化工原理第五章 精馏 答案

化工原理第五章 精馏 答案(总19

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五 蒸馏习题解答

1解:

(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下: ∵xA=(p-pB0)/(pA0-pB0); yA=pA0×xA/p

以t=90℃为例,xA=/= yA=1008×760= 计算结果汇总: t℃ 90 100 110 120 x 1 y 1 (1+ 1 (2)用相对挥发度计算x-y值: y=αx/[1+(α-1)x]

式中α=αM=1/2(α1+α2) ∵α=pA0/pB0

α1=760/= ;α2=3020/760= ∴αM=1/2(α1+α2)=1/2+= y=(1+

由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:

130 0 0 0

1 题 附 图 2解:

(1)求泡点:

在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:pA+pB=pA0xA+xB0xB=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃

lgpA0= pA0==[mmHg] lgpB0= pB0==[mmHg] ×+×=595≈600mmHg

116

∴泡点为87℃,气相平衡组成为 y=pA/p=pA0xA/P=×600= (2)求露点:

露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: xA+xB=1或pA/pA0+pB/pB0=1 式中 pA=×760=304[mmHg]; pB=×760=456[mmHg]

求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgpA0= (103+= ∴pA0=[mmHg]

lgpB0= ∴pB0=[mmHg] 于是 :

304/+456/=<1

再设露点为102℃,同时求得pA0=; pB0= 304/+456/=≈1

故露点为102℃,平衡液相组成为 xA=pA/pA0=304/= 3解:

(1)xA=(p总-pB0)/(pA0-pB0) =(p总-40)/ ∴p总= yA=xA·pA0/p=×= (2)α=pA0/pB0=40= 4解: (1) yD=

αD =(y/x)A/(y/x)B =(yD

x1x2dx: yx F=D+W

FxF =DxD +WxW

已知xF =,xD =,xW =,解得:

D/F=(xF -xW )/(xD -xW )=回收率 DxD /FxF =×=% 残液量求取:

W/D=F/D-1=1/=

∴W==(V-L)=(850-670)=[kmol/h] 8解:

(1) 求D及W,全凝量V F=D+W

FxF =DxD +WxW

xF =,xD =,xW =(均为质量分率) F=100[Kg/h],代入上两式解得: D=[Kg/h]; W=[Kg/h]

117

由恒摩尔流得知: F78+92)=V78+92)

[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量Mm=1/(aA/MA+aB/MB)] 解得 V=87[Kg/h] 由 于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V即为冷凝量, (2) 求回流比R

V=D+L ∴L=V-D==[Kg/h]

R=L/D==(因为L与D的组成相同,故亦即为摩尔比) (3) 操作线方程.

因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为 yn+1 =Rxn /(R+1)+xD /(R+1) 式中xD 应为摩尔分率

xD =( xD /MA)/[xD /MA+(1-xD )/MB] =78)/78+92)= ∴yn+1=+= +

操作线方程为:yn+1 = + 9解:

y=[R/(R+1)]x+xD /(R+1) (1) R/(R+1)= R=+ R==3

(2) xD /(R+1)= xD /(3+1)= xD = (3) q/(q-1)= q=+ q== (4) +=+ '+= '+× '=× xq '=

(5)0(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'. 进料平均分子量: Mm=×78+×92= F=1000/=[Kmol/h] FxF =DxD +WxW F=D+W ×=D×+

∴D=[Kmol/h] W=[Kmol/h]

R=L/D, ∴L=×=[Kmol/h] V=(R+1)D=×=[Kmol/h]

平均气化潜热r=30807×+33320×=[KJ/Kmol] 从手册中查得xF =时泡点为95℃,则: q=[r+cp(95-20)]/r=+×75)/= ∴L'=L+qF=+×=[Kmol/h] V'=V-(1-q)F=+×=[Kmol/h]

(2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.

118

Qc=Vr

∴r=×30804+33320×=[KJ/Kmol] ∴Qc=×=[KJ/h]

耗水量 Gc=(50-20)=[Kg/h] (3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量. 塔的热量衡算

QB+QF +QR=Qv+QW +QL QB=Qv+QW +QL-QF -QR

该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有: QB≈QV=V·Iv

Iv=(r+Cpt)=+×=[KJ/Kmol] ∴QB=×=[KJ/h]

[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522××18=[KJ/Kmol] ∴蒸汽需量为Gv Gv =QB/r==h =×18=[Kg/h]

(4) 提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-WxW /(L'-W)=解: 提馏段: ym+1’=’(1)

=L'xM'/V'-WxW /V', L'=L+qF=RD+F V'=(R+1)D W=F-D,

精馏段: yn+1 =Rxn /(R+1)+xD /(R+1) = + --------(2)

q线:xF = --------------(3) 将(3)代入(1)得出: ym+1=×代入(2) =×+ , xD = 12解:

(1) y1=xD =, =+ x1=,

yW =3×(3+1)+(3+1)=, =×xW +,xW =,

(2) D=100 W==(Kmol/h) 13解:

(1) 求R,xD,xW

精馏段操作线斜率为R/(R+1)= ∴R=

提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-WxW/(L'-W)=精馏段操作线截距为

119

xD/(R+1)= ∴xD =

提馏段操作线与对角线交点坐标为

y=x=xW xW = xW ∴xW = (2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成 将 y=+

y= 联立求解,得x=,y=

因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=xF= 14解:

(1) y1=xD =,x1=(4-3×=, (2) y2=1×(1+1)+2= (3) xD =xF =, yD =2+2=

15解:

(1) FxF=Vyq+Lxq =(1/3)yq+(2/3)xq y q = /(1+ ∴xq= yq=

(2) Rmin=(xD-yq)/(yq-xq) = R== D=×= W==

xW=(FxF-DxD)/W= L=RD=×=; V=(R+1)D= L'=L+qF=+(2/3)×1=; V'=V-(1-q)F=3= y'=(L'/V')x'-WxW/V'='× ='

16解:

精馏段操作线方程 yn+1 =3/4xn +

平衡线方程 y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ 提馏段操作线方程

y=其计算结果如下:

N0 x y 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

120

由计算结果得知:

理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块； 17解:

D/F=(xF -xW )/(xD -xW )= )/ )=

解得:xW =

精馏段操作线方程:

yn+1 =(R/(R+1))xn +xD /(R+1)= + --------(1) 平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)

或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) --------(2) 交替运用式(1),(2)逐板计算: xD =y1= .x1=; y2=,x2=; y3=,x3=q=0,xD =,xF =, xW =,R=5,

精馏段操作线方程: yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1)

=5xn/(5+1)+(5+1) =+

图解:

得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块

18题附图

19解: (1) F=D+W

FxF =DxD +WxW

D=F(xF -xW )/(xD -xW ) =100 = Kmol/h= Kmol/h

W=F-D= Kmol/h (2) NT及NF =

xD =、xW =、q=1、 R=；xD /(R+1)=

作图得:NT =9-1=8(不含釜) 进料位置: NF =6

(3)L’,V’,yW 及xW-1 19题附图

∵q=1,V'=V=(R+1)D

V'=+1)=h

121

L'=L+qF=RD+F=×+100=h

由图读得:yW =, xW-1= 20解:

(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y 平衡线方程 y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ --------- (1) q线方程 (q=2/(1+2)=2/3)则

y=[q/(q-1)]x-xF /(q-1)=-2x+ ---------- (2) 联解(1),(2)两式,经整理得: -2x+=(1+ + 解知,x= y=

(2) Rmin=(xD -ye)/(ye-xe)=解: 因为饱和液体进料,q=1 ye=αxe/[1+(α-1)xe]=×(1+×= Rmin=(xD -ye)/(ye-xe)= R=×Rmin= Nmin=lg[(xD /(1-xD ))((1-xW )/xW )]/lgα =lg[(0. 95/0. 05)]/=

x=(R-Rmin)/(R+1)= Y=(N-Nmin)/(N+1) Y= ∴/(N+1)= 解得N= 取15块理论板(包括釜) 实际板数: N=(15-1)/+1=21(包括釜) 求加料板位置,先求最小精馏板数 (Nmin)精=lg[xD /(1-xD )×(1-xF )/xF ]/lgα =lg[·]/=

N精/N=(Nmin)精/Nmin ∴N精=N(Nmin)精/Nmin=×= 则精馏段实际板数为 =

取11块 故实际加料板位置为第12块板上.

22解:

(1) 由 y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ 作y-x图

由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: yn+1 =Rxn /(R+1)+xD /(R+1)=2/3xn + ----------- (1) 侧线下操作线方程推导如下:

以虚线范围作物料衡算 V=L+D1+D2

Vys+1=Lxs+D1xD1+D2xD2 ; ys+1=Lxs/V +(D1xD1+D2xD2)/V

=Lxs/(L+D1+D2)+(D1xD 1+D2xD2)/(L+D1+D2);

L=L0-D2, 则:

122

ys+1=(L0-D2)xs/(L0-D2+D1+D2)

+(D1xD 1+D2xD 2)/(L0-D2+D1+D2) =(R-D2/D1)xs/(R+1)+(xD1

+D2xD2/D1)/(R+1)

(R=L0/D1) 将已知条件代入上式,得到: yS+1=+

(2) 用图解法,求得理论塔板数 为（5-1）块,见附图.

22题附图

23解:

根据所给平衡数据作x-y图. 精馏段操作线

yn+1 =Rxn /(R+1)+xD /(R+1)

= /+1)++1)

= +

q线方程与q线: 料液平均分子量:

Mm=×+×18= 甲醇分子汽化潜热: r=252×32×=[KJ/Kmol] 水的分子汽化潜热:

r=552×18×=[KL/Kmol] 23题附图 料液的平均分子汽化潜热: r=×+×=[KL/Kmol] 料液的平均分子比热 Cp=××=[KL/Kmol·℃]

q=[r+Cp(ts-tF )]/r=[+(78-20)]/=

q线斜率 q/(q-1)=1/13/= 提馏段操作线方程与操作线：

由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(xW ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为块,可取8块(包括釜). 24解:

对全塔进行物料衡算:

F1+F2=D+W ----------(1) F1xF1+F2xF2=DxD +WxW 100×+200×=D×+W×

123

100=+ -----------(2) 由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D 代入式(2)得:D=h

L=RD=2×=241kmol/h V=L+D=241+=h

在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L\塔板序号为s. V''+F1=D+L''

V''ys+1\"+F1xF1=L''xs''+DxD

ys+1=(L''/V'')xs''+(DxD -F1xF1)/V''

L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/h V''=V=

ys+1\"=(341/xs''+××/ ys+1\"=''+

25解:

对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求xD 》, 故此题的关键是求得回流比R.

由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为: 13×=

取苯-甲苯溶液相对挥发度为α= 用捷算法求精馏段最小理论板数

(Nmin)精=ln[ y=[N精馏段-(Nmin)精]/(N精馏段+1)= = 由y=

x=(1-Y/(1/==(R-Rmin)/(R+1) ∴R=+Rmin)/

Rmin=(xD -ye)/(ye-xe) 对泡点进料xe=xF = ye=αx/[1+(α-1)x] =×(1+×==

∴Rmin= ∴R=+/==

∴D=V/(R+L)=+1)=[Kmol/h]

故最大馏出量为[Kmol/h]

26解:

求n板效率: Emv =(yn -yn+1 )/(yn*-yn+1 ), 因全回流操作,故有yn+1 =xn ,yn =xn-1

与xn 成平衡的yn *=αxn /[1+(α-1)xn ]=×(1+×= 于是: Emv=(xn-1 -xn )/(yn *-xn )=求n+1板板效率: Emv=(yn+1 -yn+2)/(yn+1* -yn+2)=(xn-xn+)/(yn+1*-xn+1 )

124

y’n+1 =×(1+×=

∴Emv=解:

由图可知:该板的板效率为 Emv=(y1-y )/(y1*-yW) 从图中看出,y1=xD =,关键要求y1* 与yW . 由已知条件 DxD /FxF = ∴D/F=×=

作系统的物料衡算: FxF =DxD +WxW F=D+W

联立求解: xF =DxD /F+(1-D/F)xW =×+xW

解得xW = 习题27附图 因塔釜溶液处于平衡状态,故

yW =αxW /[1+(α-1)xW ]=×(1+×=

yW 与x1是操作线关系. yn+1 =L'xn /V'-WxW /V'

=Fxn /D-WxW/D =Fxn /D-(F-D)xW /D=Fxn /D-(F/D-1)xW

∴yn+1 =xn /(1/=

当 yn+1 =yW 时,xn =x1

∴x1=(yW +/=+/=

与x1成平衡气相组成为y1* y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=×(1+×=

∴ Emv=解:

(1)精馏段有两层理论板,xD =,xF =,用试差法得精馏段操作线ac,与x=xF =线交于d.提馏段有两层理论板,从点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：xW = xD/(R+1)===

F=D+W FxF =DxD +WxW 100=D+W 100×=D×+W×

得 D=h

V'=V=(R+1)D=×=400Kmol/h 28题附图

(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:

(1) D=η,FxF /xD =×100×

=h,W=h

xW = /W=×100×=

∵q=1 ∴xq = 查图得yq =

Rmin=(xD -yq )/(yq -xq )= R=×= xD /(R+1)== 在y-x图中绘图得

NT =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板

125

Np=14/=20块(不包括釜) Np精=5/=,取8块,∴第九块 为实际加料板

(2) 可用措施:(1)加大回流比,xD ↑,xW ↓,η=↑

(2)改为冷液进料,NT 29题附图 30解:

(1) DxD /FxF =; DxD =×150×= DxD =FxF -WxW =FxF -(F-D)xW = 150×(150-D)×= D=h W=F-D=h xD ==

(2) NT 及NF (进料位置) xD =,xW =,q=1, xD /(R+1)=+1)= a,, b,

q线: xF=、q=1, q线为垂线。 作图得:NT =12-1=11,不含釜,NF =7 (3) 液气比

精馏段:

L/V=R/(R+1) =+1)=

提馏段: L'/V'=(L+qF)/(L+qF-W)

或V'=V ,L=RD

L'/V'=(RD+F)/((R+1)D) =×+150)/

126

×=

(4)由于再沸器结垢, 则QB↓,V'↓,R↓∴xD ↓

若要求维持xD 不变,应提高再沸器加热蒸汽的压力ps,及时清除污垢

31解:

(1)R=时,xD ,xW 各为多少

由题知,当塔板为无穷时： R=Rmin =, 30题附图 对泡点进料, Rmin =(xD -ye)/(ye-xe) xe=xF =,

ye=αxe/[1+(α-1)xe]=αxF/[1+(α-1)xF]=2×(1+= 于是: (xD / 解得: xD = FxF =DxD +WxW

xF =DxD /F+(1-D/F)xW 由题知D/F=代入上式,

解得xW =,

(2)R=时,求xD ,xW .

由题知,当塔板为无穷多时,

R=Rmin =

Rmin =(xD-ye)/(ye-xe)

同理求得xD =,代入物料衡算式 xF =DxD /F+(1-D/F)xW =×=xW

xW =,不成立. 31题附图

故操作线与平衡线应取xW =0处相交,即: xW =0； FxF =DxD +WxW ∴xD =FxF /D=×1/=

此时精馏段与提馏段操作线示意图如上:

32解:

(1) xF =yq =,; xq =yq/(α-(α-1)yq)=(3-2×= Rmin =(xD-yq)/(yq-xq)= R=2×= F=D+W

FxF =DxD +WxW =+ D= W= L=RD=×= V= L'=L= V'=V-F= ∴y'='

127

(2)精馏段操作线

y=(L/V)x+DxD /V=x+× y=+

或y=Rx/(R+1)+xD /(R+1)=+=+ y1=xD = x1=y1/(3-2×y1)=(3-2×= y2=×+=

(3)应维持R不变,此时V=F=1 此时D=V/(R+1)=1/+1)= 即D/F应改为 xW=(FxF-DxD)/W=

33解:

q=(r+(80-20)Cp)/r=(40000+60×100)/40000= W=L+qF=×100=115

D=F+S-W=100+50-115=35 FxF =DxD +WxW y=(L/s)x-(W/S)xW = y2与xW 成平衡 ∴y2=3xW x1=y2/+xW = y1=3x1= =xD

100×0 2=35× +115xW xW = xD = η=35×(1000× =

34解:

作精馏段物料衡算，得精馏段操作线方程：

yn+1=(R/(R+1))xn+xD/(R+1) 将 x0=、y1=、xD= 代人上述方程： =(R/(R+1))+(R+1) 解得： R=

操作线： 截距 xD/(R+1)=*1)= 作精馏段操作线ac

再就q=1,xF=作进料线。

从y1、xo开始作梯级，共得6块理论板。

35解：

对第n块板:EmL=(xn-1-xn)/(xn-1-xn*)=; xn= yn =αxn*/[1+(α-1)xn*]=2xn*/(1+xn*) 对第n板作物料衡算：

128

100×+100×=100×(2xn*/（1+xn*）)+100×[ xn*)] 解得：xn*= xn= = yn=2×(1+= 36解：

作全塔总物料衡算： F=D+W ……… (1)

作全塔易挥发组分物料衡算： FxF=DxD+WxW ……… (2) 作分凝器易挥发组分物料衡算： Vy1=DxD+LxL … (3) 因为：V=2D L=D，（3）式：2y1=xD+xL ………… （3） 相平衡方程：xD=αxL /[1+（α-1）xL] 即：= /[1+（）xL 解得：xL=; 代人（3）式：2y1=+,得y1= y1=yW=,代人平衡方程：= /[1+（）xW 解得：xW=

代人（2）得：D=F(xF-xW)/(xD-xW)= Kmol/h, W=h 汽化量：V=2×= Kmol/h

37解：

(1) 精馏段操作线方程：

yn+1=(R/(R+1))xn+xD/(R+1) =（4/（4+1））x+(4+1)=+

提馏段操作线方程：

y’=(L’/V’)x-(W/V’)xW

D/F=(xF-xW)/(xD-xW)=/= → xW=

因为 q=1,所以：

L’/V’=(L+F)/(R+1)D=[R×(D/F)+1]/[(R+1)D/F] =(4×+1)/[(4+1)×]=

(W/V’)xW=(F-D)/[(R+1)D×xW=(1-D/F)/[(R+1)D/F]×xW =[/(5×]×= 所以：y’=’

(2) yq=αxF/[1+(α-1) xF ]=2×(1+(2-1)×= 若平衡点在进料口处：

Rm/(Rm*1)=4/(4+1)=(xD-yq)/(xD-xF) =/ → xD=

不可能在进料口平衡。 在塔顶平衡：即 xD=1

D/F=（xF-xW）/(xD-xW)=; /(1-xW)= 解得 xW= 故不可能。 在塔底平衡：即xW=0 xDmax=F×xF/D== 38解：

（1）饱和水蒸气用量S=V`=V=（R+1）D=，（∵q=1）

129

y1=xD=

Emv=(y1-y2)/(y1*-y2)=/+=

整理得： = ………… （1） Vy2=Lx1+DxD ×y2=×x1+DxD

整理得： =+ ………… （2） 联解（1）、（2）式得：x1= (2) F+S=D+W; S=V’=; F+=D+W

即 F+=W (3)

F×xF=D×xD+W×xW (4)

式（3）代人（4）消去W得： D/F=（xF-xW）/(xD+ =解：

(1) η=DxD /(FxF)= xD(xF-xW)/( xF(xD-xW ))

=xD → xD= D/F=ηxF/xD=×=

∴D==64Kmol/h, W=36Kmol/h (2) 该塔只有提馏段，又q=1,

∴L=F,V=D,故（L/V）=F/D

操作线方程：yn+1=(F/D)xn-(W/D)xW=(100/64)xn-(36/64)× = 当NT→∞时，可获得xDmax

∵ q=1. q线是垂线交平衡线上ye点

ye=αxF/(1+(α-1)xF)=(3×/(1+2×=,此值是否最大值必须校验，由于F，V不变，∴D，W不

变

xW=(xF-(D/F)xD)/ (W/F)= 当xW=0,夹点在塔底 xDmax=（F/D）xF==

40解：

(1) F1xF1+F2xF2=DxD+W xW

1×+×=+

F1+F2=D+W 1+=D+W ∴D=s W=s L=RD=s V=L+D=s L″=L+q1F1=s V″=V=s

y″=(L″/V″)x″+(DxD-F1xF1)/V″

=x″+××/ ∴ y″=″+

(2) 若夹紧点在第一进料口处（第一段操作线与q线交点落在平衡线上）：

xq1= yq1=3×(1+2×=

R’m=(xD-yq1)/(yq1-xq1)=若夹紧点在第二进料口处： yq2= xq2=yq2/(α-(α-1)yq2)=(3-2×=

130

提馏段操作线斜率：

L’/V’=（yq2-yW）/(xq2-xW)

= L’=’,代人L’-V’=W=得：V’=

而 V’=V″-F2=V-F2=（RM+1）D-F2=（RM+1）×解得： RM= ; 取Rmin=R’m=. 41解：

（1） D/F=(xF-xW)/(xD-xW)

=令F=1,∴D= W=

R=L/D=(2V/3)/(V/3)=2 L=RD=2D=1 L’=L+qF=2

V’=V=3D=

∴L’x’=V’y+WxW x’=’+……(1)

y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) ……(2)

由塔底开始计算:x1=xW= y1=

x2= y2= x3= y3= x4= y4=> xD

共需四块理论板

(2)设操作线上端与平衡线相交 y=xD………(1)

x=+ …………(2)

x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) …………(3) FxF=DxD+WxW ∴xD+xW=1 …… (4) 联立求得xD= 即NT→∞，塔顶浓度为

42解：

全回流条件下，操作线方程为 yn+1= xn ∴ yn= xn-1= yn+1= xn= yn+2= xn+1= 已知 xn-1= xn= xn+1=

由平衡数据线性插值得到 xn*= xn+1*= yn*= yn+1*=

En,v = （yn- yn+1）/（yn*- yn+1） En,L =（x n-1- xn）/（x n-1- x n*） En+1，v=（y n+1- yn+2）/（y n+1*- y n+2） En+1，L=（x n- xn+1）/（x n- x n+1*） 将已知数据带入上述相应公式，得到

En,v = En,L =

En+1，v = En+1，L=

解：先由精馏段操作线方程求得R和xD，再任意假设原料液流量F，通过全塔物料衡算求得D、W及xW，而后即可求出提馏段操作线方程。

Emv1可由默夫里效率定义式求得。 1．提馏段操作线方程 由精馏段操作线方程知

131

R0.75

R1解得 R=

x D0.20

R1解得 xD=

设原料液流量F=100kmol/h 则 D=×100=40kmol/h W=60kmol/h xWFxFDxD1000.35400.80.05

FD10040因q=0，故

L′=L=RD=3×40=120kmol/h

V′=V－（1－q）F=（R+1）D－（1－q）F=4×40－100=60kmol/h 提馏段操作线方程为

 yLxLxw120x600.052x0.05

VW60602．板效率Emv1

由默夫里板效率定义知：

y2 Emv1y1 *y1y2其中 y1=xD= y2=×+= y1*ax11a1x12.50.711.50.70.854

故 Emv10.800.720.5858%

0.8540.725

思 考 题

42

[1]. y6= x6= y7= x7=

[2]. a) yn ,xn-1 b)yn ,xn c)yn+1 ,xn d)xn-1 -xn e)yn -yn+1

[3]. % (x)

[4]. 冷液 tF [5].(1)对于具有共沸组成物系,组分间沸点差导仍存在,但相对挥发度α=1处不能分离；

(2)t4=t3>t2=t1; (3)增加被分离组分的相对挥发度

132

[6].D1W2, R1>R2

[7].(1)R=∞, N=Nmin ; (2)R=Rmin , n=∞ [8].∞; 0; 1.

[9]. yn =αxn /(1+(α-1)xn )=3×(1+2×= xn-1 =yn =; yn-1 =3×(1+2×=

[10]. =,>. [11]. <,<,>,=,>

[12].(1)下降 (2)下降 (3)下降 (4)不变 (5)上升 [13].(1)增大 则不变; (2)1 1 多

[14].(1)等于 无; (2)减少 增加 增加 增大 [15].增大 变小 上升 下降 [16].(1)<,> (2)>,> [17].(1)减少,增加; (2)增加,减少,增加 [18].变小,变大,变小.

[19].L/V不变 NT 增加 [20].变小 ,变小, 变小

[21].增大,增大,增大,减少. [22].解:减少,增加,增加,无法确定 [23].解:增加,减少,增加,增加 [24].解:增加,减少,不变,不变 [25].解:<,>,>.

[26].y=(L/V)x-WxW /V,

∵D/F= xW =0, 又q=1

∴L/V=(R×(D/F)+1)/((R+1)×D/F)=(2×+1)/(3×=4/3 xD =xF /(D/F)==

[27].解:变大,变大,变大；

[28].变小,变小,变小； [29].见图 [30].见图; [31].见图

[32].见图,粗线为新工况操作线,

29题附图

30题附图

133

31题附图

[33].(C); [34].(1)C (2)A;

[35].(1)D (2)D; [36].(D) [37]. B [38].(D); [39].(B) [40].(1)C (2)B 32题附图

134