化工原理蒸餾試題

1、蒸餾一. 填空題的一種方法，蒸餾分離的依據(jù)是1. 蒸餾是分離o2. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度 ，但氣相組成 _3. 氣液兩相組成相同時(shí)，則氣相露點(diǎn)溫度 液相泡點(diǎn)溫度。4. 在精餾過程中， 增大操作壓強(qiáng)， 則物系的相對揮發(fā)度 ，塔頂溫度塔釜溫度 ，對分離過程 5. 兩組分溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中a=1 表示 。的揮發(fā)度對液相組成。的揮發(fā)度的比值，6. 所謂理論板是指該板的氣液兩相 ，且塔板上 。7. 某兩組分物系，其相對揮發(fā)度滬3，對第n, n-1兩層理論板，在全回流條件下，已知 xn= ，則 yn-1 = 。8. 某精餾塔的溫度精餾段操作線方程為 y= +，則該精餾塔的操作回流比是

2、，餾出液組成為 9. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是。10. 在總壓為溫度為95C下，苯與甲苯的飽和蒸汽分別為=kPa,則平衡時(shí)苯的液相 a -。q 值最大,進(jìn)料溫度組成為 =，氣相組成為 y= ，相對揮發(fā)度為1 1 .精餾塔有 進(jìn)料熱狀態(tài),其中 進(jìn)料.則泡點(diǎn) 。12. 在操作的精餾塔中,測得相鄰兩塔板的兩相四個(gè)組成為,13. 對于不同的進(jìn)料熱狀態(tài)， ，與 的進(jìn)料關(guān)系為（1）冷液進(jìn)料， ， （2）飽和液體進(jìn)料， ， （3）氣液混合物進(jìn)料， ， （4）飽和蒸汽進(jìn)料， ， （5）過熱蒸汽進(jìn)料 , ， 14. 某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線方程的截距等于零，則：回流比等于 餾出液量等于

3、，操作線方程為15. 板塔式的流體力學(xué)性能包括 o16. 塔板負(fù)荷性能圖由 _ 線組成，五條線圍成的區(qū)域?yàn)開17. 加大板間距， 則液泛線 業(yè)管面積，則液相負(fù)荷上限線_18. 塔板的操作彈性是指 _二 選擇題1. 精餾操作時(shí)，增大回流比， 液組成 （ ），釜?dú)堃航M成 （A. 增加 B. 不變2. 精餾塔的設(shè)計(jì)中，若進(jìn)料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸汽進(jìn)料改為液體進(jìn)料，其他條件不 變，則所需理論板數(shù)n（ ）, L（ ）, V（ ）, L （ ）, V （），操作點(diǎn)應(yīng)在 。；減少塔板開孔率，則漏液線其他操作條件不改變,則精餾段液氣比）。C. 不確定D. 減少五條；增加降L/V （ ），餾出A.減少B.不變3

4、. 對于飽和蒸汽進(jìn)料，則A.等于B.小于4. 某減壓操作的精餾塔， 組成（）。A.減小 B.不變5. 操作中的精餾塔， A. D增大，R減??； C. D減小，R增加；6. 操作中的精餾塔，保持 A.不確定 B.增加7. 操作中的精餾塔，保持V （）。A.增加 B.不變8. 用某精餾塔分離二元混合物，規(guī)定產(chǎn)品組成C.增加D .不確定L （ ） L, V （ ）V.C.大于若真空度加大，C.增加,，V 不變，B.D.D.不確定其他條件不變，則塔釜?dú)堃航M成D.不確定 減小，則有（） D不變，R增加； D減小，R不變,不變，增加，則（），VC.不變D.減少,不變，增加塔頂產(chǎn)品 D，則）。),（）,餾出

5、液D.不確定 、。當(dāng)進(jìn)料為 當(dāng)進(jìn)料為 時(shí)，相應(yīng)的回流比為。若V ,進(jìn)料熱狀況不變，則（A. V B. = C. D.無法判斷9. 精餾塔設(shè)計(jì)中，增大操作壓強(qiáng)，則相對揮發(fā)度（ 度（）A.增大 B.不變 C.減少D.不確定10. 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11. 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(diǎn)溫度為，氣相組成為，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為，則（）C. D.不能確定進(jìn)料量為100kmol/h ,，要求餾出液的組成 不小于，則塔頂最大產(chǎn)量C.減少時(shí),）。相應(yīng)的回流比為），塔頂溫度（），塔釜溫）。A. B.12.二元混合物，

6、為（）A. 60 B.C. 90 D.不能確定13. 下列塔板屬于錯(cuò)流塔板的有（A.浮閥塔板 B.穿流塔板14. 精餾塔設(shè)計(jì)中，增加塔板開孔率，A.上移 B.不動 C.下移15. 完成某分離任務(wù)需理論板數(shù)為A. 14層 B. 10層 層三、計(jì)算題1.計(jì)算含苯（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯一一甲苯混合液在壓強(qiáng)苯（A）和甲苯（B）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)如下:90）。C.刨罩塔板 可使漏液線（ D.無法確定 （包括再沸器）D.無法確定溫度tc85D.淋降篩板）。,若，則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為（下的泡點(diǎn)溫度。95100105）。、90C時(shí)的氣液平2. 試根據(jù)題 1 中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計(jì)算苯甲苯混合液在壓強(qiáng) 衡組成。3. 試根據(jù)

7、題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)， 計(jì)算苯一一甲苯混合液在 85100 C下的平均相對揮 發(fā)度。4. 在連續(xù)精餾塔中分離含苯 （摩爾分?jǐn)?shù)， 下同）的苯甲苯混合液， 要求餾出物組成為， 苯的回收率不低于 90%，試求：（1 ）餾出液的采出率 ;（2）釜?dú)堃航M成 。5. 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（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）。若要求釜?dú)堃航M成不大于，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。6 .在連續(xù)精餾塔中分離兩組分混合液，已知進(jìn)料液量為100kg/h、組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。飽和液體進(jìn)料;操作回流比為，餾

8、出液組成為，釜?dú)堃航M成為，試求：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;100kmol/h ，泡點(diǎn)進(jìn)料。精餾段操作7.在連續(xù)精餾塔中分離兩組理想溶液，原料液流量為 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。8. 在常壓連續(xù)蒸餾塔中， 分離含甲醇 （摩爾分?jǐn)?shù)） 的甲醇水混合液。試求進(jìn)料溫度為40C時(shí)的熱狀況參數(shù)。已知進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為C。操作條件下甲醇的氣化熱為1055kJ/kg、比熱容為（kg.C）;水的氣化熱為 2320kJ/kg、比熱容為 kJ/（kg. C ）。9. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離含苯 （摩爾分?jǐn)?shù)， 下同）的苯甲苯混合液。飽和液體

9、進(jìn) 料，餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為。塔頂采用混凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比 的倍。在操作條件下，物系的平均相對揮發(fā)度為。試求理論板數(shù)和進(jìn)料位置。10. 在連續(xù)的精餾塔中，分離兩組理想溶液。已知原料組成為（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡 點(diǎn)進(jìn)料，餾出液組成為， 釜?dú)堃航M成為， 操作回流比為， 試寫出精餾段操作線方程和提餾段 操作線方程。11. 在連續(xù)的精餾塔中分離理想溶液， 原料液組成為 （摩爾分?jǐn)?shù)， 下同） ，餾出液組成為， 回流比取為最小回流比的倍，物系的平均度為，試求以下兩種進(jìn)料情況下的操作回流比。（ 1）飽和蒸汽進(jìn)料;（ 2）飽和液體進(jìn)料;物系的平均相對揮發(fā)度為 2，進(jìn)料方程為 。試求：

10、12. 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（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），釜?dú)?液組成為， 操作回流比為最小回流比的倍，（ 1）進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況參數(shù);塔頂采用全凝器， 泡點(diǎn)回流。 物系的平均相對 EML1 = ，且已知精餾塔操作線方程為 ，試求離（ 2）精餾段操作方程;實(shí)驗(yàn)測得餾出液組成為 （摩爾分?jǐn)?shù)， 下同）， 。已知物系的平均相對揮發(fā)度為13. 在連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液。 揮發(fā)度為。 實(shí)驗(yàn)測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟迓?開塔頂?shù)诙拥纳仙羝M成 。14. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離理想兩組分溶液?；亓鞅葹椋s段內(nèi)某相鄰兩板的上升蒸汽組成分別為 3，試求以氣相組成表示的第n 層板

11、的單板效率。50%?？账馑贋镾,板間距為。全塔平均溫度為15. 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（摩 爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為，釜?dú)堃航M成為，操作回流比為，圖解所需理論 板數(shù)為 21（包括再沸器），全塔效率為70 C，平均壓強(qiáng)為 試求：（1）塔的有效高度；（2）塔徑。參考答案一、填空題1. 均相混合物 揮發(fā)度差異 2. 相同 分 難揮發(fā)組分 不能用蒸餾方法分離 易揮發(fā)組分含量高 塔低壓力高于塔頂11. 五種 冷液體3. 大于 4. 下降 升到 升高6.互呈平衡 液相組成均勻一致不利 5.易揮發(fā)組7.8. R=39. 塔頂10.12

12、.小于13.( 1 )g 0 （2）= 15. 塔板壓降 液泛3）（ 4） = （ 5）1 ,汽液混合進(jìn)料 0q1 過熱蒸 氣進(jìn)料 q0 , 飽和液體進(jìn)料 q=1, 飽和蒸汽進(jìn)料 q=0,10.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?dú)堃航M成為 2%。試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁縦mol/h ;餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜?dú)堃褐须y揮發(fā)組分的回收率。11.將含 24%（摩爾分?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。送入冷凝器的蒸氣量為850

13、kmol/h，流入精餾塔的回流液為 650kmol/h，試求:（1）每小時(shí)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12.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=，原料液、餾出液組成分別為XF= , XD=（以上均為摩爾分?jǐn)?shù)），實(shí)際采用回流比 R=，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)進(jìn)料，試 計(jì)算從上先下數(shù)，第二塊塔板的氣液相組成。因?yàn)槭侨鳎簓1=xD=帶入平衡方程和操作線方程依次計(jì)算:x1 =， y2=， x2=化工原理蒸餾部分模擬試題及答案一、填空1精餾過程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而進(jìn)行的。精餾設(shè)計(jì)中，回流比越 大，所需理

14、論板越少，操作能耗 增加，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總 和將呈現(xiàn) 先降后升的變化過程。2精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù) 減小 （增大、減?。?，同時(shí)蒸餾釜中所需加熱 蒸汽消耗量增大 （增大、減?。?，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量 減小 （增大、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(shí)，在5種進(jìn)料狀況中,冷液體 進(jìn)料的q值最大,提餾段操作線與平衡線之間的距離最遠(yuǎn) ,分離所需的總理論板數(shù)最少4相對揮發(fā)度a =1，表示不能用 普誦精餾分離分離，但能用 萃取精餾或恒沸精餾分離。5某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h , xf=，要求得到塔頂 xd不小于

15、，則塔頂最大產(chǎn)量為kmol/h O6精餾操作的依據(jù)是塔頂液相回流 和混合液中各組分的揮發(fā)度差異塔底上升蒸氣。，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括7負(fù)荷性能圖有.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=，則加料中液體量與總加料量之比為C OA :1B 1:C 1:1D :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 O液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相;汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相;液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時(shí)進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多;液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時(shí)發(fā)生。3某二元混合物，

16、其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成XA=，相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1,與之相平衡的汽相組成yA=，相應(yīng)的露點(diǎn)為t2,則At1=t2B t1t2D 不確定4某二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h , xf=,要求得到塔頂 XD不小于，則塔頂最大產(chǎn)量為A 60kmol/h Bh C 90kmol/h D不能定5精餾操作時(shí)，若F、 產(chǎn)品組成XD變化為A升高 B下降 C 不變 D 不確定7某二元混合物,=3,全回流條件下Xn=,則yn-1 =D、XF、q、R、加料板位置都不變，而將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂BA 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(jìn)料量及組成不變，再沸器熱負(fù)荷恒

17、定，若回流比減少，則塔 頂溫度_A，塔頂?shù)头悬c(diǎn)組分濃度_B_，塔底溫度_C_，塔底低沸點(diǎn)組分濃度8某二元混合物，相應(yīng)的露點(diǎn)組成為 t2,則 B O其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成XA = ,相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1,氣相組成為yA=,A ti =t2B tlt2D不能判斷9某二元混合物，=3,全回流條件下 xn=,則 yn-i=_D10精餾的操作線是直線，主要基于以下原因理想物系恒摩爾流假設(shè)A理論板假定C塔頂泡點(diǎn)回流11某篩板精餾塔在操作一段時(shí)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 O塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，

18、應(yīng)降低負(fù)荷操作塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢修降液管折斷，氣體短路，需更換降液管12板式塔中操作彈性最大的是A篩板塔B浮閥塔C泡罩塔13下列命題中不正確的為A OA上升氣速過大會引起漏液B上升氣速過大會引起液泛使塔板效率下降D上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶C上升氣速過大會14二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化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(fù)荷過大B過量霧沫夾帶C塔板間距過小 D過量漏液三、計(jì)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

19、成為：全凝時(shí)為xD，分凝時(shí)為y0 o設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時(shí)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。Vy Lx Dy。,若回流比為RDVyRx對于全凝時(shí)分凝器Xd精餾段操作線可知：當(dāng)選用的回流比一致,且 Xdy。時(shí)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。100kmol/h，易揮發(fā)組分XF=，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂R=，該物系平均相對揮發(fā)度a =，塔2用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量產(chǎn)品XD=，塔底釜液XW=(皆摩爾分率)，操作回流比 頂為全凝器，求：塔頂和塔底的產(chǎn)品量(kmol/h)；第一塊塔板下降的液體組成xi為多少;

20、寫出提餾段操作線數(shù)值方程;最小回流比。解:(1)塔頂和塔底的產(chǎn)品量(kmol/h)；(1)D 0.9 W 0.05Fxf 1000.550(2)上述兩式聯(lián)立求解得W=hD=h(2)第一塊塔板下降的液體組成xi為多少;因塔頂為全凝器,XdyiX11)X1Xiy1(1)y10.92.25 1.25 0.90.80F=D+W=100(3 )寫出提餾段操作線數(shù)值方程;Lym1 yx1 .34xm（4）最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, Xqyq(R 1)D2.61 52.94138.17qF RD F 1.61WxwV0.017185.23138.17xmRmin52.94100185.2347.06 0

21、.05138.17xF 0.5XDyqyqXq2.251 1.25 0.50.9 0.6920.692 0.53一精餾塔，原料液組成為塔底產(chǎn)品量各為 50kmol/h。已知精餾段操作線程為（摩爾分率），飽和蒸氣進(jìn)料,器，泡點(diǎn)回流。試求:(1)塔頂、塔底產(chǎn)品組成;全凝器中每小時(shí)冷凝蒸氣量;蒸餾釜中每小時(shí)產(chǎn)生蒸氣量若全塔平均a =，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率組成。解:1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成;張 1)0.833,R=5 又由物料衡算 FXfDXd WXw0.6921.083原料處理量為100kmol/h，塔頂、y=+，塔釜用間接蒸氣加熱，塔頂全凝Eml=，求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相1)0.15, Xd

22、 0.90xW(100 0.5 50 0.9)/50 0.1全凝器中每小時(shí)冷凝蒸氣量;V= (R+1 ) D=300kmol/h蒸餾釜中每小時(shí)產(chǎn)生蒸氣量;q=0 , V =V - F=300 -100=200kmol/h求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。E mV1XdX10.6，Xd0.9x1XdXiXi71(1)71yi0.93 2 0.90.60.90.75x10.81X 1V(_1)x0.7572 0.833 0.81 0.150.8254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，平均相對揮 發(fā)度為，飽和蒸汽進(jìn)料。已知進(jìn)料量為150kmol/h，進(jìn)料組成為（摩爾分

23、率），回流比為4,塔頂餾出液中苯的回收率為，塔釜采出液中甲苯的回收率為。試求：（1）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;（4 ）回流比與最小回流比的比值；（5）若全回流操作時(shí)，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為，全凝器液相組成為，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;由 0.97 Fxf Dxd(a)0.95F(1 Xf)W(1(b)F=D+W+150DXd Wxw Fxf150 0.460聯(lián)立（a）、（ b）、（ 6和（d）求解得:W=h， D=hxw=,XD =(2)精餾段操作線方程;yn 1XpR 10.8Xn0.1

24、856(3)提餾段操作線方程;ym 1LXmVWxwV飽和蒸氣進(jìn)料，故q=0V (RL DRym 1RD(R 1) FXmWxw(R1)D F1.534xm 0.011(4 )回流比與最小回流比的比值;RminXpyqyqXqyqXf0.4yqXqr(_Xq0.2125Rmin迴空2.816，0.4 0.21251.42(5 )求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。EmV1雖 0.6，y1y2而y1X11)X1全回流時(shí),y2X1y1X11 (1)X12.47y211.47y2y10.98，代入上式可得:y20.96935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(jìn)料量為10

25、00kmol/h，含苯，要求塔頂餾出液中含苯 （以上均為摩爾分率），苯的回收率不低于 90%， 泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。已知=，取回流比為最小回流比的倍。試求：（1）塔頂產(chǎn)品量 D、塔底殘液量 W及組成Xw ； （ 2）最小回流比；（3）精餾段操作線方程；（4）提餾段操作 線方程；（5）從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成為多少（6）若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用（4）中所用回流比，所需理論板數(shù)為多少 解：（1）塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量 W及組成xw ；0.9A 些，得：D 1000 0.4 0.9400kmo|/hFxfW=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算FXfDXdWxwXw

26、(10000.4400 0.9)/6000.0667（2）最小回流比;泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1.XqXf0.4yqXq(1)Xq2.5 0.4 0.625 1 1.5 0.4R,minXdYqyqXq2 1.220.625 0.4（3）精餾段操作線方程;Yn1.5Rmin1.83RR 1 XnXd-0.646Xn 0.3181（4）提餾段操作線方程;V (R 1)D2.83 4001132L qFRDF 1.83400 10001732LXmV1 .53xmym 1VXwV0.03531732 X 1132600 0.06671132(5) 從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成ywxw(_1k2.5 0

27、.066711.5 0.06670.152由操作線方程ym 11.53Xm 0.0353yw 1.53x10.0353x-i0.0763(6) 若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用(中所用回流比，所需理論板數(shù)又為多少。飽和蒸氣進(jìn)料,q=0， yqXF0.4yqXq1)XqXq0.21RminXdyq0.9yqXq0.4 0.210.42.63NtR Rmin，6用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯，塔頂餾出液中含苯(以上均為摩爾分率)。原料液為氣液混合進(jìn)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，回流比為最小回流比的 2倍，試求：(1 )原料液中汽相及液相的組成;(2)最小

28、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:（1）設(shè)原料液液相組成為xF，汽相組成為 y （均為摩爾分率）xF 0.42 -Xf313yF o.4(1)聯(lián)立所以yF（1）式和Rminq=2/3，聯(lián)立（3)Rmin2.5xf11.5xf（2）式，可得:XdYqyqXq和（4）Xf0.326yF0.5482.5x11.5xXf(4)可得：Xq 0.326yq0.5480.95 0.5480.402,. 1.80.548 0.326 0.222精餾段操作線方程為R=2 X =y1Xd2.5X1y11 1.5x1RlXnXdR 13.6 x4.60 950950.78

29、3xn 0.2074.60.95X10.884y20.783x1 0.207y2 0.899因此解得Rmin 0.3762.5x2089911.5X2x20.7817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 同)，于泡點(diǎn)下送入精餾塔中，要求餾出液中易揮發(fā)組分組成不小于 組分組成不大于2%,試用計(jì)算方法求以下各項(xiàng)：60% (摩爾百分率，以下90%，殘液中易揮發(fā)(4)每獲得Ikmol餾出液時(shí)原料液用量;若回流比R為，它相當(dāng)于最小回流比的若干倍;回流比R為時(shí)，精餾段需若干層理論板;假設(shè)料液加到板上后，加料板上溶液的組成不變，仍為, 汽相的組成。求上升到加料板上蒸(1)原料液用量依題意知餾出液量DIkmol，在全塔范圍內(nèi)列總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得:(a)Fx FDx D VXw0.6F0.9(1)0.02W(b)F 1.52kmol由上二式解得，收集Ikmol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)以相對揮發(fā)度表示的相平衡關(guān)系為:x(1)x3x1 2x(c)當(dāng)Xf 0.6時(shí)，與之平衡的氣相組成為:3(0.6)12(0.6)0.818由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，在最小回流比下的