譚天恩版化工原理第十章蒸餾復(fù)習(xí)題

譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題--1-譚天恩版化工原理第十章蒸餾復(fù)習(xí)題一．填空題蒸餾是分別 的一種方法，其分別依據(jù)是混合物中各組分的 ，分離的條件是 。答案:均，揮發(fā)性差異，造成氣液兩相系統(tǒng)〔13分〕在t-x-y圖中的氣液共存區(qū)內(nèi)，氣液兩相溫度 ，但氣相組成液相組成，而兩相的量可依據(jù) 來(lái)確定。答案:相等，大于，杠相液體混合物桿規(guī)章〔13分〕當(dāng)氣液兩相組成一樣時(shí)，則氣相露點(diǎn)溫度液相泡點(diǎn)溫度。答案:大于 〔每空1分〕雙組分溶液的相對(duì)揮發(fā)度α是溶液中的揮發(fā)度對(duì) 之比，假設(shè)α=1表示 。物系的α值愈大，在x-y圖中的平衡曲線愈對(duì)角線。答案:易揮發(fā)組分，難揮發(fā)組分，不能用一般蒸餾方法分別遠(yuǎn)離〔1分，4分〕工業(yè)生產(chǎn)中在精餾塔內(nèi)將 過(guò)程和 機(jī)結(jié)合起來(lái)而實(shí)現(xiàn)操作的。而是精餾與一般精餾的本質(zhì)區(qū)分。答案:屢次局部氣化，屢次局部冷凝，回流〔13分〕精餾塔的作用是 。答案:〔2分〕在連續(xù)精餾塔內(nèi)，加料板以上的塔段稱為 ，其作用是 ；加料板以下的塔〔包括加料板稱為 其作用是 答案:精餾段〔1分〕提濃上升蒸汽中易揮發(fā)組分〔2分〕提餾段提濃下降液體中難揮發(fā)組分2分〔共6分〕離開理論板時(shí)氣液兩相到達(dá) 狀態(tài)即兩相 相等。答案:平衡 溫度 組成 〔每空1分，共3分〕精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其緣由有〔1〕 和〔2〕 。答案: 塔頂易揮發(fā)組分含量高 塔底壓力高于塔頂〔每空2分，共4分〕精餾過(guò)程回流比R的定義式為 ；對(duì)于肯定的分別任務(wù)來(lái)說(shuō)，當(dāng) R=時(shí)，所需理論板數(shù)為最少，此種操作稱為 ；而R= 需理論板數(shù)為∞。L答案:R= D

∞ 全回流 Rmin 〔每空1分，共4分〕精餾塔有 進(jìn)料熱狀況其中以 進(jìn)料q值最大進(jìn)料溫度 度。答案:五種 冷液體 小于〔每空1分，共3分〕某連續(xù)精餾塔中，假設(shè)精餾段操作線方程的截距等于零，則回流比等于 流量等于 ，操作線方程為 。答案: ∞ 零 yn+1=xn 〔每空1分，共3分〕挨次為 最大， 其次， 第三，而 最小。答案: y1 y2 x1 x2 (每空1分，共4分〕xq、yqxF的關(guān)系為冷液進(jìn)料：xq xF，yq xF；飽和液體進(jìn)料：xq xF，yq xF；氣液混合物進(jìn)料：xq xF，yq xFf；飽和蒸汽進(jìn)料：xq xF，yq xF；過(guò)熱蒸汽進(jìn)料：xq xF，yq xF；答案:大于 大于〔1分〕等于 大于〔1分〕小于大于〔1分〕小于等于〔1分〕〔1分〔5分〕L精餾操作時(shí)，增大回流比R，其他操作條件不變，則精餾段液氣比V成xD ( ),釜?dú)堃航M成xW ( ).A 增加 B不變 C不確定 D減小答案: A A D二.選擇題〔13分〕

〔，餾出液組計(jì)中，假設(shè)進(jìn)料熱狀況由原來(lái)的飽和蒸氣進(jìn)料改為飽和液體進(jìn)料，其他條件維持不變，則所需的理論塔板數(shù)〔 ，提餾段下降液體流量/〔 。A 減小 B 不變 C 增加 D不確定答案: A C 〔每空1分，共2分〕對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料，則有L〔 〕L，V〔 。A等于 B小于 C 大于 D 不確定答案:AB〔12分〕n-1，n，n+1層塔板，其氣相組成關(guān)系為〔〕A yn+1>yn>yn-1 B yn+1=yn=yn-1C yn+1<yn<yn-1 D 答案: C 〔1分〕某兩組分混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成xA=0.4，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為t1，氣相相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為t2，則〔 〕A t1<t1Bt1=t1Ct1>t1D不能推斷答案: A(1分)完成某分別任務(wù)需理論板數(shù)為=〔包括再沸器，假設(shè)=50%，則塔內(nèi)需實(shí)際板數(shù)〔包括再沸器〕為〔〕A 14層 B 10層 C 12層 D無(wú)法確定答案:C〔1分〕假設(shè)進(jìn)料量、進(jìn)料組成、進(jìn)料熱狀況都不變，要提高xD，可承受〔 〕A、減小回流比 B、增加提餾段理論板數(shù)C、增加精餾段理論板數(shù) 保溫良好答案: C 〔1分〕在精餾操作中，假設(shè)進(jìn)料位置過(guò)高，會(huì)造成〔 〕A、釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分含量增高B、實(shí)際板數(shù)削減C、餾出液中難揮發(fā)組分含量增高D、各組分含量沒(méi)有變化答案: C〔1分〕精餾塔承受全回流時(shí)，其兩操作線〔〕A、與對(duì)角線重合B、距平衡線最近C、斜率為零Dy1答案:A〔1分〕精餾的兩操作線都是直線，主要是基于〔〕A、理論板的概念B、抱負(fù)溶液C、聽從拉烏爾定律D、恒摩爾流假設(shè)答案: D 〔1分〕xFxF

DxW

和q肯定時(shí)，假設(shè)減小回流比R，其他條件不變，則〔 〕、A、精餾段操作線的斜率變小，兩操作線遠(yuǎn)離平衡線B、精餾段操作線的斜率變小，兩操作線靠近平衡線C、精餾段操作線的斜率變大，兩操作線遠(yuǎn)離平衡線、D、精餾段操作線的斜率變大，兩操作線靠近平衡線答案:B〔1分〕三．推斷題抱負(fù)溶液中組分的相對(duì)揮發(fā)度等于同溫度下兩純組分的飽和蒸汽壓之比〔 答案: 〔√〕 (1分)從相平衡x-y圖中可以看出平衡曲線距離對(duì)角線越近則表示該溶液越簡(jiǎn)潔分別〔 答案: 〔×〕 〔1分〕計(jì)算的恒摩爾液流假定，就是指從塔內(nèi)兩段每一層塔板下降的液體摩爾流量都相等〔 〕答案: 〔×〕 〔1分〕線的斜率隨回流比的增大而增大，所以當(dāng)全回流時(shí)精餾段操作線斜率為無(wú)窮大〔 〕答案: 〔×〕〔1分〕用圖解法求理論塔板數(shù)時(shí)，適宜的進(jìn)料位置應(yīng)當(dāng)在跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)的梯級(jí)上〔〕答案: 〔√〕〔1分〕當(dāng)進(jìn)料量、進(jìn)料組成及分別要求都肯定時(shí)，兩組分連續(xù)精餾塔所需理論塔板數(shù)的多少與操作回流比有關(guān)〔〔2〕原料液的溫度有關(guān)〔〕答案: 〔1〕〔√〕 〔2〕〔√〕〔每空1分，共2分〕對(duì)于精餾塔的任何一層理論板來(lái)說(shuō)，其上升蒸汽的溫度必定等于其下降液體的溫度〔 〕答案: 〔√〕 〔1分〕當(dāng)F、xF肯定時(shí)，只要規(guī)定了分別程度xD和xW，則D和W也就被確定了〔 答案: 〔√〕 〔1分〕小〔〕答案: 〔×〕 〔1分〕在精餾操作中，假設(shè)進(jìn)料的熱狀況不同，則提餾段操作線的位置不會(huì)發(fā)生變化〔〕答案: 〔×〕 〔1分〕四．簡(jiǎn)答題t－x－y圖中的兩條曲線和三個(gè)區(qū)域的名稱。t－x線，稱為飽和液體線或泡點(diǎn)線；上方曲線為t－y線，〔2分〕t－x－y圖分成三個(gè)區(qū)域：飽和液體線以下區(qū)域稱為液相區(qū)；飽和蒸氣線以上區(qū)〔3分〔5分〕簡(jiǎn)述精餾原理，實(shí)現(xiàn)精餾定態(tài)操作的必要條件是什么？〔2分〕上升蒸氣流和液體回流是造成氣、液兩相以實(shí)現(xiàn)精餾定態(tài)操作的必要條件〔2分〔4分〕連續(xù)精餾流程中主要由哪些設(shè)備所組成？還有哪些關(guān)心設(shè)備？答：主要由精餾塔、塔頂冷凝器和塔底再沸器等設(shè)備組成〔2分〕關(guān)心設(shè)備有：原料液預(yù)熱〔2分〔4分〕簡(jiǎn)述恒摩爾流假定。在精餾計(jì)算中有何意義？〔3分〕〔2分〔5分〕q值?！?〕冷液進(jìn)料，q>〔1分〕飽和液體進(jìn)料，又稱泡點(diǎn)進(jìn)料，q＝1〔1分〕氣、液混合物進(jìn)料，q＝0～1〔1分〕飽和蒸氣進(jìn)料，又稱露點(diǎn)進(jìn)料，q＝0〔1分〕q<〔1分〔5分〕何謂適宜回流比？在精餾設(shè)計(jì)計(jì)算中怎樣確定？其范圍如何？〔2分〕〔1.5分〕據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)，適宜回流比的范圍可取為：R＝〔1.1～2〕Rmi〔1.5分〔5分〕ETET如何確定？答：全塔效率ET又稱總塔板效率，是指肯定分別任務(wù)下，所需理論塔板數(shù)NTNPNET＝NT×100〔3分〕P在精餾設(shè)計(jì)中，由于影響ET的因素格外簡(jiǎn)單，故一般用閱歷或半閱歷公式估算，也可承受生〔2分〔5分〕簡(jiǎn)述什么叫填料精餾塔的等板高度HETP？HETP〔3分〕9通常對(duì)特定的精餾塔和物系，影響精餾操作的因素有哪些？〔1〕塔內(nèi)操作壓強(qiáng)2〕進(jìn)、出塔的物料流量〕回流比4〕進(jìn)料組成和0.5分，63分〕簡(jiǎn)述間歇精餾的操作方式和適用場(chǎng)合?！?〕〔2〕〔3〕種操作聯(lián)合的組合式操作〔13分〕〔1分〔共4分〕簡(jiǎn)述什么叫恒沸精餾？答：在混和液〔恒沸液〕中參加第三組分〔稱為夾帶劑組分形成的恒沸液，且其沸點(diǎn)更低，使組分間相對(duì)揮發(fā)度增大而得以分別，這種精餾方法〔3分〕什么叫萃取精餾？答：萃取精餾也是在待分別的混和液中參加第三組分〔稱為萃取劑或溶劑的相對(duì)揮發(fā)度而得到分別。不同的是萃取劑的沸點(diǎn)較原料液中各組分的沸點(diǎn)要高，且不與組〔3分〕五．計(jì)算題25kg。求乙醇和水分別在混和液中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)、摩爾分?jǐn)?shù)和該混和液的平均摩爾質(zhì)量。〔1〕質(zhì)量分?jǐn)?shù)m

＝25kg乙醇m 15a ＝＝

水〔1分〕乙醇 m 15＋25a 1a 水 乙醇摩爾分?jǐn)?shù)a乙醇M

0.375＝ 46

＝0.19〔2分〕x ＝ 乙醇乙醇 a乙醇

a水

M M乙醇

46 18x 1x 水 乙醇MmM M xm 乙醇

M x水

＝460.19180.8123.32 kg/kmol〔2分〕水苯 假設(shè)苯－甲苯混和液在45℃時(shí)沸騰，外界壓力味20.3kpa。在45℃時(shí)，純苯的飽和蒸氣壓p0 22.7kpa，純甲苯的飽和蒸氣壓p0 7.6kpa苯 解〔1〕平衡時(shí)苯的液相組成x 、氣相組成y苯 苯pp0x

20.37.612.70.84〔2分〕p苯 0p苯

0 22.77.6 15.1p而y p苯

0苯xp 苯

22.70.840.94〔1分〕20.3〔2〕平衡時(shí)，甲苯在液相和氣相中的組成分別為x 和y甲苯 甲苯1x甲苯

10.840.16〔1分〕1y甲苯

10.940.06〔1分〕苯 甲苯 苯 苯－甲苯抱負(fù)溶液在總壓為101.3kpa下，飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系如下：在85℃時(shí)，p0116.9kpa，p0 46kpa；在105℃時(shí)，p0204.2kpa，p0 86kpa。求〔1〕在85℃和105℃時(shí)該溶液的相對(duì)揮發(fā)度及平均相對(duì)揮發(fā)度〔2〕在此總壓下，假設(shè)85苯 甲苯 苯 x0.78y。苯 苯〔1〕85℃時(shí)：1

苯116.9pp0460pp046甲苯

2.54〔1分〕105℃時(shí)：＝204.22.37〔1分〕2平均相對(duì)揮發(fā)度m

86 1 2

2.542.372.46〔1分〕2〔2〕用 求y 〔85℃時(shí)〕m 苯 xy m

2.460.78 0.897〔2分〕苯

1x苯

11.460.78〕的苯－甲苯混和液。要求餾出液組成981％〔均為苯的組成。求：甲苯的回收率?！?〕把的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算成摩爾分?jǐn)?shù)M 苯

＝92甲苯xF

50/7850/7850/92

〔1分〕餾出液組成：xD釜?dú)堃航M成：x

98/7898/782/92 1/78

〔1分〕0/012〔1分〕WD、W

1/7899/92＝100kmol/h〔1分〕由全塔物料衡算可得：F=D+WFxF

DxD

WxW

〔2分〕聯(lián)立兩式可得：FxD F

x 1000.5410.012W 54.48kmol/h〔1分〕x xD

0.9830.012WFD10054.4845.52kmol/h〔1分〕求甲苯回收率 ，即是求釜?dú)堃褐须y恢復(fù)組分的回收率〔釜?dú)堃褐须y揮發(fā)組分的量與W其在原料液中的量之比： 45.5210.012100%W F1xW100%WF

97.98%〔2分〕nyn

為0.75，從該板流出1＋1xn均為摩爾分?jǐn)?shù)，物系的相對(duì)揮發(fā)度〔1〕n〔2〕

〔〕R。1－1n解〔1〕求n 可用氣液平衡方程由、x求出nnx 2.50.65y n 0.823〔2分〕n

1xn

11.50.65〔3〕R由L R 1〔1分〕可解出：2R＝R＋1，R＝1〔1分〕V R1 2－〔2〕xn1－

R x 1 x①由精餾段操作線方程yxD＝0.85〔2分〕

n1

R1xn

D ，得0.75＝0.65＋DR1 2 2yn

RR1

xn1

D ，代入量得xR1x1 0.85

x2

2

n1

0.796〔2分〕100kmol/h0.5〔易揮發(fā)組分摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.98R2.696〔1〕〔2〕提餾段操作線方程?！?〕D據(jù)易揮發(fā)組分回收率可求出DDx

D0.96，可得0.98D0.961000.5D＝48.98kmol/h〔2分〕F〔2〕提餾段操作線方程W

；飽和蒸氣進(jìn)料q＝0LRD2.648.98127.35kmol/h〔1分〕②WFD10048.9851.02kmol/h〔1分〕FxF

DxD

WxW

〔1.5分〕可得Fxx F

DxD

1000.548.980.980.039〔1.5分〕W W 51.02④提餾段操作線方程為：q＝0譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題--9-LqF W 127.35 51.02y ”

x” x x” 0.039m1

LqFW m LqFW W 127.3551.02 m 127.3551.02即y m1

1.668x”m

0.026〔4分〕4595％，殘液中95％〔以上均為摩爾分?jǐn)?shù)28000kg蒸汽，液體在泡點(diǎn)下回470kmol/h，原料液于泡點(diǎn)進(jìn)料。求〔1〕釜?dú)堃汉宛s出液的流量W2〕R〔1〕WD①M(fèi)＝78，M＝92。泡點(diǎn)進(jìn)料q＝1，此時(shí)V＝V’，V即等于全凝器冷凝蒸汽量，故苯 甲苯V G Mm頂

28000〔2分〕Mm頂式中M ＝78×0.95＋92×〔1－0.95〕＝78.7kg/kmol〔1分〕m頂28000V78.7

355.8kmol/h〔1分〕WWL”VL”V470355.8114.2kmol/h〔1分〕F＝D+WF Fx Dx Wx 〔2分〕式中，x＝0.45，xF F D Wx =1－0.95=0.05，W＝114.2kmol/hW聯(lián)立求解：F=D+114.20.45F=0.95D+114.2×0.05 F＝205.6kmol/h〔2分〕〔2〕RRL

VD

91.4

2.89〔2分〕D D 91.4易揮發(fā)組分摩爾分?jǐn)?shù)，下同，釜?dú)堃航M成為0.03；回流比R3，塔頂回流液量為540kmol/〔1〕〔2〕’〔1〕精餾段操作線方程R＝3，xD＝0.95代入精餾段操作線方程可得：R x 3 0.95y n1

R1xn xR1 31

即31y 0.75x 0.238〔3分〕n1 n〔2〕提餾段操作線方程及提餾段回流液量 R＝3，L＝540kmol/hDR 3

180kmol/h〔1分〕F=D+WW=F－D=788－180＝608kmol/h〔1分〕譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題譚天恩版化工原理第十章蒸餾期末復(fù)習(xí)題--10-q＝1LLqFLF5407881328〔1分〕④提餾段操作線方程為：y m1

L”L”W

x m

WL”W

x 〔2分〕代入量得：Wy m1

1328

x m

608

0.03即y 1.844x ”0.02533〔2分〕m1 m20kmol/h7.78kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料，回1.9〔1〕〔2〕精餾段及提餾段的上升蒸汽量?！?〕精餾段及提餾段的回流液量〔L’〕①精餾段回流液量LL=RD=1.92×7.78＝14.94kmol/h〔1分〕分〕〔2〕精餾段及提餾段的上升蒸汽量〔VV’〕①精餾段上升蒸汽量VV＝L+D＝14.94+7.78=22.72kmol/h〔2分〕②提餾段上升蒸汽量V’，q＝1V’=V+(q－1)F＝V＝22.72kmol/h〔1分〕在泡點(diǎn)進(jìn)料下，某兩組分連續(xù)精餾塔的操作線方程為：1y0.723x0.2632y1.25x0.0187〔1〕〔2〕〔3〕〔4〕〔1〕Ry0.723x0.263可知：R 0.723〔1分〕即0.723R1RR0.723R0.723R1R＝2.61〔1分〕xDxD 0.263〔1分〕代入R＝2.61，得xR1 Dxx 0.95〔1分〕D

R10.2633.610.263，xW

xW

為提餾段操作線與對(duì)角線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)，故聯(lián)立兩線方程：yxxWy1.25x0.0187〔2分〕xW

1.25xW

0.0187，xW

＝0.075〔1分〕xFq＝1xFy0.723xF

0.263y1.25xF

0.0187〔2分〕即0.723xF

0.2631.25xF

0.0187，解出x 0.535〔1分〕F 0.7230.6〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.91.50.5。求〔1〕用逐為全凝器〕

〔2P精P

〔假設(shè)塔頂精精〔1〕精①求精餾段操作線方程：

xF＝0.6，xD＝0.9，R＝1.5，3。R x 1.5 0.9y n1

R1xn

D 。代入量得：yR1

n1

1.51xn

0.6x1.51

.36〔〔2分〕②氣液平衡方程：x y y

y1y〔〔2分〕1③因假設(shè)塔頂為全凝器，故有x y 0.9〔1分〕代入〔B〕式可求出x，1D 11x y 11

y1 31y1 1

0.9 0.75〔1 分〕x0.930.1

0.75代入〔A〕式可求出y2，y 0.6x2

0.360.60.750.360.81〔1 分〕y2

0.81代入〔B〕式求出x2，0.81x2 0.8130.19

0.587xF〔x＝0.6〔1分

＝2－1＝1塊〔層〔1分〕精

E＝50％，T精TNN P精 ET

1 0.5在一雙組分連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程為 y0.715x0.271；q線方程為y2.8x0.91〔1〕〔2〕〔3〕假設(shè)回0.8〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.86，則此時(shí)的餾出液組成又為多少？答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)〔1〕Rq①由精餾段操作線方程：y

n1

R xR1

D 〔1.5分〕xR1xR 0.715R0.715R0.715R＝2.51〔1.5分〕R1x②由q線方;y q x F 知〔1.5分〕xq1 q1q 2.812.81qq2.81q＝1.55〔1.5分〕q1xDxF，xx

D 0.271，xR1 D

0.2713.510.951〔1.5分〕

F 0.91，xq1 F

0.91

1.551

0.501〔1.5分〕〔3〕R’＝3x2＝0.82，y3＝0.86xD’由精餾段操作線方程得：y3

R” xR1

”D ，代入量：R”10.86

30.82 Dxx 4 4 Dx

0.98〔2分〕0.〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同，餾出液0.6〔3〕答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)〔1〕＝1kmol/hFx=0.，x＝0.9，x＝0.02，＝1kmol/h全塔物料衡算可得：FDW1WFxF

DxD

WxW

〔2 分〕代入已知量可得：0.61W10.90.02W可求出0.60.02W0.90.60.3，W＝0.52kmol/h，F(xiàn)＝1.52kmol/h〔2分〕R/Rmin，m3q＝1xqx＝0.6〔1分，②由氣液平衡方程： x m q

30.6 0.818〔2分〕q

1xm

120.6RminR

xDyq

0.376〔2分〕min

y xq

0.8180.6

R/R

min

1.5 3.99〔倍〔1分0.376y2’x＝0.0，x1＝0.6y

m1

LqFLqFW

x m

W xLqFW

1.52 0.02y m1

x m

y

m1

”1.208xm

”0.00416〔3分〕y2

”1.208x1

”0.004161.2080.60.004160.721〔1分〕在連續(xù)精餾塔內(nèi)分別兩組分抱負(fù)溶液，塔頂為全凝器。進(jìn)料量為100kmol/h0.5〔摩爾分?jǐn)?shù)90y0.8x0.19。求：D〔1〕餾出液的組成x 和流量〔2〕釜?dú)堃旱慕M成xDW

W。答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)xDD

D0.9F①由精餾段操作線方程：y

n1

R xR1

D 〔2分〕與題給方程比較可知：xR1xR 0.8R0.8R0.8R＝4〔1分〕R1②由精餾段操作線方程知xD 0.19，代入R＝4，得：R1x 0.19410.95〔1分〕DF＝100kmol/h，xF＝0.5，xD＝0.95代入可得：DxDF

0.9，D

0.9FxFxD

0.91000.547.37kmol/h〔2分〕0.95求x 和WW可由全塔物料衡算得：FDW 10047.37WFxF

DxD

WxW

〔2分〕 1000.547.370.95WxW解出W10047.3752.63kmol/hx 5045/WW

552.63

〔2分〕0.4〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.951.5倍，進(jìn)料熱狀況參數(shù)q1.2。操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)

為2；塔頂承受全凝那，計(jì)算精餾段自塔頂向下的其次層理論板mm解：xF＝0.4，xD＝0.95，R＝1.5Rmin，q＝1.2， m〔1〕 Rminx 2xm

1x

〔〔1.5分〕q x 1.2 0.4

x F x 6x2〔〔1.5分〕q1 q1 1.21 1.21③聯(lián)立解〔〕兩式，可解出6x

2 2xq ，即6x22x

20，q2 462

1x q qq解出x q

434〔2分〕26 12y 6xq

260.43420.604〔1分〕④求Rmin R

xDyq

2.04〔2分〕min

y xq

0.6040.434〔2〕 求實(shí)際回流比R R1.5R 1.52.043.06〔1分〕min〔3〕 R x 3.06 0.95

n1

R1xn xR1 3.061

，即3.061y 0.754x 0.234〔2分〕n1 n1 求y、x 塔頂承受全凝器，故y x 0.95〔11 1 D2x 0.95y1y2

1x1

得0.950.95x1

2xx1 1

1.05

0.905〔1分〕y 0.754x2

0.2340.7540.9050.2340.916〔1分〕92.5390KJ/kg361KJ/kgq〔1〕20〔2〕〔3〕飽和蒸氣進(jìn)料?！?20q值rmr r xm A A

r xB B

MA＝78，MB＝92〔1分〕所以rm

0.46783900.549236131930KJ/Kmol〔1分〕Cp,m進(jìn)料溫度為20℃，料液泡點(diǎn)為92.5℃，平均溫度為t m

256.25Cp1.81KJ/(kg·℃)Cp1.82KJ/(kg·℃)〔1分〕所以C 0.46781.810.54921.82155.4 KJ/(kmol·℃)〔1分〕p,m③求q：對(duì)于冷液體進(jìn)料有：qIVIF

t p 1.353〔3分〕I IV L

r 31930飽和液體進(jìn)料據(jù)其定義可知：Δt＝0qr1〔1分〕r飽和蒸氣進(jìn)料據(jù)定義知：q＝0〔1分〕BA摩爾分?jǐn)?shù)，下同A0.961.65〔1〕q〔2〕說(shuō)明原料液的進(jìn)料熱狀況。〔1〕qRmin的定義可知：平衡線與精餾段操作線的交點(diǎn)也必定是q線與平衡線的交點(diǎn)x 2.3xy1②精餾段操作線方程：

11.3x

〔〔1.5分〕y R

x D

min x xD

1.65 x 0.96x R1 R1 x

min

1

min

1 1.651 1.651y.623x0362〔〔2分〕③聯(lián)立〔〕632x

0.362

2.3xq

，整理得：0.623xq

2q

q

q2.3xq

11.3xq0.81x2q

1.21xq

0.3620，可得：21 21 22481362

0.414〔3分〕y 0.623xq

0.3620.6230.4140.3620.620〔1分〕

q x F ，代入量yxq1 q1x

，x ，xq q F

，得：0.620 q 0.4140.450.62q0.414q0.620.45q1 q1得q0.825〔2.5分〕〔3〕因q0.8250～1〔1分〕0.〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同液組成為0.05；塔頂承受全凝器，操作回流比為最小回流比的1.777倍；操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.303y0.72x0.275。求〔1〕塔頂易揮發(fā)組分的回收率D

〔2〕q。答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)解〔1〕求 ：DRxD。R x精餾操作線方程為：y

n1

R1xn

D 〔2分〕R1R2.571〔1分〕D/F：

R 0.72R0.72R0.72R1由全塔物料衡算：FDW整理得

DW

FxF

DxD

WxW

〔2分〕F Fx DxF F

WxF W將W1Dx

Dx Dx x ，可得：F F

F D F W WWDxFxF x WD

0.50.05 0.4828〔2分〕0.9820.05Dx③ DD FxF

100%

0.48280.982100%94.82%〔1分〕0.5〔2〕q①R

R 2.5711.447〔1分〕min

1.777 1.777②R

x yD

0.982yq

1.447〔1.5分〕min

y xq

y xq

x

2.303x③由氣液平衡方程知y

q

q 〔1.5分〕q 1

1xq

11.303xqq

0.9821.303xq

5.635xq即1.885x2q

2.91xq

0.9820

91 91 .924885982得x q

21.885

21.885

0.5〔2分〕④因x xq F

0.5q＝1〔1分〕100kmol/h，組成為0.3〔易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.95，塔頂易揮發(fā)組分的回95％。操作回流比為3，圖解所需理論板數(shù)為20〔不包括再沸塔。全塔效率為50％，0.8m/s，板間距為0.4m，全塔平均操作溫度為60℃，平均壓強(qiáng)為101.33kPa。求：塔的有效高度〔2〕塔徑D 。塔答案與評(píng)分標(biāo)準(zhǔn)〔1〕ZNP

NTE

2040〔1分〕0.5T②塔的有效高度ZNPD塔

T

4010.415.6m〔1分〕①求D 塔頂易揮發(fā)組分的回收率D

95%，Dx D0.95〔1.5分〕F100 kmol/h，xD Fx F

0.95，xF

0.3，代入可求出D0.95FxD