1、 2填空題精餾過程是利用和完成的。答案：屢次局部氣化；屢次局部冷凝當分別要求和回流比肯定時，進料的q值最小，此時分別所需的理論板數(shù)。蒸氣；最多分析：5種進料狀況中的q值是依過冷液體、飽和液體、氣液混合、飽和蒸氣和過熱蒸氣挨次由大變小的，這是由熱狀況參數(shù)q定義所確定的。1kmol的原料變成飽和蒸汽所需熱量 HhqVFHhVLV由定義可見，在H 、h為定值的狀況下，原料的原狀態(tài)焓值越低，qVq值的轉變使提餾段操作線與平衡曲線間的距離發(fā)生變化，當q值減小時，兩線靠近，故所需理論板數(shù)增多。精餾操作的依據(jù)是得以實現(xiàn)的必要條件包括和。的氣流分析：精餾操作的依據(jù)只能是各組分間揮發(fā)度的差異或者說相對揮發(fā)度不1

2、，不能用一般的精餾方法分別。塔內始終有逆向流淌的液、氣兩股物流是實現(xiàn)精餾的必要條件，但并不意回流作用。當增大操作壓強時，精餾過程中物系的相對揮發(fā)度度，塔釜溫度。答案：減小；增加；增加分析：同一物系，總壓越高，物系中各組分的沸點及混合物的泡點越高。的速率低于重組分的飽和蒸氣壓上升的速率，故各組分的揮發(fā)度差異變小。連續(xù)精餾操作時操作壓力越大對分別越假設進料汽液比為1: 4摩爾時，則進料熱狀況參數(shù)q為答案：不利；0.2分析：假設進料汽液比為1：4，則液相占總進量的比率為 1 0.2。q 值既41是進料的液相分率，又是熱狀況參數(shù)。設計時，假設工藝要求肯定，削減需要的理論板數(shù)，回流比應，蒸餾釜中所需的加

3、熱蒸氣消耗量應，所需塔徑應，操作費和設備費的總投資將是的變化過程。答案：增大；增大；增大；急速下降至一最低后又上升總壓為99.7kPa(748mmHg ) ，100時苯與甲苯的飽和蒸氣壓分別是179.18kPa(1344mmHg ) 和74.53kPa(559mmHg ) ，平衡時苯的氣相組成為甲苯的液相組成為，以摩爾分數(shù)表示。苯與甲苯的相對揮發(fā)度為 。答案：0.241；0.567；2.40；分析 xp p99.774.53 0.241；苯pApB179.18 74.53p 179.18由yAx0.241 0.433得y1 y苯p99.7甲苯苯 pApB 179.18 2.4074.53精餾塔

4、構造不變,只削減塔釜的熱負荷，則塔頂 xD 。答案：削減；增大；增大xW，提餾段操作線斜率D 不變時，V L 減R少，即回流比R減小，故精餾段操作線斜率減小，提餾段操作線斜率增加。R1塔板數(shù)不變時，兩段操作線斜率的轉變只能使 xxD增大。全回流時塔頂產(chǎn)品量為,塔底產(chǎn)品量為,進料量為,回流比,理論板數(shù)為,全回流適用的場合通常是。D 0；W 0；F 0；R ；NTNmin精餾塔的塔底溫度總是塔頂溫度，其緣由一是,二是 。壓降使塔底壓力高于塔頂，因而塔底的泡點較高。增加回流比，則此時塔頂產(chǎn)品組成 xD頂產(chǎn)品流率，塔底產(chǎn)品組成x，塔W，精餾段液氣比答案：增加；削減；削減；增加分析：由V (R 1)D

5、，當V R D 必需削減。在理論板數(shù)不LRR V然也增大。 R1必板式塔塔板上氣液兩相接觸狀態(tài)有種，它們是正常操作現(xiàn)象常見的有，它們是。答案：3種；鼓泡接觸狀態(tài)，泡沫接觸狀態(tài)，噴射接觸狀態(tài)；3種；嚴峻漏液、溢流液泛、嚴峻霧沫夾帶。常見的連續(xù)接觸式的氣液傳質設備是塔，塔內為分散相， 為連續(xù)相，為保證操作過程中兩相的接觸良好，塔內頂部應設中部應設裝置。答案：填料；液體；氣體；液體分布裝置；液體再分布裝置選擇題精餾的操作線為直線，主要是由于。理論板假定；C. 抱負物系；塔頂泡點回流； D. 恒摩爾流假定答案：D導出直線的操作線方程。操作中連續(xù)精餾塔，如承受的回流比小于原回流比，則。xxD均增加；xD

6、xW增加；xxDW均不變；不能正常操作答案：B。某真空操作精餾塔，在真空度降低后，假設保持F 、D、xF、q、R及加料位置不變，則塔頂產(chǎn)品組成 xD變化為。變小；B變大；C.不變；D不確定；答案：A分析：當壓力增大后，組分間相對揮發(fā)度變小，故分別力量變低。精餾操作時，假設在F xF其結果是、q、 R 不變的條件下，將塔頂產(chǎn)品量D增加，xDxW上升；DxW不變；CxDxW亦下降；D無法推斷；答案：CD xD必定減小，但因回流比R 不變，只有V和L同時增加，即V”和L”同時增加，以q 1為例，從提餾段操作線斜率看L” R FD ，D 增大后， L”V”NTxW減小。V”R1計算題精餾操作分別二元混

7、合溶液，操作線方程為：精餾段 y 0.80 x0.16提餾段 y 1.40 x0.02比。,塔底產(chǎn)品和進料的組成。將精餾段而進料組成可由兩個操作線方程與進料方程聯(lián)解求得解：聯(lián)解y 0.80 x0.16及y x得塔頂產(chǎn)品組成xD x 0.80再聯(lián)解 y 1.40 x 0.02及 y x得塔底產(chǎn)品組成局部xW x 0.05再聯(lián)解 y 0.80 x 0.16及 y 1.40 x 0.02得x 0.3,y 0.41qx將此代入q 線方程，且由題巳知q y xF2q1q10.4 0.50.3xF解得 x0.350.510.51F由全塔物料衡算式F D W及全塔輕組分物料衡算式 FxF DxDWD xF

8、xFxWDW 0.05 0.4 40%0.800.05塔底產(chǎn)品產(chǎn)率 10.4 0.6 60%FFR 0.80解得 R 4R 1用一精餾塔分別二元抱負混合物，塔頂為全凝器冷凝，泡點溫度下回流，0.5(摩爾分數(shù)，下同)1.4 倍，所0.950.05100 kmol / h 料液3，假設進料時蒸氣量占一半，試求：提餾段上升蒸氣量；2 層板上升的蒸氣組成。VV又須通過V (R 1)D R解題的思路。R 是min上，所以只須用任一操作線方程或進料方程與相平衡方程聯(lián)立求解即可。x3x解：(1) 由相平衡方程y 1( 1)x12xqx0.50.5及進料方程yxFx x 1q 1q 10.511聯(lián)立解得2x2

9、 2x0 x2448取x0. 367則 yq3xq0.6 3 312xx yRD q1.23R=1.4R1.722miny xq0.630.37min再由物料衡算方程 F D W及 FxF DxWW解得D 50kmo/lhW F D 50km o/lhV (R)D 7225013k m /lV” V 1q)F V 5F 131508k m /l(2) y x10.95y由相平衡關系x110.86(1)1再由精餾段操作線方程解得Rx1.7220.951y2 R1x1D0.86 0.88R11.72211.72210.05(以上均為輕組分A的摩爾分數(shù))。塔頂蒸汽先進入一分凝器，所得冷凝液全部作為塔

10、頂回流，而未凝的蒸氣進入全凝器，全部冷凝后作為塔頂產(chǎn)品。全塔平均相對揮發(fā)度為2.5，操 min。當餾出液流量為100 kmol / h 時，試求：1 塊理論板上升的蒸汽組成；提餾段上升的氣體量。L 與未液化的蒸氣V0成相平衡關系，故分凝x0與自全凝器出xD不同。解：1由平衡方程及泡點進料時 xq 0.5axyqq1(a1)xq2.50.5 0.714x yRD 1.1minyxq0.7140.5 min1.65Rx精餾段操作線方程y xDR1R1 1.650.95x 0.62x0.3582.652.65再由平衡方程及 y x0Dy0.950.95得 x00.884002.51.50.95代入精

11、餾段操作線方程y1 0.623x00.3580.909(2)由V” V 1q)Fq 1則 VV (R 1)D 2.65100 265kmo/lh4某二元混合液的精餾操作過程如下圖。組成為0.52的原料液在泡點D/F 1:2，塔頂設全凝器，泡點回流。假設操作R 2.5，求完成上述分別要求所需的理論板數(shù)操作滿足恒摩爾流假設。D,xD,xDF,xF,qW,xWM程交替使用計算各板的氣液相組成，直至x x時止。W解：由 D/F 1/2F 2D D W 代入物料平衡方程F D W及FxF DxDW聯(lián)立解得x=0.34W整理精餾段操作線方程Rx2.50.75yn1R 1xnDR 1x3.5n3.5yn1 n0. 214a而相平衡方程y ax1 (a 1)x整理成x yyba (a 1)y2.51.5y交替利用(a)(b)兩式逐板計算由x yD10.75代入(b)得x10.5 4 5代入(a)得y20.603代入(b)x2xF 0.