精馏例题讲解

1、精馏例1当分离要求和回流比一定时，进料的q值最小，此时分离所需的理论板数。解题思路5种进料状况中的q值是依过冷液体、饱和液体、气液混合和蒸气和过热蒸气顺序由大变小的，这是由热状况参数q的定义确定的。d吐丄kmol的原料变成饱和蒸气所需的热變=八一“q冻禅液禹摩东汽化热Jl由定义可见，在Iv、Il为定值的情况下，原料的原状态焓值越低，q值越大。q值的改变使提馏段操作线与平衡曲线间的距离发生变化。当q值减小时，两线靠近，故所需理论板数增多。答案过热蒸气，最多例2精馏操作的依据是。精馏操作得以实现的必要条件包括和。解题思路精馏操作的依据只能是各组分间挥发度的差异或者说相对挥发度不等于1，而不可认为是

2、各组分间沸点的不同。对于纯组分，当压力一定时，沸点低者挥发性大。但对于混合溶液，由于一个组分的挥发性受其他组分的影响，故不能仅从沸点或蒸气压大小来判断其挥发性能，为此，组分的挥发度是用蒸气压与液相摩尔分数的比值来表示的。而在有些物系中，各组分沸点虽存在差异，但在恒沸组成处，相对挥发度为1，不能用普通的精馏方法分离。塔内始终有逆向流动的液、气两股物流是实现精馏的必要条件，但并不意味塔顶必须有液相回流，塔底必须有产生回流蒸气的再沸器。例如：将液态原料自塔顶加入，将气态原料自塔底加入或将饱和蒸气直接加入塔底等情况，均可替代回流作用。答案混合液中各组分的挥发度的差异；自塔顶向下的液流；自塔底向上的气流

3、例3若精馏塔塔顶某块理论板上气相露点为tl,液相泡点为t2；塔底某块理论板上气相露点为t3,液相泡点为t4。将4个温度间的关系用“”、“=”、“V”表示为。解题思路精馏塔内塔底压力大于塔顶压力故塔底温度高于塔顶温度；同一块理论板上，当气、液两相达成平衡时，温度一致。例4当增大操作压力时，精馏过程中物系的相对挥发度度，塔顶温度，塔釜温度。解题思路同一物系，总压越高，物系中各组分的沸点及混合物的泡点越高。物系中各组分的饱和蒸气压也随总压升高而升高，由于轻组分的饱和蒸气压上升的速率低于重组分的饱和蒸气压上升的速率，故各组分的挥发度差异变小。答案减小；增加；增加例5某二元理想物系的相对挥发度为2.5，

4、全回流操作时，已知塔内某块理论板的气相组成（以摩尔分数表示，下同）为0.625,则下层塔板的气相组成为解题思湖由相祎关系知如隈丽而全回流时操作线斟率为1,即儿+=工故儿+1=虫“=）4答案0.4例6连续精馏操作时，操作压力越大，对分离越，若进料气液比为1：4（摩尔分数）时，则进料热状况参数q为。解题思路若进料气液比为1:4,则液相占总进量的比率为4/（1+4）=0.8答案不利；0.8例7精馏操作时，若进料的组成、流量和汽化率不变，增大回流比，则精馏段操作线方程的斜率，提馏段操作线方程的斜率，塔顶组成，塔底组成。R_L解题思路当F、xF和q定时，精馏段操作线斜率为一L+D,R增加即L增加，同时D

5、降低，故其斜率增大。答案增大；减小；增大；减小例8精馏塔结构不变，操作时若保持进料的组成、流率、热状况及塔顶流率一定，只减少塔釜的热负荷，则塔顶xD，塔底xw，提馏段操作线斜率。解题思路塔釜热负荷减少意味着蒸发量减少，当D不变时，V的减少将导致L减少，即回流比只减小，故精馏段操作线斜减小，提馏段操作线斜率增加。塔板数不变时，两段操作线斜率的改变只能使xD减小和xW增大。答案减小；增大；增大例9总压为99.7kPa,100C时苯与甲苯的饱和蒸气压分别是179.18kPa和74.53kPa,平衡时苯的气相组成(以摩尔分数表示，下同)为，甲苯的液相组成为。苯与甲苯的相对挥发度为【解题思路】二诜号T1

6、當84备=心11器严X0.241=0.43374.531丁亲=567179.182.io0.241；0.567；2.40例10在精馏塔内任意l块理论板，其气相露点高于液相泡点。()解题思路理论板是为了便于研究塔板上的传质情况而理想化的塔板，其特点是无论进入该板前气、液两相组成如何，离开该板时气、液两相在传质、传热两方面都达到平衡，即离开该板的气、液两相组成平衡，温度相同。答案x例11恒摩尔流假定，精馏塔内气、液两相的流量一定相等。)解题思路馏段与提馏段的流量由于受进料时不同的热状况的影响而不一定相等。对于有侧线抽出的复杂塔，依抽出物的热状况不同而有差异。答案x例12连续精馏塔的塔顶和塔底产品流

7、量分别为D和W，则精馏段液气比总是小于1,提馏段液气比总是大于1。()解题思路若d=w=o,贝y为全回流，此时是液气比的极限值，即答案V例13纯液体的沸点与总压有关，相反，组成一定的液体混合物，其泡点与总压力无关。（）解题思路纯组分的沸点随压力的增高而升高，混合后虽受各自组成的影响，但泡点仍随总压的升高而升高。答案X例14在馏出率相同的条件下，简单蒸馏所得到的馏出物的浓度组成低于平衡蒸馏所得到的馏出物的浓度。（）解题思路由于简单蒸馏所得的多数馏出物（开始阶段得到的）与组成较高的液体相平衡，而平衡蒸馏所得全部馏出物都与组成较低的残液相平衡，所以连续操作的平衡蒸馏不如间歇操作的简单蒸馏的分离效果好

8、。答案X例15连续精馏操作时，如采用的回流比小于原回流比，贝（）A*xDw均增大B兀。减小,hw增大U工均不变D不能正常操作解题思路当回流比变小时，精馏段操作线斜率减小，同时提馏段操作线斜率增大，若保持塔板数不变，结果必然是B。答案B例16某精馏塔精馏段和提馏段的理论板数分别为N1和N2,若只增加提馏段理论板数，而精馏段理论板数不变，当F、工甘等条件不变时，则有（）。AS减小山D增大B.减小,Hd不变C.置W减小，工D减小Dg减小Md无法判断解题思路由题中条件和=(R+1)D知,D不变。再由頁二工；_；提馆段板数增加导致加料板位萱降低可知，必有如增大，同时珈减小才可保证半不变。【答案】A【例1

9、7】苯(A)与甲苯(B)的饱和蒸气压和温度的关系数据如本题附表1所示。试利用拉乌尔定律和相对挥发度，分别计算苯一甲苯混合液在总压P为101.33kPa下的气液平衡数据，并作出温度组成图。该溶液可视为理想溶液。例5-附1表温度，C8018590951001051106P，kPaA10133116913551557179220422400P，kPaB40046054063374386010133解：(1)利用拉乌尔定律计算气液平衡数据，在某一温度下由本题附表1可查得该温度下纯组分苯与甲苯的饱和蒸气压p与p，由于总压P为定值，即P=101.33kPa，则应用式AB5-4求液相组成x,再应用式5-5a

10、求平衡的气相组成y,即可得到一组标绘平衡温度一组成(t-x-y)图的数据。以t=95C为例，计算过程如下：PPBppAB0.412101.3363.3155.763.3p155.7和yix0.4120.633P101.33其它温度下的计算结果列于本题附表2中。例5-附1表t，C8018590951001051106x1000078005810412025801300y1000090007770633045602620解：设原料液量为lOOkmol,则D=100X0.6=60kmolW=F-D=100-60=40kmol因该混合液平均相对挥发度为a=2.16，则可用式1-25求釜残液组成x2,即

11、1OOln4O醫lnx21x1x1J916岛秽讪1x十10.5试差解得x20.328馏出液平均组成可由式1-27求得，即60y1000.540H0.328所以y0.614计算结果表明，若汽化率相同，简单蒸馏较平衡蒸馏可获得更好的分离效果，即馏出液组成更高。但是平衡蒸馏的优点是连续操作。【例19】每小时将15000kg含苯40%(质量，下同)和甲苯60%的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率表示。解：苯的分子量为78；甲苯的分子量为92。进料组成xF40780.44F40/7860/92

12、釜残液组成x2/780.0235W2/7898/92原料液的平均分子量M=0.44X78+0.56X92=85.8F原料液流量F=15000/85.8=175.0kmol/ha)b)c)依题意知Dx=Fx=0.971DF所以D=0.971X175X0.44xD全塔物料衡算D+W=F=175DxD+WxW=FxFDxD+0.0235W=175X0.44联立式a,b,c,解得D=80.0kmol/hW=95.0kmol/hxD=0.935【例20】分离例5-3中的溶液时，若进料为饱和液体，选用的回流比R=2.0,试求提馏段操作线方程式，并说明操作线的斜率和截距的数值。解：由例5-3知x=0.023

13、5W=95kmol/hF=175kmol/hD=80kmol/hwL=RD=2.0X80=160kmol/h因泡点进料，故II-VF1IIVL95将以上数值代入式5-41，即可求得提馏段操作线方程式y160W75x.0.0235m16017595m16017595y1.4x0.0093mm该操作线的斜率为1.4,在y轴上的截距为一0.0093。由计算结果可看出，本题提馏段操作线的截距值是很小的，一般情况下也是如此。【例21】用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯为0.44（摩尔分率，以下同）的苯甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235。操作回流比为3.5。试

14、用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1）原料液为20C的冷液体。（2）原料为液化率等于1/3的气液混合物。已知数据如下：操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg；甲苯的汽化热为360kJ/kg。苯一甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图见例5-1和图5-1。解：（1）温度为20C的冷液进料利用平衡数据，在直角坐标图上绘平衡曲线及对角线，如本例附图1所示。在图上定出点a（XD，XD）、点e（XF，XF）和点c（xw，XW）三点。精馏段操作线截距=D.o217，在y轴上定出点b。连ab,即得到精馏段R13.51操作线。先按下法计算q值。原料液的汽化热为r0.44389780.56

15、3609231900kJ/kmolm由图1-1查出进料组成xF=0.44时溶液的泡点为93C,平均温度=9320565C。由附F2录查得在56.5C下苯和甲苯的比热容为1.84kJ/(kgC),故原料液的平均比热容为所以c.1.84.78.0.44.1.84.92.56.158kJ/(molC)pc.t.rq一Prq-1.362158932031900.1.36231900q.11.36213.76再从点e作斜率为3.76的直线，即得q线。q线与精馏段操作线交于点d。连cd,即为提馏段操作线。自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数为11(包括再沸器),J结自塔顶往下数第五层为加

16、料板，如本题附图1所示。1附由计算结果可知，对一定的分离任务和要求，若进料热状况不同，所需的理论板层数和加料板的位置均不相同。冷液进料较气液混合进料所需的理论板层数为少。这是因为精馏段和提馏段内循环量增大的缘故，使分离程度增高或理论板数减少。【例22】分离正庚烷与正辛烷的混合液（正庚烷为易挥发组分）。要求馏出液组成为0.95（摩尔分数，下同），釜液组成不高于0.02。原料液组成为0.45。泡点进料。汽液平衡数据列于附表中。求（1）全回流时最少理论板数；（2）最小回流比及操作回流比（取为1.5R.）。min例5-6汽液平衡数据xyxy1010031104910656081015702800487

17、067300000000解（1）全回流时操作线方程为yn+1=xn在y-x图上为对角线。自a点（xD、xD）开始在平衡线与对角线间作直角梯级，直至xw=0.02，得最少理论板DDW数为9块。不包括再沸器时N.=91=8。min（2）进料为泡点下的饱和液体，故q线为过e点的垂直线ef。由xF=0.45作垂直线交对角线上得e点，过e点作q线。由y-x图读得x=x=0.45，y=0.64qFq根据式（6-4DRmn=4父950641.63yx0.640.45qqR=1.5R.=1.5X1.63=2.45min【例23】乙醇水系统当摩尔分数x=0.3时，要求摩尔分数x=0.8，泡点进料。最小回流FD比

18、为多少？乙醇水系统的平衡数据列于下表，y-x图如例5-7附图所示。【例24】用简捷算法解例5-6。并与图解法相比较。塔顶、塔底条件下纯组分的饱和蒸气压如下表所示。塔顶塔釜进料正庚烷101325KPa205.3KPa1457KPa正辛烷444KPa101325KPa6618KPa解：已知x=0.95，x=0.45，x=0.02，R=1.63，R=2.45DFWmin塔顶相对挥发度Po101.325aa2.28DP044.44B塔釜相对挥发度a205.32.03W101.325全塔平均相对挥发度a2.282.032.15最少理论板数为logH111xxNDWminloga0.95.0.020.95

19、0.02log2.17=7.93此值与例5-6图解所求得的N.为8相当接近。minRR2.451.63mill0.24R12.451查图5-29得NNmi0.4N1解得N=14.3（不包括釜）将式（5-45）中的釜液组成xW换成进料组成Wghr严END匸Fminloga进料的相对挥发度145.7.220a厂2.20F66.18塔顶与进料的平均相对挥发度a“2.282.202.24DFlogIP045IEN1110-950-45I1minlog2.24=2.9代入NNmil!0.4N2解得N=6.17取整数，精馏段理论板数为6块。加料板位置为从塔顶数的第7层理论板。与用图解（见例5-8附图）结果

20、十分接近。【例25】在常压连续精馏塔中，分离乙醇一水溶液，组成为xF1=0.6（易挥发组分摩尔分率,F1下同）及x=0.2的两股原料液分别被送到不同的塔板，进入塔内。两股原料液的流量之比F2F/F2为0.5，均为饱和液体进料。操作回流比为2。若要求馏出液组成xD为0.8，釜残液组成xw为0.02，试求理论板层数及两股原料液的进料板位置。W常压下乙醇水溶液的平衡数据示于此例附表中。例附表液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的摩尔分率液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的摩尔分率000004506350010110500657002017505506780040273060069800603400650725

21、008039207007550100430075078501404820180513020052502505510300575035059504006140800820085085508940894090089809509421010解：如本题附图1所示，由于有两股进料，故全塔可分为三段。组成为XF1的原料液从F1塔较上部位的某加料板引入，该加料板以上塔段的操作线方程与无侧线塔的精馏段操作线方程相同，即yxx(a)nRminRmiD该操作线在y轴上的截距为m-080.267Rm12m1两股进料板之间塔段的操作线方程，可按图中虚线范围内作物料衡算求得，即TOC o 1-5 h z总物料V+F=L

22、，f+D(b)易挥发组分Vy/+F1xF1=Lx+DxD(c)s+11F1sD式中V一一两股进料之间各层板的上升蒸气流量，kmol/h；L两股进料之间各层板的下降液体流量，kmol/h；下标s、s+1为两股进料之间各层板的序号。由式c可得sm1巴宀VmsmFx1F1Vmd)因进料为饱和液体，故V=V=(R+1)D，L=L+F1，则sm1LFirnDxsDxmFx11e)式d及式e为两股进料之间塔段的操作线方程，也是直线方程式，它在y轴上的截距为(DxDF片)/(R+1)D。其中D可由物料衡算求得。D1F1设F1=100kmol/h，则f100200kmol/h120.5对全塔作总物料及易挥发组

23、分的衡算，得F1+F2=D+W=300F1xF1+F2xF2=DxD+WxW或0.6X100+0.2X200=0.8D+0.02W联立上二式解得：D=120kmol/h所以0.1DxFx1200.81000.6111120对原料液组成为xF2的下一股进料，其加料板以下塔段的操作线方程与无侧线塔的提馏F2段操作线方程相同。上述各段操作线交点的轨迹方程分别为y-x和y-xq1q1q1q11122在x-y直角坐标图上绘平衡曲线和对角线，如本题附图2所示。依xD=0.8，xF1=0.6，xF2=0.2及x=0.02分别作铅垂线，与对角线分别交于a、e,、e2及c四点，按原料F1之加料口以上w121塔段

24、操作线的截距（0.267）,在y轴上定出点b连ab，即为精馏段操作线。过点e作铅垂线（q线）与ab线交于点d1，再按两股进料板之间塔段的操作线方程的截距（0.1）,在y轴上定出点b连bd1，即为该段的操作线。过点e2作铅垂线（q2线）与bd1线交于点料液流量为100kmol/h,进料热状态参数q为0.8,馏出液流量为60kmo1/h,釜残液组成为例26d2，连C9（包括的加料板数为込。原0.01（易挥发组分摩尔分率），试求；1操作线方程；2由塔内最下一层理论板下流的液相组成xN。解：本题为提馏塔,即原料由塔顶加入,一般无回流,因此该塔仅有提馏段。再沸器相当一层理论板。1操作线方程此为提馏段操作

25、线方程,即yL?xWx其中mVmVwL=L+qF=0+0.8X100=80kmol/hV=D=60kmol/hV=V+（q1）F=60+（0.81）X100=40kmol/hW=FD=10060=40kmol/hy80 x40O.Ol2xO.Olm40m402塔内最下一层理论板下降的液相组成xN因再沸器相当一层理论板,故yXT2“010.0198w1】10.01因xN和yW呈提馏段操作线关系，即y2x0.010.0198WN解得xN=0.0149讨论：提馏塔又称回收塔。当精馏目的是为了回收稀溶液中易挥发组分时,且对馏出液的浓度要求不高,不用精馏段已可达到要求,不需回流。从稀氨水中回收氨即是回收

26、塔的一个例子。【例27】在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为0.35（易挥发组分摩尔分率,下同）,饱和蒸气加料。塔顶采出率D为40%，且已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.20，试求：F1提馏段操作线方程：2若塔顶第一板下降的液相组成为0.7,求该板的气相默夫里效率Emv1。mv1解：先由精馏段操作线方程求得R和xD,再任意假设原料液流量F,通过全塔物料衡算求得D、W及x，而后即可求出提馏段操作线方程。Emv1可由默夫里效率定义式求得。mv11提馏段操作线方程由精馏段操作线方程知R0.75Rl解得R=3.0 xD0.20Rl解得xD=0.8设

27、原料液流量F=100kmol/h则D=0.4X100=40kmol/hW=60kmol/hFxDx1000.35400.8XFD0.05WFD10040因q=0,故L=L=RD=3X40=120kmol/hV=V-(1-q)F=(R+1)D-(1-q)F=4X40-100=60kmol/h提馏段操作线方程为y乞织x60.0.052x0.05VWw60602.板效率E7mv1由默夫里板效率定义知：E.2114mv1y*y其中12y1=xD=0.8y2=0.75X0.7+0.2=0.725ax2.50.7y*i0.85411】11.50.71E0.800.720.5858%mv10.8540.72

28、5讨论：本题要求掌握操作线方程的含义以及默夫里效率的定义。例28相对挥发度沿塔高的变化在常压下精馏塔分离苯与甲苯混合物，已知塔顶第一块板上液体苯的含量（摩尔分数）为0.95，釜液中苯含量为0.05，苯和甲苯混合物可作为理想溶液，两纯组分的饱和蒸气压如例8.1所示，试求塔顶、塔底处两组分的相对挥发度各为多少？解：精馏塔的操作压强应等于两组分的蒸汽压之和，即pp0 xp0 x101.3kPaAABB在塔顶，xA0.95,xB0.05,设塔顶液体混合物的泡点813oC,可计算相应的饱和蒸汽压为logpo6.031A121181.3220.82.022p0105.3kPaA1345logpo6.080

29、1.609b81.3219.5p040.6kPap0 xp0 x105.30.9540.60.05101.3kPaAABB故假设的泡点温度基本正确。两组分在塔顶的相对挥发度为pA1053=2.59p040.6设塔釜压强仍接近为常压，且Xa0.05,Xb0.95,设塔釜内溶液混合物的泡点t108.3oC，两组分的饱和蒸汽压为logp06.031A1211108.3220.82.35p0224.5kPalogp06.0801345108.3219.51.977p094.8kPap0 xp0 x224.5.0.0594.8.0.95101.3kPaAABB故假设的泡点基本正确。两组分在塔釜的相对挥发

30、度昱224.52.37p094.8从例8.2可知，理想溶液的相对挥发度随液体泡点的升高而减小。对泡点产生影响的因素有两个：一是操作压强，另一个是液体的组成。在精馏塔内，操作压强基本恒定（真空精馏除外），影响相对挥发度的因素只有组成的变化。但是，液体组成的改变所引起泡点温度的变化不大（不超过两纯组分的沸点差），故相对挥发度沿塔高的变化也不大，计算时可采用塔顶与塔底相对挥发度的算术平均值，而且视为常数。例29加料热状态对所需理论板数的影响某苯与甲苯混合物中含苯的摩尔分数为40%,流量为100kmol/h,拟采用精馏操作，在常压下加以分离，要求塔顶产品含量为0.9，苯的回收率不低于90，塔顶设有全凝

31、器，液体在泡点下进行回流，回流比取其最小值的1.5倍。已知在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47，试求在以下两种情况，精馏过程所需要的理论板数及精馏段、提馏段内物料的循环量：（1）（1）物料在20C内进入塔内；（2）（2）物料在气液混合状态进料，液气比为3:1，已知原料液的泡点温度为95C平均比热容为158.9J/（molK）,气化潜热为32600J/mol。解：由苯的回收率可求出塔顶产品的流量为Fx0.91000.4Df40kmol/hx0.9D由物料衡算式可得塔底产品的流量与组成为WFD1004060kmol/hFxDx100B0.4B40B0.9xfD0.0667wW60液体在泡点下进

32、塔，q=1，故在最小回流比下，操作线与平衡线交点的坐标为（参见附图a）xx0.4eFx2.470.4.06”e0.622e1L11.470.4eRxy0.90.622kD*0.556Rxx0.90.4m1De精馏段操作线斜率即最小回流比为求得R1.25m设计时所采用的回流比为R1.5Rm1.5m25.87520C加料时，热状态参数为rct32600158.9b20,qp-b1.366r32600根据题意，在本例精馏过程中x0.9，xW0.0667，D40kmol/hDWx0.4，R1.875F，精馏段操作线方程式为y-x-D1.875x090.652x0.313R1R11.87511.8751

33、(1)提馏段操作线方程为RDqFDxFxyHiiHliISqiFxHiiHliKqiF1.875401.366*00.400.91000.42.87540ibl.366100-2.875401.3661001.396x0.0264根据式（1）、式（2）,可在y-x图上作出操作线，然后自上而下在平衡线与操作线之间画梯级，并在跨越两操作线交点时立即换用操作线，求得最小理论板数N=9块，加料板为第4块（参加附图b）。当料液温度为20C时，精馏段两相流量为LRD1.8754075kmol/hVLD7540115kmol/h提馏段两相流量为LLqFL75lOO星3661H100216mol/hVlIDq

34、LDlH754036.6151.6kmol/h从附图(c)可以看出，当加料状态为过冷液体时，除自塔顶自塔底有L=75kmol/h的物料作循环外，在提馏段外还额外增加了循环量(q-1)F=36.6kmoh。此额外循环量使提馏段每块理论板的分离程度增大，故与泡点进料相比，所需理论板数减少。由热状态参数计算式q.5或!ctrpb可推知，在塔底将额外循环物料(q-1)F汽化所需要的热量，等于在塔外将物料F预热至泡点的温度，即Fc(tt)(q1)Frpb显然，与其在塔外将物料预热至泡点，不如将此热量加在塔底，使其在预热原料之前便在提馏段发挥其分离的作用。与泡点加料相比，过冷液体加料所需理论板数较少的原因

35、就在于此。当进料状态为两相混合物，液气比为3:1时，q=3/4.因回流比R=1.875不变，故精馏段操作线仍为yO.625xO.313提馏段操作线为RDqFDxFxywmqlFxRiilDiiKqiF1.875400.75lOO.400.91000.42.87540L0.75H100X2.875,400.75,001.66加0.0444根据式(1)、式(3)在y-x图上作出操作线，然后自塔顶在操作线与平衡线之间作梯级，并在跨越两操作线交点时换用操作线，求得最小理论板数N=12,加料板为第6块(参见附图c)。当混合进料时，精馏段两相流量不变LRD1.8754075kmohVLD7540115km

36、ol/h提馏段两相流量为LLqF750.75H00150kmol/hV(R1)D(1q)F7540(10.75)B10090kmol/h显然，与冷液进料相比，精馏段的物料循环量不变，而提馏段的物料循环量减少了61.6kmol/h。相应地，塔底所产生的蒸汽及其热耗也将减少，其数值为厂旷(ql)Fr(1q)Fr冷混冷混Fc(tt)(1q)Frpb混此时表明，塔底所减少的热耗，在数量上刚好等于将原料预热至泡点并部分气化所需要的热量，但是，将热量用于原料预热，便不能在提馏段发挥应有作用，因此所需板数必增大。本例计算结果表明，为减少精馏设备的费用，一切热量应加入塔底，一切冷量应加入塔顶。例30加料板位置

37、对能耗的影响某两元液体混合物含易挥发组分40(摩尔分数)，用精馏的方法加以分离，精馏塔具有9块理论板(包括塔釜，)加料板为第6块，塔顶设有全凝器，回流液体温度为泡点，原料在泡点下入塔，要求塔顶产品含量为0.8，轻组分回收率为90，若在精馏塔第6块与第4块理论板各设一个加料口，问料液达到上述分离要求应在哪一个加料口入塔可节省能耗？解：取F=11mol/h为基准，由轻组分的回收率可求出塔顶产品的流量为0.45kmol/h,Fx.0.910.4DFx0.8D塔底产品的含量为0.0727FxDx10.40.450.8FDFD10.45根据题目已知条件，问题已有唯一确定的解，但计算时必须试差。因XD08qXF0.4及Xw可知，可假定回流比R作出操作线，然后根据假设的操作线计算理论板数（计算时根据实际塔加料板位置换用操作线）。若求出的板数小于塔内拥有的理论板数，表明R的假设值偏高，可减少R的假设值进行下一次试算；若求出的板数大于塔内拥有的理论板数则应增大R的假设值重新计算。-D080.335首先假设R=1.39，由Xd0.8、截距=R11.391作出精馏段操作线，该操作线与x=0.4的q线交于点e，连接e与W（Xw，Xw）两