精馏习题课(习题含答案).doc

第六章 蒸馏

本章学习要求
1、掌握的内容
（1）双组分理想物系的气液平衡，拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、气液相平衡图、挥发度与相对挥发度定义及应用、相平衡方程及应用；
（2）精馏分离的过程原理及分析；
（3）精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方程的物理意义、图示及应用；
2、熟悉的内容
（1）平衡蒸馏和简单蒸馏的特点；
（2）精馏装置的热量衡算；
（3）理论板数捷算法(Fenske方程和Gilliand关联图)；
（4）非常规二元连续精馏塔计算(直接蒸汽加热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶采用分凝器，提馏塔等)。
3、了解的内容
（1）非理想物系气液平衡；
（2）间歇精馏特点及应用；
（3）恒沸精馏、萃取精馏特点及应用。

第六章 蒸馏
1．正庚烷和正辛烷在110℃时的饱和蒸气压分别为140kPa和64.5kPa。试计算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均为摩尔分数）组成时，在110℃下各组分的平衡分压、系统总压及平衡蒸气组成。（此溶液为理想溶液）
解：

2．在一连续精馏塔中分离苯－氯仿混合液，要求馏出液中轻组分含量为0.96（摩尔分数，下同）的苯。进料量为75kmol/h，进料中苯含量为0.45，残液中苯含量为0.1，回流比为3.0，泡点进料。试求：（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量和自塔釜上升的蒸气摩尔流量；（2）写出精馏段、提馏段操作线方程。
解：物料衡算：

则：
联立求解得：
W=F-D=75-30.52=44.48 kmol/h
（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量：
自塔釜上生蒸汽的摩尔流量：
（2）精馏段操作线方程：

（3）提馏段操作线方程：
提馏段下降液体组成：

3．某连续精馏塔，泡点进料，已知操作线方程如下：
精馏段：y=0.8x+0.172
提馏段：y=1.3x-0.018
试求：原料液、馏出液、釜液组成及回流比。
解：精馏段操作线的斜率为：

由精馏段操作线的截距：
®塔顶馏出液组成
提馏段操作线在对角线上的坐标为（xw, xw），则

由于泡点进料，q线为垂直线。精馏段与提馏段操作线交点的横坐标为xF：

4．采用常压精馏塔分离某理想混合液。进料中含轻组分0.815（摩尔分数，下同），饱和液体进料，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸气加热。要求塔顶产品含轻组分0.95，塔釜产品含轻组分0.05，此物系的相对挥发度为2.0，回流比为4.0。试用：（1）逐板计算法；（2）图解法分别求出所需的理论塔板数和加料板位置。
解：物料衡算：

则：
联立求解得：
W=F-D=0.15F kmol/h
提馏段下降液体组成：
自塔釜上生成蒸汽的摩尔流量：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
相平衡方程：
（1）逐板计算法
因为：y1=xD=0.95
由相平衡方程得：
由精馏段操作线方程：
交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程至x<xF后，交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程至x<xW。
各板上的汽液相组成

1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
y
0.95
0.914
0.863
0.788
0.674
0.527
0.370
0.234
0.136
0.074
x
0.905
0.841
0.759
0.650
0.508
0.357
0.227
0.133
0.073
0.039
习题4附图

第三块板为进料板，理论板数为10块。
（2）图解法
交替在相平衡方程和精馏段操作线方程之间作梯级，至x<xF后，交替在相平衡方程和提馏段操作线方程作梯级至x<xW。

5．用一连续操作的精馏塔分离丙烯-丙烷混合液，进料含丙烯0.8（摩尔分数，下同），常压操作，泡点进料，要使塔顶产品含丙烯0.95，塔釜产品含丙烷0.95，物系的相对挥发度为1.16，试计算：（1）最小回流比；（2）所需的最少理论塔板数。
解：(1) 泡点进料，q=1 则xq=xF=0.8

（2）全回流时的最小理论板数

6．精馏分离某理想混合液，已知：操作回流比为3.0，物系的相对挥发度为2.5，xD=0.96。测得精馏段第二块塔板下降液体的组成为0.45，第三块塔板下降液体组成为0.4（均为易挥发组分的摩尔分数）。求第三块塔板的气相单板效率。
解：精馏段操作线方程：
已知x2=0.45，由精馏段操作线方程得y3

同理：x3=0.4，可得y4=0.54
y3*由相平衡方程求解

则第三块塔板的气相单板效率为：

7．用常压精馏塔分离苯和甲苯混合液。已知精馏塔每小时处理含苯0.44（摩尔分数，下同）的混合液100kmol，要求馏出液中含苯0.975，残液中含苯0.0235。操作回流比为3.5，采用全凝器，泡点回流。物系的平均相对挥发度为2.47。试计算泡点进料时以下各项：
（1）理论板数和进料位置；
（2）再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量，加热蒸汽绝压为200kPa；
（3）全凝器热负荷和冷却水的消耗量（冷却水进、出口温度t1=25℃, t2=40℃）。
已知苯和甲苯的汽化热为427kJ/kg和410kJ/kg，水的比热为4.17kJ/(kg. ℃)，绝压为200kPa的饱和水蒸气潜热为2205kJ/kg。再沸器和全凝器的热损失忽略。
解：（1）理论板数和加料板位置
根据物系的相对挥发度，在x-y图上标绘平衡曲线和对角线。
精馏段操作线截距
在图上连接点（0.975，0.975）和（0，0.217），即为精馏段操作线ac。
泡点进料，q线为通过xF=0.44的垂线ed，连接点b(0.0235, 0.0235)和点d，即为提馏段操作线。按图解法在图上画梯级，图解的理论板数为11（不包括再沸器），第六块理论板为进料板。
（2）、再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量
先由物料衡算求D和W，即

则：
联立求解得：

精馏段上升蒸汽量：
提馏段上升蒸汽量：
因釜残液中苯含量很低，故可近似按甲苯计算，再沸器的热负荷为：

水蒸气消耗量为：

（3）全凝器热负荷和冷却水消耗量
因馏出液中甲苯含量很低，故可近似按纯苯计算，全凝器热负荷为：

冷却水消耗量为：

8、有一正在操作的精馏塔分离某混合液。若下列条件改变，问馏出液及釜液组成有何改变？
假设其他条件不变，塔板效率不变。
（1） 回流比下降；
（1） 原料中易挥发组分浓度上升；
（2） 进料口上移。

解：（1）回流比下降，馏出液组成减小，釜液组成增大。
(2) xF上升，馏出液组成增大，釜液组成增大。
（3）馏出液组成减小，釜液组成增加。

9. 在一常压操作的连续精馏塔中，分离苯-甲苯混合液，原料中苯的含量为0.4（摩尔分率，下同），原料液量为100kmol/h，泡点进料，要求塔顶产品中苯的含量不低于0.98，塔釜残液中苯的含量不高于0.02，操作回流比为2，泡点回流，忽略热损失。试求塔釜加热蒸汽用量和冷凝器中冷却水用量。
已知下列数据：
1 加热蒸汽为101.3kPa(表压)的饱和蒸汽；
2 冷却水进口温度为15°C，出口温度为30°C，比热容为4.187kJ/kg·K；
3 苯的千摩尔质量为78.11kg/kmol, 甲苯的千摩尔质量为92.13kg/kmol；
4 80.2°C时苯的气化热： r苯=31024.2kJ/kmol；
5 忽略热损失。
解 近似认为塔顶馏出液为纯苯，塔釜为纯甲苯，则塔顶温度为80.2°C，塔釜温度为110.6°C。
例9附表
温度
80.2°C
95°C
110.6°C
苯的摩尔比热容
153.5kJ/(kmol·°C)
157kJ/(kmol·°C)

甲苯的摩尔比热容

185.2kJ/(kmol·°C)
188.9kJ/(kmol·°C)

（1）物料衡算

将已知数据代入上式得 D=39.6kmol/h，W=60.4kmol/h.
(2)加热蒸汽用量的计算
由苯-甲苯的 t-x-y 图查得泡点 tb=95°C
原料液平均千摩尔比热容 kJ/(kmol·°C)
原料液的焓
原料液带入的热量
回流液的焓近似取纯苯的焓
回流液带入的热量

塔顶蒸汽的热焓近似地取纯苯蒸汽的焓

塔顶蒸汽带出的热量

塔底产品的焓近似地取纯甲苯的焓
塔底产品带出去的热量
由能量衡算得

101.3kPa(表压)的水蒸汽气化潜热为 r=3.97×104 kJ/kmol
水蒸汽用量msB为
(3)冷却水用量的计算
对塔顶全凝器作能量衡算
塔顶馏出液的焓等于回流液的焓
塔顶产品带出去的热量
\
水的比热容
冷却水用量

9