化工原理蒸餾部分模擬試題及答案

1、化工原理蒸餾部分模擬試題及答案一、填空1精餾過程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而進(jìn)行的。精餾設(shè)計中，回流比越 大 ，所需理論板越少，操作能耗 增加 ，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn) 先降后升 的變化過程。2精餾設(shè)計中，當(dāng)回流比增大時所需理論板數(shù) 減小 （增大、減?。瑫r蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量 增大 （增大、減小），塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量 減小 （增大、減小），所需塔徑 增大 （增大、減?。?。3分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在5種進(jìn)料狀況中, 冷液體 進(jìn)料的q值最大，提餾段操作線與平衡線之間的距離 最遠(yuǎn) , 分離所需的總理論板數(shù) 最少 。4相對揮發(fā)度=1，

2、表示不能用 普通精餾分離 分離，但能用 萃取精餾或恒沸精餾分離。 5某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為 66.7 kmol/h 。6精餾操作的依據(jù)是 混合液中各組分的揮發(fā)度差異 ，實現(xiàn)精餾操作的必要條件包括 塔頂液相回流 和 塔底上升蒸氣 。7負(fù)荷性能圖有 五 條線，分別是 液相上限線 、 液相上限線 、 霧沫夾帶線 、 漏液線 和 液泛線 。二、選擇1 已知q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比為 C 。A 1.1:1 B 1:1.1 C 1:1 D 0.1:12 精餾中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相

3、易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f法是 D 。A 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；B 汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；C 液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時發(fā)生。 3 某二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成xA=0.6，相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1，與之相平衡的汽相組成yA=0.7，相應(yīng)的露點(diǎn)為t2，則_A_A t1=t2 B t1<t2 C t1>t2 D 不確定4某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為_B_。A 60kmol/h B 66.7kmo

4、l/h C 90kmol/h D 不能定5精餾操作時，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不變，而將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xD變化為_B_A 變小 B 變大 C 不變 D 不確定6在一二元連續(xù)精餾塔的操作中，進(jìn)料量及組成不變，再沸器熱負(fù)荷恒定，若回流比減少，則塔頂溫度 A ，塔頂?shù)头悬c(diǎn)組分濃度 B ，塔底溫度 C ，塔底低沸點(diǎn)組分濃度 A 。A 升高 B 下降 C 不變 D 不確定7某二元混合物，a=3，全回流條件下xn=0.3，則yn-1=_B_。A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.7948 某二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成xA=0.4，相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1

5、，氣相組成為yA=0.4，相應(yīng)的露點(diǎn)組成為t2，則 B 。A t1=t2 B t1<t2 C t1>t2 D 不能判斷9某二元混合物，=3，全回流條件下xn=0.3，則yn-1= DA 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.79410精餾的操作線是直線，主要基于以下原因 D 。A 理論板假定 B 理想物系C 塔頂泡點(diǎn)回流 D 恒摩爾流假設(shè)11某篩板精餾塔在操作一段時間后，分離效率降低，且全塔壓降增加，其原因及應(yīng)采取的措施是 B 。A 塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷B 篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，應(yīng)降低負(fù)荷操作C 塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停

6、工檢修D(zhuǎn) 降液管折斷，氣體短路，需更換降液管12板式塔中操作彈性最大的是 B 。A篩板塔 B 浮閥塔 C 泡罩塔13下列命題中不正確的為 A 。A上升氣速過大會引起漏液 B 上升氣速過大會引起液泛 C上升氣速過大會使塔板效率下降 D 上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶14二元溶液連續(xù)精餾計算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化 B 。 A平衡線 B 操作線與q線 C平衡線與操作線 D 平衡線與q線 15下列情況 D 不是誘發(fā)降液管液泛的原因。A液、氣負(fù)荷過大 B 過量霧沫夾帶 C塔板間距過小 D 過量漏液三、計算1某塔頂蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的氣、液兩相互成平衡。氣相作產(chǎn)品，液相作回流

7、，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時為xD，分凝時為y0。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時的精餾段操作線方程。解： 由精餾段一截面與塔頂（包括分凝器在內(nèi)）作物料衡算。Vy=Lx+Dy0， 若回流比為R則y=LVx+DVy=RR+1Rx+1R+11y0 對于全凝時 精餾段操作線y=R+1x+R+1xD 可知：當(dāng)選用的回流比一致，且xD=y0時兩種情況的操作線完全一致。在yx圖上重合，分凝器相當(dāng)于一塊理論板。2用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量100kmol/h，易揮發(fā)組分xF=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品xD=0.9，塔底釜液xW=0.05（皆摩爾分率），操作回流比R=1.61，該物系平均

8、相對揮發(fā)度=2.25，塔頂為全凝器，求：(1) 塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；(2) 第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；(3) 寫出提餾段操作線數(shù)值方程；(4) 最小回流比。解：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；F=D+W=100 （1）D0.9+W0.05=FxF=1000.5=50 （2）上述兩式聯(lián)立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h（2）第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；因塔頂為全凝器， xD=y1=y1x11+(-1)x10.9 x1=-(-1)y1=2.25-1.250.9=0.80（3）寫出提餾段操作線數(shù)值方程；V'=V=(R+

9、1)D=2.6152.94=138.17L'=L+qF=RD+F=1.6152.94+100=185.23L'WxW185.23138.1747.060.05138.17則 V'V''-0.017=1.34xm'+1=ym'-xm='-xm（4）最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, xq=xF=0.5yq=xq1+(-1)xqxD-yqyq-xq=2.250.51+1.250.5=0.692 Rmin=0.9-0.6920.692-0.5=1.0833一精餾塔，原料液組成為0.5（摩爾分率），飽和蒸氣進(jìn)料，原料處理量為100kmol/h

10、，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h 。已知精餾段操作線程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸氣加熱，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流。試求：（1） 塔頂、塔底產(chǎn)品組成；（2） 全凝器中每小時冷凝蒸氣量；（3） 蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量（4） 若全塔平均=3.0，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率Eml=0.6，求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。解：（1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成；因 RR+1)=0.833， R=5 又 xD(R+1)=0.15， xD=0.90由物料衡算 FxF=DxD+WxW得 xW=(1000.5-500.9)/50=0.1（2）全凝器中每小時冷凝蒸氣量；V=（R+1）D=300kmol/h

11、（3）蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量；q=0，V´=V - F=300 -100=200kmol/h（4）求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。EmV=1xD-x1xD-x1*=0.6， xD=y1=x*1*11+(-1)x x1=y1-(-1)y1=0.93-20.9=0.75故 0.9-x10.9-0.75=0.6 x1=0.81 y2=0.8330.81+0.15=0.8254在一常壓精餾塔內(nèi)分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，飽和蒸汽進(jìn)料。已知進(jìn)料量為150kmol/h，進(jìn)料組成為0.4（摩爾分率），回流比為4，塔頂餾出液中苯的回收率為0.97，

12、塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95。試求：（1）塔頂餾出液及塔釜采出液組成；（2）精餾段操作線方程；（3）提餾段操作線方程；（4）回流比與最小回流比的比值；（5）若全回流操作時，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為0.6，全凝器液相組成為0.98，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。解：（1）塔頂餾出液及塔釜采出液組成；由 0.97FxF=DxD （a）0.95F(1-xF)=W(1-xW） （b）F=D+W+150 （c）DxD+WxW=FxF=1500.4=60 （d）聯(lián)立（a）、（b）、（c）和（d）求解得：W=87.3kmol/h， D=62.7kmol/hxW=0.0206， xD=0.9

13、28（2）精餾段操作線方程； yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.8xn+0.1856（3）提餾段操作線方程；'+1= ymL'V''-xmWxWV'飽和蒸氣進(jìn)料，故 q=0 V'=(R+1)-F， L'=L=DRRD(R+1)-FWxW(R+1)D-F'+1= 則 ym'-xm'-0.011 =1.534xm（4）回流比與最小回流比的比值； Rmin=xD-yqyq-xqq=0， yq=xF=0.4由 yq=xq1+(-1)xq得 xq=0.2125=2.816， RRmin=0.928-0.40.4-0.2

14、125Rmin=1.42（5）求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。 EmV=1y1-y2y1-y2*=0.6，而 y1=*x11+(-1)x1全回流時，y2=x1 y1=*x11+(-1)x1=2.47y21+1.47y2y1=0.98， 代入上式可得： y2=0.96935在一常壓精餾塔內(nèi)分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。進(jìn)料量為1000kmol/h，含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.9（以上均為摩爾分率），苯的回收率不低于90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。已知=2.5，取回流比為最小回流比的1.5倍。試求：（1）塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量W及組成xw；（2）最小回流比；（3）精餾段

15、操作線方程；（4）提餾段操作線方程；（5）從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成為多少？（6）若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用（4）中所用回流比，所需理論板數(shù)為多少？ 解：（1）塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量W及組成xw； 由 A=DxDFxF，得： D=10000.40.90.9=400kmol/hW=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算 FxF=DxD+WxW得 xW=(10000.4-4000.9)/600=0.0667 （2）最小回流比；泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, xq=xF=0.4yq=xq1+(-1)xQxD-yqyq-xq=2.50.41+1.50.4=0.625 Rmin=(3)

16、精餾段操作線方程； 0.9-0.6250.625-0.4=1.22R=1.5Rmin=1.83yn+1=RR+1xDR+1=0.646xn+0.318 xn+(4) 提餾段操作線方程；V'=V=(R+1)D=2.83400=1132L'=L+qF=RD+F=1.83400+1000=1732L'WxW173211326000.06671132則 V'V''-0.0353=1.53xm'+1=ym'-xm='-xm（5）從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成yw=xw1+(-1)xw=2.50.06671+1.50.0667=0

17、.152由操作線方程 '+1=1.53xm'-0.ym'-0.0353 得 yw=1.53x1'=0.0763 x1（6）若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用（4）中所用回流比，所需理論板數(shù)又為多少。飽和蒸氣進(jìn)料， q=0，yq=xF=0.4由 yq=xq1+(-1)xQxD-yqyq-xq= 得 xq=0.21 Rmin=0.9-0.40.4-0.21=2.63因 RRmin， 故 NT=6 用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95（以 6上均為摩爾分率）。原料液為氣液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾數(shù)比）。苯-甲苯的平均相對揮發(fā)

18、度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，試求：（1）原料液中汽相及液相的組成；（2）最小回流比；（3）若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二快理論板下降的液體組成。解：（1）設(shè)原料液液相組成為x'，汽相組成為y'（均為摩爾分率）xF=0.4 FF則 23x'+F13y'=0.4 （1） F= y'F2.5x'F1+1.5x'F （2）聯(lián)立（1）式和（2）式，可得：x'=0.326 y'=0.548 FF（2） Rmin=xD-yqyq-xq因 q=2/3， y=qq-1x-xFq-1 （3） y=2.5x1+1.5x （4）聯(lián)

19、立（3）和（4） 可得：xq=0.326 yq=0.548所以 Rmin=0.95-0.5480.548-0.326=0.4020.222=1.8（3）精餾段操作線方程為 R=2×1.8=3.6 yn+1=RR+1xn+xDR+1=3.64.6x+0.954.6=0.783xn+0.207y1=xD=0.95 y1=2.5x11+1.5x1 則 x1=0.884由 y2=0.783x1+0.207 得 y2=0.899 0.899=2.5x21+1.5x2 x2=0.7817有某平均相對揮發(fā)度為3的理想溶液，其中易揮發(fā)組分的組成為60%（摩爾百分率，以下同），于泡點(diǎn)下送入精餾塔中，要

20、求餾出液中易揮發(fā)組分組成不小于90%，殘液中易揮發(fā)組分組成不大于2%，試用計算方法求以下各項：（1） （2） （3） （4）每獲得1kmol餾出液時原料液用量；若回流比R為1.5，它相當(dāng)于最小回流比的若干倍； 回流比R為1.5時，精餾段需若干層理論板；假設(shè)料液加到板上后，加料板上溶液的組成不變，仍為0.6，求上升到加料板上蒸汽相的組成。解 （1） 原料液用量依題意知餾出液量D=1kmol，在全塔范圍內(nèi)列總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得： F=D+W=1+W (a) FxF=DxD+WxW 或 0.6F=0.9(1)+0.02W (b) 由上二式解得，收集1kmol的餾出液需用原料液量為： F=1.

21、52kmol （2） 回流比為最小回流比的倍數(shù) 以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為： y=x1+(-1)x3(0.6)=3x1+2x(c)當(dāng)xF0.6時，與之平衡的氣相組成為： yq=1+2(0.6)=0.818由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，在最小回流比下的操作線斜率為：RminRmin+1=xD-yqxD-xq=0.9-0.8180.9-0.6=0.273因此解得 Rmin=0.376 故操作回流比為最小回流比的1.50.3764倍（3） 精餾段理論板數(shù)當(dāng)回流比R=1.5，相對揮發(fā)度為3時，精餾段的平衡關(guān)系為式c所示，操作線為： yn+1= =1.51.5+1RR+1xn+0.9xDR+1xn+1.5+1=0.6xn+0.36 (d)由于采用全凝器，故y1=xD=0.9，將此值代入式c解得x1=0.75。然后再利用式d算出y2，又利用式c算出x2，直至算出的x等于或小于xF為止。茲將計算結(jié)果列于本例附表中。（4） 上升到加料板的蒸汽相組成 提餾段操作線方程為：ys=/L+qFL+qF-Wx2-/WL+qF-WxW由于泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1。又 L=RD=1.5kmol 及 W=F-D=1.52-1=0.52kmol將以上數(shù)據(jù)代入提餾段操作線方程：y3=/1.5+1.521.5+1.52-0.52x2-/(0.5