精餾習(xí)題課習(xí)題含答案

第六章蒸餾本章學(xué)習(xí)規(guī)定1、掌握的內(nèi)容（1）雙組分抱負(fù)物系的氣液平衡，拉烏爾定律、泡點(diǎn)方程、露點(diǎn)方程、氣液相平衡圖、揮發(fā)度與相對(duì)揮發(fā)度定義及應(yīng)用、相平衡方程及應(yīng)用；（2）精餾分離的過(guò)程原理及分析；（3）精餾塔物料衡算、操作線方程及q線方程的物理意義、圖示及應(yīng)用；2、熟悉的內(nèi)容（1）平衡蒸餾和簡(jiǎn)樸蒸餾的特點(diǎn)；（2）精餾裝置的熱量衡算；（3）理論板數(shù)捷算法(Fenske方程和Gilliand關(guān)聯(lián)圖)；（4）非常規(guī)二元持續(xù)精餾塔計(jì)算(直接蒸汽加熱、多股進(jìn)料、側(cè)線采出、塔釜進(jìn)料、塔頂采用分凝器，提餾塔等)。3、理解的內(nèi)容（1）非抱負(fù)物系氣液平衡；（2）間歇精餾特點(diǎn)及應(yīng)用；（3）恒沸精餾、萃取精餾特點(diǎn)及應(yīng)用。第六章蒸餾1．正庚烷和正辛烷在110℃時(shí)的飽和蒸氣壓分別為140kPa和64.5kPa。試計(jì)算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均為摩爾分?jǐn)?shù)）構(gòu)成時(shí)，在110解：2．在一持續(xù)精餾塔中分離苯－氯仿混合液，規(guī)定餾出液中輕組分含量為0.96（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的苯。進(jìn)料量為75kmol/h，進(jìn)料中苯含量為0.45，殘液中苯含量為0.1，回流比為3.0，泡點(diǎn)進(jìn)料。試求：（1）從冷凝器回流至塔頂?shù)幕亓饕毫亢妥运仙恼魵饽柫髁?；?）寫出精餾段、提餾段操作線方程。解：物料衡算：則：聯(lián)立求解得：W=F-D=75-30.52=44.48kmol/h（1）從冷凝器回流至塔頂?shù)幕亓饕毫浚鹤运仙羝哪柫髁浚海?）精餾段操作線方程：（3）提餾段操作線方程：提餾段下降液體構(gòu)成：3．某持續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料，已知操作線方程以下：精餾段：y=0.8x+0.172提餾段：y=1.3x-0.018試求：原料液、餾出液、釜液構(gòu)成及回流比。解：精餾段操作線的斜率為：由精餾段操作線的截距：塔頂餾出液構(gòu)成提餾段操作線在對(duì)角線上的坐標(biāo)為（xw,xw），則由于泡點(diǎn)進(jìn)料，q線為垂直線。精餾段與提餾段操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為xF：4．采用常壓精餾塔分離某抱負(fù)混合液。進(jìn)料中含輕組分0.815（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和液體進(jìn)料，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸氣加熱。規(guī)定塔頂產(chǎn)品含輕組分0.95，塔釜產(chǎn)品含輕組分0.05，此物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.0，回流比為4.0。試用：（1）逐板計(jì)算法；（2）圖解法分別求出所需的理論塔板數(shù)和加料板位置。解：物料衡算：則：聯(lián)立求解得：W=F-D=0.15F提餾段下降液體構(gòu)成：自塔釜上生成蒸汽的摩爾流量：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：相平衡方程：（1）逐板計(jì)算法由于：y1=xD=0.95由相平衡方程得：由精餾段操作線方程：交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程至x<xF后，交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程至x<xW。各板上的汽液相構(gòu)成12345678910y0.950.9140.8630.7880.6740.5270.3700.2340.1360.074x0.9050.8410.7590.6500.5080.3570.2270.1330.0730.039習(xí)題習(xí)題4附圖第三塊板為進(jìn)料板，理論板數(shù)為10塊。（2）圖解法交替在相平衡方程和精餾段操作線方程之間作梯級(jí)，至x<xF后，交替在相平衡方程和提餾段操作線方程作梯級(jí)至x<xW。5．用一持續(xù)操作的精餾塔分離丙烯-丙烷混合液，進(jìn)料含丙烯0.8（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，要使塔頂產(chǎn)品含丙烯0.95，塔釜產(chǎn)品含丙烷0.95，物系的相對(duì)揮發(fā)度為1.16，試計(jì)算：（1）最小回流比；（2）所需的最少理論塔板數(shù)。解：(1)泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1則xq=xF=0.8（2）全回流時(shí)的最小理論板數(shù)6．精餾分離某抱負(fù)混合液，已知：操作回流比為3.0，物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.5，xD=0.96。測(cè)得精餾段第二塊塔板下降液體的構(gòu)成為0.45，第三塊塔板下降液體構(gòu)成為0.4（均為易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)）。求第三塊塔板的氣相單板效率。解：精餾段操作線方程：已知x2=0.45，由精餾段操作線方程得y3同理：x3=0.4，可得y4=0.54y3*由相平衡方程求解則第三塊塔板的氣相單板效率為：7．用常壓精餾塔分離苯和甲苯混合液。已知精餾塔每小時(shí)解決含苯0.44（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的混合液100kmol，規(guī)定餾出液中含苯0.975，殘液中含苯0.0235。操作回流比為3.5，采用全凝器，泡點(diǎn)回流。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47。試計(jì)算泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)下列各項(xiàng)：（1）理論板數(shù)和進(jìn)料位置；（2）再沸器熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量，加熱蒸汽絕壓為200kPa；（3）全凝器熱負(fù)荷和冷卻水的消耗量（冷卻水進(jìn)、出口溫度t1=25℃,t2=40已知苯和甲苯的汽化熱為427kJ/kg和410kJ/kg，水的比熱為4.17kJ/(kg.℃)，絕壓為200kPa的飽和水蒸氣潛熱為2205kJ/kg。再沸器和全凝器的熱損失無(wú)視。解：（1）理論板數(shù)和加料板位置根據(jù)物系的相對(duì)揮發(fā)度，在x-y圖上標(biāo)繪平衡曲線和對(duì)角線。精餾段操作線截距在圖上連接點(diǎn)（0.975，0.975）和（0，0.217），即為精餾段操作線ac。泡點(diǎn)進(jìn)料，q線為通過(guò)xF=0.44的垂線ed，連接點(diǎn)b(0.0235,0.0235)和點(diǎn)d，即為提餾段操作線。按圖解法在圖上畫梯級(jí)，圖解的理論板數(shù)為11（不涉及再沸器），第六塊理論板為進(jìn)料板。（2）、再沸器熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量先由物料衡算求D和W，即則：聯(lián)立求解得：精餾段上升蒸汽量：提餾段上升蒸汽量：因釜?dú)堃褐斜胶亢艿?，故可近似按甲苯?jì)算，再沸器的熱負(fù)荷為：水蒸氣消耗量為：（3）全凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量因餾出液中甲苯含量很低，故可近似按純苯計(jì)算，全凝器熱負(fù)荷為：冷卻水消耗量為：8、有一正在操作的精餾塔分離某混合液。若下列條件變化，問(wèn)餾出液及釜液構(gòu)成有何變化？假設(shè)其它條件不變，塔板效率不變。（1）回流比下降；原料中易揮發(fā)組分濃度上升；進(jìn)料口上移。解：（1）回流比下降，餾出液構(gòu)成減小，釜液構(gòu)成增大。(2)xF上升，餾出液構(gòu)成增大，釜液構(gòu)成增大。（3）餾出液構(gòu)成減小，釜液構(gòu)成增加。9.在一常壓操作的持續(xù)精餾塔中，分離苯-甲苯混合液，原料中苯的含量為0.4（摩爾分率，下同），原料液量為100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料，規(guī)定塔頂產(chǎn)品中苯的含量不低于0.98，塔釜?dú)堃褐斜降暮坎桓哂?.02，操作回流比為2，泡點(diǎn)回流，無(wú)視熱損失。試求塔釜加熱蒸汽用量和冷凝器中冷卻水用量。已知下列數(shù)據(jù)：加熱蒸汽為101.3kPa(表壓)的飽和蒸汽；冷卻水進(jìn)口溫度為15C，出口溫度為30C，比熱容為4.187kJ/kg·K；苯的千摩爾質(zhì)量為78.11kg/kmol,甲苯的千摩爾質(zhì)量為92.13kg/kmol；80.2C時(shí)苯的氣化熱：r苯=31024.2kJ/kmol；無(wú)視熱損失。解近似認(rèn)為塔頂餾出液為純苯，塔釜為純甲苯，則塔頂溫度為80.2C，塔釜溫度為110.6C。例9附表溫度80.2C95C110.6C苯的摩爾比熱容153.5kJ/(kmol·C)157kJ/(kmol·C)甲苯的摩爾比熱容185.2kJ/(kmol·C)188.9kJ/(kmol·C)（1）物料衡算將已知數(shù)據(jù)代入上式得D=39.6kmol/h，W=60.4kmol/h.(2)加熱蒸汽用量的計(jì)算由苯-甲苯的t-x-y圖查得泡點(diǎn)tb=95C原料液平均千摩爾比熱容kJ/(kmol·C)原料液的焓原料液帶入的熱量回流液的焓近似取純苯的焓回流液帶入的熱量塔頂蒸汽的熱焓近似地取純苯蒸汽的焓塔頂蒸汽帶出的熱量塔底產(chǎn)品的焓近似地取純甲苯的焓塔底產(chǎn)品帶出去