化工原理学习指导-第6章-蒸馏-计算题答案

化工原理学习指导化工原理学习指导 第第 6 6 章章 蒸馏蒸馏 计算题答案计算题答案 6 31某二元混合物蒸汽 其中轻 重组分的摩尔分数分别为 0 75 和 0 25 在总压为 300kPa 条件下被冷凝至 40 所得的汽 液两相达到平衡 求其汽相摩尔数和液相摩尔数之比 已知轻 重组分在 40 时的蒸汽压分别为 370kPa 和 120kPa 解 两相中 720 0 120370 120300 0 B 0 A 0 B pp pp x888 0 300 720 0 370 0 AA x p p p p y 设汽相摩尔量为 V 液相摩尔量为 L 总量为 F 则 LVF LxVyFxF 由以上两式可得 217 0 75 0 888 0 72 0 75 0 F F xy xx L V 事实上 汽液平衡体系中 两相的摩尔量比值服从杆杠定律 6 32 苯和甲苯组成的理想溶液送入精馏塔中进行分离 进料状态为汽液共存 其两相组成 分别如下 用于计算苯和甲苯的蒸汽压方程如下 5077 0 F x7201 0 F y 8 220 1211 031 6lg 0 A t p 5 219 1345 080 6lg 0 B t p 其中压强的单位为Pa 温度的单位为 试求 1 该进料中两组份的相对挥发度为多少 2 进料的压强和温度各是多少 提示 设进料温度为92 解 1 混合物中两组分的相对挥发度 49 2 5077 0 1 5077 0 7201 0 1 7201 0 11 F F F F x x y y 2 设进料温度为 92 则 16 2 8 22092 1211 031 6 lg 0 A pkPa38 144 0 A p 762 1 5 21992 1345 080 6 lg 0 B pkPa83 57 0 B p 由此求得体系的相对挥发度为 496 2 83 57 38 144 0 B 0 A p p 其值与 1 中所求相对挥发度足够接近 故可认为进料温度为 92 体系总压为 kPa77 1015077 0 183 575077 0 38 1441 F 0 BF 0 A xpxpp 6 33 一连续精馏塔分离二元理想混合溶液 已知某层塔板上的气 液相组成分别为 0 83 和 0 70 与之相邻的上层塔板的液相组成为 0 77 而与之相邻的下层塔板的气相组成为 0 78 以上均为轻组分 A 的摩尔分数 下同 塔顶为泡点回流 进料为饱和液体 其组成 为 0 46 塔顶与塔底产量之比为 2 3 试求 1 精馏段操作线方程 2 提馏段操作线 方程 解 1 精馏段操作线方程 11 D n1n R x x R R y 将该板和上层板的汽液相组成代入有 a 1 77 0 1 83 0 D R x R R 再将该板和下层板的汽液相组成代入有 b 1 70 0 1 78 0 D R x R R 联解 a b 两式可得 5 2 R98 0 D x 则精馏段的操作线方程为 28 0 714 0 xy 2 提馏段操作线方程 WL Wx x WL L y W m1m 泡点进料 代入上式可得 qFLL WDF 1 q DL Wx x DL WDL y W m1m c Wm1m 1 1 1 x R DW x R DWR y FD WF xx xx W D 46 0 98 0 46 0 3 2 W x 可得 113 0 W x 将有关数据代入式 c 可得提馏段操作线方程为 048 0 429 1 xy 6 34 如图所示 用精馏塔分离二元混合物 塔顶有一分凝器和一个全凝器 分凝器引出的 液相作为回流液 引出的气相进入全凝器 全凝器引出的饱和液相作为塔顶产品 泡点进 料 进料量为 180kmol h 其组成为 0 48 轻组分的摩尔分数 下同 两组分的相对挥发度 为 2 5 回流比为 2 0 要求塔顶产品浓度为 0 95 塔底产品浓度为 0 06 求 1 分凝器和全凝器的 热负荷分别是多少 2 再沸器的热负荷是多少 3 理论上再沸器的最低热负荷是多少 已知塔 顶蒸汽冷凝相变焓为 22100kJ kmol 塔底液体汽化 相变焓为 24200 kJ kmol习题 6 34 y1 y0 xDx0 附图 解 求冷凝器和再沸器的热负荷 首先求出两者中的冷凝量和汽化量 1 全凝器冷凝量 kmol h94 84 06 0 95 0 06 0 48 0 180 WD WF xx xx FD 全凝器热负荷 kJ h1088 1 2210094 84 6 D DrQ 分凝器冷凝量 kmol h 9 16994 840 2 RDL 分凝器热负荷 kJ kmol1075 3 22100 9 169 6 LrQL 认为分凝器中的蒸汽和全凝器中的蒸汽冷凝潜热近似相等 2 再沸器蒸发量 kmol h82 25494 840 311 DRVFqVV 再沸器热负荷 kJ h1017 6 2420082 254 6 B rVQ 3 在产品产量和纯度要求一定的情况下 再沸器的热负荷取决于回流比 R R 越小则热 负荷越小 所以 再沸器的最小热负荷与最小回流比对应 饱和液体进料 最小回流比可 计算如下 16 1 48 0 1 95 0 15 2 48 0 95 0 15 2 1 1 1 1 1 F D F D min x x x x R kmol h47 18394 8416 2 1 minmin DRV kJ h1044 4 2420047 183 6 minminB rVQ 6 35 某二元连续精馏塔 操作回流比为 2 8 操作条件下体系平均相对挥发度为 2 45 原 料液泡点进料 塔顶采用全凝器 泡点回流 塔釜采用间接蒸汽加热 原料液 塔顶馏出 液 塔釜采出液浓度分别为 0 5 0 95 0 05 均为易挥发组分的摩尔分数 试求 1 精 馏段操作线方程 2 由塔顶向下数第二板和第三板之间的汽 液相组成 3 提馏段 操作方程 4 由塔底向上数第二和第三块板之间的汽 液相组成 解 1 精馏段操作线方程 18 2 95 0 18 2 8 2 11 D x R x x R R y25 0 737 0 xy 2 由相平衡方程 可得 x x y 11 y y x 1 95 0 D1 xy 886 0 145 2 45 2 1 1 1 y y x 903 0 25 0 737 0 12 xy 792 0 145 2 45 2 2 2 2 y y x834 0 25 0 737 0 23 xy 3 提馏段操作线方程推导 FRDFLqFLL DRVFqVV11 W WW 1 1 1 1 11 x FDR FD x FDR FRD DR xDF x DR FRD V Wx x V L y 5 0 05 0 95 0 05 0 5 0 WD WF xx xx F D 所以 0132 0 263 1 05 0 5 018 2 5 01 5 018 2 15 08 2 xxy0132 0 263 1 xy 4 由提馏段操作线方程可得 263 1 0132 0 y x 05 0 W1 xx 114 0 145 2 1 45 2 1 1 1 x x y 101 0 263 1 0132 0 1 2 y x 216 0 145 2 1 45 2 2 2 2 x x y181 0 263 1 0132 0 2 3 y x 6 36 用常压连续操作的精馏塔分离苯和甲苯混合液 已知进料含苯 0 6 摩尔分数 进料 状态是汽液各占一半 摩尔数 从塔顶全凝器中送出的馏出液组成为含苯 0 98 摩尔分数 已知苯 甲苯系统在常压下的相对挥发度为 2 5 试求 1 进料的气 液相组成 2 最小回流比 解 1 进料状态为汽液各占一半 摩尔数 6 0 F x 作易挥发组分的质量衡算 y F x F F 22 6 0 又有相平衡方程 x x y 5 11 5 2 联立求解 得 所以 进料的液相组成为 0 49 汽相组成为 0 71 49 0 x71 0 y 2 线方程为 5 0 qq F x q x q q y 1 1 1 2 1 xy 联立求解和 可得交点坐标为 x x y 5 11 5 2 2 1 xy49 0 q x71 0 q y 所以 227 1 49 0 71 0 71 0 98 0 qq qD min xy yx R 6 37 在常压连续精馏塔中分离二元理想混合物 塔顶蒸汽通过分凝器后 3 5 的蒸汽冷凝 成液体作为回流液 其浓度为 0 86 其余未凝的蒸汽经全凝器后全部冷凝 并作为塔顶产 品送出 其浓度为 0 9 以上均为轻组分的摩尔分数 若已知操作回流比为最小回流比的 1 2 倍 泡点进料 试求 1 第一块板下降的液体组成 2 原料液的组成 解 1 回流比 5 1 5 2 5 3 V V D L R 由相平衡关系 9 0 86 0 11 86 0 11 0 0 0 x x y465 1 由精馏段操作线方程得 876 0 15 1 9 0 86 0 15 1 5 1 1 1 1 D01 x R x R R y 由相平衡方程可求得 1 1 1 11x x y 828 0 1 x 2 原料液的组成 因为 所以 min 2 1 RR 25 1 min R 当采用泡点进料时 即1 q Fq xx a b 25 1 qq q min xy yx R D q q q 11x x y 联立求解 a b 式 可得758 0 q x821 0 q y 所以758 0 qF xx 6 38 某二元混合物含易挥发组分为 0 15 摩尔分数 下同 以饱合蒸汽状态状态加入精馏塔的底部 如附图所示 加料 量为 100kmol h 塔顶产品组成为 0 95 塔底产品组成为 0 05 已知操作条件下体系平均相对发度为 2 5 试求 习题 6 38 附图 1 该塔的操作回流比 2 由塔顶向下数第二层理论板上的液相浓度 解 1 全塔质量衡算 111 0 05 0 95 0 05 0 15 0 WD WF xx xx F D kmol h 1 11111 0 FD 根据恒摩尔流假定 塔内上升蒸汽量应等于进料量 即 V F 100kmol h 由可 DRV1 得 0 81 1 11 100 1 D V R 2 操作线方程为 106 0 889 0 18 95 0 18 8 11 D x R x x R R y 95 0 D1 xy 884 0 95 0 5 15 2 95 0 1 1 1 1 y y x F D W 892 0 106 0 889 0 12 xy 768 0 892 0 5 15 2 892 0 1 2 2 2 y y x 6 391kmol s 的饱和蒸汽态的氨 水混合物进入一个精馏段和 提馏段各有 1 块理论塔板 不包括塔釜 的精馏塔 进料中 氨的组成为 0 001 摩尔分数 塔顶回流为饱和液体 回流 量为 1 3kmol s 塔底再沸器产生的汽相量为 0 6kmol s 若操 作范围内氨 水溶液的汽液平衡关系可表示为 y 1 26x 求塔 顶 塔底的产品组成 习题 6 39 附图 解 参见本题附图 该塔共有包括塔釜在内的三块理论板 kmol s1 Fkmol s6 0 V 饱和蒸汽进料 则kmol s6 1 FVV kmol s3 1 LLkmol s3 0 LVDkmol s7 0 DFW 由相平衡方程 D1 xy 26 1 26 1 D1 1 xy x 由精馏段操作线方程 DD D D12 8323 0 16 3 26 1 16 13 16 3 16 13 xx x xxy 由相平衡方程 D 2 2 661 0 26 1 x y x 由提馏段操作线方程 WDW2W 6 7 661 0 6 13 6 7 6 13 xxxxy 由相平衡方程 所以 WW 26 1 xy DW 4322 1 427 2 xx 全塔物料衡算 DDWD 427 2 4322 1 7 03 07 03 0001 0 xxxx 解得 3 D 10402 1 x 4 W 10276 8 x 6 40 常压下在一连续操作的精馏塔中分离苯和甲苯混合物 已知原料液中含苯 0 45 摩尔 分数 下同 汽液混合物进料 汽 液相各占一半 要求塔顶产品含苯不低于 0 92 塔釜 残液中含苯不高于 0 03 操作条件下平均相对挥发度可取为 2 4 操作回流比 R 1 4Rmin 塔顶蒸汽进入分凝器后 冷凝的液体作为回流流入塔内 未冷凝的蒸汽进入全凝器冷凝后 作为塔顶产品 如图所示 试求 1 q 线方程式 2 精馏段操作线方程式 3 回流液组 成和第一块塔板的上升蒸汽组成 x2 y2 y1 yw xW x1 y1 y D x DxD 习题 6 40 附图 9 0 15 0 45 0 15 0 5 0 11 5 0 03 0 45 0 92 0 1 qq F qq wFD xx q x x q q yq qxxx 出出出 2 求 q 线与精馏段操作线交点坐标 557 0 343 0 4 11 4 2 9 0 q q q q q qq y x x x y xy 出出 273 0 703 0 137 2 92 0 137 2 37 2 37 2 696 1 4 1 696 1 343 0 557 0 557 0 92 0 nn1n qq qD min xxy R xy yx R 3 92 0 DD xy 827 0 92 0 14 21 4 2 11 D D D D D D x x x x x y 855 0 137 2 92 0 827 0 137 2 37 2 1 1 D D1 R x x R R y 6 41 某二元理想溶液 其组成为 xF 0 3 易挥发组分摩尔分数 下同 流量为 F 100kmol h 以泡点状态进入连续精馏塔 回流比为 2 7 要求塔顶产品纯度 xD 0 9 塔 釜产品浓度为 xW 0 1 操作条件下体系的平均相对挥发度为 2 47 塔顶全凝器 泡点回流 用逐板计算法确定完成分离任务所需的理论板数 解 相平衡方程 x x y 47 1 1 47 2 精馏段操作线方程 243 0 73 0 7 21 9 0 7 21 7 2 11 D x R x x R R y 全塔质量衡算 25 0 1 09 0 1 03 0 WD WF xx xx F D 提馏段操作线方程 W WW 1 1 1 1 11 x FDR FD x FDR FRD DR xDF x DR FRD V Wx x V L y 0811 0 81 1 xy 逐板计算中间结果如下 785 0 1 1 1 xy816 0 2 2 1 yx642 0 2 1 2 xy712 0 3 2 2 yx 500 0 3 1 3 xy608 0 4 2 3 yx386 0 4 1 4 xy525 0 5 2 4 yx 309 0 5 1 5 xy469 0 6 2 5 yx3 0263 0 6 1 6 Fd xxxy 395 0 7 3 6 yx210 0 7 1 7 xy299 0 8 3 7 yx147 0 8 1 8 xy 185 0 9 3 8 yx1 0084 0 9 1 9 W xxy 从计算结果来看 达到分离要求需要 9 块理论板 包括塔釜一块 其中精馏段 5 块 第 6 块板进料 6 42 设计一分离苯 甲苯溶液的连续精馏塔 料液含苯 0 5 要求馏出液中含苯 0 97 釜残 液中含苯低于 0 04 均为摩尔分数 泡点加料 回流比取最小回流比的 1 5 倍 苯与甲苯 的相对挥发度平均值取为 2 5 试用逐板计算法求所需理论板数和加料位置 解 求回流比 泡点加料 19 1 5 01 97 0 15 2 5 0 97 0 15 2 1 1 1 1 1 F D F min x x x x R D 所以785 1 19 1 5 15 1 min RR 精馏段操作线方程 97 0 1785 1 1 1785 1 785 1 1 1 1 D xx R x R R y348 0 64 0 xy 上式与 q 线方程联立求解 可得5 0 F xx668 0 5 0 qq yx 由点与点可得提馏段操作线方程 668 0 5 0 04 0 04 0 04 0 5 0 04 0 668 0 5 0 668 0 x y 015 0 365 1 xy 汽液平衡方程为 x x y 5 11 5 2 y y x 5 15 2 从塔顶开始计算 97 0 D1 xy928 0 97 0 5 15 2 97 0 5 15 2 1 1 1 y y x 代入精馏段操作线方程可得 942 0 348 0 928 0 64 0348 0 64 0 12 xy 精馏段逐板计算结果如下 塔板序号液相组成y气相组成x 010 92820 9700 020 86690 9421 030 78790 9028 040 69770 8523 050 60730 7945 060 52810 7367 070 46630 6860 其中 所以精馏段需要 6 块理论板 加料板为第 7 板块理论板 5 0465 0 F7 xx 提馏段逐板计算结果如下 塔板序号液相组成气相组成 070 46630 6860 080 39650 6216 090 30770 5263 100 21400 4050 110 13290 2771 120 07400 1665 130 03630 0860 提馏段需要 7 块理论板 04 0 0363 0 W13 xx 全塔共需 13 块理论板 第 7 块为加料板 6 43 用图解法求解第 6 42 题 6 44 苯和甲苯的混合物组成为 50 送入精馏塔内分离 要求塔顶苯的含量不低于 96 塔底甲苯含量不低于 98 以上均为质量百分数 苯对甲苯的相对挥发度可取为 2 5 操作回流比取为最小回流比的 1 5 倍 1 若处理 20kmol h 的原料 求塔顶馏出液和 塔底采出液各为多少 kg h 2 分别求泡点进料和饱和蒸汽进料情况下的最小回流比 3 求饱和蒸汽进料时进料板上一层塔板上升蒸汽的组成 假定进料组成与进料板上升的 蒸汽组成相同 4 若泡点进料 假定料液加到塔板上后 液体完全混合 组成为 50 质量分数 求上升到加料板的蒸汽组成 解 1 将已知的质量分数都转化为摩尔分数 541 0 F x966 0 D x0235 0 W x 据此可求塔顶馏出液的平均分子量 78 5kg kmol 塔釜采 出液的平均分子量 91 7kg kmol 由全塔质量衡算可求塔顶馏出液量 kg h862kmol h98 10 0235 0 966 0 0235 0 541 0 20 WD WF xx xx FD 则塔釜采出液量 习题 6 44 附图kg h827kmol h02 9 98 1020 DFW 2 泡点进料 最小回流比为 067 1 541 0 1 966 0 15 2 541 0 966 0 15 2 1 1 1 1 1 F D F D min x x x x R 饱和蒸汽进料 927 1 1 541 0 1 966 0 1 541 0 966 0 5 2 15 2 1 1 1 1 1 1 F D F D min x x x x R 3 操作回流比 89 2 927 1 5 15 1 min RR 精馏段操作线方程 247 0 744 0 91 2 966 0 91 2 1 91 2 11 xx R x x R R y D 饱和蒸汽进料 因进料组成与进料板上升蒸汽组成相同 如附图所示 因此 541 0 F y xF 1与 yF满足精馏段操作线方程 代入数据解得 xF 1 0 395247 0 744 0 1FF xy xF 1与 yF 1满足相平衡关系 619 0 394 0 15 21 394 0 5 2 11 1F 1F 1F x x y 4 操作回流比 60 1 067 1 5 15 1 min RR 饱和液体进料 kmol h55 2898 1060 2 1 DRVV kmol h57 372098 1060 1 FRDL 提馏段操作线方程 0074 0 316 1 0235 0 55 28 02 9 55 28 57 37 W xx V Wx x V L y 由题意 由加料板下降的液体浓度与进料浓度相同 xF 0 541 该浓度与下一板上升蒸汽 的浓度满足提馏段操作线方程 705 0 0073 0 316 1 F1F xy 此即为由进料板的下一层板上升的蒸汽 进入进料板 的浓度 xF xF 1 yF yF 1 yF 1 F 1 F F 1 2 1 y2 y1 xD x2 x1 6 45 某一连续精馏塔分离一种二元理想溶液 饱和蒸汽进料 进料量 进料kmol s10 F 浓度 轻组分摩尔分数 下同 塔顶产品纯度 塔底产品纯度 5 0 F x95 0 D x1 0 W x 系统的平均相对挥发度 塔顶为全凝器 泡点回流 塔釜间接蒸汽加热 且知塔釜的2 汽化量为最小汽化量的 1 5 倍 试求 1 塔顶易挥发组分的回收率 2 塔釜的汽化 量 3 流出第二块理论板的液体组成 塔序由塔顶算起 解 1 全塔质量衡算WDF WDF WxDxFx WD 101 095 0 5 010 WD 解以上方程组得 kmol s71 4 Dkmol s29 5 W 塔顶易挥发组分的回收率 5 89 100 5 010 95 0 71 4 100 F D Fx Dx 2 DRV1 FqVV 1 因为 所以 则 0 qFVV DRFV1 D WV R 由上式可知 塔釜的最小汽化量对应着最小回流比 即 min V min R D WV R min min 而 qq qD min xy yx R 点为线与平衡线的共同交点 qq y xq 由平衡线方程可得 x x y 11 x x y 1 2 因为 所以 将此数据代入上式可解得5 0 F x5 0 q y333 0 q x 所以 69 2 333 0 5 0 5 095 0 min R kmol s38 7 29 5 69 2 71 4 minmin WDRVkmol s07 1138 7 5 1 5 1 min VV 3 由汽液平衡方程可得 x x y 1 2 1 1 1 1 2 x x y 将代入上式解得 95 0 D1 xy905 0 1 x 因为47 3 71 4 29 5 07 11 D WV R 精馏段的操作线方程为 Dn1n 1 1 1 x R x R R y 将和代入上式可得 95 0 D x47 3 R 213 0776 0 n1n xy 所以915 0 213 0 905 0 776 0 213 0 776 0 12 xy 由汽液相平衡方程可得 2 2 2 1 2 x x y 将代入上式可解得 此即为流出第二块理论板的液体组成 915 0 2 y843 0 2 x 6 46 如图所示 用一个蒸馏釜和一层实际板组成 的精馏塔分离二元理想溶液 组成为 0 25 轻组分 摩尔分数 下同 的料液在泡点温度下由塔顶加入 两组分的相对挥发度为 3 4 若塔顶轻组分的回收 率达到 85 并且塔顶产品组成为 0 35 试求该层 塔板的液相默弗里板效率 习题 6 46 附图 解 由全塔质量衡算及回收率定义可得 25 0 35 0 35 0 25 0 85 0 W W F D WD WF F D x x x x xx xx Fx Dx 由该式可解得0955 0 W x 因为全塔为提馏段 且为泡点进料 所以 FL VD 647 1 0955 0 25 0 0955 0 35 0 WF WD xx xx D F V L 647 0 1647 1 1 D F D DF V W 所以提馏段操作线方程为 0618 0 647 1 nWn1n xx V W x V L y 已知 则与在理论上成平衡的液相组成为 35 0 D1 xy 1 y 137 0 35 0 4 24 3 35 0 1 1 1 1 y y x 该板的实际液相组成与自塔釜上升的蒸汽组成满足操作线方程 而与塔釜液相组成 W y W y 加热蒸汽 F xF W xW D xD y1 x1yW xF 成相平衡关系 264 0 0955 0 4 21 0955 0 4 3 11 W W W x x y 将此结果代入操作线方程 可得198 0 647 1 0618 0 W 1 y x 该板的默弗里板效率为 0 46 137 0 25 0 198 0 25 0 1F 1F n1n n1n ML xx xx xx xx E 6 47 有一 20 轻组分摩尔百分数 下同 甲醇 水溶液 用一连续精馏塔加以分离 希 望从塔顶和中间某板上分别得到 96 及 50 的甲醇溶液各半 釜液浓度不高于 2 操作 回流比为 2 2 泡点进料 塔釜采用直接蒸汽加热 试求 1 三段的操作线方程 2 所需理论板数及加料口 侧线采出口的位置 3 若只于塔顶取出 96 的甲醇溶液 问 所需理论板数较 1 多还是少 甲醇 水体系的汽液平衡数据见教材 P371 解 1 第一段操作线方程 11 1 n1n R x x R R y D 代入上式可得该段操作线方程为 2 2 R96 0 D1 x3 06875 0 n1n xy 第二段操作线方程 D22D11 s1s V xDxD x V L y 其中 2 DLL 21 DDLV D22D11s1s xDxDxLyV 所以 整理得 1 D22D11 s 1 2 1s DL xDxD x DL DL y 1 1 D212D1 s 12 1s R xDDx x R DDR y 考虑到 并代入有关数据 得第二段操作线方程 1 12 DD456 0 375 0 s1s xy 第一段与第二段操作线相交于点 6435 0 5 0 1 d 第二段操作线与线相交于点q2 0 F xx 531 0 2 0 2 d 连结点和点 得 531 0 2 0 2 d 0 02 0 e 02 0 2 0 02 0 0531 0 0 m1m xy 则第三操作线方程 059 095 2 m1m xy 2 图解法得所需理论板数 第 8 块为侧线采出 第 10 块为进料板 14 N 3 图解法得所需理论板数 比无侧线采出所需理论板数少 12 N 6 48 将流率为 100kmol h 组成为 轻组分摩尔分率 下同 的二元混合物送入4 0 F x 一精馏塔塔顶进行回收 要求塔顶回收率为 0 955 塔釜液组成为 泡点进料 05 0 W x 系统的平均相对挥发度 试求 1 馏出液组成 塔顶 塔底产量 2 操作线方0 3 c xD max y xD xF 0 4 程 3 在加料流率及塔釜蒸发量不变时 可能获得的最高馏出液浓度 解 1 因为 所以 F D Fx Dx FD FxDx 由全塔质量衡算可得 WDF WD 100 WDF WxDxFx W05 0 4 0100955 0 4 0100 解得 kmol h64 Dkmol h36 W597 0 D x 2 因为料液从塔顶加入 所以该塔只有提馏段 操作线方程为 W x V W x V L y 因为 FL DV 所以 即操作线方程为 05 0 64 36 64 100 xy 028 0 563 1 xy 3 在 F D W 一定的情况下 最大馏出液浓度对应着 理论板数为无穷多 习题 6 48 附图 此时 可能是操作线上端点落在平衡线上 即 xD y1 与 xF满足相平衡方程 如图所示 667 0 4 021 4 03 11 F F maxD x x yx 据此结果求得 不可能 00747 0 36 667 0 644 0100 maxD F W W DxFx x 由于塔顶 塔底采出率的制约 既使板数为无穷多 也不可能使 xD达到 0 667 与 N 对应的另一种可能现象是 操作线下端点落在平衡线上 即 则此时0 W x 625 0 FmaxD x D F x 6 49 用仅有两块理论塔板 不包括塔釜 的精馏塔提取水溶液中易挥发组分 流率为 50kmol h 的水蒸汽由塔釜加入 温度为 20 轻组分摩尔分数为 0 2 流率为 100kmol h 的原料液由塔顶加入 汽液两相均无回流 已知原料液泡点为 80 平均定压比热为 100kJ kmol 相变焓为 40000 kJ kmol 若汽液平衡关系为 y 3x 试求轻组分的回收率 解 此塔的特殊性在于它是个既无汽相回流也无液相回流的提馏塔 先确定加料热状况 15 1 40000 208010040000bp r ttcr q 塔内液相流量 这说明进料在塔顶将上升蒸汽中的 15kmol hkmol h11510015 1 qFL 冷凝 则进入塔顶冷凝器的蒸汽量为 35kmol h 此即为塔顶馏出液量 D 由于无回流 所以WL 由某截面至塔底的质量衡算可导出操作线方程 或 W WxLxyV WWW 3 23 2 50 115 50 115 xxxxx V W x V L y 其中 V 为塔内上升蒸汽流量 它等于塔釜通入的水蒸汽量 50kmol h 塔釜的上升蒸汽应与成平衡 即 W x WW 3xy 而塔釜的上升蒸汽与第二