蒸餾填空題蒸餡是分離的一種方法，蒸餡分離的依據(jù)是。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度，但氣相組液相組成。氣液兩相組成相同時，則氣相露點溫度液相泡點溫度。在精餡過程中，增大操作壓強，則物系的相對揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度，對分離過程。兩組分溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中的揮發(fā)度對的揮發(fā)度的比值，a=1表示。所謂理論板是指該板的氣液兩相，且塔板上。某兩組分物系，其相對揮發(fā)度a=3,對第n，n-1兩層理論板，在全回流條件下，已知Xn=03,則yn-i=。某精餡塔的溫度精餡段操作線方程為y=0.75+0.24，則該精餡塔的操作回流比是，餾出液組成為。精餡塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和在總壓為103.3kPa溫度為95C下，苯與甲苯的飽和蒸汽分別為=155.7kPa=63.3kPa，則平衡時苯的液相組成為=，氣相組成為y=，相對揮發(fā)度為a=。精餡塔有進料熱狀態(tài)，其中進料q值最大，進料溫度泡點。在操作的精餡塔中，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0.62,0.70，0.75,0.82.貝^=，=，=，=.對于不同的進料熱狀態(tài)，，與的進料關(guān)系為（1）冷液進料，，（2）飽和液體進料，，（3）氣液混合物進料，，（4）飽和蒸汽進料，，（5）過熱蒸汽進料,，某連續(xù)精餡塔中，若精餡段操作線方程的截距等于零，則：回流比等于，餾出液量等于，操作線方程為。板塔式的流體力學(xué)性能包括，，，，，。塔板負荷性能圖由，，，，五條線組成，五條線圍成的區(qū)域為，操作點應(yīng)在。加大板間距，則液泛線；減少塔板開孔率，則漏液線；增加降業(yè)管面積，則液相負荷上限線。塔板的操作彈性是指。二選擇題

精餾操作時，增大回流比，其他操作條件不改變，則精餾段液氣比L/V（），餾出液組成（），釜殘液組成（）。A.增加B.不變C.不確定D.減少精餾塔的設(shè)計中，若進料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸汽進料改為液體進料，其他條件不變，則所需理論板數(shù)n（）,L（）,V（）,L'（）,V（）A.減少B.不變C.增加D.不確定對于飽和蒸汽進料，則L'（）L,V（）V.A.等于B.小于C.大于D.不確定某減壓操作的精餾塔，若真空度加大，其他條件不變，則塔釜殘液組成（），餾出液組成（）。A.減小B.不變C.增加D.不確定操作中的精餾塔，，,,，V'不變，減小，則有（）A.D增大，R減??；’B.D不變，R增加；C.D減小，R增加；D.D減小，R不變操作中的精餾塔，保持，，，不變，增加，^^（），V'（）。A.不確定B.增加C.不變D.減少操作中的精餾塔，保持，，，不變，增加塔頂產(chǎn)品D，則（），V'()。A.A.增加B.不變C.減少D.不確定用某精餾塔分離二元混合物，規(guī)定產(chǎn)品組成、。當(dāng)進料為時，相應(yīng)的回流比為；當(dāng)進料為時，相應(yīng)的回流比為。若〈，進料熱狀況不變，^9（）。A.<B.=C.>D.無法判斷精餾塔設(shè)計中，增大操作壓強，則相對揮發(fā)度（），塔頂溫度（），塔釜溫度（）A.增大B.不變C.減少D.不確定精餾塔中由塔頂向下的第、、層塔板，其氣體組成關(guān)系為（）。A.；B.；C.；D.不確定二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成為，相應(yīng)的泡點溫度為，氣相組成為，相應(yīng)的露點溫度為，則（）A.B.C.D.不能確定二元混合物，進料量為100kmol/h，，要求餾出液的組成不小于0.9,則塔頂最大產(chǎn)量為（）A.60B.66.7C.90D,不能確定下列塔板屬于錯流塔板的有（）。A.浮閥塔板B.穿流塔板C.刨罩塔板D.淋降篩板精餾塔設(shè)計中，增加塔板開孔率，可使漏液線（）。A.上移B.不動C.下移D.無法確定完成某分離任務(wù)需理論板數(shù)為（包括再沸器），若，則塔內(nèi)實際板數(shù)為（）。A.14層B.10層C.12層D.無法確定三、計算題計算含苯0.4（摩爾分數(shù)）的苯一一甲苯混合液在壓強101.33下的泡點溫度。苯（A）和甲苯（B）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)如下：溫度t°c801859095100105110.6101.33116.9135.8155.7179.2204.2240.240.046.054.063.374.386.0101.33試根據(jù)題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計算苯一一甲苯混合液在壓強101.33、90°C時的氣液平衡組成。試根據(jù)題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計算苯一一甲苯混合液在85?100C下的平均相對揮發(fā)度。在連續(xù)精餾塔中分離含苯0.4（摩爾分數(shù)，下同）的苯一一甲苯混合液，要求餾出物組成為0.95,苯的回收率不低于90%，試求：（1）餾出液的采出率；（2）釜殘液組成。在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳（A）和四縷化碳（B）混合液，原料液流量為10000kg/h、組成為0.3（質(zhì)量分數(shù)，下同）。若要求釜殘液組成不大于0.05,二硫化碳回收率為88%，試求餾出液流量和組成，分別以摩爾流量和摩爾分率表示。在連續(xù)精餾塔中分離兩組分混合液，已知進料液量為100kg/h、組成為0.45（摩爾分數(shù)，下同）。飽和液體進料；操作回流比為2.6,餾出液組成為0.96，釜殘液組成為0.02,試求：⑴易揮發(fā)組分的回收率；（2）精餾段操作線方程；（3）提餾段操作線方程；在連續(xù)精餾塔中分離兩組理想溶液，原料液流量為100kmol/h，泡點進料。精餾段操作線方程和提餾段操作方程分別為和試求精餾段和提餾段上升蒸汽量。在常壓連續(xù)蒸餾塔中，分離含甲醇0.4（摩爾分數(shù)）的甲醇一一水混合液。試求進料溫度為40C時的熱狀況參數(shù)。已知進料泡點溫度為75.3C。操作條件下甲醇的氣化熱為1055kJ/kg、比熱容為2.68kJ/（kg.°C）；水的氣化熱為2320kJ/kg、比熱容為4.19kJ/（kg.C）。在常壓連續(xù)精餾塔中分離含苯0.4（摩爾分數(shù)，下同）的苯一一甲苯混合液。飽和液體進料，餾出液組成為0.9，釜殘液組成為0.06。塔頂采用混凝器，泡點回流，操作回流比為最小回流比的1.5倍。在操作條件下，物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。試求理論板數(shù)和進料位置。在連續(xù)的精餾塔中，分離兩組理想溶液。已知原料組成為0.3（摩爾分數(shù)，下同），泡點進料，餾出液組成為0.9,釜殘液組成為0.05，操作回流比為2.5，試寫出精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。在連續(xù)的精餾塔中分離理想溶液，原料液組成為0.35（摩爾分數(shù)，下同），餾出液組成為0.95,回流比取為最小回流比的1.3倍，物系的平均度為2.0，試求以下兩種進料情況下的操作回流比。（1）飽和蒸汽進料；（2）飽和液體進料；在常壓連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。餾出液組成為0.94（摩爾分數(shù)，下同），釜殘液組成為0.04,操作回流比為最小回流比的1.2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2,進料方程為。試求：進料組成和進料熱狀況參數(shù)；精餾段操作方程；在連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。塔頂采用全凝器，泡點回流。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。實驗測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟迓蔈ML1=0.6,且已知精餾塔操作線方程為，試求離開塔頂?shù)诙拥纳仙羝M成。在常壓連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。實驗測得餾出液組成為0.95(摩爾分數(shù)，下同)，回流比為3.5，精餾段內(nèi)某相鄰兩板的上升蒸汽組成分別為，。已知物系的平均相對揮發(fā)度為3,試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率。在常壓連續(xù)板式精餾塔中，分離兩組分溶液。原料液流量為50kmol/h，組成為0.3(摩爾分數(shù)，下同)，泡點進料。餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05，操作回流比為2.5,圖解所需理論板數(shù)為21(包括再沸器)，全塔效率為50%?？账馑贋?.8m/s，板間距為0.4m。全塔平均溫度為70C，平均壓強為103.3kpa.試求：塔的有效高度；塔徑。參考答案一、填空題均相混合物揮發(fā)度差異2.相同3.大于4.下降升到升高不利5.易揮發(fā)組分難揮發(fā)組分不能用蒸餾方法分離6.互呈平衡液相組成均勻一致7.0.7948.R=39.塔頂易揮發(fā)組分含量高塔低壓力高于塔頂10.a=2.4611.五種冷液體小于12.(1)>>(2)=>(3)<>(4)<=(5)<<8015.塔板壓降液泛霧沫夾帶漏液液面落差霧沫夾帶線液泛線液相負荷上限適宜操作區(qū)適宜操作區(qū)內(nèi)17.上移下移右移18.操作線與負荷性能圖上曲線的兩個交點所對應(yīng)的氣體流量的上限與下限的比值。二、選擇題1.AAA2.ABBCC3.AB4.AC5.C6.C7.AA8.C9.CAA10.C11.A12.B13.A、C14.A15.C三、計算題1.2.3.4.(1)TOC\o"1-5"\h\z(2)5.D=35.7kmol/h,6.(1)(2)；(37.8.q=1.0739.,10.11.(1)R=5.65(2)R=3.2912.(1)(2)13.14.=50%15.(1)(2)D=0.77m1.蒸餾操作的依據(jù)。解：液體均具有揮發(fā)成蒸汽的能力，但液體不同揮發(fā)性不同。蒸餾操作是借混合液體中各組分揮發(fā)性差異而達到分離目的的。兩組分物系的相對揮發(fā)度越大，則表示采用精餾方法分離該物系越（A）。A.容易B.困難C.完全D.無法判斷解：相對揮發(fā)度是溶液中兩組分揮發(fā)度之比，相對揮發(fā)度越大越易采用精餾的方法分離。某精餾塔的餾出液量是50kmol/h,回流比是3,則精餾段的回流量是。解：回流比R=L/D,帶入數(shù)據(jù)得L=150kmol/h某精餾塔的餾出液量是80kmol/h，進料量為120kmol/h，則釜殘液的流量是。解：由總物料衡算式：F=D+W，帶入數(shù)據(jù)W=40kmol/h某二元混合物，進料量為100kmol/h，xF=0.6，要求塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為。解：由易揮發(fā)組分物料衡算式：FXF=DXD+WXW，進塔易揮發(fā)組分為60kmol/h，DXDM60，解得D=66.7kmol/h精餾塔的主要部件有。解：精餾塔應(yīng)包括塔身，塔頂冷凝器，及塔釜再沸器。精餾（多級蒸餾）的本質(zhì)是。解：精餾的核心是回流，是否具有回流也是精餾與蒸餾的本質(zhì)區(qū)別。精餾時若為全回流則回流比R為，理論板數(shù)為（最多，最少）。解：精餾操作中兩個極限狀態(tài)是全回流與最小回流，全回流時對應(yīng)的L最大，D=0，因此，R=8，所需理論板最多。因此操作時，增大回流量可以提高塔頂輕組分組成。精餾操作中有幾種進料熱狀況。解：精餾操作中有5種進料熱狀況，分別為冷液進料理q>1，汽液混合進料0<q<1過熱蒸氣進料q<0,飽和液體進料q=1,飽和蒸汽進料q=0,在連續(xù)精餾塔中分離苯和甲苯混合液。已知原料液流量為12000kg/h，苯的組成為40%（質(zhì)量分率，下同）。要求餾出液組成為97%，釜殘液組成為2%。試求餾出液和釜殘液的流量kmol/h；餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜殘液中難揮發(fā)組分的回收率。將含24%（摩爾分數(shù)，下同）易揮發(fā)組分的某液體混合物送入一連續(xù)精餾塔中。要求餾出液含95%易揮發(fā)組分，釜液含3%易揮發(fā)組分。送入冷凝器的蒸氣量為850kmol/h，流入精餾塔的回流液為650kmol/h，試求：（1）每小時能獲得多少kmol/h的餾出液？多少kmol/h的釜液？（2）回流比R為多少？（3）精餾段操作線方程？在苯-甲苯的精餾系統(tǒng)中，若已知物料的相對揮發(fā)度為a=2.4，原料液、餾出液組成分別為XF=0.5,XD=0.96（以上均為摩爾分數(shù)），實際采用回流比R=2.0，塔頂采用全凝器，泡點進料，試計算從上先下數(shù)，第二塊塔板的氣液相組成。因為是全凝器：y1=xD=0.96帶入平衡方程和操作線方程依次計算：x1=0.909，y2=0.929，x2=0.845化工原理蒸餾部分模擬試題及答案、填空1精餾過程是利用部分冷凝和部分汽化的原理而進行的。精餾設(shè)計中，回流比越大，所需理論板越少，操作能耗增加，隨著回流比的逐漸增大，操作費和設(shè)備費的總和將旱.現(xiàn)先降后升的變化過程。2精餾設(shè)計中，當(dāng)回流比增大時所需理論板數(shù)減4^增大、減小），同時蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增大（增大、減?。斃淠髦欣鋮s介質(zhì)消耗量減?。ㄔ龃?、減小），所需塔徑增大（增大、減?。?。3分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在5種進料狀況中,_進料的q值最大，提餾段操作線與平衡線之間的距離最遠,分離所需的總理論板數(shù)_^少。4相對揮發(fā)度a=1，表示不能用普通精餾分離分離，但能用萃取精餾或恒沸精餾分離。5某二元混合物，進料量為100kmol/h，xf=0.6，要求得到塔頂xD不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為66.7kmol/h。6精餾操作的依據(jù)是混合液中各組分的揮發(fā)度差異，實現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底上升蒸氣。7負荷性能圖有五條線，分別是液相上限線、液相上限線、—霧沫夾帶線、漏液線和液泛線。二、選擇1已知q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比為C。A1.1:1B1:1.1C1:1D0.1:12精餾中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f法是D。A液相中易揮發(fā)組分進入汽相；B汽相中難揮發(fā)組分進入液相；C液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D液相中易揮發(fā)組分進入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進入液相必定同時發(fā)生。3某二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成xa=0.6，相應(yīng)的泡點為t1，與之相平衡的汽相組成yA=0.7，相應(yīng)的露點為七2，則A1At1=t2Bt1<t2Ct1>t2D不確定4某二元混合物，進料量為100kmol/h，xf=0.6，要求得到塔頂xd不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為—B。'°A60kmol/hB66.7kmol/hC90kmol/hD不能定5精餾操作時，若叭D、％、q、R、加料板位置都不變，而將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xd變化為B「A變小B變大C不變D不確定6在一二元連續(xù)精餾塔的操作中，進料量及組成不變，再沸器熱負荷恒定，若回流比減少，則塔頂溫度A，塔頂?shù)头悬c組分濃度B，塔底溫度C，塔底低沸點組分濃度A。A升高B下降C不變D不確定7某二元混合物，a=3，全回流條件下xn=0.3，則yn-1=BoA0.9B0.3C0.854"D0.7948某二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成xa=0.4，相應(yīng)的泡點為R，氣相組成為yA=0.4，相應(yīng)的露點組成為t2，則B。1At1=t2Bt1<t2Ct1>t2D不能判斷

9某二元混合物，a=3,全回流條件下x「0.3,則yn-i=DA0.9B0.3Cn0.854"D0.79410精餾的操作線是直線，主要基于以下原因D。A理論板假定B理想物系C塔頂泡點回流D恒摩爾流假設(shè)11某篩板精餾塔在操作一段時間后，分離效率降低，且全塔壓降增加，其原因及應(yīng)采取的措施是B。A塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負荷B篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴重，應(yīng)降低負荷操作C塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢修D(zhuǎn)降液管折斷，氣體短路，需更換降液管12板式塔中操作彈性最大的是B。A篩板塔B浮閥塔C泡罩塔13下列命題中不正確的為A。A上升氣速過大會引起漏液B上升氣速過大會引起液泛C上升氣速過大會使塔板效率下降D上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶14■二元溶液連續(xù)精餾計算中，進料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化B。A平衡線B操作線與q線C平衡線與操作線D平衡線與q線15下列情況D不是誘發(fā)降液管液泛的原因。A液、氣負荷過大B過量霧沫夾帶C塔板間距過小D過量漏液三、計算1某塔頂蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的氣、液兩相互成平衡。氣相作產(chǎn)品，液相作回流，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時為X。，分凝時為y0。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時的精餾段操作線方程。解：由精餾段一截面與塔頂（包括分凝器在內(nèi)）作物料衡算。一_4>貝Uy-—x+—y=日x+—-—yVVR+1R+貝Uy-—x+—y=日x+—-—yVVR+1R+10對于全凝時精餾段操作線y=和X+和X。可知：當(dāng)選用的回流比一致，且X。=y0時兩種情況的操作線完全一致。在y?X圖上重合，分凝器相當(dāng)于一塊理論板。2用一精餾塔分離二元液體混合物，進料量100kmol/h，易揮發(fā)組分x「0.5,泡點進料，得塔頂產(chǎn)品xd=0.9，塔底釜液xW=0.05（皆摩爾分率），操作回流比R=1.61，該物系平均相對揮發(fā)度a=2.25,塔頂為全凝器，求：⑴塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；（2）第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；（3）寫出提餾段操作線數(shù)值方程;⑷最小回流比。

解：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；F=D+W=100(1)Dx0.9+Wx0.05=Fxf=100x0.5=50(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=47.06kmol/h第一塊塔板下降的液體組成x1為多少;D=52.94kmol/h(2)因塔頂為全凝器，=y解：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；F=D+W=100(1)Dx0.9+Wx0.05=Fxf=100x0.5=50(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=47.06kmol/h第一塊塔板下降的液體組成x1為多少;D=52.94kmol/h(2)因塔頂為全凝器，=y1ox11+(a—1)x10.9=0.80a—(a—1)y12.25-1.25x0.9寫出提餾段操作線數(shù)值方程;V'=V=(R+1)D=2.61X52.94=138.17L'=L+qF=RD+F=1.61x52.94+100=185.23LWx

y=—x———w

m+1V，mVf=1.34x'—0.017m185.23,47.06x0.05x138.17m138.17(4)最小回流比。泡點進料，q=1,xq"XF=0.5oxq1+(a—1)xq1+1.25x0.5min匚=0.9*=1.083y-x0.692—0.53一精餾塔，原料液組成為0.5（摩爾分率），飽和蒸氣進料，原料處理量為100kmol/h，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h。已知精餾段操作線程為y=0.833x+0.15,塔釜用間接蒸氣加熱，（1）（2）（3）塔頂全凝器，泡點回流。試求：塔頂、塔底產(chǎn)品組成；全凝器中每小時冷凝蒸氣量；蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量若全塔平均a=3.0，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率、=0.6，求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。"解：（1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成；R(R+1廣0.833，min塔頂全凝器，泡點回流。試求：塔頂、塔底產(chǎn)品組成；全凝器中每小時冷凝蒸氣量；蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量若全塔平均a=3.0，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率、=0.6，求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。"解：（1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成；R(R+1廣0.833，R=5又XD(r+1)=0.15Xd=0.90由物料衡算Fxf=Dxd+Wx^(2)、=(100X0.5-50x0.9)/50=0.1全凝器中每小時冷凝蒸氣量；V=(R+1)D=300kmol/h(2)蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量；q=0,V=V-F=300-100=200kmol/h(4)求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。氣v廣上=0.6D1四*11+(a—1)x*10.9…一(4)求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。氣v廣上=0.6D1四*11+(a—1)x*10.9…一_1以-(以-1叫3-2x0.9=0.750.9-Xi=0.60.9—0.75氣=0.81'2=°.833x°.81+E0.825塔頂餾出液及塔釜采出液組成；(2)精餾段操作線方程；(3)提餾段操作線方程；回流比與最小回流比的比值；(5)若全回流操作時，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為0.6,全凝器液相組成為0.98，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。解：(1)塔頂餾出液及塔釜采出液組成；TOC\o"1-5"\h\z由0.97Fxf=DxD(a)0.95F(1—Xf)=W(1—x/(b)F=D+W+150(c)Dx+Wx=Fx=150x0.4=60(d)聯(lián)立(a)、(b)、(c)和3)求解得：W=87.3kmol/h，D=62.7kmol/hxw=0.0206,xD=0.928精餾段操作線方程；口y=人x+Xd=0.8x+0.1856n+1R+1nR+1n提餾段操作線方程；y，=Lx—虬m+1V，mV，飽和蒸氣進料，故q=0V'=(R+1)—F，九+1(R+1)-F(4)回流比與最小回流比的比值;RminxD-yqWqq=0=x=0.4(5)Oxq1+九+1(R+1)-F(4)回流比與最小回流比的比值;RminxD-yqWqq=0=x=0.4(5)Oxq1+(以一1)xq0.928一0.4=0.2125=2.816R

min0.4-0.2125求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。=1.42minE=2^=0.6，mV1y*—y*2.472.47yaOx1全回流時1+(O—1)x1Ox1=—1+(O-1)氣1+1.47y2y1=0.98，代入上式可得:y2=0.9693w土，得：d=1000X*X0.9=400kmol/hFxF0.95在一常壓精餾塔內(nèi)分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。進料量為1000kmol/h，含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.9（以上均為摩爾分率），苯的回收率不低于90%，泡點進料，泡點回流。已知1=2.5,取回流比為最小回流比的1.5倍。試求：（1）w土，得：d=1000X*X0.9=400kmol/hFxF0.9又由物料衡算Fx廣Dx。+W、x^=(1000X0.4一400X0.9)/600=0.0667（2）最小回流比;泡點進料，q=1,=x=0.4刑=2.5X°4泡點進料，q=1,=x=0.41+(以-1)x@1+1.5x0.4

Rmin匕二=0.9-0.625m2y-x0.625-0.4精餾段操作線方程;R=1.5R.=1.83y=Rx+Xd=0.646x+0.318〃+1R+1nR+1n提餾段操作線方程；V'=V=(R+1)D=2.83X400=1132L'=L+qF=RD+F=1.83x400+1000=1732,=L',_WX=1732，—600x0.0667Rmin貝gym+1_Vx^~V~—1132七一一1132—=1.53x'-0.0353

m從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成y=吐=2.5X°.0667=0.152w1+(以-1)x1+1.5X0.0667w由操作線方程y'=1.53x'-0.0353m+1m得y=1.53x：-0.0353xx=0.07631若改用飽和蒸汽進料，仍用(4)中所用回流比，所需理論板數(shù)又為多少。飽和蒸氣進料，q=0,yq=Xf=0.4OxOxq1+(以一1)xQ得x=0.21Rmin?=09-0.4=2.63y-x0.4-Rmin因R<Rmin6用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40,塔頂餾出液中含苯0.95(以上均為摩爾分率)。原料液為氣液混合進料，其中蒸汽占1/3(摩爾數(shù)比)。苯-甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5,回流比為最小回流比的2倍，試求：原料液中汽相及液相的組成；（2）最小回流比；（3）若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二快理論板下降的液體組成。解：⑴設(shè)原料液液相組成為X"（均為摩爾分率）XF=0.4（1）,2.5X=F-F1+1.5XXF（2）聯(lián)立（1）式和（2）式，可得：x；解：⑴設(shè)原料液液相組成為X"（均為摩爾分率）XF=0.4（1）,2.5X=F-F1+1.5XXF（2）聯(lián)立（1）式和（2）式，可得：x；=0.326yF=0.548（2）因q=2/3,y=-^x-—q—1q—12.5x1+1.5x聯(lián)立（3）和（4）可得：x=0.326(3)(4)y=0.548所以R=0.95—0.548=0.402=18

min=0.548—0.326=0.222=.（3）精餾段操作線方程為R=2X1.8=3.6Ry=x〃+1R+1nx3.60.95+—d—=—x+=0.783x+0.207R+14.64.6ny1=x=0.95y1x

1—

1+1.5x1氣=0.884y2=。.783氣+0.207y2=0.899=0.781x0.899=21+1.5x27有某平均相對揮發(fā)度為3的理想溶液，其中易揮發(fā)組分的組成為60%（摩爾百分率，以下同），于泡點下送入精餾塔中，要求餾出液中易揮發(fā)組分組成不小于90%，殘液中易揮發(fā)組分組成不大于2%，試用計算方法求以下各項：=0.781（1）每獲得1kmol餾出液時原料液用量；（2）若回流比R為1.5，它相當(dāng)于最小回流比的若干倍；（3）回流比R為1.5時，精餾段需若干層理論板；

（4）假設(shè)料液加到板上后，加料板上溶液的組成不變，仍為0.6,求上升到加料板上蒸汽相的組成。解（1）原料液用量依題意知餾出液量D=1kmol，在全塔范圍內(nèi)列總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得：(a)Fxf=Dxd+WXw0.6F=0.9(1)+0.02W(b)由上二式解得，收集1kmol的餾出液需用原料液量為:（2）回流比為最小回流比的倍數(shù)F=1.52kmol以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為:axy=1+(a—1)x1+0.6F=0.9(1)+0.02W(b)由上二式解得，收集1kmol的餾出液需用原料液量為:（2）回流比為最小回流比的倍數(shù)F=1.52kmol以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為:axy=1+(a—1)x1+2x(c)當(dāng)Xf0.6時，與之平衡的氣相組成為:y=3(0.6)=0.818q1+2(0.6)由于是泡點進料，在最小回流比下的操作線斜率為:—=1=0.9一庭18=0.273R.+1Xd—