精餾(含答案)

1、1、什么是蒸餾操作？2、蒸餾和精餾有何區(qū)別？3、如何選定蒸餾操作壓強？4、何謂揮發(fā)度與相對揮發(fā)度？5、何謂非理想溶液？它們的特點是什么？6、溶液的氣液相平衡的條件是什么？7、什么是回流？精餾操作過程中回流有什么作用？8、什么是全回流操作？主要應(yīng)用？9、從 t-x-y 圖上簡述精餾的理論基礎(chǔ)？10、何謂理論板？理論塔板數(shù)是如何求取的？11、精餾塔為什么要設(shè)蒸餾釜或再沸器？12、什么位置為適宜的進料位置？為什么？13、q 值的物理意義是什么？不同進料狀態(tài)下的q 值怎樣？14、用圖解法求理論塔板數(shù)時，為什么說一個三角形梯級代表一塊理論塊？15、恒縻爾流假設(shè)的內(nèi)容？16、為使恒摩爾流假設(shè)成立，精餾過程

2、須滿足什么條件？17、化工生產(chǎn)中，對精餾塔板有哪些要求？18、何謂液泛、夾帶、漏液現(xiàn)象？19、一正在運行的精餾塔，由于前段工序的原因，使料液組成 xF 下降，而 F、q、R、V ' 仍不變，試分析 L 、V 、 L' 、D、W 及 xD 、 xW 將如何變化？19、解： VV '1q F分析，因為 V '、q、F 不變，則： V 不變；VLDRDD分析DV1因 R 不變， V 不變，則 D 不變；RFDW分析 F 不變， D 不變，則 W 不變；LRD分析 R 不變， D 不變，則 L 不變；L'V 'W分析 V ' 不變， W 不變，則

3、 L不變；因為 R 不變，所以 L/V 不變；因為 V ' 、 W 不變，所以 L'/ V ' 不變；而精餾段和提餾段的理論塔板數(shù)也不變，由xF 下降，可得： xD 減少、 xW 也減少。精選文檔從物料衡算的角度來分析，因為F、D、W 都不變， Fx FDx DWxW ，所以 xF 下降，可得： xD 減少、 xW 也減少。20、某分離二元混合物的精餾塔，因操作中的問題，進料并未在設(shè)計的最佳位置，而偏下了幾塊板。若F、 xF 、q、R、 V ' 均同設(shè)計值，試分析L 、V 、 L' 、 D、W、及 xD 、 xW 的變化趨勢？（同原設(shè)計值相比）20、解：

4、 VV '1q F分析V ' 、 q、 F 不變，則 V 不變；VR1D分析 R 不變，V 不變，則 D 不變；LRD分析 R 不變， D 不變，則 L 不變；L'LqF分析 L 不變， q、F 不變，則 L' 不變；FDW分析 F、D 不變，則 W 不變；21、設(shè)計一精餾塔，其物料性質(zhì)、進料量及組成、餾出液及釜液組成、回流比、冷卻水溫度、加熱蒸汽壓力均不變。 當(dāng)進料狀態(tài)由泡點進料改為飽和蒸汽進料時，塔板數(shù)是否相同？再沸器所需蒸汽量是否改變？22、有一正在操作的精餾塔分離某混合液。若下列條件改變，問餾出液及釜液組成有何改變？假設(shè)其他條件不變，塔板效率不變。（1）

5、回流比下降；（1） 原料中易揮發(fā)組分濃度上升；（2） 進料口上移。解：（ 1）回流比下降，餾出液組成減小，釜液組成增大。(2) xF 上升，餾出液組成增大，釜液組成增大。（ 3）餾出液組成減小，釜液組成增加。2精選文檔23、在精餾塔操作中，若F、V 維持不變，而 xF 由于某種原因降低，問可用哪些措施使xD維持不變？并比較這些方法的優(yōu)缺點。解：可以采用以下措施。（ 1）增大回流比 R，但會減少塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量（ 2）降低進料管位置，缺點是釜液組成增大，使塔底產(chǎn)品純度下降（3）減少進料的焓（如有可能，即原來的料液通過預(yù)熱的，降低其預(yù)熱程度），即相當(dāng)于增大提餾段回流比，但以減小塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量為代價?？筛?/p>

6、據(jù)允許付出的代價，選擇其中一法，或同時用多于一法的組合。附答案1、蒸餾是分離液體混合物的單元操作。 利用混合物中各組分間揮發(fā)度不同的性質(zhì)， 通過加入或取出熱量的方法， 使混合物形成氣液兩相， 并讓它們相互接觸進行質(zhì)量傳遞， 致使易揮發(fā)組分在氣相中增濃，難揮發(fā)組分在液相中增濃，實現(xiàn)混合物的分離，這種操作統(tǒng)稱為蒸餾。2、蒸餾是這種單元操作的總稱， 精餾是其中一類，具體地說蒸餾按其操作方式可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊蒸餾等。 簡單蒸餾和平衡蒸餾適用于易分離物系或分離要求不高的場合；精餾適用于難分離物系或?qū)Ψ蛛x要求較高的場合； 特殊精餾適用于普通精餾難以分離或無法分離的物系。 工業(yè)生產(chǎn)中以精餾

7、的應(yīng)用最為廣泛。 蒸餾和精餾的根本區(qū)別是精餾具有回流，因此精餾稱為具有回流的蒸餾。3、操作壓強對物系的相平衡及蒸餾操作經(jīng)濟性等都有影響， 壓強是由經(jīng)濟衡算或比較來加以確定的。 簡而言之，蒸餾按其操作壓強可分為常壓蒸餾、 減壓蒸餾和加壓蒸餾。 工業(yè)生產(chǎn)3精選文檔中多采用常壓蒸餾。 對在常壓下物系的沸點較高，或在高溫下易發(fā)生分解、 聚合等現(xiàn)象的物系（即熱敏性物系） ，常采用減壓蒸餾。 對常壓下物系的沸點在室溫以下的混合物或為氣態(tài)混合物，則采用加壓蒸餾。4、氣相中某一組分的蒸汽壓和它在與氣相平衡的液相中的摩爾分率之比稱為該組分的揮發(fā)度。兩個組分之間的揮發(fā)度之比稱為相對揮發(fā)度。5、溶液中不同組分分子之

8、間的吸引力和純組分分子間的吸引力不相等的溶液稱為非理想溶液。其特點是都不服從拉烏爾定律，大多數(shù)都具有共沸點。6、氣液兩相處于同一系統(tǒng)壓強下，且溫度相等；溶液中任一組分從液相逸出到氣相分子的數(shù)量相等。7、在精餾操作中，將一部分塔頂餾出液返回塔內(nèi)的過程稱之為回流。在精餾操作中，回流的第一個作用是為第一塊塔板提供輕組分和下降液體，維持塔板上氣液平衡，保持部分汽化的液體維持一定水平，防止像簡單蒸餾那樣輕組分越蒸越少，不能連續(xù)進行?；亓鞯牡诙€作用就是實現(xiàn)部分冷凝的冷卻劑，由于有塔頂回流和各層塔板下降的液體存在，才能使上升蒸汽實現(xiàn)部分冷凝。8、精餾塔塔頂上升蒸汽經(jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流至塔內(nèi)，稱為

9、全回流。全回流時回流比為無限大。全回流操作主要應(yīng)用在：精餾塔的開工階段，開工時采用全回流操作，既可減少精餾塔的穩(wěn)定時間， 又可降低不合格產(chǎn)品的采出量；精餾塔的實驗研究，如塔板效率的測定， 塔性能的測定等。9、從 t-x-y 圖上進行分析，將蒸汽進行多次的部分冷凝操作，可得到幾乎純的易揮發(fā)組分，同樣，將液體進行多次的汽化操作， 可得到幾乎純的難揮發(fā)組分， 考慮到能量的綜合利用，將汽化和冷凝操作組合在一起， 即同時進行多次的部分汽化和部分冷凝操作，可將混合物分離成幾乎純態(tài)組分。10、理論板：離開這一塊的氣液相組成滿足平衡關(guān)系的塊。求法：逐板法、圖解法、簡捷法。11、精餾過程是一個傳質(zhì)、傳熱同時進行

10、的過程，蒸餾釜或再沸器則是為傳熱提供熱源，為傳質(zhì)提供上升蒸汽， 并逐個通過每層塔板進行氣液相接觸，以完成部分汽化和部分冷凝，保證精餾操作的正常進行。沒有蒸餾釜或再沸器，蒸餾操作將無法進行。4精選文檔12、跨過兩操作線交點的梯級所對應(yīng)的位置即為適宜的進料位置。此時所需的理論塔板數(shù)為最少。13、汽化千摩爾原料液所需的熱量與原料液的千摩爾汽化潛熱之比值。飽和液體： g=1；飽和蒸汽 : g=o；氣液混合物： 0g1；過冷液體： g1；過熱蒸汽 g 0。14、在繪三角形梯級時， 使用了一次平衡關(guān)系和一次操作線關(guān)系， 而逐板法求理論塔板數(shù)時，每跨過一塊塔板時， 都使用了一次平衡關(guān)系和一次操作線關(guān)系， 因

11、此我們可以說每繪一個三角形梯級即代表了一塊理論板。15、恒縻爾汽化流：在塔的精餾段內(nèi)，從每一塊塔板上上升的蒸汽的縻爾（千）流量皆相等，提餾段也是如此，但兩段的蒸汽流量不一定相等。恒縻爾溢流：在塔的精餾段內(nèi)，從每一塊塔板上下降的液體的縻爾（千）流量皆相等，提餾段也是如此，但兩段的液體流量不一定相等。16、精餾過程須滿足以下條件：各組分的摩爾汽化潛熱相等；汽液接觸時， 因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。17、在化工生產(chǎn)中，要求精餾塔板板效率高，生產(chǎn)能力大，操作穩(wěn)定、彈性大，塔板壓降小，結(jié)構(gòu)簡單、制造維修方便，造價低。18、塔內(nèi)出現(xiàn)積液，直至整個塔內(nèi)充滿液體的現(xiàn)象稱為液

12、泛。有溢流液泛和夾帶液泛。溢流液泛：塔內(nèi)液體流量超過降液管的最大液體通過能力而產(chǎn)生的液泛。夾帶液泛：由于過量霧沫夾帶引起的液泛。夾帶：有液沫夾帶和泡沫夾帶。液沫夾帶：液沫夾帶是上升的氣流，帶著液滴在板間的空間上升，液滴來不及沉降分離，而隨氣體進入上一層塔板，這種現(xiàn)象叫液沫夾帶。泡沫夾帶：是氣泡隨著板上液流進入降液管，由于停留時間不夠， 而隨液體進入下一層塔板的現(xiàn)象叫泡沫夾帶。泄漏：液體不經(jīng)正常的降液管通道流到下一層塔板的現(xiàn)象。5精選文檔1在 101.3 kPa 時正庚烷和正辛烷的平衡數(shù)據(jù)如下：溫度 /液相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中正庚烷的摩爾分?jǐn)?shù)98.41.01.01050.6560.81110

13、0.4870.6731150.3110.4911200.1570.280125.600試求：（ 1）在壓力 101.3 kPa 下，溶液中含正庚烷為0.35（摩爾分?jǐn)?shù)）時的泡點及平衡蒸汽的瞬間組成？（2）在壓力 101.3 kPa 下被加熱到 117時溶液處于什么狀態(tài)？各相的組成為多少？（3）溶液被加熱到什么溫度時全部氣化為飽和蒸汽？解： t-x-y 圖125oC 120115110105100950.00.20.40.60.81.0習(xí)題4附圖由 t-x-y 圖可知（ 1）泡點為 114，平衡蒸汽的組成為 0.54 （摩爾分?jǐn)?shù)）；（ 2）溶液處于汽液混合狀態(tài)， 液相組成為 0.24（摩爾分?jǐn)?shù)）

14、 ，氣相組成為 0.42（摩爾分?jǐn)?shù)） ；（ 3）溶液加熱到 119時全部汽化為飽和蒸汽。6精選文檔2根據(jù)某 理想物系的平衡數(shù)據(jù)，試計算出相對揮發(fā)度并寫出相平衡方程式。溫度 /pAo/kPapBo/kPa70123.331.280180.447.690252.670.1100349.8101.3解：溫度 /708090100OPA3.9523.7903.6033.453OPB（ 1）3.9523.7903.6033.453m43.703.7 x（ 2）y2.7x13 、今有苯酚和對苯酚的混合液。已知在390K，總壓101.3KPa 下，苯酚的飽和蒸汽壓為11.58Kpa，對苯酚的飽和蒸汽壓為8.

15、76Kpa，試求苯酚的相對揮發(fā)度？解：苯酚的揮發(fā)度用A ，對苯酚的揮發(fā)度用 B相對揮發(fā)度為：AB而 ApApA0xAp A0xAxA同理：BpB0則ApA0pB011.581.32B8.76苯酚的相對揮發(fā)度為1.32。7精選文檔4、在連續(xù)精餾塔中分離含苯50%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，下同）的苯甲苯混合液。要求餾出液組成為 98%，釜殘液組成為 1%。試求苯的回收率？解：已知： M 苯78， M甲苯92xw0.50進料組成： xFM 苯780.541xw1 xw0.5010.50M 苯M 甲苯7892xw0.98M 苯餾出液組成： xD780.983xw1xw0.98 1 0.98M 苯M 甲苯7892x

16、w0.01釜殘液組成： xWM 苯780.012xw1xw0.01 1 0.01M 苯M 甲苯7892題中未給原料液流量，一般設(shè)原料液流量為100 Kmolh由物料料衡算： FDWFx FDx DWxW得： 100D W100 0.541D 0.983 W 0.012得： D54.48 Kmolh， W45.52 Kmolh回收率：DxD54.480.9830.9999%FxF1000.541答：苯的回收率為99%。5、在一常壓連續(xù)精餾塔中，分離某理想溶液，原料液濃度為0.4,塔頂餾出液為0.95（均為易揮發(fā)組份的縻爾分率）。回流比為最小回流比的1.5。每千縻爾原料變成飽和蒸汽所需熱量等于原料

17、液的千縻爾汽化潛熱的1.2 倍。操作條件下溶液的相對揮發(fā)度為2，塔頂采用全冷器，泡點回流。試計算由第二塊理論板上升的氣相組成？解： 已知：2 ； xD0.95 ； q1.2； R1.5Rmin相平衡關(guān)糸： yx2x ，11 x1 1x8精選文檔q 線方程： yqxxF1.2x0.46x2q 1q11.2111.2相平衡關(guān)糸和 q 線方程聯(lián)合求解得： xq0.434 ， yq0.606回流比： R1.5Rminx Dy q1.50.950.606y qx q0.60630.434精餾段操作線方程： yR.xxD3.x0.950.75x 0.2375R 1R144y1xD 0.95 ， y12x1

18、0.95，解得： x10.90511x1y20.75x10.23750.750.9050.23750.916答：精餾段第二塊的氣相物料組成為0.926。6、某二元混合物在連續(xù)精餾塔中分離，飽和液體進料，組成為x F0.5，塔頂餾出液組成為0.9 ，釜液組成為 0.05 ，（以上均為易揮發(fā)組分的縻爾分率），相對揮發(fā)度為 3，回流比為最小回流比的 2 倍。塔頂設(shè)全凝器，泡點回流，塔釜為間接蒸汽加熱。試求：進入第一塊理論板的氣相濃度？離開最后一塊理論板的液相濃度？答 13解： 以F1Kmol為準(zhǔn)，F(xiàn) DW ， FxFDxDWx。hW得：D 0.529Kmol， W0.471Kmolh 。h相平衡關(guān)糸

19、為： y.x1 .x， y3.x。11 2.xq 線為： x0.5，則， x q0.5 ， y q0.75。最小回流比為： R min0.6。 R1.2 。精餾段操作線方程為：y0.545x0.41。xD y1 0.9，y1 13.x1， x10.75 ， y20.545x10.41 ， y20.819 。2.x1同理提餾段操作線方程為：y1.405x0.0202。而塔釜相當(dāng)于一塊理論板。yw3.x w， x w0.05 ， y w0.1346 。12.xw9精選文檔yw1.405x n 0.0202 ， xn0.1115 。答進入第一層理論板的氣相濃度為0.819 ；離開最后一層理論板的液相

20、濃度為0.1115。7、圖示的精餾塔是由一只蒸餾釜和一塊實際板所組成。料液由塔頂加入， 泡點進料，xF0.2，今測得塔頂易揮發(fā)組分的回收率為80%，糸統(tǒng)的相對揮發(fā)度為3.0 。且 x D0.3求：殘液組成 xW和該塊塔板的液相默夫里效x F率？（蒸餾釜可視為一塊理論板）。答塔釜濃度為 xW0.0857 ，液相組成表示的默夫里效率為 57.3%。xDxW8、根據(jù)下圖，（1）寫出兩操作線方程，（ 2）畫出理論塔板數(shù)，并說出加料位置？（3）寫出塔頂、塔釜產(chǎn)物的組成？10精選文檔解：從圖中可讀出xD0.95， xW0.04 ， xD0.36，得： R1.64R 1則精餾段操作線方程為： yRxD1.6

21、40.95xR11.641xR11.64 1y0.62x0.36設(shè)提餾段操作線方程為yAxB11精選文檔得： 0.04A0.04B ； 0.67A0.35B得： A2.03， B0.041提餾段操作線方程為：y2.03x0.041理論塔板數(shù)為 8，第 5 塊板為加料板。塔頂塔釜組成為：xD0.95 ， xW0.04 。答精餾段操作線方程為y0.62x0.36 ，提餾段操作線方程為y2.03x0.041；理論塔板數(shù)為 8，第 5 塊板為加料板；塔頂塔釜組成為：xD0.95 ， xW0.04 。9用一連續(xù)精餾塔分離苯 -甲苯混合液，原料中含苯 0.4（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），要求塔頂餾出液中含苯 0.9

22、7，釜液中含苯 0.02，若原料液溫度為 25，求進料熱狀況參數(shù) q 為多少？若原料為氣液混合物，氣液比為 3:4 ， q 值為多少？附表 常壓下苯 -甲苯的平衡數(shù)據(jù)溫度 /液相中苯的氣相中苯的溫度 /液相中苯的氣相中苯的摩爾百分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)80.2111000.2560670.45282484.10.8228070.9223591040.1551860.30525688.00.6589170.8296771080.0581490.12693192.00.507780.720202110.40096.00.3760280.595677解：由附圖所示的苯- 甲苯 t - x-

23、 y 圖得泡點溫度為94.5 。查得： r 苯 =r 甲苯 =31018.3kJ/kmol ，平均溫度 t =（ 25+94.5 ） /2=59.75苯的比熱容： c p143 .7kJ/kmolK甲苯的比熱容：c p169 .5kJ/kmolK原料液的平均比熱容：c pm 143.70.44 169 .50.56 159.18 kJ/(kmol K)Hh fr c p (tb t )31018.3 159.18(93.5 25)qhr310181.35H.3汽液混合物： q40.573412精選文檔115110105100o C95t9085800.00.20.40.60.81.0X10用一

24、連續(xù)操作的精餾塔分離丙烯- 丙烷混合液，進料含丙烯0.8 （摩爾分?jǐn)?shù)，下同），常壓操作，泡點進料，要使塔頂產(chǎn)品含丙烯0.95 ，塔釜產(chǎn)品含丙烷0.95 ，物系的相對揮發(fā)度為1.16 ，試計算：（ 1）最小回流比；（ 2）所需的最少理論塔板數(shù)。解： (1)泡點進料， q=1則 xq=x F = 0.8yqxq1.160.81(1) xq 10.160.8230.8RminxDyq0.950.8235.52yqxq0.8230.8（2）全回流時的最小理論板數(shù)lg(xD)(1xW )lg( 0.95)(0.95)1xDxW10.050.051 38.7 ( 不包括再沸器 )N minlglg 1.1

25、610、一個只有提餾段的精餾塔，組成為0.5（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的飽和液體自塔頂加入，若體系的相對揮發(fā)度為 2.5，塔底產(chǎn)品組成控制為0.03，當(dāng)塔頂回流比為0.27 時，求：(1) 塔頂組成的最大可能值 ；(2) 若要求塔頂產(chǎn)品組成達到 0.8，回流比至少為多少 ?解（ 1）塔頂產(chǎn)品的極限組成由總物料衡算得，WxDxFxD0.5xD 0.5DxFxW0.50.03(a)0.47設(shè)進料與回流的混合液的組成為x0 ，則提餾段操作線方程為13精選文檔將 F即yL' xW xqF LxWx1V'0V 'WqF L W0qF L W WD W 、 q1 及 y1xD 代入上式可得

26、，xq D W LxWx1 R W / D xW / D xDq D W L W0q D W L W W1 R01 R WxD1.27 W/Dx0W / D0.03(b)1.271.27按上升蒸汽和下降達到汽液，平衡的假定，則y1x0，即11 x0xD2.5x0(c)11.5x0式（ a）（ b）(c) 聯(lián)立求解，得 xD0.74， x00.532 ，W0.51D按此題的要求，即使塔為無限高，所得塔頂產(chǎn)品組成也只能達到0.74（ 2）產(chǎn)品合格時的最小回流比按 y1 xD 0.8 考慮，即為滿足產(chǎn)品合格的最小回流比。WxDxF0.80.5DxFxW0.50.6380.03再由y10.8x02.5

27、x0解得 x00.615 。1 x011 1.5x0將 x00.615、 W0.638代入提餾段操作線方程y11 RW / D x0W / D xWD1R1 R則 0.81 Rmin 0.6380.6380.031Rmin0.6151 R min解得所需最小回流比Rmin1.0212用常壓精餾塔分離苯和甲苯混合液。已知精餾塔每小時處理含苯0.44（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的混合液 100kmol ，要求餾出液中含苯0.975，殘液中含苯 0.0235。操作回流比為3.5，采用全凝器，泡點回流。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。試計算泡點進料時以下各項：（ 1）理論板數(shù)和進料位置；（ 2）再沸器熱負荷和加熱蒸汽消耗量，加熱蒸汽絕壓為200kPa；（ 3）全凝器熱負荷和冷卻水的消耗量（冷卻水進、出口溫度t1=25 , t2=40）。（ 4）改為溫度為30的冷液回流，其他條件不變，上述結(jié)果怎樣變化？課本 p26（ 5）若改為溫度30的冷液進料，上述結(jié)果如何變化？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 2