下册 第1章 蒸馏答案.pdf

B1 1 均相液体混合物 挥发性差异 造成气液两相系统 每空 1 分 共 3 分 B1 2 多次部分气化 多次部分冷凝 回流 每空 1 分 共 3 分 B1 3 提供气液接触进行传热和传质的场所 2 分 B1 4 精馏段 1 分 提浓上升蒸汽中易挥发组分 2 分 提馏段 提浓下降液体中难挥发组分 2 分 共 6 分 B1 5 平衡 温度 组成 每空 1 分 共 3 分 B1 6 塔顶易挥发组分含量高 塔底压力高于塔顶 每空 2 分 共 4 分 B1 7 R D L 全回流 Rmin 每空 1 分 共 4 分 B1 8 五种 冷液体 小于 每空 1 分 共 3 分 B1 9 零 yn 1 xn 每空 1 分 共 3 分 B1 10 y1 y2 x1 x2 每空 1 分 共 4 分 B1 11 1 大于 大于 1 分 2 等于 大于 1 分 3 小于 大于 1 分 4 小于 等于 1 分 5 小于 小于 1 分 共 5 分 B1 12 A A D 每空 1 分 共 3 分 Tianjin Bohai Vocational Technical College 1 B1 13 A C 每空 1 分 共 2 分 B1 14 A B 每空 1 分 共 2 分 B1 15 C 1 分 B1 16 A 1 分 B1 17 C 1 分 B1 18 C 1 分 B1 19 C 1 分 B1 20 A 1 分 B1 21 D 1 分 B1 22 B 1 分 B1 23 1 分 B1 24 1 分 B1 25 1 分 B1 26 1 分 B1 27 1 分 B1 28 1 2 每空 1 分 共 2 分 B1 29 1 分 B1 30 1 分 B1 31 1 分 B1 32 1 分 B1 33 答 图中有两条曲线 下方曲线为 t x 线 称为饱和液体线或泡点线 上方曲线为 t y 线 称为饱和蒸气线或露点线 2 分 两条曲线将 t x y 图分成三个区域 饱和液体线以下区域称为液相区 饱和蒸气线以 上区域称为过热蒸气区 两曲线之间的区域称为气 液共存区 3 分 共 5 分 B1 34 答 精馏原理 精馏是利用组分挥发度的差异 同时进行多次部分气化和多次部分冷 凝的过程 2 分 上升蒸气流和液体回流是造成气 液两相以实现精馏定态操作的必要条件 2 分 共 Tianjin Bohai Vocational Technical College 2 4 分 B1 35 答 主要由精馏塔 塔顶冷凝器和塔底再沸器等设备组成 2 分 辅助设备有 原料 液预热器 产品冷却器 回流液泵等 2 分 共 4 分 B1 36 答 恒摩尔流假定是指在精馏塔的精馏段和提馏段内 本段内各板上升蒸气摩尔流量 相等 下降液体摩尔流量相等 但两段之间不一定相等 3 分 意义是精馏的计算都是以恒摩尔流为前提的 这样可简化精馏计算 2 分 共 5 分 B1 37 答 原料的五种热状况为 1 冷液进料 q 1 1 分 2 饱和液体进料 又称泡点进料 q 1 1 分 3 气 液混合物进料 q 0 1 1 分 4 饱和蒸气进料 又称露点进料 q 0 1 分 5 过热蒸气进料 q 0 1 分 共 5 分 B1 38 答 精馏操作费用和设备投资费用之和为最低时的回流比 称为适宜回流比 2 分 在精馏设计计算中 一般不进行经济衡算 常采用经验值 1 5 分 据生产数据统计 适宜回流比的范围可取为 R 1 1 2 Rmin 1 5 分 共 5 分 B1 39 答 全塔效率ET又称总塔板效率 是指一定分离任务下 所需理论塔板数NT和实际板 数NP的比值 即ET P T N N 100 3 分 在精馏设计中 由于影响ET的因素非常复杂 故一般用经验或半经验公式估算 也可采 用生产实际或经验数据 2 分 共 5 分 B1 40 答 假想在填料塔内 将填料层分为若干个高度单元 每个单元的作用相当于一层理 论板 此单元填料高度称为理论板当量高度 又称为等板高度 以 HETP 表示 3 分 B1 41 答 影响因素有 1 塔内操作压强 2 进 出塔的物料流量 3 回流比 4 进料 组成和热状况 5 再沸器和冷凝器的传热性能和条件 6 设备散热情况 每个影响因 素给 0 5 分 6 个共 3 分 B1 42 答 间歇精馏的操作方式有三种 1 恒回流比操作 2 恒馏出液组成操作 3 以上两种操作联合的组合式操作 每点 1 分 合计 3 分 适用场合 小批量 多品种的生产或实验场合 也适用于多组分的初步分离 1 分 共 4 分 B1 43 答 在混和液 恒沸液 中加入第三组分 称为夹带剂 该组分与原混和液中的一个 Tianjin Bohai Vocational Technical College 3 或两个组分形成新的恒沸液 且其沸点更低 使组分间相对挥发度增大而得以分离 这 种精馏方法称为恒沸精馏 3 分 B1 44 答 萃取精馏也是在待分离的混和液中加入第三组分 称为萃取剂或溶剂 以改变原 组分间的相对挥发度而得到分离 不同的是萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点要 高 且不与组分形成恒沸液 3 分 B1 45 解 1 质量分数 已知 kg15 乙醇 mkg25 水 m 375 0 2515 15 乙醇 乙醇 m m a 1 分 625 0 375 0 11 乙醇水 aa 1 分 2 摩尔分数 19 0 18 625 0 46 375 0 46 375 0 水 水 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 M a M a M a x 2 分 81 0 19 0 11 乙醇水 xx 1 分 3 混和液的平均摩尔质量 m M 32 2381 0 1819 0 46 水水乙醇乙醇 xMxMMm kg kmol 2 分 B1 46 解 1 平衡时苯的液相组成x苯 气相组成y苯 84 0 1 15 7 12 6 7 7 22 6 7 3 20 00 0 甲苯苯 甲苯 苯 pp pp x 2 分 而94 084 0 3 20 7 22 0 苯 苯 苯 x p p y 1 分 2 平衡时 甲苯在液相和气相中的组成分别为x甲苯和y甲苯 16 084 011 苯甲苯 xx 1 分 06 094 011 苯甲苯 yy 1 分 Tianjin Bohai Vocational Technical College 4 B1 47 解 1 在 85 时 54 2 46 9 116 0 0 1 甲苯 苯 p p 1 分 在 105 时 37 2 86 2 204 2 1 分 平均相对挥发度46 2 2 37 254 2 2 21 m 1 分 2 用 m 求y苯 85 时 897 0 78 046 11 78 046 2 11 苯 苯 苯 x x y m 2 分 B1 48 解 1 把已知的质量分数换算成摩尔分数 M苯 78 M甲苯 92 进料组成 541 0 92 5078 50 78 50 F x 1 分 馏出液组成 983 0 92 278 98 78 98 D x 1 分 釜残液组成 012 0 92 9978 1 78 1 W x 1 分 2 求 D W 取 F 100kmol h 为计算基准 1 分 由全塔物料衡算可得 F D W 及 WDF xWxDxF 2 分 联立两式可得 100 0 541 0 012 54 48 0 9830 012 FW DW F xx D xx kmol h 1 分 52 4548 54100 DFWkmol h 1 分 3 求甲苯回收率 W 即是求釜残液中难恢复组分的回收率 釜残液中难挥发组分的量与 其在原料液中的量之比 98 97 541 01100 100012 0152 45 100 1 1 F W W xF xW 2 分 Tianjin Bohai Vocational Technical College 5 B1 49 解 1 求yn 可用气液平衡方程由 xn求出yn 823 0 65 05 11 65 05 2 11 n n n x x y 2 分 3 求 R 由 2 1 1 R R V L 1 分 可解出 2R R 1 R 1 1 分 2 求xn 1 由精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D nn 得 2 65 0 2 1 75 0 D x 解出xD 0 85 2 分 因 11 1 R x x R R y D nn 代入已知量得 2 85 0 2 1 823 0 1 n x 解出 2 分 796 0 1 n x B1 50 解 1 求 D 据易挥发组分回收率可求出 D 96 0 F D xF xD 可得5 010096 098 0 D 解出 D 48 98kmol h 2 分 2 提馏段操作线方程 先求 L W W x 已知饱和蒸气进料 q 0 35 12798 486 2 RDLkmol h 1 分 kmol h 1 分 02 5198 48100 DFW 由 WDF xWxDxF 1 5 分 可得 039 0 02 51 98 098 485 0100 W xDxF x DF W 1 5 分 提馏段操作线方程为 q 0 Tianjin Bohai Vocational Technical College 6 039 0 02 5135 127 02 51 02 5135 127 35 127 1 mWmm xx WqFL W x WqFL qFL y 即 4 分 026 0668 1 1 mm xy B1 51 解 1 求釜残液流量 W 馏出液流量 D M苯 78 M甲苯 92 泡点进料q 1 此时V V V即等于全凝器冷凝蒸汽量 故 顶顶mm MM G V 28000 2 分 式中 78 0 95 92 1 0 95 78 7kg kmol 1 分 顶m M 8 355 7 78 28000 Vkmol h 1 分 由提馏段物料衡算可求出 W 2 1148 355470 VLVLWkmol h 1 分 由全塔物料衡算求 D F D W WDF xWxDxF 2 分 式中 xF 0 45 xD 0 95 W x 1 0 95 0 05 W 114 2kmol h 联立求解 F D 114 2 0 45F 0 95D 114 2 0 05 可解出 D 91 4kmol h 及 F 205 6kmol h 2 分 2 求 R 89 2 4 91 4 918 355 D DV D L R 2 分 B1 52 解 1 精馏段操作线方程 将已知量R 3 xD 0 95 代入精馏段操作线方程可得 13 95 0 13 3 11 1 n D nn x R x x R R y即 Tianjin Bohai Vocational Technical College 7 238 0 75 0 1 nn xy 3 分 2 提馏段操作线方程及提馏段回流液量 已知 R 3 L 540kmol h 可得180 3 540 R L Dkmol h 1 分 由全塔物料衡算 F D W 可得 W F D 788 180 608kmol h 1 分 泡点进料 q 1 提馏段回流液量1328788540 FLqFLL 1 分 提馏段操作线方程为 Wmm x WL W x WL L y 1 2 分 代入已知量得 03 0 6081328 608 6081328 1328 1 mm xy即 02533 0 844 1 1 mm xy 2 分 B1 53 解 1 精馏段及提馏段的回流液量 L 及 L 精馏段回流液量 L L RD 1 92 7 78 14 94kmol h 1 分 提馏段回流液量 L 泡点进料 q 1 L L qF 14 94 20 34 94kmol h 2 分 2 精馏段及提馏段的上升蒸汽量 V 及 V 精馏段上升蒸汽量 V V L D 14 94 7 78 22 72kmol h 2 分 提馏段上升蒸汽量 V q 1 V V q 1 F V 22 72kmol h 1 分 B1 54 解 1 求回流比 R 由精馏段操作线方程263 0723 0 xy可知 723 0 1 R R 1 分 即 RR 1723 0723 0723 0 RR 解出 R 2 61 1 分 Tianjin Bohai Vocational Technical College 8 2 馏出液组成xD 263 0 1 R xD 1 分 代入 R 2 61 得 263 061 3263 01 RxD 95 0 D x 1 分 3 求 W x 因 W x 为提馏段操作线与对角线交点的横坐标 故联立两线方程 W xxy 2 分 解出0187 025 1 xy0187 0 25 1 WW xx W x 0 075 1 分 4 求原料液组成xF 泡点进料q 1 此时两操作线交点的横坐标即xF 263 0723 0 F xy 2 分 即0187 025 1 F xy0187 025 1263 0723 0 FF xx 解出 535 0 723 025 1 0187 0263 0 F x 1分 B1 55 解 1 用逐板计算法求NT精 已知xF 0 6 xD 0 9 R 1 5 3 求精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D nn 代入已知量得 36 0 6 0 15 1 9 0 15 1 5 1 1 nnn xxy A 2分 气液平衡方程 由 x x y 11 可得 yy y yy y x 131 B 2分 因假设塔顶为全凝器 故有9 0 1 yxD 1分 代入 B 式可求出x1 75 0 1 039 0 9 0 13 11 1 1 yy y x 1分 将75 0 1 x代 入 A 式 可 求 出y2 1分 再将81 036 075 06 036 06 0 12 xy81 0 2 y代入 B 式求出x2 587 0 19 0381 0 81 0 2 x x F x F 0 6 1分 故可知第二块理论板为加料板 精馏段所 Tianjin Bohai Vocational Technical College 9 需理论板数NT精 2 1 1块 层 1分 2 求精馏段所需的实际板数NP精 已知ET 50 2 5 0 1 T T P E N N 精 精 1分 B1 56 解 1 求回流比R和进料热状况参数q 由精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D nn 知 1 5分 715 0 1 R R 可得 得R 2 51 1 5分 715 0715 0 RR 由q线方程 11 q x x q q y F 知 1 5分 81 2 1 q q 得 81 281 2 qq 得q 1 55 1 5分 2 求馏出液组成xD 原料液组成xF 由精馏段操作线方程得 271 0 1 R xD 951 051 3271 0 D x 1 5分 由q线方程得 91 0 1 q xF 501 0155 191 0 F x 1 5分 3 若R 3 精馏段x2 0 82 y3 0 86 求xD 由精馏段操作线方程得 1 1 23 R x x R R y D 代入已知量 4 82 0 4 3 86 0 D x 得 2分 98 0 D x B1 57 解 1 求当D 1kmol h时F为多少 已知xF 0 6 xD 0 9 xW 0 02 D 1kmol h 由全塔 物料衡算可得 WWDF 1 WDF xWxDxF 2分 代入已知量可得 Tianjin Bohai Vocational Technical College 10 WW02 09 0116 0 可求出 3 06 09 002 06 0 W 解出W 0 52kmol h F 1 52kmol h 2分 2 求R Rmin 已知3 m 泡点进料q 1 则xq xF 0 6 1分 由气液平衡方程 818 0 6 021 6 03 11 qm qm q x x y 2分 求Rmin 376 0 6 0818 0 818 09 0 min qq qD xy yx R 2分 求R Rmin 99 3 376 0 5 1 min RR 倍 1分 3 求上升到加料板上的气相组成 因加料板是提馏段第一层板 故所求量为y2 kmol h 1分 泡点进料q 1 已知F 1 52kmol h W 0 52kmol h x 5 115 1 DRL W 0 02 x1 0 6 提 馏 段 操 作 线 方 程 为 Wmm x WqFL W x WqFL qFL y 1 代 入 已 知 量 52 052 15 1 02 052 0 52 052 15 1 52 15 1 1 mm xy 即00416 0 208 1 1 mm xy 3分 所求721 000416 06 0208 100416 0 208 1 12 xy 1分 B1 58 解 由题给 F 100kmol h xF 0 5 9 0 F D xF xD 1 求xD和D 由精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D nn 2分 与题给方程比较可知 8 0 1 R R 可得 得R 4 1分 8 08 0 RR 由精馏段操作线方程知19 0 1 R xD 代入R 4 得 95 01419 0 D x 1分 Tianjin Bohai Vocational Technical College 11 把F 100kmol h xF 0 5 xD 0 95代入可得 9 0 F D xF xD 37 47 95 0 5 01009 09 0 D F x xF Dkmol h 2分 2 求 W x和W 可由全塔物料衡算得 WDF W 37 47100 2分 WDF xWxDxF W xW 95 037 475 0100 解出kmol h 63 5237 47100 W 095 0 63 52 5 4550 WxW 2分 B1 59 解 已知xF 0 4 xD 0 95 R 1 5Rmin q 1 2 m 2 求y2 1 求Rmin 求气液平衡方程 x x x x y m m 1 2 11 A 1 5分 q线方程 26 12 1 4 0 12 1 2 1 11 xx q x x q q y F B 1 5分 联立解 A B 两式 可解出 q q q x x x 1 2 26 即 0226 2 qq xx 解出 434 0 12 211 5 62 26422 2 q x 2分 604 02434 0626 qq xy 1分 求Rmin 04 2 434 0604 0 604 095 0 min qq qD xy yx R 2分 2 求实际回流比R 06 304 25 15 1 min RR 1分 3 求y2 精馏段操作线方程 106 3 95 0 106 3 06 3 11 1 n D nn x R x x R R y 即 Tianjin Bohai Vocational Technical College 12 234 0754 0 1 nn xy 2分 B1 60 解 1 20 的冷液体进料下的q值 原料液的平均汽化热rm BBAAm xrxrr MA 78 MB 92 1分 所以319303619254 03907846 0 m rKJ Kmol 1分 原料液的平均比热容Cp m 进料温度为20 料液泡点为92 5 平均温度为 25 565 9220 2 1 m t 1分 查出在56 25 时 苯的Cp为1 81KJ kg 甲苯的Cp为1 82 KJ kg 1分 所以4 15582 19254 081 17846 0 mp C KJ kmol 1分 求q 对于冷液体进料有 353 1 31930 205 924 15531930 r tCr II II q p LV FV 3分 2 饱和液体进料 据其定义可知 t 0 1 r r q 1分 3 饱和蒸气进料 据定义知 q 0 1分 B1 61 解 1 求q值 由Rmin的定义可知 平衡线与精馏段操作线的交点也必然是q线与平衡线的交点 气液平衡方程 x x x x y 3 11 3 2 11 A 1 5分 精馏段操作线方程 165 1 96 0 165 1 65 1 1111 minmin min x R x x R R R x x R R y DD Tianjin Bohai Vocational Technical College 13 得 B 2分 362 0623 0 xy 联立 A B 两式得 q q q x x x 3 11 3 2 362 0632 0 整理得 qqqq xxxx3 2471 081 0362 0623 0 2 0362 021 181 0 2 qq xx 可得 414 0 81 02 362 081 0421 121 1 2 q x 3分 620 0362 0414 0623 0362 0623 0 qq xy 1分 由q线方