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(guò)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(guò)程。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、減小）,塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量減?。ㄔ龃?、減?。?，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(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(duì)揮發(fā)度a =1,表示不能用普通精餾分離分

2、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66.7kmol/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 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_(kāi)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(shuō) 法是 D。A 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)

3、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(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,貝UAA t 1=t 2 B t 1t2 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

4、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 0.9B 0.3C 0.854D 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，氣相組成為yA=0.4，相應(yīng)的露點(diǎn)組成為t2,則_BA t i=t 2B t9某二元混合物，A 0.9 B 0.31t2 D

5、不能判斷=3,全回流條件下 Xn=0.3，則yn-i= D10精餾的操作線是直線，主要基于以下原因A理論板假定BC塔頂泡點(diǎn)回流DD。理想物系 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BABCDO塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，應(yīng)降低負(fù)荷操作塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢修降液管折斷，氣體短路，需更換降液管BC12板式塔中操作彈性最大的是A篩板塔 B 浮閥塔13下列命題中不正確的為 _A。A上升氣速過(guò)大會(huì)引起漏液B上升氣速過(guò)大會(huì)引起液泛下降D上升氣速過(guò)大會(huì)造成過(guò)量的液沫夾帶

6、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 A平衡線 B操作線與q線 C平衡線與操作線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(guò)大B 過(guò)量霧沫夾帶 C塔板間距過(guò)小 D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(jiàn)附O泡罩塔上升氣速過(guò)大會(huì)使塔板效率B。平衡線與q線過(guò)量漏液C 0.854 D 0.794圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時(shí)為Xd，分凝時(shí)為y。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。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 Dy 0，若回流比為R則y Lx對(duì)于全凝時(shí)DVy

7、1RV0精餾段操作線Xd可知：當(dāng)選用的回流比一致,且 Xd y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(duì)揮發(fā)度a=2.25，塔頂為全凝器，求：（1） 解:塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h ）;第一塊塔板下降的液體組成X1為多少；寫(xiě)出提餾段操作線數(shù)值方程； 最小回流比。（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h ）;F=D+W=100（1）D 0.9 W 0.05 Fxf 100

8、 0.550(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=47.06kmol/hD=52.94kmol/h（2）第一塊塔板下降的液體組成xi為多少;因塔頂為全凝器，xdy1 (1)X!(3 )寫(xiě)出提餾段操作線數(shù)值方程；L xWxw185.23 x 47.06 0.05m 1XmXm則VV 138.17138.171.34xm 0.017(4)最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, XqxF0.53 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

9、：（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Em=0.6，求離開(kāi)塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。解：（1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成；R=5 又0.15,xd 0.90由物料衡算Fxf Dxd WxwxW (100 0.5 50 0.9)/500.1（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(kāi)塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。EmV1Xd X10.6,XdX1xdy1X 1

10、1(1)X 1y 0.833 0.810.150.825故衛(wèi)9 匕 0.6 X10.810.9 0.754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(duì)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

11、氣相組成。解：（1）塔頂餾出液及塔釜采出液組成;聯(lián)立0.97Fxf Dxd(a)0.95F(1 xf)W(1 xw )(b)F=D+W+150(c)Dxd Wxw Fxf 150 0.460(d)b）、（門(mén)和（d）求解得：W=87.3kmol/hD=62.7kmol/h（a）、（(2)(3)xw=0.0206，精餾段操作線方程；提餾段操作線方程；xd=0.928飽和蒸氣進(jìn)料，故q=0 V(R 1)DRRD(4)(5)ym(R 1)Xm(RWxw1)D1.534Xm 0.011回流比與最小回流比的比值;RminyqXdyqyqXqq=0.yqXF0.4Xq1 (1)Xq0.928 0.40.4

12、0.2125求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。2.816，Xq0.2125in1.42EmV10.6，y1y2而y1r（応全回流時(shí)，y2X1y1X11)X12.47y211.47y2y1 0.98，代入上式可得：y20.96935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）精餾段操作線方程；（4）提餾段操作線方程；

13、（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？也，得:FXf1000 0.4 0.90.9400 kmol / h解:（1）塔頂產(chǎn)品量 D塔底殘液量 W及組成Xw；W=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算FXf DXd Wxw得XW （1000 0.4400 0.9）/6000.0667（2）最小回流比；泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, xq Xf 0.4（3）精餾段操作線方程；（4）提餾段操作線方程；LWxw1732600 0.0667則ym1 7Xm亍而Xm 亦1.53xm 0.0353（5）從與塔釜相鄰

14、的塔板上下降的液相組成由操作線方程ym11.53xm 0.0353得yw1.53x1 0.0353（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, yqxF0.4YqXqn1)xq得 Xq0.21因 R Rmin， 故 Nt6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(duì)揮發(fā)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

15、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yF （均為摩爾分率）XF 0.4則2 Xf1 yF0.433Yf2.5xF1 1.5xF(1)(2)聯(lián)立（1）式和（2）式，可得:Xf0.326Yf0.548RminXDYq因 q=2/3，y q qXf-x1q 12.5xy 11.5x聯(lián)立(3)和（4）可得:Xq0.326所以Rmin0.950.5480.4021.80.5480.3260.222（3）精餾段操作線方程為R=2 X 1.8=3.6(3)(4)yq0.548y貝 Uxi 0.8841 1.5x1由y20.783x10.207 得 y20.8997有某平均相

16、對(duì)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(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：0.6F0.9(1)0.02W(b)F 1.52kmol由上二

17、式解得，收集1kmol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(duì)揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為:X1(1)x3x1 2x(c)當(dāng)xF0.6時(shí)，與之平衡的氣相組成為:yq0.8181 2(0.6)由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，在最小回流比下的操作線斜率為:Rmin 0.376因此解得1 5故操作回流比為最小回流比的丄 4倍0.376（3）精餾段理論板數(shù)當(dāng)回流比R 1.5，相對(duì)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:由于采用全凝器，故y1xD 0.9，將此值代入式c解得捲0.75。然后再利用式 d算出y，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

18、)上升到加料板的蒸汽相組成板的序號(hào)氣相組成y液相組成x提餾段操作線方程為：i0.90.75L qF x/W20.8i0.5870.6/yXwL qF W 2L qFW由于泡點(diǎn)進(jìn)料，故qi。又L RDi.5kmol及W FD i.52i0.52kmol將以上數(shù)據(jù)代入提餾段操作線方程：i .208x/0.004i6由題意知，料液加到板上后，板j i.5 i.52 、丿 (0.52)(0.02) y3X2i.5 i.52 0.52i.5 i.52 0.52上液相組成仍為0.6,故上升到加料板的蒸汽相組成為:y3 i.208 0.6 0.004i60.728用常壓精餾塔分離某二元混合物，其平均相對(duì)揮發(fā)度為 料濃度Xf=0.5 （摩爾分率，下同），餾出液濃度xd=0.9， 頂為全凝器，塔底為間接蒸氣加熱，求：（=2,原料液量 F=10kmol/h， 易揮發(fā)組份的回收率為90%1）餾出液量及釜?dú)堃航M成？（組成xi為多少？（ 3）最小回流比？ （ 4）精餾段各板上升的蒸氣量為多少 升的蒸氣量為多少 kmol/h ？ 解：（1）餾出液量及釜?dú)堃航M成；F=D+W（2 ）從第一塊塔板下降的液體組成飽和蒸氣