化工原理课后习题答案第八章蒸馏习题答案

1、习题相平衡1已知甲醇和丙醇在 80时的饱和蒸汽压分别为181.13kPa 和 50.92kPa，且该溶液为理想溶液。试求：1）80时甲醇与丙醇的相对挥发度；2）若在 80下汽液两相平衡时的液相组成为0.6，试求汽相组成；3）此时的总压。解：1）甲醇与丙醇在80时的相对挥发度opAopBo181.1350.923.5572)当 x=0.6 时3.557 0.61 (3.557 1) 0.60.8423）总压opAx py181.13 0.60.842129.07kPa2已知二元理想溶液上方易挥发组分A 的气相组成为 0.45（摩尔分率） ，在平衡温度下， A、B 组分的饱和蒸汽压分别为 145k

2、Pa 和 125kPa。求平衡时 A 、 B 组分的液相组成及总压。 解：对二元理想溶液的气液平衡关系可采用拉乌尔定律及道尔顿分压定律求解。已知理想溶液 yA 0.45,则 yB 1 yA 1-0.45 0.55 根据拉乌尔定律pA poA xA ， pB pBo xB道尔顿分压定律pA py A ， pB pyB则有pyApy BxA o ,xBopoApBo因为x A xB 1所以p ypoApy0B1pApB即0.45 0.55p 01.4455 01.25551可解得p =133.3 kPa则液相组成xApyoA133.3 0.45 0.414ApoA145xB 1 x A 1 0.4

3、14 0.5863苯（ A ）和甲苯（ B）的饱和蒸气压和温度的关系（安托因方程）为 po 6.032 1206.35 p A 6.032A t 220.24 o 1343.94 p oB 6.078B t 219.58loglog式中 p oA单位为 k a， t 的单位为。苯甲苯混合液可视为理想溶液， 现测得某精馏塔的塔顶压力 p1 103.3kPa ，塔顶的液相温度 t1 81.5 ；塔釜压力 p2 109.3kPa，液相温度 t2 112。试求塔顶、塔釜平衡时的液相和气相组成。解：塔顶的液、气相组成在塔顶温度下，苯和甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程计算，即log p oA 6.032 1

4、206.35 2.034A 81.5 220.24poA 108.1kPalogp oB 6.078 1343.94 1.614B 81.5 219.58poB 41.1kPaxAop pBopBopA103.3 41.1 0.9284108.1 41.1yAopAxA108.1 0.9284 0.971103.3塔釜的液、气相组成和塔顶用相同的方法求得, 各有关参数为poA 251.8kPa ，p oB 105.9kPaxAp pBoopAopB109.3 105.9 0.0233251.8 105.9yAopoA251.8p xA 120591.38 0.0233 0.05374在常压下将

5、含苯 70 ，甲苯 30的混合溶液进行平衡蒸馏，汽化率为40，已知物系的相对挥发度为 2.47，试求：汽、液两相的组成；若对此混合液进行简单蒸馏， 使釜液含量与平衡蒸馏相同， 所得馏出物中苯的平均含量为 多少？馏出物占原料液的百分率为多少？ 解：根据题意，作平衡蒸馏时，液化率 q 1 0.4 0.6物料衡算式为y q x xFq 1 q 10.6 0.7x0.6 1 0.6 11.5x 1.75相平衡方程式为x1 ( 1) x2.47x1 1.47 x联立求解以上两式得x 0.629, y 0.807按题意，在第一阶段简单蒸馏终了时，液相残余含量x2 0.629, 则ln F 1 ln xW

6、1x2ln1 x21 xF2.417 1 ln2.47 10.70.6292.47 ln1 0.6291 0.70.430FxF Wx2FWWx Fx20.7 0.651 0.6291 0.6510.832FW1所以 1.537即0.6 5 1WF1.5 3 7所得溜出液占原料的百分率为FW100%1 0.65134.9%F溜出液的平均组成为物料衡算、热量衡算及操作线方程0.96 ，5某混合液含易挥发组分 0.25 ，在泡点状态下连续送入精馏塔。塔顶馏出液组成为 釜液组成为 0.02 (均为易挥发组分的摩尔分数) ，试求：(1) 塔顶产品的采出率 D/F ；(2) 当 R=2时，精馏段的液汽比

7、 L/V 及提馏段的汽液比 V/ L；解：(1)塔顶产品的采出率DxF xW0.25 0.02F W 0.245FxD xW0.96 0.022）对精馏段，由于 L RD ，V（R 1）D ，所以LR20.667VR 1 2 1对提馏段，由于泡点进料，故 q=1 且L L qF RD F ， V V 1 q F V R 1D所以V R 1D R 1D/ F 2 1 0.245 0.493L RD F RD / F 1 2 0.245 1 6在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，原料液流量为100kmol /h ，组成为 0.3（易挥发R0.8 R1R4组分摩尔分率） ，其精馏段和提馏段操作线方程分

8、别为 y 0.8x 0.172 和 y 1.3x 0.018 ， 试求馏出液和釜液流量。 解：由精馏段操作线斜率得 故由精馏段操作线的截距得xD 0.172R1xD 0.86 （摩尔分数）xW 由提馏段操作线方程和对角线方程联立解得0.018xW0.06W 1.3 1对全塔作物料物料衡算得D W F 100 0.86D 0.06W 100 0.3所以D 30kmol /hW 70kmol /h7用板式精馏塔在常压下分离苯甲苯溶液，塔顶为全凝器，塔釜用间接蒸汽加热，相对 挥发度 3.0 ，进料量为 100kmol /h ，进料组成 xF 0.5 （摩尔组成） ，饱和液体进料，塔顶馏出液中苯的回收

9、率为0.98 ，塔釜采出液中甲苯回收率为0.96，提馏段液气比L /V5/4,求：塔顶馏出液组成 xD 及釜液组成 xW .写出提馏段操作线方程。解：依题意知：DxDDxD0.98FxF100 0.5W(1 xW )W(1 xW )0.96F(1 xF ) 100 (1 0.5)Dx D WxW 100 0.5由上式方程解得xD 0.961 ， xW 0.020D 51kmol / h ， W 49kmol / h提馏段操作线方程为LWym 1 V xmV xW依题意，L / V5/4所以有L qFV54，由于q 1，V V (R 1)D ，故有RD F 5( R 1) D51R 100(R

10、1) 51解得回流比R 2.84 ,因此有V V (R 1)D 3.84 51 195.84kmol /h所以提馏段操作线方程为L ym 1 VxmW5 xWxmV4490.020 1.25 xm 0.005195.84 m8某精馏塔分离 A、B 混合液，以饱和蒸汽加料，加料中含A 和 B 各为 50%(摩尔分数) ，处理量为每小时 100kmol ，塔顶，塔底产品量每小时各为50kmol 。精馏段操作线方程为：y 0.8x 0.18 ，间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器，试求：(1)塔顶、塔釜产品液相组成；(2)全凝器中每小时的蒸汽冷凝量；(3) 塔釜每小时产生的蒸汽量；(4) 提馏段操作线方程。

11、解： （ 1）塔顶、塔釜产品液相组成 由精馏段操作线方程 y 0.8x 0.18 ，可得：0.8 ， 所以 R=4 R1xD0.18R1xD 0.9又由物料衡算 FxF DxD WxW ，可得xWFx F -DxD100 0.5 50 0.9 0.1502）全凝器中每小时蒸汽冷凝量VV R 1 D 4 1 50 250kmol / h3） 塔釜每小时产生的蒸汽量 VV V F 250 100 150kmol /h（4） 提馏段操作线方程：由于 L L qF 且 q 0所以L L RD 50 4 200kmol /h故提馏段操作线方程为m1LVxm xW V200xm150 m500.1 1.3

12、3xm150 m0.0339某定态连续精馏操作，已知进料组成为xF 0.5，塔顶产品流量为 D1 （流量单位皆为kmol/s），浓度 xD1 0.98，回流比 R=2.50 ，冷液回流， q=1.20。在加料板上方有一饱和液 体侧线出料， 侧线产品流量为 D2，浓度 xD2 0.90 ，且 D1 / D2 =1.50，塔底产品流量为 W， 浓度 xW 0.02，试求 D1/W ，并写出第二段塔（测线出料与加料板之间）的操作线方程。解：（1）计算 D1 /W 设进料流量为 F，进行物料衡算，有D1a）F D1 D2 W D11 W1.50b)0.5F 0.98 D1 0.90 D1 0.02W1

13、 1.50将 a b 2 ，整理得 1.493D1 0.96W故D1 /W 0.96/ 1.493 0.643(2)第二段塔的操作线方程由于 L2 L1 D2 qRD1 D2 1.20 2.50 1.50D2 D2 3.50D 2V2 V1 L1 D1 qRD1 D1 1.20 2.50 1.50D 2 1.50D2 6D2对加料板以上进行物料衡算，有V2 y L2 x D1 xD1 D2 xD2即V2 y L2x 1.50D2 xD1 D2xD 2 L2x (1.50xD 1 xD2)D2代入数据，得6D2 y 3.50D2x (1.50 0.98 0.90)D2整理得3.50 1.50 0

14、.98 0.90y x0.583 x 0.39566精馏设计型计算10用一连续精馏塔分离由组分 A 、 B 所组成的理想混合液。原料液和馏出液中含组分A的含量分别为 0.45 和 0.96( 均为摩尔分数) ，已知在操作条件下溶液的平均相对挥发度为2.3，最小回流比为 1.65。试说明原料液的进料热状态，并求出q 值。解：由最小回流比的定义知， 平衡线与精馏段操作线的交点也必是q 线与平衡线的交点。 由题知平衡方程为x2.3 xy1 ( 1)x 1 1.3x精馏段操作线方程为R 1Rmin1 1.65 0.96y xx Dminx Dx 0.623x 0.362R 1 R 1 D Rmin 1

15、 Rmin 1 D 1.65 1 1.65 1联立上面两式，解得xq0.417， yq0. 622因 xq xF ,yq xF ,故原料液的进料热状况为汽液混合物。 由 q 线方程得qq1xFq10.622 q 0.417 0.45解得q 1 q 1q=0.83911在常压连续精馏塔中， 分离苯甲苯混合液，原料液流量为 100kmol /h ，其中含苯 0.4摩尔分率，下同） ，泡点进料。馏出液组成为0.97 ，釜液组成为 0.02 ，塔顶采用全凝器，操作回流比为 2.0 ，操作条件下物系的平均相对挥发度为2.47 。试求：用逐板计算法求理论板数；塔内循环的物料流量。解： 逐板计算法求 NT

16、首先求出两操作线方程，其中精馏段操作线方程为R1xnxDR12 1xn0.970.97 0.667xn 0.3232 1 n提馏段的操作线方程RD qFRD qF WWx WRD qF W其中 D 和 W 由全塔物料衡算求得，即D W F 1000.97D 0.02W 100 0.4解得D 40kmol /h ， W60kmol /hq12 40 1 100y n 1x nn 1 2 40 100 60 n 气液平衡方程为60 0.022 40 100 601.5xn 0.01x( 1)y 2.47 1.47y理论板数 NT 由逐板计算法求得，即：从塔顶开始往下计算，因采用全凝器，故y1 xD

17、 0.97由式求得 x1，即0.97x10.9272.47 1.47 0.97再由式求得 y2 ，即y20.667 0.927 0.323 0.941依次交替使用式和式，直至xn 0.40，再交替使用式和式直至 xm 0.02 为止。计算结果见下表：序号12345678y0.970.9410.9010.8480.7850.7250.6670.622x0.9270.8660.7870.6930.5970.5160.4480.40（ 0.40,加料板 ）序号9101112131415x0.5900.5420.4760.3940.3020.08940.0473y0.3680.3240.2690.20

18、80.1490.03820 .0197 0 .02故所需理论板数为 14(不包括再沸器) ，从上往下的第 8 层为加料板。 塔内物料循环量因泡点回流，精馏段循环量为L RD 2 40kmol /hV (R 1)D (2 1) 40 120kmol /h净流量为V -L 102 80 40kmol /h提馏段循环量为L L qF 80 1 100 180kmol / hV V (1- q)F 120kmol / h净流量为L V 180 120 60kmol /h12将二硫化碳和四氯化碳混合液进行恒馏出液组成的间歇精馏。原料液组成为0.4 (摩尔分数，下同) ，馏出液组成为 0.95 (维持恒定

19、) ，釜液组成达到 0.079 时停止操作，设最终 阶段操作回流比为最小回流比的 1.76 倍，试用图解法求理论板层数。操作条件下物系的平衡数据列于下面附表中：二硫化碳摩尔分率 x二硫化碳摩尔分率 y二硫化碳摩尔分率 x二硫化碳摩尔分率 y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.00.95 )， 然 后 在 平 衡 曲 线 上 查 得x W 0.079 时 ， 与 之 平 衡 的 ，

20、 则R minxD yW 0.95 0.2 6.20min yW x W 0.2 0.079故 Rmin 1.76R 1.76 6.20 10.9所以精馏段操作线截距为xDR 1 10.9 10.950.95 0.08 ，定为 b点，连接即为操作线。 从点 a 开始在平衡线与操作线之间绘阶梯，直至 xn xW (0.079) 。从图可知，共需 7 块理论板。ab13在常压连续精馏塔中分离某理想溶液，原料液浓度为0.4 ，塔顶馏出液浓度为 0.95 ，塔釜产品组成为 0.05 (均为易挥发组分的摩尔分率) ，塔顶采用全凝器， 进料为饱和液体进料。 若操作条件下塔顶、塔釜及进料组分间的相对挥发度分

21、别为 2.6 、 2.34 及 2.44 ，取回流比 为最小回流比的 1.5 倍。试用简捷法确定完成该分离任务所需的理论塔板数及加料板位置。假如原料液组成变为 0.7 (摩尔分率) ，产品组成与前面相同，则最小理论板数为多少？ 解：简捷法计算理论塔板数的步骤如下： 最下回流比 Rmin 因为是泡点进料，故1 x D (1 xD ) Rmin1 x F1 x F式中，相对挥发度 a 采用塔顶与塔底相对挥发度的几何平均值，即 D W 2.6 2.34 2.47故Rmin1 0.95 2.47 (1 0.95) 1.48min 2.47 1 0.40 1 0.40最小理论板数 Nmin解：先在 x-

22、y 图上按给定的平衡数据作出平衡曲线及对角线，在对角线上找到点a( 0.95，N minlg1 xWDxWlg0.95 1 0.051 0.95 0.051lglg2.471 5.511 5.51理论塔板数 N由题意 R 1.5Rmin1.5 1.48 2.22R Rmin2.22 1.48R 1 2.22 1由此值查吉利兰关联图得minN10.43将 N min 5.51 代入上式中，得全塔理论塔板数N 10.4 11 （不包括再沸器 ） 进料板位置将芬斯克方程式中的釜液组成 xW 换成进料组成 xF ，a 按塔顶和进料相对挥发度的几何平均值计算，便可求出精馏段的最少理论塔板数Nmin1因为

23、 D F 2.6 2.44 2.52所以， NminxDlg1 xDxWlg 10.951 0.40.95 0.4 1 2.62lglg2.52前边已查出R Rmin2.22 1.48 0.23 时 N N min 0.43R 1 2.22 1 N 1将 N min1 2.62 代入， 得包括进料板在内的精馏段理论塔板数N1 5.4，即加料板为从塔顶数起的第 6 块理论板。原料液组成变为 0.7 时的最小理论塔板数 最小理论塔板数是在全回流的情况下所需要的理论板数，故在分离任务一定的前提下， 进料组成的改变对最小理论塔板数无影响。 所以组成改变后最小理论板数 Nmin 仍为 5.51（不 包括

24、再沸器） 。14图示为两股组成不同的原料液分别预热至泡点，从塔的不同部位连续加入精馏塔内。 已知 xD 0.98, xS 0.55, xF 0.30, xW 0.02（均为易挥发组分的摩尔分数） 。已知系统的（1）塔顶易挥发组分的回收率；（2）为达到上述分离要求所需的最小回流比。解：（1）对全塔进行物料衡算，有FSDWFx F SxS Dx D Wx W0.2 0.55 0.02 0.4020.98 0.02所以Dx FxWS x S xW0.30 0.02DxDxD xW F xD xW0.98 0.02100%SxS FxFDxD100%F (0.2xS xF )0.402 0.98 10

25、0% 96.1%0.2 0.55 0.302）两股加料口之间的操作线方程可由该段任一塔截面与塔顶作物料衡算而求得V y 0.2FxS L x DxDyL x DxDV0.2FxSV由于泡点进料，所以 q=1，则有 V V （R 1）DL L qS L 0.2F RD 0.2F所以R 0.2F / DyxR1xD 0.2Fx S / DR1R 0.2/ 0.402 0.98 0.2 0.55 / 0.402xR 1 R 1R 0.498 0.706 yxR 1 R 11）精馏段与提馏段操作线与常规塔相同， 挟点，假设为 A 和 B ，则 当点 A 为挟点时， xA xF 0.30但由于两股进料，

26、 在最小回流比下可能出现两个axA1 a 1 xA2.5 0.301 1.5 0.300.517将 xA , yA 代入方程（ 1）得Rmin0.498 0.7060.517 min 0.30Rmin 1Rmin 1Rmin 1 =1.56当点 B 为挟点时，x B xS 0.55axB2.5 0.55yBB 0.753B 1 a 1 xB 1 1.5 0.550.753Rmin 0.498Rmin 10.550.706Rmin 1将 xB , yB 代入方程（ 1）得Rmin 2 =1.12因为Rmin1 Rmin 2所以 A 点先挟紧，则 Rmin =1.56操作型计算15一精馏塔有 5

27、块理论板 （包括塔釜） ，含苯摩尔分数为 0.5 的苯 - 甲苯混合液预热至泡点，连续加入塔的第 3 块板上，采用回流比 R=3，塔顶产品采出率 D/F=0.44 ，物系的平均相对 挥发度为 2.47。求操作可得的塔顶和塔底产品组成xD,xW 。（提示：可设 xW 0.194 作为试差初值） 解：对全塔进行物料衡算，有F D WFxF Dx D WxW设 xW 0.194 ，则精馏段操作线方程提馏段操作线方程为xD xF xWD D/ FxWxD0.5 0.194 0.194 0.8890.44R11xD3 x 0.889 0.75x 0.2223 1 3 1L qF y L qF WR F

28、/D F/D 1x L qF W xW R 1 x R 1 xW3 1/0.44 x311/0.44 1310.194 1.32x 0.0617平衡线方程为( 1)y 2.47 1.47y序号12345y0.8890.7950.6800.5480.373x0.7640.6110.4620.3290.194从塔顶往下逐板计算（当由x3计算 y4 时改用提馏段操作线方程） ，结果如下由计算结果可知， xW x5 0.194 ，即假设正确，所以 xD 0.889, xW 0.194A 的摩尔分率为 0.5，进料16某 A 、B 混合液用连续精馏方法加以分离，已知混合物中含量为1000kmol / h

29、 ，要求塔顶产品中 A 的浓度不能低于 0.9，塔釜浓度不大于 0.1（皆为摩3。尔分率），原料预热至泡点加入塔内，塔顶设有全凝器使冷凝液在泡点下回流，回流比为写出塔的操作线方程。若要求塔顶产品量为 600kmol / h ，能否得到合格产品？为什么？假定精馏塔具有无穷多理论板，塔顶采出量D 为 300kmol /h ，此时塔底产品xW 能否等于零？为什么？解：精馏段操作线方程由 R 3,xD 0.9, 得精馏段操作线方程为RyxR13 0.93 x 0.9 0.75x .0225 R 1 3 1 3 1xD对全塔作物料衡算解得而 L RDD W F 1000 0.90D 0.1W 1000

30、0.5 D 500kmol /h，W 500kmol /h 3 500 1500kmol / h泡点进料 q 1 ，则得提馏段操作线方程式为L qFWy xxWL qF W L qF W1500 1 1000 500x 0.1 1.25x 0.251500 1 1000 500 1500 1 1000 500 如塔顶产品量为 D 600kmol /h ，当料液中轻组分全部进入塔顶产品时，塔顶产品所能 达到的最大浓度为Fx F 1000 0.5xD max0.83 0.90 ,显然不能得到合格产品。D 600若采出量 D 600kmol /h 时，因受物料衡算的限制，回流比再大也不可能得到合格产

31、 品。此时，要想得到合格产品，只有降低采出量，使之满足规定产品纯度下的物料衡算，所 以保证合格产品时的最大塔顶采出量为Fx F 1000 0.5Dmax555.6kmol / hxD0.9假定理论板数 N ，故可假定塔顶产品组成xD 达到 1.0 ，塔顶轻组分采出量为DxD 300km ol/ h ，而进料液中含纯的轻组分为 FxF 1000 0.5 500kmol / h ，除去塔顶产品带出的那部分轻组分外， 其余的必然服从物料衡算关系而进入塔底釜液中，故 xW 不可能等于零，其值为 xW 500 300 0.286 ,显然在此工况下，塔底产品纯度与回流比W 1000 300无关，完全受物料

32、衡算控制。当 D 增加时，塔底产品纯度提高。17在连续精馏塔中分离相对挥发度为2.5 的双组分混合物，进料为饱和蒸汽，其中含易挥发组分 A 为 0.4(摩尔分率，下同) ，操作回流比为 4，并测得塔顶、塔底中 A 的组成分别 为 0.95 和 0.05，若已知塔釜上方那块实际板的气相默弗里效率EmV 0.65 ，试求该板上升蒸汽的组成 yn 。解：对全塔进行物料衡算，有D W FDxD WxW FxF取进料流率 F 100 kmol / h ，则代入已知条件，可得 D 38.9kmol /h,W 61.1kmol / h 饱和蒸汽进料时， q 0 ，则提馏段上升蒸汽流率为V V (1 q)F

33、(R 1)D (1 q)F (4 1) 38.9 100 94.5kmol / h液相流率为L L qF RD qF 4 38.9 155.6kmol / h所以提馏段操作线方程为L yn 1 VW xW V W155.694.5 xn61.1 0.05 1.65xn 0.03294.5xW对塔釜上方板yW2.5 0.05 0.1161 ( 1) xW 1 1.5 0.05将 yn 1 代入提馏段操作线方程，可求得釜上方板下降液相组成xn 0.090 ，则与此液相相平衡时的汽相组成为ynxn1 ( 1)xn2.5 0.0901 1.5 0.0900.198代入上述数据可得EmVyn y n 1

34、y*nyn 10.6y n 0.165提馏段18用精馏塔分离某二元混合物，已知塔精馏段操作线方程为y 0.80x 0.182 ， 操作方程为 y 1.632x 0.056 ，试求：此塔的操作回流比 R 和馏出液组成 xD饱和蒸汽进料条件下的釜液组成 xW解：根据精馏段操作线的斜率求取回流比R ，截距求 xD由于RR1xDR1R所以 R0.80， R 4R1xD 0.182 xD 0.910 (摩尔分率 )R1根据提馏段操作线方程L qF Wy xxWL qF W L qF W W所以L qF 1.632L qF WWL qF W xW0.056饱和液体进料时， q 0 ，则上二式为L1.632

35、 ， WxW0.056L W L W又 L RD ,且 R 4 ，代入上式，有RDRD W1.632 ,1.549WxWRD W0.056xW 0.089 （摩尔分率）多组分精馏19 采用精馏塔加压分离四组分的原料液，其中含乙烯（A ）0.341、乙烷（ B）0.028、丙烯（ C）0.502 和丙烷（ D）0.129，平均操作压力为 3039kPa，试求原料的泡点及平衡蒸汽的 组成。解：（1）泡点温度及平衡的气相组成 计算泡点温度需试差，假设混合液的泡点为25，由 P-t-K 图查得 3039kPa 下各组分的平衡常数为乙烯 K1 1.80 ；乙烷 K 2 1.25；丙烯 K3 0.47 ；

36、丙烷 K 4 0.41则yi K1x1 K2 x2 K3x3 K4x40.341 1.80 0.028 1.25 0.502 0.47 0.129 0.41 0.938由于 y i 1，故再设泡点温度为 28.5，可查得K1 1.91； K2 1.32； K3 0.51； K4 0.45则 yi K1x1 K2 x2 K3x3 K4x40.341 1.91 0.028 1.32 0.502 0.51 0.129 0.45 1.002 1 故所设温度 28.5可接受，平衡时气相组成为乙烯y1 K 1 x1 1.91 0.341 0.651乙烷y2 K 2x 2 1.32 0.028 0.037丙

37、烯y3 K 3 x3 0.51 0.502 0.256丙烷y2 K 2x 2 0.45 0.129 0.05820同 19 题的操作条件，若要求馏出液中丙烯组成小于0.2%，釜液中丙烷组成小于 0.1%（均为摩尔分率） 。由已知进料流率为 1000kmol/h ，试按清晰分割情况确定馏出液和釜液的 流量及组成。解：由题意知，乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分，由于是清晰分割，故可认为轻组分A 在釜液中组成为 0，重组分 D 在馏出液中组成为 0，即 xW,A 0， xD,D 0 。 对全塔任一组分 i 作物料衡算，有f iFx Fi Dx DiWxWid iwi由于 F,xFi,xD,C,xW

38、,B,xW,A,xD,D 均为已知，故利用上式可得两端产品中各组分的流率 di ,wi ，如下表序号ABCDfi ,kmol/h34128502129fi 1000di ,kmol/h34128-0.001W0.002D0di Dwi ,kmol /h00.001W502-0.002D129wi W由上表可知，馏出液流率 D 为D di 341 28 0.001W 0.002D整理得 0.998D 369 0.001W结合总物料衡算 D F W 1000 W可解得 D 369.11kmol /h,W 630.89kmol /h 将此二值代回上表可求得dB 27.37kmol/ h, dC 0.

39、74kmol / hwB 0.63kmol / h,wC 501.26kmol / hd iwi又因为 xDi,xWi，故可求得各组分在两端产品中的组成如下表：DW组分乙烯乙烷丙烯丙烷xDi ,mol%92.387.420.200xWi, mol %00.1079.4520.4521用精馏方法将组成为 A：7%；B：18%； C： 32%；D：43%（均为摩尔分率）的四组分混合 物进行分离。已知此操作压力下各组分的平均相对挥发度（以重关键组分为基准）Aj, Bj, Cj, Dj分别为 2.52 ， 1.99 ，1和0.84 ，若要求在馏出液中回收进料中96%的 B，在釜液中回收 96%的 C，进料及回流液均为泡点下的液体，试求：（1）各组分在两端产品中的组成；（2）最小回流比；（3）若操作回流比为最小回流比的 1.5 倍，试用捷算法求所需的理论板数及加料位置。 解：（1）依题意， B为轻关键组分， C 为重关键组分，由于 C和 D的相对挥发度比较接近， 故要按非清晰分割情况进行分析。以 F=100kmol/h 为计算基准，则由已知有所以dB 0. 96FxFB 0.96 100 0.18 17.28kmol / hwBFxFB dB 100 0.18 17.28 0.72kmol / hdB