---------(1)=L'x M'/V'-Wx W /V',L'=L+qF=RD+FV'=(R+1)DW=F-D,精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=0.75x n +0.25x D --------(2)q线:x F =0.50 --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=1.25×0.5-0.0187=0.606,代入(2)0.606=0.75×0.5+0.25x D ,x D =0.92412解:(1) y1=x D =0.84,0.84=0.45x1+0.55x1=0.64,y W =3×0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69,0.69=0.45×x W +0.55,x W =0.311,(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),W=100-16.8=83.2(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 ∴R=2.61提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1.25x-0.0187精馏段操作线截距为x D/(R+1)=0.263 ∴x D =0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 ∴x W =0.0748(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=0.723x+0.263y=1.25x-0.0187联立求解,得x=0.535,y=0.65因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=0.6514解:(1) y1=x D =0.9,x1=0.9/(4-3×0.9)=0.692,(2) y2=1×0.692/(1+1)+0.9/2=0.796(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.715解:(1) Fx F=Vy q+Lx q0.45=(1/3)y q+(2/3)x qy q =2.5x q /(1+1.5x q)∴x q=0.375 y q=0.6(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56R=1.5Rmin=2.34D=0.95×0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45×0.95)/0.55=0.041L=RD=2.34×0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503L'=L+qF=1.053+(2/3)×1=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55×0.041/1.17=1.47x'-0.019316解:精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +0.24平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=2.5x/(1+1.5x)提馏段操作线方程y=1.256x-0.01278其计算结果如下:N0x y1 0.906 0.962 0.821 0.923 0.707 0.864 0.573 0.775 0.462 0.706 0.344 0.5677 0.224 0.4198 0.128 0.2689 0.065 0.14810 0.029 0.069由计算结果得知:理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块；17解:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5解得:x W =0.24精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)=0.75x n +0.2 --------(1) 平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y)--------(2)交替运用式(1),(2)逐板计算:x D =y1=0.8 .x1=0.571;y2=0.628,x2=0.360;y3=0.470,x3=0.228<x W =0.24∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =0.9,x F =0.5,x W =0.1,R=5,精馏段操作线方程:y n+1=Rx n/(R+1)+x D/(R+1)=5x n/(5+1)+0.9/(5+1)=0.833x n+0.15图解:得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块18题附图19解:(1) F=D+WFx F =Dx D +Wx WD=F(x F -x W )/(x D -x W )=100(0.3-0.015)/(0.95-0.015)=30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/hW=F-D=69.50 Kmol/h(2) N T及N F =?x D =0.95、x W =0.015、q=1、R=1.5；x D /(R+1)=0.38作图得:N T =9-1=8(不含釜)进料位置: N F =6(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)DV'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/hL'=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8Kmol/h由图读得:y W =0.06, x W-1=0.0320解:(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=4.6x/(1+3.6x) --------- (1)q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x)7.2x2 +1.740x-1.35=0解知,x=0.329y=0.693(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.70621解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=2.47×0.6/(1+1.47×0.6)=0.788R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02R=1.5×R min=1.53N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x0.567)∴(N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.2020.567) 解得N=14.5 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/0.7+1=21(包括釜)求加料板位置,先求最小精馏板数(N min)精=lg[x D /(1-x D )×(1-x F )/x F]/lgα=lg[0.98/0.02·0.4/0.6]/lg2.47=3.85N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=14.5×3.85/7.56=7.4则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6取11块故实际加料板位置为第12块板上.22解:(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=2.4x/(1+1.4x) 作y-x图由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=2/3x n +0.3 ----------- (1)侧线下操作线方程推导如下:以虚线范围作物料衡算V=L+D1+D2Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);L=L0-D2, 则:y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L0-D2+D1+D2)=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1+D2x D2/D1)/(R+1)(R=L0/D1)将已知条件代入上式,得到:y S+1=0.5x+0.416(2) 用图解法,求得理论塔板数为（5-1）块,见附图.22题附图根据所给平衡数据作x-y图.精馏段操作线y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1)=0.6x n +0.38q线方程与q线:料液平均分子量:M m=0.35×+0.65×18=22.9甲醇分子汽化潜热:r=252×32×4.2=33868.8[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×4.2=41731.2[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=0.35×33868.8+0.65×41731.2=38979.4[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=0.88×22.9×4.2=84.6[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=8.7提馏段操作线方程与操作线：由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(x W ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为7.6块,可取8块(包括釜).24解:对全塔进行物料衡算:F1+F2=D+W ----------(1)F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W100×0.6+200×0.2=D×0.8+W×0.02100=0.8D+0.02W -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=120.5Kmol/hL=RD=2×120.5=241kmol/hV=L+D=241+120.5=361.5Kmol/h在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V",塔板序号为s.V''+F1=D+L''V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx Dy s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/hV''=V=361.5y s+1"=(341/361.5)x s''+(120.5×0.8-100×0.6)/361.5y s+1"=0.943x s''+0.1对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求x D》0.98, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:13×0.5=6.5取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=2.54用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[0.98/0.02-0.5/0.5]/ln2.54=4.175y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)=1.31由y=0.75(1-x0.567)x=(1-Y/0.75)(1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)∴R=(0.392+R min)/(1-0.392)R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =0.5y e=αx/[1+(α-1)x]=2.54×0.5/(1+1.54×0.5)=1.27/1.77=0.72∴R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18∴R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59∴D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h]故最大馏出量为0.696[Kmol/h]26解:求n板效率: Emv =(y n -y n+1 )/(y n*-y n+1 ),因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1与x n成平衡的y n*=αx n/[1+(α-1)x n ]=2.43×0.285/(1+1.43×0.285)=0.492于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7求n+1板板效率:Emv=(y n+1 -y n+2)/(y n+1* -y n+2)=(x n-x n+)/(y n+1*-x n+1 )y’n+1 =2.43×0.173/(1+1.43×0.173)=0.337∴Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.68327解:由图可知:该板的板效率为Emv=(y1-y )/(y1*-y W)从图中看出,y1=x D =0.28,关键要求y1*与y W .由已知条件Dx D /Fx F =0.8∴D/F=0.8×0.2/0.28=0.57作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx WF=D+W联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W0.2=0.57×0.28+(1-0.57)x W解得x W =0.093 习题27附图因塔釜溶液处于平衡状态,故y W=αx W /[1+(α-1)x W ]=2.5×0.093/(1+1.5×0.093)=0.204y W与x1是操作线关系.y n+1 =L'x n /V'-Wx W /V'=Fx n /D-Wx W/D =Fx n /D-(F-D)x W /D=Fx n /D-(F/D-1)x W∴y n+1 =x n /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07当y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=2.5×0.157/(1+1.5×0.157)=0.318∴Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%28解:(1)精馏段有两层理论板,x D =0.85,x F =0.5,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F=0.5线交于d.提馏段有两层理论板,从点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：x W =0.17x D/(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W100×0.5=D×0.85+W×0.17得D=48.5Kmol/hV'=V=(R+1)D=8.25×48.5=400Kmol/h28题附图(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:(1)D=η,Fx F /x D =0.9×100×0.4/0.92=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/hx W =0.1Fx F /W=0.1×100×0.4/60.9=0.0656∵q=1 ∴x q =0.4 查图得y q =0.61R min=(x D -y q )/(y q -x q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48R=1.5×1.48=2.2 x D /(R+1)=0.92/3.2=0.29在y-x图中绘图得N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,取8块,∴第九块为实际加料板(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑(2)改为冷液进料,N T <N T' q=1, N T =const ∴x D↑q约为const,下移加料点,x D↑.29题附图30解:(1)Dx D/Fx F=0.922;Dx D=0.922×150×0.4=55.32Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =55.32150×0.4-(150-D)×0.05=55.32D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/hx D =55.32/56.4=0.981(2) N T及N F (进料位置)x D =0.981,x W =0.05,q=1,x D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)q线: x F=0.4、q=1, q线为垂线。
精馏参考答案
精馏部分的参考答案9、解：(1)回收率以质量分数表示，并已知：Wf=0.15, Wd=0.90, Ww=0.01 %4.94)01.090.0(15.0)01.015.0(90.0=-⨯-⨯=--∙=∙w d w f f d F D f d W W W W W W M M W W (2) 回收率以摩尔分数表示，先求f χ,d χ,w χ.以100g 计，则：21046.6188546154615-⨯=+=f χ11079.7181046904690-⨯=+=d χ 31041899461461-⨯=+=w χ ∴%4.941041079.71041046.61046.61079.7313221=⨯-⨯⨯-⨯∙⨯⨯=∙∙------F D f d χχ 即回收率相同。
13、解：qd q d M M y R R χχχ--=+1（1） qq q y χααχ)1(1-+=（2） 其中（q χ,y q ）为q 线与相平衡线的交点。
当q=1时，q χ＝f χ，代入以上（1），（2）两式得：y q =0.62,R M =1.5 当q=0时，y q ＝f χ，再代入（1），（2）两式得：q χ=0.214,R M =3.019、解：由723.01=+R R 得回流比R ＝2.61 又由263.01=+R dχ 得塔顶组成d χ＝0.95∵q=1,∴两线交点的横坐标χ＝f χ即0.723f χ+0.263＝1.25f χ-0.0187解得f χ＝0.535根据y=1.25x-0.0187，经（x w , x w ）,即x w ＝1.25 x w -0.0187解得x w ＝0.07521.解：y 1=x d =0.90 然后交替使用n n n x x y )1(1-+=αα 和111+++=+R x x R R y d n n 求得：x 3=0.78532.解：a)回流比略b)求q联立：361.063.0+=x y 和00966.0805.1-=x y得交点（x,y ）＝（0.3155，0.560） 代入11---=q x x q q y f 得：q ＝0.65534.解：（1）方法一∵全回流∴41.01==-n n x y ，28.01==+n n x y若用汽相表示则：中间一层板n 的板效率1*1++--=n n n n mvn y y y y E 其中：*n y 与n x (＝0.28)成相平衡，由平衡数据表：0.28与0.26很接近。
第二章精馏作业及复习思考题答案
作业（计算题）1. 解：由题意知，轻关键组分为丙烷，重关键组分为丁烷，取100kmol/h 进料为基准，按清晰分割的定义可列出下列物料衡算式：D+W =100(1) D =52+24.9+8.83+8.7+3.05-0.0015W+0.002D(2)解之得 D =46.011 kmol/hW =53.989 kmol/hＷ的组成：丁烷99.85%，丙烷0.15%。
Ｄ的组成列于下表：2. 解：由式 得：3.6150.0110 2.0840.1690 1.7350.446010.11350.8640.12050.4350.140003.615 2.084 1.73510.8640.435θθθθθθ⨯⨯⨯⨯⨯⨯+++++=------θ应界于1~1.735之间，经试差求得θ=1.105。
由式 得3.6150.0176 2.0840.2698 1.7350.699510.01040.8640.00271 1.4173.615 1.105 2.084 1.105 1.735 1.1051 1.1050.864 1.105m R ⨯⨯⨯⨯⨯=++++-=----- 由给定条件可知，丙烷和异丁烷为轻组分，戊烷和己烷为重组分。
根据清晰分割法的基本假定，组分1和2在塔顶和塔釜产品中的量分别为1112229830.01110.8/,09830.169166.1/,0D F kmol h W D F kmol h W ==⨯====⨯== 组分5和6分别为5556660;9830.1205118.5/0;9830.14137.6/D W F kmol h D W F kmol h===⨯====⨯=根据给定收率得：333334444498.1%9830.4460.981430.1/8.3/94.2%9830.11350.942105.1/6.5/D F kmol h W F D kmol hW F kmol h D F W kmol h=⨯=⨯⨯==-==⨯=⨯⨯==-=于是，塔顶产品量， 塔底产品量， 组分i 在塔顶产品D 中的摩尔分数x iD =D i /D ，在塔底产品W 中的摩尔分数x iW =W i /W 。
《精馏操作》试卷及答案(三)
《精馏操作》试卷（三）一、判断题（每小题1分，共30分，请在题后的括号内打“√”或“×”）1、蒸馏是以液体混合物中各组分挥发能力不同为依据，而进行分离的一种操作。
（）2、通过简单蒸馏可以得到接近纯的部分。
（）3、系统的平均相对挥发度α可以表示系统的分离难易程度，α＞1，可以分离，α＝1，不能分离，α＜1更不能分离。
（）4、精馏塔中温度最高处在塔顶。
（）5、精馏过程中，平衡线随回流比的改变而改变。
（）6、混合液的沸点只与外界压力有关。
（）7、灵敏板温度上升，塔顶产品浓度将提高。
（）8、在减压精馏过程中，可提高溶液的沸点。
（）9、再沸器的作用是精馏塔物料提供精馏塔物料热源，使物料得到加热汽化。
（）10、在二元溶液的x-y图中，平衡线与对角线的距离越远，则该溶液就越易分离。
（）11、精馏塔的总板效率就是各单板效率的平均值。
（）。
（）12、精馏时，饱和液体进料，其精提馏段操作线交点为（xF ，xF）。
（）13、将精馏塔从塔顶出来的蒸汽先在分凝器中部分冷凝，冷凝液刚好供回流用，相当于一次部分冷凝，精馏段的理论塔板数应比求得的能完成分离任务的精馏段理论板数少一块。
（）14、采用图解法与逐板法求理论塔板数的基本原理完全相同。
（）15、全回流时理论塔板数最多。
（）16、用某精馏塔分离二元混合物，规定产品组成x、xW，当进料为xF1时，相应的回流比为R1，进料为xF2时，相应的回流比为R2。
若xF1<xF2，进料热状态不变，则Rl <R2。
（）17、二元溶液连续精馏计算中，进料热状态的变化将引起操作线与q线的变化。
（）18、精馏操作时增大回流比，其他操作条件不变，则精馏段的液气比和馏出液的组成均不变。
（）19、精馏操作中，操作回流比必须大于最小回流比。
（）20、精馏操作中，若塔板上汽液两相接触越充分，则塔板分离能力越高满足一定分离要求所需要的理论塔板数越少。
（）21、精馏塔操作过程中主要通过控制温度压力进料量和回流比来实现对气液负荷的控制。
精馏(含答案)
1、什么就是蒸馏操作？２、蒸馏与精馏有何区别?3、如何选定蒸馏操作压强？４、何谓挥发度与相对挥发度？5、何谓非理想溶液?它们得特点就是什么?6、溶液得气液相平衡得条件就是什么?7、什么就是回流？精馏操作过程中回流有什么作用？8、什么就是全回流操作？主要应用?９、从t-x－ｙ图上简述精馏得理论基础?１0、何谓理论板？理论塔板数就是如何求取得?11、精馏塔为什么要设蒸馏釜或再沸器？12、什么位置为适宜得进料位置？为什么?1３、q值得物理意义就是什么？不同进料状态下得q值怎样?14、用图解法求理论塔板数时,为什么说一个三角形梯级代表一块理论块？15、恒縻尔流假设得内容？16、为使恒摩尔流假设成立,精馏过程须满足什么条件？１7、化工生产中，对精馏塔板有哪些要求？18、何谓液泛、夹带、漏液现象？１９、一正在运行得精馏塔,由于前段工序得原因,使料液组成下降,而F、ｑ、R、仍不变，试分析L、V、、Ｄ、W及、将如何变化？19、解:分析，因为、ｑ、Ｆ不变,则：V不变;分析因Ｒ不变,V不变,则D不变;分析Ｆ不变,D不变,则W不变;分析R不变,D不变,则L不变；分析不变,Ｗ不变，则L}不变;因为R不变,所以L/V不变;因为、Ｗ不变，所以/不变；而精馏段与提馏段得理论塔板数也不变,由下降,可得：减少、也减少。
从物料衡算得角度来分析,因为F、D、W都不变,，所以下降,可得:减少、也减少。
20、某分离二元混合物得精馏塔,因操作中得问题,进料并未在设计得最佳位置,而偏下了几块板。
若Ｆ、、q、Ｒ、均同设计值,试分析L、Ｖ、、D、W、及、得变化趋势?(同原设计值相比)2０、解: 分析、ｑ、F不变,则V不变;分析R不变,V不变,则Ｄ不变;分析Ｒ不变，D不变,则L不变；分析L不变,q、F不变，则不变；分析F、D不变，则Ｗ不变;21、设计一精馏塔,其物料性质、进料量及组成、馏出液及釜液组成、回流比、冷却水温度、加热蒸汽压力均不变。
当进料状态由泡点进料改为饱与蒸汽进料时，塔板数就是否相同？再沸器所需蒸汽量就是否改变？２2、有一正在操作得精馏塔分离某混合液。
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与课件号相对应1.某双组分理想物系当温度t=80℃时，PA °=106.7kPa，PB°= 40kPa，液相摩尔组成xA=0.4，试求：（提示：需先求P总）⑴与此液相组成相平衡的汽相组成yA；⑵相对挥发度α。
(1)xA =(P总-PB°)/(PA°-PB°)0.4=(P总-40)/(106.7-40)∴P总=66.7kPay A =xAPA°/P总=0.4×106.7/66.7=0.64(2)α=PA°/PB°=106.7/40=2.672-3（两道）在一连续精馏塔的精馏段中，进入第n层理论板的气相组成y n+1＝0.75，从该板流出的液相组成xn＝0.66。
操作气液比为1.4，物系的平均相对挥发度为2.47。
求（1）操作回流比R及塔顶馏出液组成x D(2)离开第n层理论板的气相组成yn。
连续精馏塔中分离苯/甲苯混合液，原料液的处理量为15000kg/h，其中苯的质量分数为0.46，要求馏出液中苯的回收率为97％，釜残液中甲苯的回收率不低于98％，试求（1）馏出液和釜残液的流量和组成（摩尔流量和摩尔分数）4.计算题（05期末）用常压精馏塔分离双组分理想混合物，泡点进料，进料量100kmol/h ，加料组成为50%，塔顶产品组成x D =95%，产量D=50kmol/h ，塔釜间接蒸汽加热。
回流比R=2R min ，设全部塔板均为理论板，以上组成均为摩尔分率。
相对挥发度3=α。
求：（1）最小回流比R min ；（2）精馏段和提馏段的上升蒸汽量；（3）塔底产品组成；（4）列出该情况下提馏段操作线方程。
(1)()75.05.0215.0311*=⨯+⨯=-+=F F F x x y αα 5分 8.05.075.075.095.0**min =--=--=F F FD x y y x R ()()()hkmol V F q V V h kmol D R V R R /1301/1305016.116.18.022)2(min ==-+='=⨯+=+==⨯== 5分(3) h kmol Dx Fx W x D F w /5.295.0505.0100=⨯-⨯=-= 5分 1000.5500.950.0510050F D F D w Fx Dx Fx Dx x W F D --⨯-⨯====-- (4) h kmol qF RD L /1801001506.1=⨯+⨯=+=' 5分 ∴提馏段操作线方程为： 0192.038.11305.2130180-=-='-''=x x V W x x V L y w 05B 计算题 （20分）在一连续常压精馏塔中分离某理想混合液，x D =0.94，x W =0.04。
已知此塔进料q 线方程为y=6x-1.5，采用回流比为最小回流比的1.2倍，塔釜间接蒸汽加热，混合液在本题条件下的相对挥发度为2，求：（1）进料组成x f ；（2）最小回流比；（3）若塔底产品量W=150kmol/h 求进料量F 和塔顶产品量D（4）精馏段操作线方程。
提馏段操作线方程。
（1）由于q 线通过（x f ，x f ），有：6 1.5f f x x =- 5分0.3f x =（2）联立求解q 线方程与相平衡关系方程，即 5分 ⎪⎩⎪⎨⎧+=-=x x y x y 125.16 得交点坐标为： x e =0.333y e =0.498 68.2333.0498.0498.094.0min =--=--=e e e D x y y x R 由全塔物料衡算。
D=60.94F=210.94（3） 22.368.22.12.1min =⨯==R R 5分∴精馏段操作线方程为： 22.076.022.494.022.422.3111+=+=+++=+n n D n n x x R x x R R y （4）联立精馏段操作线与q 线方程，即 5分⎩⎨⎧-=+=5.1622.076.0x y x y 得交点 ⎪⎩⎪⎨⎧==48.033.0q q y x 提馏段操作线过点(x q 、y q )和点(x w 、x w )∴提馏段操作线方程为： Wq W q W W x x x y x x x y --=-- 即04.033.004.048.004.004.0--=--x y 021.052.1-=x y（06期末） 计算题（25分）用一连续精馏塔分离苯、甲苯液体混合物，相对挥发度为2.5，塔顶设全凝器,塔底设再沸器，进料量为150 kmol/h ，其中含苯 0.4(摩尔分率，下同)，泡点进料，通过取样测得塔顶馏出液中苯回收率为92.20%，塔底产品中苯的组成为0.05，实际操作回流比R=2.5，试求：⑴ 塔顶、塔底产品流量及塔顶组成；⑵塔顶第二块板下降的液体浓度；⑶精馏段蒸汽量和液体量；⑷提馏段蒸汽量和液体量；⑸因长期操作再沸器内结垢，若产品流量不变，试分析对塔顶产品质量有何影响？如何才能维持正常生产？DxD /(FxF)=0.922DxD=0.922×150×0.4=55.32DxD =FxF-WxW=FxF-(F-D)xW=55.32150×0.4-(150-D)×0.05=55.32D=56.4kmol/h W=F-D=93.6 kmol/h xD=55.32/56.4=0.981y1= xD=55.32/56.4=0.981交替使用平衡与操作线关系得X1=0.95Y2=0.96X2=0.91L=RD=141.125V’=V= (R+1)D=197.575L’=l+qf=291.125⑷由于再沸器结垢,则QB↓,V’↓,R↓∴xD↓若要求维持xD 不变,应提高再沸器加热蒸汽的ps,及时清除污垢（07期末）欲用连续精馏塔分离苯-甲苯溶液。
已知xF =0.5，xD=0.9，xW=0.1(均为摩尔分率)。
采用回流比R=2Rmin，系统相对挥发度α=2.5。
饱和液体由塔中部加入，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。
试求：⑴采出率D/F；⑵最小回流比；⑶进料q线方程；⑷精馏段及提馏段操作线方程；⑸假定塔板均为理论塔板，求第二块塔板上升的蒸汽浓度。
⑴ D/F=(x W-x W)/(x D-x W)=(0.5-0.1)/(0.9-0.1)=0.5⑵∵q=1,y e=αx F/(1+(α-1)x F)=2.5×0.5/(1+1.5×0.5)=0.714R m=(x D-y e)/(y e-x F)=(0.9-0.714)/(0.714-0.5)=0.869R=2R m=1.74⑶∵q=1，故q线方程为：x=x f=0.5⑷精馏段操作线方程:y=(R/(R+1))x+x D/(R+1)=0.635x+0.328提馏段操作线方程: 若令F=1kmol/h, D=0.5, W=0.5y＇=(L＇/V＇)x＇-(W/V＇)x W=(RD/F+1)/((R+1)D/F)x＇-Wx W/F/((R+1)D/F)=(1.74×0.5+1)/(2.74×0.5)x'-0.5×0.1/(2.74×0.5)=1.36x＇-0.0365⑸ x D=y1=0.9y1=αx1/(1+(α-1)x1)有：x1=y1/(y1+α(1-y1))=0.9/(0.9+2.5 (1-0.9))=0.783y2=(R/(R+1))x1+x D/(R+1)=0.635×0.783+0.328=0.825计算题（25分）用一塔顶设全凝器的常压精馏塔分离含甲醇为0.3，流量为100kmol/h的甲醇-水混合液，泡点进料，并要求塔顶产品含甲醇为0.95，塔底产品含甲醇为0.015(以上均为摩尔分率)，已知精馏段操作线方程为：y=0.6x+0.38，操作条件下的平衡关系如图所示，试求：⑴塔顶及塔底的产品流量(kmol/h)；⑵塔的理论板数及进料位置；⑶流入再沸器的液相流量及组成。
⑴ F=D+WFxF =DxD+WxWD=F(xF -xW)/(xD-xW)=100×(0.3-0.015)/(0.95-0.015)=30.5kmol/hW=F-D=69.50kmol/h⑵ NT 及NF=?X D =0.95,xW=0.015,q=1,xD/(R+1)=0.38作图得:NT=8-1=7(不含釜)进料位置:NF=5⑶ L’,V’,yW 及xW-1xD/(R+1)=0.38 R=1.5∵q=1, V’=V-(1-q)F=V=(R+1)DV’=30.5×(1.5+1)=76.25 kmol/hL’=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8kmol/h由图读得:yW =0.055,xW-1=0.035。