(完整版)化工原理(第四版)习题解第六章蒸馏最新（精华版）

1、第六章蒸馏相平衡【 6-1】苯 (a) 和甲苯 (b) 的饱和蒸气压数据如下。温度苯饱和蒸气压甲苯饱和蒸气压温度苯饱和蒸气压甲苯饱和蒸气压/o( p b ) / kpao( pb ) / kpa/o( pb ) / kpao( p b ) / kpa80.1101.3338.8100179.1974.5384113.5944.40104199.3283.3388127.5950.60108221.1993.9392143.7257.60110.6234.60101.3396160.5265.55115根据上表数据绘制总压为101.33kpa 时苯一甲苯溶液的尔定律。解计算式为00t - yx

2、图及 yx 图。此溶液服从拉乌pp bx00 , ypa xpapbp计算结果见下表苯-甲苯溶液的 txy 计算数据温度 (t ) / 0pp bx000yp a x80.184889296100104108110.6p a101.3344.4113.5944.4101.3350.6127.5950.6101.3357.6143.7257.6101.3365.66160.5265.66101.3374.53179.1974.53101.3383.33199.3283.33101.3393.93221.1993.931.00p b0.8230.6590.5080.3760.2560.1550.0

3、58113.59101.33127.59101.33143.72101.33160.52101.33179.19101.33199.32101.33221.19101.33p1.00.8230.9230.6590.8300.5080.7210.3760.5960.2560.4530.1550.3050.0580.1270苯-甲苯溶液的 tyx 图及 yx 图，如习题 6-1 附图 1 与习题 6-1 附图 2 所示。98.41.01.01150.3110.4911050.6560.811200.1570.2801100.4870.673125.600习题 6-1 附图 1苯-甲苯 t-y-x

4、图习题 6-1 附图 2苯-甲苯 y-x 图【 6-2】在总压 101.325kpa 下，正庚烷 -正辛烷的汽液平衡数据如下。液相中正庚烷的汽相中正庚烷的液相中正庚烷的摩汽相中正庚烷的摩温度 /摩尔分数(x)摩尔分数 ( y)温度 /尔分数 (x)尔分数 ( y)试求： (1)在总压 101.325kpa 下，溶液中正庚烷为0.35（摩尔分数）时的泡点及平衡汽相的瞬间组成； (2)在总压101.325kpa 下，组成 x0.35 的溶液，加热到117，处于什么状态？溶液加热到什么温度，全部汽化为饱和蒸气？解用汽液相平衡数据绘制tyx 图。(1)从 tyx 图上可知， x0.35时的泡点为113

5、.8，平衡汽相的瞬间组成y0.53 。(2)x0.35的溶液，加热到 117时为气液混合物，液相组成x0.24 ，汽相组成 y0.40 。x0.35的溶液加热到 118时，全部汽化为饱和蒸气。习题 6-2 附图正庚烷 -正辛烷 t-y-x 图【 6-3】 甲醇 (a)- 丙醇 (b) 物系的汽液平衡服从拉乌尔定律。(1) 试求温度 t80 、液相组成 x0.5 （摩尔分数）时的汽相平衡组成与总压。(2) 试求总压为101.33kpa 、液相组成 x0.4 （摩尔分数）时的汽液相平衡温度与汽相组成。(3) 试求液相组成x0.6 、汽相组成y0.84 时的平衡温度与总压。组成均为摩尔分数。用 an

6、toine 方程计算饱和蒸气压 (kpa)pa甲醇lgo7.197361574.99t238.86o丙醇lg pb6.744141375.14t193式中 t 为温度，。解(1)t80 )时， po181.1kpa， po50.93kpaaboppbxoopapb总压ppopoxpo181 .150.930.550.93116 kpaabb汽相组成po xayp181 .10.51160.781(2) 已知 p101.33 kpa， x0.4，求 x、yp101.33kpa 时，甲醇沸点为64.7，丙醇沸点为97.2，所求汽液相平衡温度必在64.7与 97.2之间。假设 t75计算 po151

7、.1kpa， po41kpa液相组成ppobxab101.33410.5480.4popo151.141ab计算的 x 值大于已知的 x 值，故所假设的温度t 偏小，重新假设大一点的t 进行计算。将 3 次假设的 t 与计算的 x 值列于下表，并在习题6-3 附图 1 上绘成一条曲线，可知x0.4 时的平衡温度t79.5 。习题6-3 附表计算次数第一次第二次第三次假设 t / 758085x0.5480.3870.252习题 6-3 附图 1pat79.5 时， o177.9kpa汽相组成ypa x =177.90.40.702p101.33(3) 已知 x0.6， y0.84，求 t， p

8、opap计算oby (1x)x(1y)0.84(10.6)0.6(10.84)3.5ab待求的温度 t，就是po / po3.5 时的温度，用试差法计算。假设 t80， po181.1kpa， po50.93kpapao181.1bpo50.93ab3.556 ，大于 3.5温度 t 越小，则po / po 就越大，故所假设的t 偏小。ab假设 t85， po215.9kpa， po62.75 kpapao215.9pbo62.75ab3.44用比例内插法求po / po =3.5 时的温度 tabt80 = 3.53.5560.05685803.443.5560.116t8085800.05

9、60.11682.4在此温度下， po197.2kpa， po56.35kpa ，则po / poab197.23.5ab56.35a故 t82.4 为待求的温度总压ppo x y197.20.6 0.84140 .9kpa【 6-4】 甲醇 (a)- 乙醇 (b) 溶液（可视为理想溶液）在温度20下达到汽液平衡，若液相中甲 醇和乙醇各为 l00g ，试计算汽相中甲醇与乙醇的分压以及总压，并计算汽相组成。已知20时甲醇的饱和蒸气压为11.83kpa ，乙醇为 5.93kpa 。解甲醇和乙醇的摩尔质量分别为32 和 46。甲醇为易挥发组成，液相组成为x100 / 32059100 / 32100

10、/ 46摩尔分数甲醇分压opap a x11.830596.98kpa乙醇分压o=5.931059 =2.43kpapp1xbb总压ppapb6.982.439.41kpa汽相组成y6.980.7429.41【 6-5】总压为 120kpa ，正戊烷 (a) 与正己烷 (b) 汽相混合物的组成为0.6（摩尔分数） ，冷却冷凝到 55，汽液相呈平衡状态。试求液相量与汽相量之比值（摩尔比）。此物系为理想物系。 55下纯组务的饱和蒸气压分别为po185.18 kpa， po64 .44 kpa 。ab解液相组成oppbx12064.44046popo185 .1864.44汽相组成oypa x =p

11、ab185.180.46 1200.71液相量 l 与汽相量 v 之比值lyxs0.710.60.786 （摩尔比）vxsx0.60.46【 6-6】利用习题 6-1 的苯一甲苯饱和蒸气压数据，(1)计算平均相对挥发度；(2)写出汽液相平衡方程； (3)计算 yx 的系列相平衡数据，并与习题6-1 作比较。解 (1) 80.1 时o101 .33pao1pb38 .82.61110.6时234.62.322101.33从计算结果可知，温度高，相对挥发度小。平均122.612.322.46(2) 汽液相平衡方程yx1(1) x2.46x11.46x(3) 计算 yx 平衡数据，与习题6-1 的计

12、算结果接近。80.184889296100104108110.610.8230.6590.5080.3760.2560.1550.058010.920.8260.7180.5970.4580.3110.1310t / xy【 6-7】甲醇和丙醇在 80时的饱和蒸气压分别为181.lkpa 和 50.93kpa 。甲醇一丙醇溶液为理想溶液。试求：(1) 80 时甲醇与丙醇的相对挥发度；(2) 在 80下汽液两相平衡时的液相组成为0.5， 试求汽相组成； (3) 计算此时的汽相总压。解(1) 甲醇和丙醇在 80时的相对挥发度(2)yo181 .1pabpo50.93x0.5x3.5563.5560

13、.50.7811(1) x1(3.5561)0.5(3)总压opp a x =y181.10.50.781=116 kpa物料衡算及恒摩尔流量假设【 6-8】由正庚烷与正辛烷组成的溶液在常压连续精馏塔内进行分离。原料的流量为 5000kg/h ， 其中正庚烷的质量分数为0.3。要求馏出液中能回收原料中88% 的正庚烷，釜液中正庚烷的质量分数不超过 0.05。试求馏出液与釜液的摩尔流量，及馏出液中正庚烷的摩尔分数。解先将质量流量换算为摩尔流量，质量分数换算为摩尔分数，再作物料衡算。正庚烷 (c7 h16 ) 的摩尔质量 m a100kg / kmol ，正辛烷 (c8 h18 ) 的摩尔质量 m

14、 b114kg / kmol 。0.3x1000.328f0.30.71001140.05xw1000.05660.050.95100114原料的平均摩尔质量为1000.328114 10.328109.4kg / kmol原料的摩尔流量f500045.7kmolh 109.4将已知数 xf采出率计算式0.328 （摩尔分数） 、 xw0.0566 （摩尔分数）及f45.7kmol / h ，代入馏出液dxfxwfxdxwd0.3280.0566145.7xd0.0566并代入馏出液中正庚烷的回收率表达式dxdfxf0.88dxd45.70.3280.882由式 (1)与式 (2) 求得馏出液

15、流量 d13.9kmol / h ，馏出液中正庚烷的摩尔分数x d0.948 。釜液流量wfd45.713.931.8kmol / h【 6-9】在压力为 101.325kpa的连续操作的精馏塔中分离含甲醇30% （摩尔分数）的甲醇水溶液。要求馏出液组成为0.98，釜液组成为 0.01，均为摩尔分数。试求：(1)甲醇的回收率。 (2)进料的泡点。解操作压力 p101.325kpa， xf0.3 摩尔分数(1) 甲醇回收率a 计算dxfxw030.010.29fxdxw0.980.010.97adxd0.290.980.9766fxf0.970.30(2) 进料的泡点计算在 p之间。101.32

16、5kpa 下甲醇的沸点为 64.7，水的沸息为 100，进料的泡点必在64.7 与100假设 t70 ，计算 po125.31kpa， po31.17kpaab液相组成ppobx101.32531.17=07450.3popo125.3131.17ab计算的 x 值大于已知的 x 值，故所假设的温度t 偏小，再假设大些的t ，重新计算。将3 次假设的 t 与计算的 x 值列于下表， 并在习题 6-9 附图中绘成一条曲线， 可知 x习题 6-9 附表0.3 时的泡点为 t84 。计算次数第一次第二次第三次假设 t / 708085x0.7450.4040.275【 6-10】在一连续操作的精馏塔

17、中分离苯一甲苯混合液，原料液中苯的组成为0.28（摩尔分数）。馏出液组成为0.98（摩尔分数） ，釜液组成为0.03（摩尔分数） 。精馏段上升蒸气的流量v1000kmol / h ，从塔顶进入全凝器，冷凝为泡点液体，一部分以回流液l 进入塔顶，剩余部分作为馏出液 d 采出。若回流比 rl =1.5 ，试回答下列问题： (1)计算馏出液流量d 与精馏段下降d液体流量 l ；(2)计算进料量f 及塔釜釜液采出量w；(3) 若进料为饱和液体，计算提馏段下降液体流量 l' 与上升蒸气流量v '； (4) 若从塔顶进入全凝器的蒸气温度为82，试求塔顶的操作压力。苯与甲苯的饱和蒸气压用an

18、toine 方程计算，其计算式见例6-2。习题 6-9 附图解(1) 已知 v1000kmol / h, r1.5馏出液流量dv1000400kmolh r11.51精馏段下降液体流量lvd1000400600kmol / h?(2) 已知 xf0.28，xd0.98，xw0.03 ，d400kmol / h ，代入式dxfxwfxdxw求得进料流量f1520kmol / h釜液采出量wfmol / h(3) 提馏段下降液体流量l'fmol / h提馏段上升蒸气流量v 'v1000kmol / h或v'l '

19、w212011201000kmol / h(4) 塔顶操作压力计算pat82苯o107.39kpao甲苯 pb41.58kpa用露点与汽相组成的关系式ooyp appboopp apb计算 p ，已知 y0.98107.39p41.580.98p107.3941.58解得操作压力p104.1kpa【 6-11】在一连续操作的精馏塔中分离苯-甲苯溶液。进料量为100kmol / h ，进料中苯的组成为 0.4（摩尔分数） ，饱和液体进料。 馏出液中苯的组成为095（摩尔分数） ，釜液中苯的组成为004（摩尔分数） ，回流比 r摩尔流量。3 。试求从冷凝器回流入塔顶的回流液摩尔流量以及从塔釜上升的

20、蒸气解已知 f100kmol / h，xf0.4，xd0.95，xw0.04 ，馏出液流量df xfxwxdxw1000.40.040.950.0439.6kmol / h回流液流量lrd339.6119kmol / h塔釜上升蒸气流量因饱和液体进料，则v'vr1 d3139.6158 kmol / h进料热状态参数【 6-12】在 101.325kpa 下连续操作的精馏塔中分离甲醇-水溶液。进料流量为100kmol / h ，进料中甲醇的组成为0.3（摩尔分数） ，馏出液流量为50kmol / h ，回流比 r2 。甲醇 -水汽液相平衡数据见附录。 (1) 若进料为 40的液体，试求

21、进料热状态参数q 值，并计算精馏段及提馏段的下降液体流量及上升蒸气流量；(2)若进料为汽液混合物，汽液比为7:3，试求 q 值。解(1) 从甲醇 -水的汽液相平衡数据可知，xf0.3 时，溶液的泡点 tb78 。从附录查得，甲醇在78时的 比汽化热 为 1065kj / kg 。甲醇的摩尔质量为32kg / kmol ，故其摩尔汽化热为10653234100kj / kmol 。水在 78 0c 时的比汽化热为进料的摩尔汽化热为2350kj / kg ，其摩尔汽化热为2350 1842300 kj / kmol 。r341000.342300 0.739800kj / kmol进料从 40升至

22、 78的平均温度为4078t592从 附 录 查 得 甲 醇 在 59 时 的 比 热 容 为2.68kj / (kg )， 其 摩 尔 热 容 为2.683285.2kj / (kmol ) 。水的比热容为4.2kj / (kg) ，其摩尔热容为4.21875.6kj / ( kmol) 。进料的平均摩尔热容为cpl85.20.375.60.778.5kj / ( kmol .)进料热状态参数cpl (tbq1rt f )178.5(7840)398001.07精馏段下降液体量lrd250100kmol / h提馏段下降液体量l 'lqf1001.07 100207kmol / h精

23、馏段上升蒸气量vr1 d2150150kmol / h提馏段上升蒸气量v 'v1q f15011.07100143kmol / h(2)q3 / 70.429操作线方程与 q 线方程【 6-13 】在一常压下连续操作的精馏塔中分离某双组分溶液。该物系的平均相对挥发度2.92 。 (1)离开塔顶第二理论板的液相组成x20.75 （摩尔分数），试求离开该板的汽相组成y2 ； (2) 从塔顶第一理论板进入第二理论板的液相组成x10.088 （摩尔分数） ，若精馏段的液 -汽比l/v 为 2/3，试用进、出第二理论板的汽液两相的物料衡算，计算从下面第三理论板进入第二理论板的汽相组成，如习题 6

24、-13 附图所示； (3)若为泡点回流，试求塔顶回流比r； (4) 试用精馏段操作线方程，计算馏出液组成xd 。解 (1) 因为是理论板，x20.75计算 y2 。y2与x2 为平衡关系。用相平衡方程从习题 6-13 附图x2y21(1) x22.920.750.89812.9210.75(2) 已知 x10.88， x20.75， y20.898， l v2 / 3，求 y3 。第二板易挥发组分的物料衡算为vy2y3y2y3lx1x2xxl12v08982 0880.7508113(3) 计算回流比 rrl2， r2r1v3(4) 精馏段操作线方程yrxdnr1 xn 1r1将 x1 xd0

25、.88、y20.9340.898及r2 代入，求得【 6-14】在一连续操作的精馏塔中分离某双组分溶液。其进料组成为 0.3，馏出液组成为 0.95，釜液组成为 0.04，均为易挥发组成的摩尔分数。进料热状态参数q=1.2 ，塔顶液相回流比试写出本题条件下的精馏段及提馏段操作线方程。r2 。解(1)精馏段操作线方程已知 r2、xd0.95yrxxd2x0.950.667 x0.317r1r12121(2)提馏段操作线方程已知 xf比 r' 。0.3、xd0.95、xw0.04、r2、q1.2 ，计算塔釜汽相回流r'r1 xfxwxdxfxdxwq一1xdxf(21) 0.30.

26、04(1.21) 0.950.041.480.950.30.950.3yr'1 xxw1.481x0.041.68x0.027r 'r '1.481.48【 6-15】某连续操作的精馏塔，泡点进料。已知操作线方程如下，精馏段提馏段y0.8xy1.3x0.1720.018试求塔顶液体回流比r、馏出液组成、塔釜汽相回流比r' 、釜液组成及进料组成。解(1) 回流比 r精馏段操作线方程的r0.8 ，求得 r4 。r1(2) 馏出液组成 xd精馏段操作线方程的xd=0 .172 ，求得 xr1d086 （摩尔分数） 。(3) 塔釜汽相回流比r'由提馏段操作线方程

27、的r '11.3 ，求得 r 'r '3.333 。(4) 釜液组成 xw由提馏段操作线方程的xw0.018 ，求得 xr 'w006 。(5) 进料组成 xf泡点进料时 q1 ，将 r4、xd0.86、r3.333、xw0.06、q1 代入式r'(r1) xfxwxdxf(q1) xdxwxdxf求得xf0.38另一解法：因泡点进料，则q 线为垂直线，两操作线交点的横坐标为xf 。由精馏段操作线与提馏段操作线联立求解，可得yf0.8 xfyf1.3xfxf0.380.1720.018【 6-16】在一连续操作的精馏塔中分离含50% （摩尔分数）正戊烷的

28、正戊烷-正己烷混合物。进料为汽液混合物，其中汽液比为1:3 （摩尔比） 。常压下正戊烷-正己烷的平均相对挥发度2.923 ，试求进料中的汽相组成与液相组成。解进料中的汽相组成y 与液相组成 x 为相平衡关系， 为 q 线方程与相平衡曲线的交点坐标。因此，用 q 线方程与相平衡方程可求解y 与 x 。汽液混合物进料时q液相量3进料量4q 线方程yqxxfq1q13 / 4yx0.53x213 / 413 / 41相平衡方程yx2.9232.923x21(1) x11.923x由式 (1)与式 (2) ，求得y0.6929, x0.4357式 (1) 的另一求法：用进料的物料衡算进料量 f4 ，其

29、中液相量 lf3 ，汽相量 vf1fxflf xvf y40.53 xy，y3x2理论板数计算【 6-17】想用一连续操作的精馏塔，分离含甲醇0.3 摩尔分数的水溶液。要求得到含甲醇0.95 摩尔分数的馏出液及含甲醇0.03 摩尔分数的釜液。回流比r1.0 ，操作压力为 101.325kpa 。在饱和液体进料及冷液进料q1.07的两种条件 下 ， 试 用 图 解 法 求 理 论 板 数 及 加 料 板 位 置 。101.325kpa 下的甲醇 -水溶液相平衡数据，见附录。解已知 xf0.3，xd0.95，xw0.03 ，r1 。(1) 饱和液体进料， q1精馏段操作线在y 轴上的截距为xd0.

30、950.475r111习题 6-17 附图 1q1，q 线为通过 xf0.3 的垂直线。如习题 6-17 附图 1 所示，理论板数为11（包括蒸馏釜） ，加料板为第 8 板。(2) 冷液进料， q1.07精馏段操作线在y 轴上的截距为xd0.950.475r111q=1.07 ， q 线的斜率为q1.0715.3q11.071从 yx 图中对角线上点f 绘斜率为 15.3 的 q 线。如习题 6-17 附图 2 所示，理论板数为 10（包括蒸馏釜），加料板为第 7 板。习题 6-17 附图 2【 6-18】想用一常压下连续操作的精馏塔分离苯的质量分数为0.4 的苯 -甲苯混合液。要求馏出液中苯

31、的摩尔分数为0.94，釜液中苯的摩尔分数为0.06。塔顶液相回流比r=2 ，进料热状态参数 q=1.38 ，苯 -甲苯溶液的平均相对挥发度=2.46 。试用逐板法计算理论板数及加料板位置。解先将进料组成由质量分数0.4 换算为摩尔分数。 苯的摩尔质量为 78，甲苯的摩尔质量为92kg / kmol 。x0.4 / 780.44f0.4 / 780.6 / 92已知 xf0.44，xd0.94，xw0.06，r2，q1.38，2.46 。相平衡方程xyy1精馏段操作线方程(1) y2.461.46yyrxxd2x0.940.667 x0.3132r1r12121塔釜汽相回流比 r 'r&

32、#39;r1 xfxwxdxfq1 xdxwxdxf(21)0.440.06(1.381)0.940.062.950.940.440.940.44提馏段操作线方程yr'1 xxw2.951 x0.061.34x0.02033r 'r '2.952.95两操作线交点的横坐标x(r1) xfrq(21)0.44(1.381)0.94f(q1) xd0.49621.38理论板数计算：先交替使用相平衡方程(1) 与精馏段操作线方程 (2)计算如下y1xd0.94x10.864y20.889x20.765y30.824x30.655y40.750x40.549y50.679x50

33、.443y60.622x60.400y70.580x70.360xf第 7 板为加料板。以下交替使用提馏段操作线方程(3)与相平衡方程 (1)计算如下x70.360y80.462x80.258y90.326x90.164y100.200x100.092y110.103x110.0447xw总理论板数为 11（包括蒸馏釜） ，精馏段理论板数为6，第 7 板为加料板。冷凝器及蒸馏釜的热负荷【 6-19】在一连续操作的精馏塔中分离正戊烷-正己烷混合液。进料流量为60kmol / h ，馏出液流量为 25kmol/h ，馏出液中正戊烷的摩尔分数为0.95，釜液中正戊烷的摩尔分数为0.05。塔顶回流比

34、r1.6 ，进料热状态参数q1.22（冷液进料） 。试计算冷凝器及蒸馏釜的热负荷。正戊烷 -正己烷溶液 tyx 数据见教材中例 6-1。解从例 6-1 的 tyx 图上查得 xd从附录上查取比汽化热0.95 时的泡点为 37， xw0.05 时的泡点为67。37时c5 h12 的比汽化热rc340kj / kg,56c6 h14 的比汽化热r c360kj / kg67时rc310kj / kg,rc330kj / kg56摩尔汽化热计算537时， rc3407224500kj / kmolr c63608631000 kj /kmolxd0.95 溶液的摩尔汽化热为rc24500 0.953

35、10000.0524800kj / kmo567时，r c3107222300kj / kmolrc63308628400 kj / kmolxw0.05 溶液的摩尔汽化热为rb22300 0.05284000.9528100kj / kmol进入冷凝器的蒸气量为vr1 d1.612565kmol / h冷凝器热负荷qcrcv24800651.61106 kj / h蒸馏釜的汽化量为v 'v1gf6511.226078 .2kmol / h蒸馏釜热负荷qbrb v'2810078.22.210 6kj / h最小回流比【 6-20】想用一连续操作的精馏塔分离含甲醇0.3 摩尔分

36、数的水溶液，要求得到含甲醇0.95摩尔分数的馏出液。操作压力为101.325kpa 。在饱和液体进料及冷液进料q1.2的两种条件下，试求最小回流比rmin。 101.325kpa 下的甲醇一水溶液相平衡数据见附录。解已知 xf0.3，xd0.95 。(1) 饱和液体进料此时，操作线与平衡线交点p 的坐标为xpxf0.3 ，y p0.665（从相平衡数据上查得）最小回流比xdy pr0.950.6650.781minypx p0.6650.3或由精馏段操作线的截距计算rmin ，截距为xdrmin10.533最小回流比rminxp10.9510782(2) 冷液进料，0.5330.533q1.2

37、q 线的斜率q1.26q11.21习题 6-20 附图操作线与平衡线交点p 的坐标为xp0.366, y p0.710最小回流比r= xd- yp =0.95 - 0.7100.698pxpminy -0 7100 366.-.或由精馏段操作线截距计算rmin ，其截距为xdrmin10.56最小回流比rxd10.9510.696min0.560.56【 6-21 含丙酮 0.25 摩尔分数的水溶液在常压下连续操作的精馏塔中分离。要求塔顶产品含丙酮 0.95 摩尔分数，原料液温度为25。试求其最小回流比相平衡数据见附录。rmin。 101.325kpa下的丙酮一水溶液的解通过点 d习题 6-2

38、1 附图(0.95，0.95) 作平衡线下凹部分的切线，与y 轴相交于 0.60。因此，由切线的截距计算rminxd。0.60rmin1rxd10.9510.583min0.600.60【 6-22】用常压下操作的连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。进料中含苯0.4 摩尔分数，要求馏出液含苯 0.97 摩尔分数。 苯-甲苯溶液的平均相对挥发度为2.46。试计算下列两种进料热状态下的最小回流比： (1)冷液进料，其进料热状态参数解汽液相平衡方程为q1.38 ；(2) 进料为汽液混合物，汽液比为3：4。yp1(xp1) x2.46 xpp11.46xp已知 xf0.4 ， xd0.96(1) 冷液进料

39、，q 线方程为q1.38pppyqxxf1.38x0.4q1q10.380.38yp3.63 xp1.05由 q 线方程与相平衡方程解得xp0.481, yp0.695最小回流比xdy pr0.970.6951.29minypx p0.6950.481(2) 汽液混合物进料，vl4 / 3，q37q 线方程为qxfypxpq1q13x70.43p31177yp0.75 xp0.7由 q 线方裎与相平衡方程解得xp0.28, y p0.49最小回流比xdy pr0.970.492.29minypx p0.490.28理论板数的简捷计算法【 6-23】用常压下连续操作的精馏塔分离含苯0.4 摩尔分

40、数的苯 -甲苯溶液。要求馏出液含苯0.97 摩尔分数，釜液含苯0.02 摩尔分数。塔顶回流比为2.2，泡点进料。苯 -甲苯溶液的平均相对挥发度为 2.46。试用简捷计算法求所需理论板数。解已知 xf0.4，xd0.97，xw0.02，2.46用芬斯克方程计算全回流时的最少理论板数n minlgxd1xdlg1xw xwlg0.9710.0210.970.028.19lg 2.46计算最小回流比rmin已知泡点进料，xpxf0.4xpyp1(1) x p2.460.40.62111.460.4xdypr0.970.6211.58minypxp0.6210.4用关联式计算理论板数n将 r2.2、r

41、min1.58及nmin8.19 代入nnmin0.75 1rrmin0.5668n1r1求得 n15.8或用关联图计算理论板数nrrmin2.21.580.194r12.21从关联图上查得nnmin0.455将 nminn18.19 代入，求得 n15.9 ，取整数 n16 （包括蒸馏釜） 。蒸馏塔的操作计算【 6-24】分离乙醇 -异丁醇混合液 （理想溶液， 平均相对挥发度为=5.18 ）的连续操作精馏塔，进料组成为 xf04 ，饱和液体进料，理论板数为9，进料板为第5 板。若回流比 r0.6 ，试求馏出液组成xd 及釜液组成xw 。解用试差法计算如下。相平衡方程xyy1(1)xd 的计算(1) y5.184.18y假设 xd0.97精馏段操作线方程yrxxd0.6x0.970375x