第十章精馏.docx

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1、第十章精馏一、填空题 1、 对于二元理想溶液，y-x图上的平衡曲线离对角线越近，说明该物系_。 2、 精馏塔内回流包括_ 和_。 3、 精馏操作中，回流比的上限称为_。 4、 精馏操作中，回流比的下限称为_。 5、 对于正在操作中的精馏塔，若加大操作回流比，则塔顶产品浓度会_。 6、 某精馏塔的精馏段操作线方程为 液组成为_。 7、 分离任务要求一定，当回流比一定时，在五种进料状况中，_进料的q值最大，分离所需的总理论板数_。 8、 精馏分离的依据是_的差异，要使混合物中的组分得到完全分离，必须进行多次地_、_。 9、 称为_，饱和液体进料q=_，饱和蒸汽进料q=_。 10、 二组分的连续精馏

2、操作，精馏段操作线方程为y=0.75x+0.245，提馏段操作线方程为，则该精馏塔的操作回流比为_，馏出y=1.25x-0.02，当q=1时，则xW=_xD=_。 11、 在连续精馏中，其它条件均不变时，仅加大回流，可以使塔顶产品xD_，若此时加热蒸汽量V不变，产品量D将_。若在改变R的同时，保持塔顶采出量不变，必需增加蒸汽用量，那么冷却水用量将_。 12、 直接水蒸汽加热的精馏塔适用于_，与间接蒸汽相比，相同要求下，所需理论塔板数将_。 13、 全回流时，操作线与_重合，操作线方程为_，理论塔板数为_。当回流比减少到_称为最小回流比，所需的理论塔板数_。适宜的回流比应通过_确定。 14、 1

3、5、 y-x相平衡曲线上各点的温度是_ 。 当增大操作压强时，精馏过程中物系的相对挥发度_，塔顶温度_，塔釜温度_。 16、 精馏塔设计时，若工艺要求一定，减少需要的理论板数，回流比应_，蒸馏釜中所需的加热蒸汽消耗量应_，所需塔径应_，操作费和设备费的总设资将是_。 17、 某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距为零，则精馏段操作线斜率等于_，提馏段操作线的斜率等于_，回流比等于_，馏出液等于_。 18、 精馏塔的塔底温度总是_塔顶温度，其原因_、-_。 19、 已测得精馏塔自塔顶下数第四和第五层塔板的两相组成为0.62、0.75、0.70、0. 82，其中x4=0.70，试判断：y4=_、

4、 y5=_ 、x5=_。 20、 精馏塔设计中，若F、xF、q、D保持不变而增加回流比R，则xD_，xW_，V_，L / V _。 21、 精馏塔可分为_和_两段。精馏塔从塔底到塔顶易挥发组分含量逐渐_，温度逐渐_。 22、 在精馏塔设计中，若F、xF、 xD、 xW及R一定，进料由原来的饱和液体改为饱和蒸气，则所需理论板数N_，精馏段上升蒸气量V_。 二、单项选择题 1、 蒸馏是利用各组分的不同的特性实现分离的目的。 A 溶解度；B 等规度；C 挥发度；D 调和度 2、 再沸器的作用是提供一定量的流 A 上升物料；B 上升组分；C 上升产品；D 上升蒸气 3、 在精馏塔中，加料板以上的塔段称

5、为 A 精馏段；B 提馏段；C 进料段；D 混合段 4、 精馏的操作线为直线主要是因为 A、理论板假设； B、理想物糸； C、塔顶泡点回流； D、恒縻尔流假设； 5、 精馏操作中，若其它条件都不变，只将塔顶的过冷液体回流改为泡点回流，则塔顶产品组成xD变化为。 A、变小； B、变大； C、不变； D、不确定； 6、 二元溶液连续精馏计算中，进料热状况的变化将引起以下线的变化。 A、提馏段操作线与q线； B、平衡线； C、平衡线与精馏段操作线； D、平衡线与q线； 7、 分离某两元混合液，进料量为10kmol/h，组成xF为0.6，若要求溜出液组成xD不小于0.9，则最大溜出液量为。 A. 6.

6、67kmol/h B. 6kmol/h C. 9kmol/h D. 不能确定 8、 在常压下苯的沸点为80.1，环己烷的沸点为80.73，欲使该两组分混合液得到分离则宜采用( )。 A. 恒沸精馏 B. 普通精馏 C. 萃取精馏 D. 水蒸气精馏 三、简答题 1简述简单蒸馏与精馏的区别。 简单蒸馏是一次部分气化与部分冷凝，而精馏则是多次部分气化与部分冷凝。 2完成一个精馏操作需要哪两个必要条件? 需要塔顶液相回流与塔底上升的蒸气。 3精馏塔的塔顶和塔底为什么要分别设置冷凝器和再沸器? 冷凝器提供液相产品与液相回流，再沸器提供塔内上升的蒸气。 4设计一精馏塔时, 回流比选取的大小对塔板数有何影响

7、? 回流比越大，达到要求的分离精度所需要的塔板数越少。 5精馏操作中, 回流比的上、下限各是什么情况? 上限是全回流，下限是最小回流比。 6精馏操作中，在下限操作时，能否达到所要求的分离精度? 为什么? 不能，若要达到所要求的分离精度需要有无穷多块理论板，实际上是不可能的。 7精馏操作中，在上限操作时对实际生产有无意义? 一般在什么情况下采用? 在上限操作时，产品量为零，对实际生产无意义，一般在科研、装置开工期间或紧急停工时采用。 8什么是理论板? 理论板是指离开这种板的气液两相相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。 9为什么再沸器相当于一块理论板? 在再沸器中，物料又一次部分气化，

8、气液两相达到平衡，与理论板的效果相同。 10用逐板计算法求理论板层数时, 为什么用一次相平衡方程就计算出一层理论板? 使用一次相平衡方程，就意味着物料达到一次气液平衡，就相当于越过一块理论板。 11用图解法求理论板层数时, 为什么一个梯级代表一层理论板? 每一个梯级与平衡线相交一次，表示汽、液两相达到一次平衡, 因此代表一层理论板。 12对于正在操作中的精馏塔, 若改变其操作回流比, 对塔顶产品浓度会有何影响? 回流比越大，塔顶产品浓度越高。 13设计一精馏塔时, 进料量对塔板层数有无影响? 为什么? 进料量对塔板层数无影响，影响塔板层数的因素主要有进料和产品的浓度、进料热状况以及回流比。 1

9、4用q代表进料热状况, 说明 q = 0，q = 1，0q1 时的意义。 q = 0 表示饱和气相进料，q = 1 表示饱和液相进料，0q1表示气液混合进料。 15在什么情况下会形成最小回流比？ 两段操作线交点落在平衡线上使推动力为零时 1塔板的作用是什么? 塔板的作用是提供气液接触的场所。 四 计算题 、计算题 将含有20易挥发组分的某液体混合物送入连续作业的精馏塔内，进料状态为饱和蒸汽，流量F=100kmol/h。塔顶溜出液中含95的易挥发组分，塔底残液中含3的易挥发组分。回流比R=5。 求塔顶溜出液量D，塔底残液量W，塔顶的蒸汽量V； 求出精馏段操作线方程； 求出提馏段操作线方程。 若平

10、均相对挥发度2，塔顶为全凝器，试求头两块板的汽液组成。 D=F(xF-xW)100(0.2-0.03)=18.48kmol/h xD-xW0.95-0.03 W=100-18.48=81.52kmol/h V=(R+1)D=618.48=110.88kmol/h y=y=xR50.95x+D=x+=0.8333x+0.1583 R+1R+15+15+1WxwL+qF x-L+qF-WL+qF-WL=RD=518.48=92.4kmol/h q=0,F=100kmol/h,W=81.52 y=92.481.520.03x-=8.439x-0.2248 92.4-81.5292.4-81.52(

11、4 ) 塔顶为全凝器,所以=0.95 y1=2x12x1 所以x1=09048 =1+(2-1)x11+x12x2xy2x 得x= =2-y1+(2-1)x1+x1+xy=y2=0.8333x1+0.1583=0.9123 x2=y2=0.838 72-y22某精馏塔用于分离A物质和B物质的均相混合物，其中A为轻组分，B为重组分。进料为含A和B均为50的饱和蒸汽，处理量为每小时100kmol，塔顶、塔底的产品量各为50kmol/h。精馏段操作线方程为y=0.833x+0.15，塔釜间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器。试求塔顶产品组成；塔底产品组成；全凝器中每小时冷凝的蒸汽量；(4)再沸器中每小时产生

12、的蒸汽量；提馏段操作线方程；若平均相对挥发度3，则离开第三块板的气相组成y3为多少？ 解： 由y= 得xRx+d=0.833x+0.15 R+1R+1R0.833 R5 R+1x d0.15 xd=0.9 R+1 (2) Fxf=Dxd+Wxw 得xw=0.1 (3)V=(R+1)D=300kol/h (4) V=V-(1-q)F=200kom/h q=0 y=WxwL+qFx+L+qF-WL+qF-W=1.25x-0.025 (5) =RD=250 y=(6) 平衡线方程: ax3x=1+(a-1)x1+2x 精馏段操作线方程: y=0.833x+0.15 y1=xd=0.9 平操yx=0.

13、75y211 平=0.775x2=0.5操34y3 =0.5953. 在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物，已知进料液流量为80kmol/h，料液中苯含量40%，泡点进料，塔顶流出液含苯90%，要求苯回收率不低于90%，塔顶为全凝器，泡点回流，回流比取2，在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47。 求：分别用逐板计算法和图解法计算所需的理论板数。 解： 根据苯的回收率计算塔顶产品流量： D=hFxFxD=0.9800.4=32kmol/h 0.9有物料恒算计算塔底产品的流量和组成： W=F-D=80-32=48kmol/h FxF-DxD800.4-320.9xW=0.0667W48已知回流

14、比R=2，所以精馏段操作线方程为： yn+1=xR20.9xn+D=xn+=0.667xn+0.3 R+1R+12+12+1提馏段操作线方程： L=L+qF=L+F=RD+F=232+80=144kmol/hV=V-(1-q)F=V=(R+1)D=332=96ym+1=WxL144480.0667xm-W=xm-=1.5xm-0.033 VV9696相平衡方程式可写成：x=ya-(a-1)y=y2.47-1.47y利用操作线方程式，式和相平衡方程式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝器，则：y1=xD=0.9 由式求得第一块板下降液体组成： x1=y10.9=0.785 2.47-1

15、.47y12.47-1.470.9利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸气组成： y2=0.667x1+0.3=0.6670.785+0.3=0.824 交替使用(1)式和式直到xnxF，然后改用提馏段操作线方程，直到xnxW为至。计算结果见附表 各层塔板上的汽液组成 1 0.9 0.785 2 0.824 0.655 3 0.737 0.528 4 0.652 0.431 5 0.587 0.365xF 6 7 8 9 10 0.101 y 0.515 0.419 0.306 0.194 x 0.301 0.226 0.151 0.089 0.044xW 精馏塔内理论塔板数为10-1=9块，其中精馏段4块，第5块为进料板。 图解法计算所需理论板数 在直角坐标系中绘出y-x图。根据精馏段操作线方程式，找到a(0.9，0.9)，C(0，0.3)点，联接ac即得到精馏段操作线。根据式提馏段操作线，通过b(0.0667,0.0667)，以1.5为斜率作直线bq，即为提馏段操作线。 从a点开始在平衡线与操作线之间绘直角梯级，直至xnxW为止。由图可见，理论板数为10块，除去再沸器一块，塔内理论板数为9块，其中精馏段4块，第5块为进料板，与逐板计算法结果一致。