化工原理——蒸餾

1、第五章蒸餾【例5-1】 苯（A）與甲苯（B）的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)如本題附表1所示。試?yán)美瓰鯛柖珊拖鄬?duì)揮發(fā)度， 分別計(jì)算苯一甲苯混合液在總壓 P為101.33kPa下的氣液平衡 數(shù)據(jù)，并作出溫度一組成圖。該溶液可視為理想溶液。例5-1附表1溫度，C80.1859095100105110. 6Pa ° , kPa101.33116. 9135. 5155. 7179. 2204. 2240. 0Pb ° , kPa40.046. 054. 063. 374. 386. 0101. 33解：（1）利用拉烏爾定律計(jì)算氣液平衡數(shù)據(jù)，在某一溫度下由本題附表1可查得該溫度P為

2、定值，即P=101.33kPa，則應(yīng)用式y(tǒng),即可得到一組標(biāo)繪平衡溫度一組成下純組分苯與甲苯的飽和蒸氣壓卩人與Pb，由于總壓5-4求液相組成X，再應(yīng)用式5-5a求平衡的氣相組成（t-x-y）圖的數(shù)據(jù)。以t=95 C為例，計(jì)算過程如下：xPa Pb咤竺0.412155.7 63.3155 7155.70.4120.633101.33其它溫度下的計(jì)算結(jié)果列于本題附表2中。例5-1附表20.4 j 0,6 O.fi 1.0 芒心J y)圖乳1 輩甲葦很合施的圖t,C80. 1859095100105110 . 6x1. 0000. 7800. 5810. 4120. 2580 . 1300y1. 00

3、00. 9000. 7770. 6330. 4560 . 2620根據(jù)以上數(shù)據(jù)，即可標(biāo)繪得到如圖5-1所示的t-x-y圖。（2）利用相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算氣液平衡數(shù)據(jù)因苯一甲苯混合液為理想溶液，故其相對(duì)揮發(fā)度可用式5-12計(jì)算，即PaPb以95C為例，則155.763.32.46其它溫度下的a值列于本題附表 3中。通常，在利用相對(duì)揮發(fā)度法求x-y關(guān)系時(shí)，可取溫度范圍內(nèi)的平均相對(duì)揮發(fā)度，在本題條件下，附表3中兩端溫度下的a數(shù)據(jù)應(yīng)除外（因?qū)?yīng)的是純組分，即為x-y曲線上兩端點(diǎn)） 因此可取溫度為 85C和105 C下的a平均值，即am2.54 2.3722.46將平均相對(duì)揮發(fā)度代入式5-13中，即ax1rx

4、2.46x11.46x并按附表2中的各x值，由上式即可算出氣相平衡組成y，計(jì)算結(jié)果也列于附表 3中。比較本題附表2和附表3,可以看出兩種方法求得的 x-y數(shù)據(jù)基本一致。對(duì)兩組分溶液, 利用平均相對(duì)揮發(fā)度表示氣液平衡關(guān)系比較簡單。例5-1附表3t,c80. 1859095100105110. 6a2. 542. 512. 462. 412. 37x1. 0000. 7800. 5810. 4120. 2580. 1300y1. 0000. 8970. 7730. 6330. 4610. 2690【例5-2】對(duì)某兩組分理想溶液進(jìn)行簡單蒸餾，已知Xf=o.5 （摩爾分率），若汽化率為60%,試求釜?dú)?/p>

5、液組成和餾出液平均組成。已知常壓下該混合液的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.16。解：設(shè)原料液量為100kmol，則D=100 x 0.6=60kmolW=F-D=100-60=40kmol因該混合液平均相對(duì)揮發(fā)度為a =2.16,則可用式1-25求釜?dú)堃航M成X2, 即卩.F1| 為 .1 X2W或ln型40試差解得lnln 1 ln -1 x211 , 0.51 x20.916In 2.16ln-2.16 1 X21 0.5X2 0.328餾出液平均組成可由式1-27求得，即60y100 0.5 40 0.328所以 y 0.614計(jì)算結(jié)果表明，若汽化率相同，簡單蒸餾較平衡蒸餾可獲得更好的分離效果，即餾

6、出液組成更高。但是平衡蒸餾的優(yōu)點(diǎn)是連續(xù)操作?！纠?-3】每小時(shí)將15000kg含苯40% (質(zhì)量%，下同)和甲苯 60%的溶液，在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求釜?dú)堃褐泻讲桓哂?%，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁考敖M成，以摩爾流量和摩爾分率表示。解：苯的分子量為 78;甲苯的分子量為 92。進(jìn)料組成Xf40/780.4440/7860/92釜?dú)堃航M成Xw2/780.02352/78 98/92原料液的平均分子量Mf=0.44 X 78+0.56 X 92=85.8原料液流量依題意知F=15000/85.8=175.0kmol/hDxd=Fx f=0.971(a)所以

7、全塔物料衡算Dxd=0.971 X 175 X 0.44D+W=F =175(b)Dxd+Wxw=Fx f(c)Dxd+0.0235W=175X 0.44聯(lián)立式a, b, c,解得D=80.0 kmol/h W=95.0 kmol/hxd=0.935【例5-4】 分離例5-3中的溶液時(shí)，若進(jìn)料為飽和液體，選用的回流比R=2.0，試求提餾段操作線方程式，并說明操作線的斜率和截距的數(shù)值。解：由例5-3知xw=0.0235W=95kmol/hF=175kmol/h D=80kmol/hL=RD =2.0 x 80=160kmol/h因泡點(diǎn)進(jìn)料，故qiIVI L將以上數(shù)值代入式 5-41，即可求得提餾

8、段操作線方程式160 1 17595Xm160 175 95160 1751.4xm 0.0093ym 195 0.0235Ym 10.0093。由計(jì)算結(jié)果可看出，本題提餾段該操作線的斜率為1.4，在y軸上的截距為操作線的截距值是很小的，一般情況下也是如此?！纠?-5】用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯為0.44 (摩爾分率，以下同)的苯一甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。(1) 原料液為20 C的冷液體。(2) 原料為液化率等于 1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條

9、件下苯的汽化熱為389kJ/kg ;甲苯的汽化熱為360kJ/kg。苯一甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見例5-1和圖5-1。解：(1)溫度為20 C的冷液進(jìn)料 利用平衡數(shù)據(jù)，在直角坐標(biāo)圖上繪平衡曲線及對(duì)角線，如本例附圖1所示。在圖上定出點(diǎn) a ( Xd , xd )、點(diǎn) e ( xf , xf)和點(diǎn) c (xw, xw)三點(diǎn)。 精餾段操作線截距=xD 0.9750 2仃，在y軸上定出點(diǎn)b。連ab，即得到精餾段R 13.51操作線。 先按下法計(jì)算q值。原料液的汽化熱為rm 0.44 389 78 0.56 360 9231900 kJ/kmol由圖1-1查出進(jìn)料組成Xf=0.44時(shí)溶液的

10、泡點(diǎn)為93 C,平均溫度=93 20 56 5 °Co由附2 '錄查得在56.5C下苯和甲苯的比熱容為 1.84kJ/ ( kg C)，故原料液的平均比熱容為Cp1.84 78 0.44 1.84 92 56 158kJ/ (mol C)所以Cp t r 15893 2031900q 1.362r319001.3621.362 13.76再從點(diǎn)e作斜率為3.76的直線，即得q線。q線與精餾段操作線交于點(diǎn) 連cd,即為提餾段操作線。自點(diǎn)a開始在操作線和平衡線之間繪梯級(jí)，圖解得理論板層數(shù)為11 (包括再沸器)自塔頂往下數(shù)第五層為加料板，如本題附圖1所示。(2)氣液混合物進(jìn)料與上述

11、的項(xiàng)相同；與上述的項(xiàng)相同；和兩項(xiàng)的結(jié)果如本題附圖2所示。由q值定義知，q=1/3，故q線斜率=1/30.5q 11/3 1過點(diǎn)e作斜率為-0.5的直線，即得q線。g線與精餾段操作線交于點(diǎn)d。 連cd,即為提餾段操作線。 按上法圖解得理論板層數(shù)為13 （包括再沸器），自塔頂往下的第 7層為加料板，如附圖2所示。由計(jì)算結(jié)果可知，對(duì)一定的分離任務(wù)和要求，若進(jìn)料熱狀況不同，所需的理論板層數(shù)和 加料板的位置均不相同。 冷液進(jìn)料較氣液混合進(jìn)料所需的理論板層數(shù)為少。這是因?yàn)榫s段和提餾段內(nèi)循環(huán)量增大的緣故，使分離程度增高或理論板數(shù)減少。【例5-6】分離正庚烷與正辛烷的混合液（正庚烷為易揮發(fā)組分）。要求餾出液

12、組成為 0.95 （摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜液組成不高于 0.02。原料液組成為0.45。泡點(diǎn)進(jìn)料。汽液平衡數(shù)據(jù) 列于附表中。求（1）全回流時(shí)最少理論板數(shù)；（2） 最小回流比及操作回流比（取為1.5Rmin）。例5-6汽液平衡數(shù)據(jù)xyxy1 . 01. 00. 3110. 4910. 6560. 810. 1570. 2800. 4870. 6730. 0000. 000解（1）全回流時(shí)操作線方程為yn+1 =x n在y-x圖上為對(duì)角線。自a點(diǎn)（xd、xd）開始在平衡線與對(duì)角線間作直角梯級(jí)，直至xw=0.02，得最少理論板數(shù)為9塊。不包括再沸器時(shí)Nmin=9 1=8。（2）進(jìn)料為泡點(diǎn)下的飽和液體，

13、故 q線為過e點(diǎn)的垂直線ef。由xf=0.45作垂直線交 對(duì)角線上得e點(diǎn)，過e點(diǎn)作q線。由 y-x 圖讀得 Xq=x f=0.45 , yq=0.64根據(jù)式（6-41） Rmin= Xd yq0.95 0.64 血yq xq0.64 0.45R=1.5Rmin=1.5 X 1.63=2.45【例5-7】乙醇水系統(tǒng)當(dāng)摩爾分?jǐn)?shù)Xf=0.3時(shí)，要求摩爾分?jǐn)?shù)xd=0.8，泡點(diǎn)進(jìn)料。最小回流比為多少？乙醇水系統(tǒng)的平衡數(shù)據(jù)列于下表,y-x圖如例5-7附圖所示。解：乙醇水系統(tǒng)的平衡曲線有下凹部分，求最小 回流比自a點(diǎn)（xd、xd）作平衡線的切線 ag并延長與 y軸相交于c點(diǎn)。截距xD0.385Rmin 1例

14、5 7 附圖Xd 0.3850.8 0.3850.3850.385若依正常平衡曲線求Rmin，聯(lián)結(jié)Xq=XF=0.3yq=0.575根據(jù)式（5-46）1.08ad, d點(diǎn)所對(duì)應(yīng)之平衡組成為XdyqyqXq罟。818當(dāng)最小回流比Rmin為1.08，比0.818還大時(shí)，已出現(xiàn)恒濃區(qū)，需要無窮多塊塔板才能達(dá) 到g點(diǎn)。所以對(duì)具有下凹部分平衡曲線的物系求Rmin時(shí)，不能以平衡數(shù)據(jù)（yq、Xq）代入式1.0工附圖5-46求取。例5-7的汽液平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的摩爾汽相中乙醇的摩爾液相中乙醇的摩爾汽相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)分?jǐn)?shù)分?jǐn)?shù)分?jǐn)?shù)0. 00. 00 . 250 . 5510. 010. 110 . 300 .

15、 5750. 020. 1750 . 40 . 6140. 040. 2730 . 50 . 6570. 060. 340 . 60 . 6980. 080 . 3920 . 70 . 7550. 10 . 430 . 80 . 820. 140 . 4820 . 8940 . 8940. 180 . 5130 . 950 . 9420. 20 . 5251 . 01 . 0塔頂塔釜進(jìn)料正庚烷101 . 325KFa205.3KFa145 . 7KFa正辛烷44 . 4KFa101. 325KFa66 . 18KFaL0【例5-8】用簡捷算法解例 5-6。并與圖解法相比較。塔頂、塔底條件下純組

16、分的飽和蒸氣壓如下表所示。解：已知 Xd=0.95，xf=0.45，xw=0.02，Rmin=1.63，R=2.45塔頂相對(duì)揮發(fā)度PO101.325 cccaD-02.28FB04444塔釜相對(duì)揮發(fā)度205.32.03101.325全塔平均相對(duì)揮發(fā)度a 2.28 2.032.15最少理論板數(shù)為. Xd 1Xwlog -1 X-XwN minlog a,0.9510.02log10.950.021 log 2.17=7.93此值與例5-6圖解所求得的Nmin為8相當(dāng)接近。RRminR 12.45 1.632.45 10.24查圖5-29得N NminN 10.4解得 N=14.3 （不包括釜）將

17、式（5-45）中的釜液組成xw，換成進(jìn)料組成，則為.Xd1log -1 XdNDminlog aXfXf進(jìn)料的相對(duì)揮發(fā)度aF匹 2.2066.18塔頂與進(jìn)料的平均相對(duì)揮發(fā)度aa。aF2.28 2.202.24,0.9510.45log“1 0.950.45N minlog 2.24=2.9代入N"min0 4N 2解得N=6.17取整數(shù)，精餾段理論板數(shù)為6塊。加料板位置為從塔頂數(shù)的第 7層理論板。與用圖解（見例5-8附圖)結(jié)果十分接近?！纠?-9】在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇一水溶液，組成為Xfi=0.6 (易揮發(fā)組分摩爾分率，下同)及xf2=0.2的兩股原料液分別被送到不同的塔板，

18、進(jìn)入塔內(nèi)。兩股原料液的流量之比 F1/F2為0.5，均為飽和液體進(jìn)料。操作回流比為2。若要求餾出液組成 xd為0.8,釜?dú)堃航M成Xw為0.02，試求理論板層數(shù)及兩股原料液的進(jìn)料板位置。常壓下乙醇一水溶液的平衡數(shù)據(jù)示于此例附表中。例5-9 附表液相中乙醇的摩爾分率氣相中乙醇的摩爾分率液相中乙醇的摩爾分率氣相中乙醇的摩爾分率0. 00 . 00 . 450 . 6350. 010 . 110 . 500 . 6570. 020 . 1750 . 550 . 6780. 040 . 2730 . 600 . 6980. 060 . 3400 . 650 . 7250. 080 . 3920 . 70

19、0 . 7550. 100 . 4300 . 750 . 7850 . 140 . 4820 . 800 . 8200 . 180 . 5130 . 850 . 8550 . 200 . 5250 . 8940 . 8940 . 250 . 5510 . 900 . 8980 . 300 . 5750 . 950 . 9420 . 350 . 5951 . 01 . 00 . 400 . 614解：如本題附圖1所示，由于有兩股進(jìn)料，故全塔可分為三段。組成為Xfi的原料液從塔較上部位的某加料板引入，該加料板以上塔段的操作線方程與無側(cè)線塔的精餾段操作線方 程相同，即(a)R1XnXdR 1 R 1

20、該操作線在y軸上的截距為XdR 10.82 10.267兩股進(jìn)料板之間塔段的操作線方程，可按圖中虛線范圍內(nèi)作物料衡算求得，即總物料 V" +F 1=L " +D(b)易揮發(fā)組分Vys+1" +F1XF1=Lxs" +Dx d(c)式中 V"兩股進(jìn)料之間各層板的上升蒸氣流量，kmol/h ;L ” 兩股進(jìn)料之間各層板的下降液體流量，kmol/h ;下標(biāo)s、s+1為兩股進(jìn)料之間各層板的序號(hào)。由式c可得ysiLxsVD xDF1 XF1V因進(jìn)料為飽和液體，故 V =V= ( R+1 ) D , L =L+F 1,則L F1Dx d F1 Xf 1ys

21、 1xsR 1 DR 1 D(d)(e)式d及式e為兩股進(jìn)料之間塔段的操作線方程,也是直線方程式，它在y軸上的截距為(Dxd F1XF1) / ( R+1) D。其中D可由物料衡算求得。設(shè)F 1=100 kmol/h，貝V f2 100 200 kmol/h0.5對(duì)全塔作總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得F1+F 2=D+W =300F1XF1+F 2XF2=Dx d+Wxw或 0.6 X 100+0.2 X 200=0.8D+0.02W聯(lián)立上二式解得：D=120kmol/h所以DxD F1xF1 120 0.8 100 0.6 。R 1 DT1 _120對(duì)原料液組成為XF2的下一股進(jìn)料，其加料板以

22、下塔段的操作線方程與無側(cè)線塔的提餾 段操作線方程相同。上述各段操作線交點(diǎn)的軌跡方程分別為-qx必丄和yq 1q1 1q2 1在x-y直角坐標(biāo)圖上繪平衡曲線和對(duì)角線， 及xw=0.02分別作鉛垂線，與對(duì)角線分別交于 塔段操作線的截距（0.267）,在y軸上定出點(diǎn)XF2q2 1如本題附圖2所示。依Xd=0.8 ,xf1=0.6 ,xf2=0.2a、e1、e2及c四點(diǎn)，按原料 F1之加料口以上b, 連ab,即為精餾段操作線。過點(diǎn)e1作鉛垂線（q1線）與ab線交于點(diǎn)d1,再按兩股進(jìn)料板之間塔段的操作線方程的截距（0.1），在y軸上定出點(diǎn)b，連b' d1,即為該段的操作線。過點(diǎn)e2作鉛垂線（q2

23、線）與b' d1線交于點(diǎn) d2,連cd2即得提餾段操作線。然后在平衡曲線和各操作線之間繪梯級(jí)，共得理論板層數(shù)為F29 （包括再沸器），自塔頂往下的第 5層為原料F1的加料板，自塔頂往下的第 8層為原料U 0-2010,608 JO【例5-10】 在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為2.0。原料液流量為100kmol/h，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q為0.8,餾出液流量為 60kmol/h，釜?dú)堃航M成 為0.01 （易揮發(fā)組分摩爾分率），試求；1.操作線方程；2 由塔內(nèi)最下一層理論板下流的液相組成XN。解：本題為提餾塔，即原料由塔頂加入，一般無回流，因此該塔僅有提餾段。再

24、沸器相 當(dāng)一層理論板。1.操作線方程此為提餾段操作線方程，即ym 1W xw其中L' =L+qF=0+0.8 x 100=80kmol/hV=D=60kmol/hV' =V+ (q 1) F=60+ (0.8 1)x 100=40kmol/hW=F D=100 60=40kmol/hym 1 80 Xm 40 0.01 2x 0.0140402.塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成XN'因再沸器相當(dāng)一層理論板，故0.0198axw 2 0.01w1 a 1 Xw 1 0.01因xn'和yW'呈提餾段操作線關(guān)系，即yW 2xn 0.010.0198解得xn&#

25、39; =0.0149討論：提餾塔又稱回收塔。 當(dāng)精餾目的是為了回收稀溶液中易揮發(fā)組分時(shí)，且對(duì)餾出液的濃度要求不高，不用精餾段已可達(dá)到要求，不需回流。從稀氨水中回收氨即是回收塔的一 個(gè)例子?！纠?-11】在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35 （易揮發(fā)組分摩爾分率，下同），飽和蒸氣加料。塔頂采出率D為40%，且已知精餾段操作線方程為y=0.75x+0.20，試求：F1提餾段操作線方程：2若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7,求該板的氣相默夫里效率Emv1。解：先由精餾段操作線方程求得R和xd，再任意假設(shè)原料液流量F，通過全塔物料衡算求得D、W及

26、Xw,而后即可求出提餾段操作線方程。Emv1可由默夫里效率定義式求得。1提餾段操作線方程由精餾段操作線方程知R 1解得R=3.0Xd0.20R 1解得Xd=0.8設(shè)原料液流量F=100kmol/hR0.75則 D=0.4 x 100=40kmol/hW=60kmol/hFxf Dx d100 °35 40 0.80.0510040因q=0,故L' =L=RD=3 x 40=120kmol/hV' =V -(1 q) F=提餾段操作線方程為(R+1 )(1 q) F=4 x 40 100=60kmol/hL Ly 7x Wxw120x6060600.05 2x 0.05

27、2.板效率Emv1由默夫里板效率定義知:E %y2mv1*y1y2其中yi=xD=0.8y2=0.75X 0.7+0.2=0.725*ax12.50.7yi0.854Emv10.800.720.8540.7251.5 0.70.5858%討論：本題要求掌握操作線方程的含義以及默夫里效率的定義。1.苯和甲苯的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)為溫度苯飽和蒸氣壓甲苯飽和蒸氣壓溫度/cPa0/kPaPb0/kPa80. 2101. 3339. 9984. 1113. 5944. 488. 0127. 5950. 692. 0143. 7257. 696. 0160. 5265. 66100179. 1974. 5310

28、4199. 3283. 33108221. 1993. 93110. 4233. 05101. 33根據(jù)上表數(shù)據(jù)作101.33kPa下苯和甲苯溶液的t-x-y圖及x-y圖。此溶液服從拉烏爾定律。2.在 101.33kPa下正庚烷和正辛烷的平衡數(shù)據(jù)如下：溫度/C液相中正庚烷摩爾分率氣相中正庚烷摩爾分率98. 41 . 01 . 01050. 6560. 811100. 4870. 6731150. 3110. 4911200. 1570. 280125. 600試求:(1) 在101.33kPa下溶液中含正庚烷為 0.35 (摩爾分率)時(shí)的泡點(diǎn)及平衡蒸氣的瞬間 組成？(2) 在101.33kPa

29、下加熱到117C溶液處于什么狀態(tài)？各相的組成如何？溶液被加熱到 什么溫度全部氣化為飽和蒸氣？3 利用習(xí)題1的數(shù)據(jù)(1 )計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度 a ;(2) 寫出平衡方程式；(3) 算出x-y的一系列平衡數(shù)據(jù)與習(xí)題1作比較。4.苯和甲苯在92C時(shí)的飽和蒸氣壓分別為143.73kPa和57.6kPa。試求苯的摩爾分率為0.4，甲苯的摩爾分率為 0.6的混合液在92C各組分的平衡分壓、系統(tǒng)壓力及平衡蒸氣組成。 此溶液可視為理想溶液。5甲醇和乙醇形成的混合液可認(rèn)為是理想物系，20C時(shí)乙醇的蒸氣壓為5.93KPa，甲醇為11.83kPa。試求(1) 兩者各用100g液體，混合而成的溶液中甲醇和乙醇的摩爾分率各

30、為多少？(2) 汽液平衡時(shí)系統(tǒng)的總壓和各自的分壓為多少？氣相組成為多少？6由正庚烷和正辛烷組成的溶液在常壓連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離?；旌弦旱馁|(zhì)量流量為5000kg/h ,其中正庚烷的含量為 30% (摩爾百分?jǐn)?shù)，下同)，要求餾出液中能回收原料中88%的正庚烷，釜液中含正庚烷不高于5%。試求餾出液的流量及組成，分別以質(zhì)量流量和質(zhì)量分率表示。7將含24% (摩爾百分?jǐn)?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。送至冷凝器的蒸氣摩爾流量為850kmol/h，流入精餾塔的回流液為 670kmol/h。試求（1）每小時(shí)能獲得多少 kmol的餾出

31、液？多少 kmol的釜液？（2）回流比R= ？&有1OOOOkg/h含物質(zhì)A （摩爾質(zhì)量為78）0.3 （質(zhì)量分率，下同）和含物質(zhì) B （摩爾 質(zhì)量為90）0.7的混合蒸氣自一連續(xù)精餾塔底送入。 若要求塔頂產(chǎn)品中物質(zhì) A的濃度為0.95， 釜液中物質(zhì)A的濃度為0.01，試求（1）進(jìn)入冷凝器的蒸氣量為多少？以摩爾流量表示之。（2）回流比R為多少？9 某連續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)加料，已知操作線方程如下：精餾段y=0.8x+0.172提餾段y=1.3x 0.018試求原料液、餾出液、釜液組成及回流比。10.要在常壓操作的連續(xù)精餾塔中把含0.4苯及0.6甲苯溶液加以分離，以便得到含0.95苯的餾出液和

32、0.04苯（以上均為摩爾分率）的釜液?；亓鞅葹?,泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料摩爾流量為100kmol/h。求從冷凝器回流入塔頂?shù)幕亓饕旱哪柫髁考白愿胨椎恼魵獾哪柫?量。11在連續(xù)精餾塔中將甲醇30% （摩爾百分?jǐn)?shù)，下同）的水溶液進(jìn)行分離，以便得到含甲醇95%的餾出液及3%的釜液。操作壓力為常壓，回流比為1.0,進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，試求理論板數(shù)及加料板位置。常壓下甲醇和水的平衡數(shù)據(jù)如下。12練習(xí)題6,進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，回流比為3.5,求理論板數(shù)及加料板位置。常壓下正庚烷、正辛烷的平衡數(shù)據(jù)見習(xí)題2。13用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合液，原料中含苯0.4,要求塔頂餾出液中含苯 0.97, 釜液中含苯0.02（以上均為摩爾分