用一常壓操作的連續(xù)精餾塔分離含苯為

1、.階段測試三答案一、選擇題（每題1分，共15分） 1、精餾操作時，增大回流比，其他操作條件不變，則精餾段液氣比( A ),餾出液組成xD( A ),釜殘液組成xW( D )。 A.增加； B.不變； C.不確定； D.減小 2、精餾塔的設(shè)計中，若進料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸氣進料改為飽和液體進料，其他條件維持不變，則所需理論板數(shù)N( A ),L( B ),V( B),L( C ),V( C )。 A.減??； B.不變； C.增加； D.不確定3、精餾塔設(shè)計中，增大操作壓強，則相對揮發(fā)度（ C ），塔頂溫度（ A ），塔釜溫度（ A ）。 A.增大； B.不變； C.減小； D.不確定4、完成某分離

2、任務(wù)需理論板數(shù)為N=7（包括再沸器），若ET=50%，則塔內(nèi)需實際板數(shù)為（ C ）。 A.14層； B.10層； C.12層； D.無法確定5、精餾操作時，若F, xF,q,R均不變，而將塔頂產(chǎn)品量D增大，則L( A ),V( A )。A.增大； B.不變； C.減??； D.不確定6、分離某二元混合物，進料量為100kmol/h，xF=0.6,要求餾出液組成不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為（ B ）。A.60kmol/h; B.66.7 kmol/h C.90 kmol/h D.不能確定二、 填空題（每空1分，共20分） 1、單位加熱蒸汽消耗量是指 蒸發(fā)1kg水分消耗的加熱蒸汽量； 2、蒸發(fā)操作

3、中的溫度差損失的原因有：（1） 因溶液蒸氣壓下降而引起 ；（2） 因液柱靜壓強而引起 ；（3） 因流體阻力而引起 。 3、蒸發(fā)器生產(chǎn)能力是指 單位時間從溶液中蒸發(fā)的水分蒸發(fā)量 ； 4、對于不同的進料熱狀態(tài)，和的關(guān)系為： （1）冷液進料，xq_> _XF, yq_ > _xF ;（2）飽和液體進料，xq_ = _XF, yq_ > _xF ;（3）氣液混合物進料，xq_ < _XF, yq_ > _xF ;（4）飽和蒸氣進料，xq_ < XF, yq_ = _xF ;（5）過熱蒸氣進料，xq_ < _XF, yq_ < _xF ;5、在精餾過程中，

4、增大操作壓強，則物系的相對揮發(fā)度 下降 ，塔頂溫度 升高 ，塔釜溫度 升高 ，對分離過程 不利 。6、蒸餾分離的依據(jù)是 各組分相對揮發(fā)度的差異 。三、回答下列問題（每題5分，共25分）1、何謂精餾原理？工業(yè)上如何實現(xiàn)？答：精餾是利用組分間揮發(fā)度的差異，同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，達(dá)到多組分的分離。工業(yè)上精餾操作的主要設(shè)備是精餾塔。 工業(yè)上多次部分汽化和部分冷凝的過程是在精餾塔的各層塔板上實現(xiàn)的。在精餾板上，上升的氣體穿過流過精餾板的液體，進行傳質(zhì)，使易揮發(fā)組分更加集中在新產(chǎn)生的氣相中，難揮發(fā)組分更加集中在新產(chǎn)生的液相中，多次重復(fù)這個過程，是各個組分分離開來。 在工業(yè)上，精餾操作除了包

5、括若干塔板的分離過程外，塔頂上必需的回流液，與塔底必需的上升蒸汽，以保證每個塔板進行有效的分離過程。通常原料液從塔的適當(dāng)位置進入塔內(nèi)，與塔內(nèi)氣、液流混合。2、什么是理論板？在精餾計算中有何作用？答：蒸餾過程本質(zhì)上是氣液兩相傳質(zhì)過程，在塔板上發(fā)生的傳遞現(xiàn)象是很復(fù)雜的，即兩相的傳熱及傳質(zhì)速率不僅決定于物系的性質(zhì)與操作條件，而且還與塔板類型及結(jié)構(gòu)有關(guān)，因此很難用簡單的數(shù)學(xué)方法描述。為避免上述難題，工程計算中引入理論板的概念。所謂理論板是氣液兩相皆充分混合且無傳遞過程阻力的理想塔板。氣液兩相在理論板上進行接觸的結(jié)果，將使離開該板的兩相在熱、質(zhì)傳遞兩方面都達(dá)到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互成平衡，符合

6、平衡關(guān)系。 由于引入理論板的概念，可將復(fù)雜的精餾計算段和提留段計算簡化，通常分為兩步解決。首先根據(jù)分離任務(wù)，確定理論板數(shù)；然后根據(jù)分離任務(wù)的難易，選擇適宜的塔板類型和操作條件，并確定塔板效率和實際板數(shù)。此外理論板是一種假設(shè)，它可用做衡量實際塔板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)，以分析精餾操作問題。3、蒸發(fā)操作有何特點？答：（1）有相變化的恒溫傳熱； （2）溶液沸點升高； （3）物料由許多特殊性質(zhì) （4）節(jié)能與利用廢熱能是與蒸發(fā)密切相關(guān)的經(jīng)濟問題4、什么是液泛？液漏？出現(xiàn)這種現(xiàn)象對精餾過程有何影響？答：液泛是指氣液兩相之一的流量增大時，致使降液管內(nèi)液體不能順利下流，管內(nèi)液位升高到塔板上溢流堰的頂部，于是兩板

7、間的液體相連通，導(dǎo)致塔內(nèi)積液，這種現(xiàn)象叫液泛。液漏：當(dāng)氣流速度降低時，氣體通過小孔的動壓頭可能不足以阻止板上液體經(jīng)孔道下降，這種現(xiàn)象叫液漏。出現(xiàn)上述兩種現(xiàn)象均使塔操作偏離平衡，分離效果下降。5、什么是塔板負(fù)荷性能圖？對精餾塔設(shè)計和操作有何指導(dǎo)意義？答。在一個直角坐標(biāo)系中，橫坐標(biāo)為液流量，縱坐標(biāo)為氣流量，在坐標(biāo)系中有五條線組成，其五條線為：（1）漏液線；（2）霧沫夾帶線；（3）液相負(fù)荷下限線；（4）液相負(fù)荷上限線（5）液泛線上述五條線所包圍的區(qū)域，即使塔適宜操作范圍。對精餾操作具有指導(dǎo)意義。四、計算題1、用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0.44（摩爾分率，以下同）的苯甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品

8、中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進料情況時的理論板層數(shù)及加料板位置。 （1）原料液為20的冷液體。（2）原料為液化率等于1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg；甲苯的汽化熱為360kJ/kg。苯甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見例5-1和圖5-1。解：（1）溫度為20的冷液進料利用平衡數(shù)據(jù)，在直角坐標(biāo)圖上繪平衡曲線及對角線，如本例附圖1所示。在圖上定出點a（xD，xD）、點e（xF，xF）和點c（xW，xW）三點。精餾段操作線截距=，在y軸上定出點b。連ab，即得到精餾段操作線。先按下法計

9、算q值。原料液的汽化熱為 kJ/kmol由圖1-1查出進料組成xF=0.44時溶液的泡點為93，平均溫度=。由附錄查得在56.5下苯和甲苯的比熱容為1.84kJ/（kg·），故原料液的平均比熱容為 kJ/（mol·）所以 再從點e作斜率為3.76的直線，即得q線。q線與精餾段操作線交于點d。連cd，即為提餾段操作線。自點a開始在操作線和平衡線之間繪梯級，圖解得理論板層數(shù)為11（包括再沸器），自塔頂往下數(shù)第五層為加料板，如本題附圖1所示。（2）氣液混合物進料 與上述的項相同；與上述的項相同；和兩項的結(jié)果如本題附圖2所示。由q值定義知，q=1/3，故 q線斜率=過點e作斜率為0

10、.5的直線，即得q線。g線與精餾段操作線交于點d。連cd，即為提餾段操作線。按上法圖解得理論板層數(shù)為13（包括再沸器），自塔頂往下的第7層為加料板，如附圖2所示。2、分離正庚烷與正辛烷的混合液（正庚烷為易揮發(fā)組分）。要求餾出液組成為0.95（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜液組成不高于0.02。原料液組成為0.45。泡點進料。汽液平衡數(shù)據(jù)列于附表中。求（1）全回流時最少理論板數(shù)；（2）最小回流比及操作回流比（取為1.5Rmin）。表1 汽液平衡數(shù)據(jù)xyxy1010031104910656081015702800487067300000000解（1）全回流時操作線方程為 yn+1=xn在y-x圖上為對角線。

11、自a點（xD、xD）開始在平衡線與對角線間作直角梯級，直至xW=0.02，得最少理論板數(shù)為9塊。不包括再沸器時Nmin=91=8。（2）進料為泡點下的飽和液體，故q線為過e點的垂直線ef。由xF=0.45作垂直線交對角線上得e點，過e點作q線。由y-x圖讀得xq=xF=0.45，yq=0.64根據(jù)式（6-41）Rmin= R=1.5Rmin=1.5×1.63=2.453、每小時將15000kg含苯40%（質(zhì)量%，下同）和甲苯60%的溶液，在連續(xù)精餾塔中進行分離，要求釜殘液中含苯不高于2%，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。試求餾出液和釜殘液的流量及組成，以摩爾流量和摩爾分率表示。解：苯的分子量為78；甲苯的分子量為92。進料組成 釜殘液組成 原料液的平均分子量 MF=0.44×78+0.56×92=85.8原料液流量 F=15000/85.8