蒸餾習(xí)題答案

習(xí)題相平衡80181.13kPa50.92kPa，且該溶液為抱負(fù)溶液。試求：〔1〕80℃時(shí)甲醇與丙醇的相對揮發(fā)度；假設(shè)在80℃下汽液兩相平衡時(shí)的液相組成為0.6，試求汽相組成；此時(shí)的總壓?！臣状寂c丙醇在8℃時(shí)的相對揮發(fā)度〔2〕當(dāng)x=0.6時(shí)

po181.133.557Apo 50.92ABx 3.5570.6

0.842〔3〕總壓

poxp Ay

181.130.60.842

129.07kPa二元抱負(fù)溶液上方易揮發(fā)組分A0.45〔摩爾分率A、B145kPa125kPa。求平衡時(shí)A、B組分的液相組成及總壓。解：對二元抱負(fù)溶液的氣液平衡關(guān)系可承受拉烏爾定律及道爾頓分壓定律求解。抱負(fù)溶液y 0.45,則y 1y 1-0.450.55A B A依據(jù)拉烏爾定律 pA

poxA

，p poxB B B道爾頓分壓定律 p py ，p pyA A B B則有

,x pyBA po B poA B由于 x x 1A By y 所以 p A B1po p0A B即 p0.45 0.551145 125 可解得 p=133.3kPa則液相組成

pyA133.30.450.414A po 145Ax 1x 10.4140.586B A苯〔A〕和甲苯〔B〕的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系〔安托因方程〕為1206.35logpoAlogpoB

1343.94t219.58po單位為kat的單位為℃。Ap1

103.3kPa溫度t 81.5℃；塔釜壓力p 109.3kPa，液相溫度t 112℃。試求塔頂、塔釜平衡1 2 2時(shí)的液相和氣相組成。解：⑴塔頂?shù)囊?、氣相組成在塔頂溫度下，苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程計(jì)算，即1206.35logpoA

81.5220.24

2.034po108.1kPaA1343.94logpoB

1.614po41.1kPaBppo

103.341.10.9284A poApo

po 108.141.1B108.1 AA p

x 0.92840.971A 103.3⑵塔釜的液、氣相組成和塔頂用一樣的方法求得,各有關(guān)參數(shù)為po251.8kPa，poA

105.9kPappo

109.3105.90.0233A poApo

poB

251.8105.9251.8 AA p

x 0.02330.0537A 109.3在常壓下將含苯70％，甲苯3040％，物系2.47，試求：⑴汽、液兩相的組成；多少？餾出物占原料液的百分率為多少？解：⑴依據(jù)題意，作平衡蒸餾時(shí)，液化率q10.40.6物料衡算式為q x

0.6 0.7y相平衡方程式為

x F x 1.5x1.75q1 q1 0.61 0.61x 2.47xy1(1)x11.47x聯(lián)立求解以上兩式得

x0.629,y0.807⑵按題意，在第一階段簡潔蒸餾終了時(shí)，液相剩余含量x 0.629,則2F 1 x 1xlnW1lnxF2

ln1x2F 1 ln

0.7

2.47ln10.629

0.4302.4710.629 10.7 所以 F1.537 即W

0.651W F 1.537所得溜出液占原料的百分率為FW100%10.65134.9%F溜出液的平均組成為yFxF

Wx2

x F F

20.70.6510.6290.832FW物料衡算、熱量衡算及操作線方程

1W 10.651F某混合液含易揮發(fā)組分0.25，在泡點(diǎn)狀態(tài)下連續(xù)送入精餾塔。塔頂餾出液組成為0.96，釜液組成為0.0〔均為易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)(1)塔頂產(chǎn)品的采出率D/F；(2)當(dāng)R=2時(shí)，精餾段的液汽比L/V及提餾段的汽液比V”/L”；〕塔頂產(chǎn)品的采出率WDxFxF x WD W

0.250.020.2450.960.02〔2〕對精餾段，由于LRD，V(R1)D，所以L R 2 0.667V R1 21對提餾段，由于泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1且

LqFRDF， V”

VVV” 所以 L”

0.493RDF RD/F1 20.2451在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液，原料液流量為100kmol/h0.3〔易揮發(fā)組分摩爾分率y0.8x0.172y1.3x0.018，試求餾出液和釜液流量。解：由精餾段操作線斜率得R 0.8R1故 R4x由精餾段操作線的截距得

D 0.172R1故 x 0.86〔摩爾分?jǐn)?shù)〕Dx 由提餾段操作線方程和對角線方程聯(lián)立解得WW0.018W對全塔作物料物料衡算得

x

0.06DWF1001000.3所以 D30kmol/hW70kmol/h用板式精餾塔在常壓下分別苯－甲苯溶液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，相對揮發(fā)度3.0，進(jìn)料量為100kmol/hxF

0.5〔摩爾組成，飽和液體進(jìn)料，塔頂餾出液中苯的回收率為 0.98，塔釜采出液中甲苯回收率為 0.96，提餾段液氣比L”/V”5/4,求：xD

及釜液組成x .W⑵寫出提餾段操作線方程。解：⑴依題意知：

Dx DD FxF

DxD1000.5D

0.98W(1x ) W(1x ) W W 0.96W F(1x ) (10.5)FDWF由上式方程解得

Dx WxD

1000.5x 0.961，xD W

0.020⑵提餾段操作線方程為

D51kmol/h，W49kmol/hL” Wy”m1

xV”

xV” WL”/V”

5/4所以有

LqF 5 ，由于q1，V”V(R1)D，故有V” 4RDF 5(R1)D 45即 4R2.84,因此有V”V(R1)D3.8451195.84kmol/h所以提餾段操作線方程為

L” W 5 49y”m1

xV”

xV”

x 0.0201.25x4 m 195.84

0.005某精餾塔分別B混合液，以飽和蒸汽加料，加料中含A和B各為50〔摩爾分?jǐn)?shù)處理量為每小時(shí)100kmol，塔頂，塔底產(chǎn)品量每小時(shí)各為50kmol。精餾段操作線方程為：y0.8x0.18，間接蒸汽加熱，塔頂承受全凝器，試求：塔頂、塔釜產(chǎn)品液相組成；全凝器中每小時(shí)的蒸汽冷凝量；(3)塔釜每小時(shí)產(chǎn)生的蒸汽量；(4)提餾段操作線方程。解：〔1〕塔頂、塔釜產(chǎn)品液相組成y0.8x0.18，可得：R 0.8，所以 R=4R1xD 0.18 得xR1 D

0.9FxF

DxD

WxW

，可得x FxF

-DxD

1000.5500.90.1W W 50〔2〕全凝器中每小時(shí)蒸汽冷凝量VVR1D4150250kmol/h〔3)塔釜每小時(shí)產(chǎn)生的蒸汽量V′V”VF250100150kmol/h〔4)提餾段操作線方程：L”

LqF 且q0所以

LRD504200kmol/h故提餾段操作線方程為L” W 200 50y”m1

xV”

xV”

x150

0.11.33x150

0.033某定態(tài)連續(xù)精餾操作，進(jìn)料組成為xF

0.5D1

〔流量單位皆為kmol/，濃度x 0.98，回流比R=2.5，冷液回流q=1.2。在加料板上方有一飽和液D1D2

xD2

0.90D/D1 2

=1.50W，xW

0.02，試求D1

/W，并寫出其次段塔〔測線出料與加料板之間〕的操作線方程。〕計(jì)算D/W1設(shè)進(jìn)料流量為F，進(jìn)展物料衡算，有FDD1 2

WD1

1 W 〔a〕D1.50DFx DxF 1 D1

Dx2

WxW即 0.5F0.98D1

0.90

1 0.02W 〔b〕D1.50D將ab2，整理得 1.493D1

0.96W故 D/W0.96/1.4930.6431〔2〕其次段塔的操作線方程由于L2

LD1

qRDD1

1.202.501.50D D2 2

3.50D2V V2

LD1

qRDD1

1.202.501.50D2

1.50D2

6D2對加料板以上進(jìn)展物料衡算，有VyL2 2

xDx1

Dx2 D2即 VyLx1.50Dx Dx Lx(1.50x x )D2 2 2 D1 2 D2 2 D1 D2 2代入數(shù)據(jù)，得 6Dy3.50Dx(1.500.980.90)D2 2 23.50 0.980.90整理得 精餾設(shè)計(jì)型計(jì)算

x 0.583x0.3956 6用一連續(xù)精餾塔分別由組分A、B所組成的抱負(fù)混合液。原料液和餾出液中含組分A的含量分別為0.45和0.6均為摩爾分?jǐn)?shù)2.3，最小回流比為1.65。試說明原料液的進(jìn)料熱狀態(tài)，并求出q值。q題知平衡方程為x 2.3xy1(1)x11.3x精餾段操作線方程為R 1 R

1 1.65 0.96y x x

min

x x 0.623x0.362R1 R1 D聯(lián)立上面兩式，解得

Rmin

1

1 Dmin

1.651 1.651x 0.417，yq q

0.622因x x,yq F

x故原料液的進(jìn)料熱狀況為汽液混合物。Fq線方程得xy q x Fxq1 q1即 0.622 q

0.417

0.45q1 q1解得 q=0.839100kmol/h0.4〔摩爾分率，下同，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.02.0，操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。試求：⑴用逐板計(jì)算法求理論板數(shù)；⑵塔內(nèi)循環(huán)的物料流量。NT首先求出兩操作線方程，其中精餾段操作線方程為R x 2 0.97y n1

D xR1 21

0.667x21

0.323 ⑴提餾段的操作線方程y

RDqF x WxWn1

RDqFW n RDqFWD和W由全塔物料衡算求得，即解得且 q1

DWF1000.02W1000.4D40kmol/h，W60kmol/h故 yn1

2401100x24010060

600.0224010060

1.5xn

0.01 ⑵氣液平衡方程為

yy

y⑶2.471.47y⑶理論板數(shù)NT

由逐板計(jì)算法求得，即：從塔頂開頭往下計(jì)算，因承受全凝器，故y x 0.971 Dx1，即y，即2

0.971x 1

0.927y 0.6670.9270.3230.9412依次交替使用式⑶和式⑴，直至xn止。yyxxy

0.40xm

0.02為123456780.970.9410.9010.8480.7850.7250.6670.6220.9270.8660.7870.6930.5970.5160.4480.40(0.40,加料板〕91011121314150.5900.5420.4760.3940.3020.08940.04730.3680.3240.2690.2080.1490.03820.0197 0.02故所需理論板數(shù)為1〔不包括再沸器，從上往下的第8層為加料板。⑵塔內(nèi)物料循環(huán)量因泡點(diǎn)回流，精餾段循環(huán)量為LRD240kmol/hV(R1)D(21)40120kmol/h凈流量為V-L1028040kmol/h提餾段循環(huán)量為凈流量為L”

V”

18012060kmol/h將二硫化碳和四氯化碳混合液進(jìn)展恒餾出液組成的間歇精餾。原料液組成為0.4〔摩爾分?jǐn)?shù)，下同，餾出液組成為0.9〔維持恒定，釜液組成到達(dá)0.0791.76操作條件下物系的平衡數(shù)據(jù)列于下面附表中：xyxy000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.0解：先在x-y圖上按給定的平衡數(shù)據(jù)作出平衡曲線及對角線，在對角線上找到點(diǎn)a〔0.95，0.95〕，然后在平衡曲線上查得當(dāng)x 0.079時(shí)，與之平衡的，則WRmin

xDyWy xW

0.950.26.200.20.079故R 1.76R1.766.2010.9min所以精餾段操作線截距為xD 0.95

0.08，定為b點(diǎn)，連接abR1 10.91即為操作線從點(diǎn)a開頭在平衡線與操作線之間繪階梯，直至x x (0.079)。從圖可知，n W7塊理論板。在常壓連續(xù)精餾塔中分別某抱負(fù)溶液，原料液濃度為0.4，塔頂餾出液濃度為0.95，塔釜產(chǎn)品組成為0.05〔均為易揮發(fā)組分的摩爾分率2.6、2.34及2.44，取回流比1.5⑴試用簡捷法確定完成該分別任務(wù)所需的理論塔板數(shù)及加料板位置。⑵假設(shè)原料液組成變?yōu)?.〔摩爾分率解：⑴簡捷法計(jì)算理論塔板數(shù)的步驟如下：Rmin由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，故1 xR

(1xD)min

1 x 1xF F式中，相對揮發(fā)度a承受塔頂與塔底相對揮發(fā)度的幾何平均值，即 2.62.342.47D W故 R

1 0.952.47(10.95)

1.48min

2.4710.40 10.40 ②最小理論板數(shù)Nmin x

1x

0.95 10.05Wlg1D W

W

lg

DN D

x

1 10.95 0.05

15.51min③理論塔板數(shù)N

lg

lg2.47由題意 R1.5R 1.51.482.22minRR則

min

2.221.480.23R1 2.221由此值查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖得

NN

min0.43N1將N 5.51代入上式中，得全塔理論塔板數(shù)minN10.411(不包括再沸器)④進(jìn)料板位置將芬斯克方程式中的釜液組成xW

xF

，a按塔頂和進(jìn)料相對揮發(fā)度的幾何平均值計(jì)算，便可求出精餾段的最少理論塔板數(shù)Nmin1D2.62.44D2.62.44F

2.52 x

1x

0.95 10.4Wlg1D W

W

lg

DND

x x

1

10.95

0.4

12.62min

lg

lg2.52前邊已查出

RR

min

2.221.480.23時(shí)NN

min

0.43R1 2.221 N1將N 2.62代入得包括進(jìn)料板在內(nèi)的精餾段理論塔板數(shù)N 5.4，即加料板為從min1 16塊理論板。0.7最小理論塔板數(shù)是在全回流的狀況下所需要的理論板數(shù)，故在分別任務(wù)肯定的前提下，進(jìn)料組成的轉(zhuǎn)變對最小理論塔板數(shù)無影響所以組成轉(zhuǎn)變后最小理論板數(shù)N min包括再沸器。知x 0.98,xD

0.55,xF

0.30,xW

0.02〔均為易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)平均相對揮發(fā)度為2.5，含量較高的原料液參加量為0.2F，試求塔頂易揮發(fā)組分的回收率；為到達(dá)上述分別要求所需的最小回流比?！硨θM(jìn)展物料衡算，有FSDWFx SxF S

DxD

WxWW所以 DxFxWF x xD W故

SxSxF x WD W

0.300.020.20.550.020.4020.980.02 0.980.02 DxD

100%

DxD 100%

0.4020.98

100%96.1%Sx FxS F

F(0.2xS

x ) 0.20.550.30F〔2〕兩股加料口之間的操作線方程可由該段任一塔截面與塔頂作物料衡算而求得V”y0.2FxS

L”xDxDyL”

xDxD

0.2FxSV”由于泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，則有V”

V(R1)DL”LqSL0.2FRD0.2F所以R0.2F/Dy

x 0.2Fxx D

/DR0.2/0.402x

0.980.20.55/0.402R1 R1 R1 R1R0.498 0.706即 y

xR1 R1

〔1〕挾點(diǎn)，假設(shè)為AB，則①當(dāng)點(diǎn)A為挾點(diǎn)時(shí)，x xA F

0.30ax

2.50.30yA1aAx

11.50.30

0.5171A將x,y 代入方程〔1〕得A0.517

Rmin

0.4980.30 0.706Rmin

1

1min②當(dāng)點(diǎn)B為挾點(diǎn)時(shí)，x xB S

0.55ax

R =1.56min12.50.55yB1aBx

11.50.55

0.7531B將x,y 代入方程〔1〕得B0.753

Rmin

0.4980.55 0.706由于 R Rmin1 min2所以A點(diǎn)先挾緊，則R =1.56min

Rmin

1 R =1.12min2

1min操作型計(jì)算5〔包括塔釜0.5的苯-甲苯混合液預(yù)熱至泡點(diǎn)，3R=3D/F=0.44，物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。求操作可得的塔頂和塔底產(chǎn)品組成x,x 。D W〔提示：可設(shè)x 0.194作為試差初值〕W解：對全塔進(jìn)展物料衡算，有FDWFx DxF D

WxW得 x

x xF Wx設(shè)x 0.194，則xW

D D/F0.1940.44

W0.1940.889精餾段操作線方程y R x

1 x

3

0.889

0.75x0.222R1 R1 D提餾段操作線方程為

31 31LqF W RF/D F/D1y x x x xLqFW LqFW W R1 R1 W31/0.44x1/0.4410.1941.32x0.061731 31平衡線方程為

yy

y2.471.47y從塔頂往下逐板計(jì)算〔當(dāng)由x計(jì)算y 時(shí)改用提餾段操作線方程，結(jié)果如下序號yx序號yx10.8890.76420.7950.61130.6800.46240.5480.32950.3730.194xx0.194x0.889x0.194W 5 D W某A、B混合液用連續(xù)精餾方法加以分別，混合物中含A0.5，進(jìn)料量為1000kmol/hA0.90.1〔皆為摩爾分率3⑴寫出塔的操作線方程。⑵假設(shè)要求塔頂產(chǎn)品量為600kmol/h，能否得到合格產(chǎn)品？為什么？⑶假定精餾塔具有無窮多理論板，塔頂采出量D為300kmol/h，此時(shí)塔底產(chǎn)品x 能W否等于零？為什么？解：⑴精餾段操作線方程0.9,得精餾段操作線方程為DR x 3 0.9y x D x 0.75x.0225R1 R1 31 31對全塔作物料衡算 DWF1000解得 D500kmol/h，W500kmol/hLRD35001500kmol/h泡點(diǎn)進(jìn)料q1，則得提餾段操作線方程式為LqF Wy x xLqFW LqFW W 150011000 x

500

0.11.25x0.25150011000500 150011000500⑵如塔頂產(chǎn)品量為D600kmol/h，當(dāng)料液中輕組分全部進(jìn)入塔頂產(chǎn)品時(shí)，塔頂產(chǎn)品所能到達(dá)的最大濃度為x FxF

10000.50.830.90,明顯不能得到合格產(chǎn)品。Dmax

D 600D600kmol/h時(shí)，因受物料衡算的限制，回流比再大也不行能得到合格產(chǎn)品。此時(shí)，要想得到合格產(chǎn)品，只有降低采出量，使之滿足規(guī)定產(chǎn)品純度下的物料衡算，所以保證合格產(chǎn)品時(shí)的最大塔頂采出量為Dmax

FxFx

10000.5555.6kmol/h0.9D⑶假定理論板數(shù)N，故可假定塔頂產(chǎn)品組成x 到達(dá)1.0，塔頂輕組分采出量為DDx 300kmol/hFxD F

10000.5500kmol/h，除去塔頂產(chǎn)品帶出的那局部輕組格外其余的必定聽從物料衡算關(guān)系而進(jìn)入塔底釜液中故x 不WxW

500300

0.286,明顯在此工況下，塔底產(chǎn)品純度與回流比無關(guān)，完全受物料衡算掌握。當(dāng)D增加時(shí)，塔底產(chǎn)品純度提高。17．在連續(xù)精餾塔中分別相對揮發(fā)度為2.5的雙組分混合物，進(jìn)料為飽和蒸汽，其中含易揮發(fā)組分A為0.〔摩爾分率，下同，操作回流比為，并測得塔頂、塔底中A的組成分別為0.95和0.05，假設(shè)塔釜上方那塊實(shí)際板的氣相默弗里效率E 0.65，試求該板上升mVy。n解：對全塔進(jìn)展物料衡算，有

DWFDx WxD W

FxFF100kmol/h，則代入條件，可得D38.9kmol/h,W61.1kmol/hq0，則提餾段上升蒸汽流率為V”V(1q)F(R1)D(1q)F(41)38.910094.5kmol/h液相流率為

LqFRDqF438.9155.6kmol/h所以提餾段操作線方程為對塔釜上方板

y

L”xV”

WxV”

155.6x94.5 WxW

61.10.051.65x94.5 2.50.05

0.032y yn1 W

W

0.11611.50.05將yn1代入提餾段操作線方程，可求得釜上方板下降液相組成xn0.090，則與此液相相平衡時(shí)的汽相組成為y* xn

2.50.090 0.198n n

11.50.090E ynyn10.6mV代入上述數(shù)據(jù)可得 yn

y*yn n10.165用精餾塔分別某二元混合物，塔精餾段操作線方程為y0.80x0.182，提餾段操作方程為y1.632x0.056，試求：⑴此塔的操作回流比RxD⑵飽和蒸汽進(jìn)料條件下的釜液組成xW解：⑴依據(jù)精餾段操作線的斜率求取回流比RxDx由于 y R x DxR1 R1所以 R 0.80，R4R1xD 0.182

0.910(摩爾分率)R1 D⑵依據(jù)提餾段操作線方程LqF Wy x xLqFW LqFW WLqF所以

1.632， W

0.056LqFW LqFW Wq0，則上二式為LLW

WxWW

0.056LRD,R4，代入上式，有RD 1.632, W1.549RDW DWxW 0.056, x

0.089〔摩爾分率〕RDW W多組分精餾承受精餾塔加壓分別四組分的原料液，其中含乙烯〔A〕0.341、乙烷〔B〕0.028、丙烯〔C〕0.502和丙烷〔D〕0.129，平均操作壓力為3039kPa，試求原料的泡點(diǎn)及平衡蒸汽的組成?！撑蔹c(diǎn)溫度及平衡的氣相組成25P-t-K3039kPa下各組分的平衡常數(shù)為乙烯K 1.80；乙烷K 1.25；丙烯K 0.47；丙烷K 0.411 2 3 4則yi

Kx11

Kx2

Kx3

Kx4 4由于yi

0.3411.800.0281.250.5020.470.1290.410.938128.5℃，可查得K 1.91；K 1.32；K 0.51；K 0.451 2 3 4則yi

Kx11

Kx2

Kx3

Kx4 40.3411.910.0281.320.5020.510.1290.451.0021故所設(shè)溫度28.5℃可承受，平衡時(shí)氣相組成為乙烯 y Kx 1.910.3410.6511 1 1乙烷 y Kx 1.320.0280.0372 2 2丙烯 y Kx 0.510.5020.2563 3 3丙烷 y Kx 0.450.1290.0582 2 2190.2%0.1%〔均為摩爾分率。由進(jìn)料流率為1000kmol/h，試按清楚分割狀況確定餾出液和釜液的流量及組成。解：由題意知，乙烷為輕關(guān)鍵組分，丙烯為重關(guān)鍵組分，由于是清楚分割，故可認(rèn)為輕組分A0，重組分D0，即對全塔任一組分i作物料衡算，有

x 0x 0。W,A D,Df Fxi Fi

DxDi

WxWi

dwi i由于F,x ,x ,x ,x ,x 均為，故利用上式可得兩端產(chǎn)品中各組分的流率Fi D,C W,B W,A D,Dd,wifif1000idDiwWi

，如下表序號ABCDf,kmol/hi34128502129d,kmol/hi34128-0.001W0.002D0w,kmol/h00.001W502-0.002D129由上表可知，餾出液流率D為D d 341280.001W0.002Di整理得結(jié)合總物料衡算 DFW1000W可解得 D369.11kmol/h,W630.89kmol/h將此二值代回上表可求得d 27.37kmol/h,dB C

0.74kmol/hw 0.63kmol/h,wB C

501.26kmol/hx

di,x

i，故可求得各組分在兩端產(chǎn)品中的組成如下表：wDi D Wi Ww組分組分x,mol%Dix,mol%Wi乙烯92.380乙烷7.420.10丙烯0.2079.45丙烷020.45用精餾方法將組成為A：7%；B：18%；C：32%；D：43%〔均為摩爾分率〕的四組分混合物進(jìn)展分別。此操作壓力下各組分的平均相對揮發(fā)度〔以重關(guān)鍵組分為基準(zhǔn)〕 , , ,Aj Bj Cj

2.52，1.99，10.84，假設(shè)要求在餾出液中回收進(jìn)料中96B，在釜液中回收96%的C，進(jìn)料及回流液均為泡點(diǎn)下的液體，試求：各組分在兩端產(chǎn)品中的組成；最小回流比；假設(shè)操作回流比為最小回流比的1.5倍，試用捷算法求所需的理論板數(shù)及加料位置。解〕BC為重關(guān)鍵組分，由于C和D故要按非清楚分割狀況進(jìn)展分析。F=100kmol/hd 0.96Fx 0.961000.1817.28kmol/hB FBw Fx d 1000.1817.280.72kmol/hFB Bd所以

17.2824w 0.72Bw 0.96Fx 0.961000.3230.72kmol/hFCd Fx d 1000.3230.721.28kmol/hC FC Cw故 C

30.721.28

24lgDW lgDW依據(jù)Hengstebeck法，

WlW WlW

Dh

i i

Dh

，則非關(guān)鍵組分在兩端產(chǎn)d品中的流率比i為

lg