化工分离工程例题

1、例2-2 已知在0.1013mpa压力下甲醇（1）水（2）二元系的汽液平衡数据，其中一组数据为：平衡温度t71.29，液相组成x10.6，气相组成y10.8287（摩尔分率）。试计算汽液平衡常熟，并与实测值比较。解：该平衡温度和组成下第二维里系数纯甲醇纯水交互系数混合物b11b22b12b10985958611014在71.29纯甲醇和水的饱和蒸汽压分别为： ；液体摩尔体积的计算公式为：甲醇：水： 计算液相活度系数的nrtl方程参数； 汽、液相均为非理想溶液a 计算汽相逸度系数由于本题已知平衡条件下的第二维里系数，故采用维里方程计算逸度系数。将式（231）用于二元物系， （a） （b）将式（2

2、33）变换成用该式求露点温度下混合蒸汽的摩尔体积解得 压缩因子 将、值代入（a）和（b）b 计算饱和蒸汽的逸度系数使用维里方程计算纯气体i的逸度系数的公式如下： （c）式中 纯气体i在温度t的第二维里系数； 纯气体i在温度t、压力p下的摩尔体积。对本计算特定情况，p即为 相应的压缩因子对甲醇，将、等数据代入下式得 由式（c） 0.949同理 0.993c 计算普瓦廷因子和基准态下得逸度由已知条件求甲醇的液相摩尔体积：同理可求出d 计算液相活度系数应用nrtl方程计算、同理 ；已知液相组成x10.6，x20.4同理e计算按式（235）计算各组分的汽液平衡常数 汽相为理想气体，液相为非理想溶液按式

3、（238） 汽、液均为理想溶液应用公式计算纯甲醇和水在0.1013mpa和344.44k时汽相逸度系数同理按式（241） 将各种方法计算的k值列表如下：组分实验值按式（235）按式（236）按式（238）按式（241）甲醇1.3811.3651.29751.3831.279水0.4280.4360.32500.42900.3297比较实验值和不同方法的计算值可以看出，对于常压下非理想性较强的物系，汽相按理想气体处理，液相按非理想溶液处理是合理的。由于在关联活度系数方程参数也做了同样简化处理，故按式（238）的计算值更接近于实验值。例23 某厂氯化法合成甘油车间，氯丙稀精馏二塔的釜液组成为：3氯

4、丙稀0.0145，1，2二氯丙烷0.3090，1，3二氯丙稀0.6765（摩尔分率）。塔釜压力为常压，试求塔釜温度。各组分的饱和蒸汽压数据为：（；：）：3氯丙稀1，2二氯丙烷1，3二氯丙稀解：釜液中三个组分结构非常近似，可看成理想溶液。系统压力为常压，可将汽相看成是理想气体。因此，试差过程见下表：组分7011098983氯丙稀0.0145223.580.032608.370.087462.230.0661484.490.06801，2二氯丙烷0.309043.1900.132149.190.455106.260.3242112.660.34101，3二氯丙稀0.676532.2130.2151

5、20.120.80283.9930.561088.7920.59101.000.3791.3440.95131.00结果：在100时，因此，塔釜温度应为100。本题也可利用相对挥发度来计算。根据相对挥发度的定义： （252）因为 故在式（252）两边分别除以后可得出又因，故由于随温度变化比小得多，所以在一定温度范围内可将看成常数。这样，由之值便可定出平衡汽液组成，并可定出，由便可定出沸腾温度（泡点温度）。以1，2二氯丙烷为相对挥发度之基准组分，则根据98时各组分之蒸汽压可得出：组分（98）3氯丙稀0.0145462.234.350.06310.06901，2二氯丙烷0.3090106.261.

6、000.30900.34051，3二氯丙稀0.676583.9930.7910.53600.59051.000.90811.00故所以 由1，2二氯丙烷的蒸汽压方程即可求得。虽然采用了98的相对挥发度数据，但计算结果与前法十分接近，完全满足工程计算的要求，而不需要试差。例25丙酮（1）丁酮（2）乙酸乙酯（3）三元混合物所处压力为2026。5kpa，液相组成为，（摩尔分率）。试用活度系数法计算泡点温度（逸度系数用维里方程计算；活度系数用wilson方程计算）。各组分的液相摩尔体积；wilson参数为（j/mol） 安托尼方程常数abc丙酮（1）14.63632940.4635.93丁酮（2）14

7、.58363150.4236.55乙酸乙酯（3）14.13662790.557.15组分的临界参数和偏心因子为丙酮（1）508.14701.500.309丁酮（2）535.64154.330.329乙酸乙酯（3）523.253830.090.363解：用abbott公式计算第二维里系数，交叉临界性质用lorentzberthelot规则求出。逸度系数计算用由于系统压力接近于各组分的饱和蒸汽压，普瓦廷因子近似等于1，故平衡常数公式简化为 计算步骤见下图开 始输入，及有关参数设并令，作第一次迭代计算、计算和计算是否第一次迭代nnnyyy有无变化调整圆整计算输出，结 束设泡点温度初值为500k，计算

8、机计算最终迭代泡点温度468.7k下各变量数值如下表所示：变量丙酮丁酮乙酸乙酯2544.7561468.2181565.7740.843530.797010.785360.843630.792190.791521.003191.355671.049951.259920.984040.81762例26已知氯仿（1）乙醇（2）溶液的浓度为（摩尔分率），温度为55。试求泡点压力及气相组成。该系统的margules方程常数为：，。55时，纯组分的饱和蒸汽压，第二维里系数：，。指数校正项可以忽略。解：将式（235）代入（250）中，并忽略指数项，得： （a）令对于二元系统，将其代入式（a） （b）因故

9、（c）同理 （d）在时，由margules方程求得：同理因为及是及的函数，而及又未知，故需用数值方法求解。为了确定及之初值，可先假设，由式（b）求出及和。因，故得及。以这个及，为初值，就可由式（c）和（d）算出及。再由此及算出新的及，。这样反复进行，直至算得的与和假设值相等（或差数小于规定值）时为止。以和、代入式（b），得：；将及，值代入式（c）和（d）中求出：；以上述及值代入式（b），得：故 由于此计算结果与第一次试算结果已相差甚小，故不再继续试算下去。因此，例27乙酸乙酯（1）丙酮（2）甲醇（3）三组分蒸汽混合物的组成为，（摩尔分率）。试求50时该蒸汽混合物之露点压力。解：气相假定为理想气

10、体，液相活度系数用wilson方程表示。由有关文献查得或回归的所需数据为：50时各纯组分的饱和蒸汽压，50时各纯组分的液体摩尔体积，由50时各组分溶液的无限稀释活度系数回归得到的wilson常数： 根据具体情况，计算框图如下：开 始输入，及有关参数估计，值计算计算是否变化输出，值结 束yn调整调整 假定值，取，。按理想溶液确定初值 由和求从多组分wilson方程得所以同理 求同理 求圆整得 ，在内层迭代汇总如下：迭代次数液相组成平衡常数10.330.340.331.30351.17131.09630.844520.29980.34370.35651.33281.18080.06550.8452

11、30.29290.34060.36641.34301.18481.05570.8452840.29070.33950.36981.34631.18611.05240.845350.289970.339090.379041.34751.186561.05130.8453460.289710.338960.371331.347791.186751.050920.8453570.289640.338910.371451.34791.186751.050820.84536 调整在新的下重复上述计算，迭代至达到所需精度。最终结果：露点压力平衡液相组成：，,2-8 进料速率为1000的轻烃混合物，其组成为

12、：丙烷=1000=0.30=0.1=0.15=0.45(1)30%;正丁烷（2）10%；正戊烷=50 =200(3)15%；正己烷45%（摩尔）。求50和200条件下闪蒸的气、液相组成及流率。，解：该物系为轻烃混合物，可按理想溶液处理。由给定的和，从查处，再采用上述顺序解法求解。核实闪蒸温度假设50为进料的泡点温度，则假设50为进料的露点温度。则说明进料温度的实际的泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。2.求，令（最不利的初值）因,应增大值。因为每一项的分母中仅有一项变化，所以可以写出仅含未知数的一个方程计算方程导数的公式为 当时 由， 以下计算依次类推，迭代的中间结果

13、列表如下：迭代次数12340. 10.290. 460.510. 87850. 3290. 0660.001734.6311.8911.32 数值已达到的图的精确度 用式计算，用计算 由类似计算得 ，4.求，5.核实和，因值不能再精确，故结果已满意。2-9闪蒸罐压力为85.46。温度为50，进入闪蒸罐物料组成为乙酸甲酯（1）0.33，丙酮（2）0.34，甲醇（3）0.33（摩尔分率）。试求气相分率及汽液相平衡组成。参数同例27。解：假定汽相为理想气体：按图框编制计算机程序计算开 始给定，估计初值， 计算计算 计算， 归一化，比较不收敛收敛输出1. 设，.由wilson参数计算活度系数为：，2.

14、计算3.假设，带入4. 用牛顿法确定 用求由式可得，由式可得：，迭代结果和最终结果见下表迭代次数平衡常数11.0971200.9859110.922297-0.000936921.1046920.9882670.9139210.0002458231.1065560.9888910.9118920.0000720941.1070880.9890700.9113180.0000214751.1072450.9891230.9111480.0000064261.1072920.9891390.9110980.0000019371.1073060.9891440.9110830.00000059最终结

15、果，前后两次迭代各组分液相组成得最大偏差例2-10闪蒸进料组成为：甲烷（1）20，正戊烷（2）45，正己烷（3）35（摩尔）；进料流率1500kmol/h，进料温度42。已知闪蒸罐操作压力是206.84kpa，求闪蒸温度、汽相分率、汽液相组成和流率。 解：已知条件表示成示意图该物系为理想溶液，k值由查ptk图或用公式计算得到。作热量衡算需要的热容数据和潜热数据如下：组分潜热，j/mol正常沸点，液体热容，1 甲烷8185.2-161.4846.052 正戊烷2579036.08166.053 正己烷2887268.75190.83气体热容，（式中 t：）由上表正常沸点数据可看出，沸点差远远大于

16、80100，属宽沸程闪蒸。采用牛顿法迭代，规定收敛精度：； 假设迭代变量的初值t15和，用式（2-71）、（2-72）和（2-73）迭代 。第一个完整的内层循环中间结果为： ， 0.2485， 0.2470， 0.2457， 0.2445， 0.2434， 0.2424， 0.2414， 0.2405， 0.2397，0.2390， 0.2383， 0.2377， 0.2371， 0.2366， 0.2361可见，的收敛是单调的。由收敛的值和式（2-67）、（2-68）分别计算xi和yi。第一次计算结果为： 当确定各股物料的焓值后，通过式（2-78）和（2-79）计算闪蒸温度t227.9。并重

17、新开始内层迭代。整个迭代过程汇总于附表1。值得注意的是：由于内层的收敛值振荡，造成外层温度值的振荡。随外层迭代次数的增加，内层收敛的迭代次数减少。附表1迭代次数估计温度的迭代次数计算温度115.00160.236127.903227.903130.267721.385321.385140.249625.149425.14970.256723.277523.27730.255124.128624.12820.255123.786723.78620.255023.930823.93020.255023.875923.87520.254023.9001023.90020.254923.892最终组成

18、和流率 kmol/h；kmol/h例3-2设计一个脱乙烷塔，从含有6个轻烃的混合物中回收乙烷，进料组成、各组分的相对挥发度和对产物的分离要求见设计条件表。试求所需最少理论板数及全回流条件下馏出液和釜液的组成。脱乙烷塔设计条件编号进料组分mol %1ch45.07.3562c2h635.02.0913c3h615.01.0004c3h820.00.9015i-c4h1010.00.5076n-c4h1015.00.408设计分离要求馏出液中c3h6浓度 2.5mol %釜液中c2h6浓度 5.0mol %解：根据题意，组分2（乙烷）是轻关键组分，组分3（丙烯）是重关键组分，而组分1（甲烷）是轻组

19、分，组分4（丙烷）、组分5（异丁烷）和组分6（正丁烷）是重组分。要用芬斯克公式求解最少理论板数需要知道馏出液和釜液中轻、重关键组分的浓度，即必须先由物料衡算求出及。取100摩尔进料为基准。假定为清晰分割，即，则根据物料衡算关系列出下表：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1ch45.05.002c2h6（lk）35.031.893.113c3h6（hk）15.00.9514.054c3h820.020.005i-c4h1010.010.006n-c4h1015.015.00100.037.8462.16用式（3-11）计算最少理论板数： 为核实清晰分割的假设是否合理，计算塔釜液重ch4的摩

20、尔数和浓度： （摩尔分率）同理可计算出组分4，5，6在馏出液中的摩尔数和浓度： ， ，可见，ch4、i-c4h10和nc4h10按清晰分割是合理的。c3h8按清晰分割略有误差应再行试差。其方法为将d4的第一次计算值作为初值重新做物料衡算列表求解如下：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1ch45.05.002c2h6（lk）35.035.00.05w0.05w3c3h6（hk）15.00.025d150.025d4c3h820.00.644819.35525i-c4h1010.010.00006n-c4h1015.015.0000100.0dw 解d和w完成物料衡算如下：编号组分进料，fi

21、馏出液，di釜液，wi1ch45.05.002c2h6（lk）35.031.92673.07333c3h6（hk）15.00.963414.03664c3h820.00.6448*19.3552*5i-c4h1010.010.00006n-c4h1015.015.0000100.038.534961.4651*需核实的数据再用式（3-11）求nm： 校核d4： 由于d4的初值和校核值基本相同，故物料分配合理。例3-3苯（b）甲苯（t）二甲苯（x）异丙苯（c）的混合物送入精馏塔分离，进料组成为：zb0.2，zt0.3，zx0.1，zc0.4（摩尔分数）。相对挥发度数据：b2.25，t1.00，x

22、0.33，c0.21。分离要求：馏出液中异丙苯不大于0.15%；釜液中甲苯不大于0.3%(摩尔)。计算最少理论板和全回流下的物料分配。解：以100摩尔进料为计算基准。根据题意定甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分。从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物流衡算时，要根据它的相对挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行修正。物料衡算表如下：组分进料，fi馏出液，di釜液，b2020t30300.003w0.003wx101*9*c*为二甲苯的初定值解得 d50.929，w49.071则 dt29.853，0.147 dc0.0764，39.

23、924带入式（3-11）nm7.42 由nm值求出中间组分的馏出量和釜液量： dx 由于初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算：组分进料，fi馏出液，di釜液，b2020t30300.003w0.003wx100.5199.481c 二次解得 d50.446，w49.554则 dt29.852，0.148 dc0.0757，39.924 再求nm：nm7.42 校核dx：dx 再迭代一次，得最终物料衡算表：组分进料馏出液釜液数量mol %数量mol %数量mol %苯20202039.65甲苯303029.851359.180.14870.3二甲苯10100.51501.029.485019.

24、14异丙苯例3-4试计算分馏塔（例3-2）的塔板数和进料位置。已知条件见下表：编号组分ixi,fxi,dmol %1ch47.3560.050.12985.02c2h62.0910.350.828535.03c3h61.0000.150.02515.04c3h80.9010.200.016720.05i-c4h100.5070.1010.06n-c4h100.4080.1515.0 设计分离要求 馏出液中c3h6浓度 2.5mol % 釜液中c2h6浓度 5.0mol %操作条件：冷凝器压力 2.736mpa（绝压） 进料状态 泡点液体塔顶板压力 2.756mpa（绝压） 回流状态 泡点液体每

25、板压力降 0.693kpa 平均板效率 75解：先由已知条件求出最小回流比。由式（3-3b）得 用试差法求出：1.325，代入式（3-3a）故最小回流比rm1.306取操作回流比为最小回流比的1.25倍：r1.251.3061.634 由图3-13求所需的理论板数： 查图得 nm/n=0.47故 n6.80/0.4714.5该塔需要13.5块理论板，或13.5/0.7518块实际板。再沸器的效率按100计，相当于一块实际板。为确定进料板位置，以馏出液核进料中关键组分的摩尔比代入芬斯克方程而求出精馏段的最少理论板数，即： （nr）m= 故精馏段（包括进料板）的理论板数为，3.6/0.477.7块

26、，而实际板数为7.7/0.7510块，即进料板在从下往上数8块板（不包括再沸器）。例3-5用萃取精馏法分离正庚烷（1）-甲苯（2）二元混合物。物料组成z1=0.5；z2=0.5(mol分数)。采用苯酚为溶剂，要求塔板上溶剂浓度xs=0.55(mol分数)；操作回流比为5；饱和蒸汽进料；平均操作压力为124.123kpa。要求馏出液中含甲苯不超过0.8（mol），塔釜液含正庚烷不超过1（mol）（以脱溶剂计），试求溶剂与进料比和理论板数。 解：计算基准100kmol进料，设萃取精馏塔有足够高的溶剂回收段，馏出液中苯酚浓度（xs）d0。 脱溶剂的物料衡算： ； 代入已知条件 解得 ；计算平均相对挥

27、发度： 由文献中查得本物系有关二元wilson方程参数（j/mol）： 各组分的安托尼方程常数：组分abc正庚烷6.018761264.37216.640甲 苯6.075771342.31219.187苯 酚6.055411382.65159.493 ， t：； ps：kpa各组分的摩尔体积（cm3/mol）： v1147.47 ， v2106.85 ， vs83.14假设在溶剂进料板上正庚烷与甲苯的液相相对浓度等于馏出液浓度，则x10.4464，x20.0036，xs0.55。经泡点温度的试差得： 泡点温度为109.4。同理，假设塔釜上一板液相中正庚烷与甲苯的相对浓度为釜液脱溶剂浓度，且溶剂

28、浓度不变，则x10.0045，x20.4455，xs0.55。作泡点温度计算得：泡点温度为132.7。故平均相对挥发度为： 根据该数据，按公式作图。核实回流比和确定理论塔板数： 由露点进料，图上图解最小回流比： 故rrm 按操作回流比在图上作操作线，然后图解理论塔板数，得n14（包括再沸器），进料板为第7块（从上往下数）。确定溶剂/进料： 粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度： 若按塔釜上一板估计,则由=28.32和=9.76得=0.1。从式（345）可看出，用较小的值计算溶剂进料量较稳妥。 由式（345）经试差可解得s： s270 所以，s/f=2.7例3-7原料含苯酚1.0%(摩尔

29、)，水99，釜液要求含苯酚量小于0.0 01%。流程如图330所示。苯酚与水是部分互溶系，但在101.3kpa压力下并不形成非均相共沸物，而有均相共沸。因此，塔和塔出来的蒸汽在冷凝冷却器中冷凝并过冷到20，然后在分层器中分层。水层返回塔作为回流。酚层送入塔。要求苯酚产品纯度为99.99%。假定塔内为恒摩尔流率，饱和液体进料，并设回流液过冷对塔内回流量的影响可以忽略。试计算：（1）以100摩尔进料为基准，塔和塔的最小上升汽量是多少？（2）当各塔的上升汽量为最小汽量的4/3倍时，所需理论塔板数是多少？（3）求塔及塔的最少理论塔板数。 料液，1w2，苯酚w1，水2033.1%1.68n+1nm+1m

30、题13附图解：由文献上查得苯酚水系统在101.3kpa下的汽液平衡数据为：x酚y酚x酚y酚x酚y酚x酚y酚000.0100.01380.100.0290.700.1500.0010.0020.0150.01720.200.0320.800.2700.0020.0040.0170.01820.300.0380.850.3700.0040.00720.0180.01860.400.0480.900.550.0060.00980.0190.01910.500.0650.950.770.0080.0120.0200.01950.600.0901.001.00并查得20时苯酚-水的互溶度数据为： 水层含

31、苯酚 1.68（摩尔） 酚层含水 66.9（摩尔）（1） 以100摩尔进料为基准，对整个系统作酚的衡算，得： 0.00001w10.9999w21.00 w1w2100故得 w199.0；w21.0 确定塔的操作线：精馏段的操作线可由第n块与第n1块之间至塔釜一起作物料衡算，得出： （a）而提馏段的操作线为： （b）最小上升汽量相当于最小回流比时的汽量。若夹点在进料板，则由（a）得出： 故 （0.0138是与进料组成xf0.01成平衡的汽相组成） 若夹点在塔顶，因回流液组成为x回0.0168，故夹点之汽相组成应为与回流液成平衡的y值，故y0.0181（由平衡数据内插得来）。由式（a）得出： 故

32、 因此值大于按夹点在进料板处所求得的值，故对塔来说，塔的夹点必在塔顶，即夹点之坐标为（x0.331，y0.0403）。以此值代入塔之操作线方程式： （c） 故 （2）求塔的理论板数： 精馏段： 提馏段： 代入（a）及（b）得出： 精馏段操作线为： 提馏段操作线为： 由操作线方程式及已知平衡线，在yx图上由到之间绘阶梯，可得出所需理论板数为16。（3）求塔的理论板数： 代入（c）得： 按一般方法，在yx图上由 到 在平衡线与操作线之间画阶梯，可得出所需理论板数为8。（4）塔的最少理论板数可在yx图上，从到 ，在平衡线与对角线之间绘阶梯得出： 塔的最少理论板数则在yx图上，从到 ，在平衡线与对角线

33、之间绘阶梯得出：例3-8已知原料气组成为：组分ch4c2h6c3h8i-c4h10n-c4h10i-c5h12n-c5h12n-c6h14摩尔分数0.7650.0450.0350.0250.0450.0150.0250.045拟用不挥发的烃类液体为吸收剂在板式吸收塔中进行吸收，平均吸收温度为38，操作压力为1.013mpa，要求ic4h10的回收率为90。计算：最小液气比；操作液气比为最小液气比的1.1倍时所需的理论板数；各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成；塔顶应加入的吸收剂量。解：查得在1.013mpa和38下各组分的相平衡常数列于下表。最小液气比的计算： 在最小液气比下； 理论板数的计算

34、： 操作液气比 关键组分ic4h10的吸收因子为： 按式（3-82），理论板数为： 尾气数量和组成的计算：组分进料中各组分的量kmol/h相平衡常数k吸收因子a吸收率被吸收量kmol/h塔顶尾气数量kmol/h组成y(mol分数)ch476.517.40.0320.0322.44874.050.923c2h64.53.750.1480.1480.6683.8340.048c3h83.51.30.4260.4261.4912.0090.025i-c4h102.50.560.990.902.2500.2500.003n-c4h104.50.41.3860.994.4550.0450.0006i-c

35、5h121.50.183.081.001.5000.00.0n-c5h122.50.1443.851.002.5000.00.0n-c6h144.50.0569.91.004.5000.00.0合计100.019.81080.1901.00 塔顶加入的吸收剂量：塔内气体的平均流率为： kmol/h塔内液体的平均流率为： 由，得：kmol/h例41有一精馏塔分离nc4，nc5和nc8混合物。已知：进料量10000kmol/小时，饱和液体进料；进料组成 ，（摩尔分率）；分离要求nc5在馏出液的回收率99，nc8在釜液的回收率98；塔顶采用全凝器，饱和液体回流，回流比；塔平均操作压力200kpa。求

36、总平衡级数和适宜进料位置。解：按恒摩尔流计算。k值有ptk图查得。全塔物料衡算和计算起点的确定按清晰分割 由回收率得 kmol/h 物料衡算表组分馏出液釜液n-c415000.36600n-c524750. 605250.004n-c81200.02958800.99640951.00059051.000由于进料中只有轻非关键组分，故馏出液浓度较易准确估计，逐级计算宜从塔顶开始。相平衡计算 从上往下作各级露点计算。a 假设露点温度，由ptk图查ki,jb 以n-c5为参考组分计算： c.由查p-t-k图求tjd.重复ac各步至t收敛，并求 操作线方程 精馏段 式中 （因回流为饱和液体） 提馏段

37、 式中 故 逐级计算 塔顶设全凝器，馏出液浓度即为塔顶第一级上升蒸汽的浓度。组分第1级第2级yi,1=xi,dki,1(64.3)xi,1yi,2ki,2(99)xi,2n-c40.3663.220.1140.246.1540.039n-c50.6051.1550.5240.56452.5090.225n-c80.029/1.00.0810.358/0.9960.1935/0.9980.260.744/1.008核实第二级是否为进料级：按精馏段操作线计算yi,3，得；按提馏段操作线计算yi,3，得；则 故第二级为进料级。以下按提馏段操作线逐板计算。组分第3级第4级yi,3ki,3(132)xi

38、,3yi,4ki,4(146)xi,4n-c40.06710.150.00660.011412.950.00088n-c50.3844.50.08530.14395.60.0257n-c80.562/1.0130.620.906/0.9980.8410/0.99630.870.967/0.9936组分第5级第6级yi,5ki,5(149)xi,5yi,6ki,6(153)xi,6n-c40.001513.040.0001150.00019813.470.0000147n-c50.04135.90.0070.009166.110.0015n-c80.9461/0.98980.950.9959/1

39、.030.9958/1.0050.9960.9997/1.001因为 和所以第6级（包括再沸器）为最后一级。估计值的校核根据轻、重关键组分的回收率已得到。因计算值为0.0000147，并且应等于1，故w值应调整为： w5905.868由全塔总物料衡算 d100005905.8684094.132组成重新求馏出液的： 满足准确度，不再重复逐级计算。例42使用精馏塔分离轻烃混合物。全塔共5个平衡级（包括全凝器和再沸器）。在从上往下数第3级进料，进料量为100mol/h，原料中丙烷（1）、正丁烷（2）和正戊烷（3）的含量分别为z10.3 ，z20.3，z30.4（摩尔分率）。塔压为689.4kpa。

40、进料温度为323.3k（即饱和液体）。塔顶馏出液流率为50mol/h。饱和液体回流，回流比r2。规定各级（全凝器和再沸器除外）及分配器在绝热情况下操作。试用泡点法完成一个迭代循环。假设平衡常数与组分无关，由ptk图查得。液相和汽相纯组分的摩尔焓hj和hj可分别由例44中式（b）和（c）计算，其常数列于例44附表3和附表4中。解：馏出液量du150mol/h则l1ru1250100mol/h，由围绕全凝器的总物料衡算得v2l1u110050150mol/h迭代变量的初值列于下表级序号，jvj，mol/htj，k级序号，jvj，mol/htj，k10（无汽相出料）291.54150333.2215

41、0305.45150347.03150319.3 在假定的级温度及689.4kpa压力下，从图2-1得到的k值为：组分ki,ji12345c31.231.632.172.703.33nc40.330.500.710.951.25nc50.1030.1660.2550.360.49 第1个组分c3的矩阵方程推导如下 当v10，gj0（j1，5）时，从式（4-19）可得 所以， mol/h 类似得， a4200，a3100和a2100 当v10和gj0时，由式（4-20）可得 因此， mol/h 同理， b4-605，b3525.5，b2344.5，b1150 由式（4-21）得：d31000.3030mol/h 相类似， d1d2=d4=d5=0 将以上数值代入式（4-23），得到： 用式（4-26）和（4-27）计算pj和qj 按同样方法计算，得消元后的方程（式（4-29）的形式） 显