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(jì)中，回流比越大，所需理論板越 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2精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減小 （增大、減?。?同時(shí)蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量 增大 （增大、減?。?，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量 減小 （增大、減?。?， 所需塔徑增大（增大、減小）。3分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時(shí)，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a =1,表示不能用普通精餾分離分離，

2、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(shí)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 。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 1:1D 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

3、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(shí)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(shí)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 t 1=t 2B t1t 2 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 66.7kmol/h C 90kmol/h D不能定5精餾操作時(shí)，若F、D xf、q、R、加料板位置都不變，而將

4、塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂 產(chǎn)品組成Xd變化為_BA 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，：=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11，氣相組成為yA=0.4，相應(yīng)的露點(diǎn)組成為t2,貝U BA t 1=t 2B t 1t 2 D不能判斷

5、9某二元混合物，：=3,全回流條件下 Xn=0.3，則yn-i= 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(shí)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 。C

6、上升氣速過大A上升氣速過大會引起漏液B上升氣速過大會引起液泛會使塔板效率下降 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(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化BA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(jì)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，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時(shí)為XD，分凝時(shí)為y0。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假 定，試推導(dǎo)此時(shí)的精餾段操作線方程。Vy =Lx Dy。， 若回流比為R解：由精餾段一截面與

7、塔頂（包括分凝器在內(nèi)）作物料衡算。對于全凝時(shí)R1精餾段操作線y x 1 XdR+1R+1可知：當(dāng)選用的回流比一致，且 xD = y0時(shí)兩種情況的操作線完全一致。在 y x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，該物系平均相對 揮發(fā)度a =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

8、塔底的產(chǎn)品量（kmol/h ）;F=D+W=100(1)D 0.9 W 0.05 = Fx f =100 0.5 = 50(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=4；（2）第一塊塔板下降的液體組成W=47.06kmol/hD=52.94kmol/h丄組成X1為多少；因塔頂為全凝器,1 C -1)%0.9X1 二=0.80:-1)y12.25 -1.25 0.9(3 )寫出提餾段操作線數(shù)值方程；V =V =(R 1)D =2.61 52.94 =138.17L =L qF =RD - F =1.61 52.94100 =185.23,=匸，Wxw _ 185.23 ,47.06X0.05則ym V XmV

9、138.17 Xm 138.17= 1.34xm -0.017(4)最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, xq 二 xF =0.51 C -1)x1 1.25 0.5Xd yqYq - Xq0.692 - 0.53 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，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(shí)冷凝蒸氣量；（3）蒸餾釜中每小時(shí)產(chǎn)生蒸氣量（4）若全塔平均a =3.0，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率Eml=0.6

10、，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；0.833,R=5 又Xd 二 0.90由物料衡算FXf二DXd WXw得xW=(100 0.5 50 0.9)/50 = 0.1(2 )全凝器中每小時(shí)冷凝蒸氣量;V= ( R+1 ) D=300kmol/h(3 )蒸餾釜中每小時(shí)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。Xd -XiXd -Xi-0.6,Xdyi1 C -1)X1*X1y10.93-2 0.9= 0.750.9 一故10.6 捲=0.81y2 =0.833 0.81 0.15 =0.8250.

11、90.754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，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(shí)，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 0.97 Fxf =Dxd(a)0.95 F

12、 (1 -Xf ) = W(1 Xw)(b)F=D+W+150(c)Dx D Wxw = Fx F =150 0.4 =60(d)聯(lián)立(a)、(b)、(。)和(d)求解得:D=62.7kmol/hxd=0.928W=87.3kmol/h ,xw=0.0206 ,(2) 精餾段操作線方程；Yn 1Xn= 0.8xn 0.1856(3) 提餾段操作線方程;t L t WXwYm1 pxm pL 二 L 二 DR飽和蒸氣進(jìn)料，故q=0 V = （R 1） -F ,RDWxw(R 1) - FxmW 1.534xm-0.011(R +1)D F回流比與最小回流比的比值;(5)XD - yqyq XqX

13、qyq 1(： Xq0.928 -0.4q=0,Rmin0.4-0.2125求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。= 2.816,Emy2=0.6，- y2：X1yq 二 Xf =0.4xq =0.2125in = 1.421 （-1）X1全回流時(shí)，y2=X1 y11 C -1)x,2.47y211.47 y2% =0.98，代入上式可得:y2 = 0.9 6 9 35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

14、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；DXdfXT，得:D J。O4 O90.9=400kmol / hW=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算 Fxf二Dxd Wxw得XW =(1000 0.4 -400 0.9)/600 =0.0667(2)最小回流比；泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, Xq = Xf = 0.

15、4X1(： T)Xq2.5 0.41 1.5 0.4二 0.625RXD-yq0.9-.625 1 22minyq Xq0.6250.4(3) 精餾段操作線方程；R = 1.5 Rmin - 1.83Rxyn dxnD0.646xn 0.318R+1 R+1(4) 提餾段操作線方程；V =V =(R 1)D =2.83 400 =1132U = L qF = RD F =1.83 400 1000 二 17321132 Wxw 1732 ”600x0.0667= 1.53Xm -0.0353（5）從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成：-Xw士型乙=0.1521 (: -1)xw1 1.5 0.0

16、667由操作線方程ym 1 = 1.53Xm - 0.0353得yw =1.53x； -0.0353X =0.0763（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 =Xq得Xq0.211 C -1)XqXd yq0.90.4R .min2.63yq -Xq0.4-0.21因R Rm i n故Nt.=oO6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 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)度為2.5，回流比為最小回

17、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xf ,汽相組成為 y (均為摩爾分率)Xf = 0.4聯(lián)立(2 1訐3yF42.5xfyF =1 1.5xf1)式和(2)式，可得:xf =0.326(1)(2)yF =0.548(2)Xd _yqyq Xq因 q=2/3Xf(3)q -1 q -12.5xy 一1 1.5x(4)聯(lián)立(3 )和(4)可得：xq 二 0.326yq 二 0.548所以0.95-0.5480.402 80.548-0.326 一 0.222 一

18、 .(3)精餾段操作線方程為R=2 X 1.8=3.63.6yn 1R 1 XnX4.64.6095 二 0.783xn0.207yi 二 xd-0.952.5xiy1 _1 1.5x1Xi = 0.884y2 = 0.783x1 0.2070.899二丄邑1 1.5x2X2 =0.78160% (摩爾百分率，以下90%，殘液中易揮發(fā)組7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 同)，于泡點(diǎn)下送入精餾塔中，要求餾出液中易揮發(fā)組分組成不小于 分組成不大于2%，試用計(jì)算方法求以下各項(xiàng)：(1) 每獲得1kmol餾出液時(shí)原料液用量；(2) 若回流比R為1.5,它相當(dāng)于最小回流比的若干

19、倍；(3) 回流比R為1.5時(shí)，精餾段需若干層理論板；（4）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：(a)Fx f Dx d 0.6F 二 0.9(1)0.02W(b)F = 1.52k m o l由上二式解得，收集Ikmol的餾出液需用原料液量為:（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:1 C -1)x3x1 2x(c)當(dāng)xf 0.6時(shí)，與之平衡的氣相組成為:3(0.6)1 2(0.6)= 0.818由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，在最小回

20、流比下的操作線斜率為:RminxD-yq 0.9 - 0.818Rmin1 Xd - Xq0.9 - 0.6Rmin 二 0.376因此解得1 5故操作回流比為最小回流比的4倍0.376（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(shí)，精餾段的平衡關(guān)系為式c所示，操作線為:yn 1R 1XnXd(d)Xn -090.6Xn0.361.5 11.5 1由于采用全凝器，故y1二Xd =0.9，將此值代入式c解得X1二0.75。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(jì)算結(jié)果列于本例附表中。（4）提餾上升到加料板的蒸汽相組成操作線方程L qFL qF -W/X2L qF -WXw板的序號氣相組成y液相組成x10.90.7520.810.5870.6由于泡點(diǎn)進(jìn)料，故q =1。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：/1.5 1.52/（0.52）（0.02）/丫3 =X2 =1.208x 0.00416由題