当前位置：文档之家 › 化工原理精馏计算题

化工原理精馏计算题

  • 格式：doc
  • 大小：1.71 MB
  • 文档页数：33

第二部分 计算题示例与分析 4-93 已知某精馏塔塔顶蒸汽的温度为80Co，经全凝器冷凝后馏出液中苯的组成 为0.90，甲苯的组成为0.10（以上均为轻组分A的摩尔分数），试求该塔的操作压强。 溶液中纯组分的饱和蒸汽压可用安托尼公式计算，即

CtBApolg 式中苯和甲苯的常数为 组 分 A B C 苯 6.898 1206.35 220.24 甲苯 6.953 1343.94 219.58

分析： 求塔内操作压强即是求塔内蒸汽总压p,因此体系为理想体系，可通过道尔顿分压定律 AApyp 及拉乌尔定律求得。

解：利用安托尼公式分别计算80℃时苯与甲苯两种纯组分饱和蒸气压，即

88.224.2200.8035.1206898.6lg0Ap KPammHgpA14.10158.7580 47.258.2190.8094.1343953.6lg0Bp KPammHgpB35.3912.2950 由于全凝器中，进入塔顶的蒸气与已冷凝的馏出液组成相同，则 9.0DAxy

由道尔顿分压定律

)()(00000BABAAAAApppppppxpppy

)35.3914.101()35.39(14.10190.0p 解得 KPap54.968

4-94 苯与甲苯的混合溶液在总压KPa3.101下经单级釜进行闪蒸，气化率为%35，若溶液中苯的组成为477.0，蒸馏后，闪蒸罐顶产物和罐底产物的组成各为多少？操作压力增大１倍时，两产物的组成有何变化？

分析：闪蒸即平衡蒸馏，蒸馏后罐顶产物与罐底产物实质是处于平衡状态的气液两相，其组成应既满足物料平衡关系又满足相平衡关系。 解：（１）由物料衡算式

11qxqqyF （a）

及 )1(00ABAABAxpxpppp (b) 和 AAAAxpppy0 (c) 用试差法解以上３式，即可求得罐底组成y，罐底组成x及平衡温度t。 当KPap3.101时，设05.95t℃，求得苯与甲苯的饱和蒸气压各为

072.324.22005.9535.1206898.6lgoAp KPammHgpA31.1579.11790 682.258.21905.9594.1343953.6lg0Bp KPammHgpB03.643.4800 罐底残液组成 3998.003.6431.15703.643.101000BABPpppx 罐顶产物组成 6207.07603998.09.11790pxpyA 将已知残液百分率65.035.01q，料液组成477.0Fx和罐底组成3998.0x代入（ａ）式，得

- 6204.0165.0477.03998.0165.065.0y

可见3式均满足，故假设的温度成立。 （2）当操作压强增大1倍时，仍用上述3式试差设45.120t℃，可得 KPapA39.3300 kPapoB50.133

则 4070.050.13339.33050.1333.101oBoAoBppppx

6093.03.101407.039.330pxpyoA

验证 6070.0165.0477.04070.0165.065.011qxxqqyF 两数接近，假设成立。 从结果看，残液浓度有所增加，而蒸气组成都有所降低。显然是分离效果随压强的增大而变差。故在气化率不变的前提下，平衡蒸馏时，操作压强越低，分离越好。这是因为当压强増高时，系统的相对挥发度降低的原因所致。 4-95 采用二级平衡闪蒸法分离正庚烷与正辛烷混合液，流程如图解4-7。 已知原料组成Fx为0.42（庚烷的摩尔分数），塔A的气化率 为24.6%, 塔B的气化率为59.0%，若两塔的操作压力均为)00.8(66.106mmHgKPa,求B塔底产品组成。

分析：因为正庚烷与正辛烷组成的混合液近似理想溶液，所以平衡闪蒸后的液相组成可由理想溶液的泡点方程确定。 由相律可知，若操作温度和压力确定后，二元溶液的平衡气液两相组成即一定。本题温度未知，要先根据气化率的数值通过试算法确定温度后，才能确定液相组成。 气化率与进料组成有关，在两塔串联使用的情况中，若求B塔的2x，应先确定A塔的1x，而1x的确定同样基于上述原则。 解：定庚烷为A组分，辛烷为B组分。 设塔A的闪蒸温度1151t℃，查得正庚烷和正辛烷的饱和蒸气压分别为

M F x

1

2 L’

x

yy’2 V

V L

D x

D yw V’

W x

x

图4-7 )1200(99.159mmHgKPapOA )561(82.74mmHgKPapOB 代入泡点方程得 374.082.7499.15982.7466.1061oBoAoBppppx

则气相组成 561.0800374.0120011xppyoA 由气化率验证 246.0374.0561.0374.042.01111xyxxeF 与题中所给气化率相同，故假设成立，374.01x 再设塔B闪蒸温度1182t℃，查得该温度下正庚烷与正辛烷的饱和蒸气压为

)614(86.81)1290(99.17100mmHgkPapmmHgkPapBA则

275.086.8199.17186.8166.1060002BABppppx 443.066.106275.099.171202xppyA 由气化率验证 589.0275.0443.0275.0374.022212xyxxe 与题中所给气化率接近，故假设成立，275.02x 4—96饱和汽态的氨—水混合物进入一个精馏段和提馏段各只有1块理论塔板的精馏塔分离，进料中的氨组成为0．001（摩尔分数）。塔顶回流为饱和液体，回流量为1．3skmol/。塔底再沸器产生的汽相量为skmol/6.0。若操作范围内氨—水溶液的汽液平衡关系可表示为xy26.1。求塔顶、塔底的产品组成。

分析：如图4—8，作全塔物料衡算，可将塔顶、塔底产品与进料相联板作物料衡算时，可将进入该板的气相组成与塔顶产品组成相联系。对提馏塔板作物料衡算时，可将离开该板的气相组成与经再沸器入塔的蒸汽组成相联系。将上述3种物料衡算关系与相平衡关系相配合，即可使此题得解。 解：已知skmolVskmolL/6.0,/3.1/

当露点进料时 skmolVFVFqVskmolLL/6.1)1(/3.1/// 则 skmolLVD/3.03.16.1 skmolDFW/7.03.01

图4-8 xxA B

xM 由全塔轻组分物料衡算 WDFWxDxFx 得 WDxx7.03.0001.01 (a)

再将 Dxy1 26.126.111Dxyx 以及由板1的气相衡算 2///2)(yVFxVFyF 整理成6.16.0001.02/2//2yVFyVFxyF 代入精馏段板1的物料衡算式 )()(1/21xxLyyVD 则有 26.13.16.16.0001.06.12DDDxxyx 化简得3210667.122.2Dxy (b) 再 WWxy26.1 26.122yx 代入提馏段板2的物料衡算式 )(212xxLyyvw 则有 )26.126.1(3.1)26.1(6.022yxxyDw 化简得 WDxxy463.0632.02 ( c ) 因( b )等于( c ) , 则有 310677.1463.0588.1wDxx （d） 联立(a) , (d)二式，则 塔顶产品组成 41004.13Dx （氨的摩尔分数）

塔底产品组成 41007.8wx （氨的摩尔分数） 4—97 某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程为： 精馏段 16.080.0xy 提馏段 02.040.1xy 若进料时，原料为气液相各占一半的混合态，求塔顶及塔底产品产率及回流比。

分析：若求产品产率，必须确定塔顶产品,塔底产品和进料的组成。将精馏段操作线方程、提馏段操作线方程分别与对角方程联立，即可确定塔顶，塔底组成。而进料组成可由两个操作线方程与进料方程联解求得

解：联解 16.080.0xy 及 xy

得塔顶产品组成 80.0xxD 再联解 02.040.1xy 及 xy 得塔底产品组成部分 05.0xxW 再联解 16.080.0xy 及 02.040.1xy 得 3.0x,4.0y

将此代入q线方程，且由题巳知21q 11qxxqqyF

15.03.015.05.04.0Fx 解得 35.0Fx

由全塔物料衡算式 WDF 及全塔轻组分物料衡算式 WDFWxDxFx

知塔顶产品产率 %404.005.080.005.035.0WDWFxxxxFD 塔底产品产率 %606.04.01FDFFW 由精馏段操作线方程斜率80.01RR 解得 4R 984 用一精馏塔分离二元理想混合物，塔顶为全凝器冷凝，泡点温度下回流，原料液

中含轻组分0.5(摩尔分数，下同)，操作回流比取最小回流比的１.４倍，所得塔顶产品组成为０．９５，釜液组成为０．０５．料液的处理量为１００hkmol/．料液的平均相对挥发度为３，若进料时蒸气量占一半，试求： （1）提馏段上升蒸气量； （2）自塔顶第2层板上升的蒸气组成。

分析：欲解提馏段的蒸气量v，须先知与之有关的精馏段的蒸气量V。而V又须通过DRV)1(才可确定。可见，先确定最小回流比minR，进而确定R是解题的思路。

理想体系以最小回流比操作时，两操作线与进料方程的交点恰好落在平衡线上，所以只须用任一操作线方程或进料方程与相平衡方程联立求解即可。

解：（１）由相平衡方程 xxxxy213)1(1

及进料方程 115.05.015.05.011xxqxxqqyF 联立解得 22x＋x2＋１＝０ 4842x

合集下载

单元测验五 精馏答案

单元测验五 精馏答案

化工原理单元测验（五）精馏班级 学号 姓名 得分 一、是非题1、 A 、B 两组分液体混合物，用蒸馏方法加以分离，是因为A 沸点低于B 沸点，所以造成挥发度差异。

（ 错 ）分析：精馏的原理是基于组分挥发度的差异，并不是沸点高低2、 恒摩尔流假定主要前提是分子汽化潜热相近，它只适用理想物系。

（ 错 ）恒摩尔流假定：两组分的气化潜热相同，不同液体的摩尔气化潜热接近，适用于理想和非理想物系3、 若过热蒸汽状态进料，q 线方程斜率 > 0 （ 对 ）0,01qq q <>-分析： 4、 设计时，保持F ，x D ，x W 一定，采用X f1<x f2两种料液时，则最小回流比R m2（对应x f2）必大于R m1。

（ 错 ）f x >m1m2分析：最小回流比随减小而增大，R R 看图说明x f1x f25、 图解法计算理论板时，理论板数与α无关。

（ 错 ）α分析：为相对挥发度，定相平衡线的形状，也决定理论板数的多少6、 设计时若F ，x f ，x D ，x W ，V -均一定，若将进料从q = 1变为冷液进料，则N T 减少。

（ 错 ）,,, /(1)D W f F x x x D W V L W L L V V V q F V R ⇒=+⇒⇒=+-⇒↓↓分析：一定，根据杠杆定理和不变不变不变，提馏段不变 ，。

如图所示x f1xDx W7、 若精馏段操作线方程为y = 0.75x + 0.3 ，这绝不可能。

（ 对 ）0.75310.3 1.2 1.0 1DD RR R x x R =⇒=+=⇒=>+分析：不可能8、 设计时，若R↑并不意味D↓，操作型中也可能有类似情况。

（ 对 ）R L LR D=∴分析：增大也可能是由于增大所致。

9、 操作中灵敏板t↑，意味x D ↓，减少V 可保持原x D 值。

（ 错 ）D D x x f 分析：灵敏板温度升高，意味塔内轻组分量减少，减小。

化工原理 精馏习题

化工原理 精馏习题

精馏一、填空题：801、精馏塔分离某二元物系，当操作压强降低，系统的相对挥发度α ，溶液的泡点 ，塔顶蒸汽冷凝温度 （增大、减小、不变）答案：增大，减小，减小802、精馏分离某二元组分混合液（,,F F x q ），要求塔顶D x ，轻组分回收率η。

设计时，若加大回流比R ，则精馏段液气比 ，提馏段液气比 ，所需理论板数T N ，塔顶产品量D ，塔釜W x ，塔顶冷凝量C Q ，塔釜加热量R Q ，若R 太大，过程的调节余地将 （增大、减小、不变）。

答案：增大，减小，减小，不变，不变，增大，增大，减小803、精馏塔设计时，已知,,,F D W F x x x ，进料热状态0.5q =时，所需塔板数为T N 。

试判断下列参数变化并定性绘出操作线的变化：（1）保持回流比不变，将进料状态由0.5q =改为1q =，则塔釜加热量R Q ，塔顶冷凝量C Q ，所需塔板数T N 。

答案：增大，不变，减小（2）保持塔釜加热量不变，将进料状态由0.5q =改为1q =，则塔顶冷凝量C Q ，所需塔板数T N 。

答案：减小，增大（3）保持回流比不变，将进料状态由0.5q =改为0q =，则塔釜加热量R Q ，塔顶冷凝量C Q ，所需塔板数T N 。

答案：减小，不变，增大804、某精馏塔设计中，若将塔釜间接蒸汽改为直接蒸汽加热，而F 、D 、F 、D x 、q 、R 不变，则W , W x , L V '' , T N （增大、减小、不变）。

答案：增大，减小，不变，增大805、精馏塔设计时，若塔顶采用全凝器，所需理论板数为1T N ，采用分凝器，所需理论板2T N ，则1T N 2T N （<，=，>）****答案****：>806、某精馏塔的实际回流比小于设计时的最小回流比，其结果如何？ 。

答案：完不成分离任务807、一精馏塔维持其他条件不变而增大回流比R ，则精馏段液气比L V ，提馏段的液气比L V '' ，D x ，W x （变大，变小，不变，不确定）。

化工原理实验--精馏实验

化工原理实验--精馏实验

实验数据：
（1）全回流 R=∞
乙醇、正丙醇的相对挥发度α为1.56，R=∞
∴相平衡方程：y=1.56x/（1+0.56x），操作线方程为y=x
由图解法求取理论塔板数如下：
由图可知：理论塔板数N T为5.6 全塔效率η=N T/N P=（5.6-1）/7=65.7％
乙醇、正丙醇的相对挥发度α为1.9，R=4，x D=0.800
∴相平衡方程：y=1.9x/（1+0.9x），精馏段操作线方程为y=0.8x+0.1599
进料温度t f＝36℃，在X f＝0.285下泡点温度90℃
乙醇在63℃下的比热Cp1=3.10（kJ/kg.℃），正丙醇在63℃下的比热Cp2=2.9（kJ/kg.℃）乙醇在90℃下的汽化潜热r1=815（kJ/kg），正丙醇在90℃下的汽化潜热r2=710（kJ/kg）混合液体比热C pm=46×0.285×3.10+60×（1-0.285）×2.9=165.06（kJ/kmol.℃）
混合液体汽化潜热r pm=46×0.285×815+60×（1-0.285）×710=41145（kJ/kmol）
q=（C pm×（t B-t F）+r m）/r m=（165.06×（90-36）+41145）/41145=1.22
q线斜率=q/（q-1）=5.62
由图解法求取理论塔板数如下：
由图可知：理论塔板数N T为6.5 全塔效率η=N T/N P=（6.5-1）/8=68.75％。

化工原理-精馏习题课

化工原理-精馏习题课

第一章蒸馏1、熟悉气液平衡方程、精馏段操作线方程、提馏段操作线方程和q线方程的表达形式并能进行计算；2、能根据物料进料状况列出q线方程并用于计算，从而根据q线方程、进料组成还有气液平衡方程计算出点（x q，y q），再进一步计算出最小回流比R min；例如饱和液相进料（泡点进料）时，q线方程式x=x F，即x q=x F；而饱和蒸汽进料时，q线方程式y=x F，即y q=x F。

3、掌握通过质量分数换算成摩尔分数以及摩尔流量的方法，要特别注意摩尔流量计算时应该用每一个组分的流量乘以它们的摩尔分数而不是质量分数。

习题1：书上P71页课后习题第5题；分析：本题的考察重点是质量分数与摩尔分数之间的转换，这个转换大家一定要注意，很多同学在此常会出错。

在此我们采用直接将原料组成和原料流量都转换成摩尔量来进行计算，首先还是先列出所有题目给出的已知量，①子量②③子量④问题了。

习题2其中x q，y qx q=x F；q线方程，习题3液平衡方程，而全凝器没有这个性质。

所以根据题目首先还是列出已知条件（提醒：大家在读题的时候一定要注意题目给出的是质量分数还是摩尔分数，本题是摩尔分数相对比较简单，如果是质量分数的话一定要先转换成摩尔分数）这里大家要注意，因为我们分析知道分凝器相当于一块塔板，但是题目中已经告诉我们精馏塔塔顶第一层板的液相组成，所以分凝器的塔板编号就不能是第一块，而一般我们对塔板编号是从塔顶往塔底编号，所以这里我们就假设分凝器是第零块塔板，下标用“0”代替，所以根据题目来说我们就知道分凝器向塔内提供的回流液就是分凝器上的液相组成，而分凝器上的气相则进入了全凝器，也就是说进一步分析题目，已知是泡点进料，根据上面几题分析，可知q=1，q线方程式x=x F，所以由此我们还可以知道以上就是我们根据题目所知道的条件②但是根据最小回流比的求算公式min D qq q x x R y x -=-我们可以知道要求最小回流比还缺少y q ，而要求它则必须知道气液平衡方程，然后代入x q 来求解，因此此处最重要的就是求出气液平衡方程，即：这样实际上就是要求相对挥发度α，因此必须找到某一块塔板上符合气液平衡的气液相组成数据代进这个方程就可以，而从上面分析我们就知道，分凝器上的数据恰好符合这一要求，所以把分凝器的数据（x 0，y 0）代入就可以求出α，也就是然后把0.5q x =代入上面气液平衡方程求出y q ，再代入最小回流比方程就可以求出最小回流比了。