化工原理精馏计算题解读
4-93 已知某精馏塔塔顶蒸汽的温度为80C ，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 C
t B
A p o
+-
=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
A A py p = 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
.1206898.6lg 0
=+-
=A p
KPa mmHg p A 14.10158.7580
==
47.258
.2190.8094.1343953.6lg 0
=+-
=B p KPa mmHg p B 35.3912.2950
==
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==D A x y 由道尔顿分压定律
)()
(0
00
00B A B A A A A A p p p p p p p x p p p y --=== )
35.3914.101()
35.39(14.10190.0--=p 解得 KPa p 54.968=
4-94 苯与甲苯的混合溶液在总压KPa 3.101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
1
1---=
q x q q
y F
（a ） 及 )1(0
0A B A A B A x p x p p p p -+=+= (b)
和 A A A A x p p py 0
== (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KPa p 3.101=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 =+-
=o
A p
KPa mmHg p A 31.1579.11790
==
682.258
.21905.9594.1343953.6lg 0
=+-
=B p KPa mmHg p B 03.643.4800
==
罐底残液组成 3998.003
.6431.15703
.643.101000
=--=--=B A B P p p p x
罐顶产物组成 6207.0760
3998
.09.11790=?==p x p y A
将已知残液百分率65.035.01=-=q ，料液组成477.0=F x 和罐底组成3998.0=x 代入（ａ）
式，得 - 6204.01
65.0477
.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
KPa p A 39.3300= k P a p o
B 50.133= 则 4070.050
.13339.33050
.1333.101=--=--=o
B o A o
B p p p p x 6093
.03
.101407
.039.330=?==p x p y o A 验证 6070.01
65.0477.04070.0165.065.01
1=--?-=---=
q x x q q
y F
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F x 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(66.106mmHg KPa ,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
图4-7
)1200(99.159mmHg KPa p O A = )561(82.74mmHg KPa p O
B = 代入泡点方程得 374.082
.7499.15982
.7466.1061=--=--=o
B o A o
B p p p p x 则气相组成 561.0800374
.0120011=?==x p p y o A
由气化率验证 246.0374
.0561.0374
.042.01111=--=--=x y x x e F
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(99.1710
0m
m Hg kPa p m m Hg kPa p B A ==则
275.086
.8199.17186.8166.1060
002=--=--=B A B p p p p x 443.066
.106275
.099.171202=?=?=x p p y A
由气化率验证 589.0275
.0443.0275
.0374.022212=--=--=
x y x x e
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1．3s kmol /。塔底再沸器产生的汽相量为s kmol /6.0。若操作范围内氨—水溶液的汽液平衡关系可表示为x y 26.1=。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s kmol V s kmol L /6.0,/3.1/
== 当露点进料时
s
kmol V F V F q V s
kmol L L /6.1)1(/3.1/
/
/=+=+-===
则 s kmol L V D /3.03.16.1=-=-= s kmol D F W /7.03.01=-=-=
图4-8
由全塔轻组分物料衡算 W D F W x Dx Fx +=
得 W D x x 7.03.0001.01+=? (a) 再将 D x y =1 26
.126.111D x
y x ==
以及由板1的气相衡算 2///
2)(y V Fx V F y F +=+
整理成6.16.0001.02
/
2//
2
y V F y V Fx y F +=++=
代入精馏段板1的物料衡算式 )()(1/
21x x L y y V D -=-
则有 ??? ?
?
-=??? ??+-
26.13.16.16.0001.06.12D D D x x y x
化简得3210667.122.2-?-=D x y (b) 再
W W x y 26.1= 26
.12
2y x =
代入提馏段板2的物料衡算式 )()(212x x L y y v w -'=-='
则有 )26
.126.1(
3.1)26.1(6.022y
x x y D w -=- 化简得 W D x x y 463.0632.02+= ( c ) 因( b )等于( c ) , 则有 310677.1463.0588.1-?+=w D x x （d ） 联立(a) , (d)二式，则
塔顶产品组成 4
1004.13-?=D x （氨的摩尔分数） 塔底产品组成 41007.8-?=w x （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+=x y 提馏段 02.040.1-=x y
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+=x y 及 x y = 得塔顶产品组成 80.0==x x D
再联解 02.040.1-=x y 及 x y = 得塔底产品组成部分 05.0==x x W
再联解 16.080.0+=x y 及 02.040.1-=x y 得 3.0=x ,4.0=y
将此代入q 线方程，且由题巳知21=
q 1
1---=q x x q q
y F 1
5.03.015.05
.04.0---=
F x 解得 35.0=F x
由全塔物料衡算式 W D F +=
及全塔轻组分物料衡算式 W D F W x Dx Fx += 知塔顶产品产率
%404.005
.080.005
.035.0==--=--=W D W F x x x x F D 塔底产品产率
%606.04.01==-=-=F
D F F W 由精馏段操作线方程斜率
80.01
=+R R
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１００h kmol /．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
D R V )1(+=才可确定。可见，先确定最小回流比min R ，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 x
x
x x y 213)1(1+=-+=
αα
及进料方程 11
5.05.015.05.011+-=---=---=
x x q x x q q y F 联立解得 2
2x ＋x 2＋１＝０ 4
8
42+±-=
x
取 367.0=q x 则 633
.0213=+=
q
q q x x y 23.137
.063.063
.095.0min =--=
--=
q
q q D x y y x R R=722.14.1min =R
再由物料衡算方程 W D F += 及 W W F W x Dx Fx += 解得 h kmol D /50= h kmol D F W /50=-=
h
kmol F V F q V V h
kmol D R V /1.86501.1365.0)1(/1.13650)1722.1()1('
=-=-=--==+=+=
（2）已知95.01==D x y 由相平衡关系 86.0)1(1
1
1=--=
y y x αα
再由精馏段操作线方程解得 88.01
722.195.086.01722.1722.11112=++?+=+++=
R x x R R y D 4—99 某二元混合液的精馏操作过程如图4—9。已知组成为52.0的原料液在泡点温度下
直接加入塔釜内，工艺要求塔顶产品的组成为0.75，（以上均为轻组分A 的摩尔分数），塔顶产品采出率D/F 为1:2，塔顶设全凝器，泡点回流。若操作条件下，该物系的a 为3.0，回流比R 为2.5
。
分析：因题中未给平衡相图，只可考虑逐板计算法求理论板数。当料液直接加入塔釜时，应将塔釜视作提馏段，然后分段利用不同的操作线方程与相平衡方程交替使用计算各板的气液相组成，直至W x x <时止。
解：由 2/1/=F D ,D F 2=,W D =代入物料平衡方程 W D F +=
及 W D F W x Dx Fx +=
图4-9
联立解得 W x =0.34 整理精馏段操作线方程 =+++=+1
11R x x R R
y D n n 5.375.05.35.2+n x
214
.0174.01
+=+N n x y (a) 而相平衡方程 x
a ax
y )1(1-+=
整理成 y
y
y a a y x 5.15.2)1(-=
--= （b
交替利用(a) (b)两式逐板计算 由 75.01==y x D 代入(b)得 545.01=x
代入(a)得
603.02=y
代入(b) 2x 52.0378.0=<=F x
整理提馏段操作线方程
由 D D D F RD qF L L 5.425.2'
=+=+=+=
则 y '
W L W x W L L W x m m ---=+''''
1' =D
D D
x D D D m ---5.434.0'5.45.4
即 097.0'286.1'1-=+m m x y (c)
将378.02=x 代入(C) 得 286
.13=y 389.0097.0378.0=-?- 代入（b ）得 3x 34.0203.0=<=W x
故包括塔釜在内共需3块理论塔板。
4-100在一连续精馏塔中分离二元理想混合液。原料液为饱和液体，其组成为0.5，要求塔顶馏出液组成不小于0.95,釜残液组成不大于0.05(以上均为轻组分A 的摩尔分数)。塔顶蒸汽先进入一分凝器，所得冷凝液全部作为塔顶回流,而未凝的蒸气进入全凝器，全部冷凝后作为塔顶产品。全塔平均相对挥发度为2.5,操作回流比min 5.1R R =。当馏出液流量为100h kmol /时，试求：
（1）塔顶第1块理论板上升的蒸汽组成； （2）提馏段上升的气体量。
分析：因为出分凝器的冷凝液L 与未液化的蒸气0V 成相平衡关系，故分凝器相当一层理论塔板。应注意，自分凝器回流塔内的液相组成0x 与自全凝器出来的产品组成D x 不同。
解：（1）由平衡方程及泡点进料时 5.0=q x
714.05
.05.115
.05.2)1(1=?+?=
-+=q
q
q x a ax y
1.15
.0714.0714.095.0min
=--=--=q q q D x y y x R 65.15.1min ==R R
精馏段操作线方程 11+++=
R x x R R
y D 358.0623.065
.295
.065.265.1+=+=
x x 再由平衡方程及 95.00==D x y
图4-9
得 884.095
.05.15.295
.0)1(000=?-=--=
y y x αα
代入精馏段操作线方程 909.0358.0623.001=+=x y
(2)由F q V V )1('--= 当泡点进料时，1=q
则 D R V V )1('+==h kmol /26510065.2=?=
4-101 在常压精馏干塔分离双组分理想溶液。组成为0.5（轻组分A 的摩尔分数，下同）的料液在泡点温度下加入塔内。塔顶蒸气先在分凝器中部分冷凝至泡点回流，其组成为 0.88，余下末冷凝部分经全凝器后作为产品， 组成为0.95． 已测得离开塔顶第1层理论板的液相组成为 0.796，塔顶轻组分回收率为96%,塔釜间热蒸气加热。试求算： (1) 该操作条件下的回流比和釜液组成；
(2) 若用图解法求得理论板数为9，又知全塔效率为70%,塔内实际塔板数为多少？
分析：前已述及，分凝器相当于１块理论板，利用分凝器内气液相平衡关系即可确定上升的蒸气组成1y ,而1y 与回流液组成0x 恰好又是操作线关系，利用此操作线方程即可顺利解出回
流比。
另外确定塔内实际板数时，应注意用图解法求出的理论板数中是包括了起理论板作用的分凝器和塔釜两块“虚拟板”的。 解：(1)回流比与釜液组成
由于分凝器中末凝气相组成 95.00==D x y 又知自分凝器入塔的回流液组成 88.00=x 由相平衡方程 0
0)1(1x x y -+=αα
即 88
.0)1(188
.095.0-+?=
αα 解得 591.2=α
再由相平衡方程得 91.0796
.0591.11796
.0591.2)1(1111=?+?=-+=
x x y αα
则精馏段操作线方程为 1
101+++=R x x R R
y D 即 1
95
.088.0191.0+++=
R R R 解得 11.1=R 由全塔物料衡算方程 W D F += 及 W D F W x Dx Fx +=
将 h kmol x Fx D D F
/5.5095
.05
.010096.0=??=
=
η
h kmol D F W /5.495.50100=-=-=
代入物料衡算方程 解得 041.00409.0==W x
(2) 实际塔板数 107
.02
9=-=
=E N N T P
4—102 在一常压连续精馏塔中分离二元理想混合物。塔顶上升的蒸气通过分凝器后，3/5的蒸气冷凝成液体作为回流液，其浓度为0.86。其余未凝的蒸气经全凝器后全部冷凝为塔顶产品，其浓度为0.9（以上均为轻组分A 的摩尔分数）。若已知回流比为最小回流比的1.2倍，当泡点进料时，试求：
（1）第1块板下降的液体组成； （2）料液的组成。
分析：抓住分凝器中气液相组成为平衡关系，而回流液组成与第1块板上升蒸气为物料平衡（即精馏段操作线）关系，此题可顺利求解。
解：（1）第1块板下降的液体组成
由出分凝器的气液流量比求回流比 5.15
5
3
===V V D L R
再由相平衡关系 9.086
.0)1(186
.0)1(1000=?-+?=-+=ααααx x y
解得 465.1=α 由精馏段操作线方程得 876.05
.29.086.05.25.11101=+?=+++=
R x x R R y D 再由相平衡方程 1
1
1)1(1x x y -+=
αα 解得 828.01=x
（2） 料液的组成
由 m i n 2.1R R = 解得 25.1min =R 当泡点进料时 1=q ，即F q x x = 依 25.1min =--=
q
q q D x y y x R （a ）
及平衡关系 q
q q q q x x x x y 465.01465.1)1(1+=
-+=αα （b ） 联立解（a ）及（b ）得方程
581
.029.0581.04627.1627.10
9.0627.1581.02
2
???-±=
=+-q q x x x 取 759.0=q x 故料液组成 759.0==q F x x
4—103 一连续精馏塔分离二元理想混合溶液，已知某塔板的气、液相组成分别为0.83和0.70，相邻上层塔板的液相组成为0.77，而相邻下层塔板的气相组成为0.78（以上均为轻组分A 的摩尔分数，下同）。塔顶为泡点回流。进料为饱和液体，其组成为0.46。若已知塔顶与塔底产量比为2/3，试求：
（1）精馏段操作线方程； （2）提馏段操作线方程。
分析：将精馏段操作线方程中的回流比R 和塔顶产品组成D x 确定后，方程的形成就一定。而这两个参数可由题中所给出的相邻3层板的气液相组成建立的两个操作线方程 联立解出。
同理，将提馏段操作线方程中的参数由题中已给的条件变换代入，方程即可建立。 解：精馏段操作线方程 依精馏段操作线方程 1
11+++=
+R x x R R
y D n n
将该板和上层板的气液相组成代入有 177.0183.0++?+=
R x R R
D (a) 再将该板和下层板的气液相组成代入有 1
70.0178.0++?+=
R x R R
D (b) 联立（a ）、（b ）解得 0.2=R ，95.0=D x 则精馏段操作线方程为 1
295
.0122+++=
x y 即 95.023+=x y （2）提馏段操作线方程 提馏段操作线方程的通式为 W
L W x W L L y W x m m ---=+///
1
将 W D F qF L L +=+=,/ 1=q (泡点进料) 代入上式则有 W qF L W x W
qF L qF
L y W x m m -+-
-++=+1
D
L W x D L W
D L W x m +-+++=
转化上式为 W m m x R D
W x R D W R y 1
111+-+++=+ （C ）
根据
W
D W
F x x x x W D --=
即 46.095.046.032--=W x 解得 13.0=W x 将有关数据代入（c ），则提馏段操作线方程为 13.01
22
3122312?+-+++=
x y 即 195.05.43-=x y
1044- 一无提馏段的精馏塔只有一层塔板，气相板效率84.0=mV E 。进料为饱和气态的双组分混合物，其组成为65.0。物系的相对挥发度为2.2，塔顶回流为饱和液体，塔顶产品收率控制为31。试求：
(1) 当塔顶为全凝器冷凝回流时的产品组成；
(2) 若塔顶改用分凝器后，回流比不变，产品质量有何影响？
W 图4-10
分析：如图104-，此塔无再沸器，分离所需的气相回流由进料提供。因是露点进料，回流液的组成即为塔底产品组成。
解：（1）全凝器冷凝回流
因为进料的气相组成与经塔板流下的液相组成为操作线关系，故有 1
11+++=
R x x R R
y D F 由 R D F
L D V F +=+==1, 有 2131=-=-=
D
F
R 代入上式为 D x x 3
1
3265.01+=
则
D x x -=95.121
（a ）
由1x 还求1y ，且知D x y =1,
与1x 理论上成相平衡关系的气相组成为*
1y
1
1
11*
12.112.2)1(1x x x a ax y +=
-+=
（b ）
将上式代入mV E ，则有 1
*
1
++--=
n n n n mV y y y y E 即
65.065
.084.0*
1*11--=--=
y x y y y y D F F （c ）
简化整理得 1
12.11104
.097.1x x x D ++=
联立（a ）与（b ）式 解得 75.0=D x 6.01==x x W
塔顶、塔底产品组成相近，此塔分离能力较低。若想提高产品质量，或增大回流比，或增加塔板数。 （2）分凝器冷凝回流
W 图4-10
分凝器的相平衡关系 D x x x y =-+=
0)1(1αα
则
2.112.2x x x D +=
（d ）
将（d ）代入1y 与0x 间的操作线方程得 D D x x R x x R R y 3
13211001+=+++= （e ）
而进出塔板的物料关系未变，仍有
D x x -=95.121 （a ） 1
1
*
12.112.2x x y +=
（b ）
及 65
.065
.084.0*
11--=
y y (c) 联解(a)~(e)式，得塔顶产品组成 821.0=D x
可见，改用分凝器后，塔顶产品质量有所改善，其原因就是增加了1层塔板—分凝器。 4-105 某精馏塔流程如图4-11，塔顶设有分凝器和全凝器，料液以h kmol /500的流率在
泡点温度下加入塔中部，其组成为0.5。已知提馏段的蒸气量是液流量的0.8倍离开塔釜的蒸气组成为0.08。设全塔相对挥发度恒定，塔内物系符合恒摩尔流假定。若要求塔顶产品组成为0.95，塔底产品组成为0.05，试求自第1块理论板流出的液体组成。
分析：利用塔顶分凝器和塔釜内气液相均呈相平衡的特点，此题可顺利求解。 解：由塔釜内两相的平衡关系确定相对挥发度 W
W
W x a ax y )1(1-+=
x
图4-11
即 05
.0)1(105
.008.0?-+?=a a 解得 652.1=a
再由塔顶的分凝器的平衡关系确定回流液的组成0x
95.0652.01652.1)1(10
000=+=-+=
=x x x a ax x y D 解得 092.00=x
当泡点进料时 8.01
)1()1(''=
++=--+=D R F RD F q V qE L V
L 以知 h kmol x x x x F D W
D W F /250)
(=--=
代入上式得 3=R
出第1块板气相与自分凝器入塔的回流操作线关系。 由928.04
95.0092.0431101=+?=+++=
R x x R R y D 则第1块板流出的液体组成为 886.0)1(1
1
1=--=
y a a y x
4-106 有一分离理想二元组分溶液的精馏塔，进料组成为0.28,要求塔顶产品组成为0.97, 塔底产品组成为0.05（以上均为轻组成为A 的摩尔分数）。若进料的气化率为0.2,相对挥发度为4，试求提馏段的最大液气比。
分析：当回流比为最小回流比时，提馏段操作线的斜率'
'
/V L 为最大。故先求min R 。因为进料方程q 线与平衡曲线的交点即是最小回流比时两条操作线的交点。 解： 已知进料状态8.02.011=-=-=e q
则q 线方程为 11---=q x x q q
y F 即 4.141
8.028
.018.08.0+-=---=
x x y （a ） 再有相平衡方程 ()x
x
x a ax y 31411+=-+=
()b
x
图4-11
联立()a 、()b 两式得 218.0=q x ， 527.0=q y 最小回流比 43.1218
.0527.00527
.970.0min =--=
--=
q
q q D x y y x R
提馏段的液气比 ()()D W
D W q R D W q R W W D q L W D q L W qF L qF L V L -
??? ?
?++??? ??++=
-++++=-++=11''
将
305
.028.028
.097.0=--=--=W F F D x x x x D W 和 43.1min ==R R 及8.0=q 代入()c 式得提馏段最大液气比
()()84.23318.043.1318.043.111max
''=-++++=-
??? ?
?++?
?? ??++=???? ??D W D W q R D W q R V L
1074- 用一精馏段与提馏段各只有一层理论板的精馏塔分离二元组分理想溶液，露点
下进料组成为8.0，相对挥发度为2。塔底抽出液经再沸器加热成蒸气后全部返回塔底。当全塔进出物料平衡时，试分析：
()1塔内两层塔板有无分离作用？
()2塔顶回流比的改变对经再沸器返塔的气相组成的影响。
分析：作全塔物料衡算时，要注意到此塔的特殊性——塔底无产品。即进料量应与塔顶产品量D 相等，且进料组成也应与塔顶产品组成相同。全塔各股物料的组成变化如图124-。
解：由题知 D F = 8.0==D F x x
图4-12
因是露点进料、0=q 故 L qF L L =+=' 塔底无产品，则 L L V =='
'
作精馏段全塔轻组分物料衡算
F y V Fx =+2'整理为 12'Lx y V = 即 12x y = 因塔底无产品 2x y w = 已知 D x y =1，由相平衡方程
8.012)1(11
1
111=+=-+=x x x a ax y
解得 67.01=x 即 67.02=y 再由 67.012)1(12
2
222=+=-+=
x x x a ax y 解得 5.02=x 即 5.0=W y
从计算结果看出，进出每层塔板的气相组成与液相组成均有变化，所以说这两层板均有分离作用。
由于此塔板无塔底产品的特殊性，无论回流比如何变，均有1y x x D F ==,上述计算的各个气液组成均不变化，所以回流比的改变对由再沸器返塔的气相组成无影响，此时的回流比的改变仅能通过增减进料量来实现。
4-108一个只有提馏段的精馏塔分离双组分理想溶液，组成为0.5，流率为1kmol/s 的原料液在泡点温度下自塔顶加入，塔顶无回流，塔釜用间接蒸气加热，要求塔顶产品组成达到0.75，塔底产品组成控制为0.03，若体系的相对挥发度为3.4，试求：
（1）塔釜上1块塔板的液相组成；
（2）若理论板数增至无限多,在其他条件下不变时的塔顶产品组成.
分析:全塔的各板间物料组成遵循段操作线方程,由于塔釜相当于1块理论板,故釜与上层塔扳间的物料组成关系亦如此.
解:(1)塔釜上1块塔板的液相组成 由全塔物理衡算 W D F += W D F W x Dx Fx += 解得 s kmol x x x x F
D W D W F /653.003
.075.003
.05.01=--?=--=
s kmol D F W /347.0653.01=-=-=
由于该塔既无塔顶回流,又是塔顶泡点加料,则
由提馏段操作线方程 W W x D W x D F x V W x V L y -=-= 03.0653
.0347
.0653.01?-=
x
得0159.0531
.1-=x y 图4-12
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习 下册 第一章蒸馏 概念 1、精馏原理 2、简捷法 3、漏液 4、板式塔与填料塔 公式 全塔物料衡算【例1－4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q 线方程、 相平衡方程、 逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程） 进料热状况对汽液相流量的影响 2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D 和W ，则精馏段液气比总是小于1，提馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？ 正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即 1==''V L V L 4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？ 1.恒沸精馏和萃取精馏。对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。 5．恒沸精馏原理 6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。（5分） 1.漏液线（气体流量下限线）（1分） 2.雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分） 3.液相流量下限线（1分） 4.液相流量上限线（1分） 5.液泛线（1分） 最适宜的区域为五条线相交的区域内。 7．进料热状况参数
8、平衡蒸馏原理 9、液泛的定义及其预防措施 10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。 11、什么是理想物系？ 四 计算题 1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（α=2.5）,进料为气液混合物，气相占50%（摩尔分率,下同），进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？（2）塔顶第一理论板上升的蒸汽组成为多少？ 2、某连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段：263.0723.01+=+n n x y 提馏段：0187.025.11-=+n n x y 设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。 3、在连续精馏塔中分离苯和甲苯二元混合溶液，原料液流量为5000kg/h ，组成为含苯0.3（质量分率，下同），塔顶馏出液中苯的回收率为88%，要求塔釜含苯不高于0.05，求馏出液及釜残液的摩尔流量及摩尔组成。(苯的相对分子量为78 ，甲苯92) 解：336.0927.0783.0783 .0=+= F x 0584.092 95 .07805.07805.0=+= w x 3 .87)336.01(92336.078=-?+?=+=FB B FA A F x M x M M h kmol F /3.573 .875000 == （5分） 3.57==+F W D （1）
化工原理计算题
流体流动、流体输送机械习题 主要计算公式： 1、流体静力学基本方程式： gh p p ρ+=0或 2、流体的速度、体积流量、质量流量 及质量流速之间的关系： uA q v = 圆管： 2 4 d q u v π = ρ ρuA q q v m == ρ ρu A q A q G v m === 3、稳定流动时的连续性方程： 对任一截面： 常数 ==m q uA ρ 对不可压缩流体：常数=uA 4、柏努利方程： 221122 1222u p u p gz gz ρρ ++=++ 不可压缩、有外功加入的实际流体柏努利方程： ∑+++=+++f e h p u gz w p u gz ρρ2 222121122 或∑+?+?+?=f e h p u z g w ρ22 5、流体通过直管的摩擦阻力： 22 u d l h f λ = 6、摩擦因数（系数）λ 层流（ 2000 ≤e R ）： ρ μ λdu R e 6464= = 层流时直管摩擦阻力： p g z ρ+=常数
232d g lu h f ρμ= 湍流（ 5 310~103?=e R ），且在光滑管内流动时： 25 .03164 .0e R =λ 柏拉修斯（Blasius ）式 7、局部阻力计算 （1）当量长度法 22 u d l h e f λ = （2）阻力系数法 2u 2 ξ =f h 8、流体输送设备消耗的功率 η W q ηH ρgq ηP P e m v e a === H ρgq P v e = 9、并联管路 3 21V V V V ++= B fA f f f h h h h -?=?=?=?321 10、分支管路 21V V V += 1 f01 21020 0h ρP 2u gz ρP 2u gz 1 -∑+++=++ 2 f02 22h ρP 2u gz 2 -∑+++=常数=
化工原理精馏习题及答案
化工原理精馏习题及答 案 Pleasure Group Office【T985AB-B866SYT-B182C-BS682T-STT18】
一．选择题 1． 蒸馏是利用各组分（ ）不同的特性实现分离的目的。 C A 溶解度； B 等规度； C 挥发度； D 调和度。 2．在二元混合液中，沸点低的组分称为（ ）组分。 C A 可挥发； B 不挥发； C 易挥发； D 难挥发。 3．（ ）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。 A A 液相回流； B 进料； C 侧线抽出； D 产品提纯。 4．在（ ）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条 件。 C A 冷凝器； B 蒸发器； C 再沸器； D 换热器。 5．再沸器的作用是提供一定量的（ ）流。 D A 上升物料； B 上升组分； C 上升产品； D 上升蒸气。 6．冷凝器的作用是提供（ ）产品及保证有适宜的液相回流。 B A 塔顶气相； B 塔顶液相； C 塔底气相； D 塔底液相。 7．冷凝器的作用是提供塔顶液相产品及保证有适宜的（ ）回流。 B A 气相； B 液相； C 固相； D 混合相。 8．在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（ ）。 C A 浮阀板； B 喷射板； C 加料板； D 分离板。 9．在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（ ）。 B A 精馏段； B 提馏段； C 进料段； D 混合段。 10．某二元混合物，进料量为100 kmol/h ，x F = ，要求塔顶x D 不小于，则塔顶最大产量为 （ ）。 (则W=0) B A 60 kmol/h ； B kmol/h ； C 90 kmol/h ； D 100 kmol/h 。 11．精馏分离某二元混合物，规定分离要求为D x 、w x 。如进料分别为1F x 、2F x 时，其相应的 最小回流比分别为1min R 、2min R 。当21F F x x >时，则 （ ）。 A A ．2min 1min R R <； B ．2min 1min R R =；
化工原理重要概念和公式
《化工原理》重要概念 第八章气体吸收 吸收的目的和基本依据吸收的目的是分离气体混合物，吸收的基本依据是混合物中各组份在溶剂中的溶解度不同。 主要操作费溶剂再生费用，溶剂损失费用。解吸方法升温、减压、吹气。 选择吸收溶剂的主要依据溶解度大，选择性高，再生方便，蒸汽压低损失小。 相平衡常数及影响因素m 、 E 、 H 均随温度上升而增大， E 、 H 与总压无关， m 反比于总压。 漂流因子P/P Bm 表示了主体流动对传质的贡献。 ( 气、液 ) 扩散系数的影响因素气体扩散系数与温度、压力有关；液体扩散系数与温度、粘度有关。 传质机理分子扩散、对流传质。 气液相际物质传递步骤气相对流，相界面溶解，液相对流。 有效膜理论与溶质渗透理论的结果差别有效膜理论获得的结果为k ∝ D ，溶质渗透理论考虑到微元传质的非定态性，获得的结果为k ∝ D 0.5 。 传质速率方程式传质速率为浓度差推动力与传质系数的乘积。因工程上浓度有多种表达，推动力也就有多种形式，传质系数也有多种形式，使用时注意一一对应。 传质阻力控制传质总阻力可分为两部分，气相阻力和液相阻力。当 mky<
化工原理精馏实验报告
北京化工大学 实验报告 精馏实验 一、摘要 精馏是实现液相混合物液液分离的重要方法，而精馏塔是化工生产中进行分离过程的主要单元，板式精馏塔为其主要形式。本实验用工程模拟的方法模拟精馏塔在全回流的状态下及部分回流状态下的操作情况，从而计算单板效率和总板效率，并分析影响单板效率的主要因素，最终得以提高塔板效率。 关键词：精馏、板式塔、理论板数、总板效率、单板效率 二、实验目的 1、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 2、了解板式塔的结构，观察塔板上气- 液接触状况。 3、测测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4、测定部分回流时的全塔效率。 5、测定全塔的浓度或温度分布。 6、测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 三、实验原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔 板上实现多次接触，进行传热和传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量和采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则
需要有无穷多块塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是 一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取用最小回流比的倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E N e 式中E —总板效率；N—理论板数（不包括塔釜）；Ne —实际板数。 2）单板效率E ml E x n 1 x n E ml * x n 1 x n* 式中E ml—以液相浓度表示的单板效率； x n，x n-1—第n 块板的和第（n-1 ）块板得液相浓度； x n*—与第n 块板气相浓度相平衡的液相浓度。 总板效率与单板效率的数值通常由实验测定。单板效率是评价塔板性能优劣的重要数据。物系性质、板型及操作负荷是影响单板效率的重要因素。当物系与板型确定后，可通过改变气液负荷达到最高的板效率；对于不同的板型，可以在保持相同的物系及操作条件下，测定其单板效率，已评价其性能的优劣。总板效率反映全塔各塔板的平均分离效果，常用于板式塔设计中。 若改变塔釜再沸器中电加热器的电压，塔板上升蒸汽量将会改变，同时，塔釜再沸器电加热器表面的温度将发生变化，其沸腾给热系数也将发生变化，从而可以得到沸腾给热系数也加热量的关系。由牛顿冷却定律，可知 Q A t m
化工原理计算题
1、 如图所示，从高位槽向塔内进料，高位槽中液位恒定，高位槽和塔内的压力均为大气压。 送液管为φ45×2.5mm 的钢管，要求送液量为4.2m 3/h 。设料液在管内的压头损失为1.4m （不包括出口能量损失），试问高位槽的液位要高出进料口多少米？ 其中：z1=h ，u1=0 p1=0(表压) He=o Z2=0 p2=0(表压) hf=1.4m 将以上各值代入上式中，可确定高位槽液位的高度： 计算结果表明，动能项数值很小，流体位能主要用于克服管路阻力。 2、 如附图所示。用泵将敞口水池中的水输送至吸收塔塔顶，并经喷嘴喷出，水流量为35 m3/h 。 泵的入口管为φ108×4mm 无缝钢管，出口管为φ76×3 mm 无缝钢管。池中水深为1.5m ， 池底至塔顶喷嘴入口处的垂直距离为20m 。水流经所有管路的能量损失为42 J/kg （不包括喷嘴）， 喷嘴入口处的表压为34 kPa 。设泵的效率为60%，试求泵所需的功率.（水密度以1000kg/m3计） 解: 取水池大液面为1-1’面，取喷嘴入口内侧为2-2’截面，取池底水平面为基准水平面， 在1面与2面之间列柏努利方程 由题 Z1=1.5 m; P1=0 (表压）； U1=0 z2=20; u2=qv/(0.785d22)=35/(3600*0.785*0.072)=2.53 m/s; P2= 34 Kpa (表压）; Wf=42 J/kg 3、 例：在操作条件25oC 、101.3kPa 下，用CO2含量为0.0001（摩尔分数）的水溶液与含CO2 10% （体积分数）的CO2 －空气混合气在一容器内充分接触。 （1）判断CO2的传质方向中，且用气相摩尔分数表示过程的推动力； （2）设压力增加到506.5kPa ，则CO2的传质方向如何？并用液相分数表示过程的推动力？ （3）若温度增加到60oC ，压力仍为506.5kPa ，则CO2的传质方向如何？ 解：（1）查表5-2得：25oC 、101.3kPa 下CO2 －水系统的E ＝166MPa ，则 因y=0.10比较得y < y*所以CO2的传质方向是由液相向气相传递，为解吸过程。 解吸过程的推动力为：Δy=y*-y = 0.164-0.10 = 0.064 （2）压力增加到506.5kPa 时，因x=1×10-4比较得x*>x 所以CO2的传质方向是由气相向液相传递，为吸收过程。 吸收过程的推动力为Δx=x*-x = 3.05×10-4-----1×10-4=2.05×10-4 由此可见，提高操作压力，有利于吸收 0.164 0.0001163916390.1013166=?=====m x y*p E m
化工原理蒸馏—答案
蒸馏 一. 填空题 1.蒸馏是分离 __均相混合物的一种方法，蒸馏分离的依据是______挥发度差异_____。 2. 气液两相呈平衡状态时，气液两相温度_相同______，但气相组成____大于____液相组成。 3. 气液两相组成相同时，则气相露点温度________液相泡点温度。3.大于 4. 在精馏过程中，增大操作压强，则物系的相对挥发度________，塔顶温度_________，塔釜温度_______，对分离过程___________。 4. 下降 升高 升高 不利 5. 两组分溶液的相对挥发度是指溶液中_______的挥发度对________的挥发度的比值，a=1表示_______。 5.易挥发组分 难挥发组分 不能用蒸馏方法分离 6. 所谓理论板是指该板的气液两相____________，且塔板上_________________。 6.互呈平衡 液相组成均匀一致 7. 某两组分物系，其相对挥发度α=3，对第n ，n-1两层理论板，在全回流条件下，已知x n =0.3，则y n-1 =_________________。 7. 0.794 8. 某精馏塔的温度精馏段操作线方程为y=0.75x +0.24，则该精馏塔的操作回流比是____________，馏出液组成为____________________。 8. R=3 96.0=D x 9.精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是_____________和_________________。 9.塔顶易挥发组分含量高 塔底压力高于塔顶 10. 在总压为103.3kPa 温度为95℃下，苯与甲苯的饱和蒸汽分别为0A p =155.7kPa 0B p =63.3 kPa ，则平衡时苯的液相组成为x =_________，气相组成为y=______________，相对挥发度为α=____________。 10. 411.0=x 632.0=y α=2.46 11. 精馏塔有____________进料热状态，其中__________进料q 值最大，进料温度F t ____泡点b t 。11. 五种 冷液体 小于 12. 在操作的精馏塔中，测得相邻两塔板的两相四个组成为0.62，0.70，0.75，0.82.则n y =_________，n x =________，1+n y =_________，1+n x =_______. 12. 82.0=n y 70.0=n x 75.01=+n y 62.01=+n x 13. 对于不同的进料热状态，q x ，q y 与F x 的进料关系为 （1）冷液进料，q x _________F x ， q y ___________F x （2）饱和液体进料，q x _________F x ， q y __________F x （3）气液混合物进料，q x _________F x ， q y ___________F x （4）饱和蒸汽进料，q x _________F x ， q y __________F x （5）过热蒸汽进料, q x _________F x ， q y ___________F x 13. （1）＞ ＞ （2）= ＞ （3）＜ ＞ （4）＜ = （5）＜ ＜
化工原理精馏计算题word版本
4-93 已知某精馏塔塔顶蒸汽的温度为80C ，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 C t B A p o +- =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 A A py p = 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 .1206898.6lg 0 =+- =A p KPa mmHg p A 14.10158.7580 == 47.258 .2190.8094.1343953.6lg 0 =+-=B p KPa mmHg p B 35.3912.2950 == 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==D A x y 由道尔顿分压定律 )() (0 00 00B A B A A A A A p p p p p p p x p p p y --=== ) 35.3914.101() 35.39(14.10190.0--=p 解得 KPa p 54.968= 4-94 苯与甲苯的混合溶液在总压KPa 3.101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 1 1---= q x q q y F （a ） 及 )1(0 0A B A A B A x p x p p p p -+=+= (b) 和 A A A A x p p py 0 == (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KPa p 3.101=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 =+- =o A p KPa mmHg p A 31.1579.11790== 682.258 .21905.9594.1343953.6lg 0 =+-=B p KPa mmHg p B 03.643.4800 ==
化工原理下公式大全
泡点（饱和液体）q=1 露点（饱和蒸汽）q=0气液混合0
分配系数选择性系数萃取因子 单级萃取操作线多级错流求理论板BS完全不溶图解解析部分互溶三角形图解 多级逆流解析图解操作线
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习 下册第一章蒸馏概念 1、精馏原理 2、简捷法 3、漏液 4、板式塔与填料塔 公式 全塔物料衡算【例1 — 4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q线方程、 相平衡方程、 逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程）进料热状况对汽液相流量的影响 2 ?连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D和W，则精馏段液气比总是小于 1,提 馏段液气比总是大于 1,这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？正确；全回流时该说法不正确；因为， D=W=O，此时是液汽比的极限值，即 L L 1 V V 4简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么? 1?恒沸精馏和萃取精馏。对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂, 以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。 5 ?恒沸精馏原理 6 ?试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的 操作区在哪个区域是适宜操作区。（5分） 1.漏液线（气体流量下限线）（1分） 2?雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分） 3. 液相流量下限线（1分） 4. 液相流量上限线（1分） 5. 液泛线（1分） 最适宜的区域为五条线相交的区域内。 7 ?进料热状况参数
&平衡蒸馏原理 9、 液泛的定义及其预防措施 10、 简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。 11、 什么是理想物系？ 四计算题 1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（ =2.5）,进料为气液混合物，气相占 50% （摩尔分率，下 同），进料混合物中苯占 0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为 0.95和0.05,回流比取最 小回流比的1.5倍，塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为 产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？ （ 2）塔顶第一理论板上升的蒸汽组成 为多少？ 2、某连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段： y n 1 0.723X n 0.263 提馏段：y n1 1.25x n 0.0187 设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。 3、在连续精馏塔中分离苯和甲苯二元混合溶液，原料液流量为 （质量分率，下同），塔顶馏出液中苯的回收率为 88%,要求塔釜含苯不高于 0.05，求馏出 D W F 57.35000kg/h ，组成为含苯 0.3 （苯的相对分子量为 78，甲苯92） 0.3 解：x F 78 0.336 0.3 0.7 78 92 0.05 78 0.0584 X w 0.05 0.95 78 92 M F M A x FA M B x FB 78 0.336 92 (1 0.336) F 黔心? 87.3 (5分) (1) 液及釜残液的摩尔流量及摩尔组成。
化工原理精馏习题课图文稿
化工原理精馏习题课文件管理序列号：[K8UY-K9IO69-O6M243-OL889-F88688]
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，为了便于区分，建议大家以后再表示质量分数的时候可以使用w 来表示，而表示摩尔分数时使用x 来表示： ① 根据题目已知：w F =0.3，F=4000kg/h ，w w =0.05，另外还可以知道二硫 化碳的分子量Mcs 2=76，四氯化碳的分子量Mccl 4=154 根据这些条件可以先将进料和塔底组成转换成摩尔组成 ② =+F x =二硫化碳摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量总摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量四氯化碳质量分数四氯化碳分子量 0376=0.4650376+1-03154 F x =..（.） ③ 同理可以求出塔底组成
化工原理实验精馏实验报告
北京化工大学学生实验报告 学院：化学工程学院 姓名：王敬尧 学号：2010016068 专业：化学工程与工艺 班级：化工1012班 同组人员：雍维、雷雄飞 课程名称：化工原理实验 实验名称：精馏实验 实验日期2013.5.15
北京化工大学 实验五精馏实验 摘要：本实验通过测定稳定工作状态下塔顶、塔釜及任意两块塔板的液相折光度，得到该处液相浓度，根据数据绘出x-y图并用图解法求出理论塔板数，从而得到全回流时的全塔效率及单板效率。通过实验，了解精馏塔工作原理。 关键词：精馏，图解法，理论板数，全塔效率，单板效率。 一、目的及任务 ①熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 ②了解板式塔的结构，观察塔板上汽-液接触状况。 ③测定全回流时的全塔效率及单塔效率。 ④测定部分回流时的全塔效率。 ⑤测定全塔的浓度（或温度）分布。 ⑥测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 二、基本原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热与传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量与采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。
回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则需要无穷多塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中午实际意义。但是由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置的开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取最小回流比的1.2～2.0倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E E=N/N e 式中E——总板效率；N——理论板数（不包括塔釜）； N e——实际板数。 (2)单板效率E ml E ml=(x n-1-x n)/(x n-1-x n*) 式中E ml——以液相浓度表示的单板效率； x n，x n-1——第n块板和第n-1块板的液相浓度； x n*——与第n块板气相浓度相平衡的液相浓度。 总板效率与单板效率的数值通常由实验测定。单板效率是评价塔板性能优劣的重要数据。物系性质、板型及操作负荷是影响单板效率的重要因数。当物系与板型确定后，可通过改变气液负荷达到最高板效率；对于不同的板型，可以保
化工原理计算练习题(含答案)
1．将浓度为95%的硝酸自常压罐输送至常压设备中去，要求输送量为36m 3 /h, 液体的扬升高度为7m 。输送管路由内径为80mm 的钢化玻璃管构成，总长为160（包括所有局部阻力的当量长度）。现采用某种型号的耐酸泵，其性能列于本题附表中。问：该泵是否合用？ Q(L/s) 0 3 6 9 12 15 H(m) 19.5 19 17.9 16.5 14.4 12 η(%) 17 30 42 46 44 已知：酸液在输送温度下粘度为1.15?10-3 Pa ?s ；密度为1545kg/m 3 。摩擦系数可取为0.015。 解：（1）对于本题，管路所需要压头通过在储槽液面（1-1’）和常压设备液面（2-2’）之间列柏努利方程求得： f e H g p z g u H g p z g u ∑+++=+++ρρ222 2112122 式中0)(0,7,0212121≈=====u ，u p p m z z 表压 管内流速：s m d Q u /99.1080 .0*785.0*360036 42 2 == = π 管路压头损失：m g u d l l H e f 06.681 .9*299.108.0160015.022 2==∑+=∑λ 管路所需要的压头：()m H z z H f e 06.1306.6711=+=∑+-= 以（L/s ）计的管路所需流量：s L Q /103600 1000 *36== 由附表可以看出，该泵在流量为12 L/s 时所提供的压头即达到了14.4m ，当流量为管路所需要的10 L/s ，它所提供的压头将会更高于管路所需要的13.06m 。因此我们说该泵对于该输送任务是可用的。 3、如图用离心泵将20℃的水由敞口水池送到一表压为2.5atm 的塔内，管径为φ108×4mm 管路全长100m(包括局部阻力的当量长度，管的进、出口当量长度也包括在内)。已知： 水的流量为56.5m 3·h -1，水的粘度为1厘泊，密度为1000kg·m -3，管路摩擦系数可取为0.024，计算并回答： (1)水在管内流动时的流动形态；(2) 管路所需要的压头和有效功率； 图2-1 解：已知：d = 108-2×4 = 100mm = 0.1m A=(π/4)d 2 = 3.14×(1/4)×0.12 = 0.785×10-2 m
化工原理精馏题
五 蒸馏 汽液相平衡 1.1 苯(A)与氯苯(B)的饱和蒸汽压[mmHg]和温度[℃]的关系如下: t 80.92 90 100 110 120 130 131.8 p 0 A 760 1008 1335 1740 2230 2820 3020 p 0 B 144.8 208.4 292.8 402.6 542.8 719 760 若苯—氯苯溶液遵循Raoult 定律,且在1atm 下操作,试作： (1) 苯—氯苯溶液的t —x(y)图及y —x 图； (2) 用相对挥发度的平均值另行计算苯—氯苯的x —y 值。 1.2 苯—甲苯混合液的组成x=0.4(摩尔分率),求其在总压p=600[mmHg]下的泡点及平衡汽相组成。又苯和甲苯的混合气含苯40％(体积％)，求常压下的露点。已知苯—甲苯混合液服从拉乌 尔定律。苯(A)和甲苯(B)的蒸汽压p 0 A 、p 0 B [mmHg],按下述Antoine 方程计算：式中t 为温度[℃]。 lg p 0 A =6.89740-1206.350/(t+220.237) lg p 0 B =6.95334-1343.943/(t+219.237) 1.3 某双组分理想物系当温度t=80℃时，p 0 A =106.7kPa ，p 0 B =40kPa ，液相摩尔组成为 x A =0.4，试求: (1) 与此液相组成相平衡的汽相组成y A ； (2) 相对挥发度α。 1.4 一双组分精馏塔，塔顶设有分凝器，已知进入分凝器的汽相组成y 1=0.96(?摩尔分率,下同)，冷凝液组成x D =0.95，两个组分的相对挥发度α=2，求: (1) 出分凝器的汽相组成y D =? (2) 出分凝器之液、汽的摩尔流率之比L/V D =? 习题4附图 1.5 在1atm 下对x=0.6(摩尔分率)的甲醇—水溶液进行简单蒸馏，当馏出量为原料的 1/3时，求此时刻的釜液及馏出物的组成。设x=0.6附近平衡线可近视为直线，其方程为 y=0.46x+0.549 1.6 某二元混合物原料中易挥发组分x F =0.4(摩尔组成)，用平衡蒸馏的方式使50%的物料汽化，试求气相中易挥发组分的回收率。（设相对挥发度为3） 1.7 将含有24%(摩尔,以下同)易挥发组分的某液体混合物送入连续操作的精馏塔，馏出液中含有95%的易挥发组分，残液中含有3%易挥发组分。塔顶蒸汽量为850[kmol/h]， 回流量为670[kmol/h]，塔顶采用全凝器，试求塔顶易挥发组分的回收率及残液量。
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习 下册 第一章蒸馏 概念 1、精馏原理 2、简捷法 3、漏液 4、板式塔与填料塔 公式 全塔物料衡算【例1－4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q 线方程、 相平衡方程、 逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程） 进料热状况对汽液相流量的影响 2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D 和W ，则精馏段液气比总是小于1，提 馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？ 正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即 1==''V L V L 4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？
1.恒沸精馏和萃取精馏。对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。 5．恒沸精馏原理 6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。（5分） 1.漏液线（气体流量下限线）（1分） 2.雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分） 3.液相流量下限线（1分） 4.液相流量上限线（1分） 5.液泛线（1分） 最适宜的区域为五条线相交的区域内。7．进料热状况参数 8、平衡蒸馏原理 9、液泛的定义及其预防措施 10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。 11、什么是理想物系？ 四计算题 1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（ =2.5）,进料为气液混合物，气相占50%（摩尔分率,下同），进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后
化工原理干燥计算题
1、将在常压下温度为30℃、相对湿度为20%的新鲜空气，通过第一加热器加热到某温度后，在通过一喷水室进行绝热冷却增湿到饱和状态，得到温度为45℃的湿空气，在H-I图上画出空气状态变化的过程示意图。 2、将在常压下温度为30℃、相对湿度为20%的新鲜空气，通过第一加热器加热到某温度后，再通过一喷水室进行绝热冷却增湿到饱和状态，最后通过第二加热器加热到温度为45℃、相对湿度为40%的湿空气，试在H-I图上示意绘出空气状态变化情况。 3、一常压干燥器欲将1200kg/h的湿含量为5%的湿物料干燥至1%(湿基),所用空气的t =20℃、 =75%、湿空气量V=2500m /h。干燥器出口空气的干球温度为50℃。假定为绝热干燥过程。又已知预热器以125 ℃的饱和水蒸气加热空气，其传热系数为40W/m ℃，求单位面积预热器所需传热量（预热器热损失不计）。 3、X1=5/95=0.0526 X2=1/99=0.0101 G c= 1200(1-0.05)=1140kg/h W=1140(0.0526-0.0101)=48.45kg/h 根据t0 =20℃、0 =75% ，由t-H图，查得H0=0.011kg/kg干气 =0.844m 3/kg干气 L=2500/0.844=2961kg干气/h H2=W/L+H1=48.45/2961+0.011=0.0274 kg/kg干气 I0=(1.01+1.88×0.011)×20+2492×0.011=48.0kJ/kg干气 I2=(1.01+1.88×0.0274)×50+2492×0.0274=121.3kJ/kg干气 绝热干燥过程I1=I2，即 I1=(1.01+1.88×0.011)t1+2492×0.011=121.3 t1=91.1℃
化工原理实验试卷
1 化工原理实验试卷 注意事项：1.考前请将密封线内填写清楚； 2. 所有答案请直接答在试卷上； 3 ?考试形式：闭卷； 4. 本试卷共四大题，满分100分，考试时间90分钟。 一、填空题 1. 在阻力实验中，两截面上静压强的差采用倒U形压差计测定。 2. 实验数据中各变量的关系可表示为表格，图形和公式. 3. 影响流体流动型态的因素有流体的流速、粘度、温度、尺寸、形状等 4. 用饱和水蒸汽加热冷空气的传热实验，试提出三个强化传热的方案（1）增加空 气流速（2）在空气一侧加装翅片（3）定期排放不 凝气体。 5. 用皮托管放在管中心处测量时，其U形管压差计的读数R反映管中心处的静压头。 6. 吸收实验中尾气浓度采用尾气分析装置测定，吸收剂为稀硫酸，指示剂为甲基红。 7. 在精馏实验数据处理中需要确定进料的热状况参数q值，实验中需要测定进料量、进料温度、进料浓度等。 8. 干燥实验操作过程中要先开鼓风机送风后再开电热器，以防烧坏加热丝。
9. 在本实验室中的精馏实验中应密切注意釜压，正常操作维持在，如果达到?， 可能出现液泛，应减 少加热电流（或停止加热），将进料、回流和产品阀关闭，并作放空处理，重新开始实验。 10. 吸收实验中尾气浓度采用尾气分析装置测定，它主要由取样管、吸收盒和湿式体积流量计组成的，吸收剂为稀硫酸，指示 剂为甲基红。 11. 流体在流动时具有三种机械能：即①位能，②动能，③压力能。这三种能量可以互相转换。 12. 在柏努利方程实验中，当测压管上的小孔（即测压孔的中心线）与水流方向垂直时，测压管内液柱高度（从测压孔算起） 为静压头，它反映测压点处液体的压强大小；当测压孔由上述方位转为正对水流方向时，测压管内液位将因此上升，所增加的液 位高度，即为测压孔处液体的动压头，它反映出该点水流动能的大小。 13. 测量流体体积流量的流量计有转子流量计、孔板流量计和涡轮流量计。 14. 在精馏实验中，确定进料状态参数q需要测定进料温度，进料浓度参数。 15. 在本实验室的传热实验中，采用套管式换热器加热冷空气，加热介质为饱和水蒸汽，可通过增加空气流量达到提高传热系 数的目的。 16. 在干燥实验中，要先开风机，而后再打开加热以免烧坏加热丝。 17. 在流体流动形态的观察实验中，改变雷诺数最简单的方法是改变流量。 18. （1）离心泵最常用的调节方法是出口阀门调节；（2）容积式泵常用的调节方法是旁路调节。 19. 在填料塔流体力学特性测试中，压强降与空塔气速之间的函数关系应绘在双对
【第一部分】化工原理 计算题()
【1-1】如习题1-6附图所示，有一端封闭的管子，装入若干水后，倒插入常温水槽中，管中水柱较水槽液面高出2m ，当地大气压力为101.2kPa 。试求：(1)管子上端空间的绝对压力；(2)管子上端空间的表压；(3)管子上端空间的真空度；(4)若将水换成四氯 化碳，管中四氯化碳液柱较槽的液面高出多少米？ 解 管中水柱高出槽液面2m ，h=2m 水柱。 (1)管子上端空间的绝对压力 绝p 在水平面11'-处的压力平衡，有 .绝绝大气压力 1012001000981281580 （绝对压力） ρ+==-??=p gh p Pa (2)管子上端空间的表压 表p (3)管子上端空间的真空度 真p (4)槽内为四氯化碳，管中液柱高度'h 常温下四氯化碳的密度，从附录四查得为/ccl kg m ρ=4 31594 【1-2】在20℃条件下，在试管内先装入12cm 高的水银，再在其上面装入5cm 高的水。水银的密度为/313550kg m ，当地大气压力为101kPa 。试求试管底部的绝对压力为多少Pa 。 解 水的密度/3水=998ρkg m 【1-3】如习题1-8附图所示，容器内贮有密度为/31250kg m 的液体，液面高度为 3.2m 。容器侧壁上有两根测压管线，距容器底的高度分别为2m 及1m ，容器上部空间的压力（表压）为29.4kPa 。试求： (1)压差计读数（指示液密度为/31400kg m ）；(2)A 、B 两个弹簧压力表的读数。 习题1-1附图
解 容器上部空间的压力.29 4（表压） =p kPa 液体密度 /31250ρ=kg m ，指示液密度/301400ρ=kg m (1)压差计读数R=? 在等压面''1111上-=p p (2) ().....A p p g Pa ρ=+-=?+??=?333212941022125098156410 【1-4】常温的水在如习题1-15附图所示的管路中流动。在截面1处的流速为./05m s ，管内径为200mm ，截面2处的管内径为100mm 。由于水的压力，截面1处产生1m 高的水柱。试计算在截面1与2之间所产生的水柱高度差h 为多少（忽略从1到2处的压头损失）? 解 ./105=u m s 另一计算法 计算液柱高度时，用后一方法简便。 【1-5】在习题1-16附图所示的水平管路中，水的流量为./25L s 。已知管内径15=d cm , .225=d cm ，液柱高度11=h m 。若忽略压头损失，试计算收缩截面2处的静压头。 解 水的体积流量 ././33252510 -==?V q L s m s ， 截面1处的流速 ../.3 12 2 1 25101274005 4 4 π π -?= = =?V q u m s d 习题1-4附图 习题1-5附图