1、1 总压为 101.3kPa 下，作苯、甲苯的安托因方程（见例91） ，求：(1) 温度为 108及 81时，苯对甲苯的相对挥发度；(2) 用上述计算的相对挥发度的平均值 m，计算苯甲苯的气液平衡数据，并与书末附录中所列的实验值作比较（列表） 。解：（1）安托因方程为： 5.2193408.6log0812.l00tptBAt=108时 kpa0.94p9731.5.2190834.6plog 8.24.28.123.l 01B01B 01A01A 37.2011BApt=81时kpa19.40p6041.5.2198340.6plog3.80123.l 02B02B 02A02A 60.20
2、2BAp（2） 485.2260.37.21 m111 )(xymx 0.088 0.20 0.30 0.397 0.489计算 y 0.193 0.383 0.515 0.621 0.704实验 y 0.212 0.370 0.500 0.618 0.710x 0.592 0.700 0.803 0.903 0.950 1.00计算 y 0.789 0.853 0.910 0.959 0.979 1.00实验 y 0.789 0.853 0.914 0.957 0.979 1.00最大误差 %0.921.034、总压（绝对）为 303.9kPa 下，含丁烷 0.80、戊烷0.2（均为摩尔分数
3、）的混合蒸汽冷凝至 40，所得的液、气两相成平衡。求液相和气相数量（摩尔）之比。已知丁烷（A）和戊烷（B）的混合物是理想物系，40下纯组分的饱和蒸汽压力为：P A0=373.3kPa PB0=117.1kPa解：理想物系 19.3.170BAp2.0.3.7900 BApxxB=1-xA=0.271yB=1-xA=0.105895.09.3020 py设冷却前总物质的量为 1平衡后液相和气相的物质的量分别为 n(l)和 n(g)n (l)xA+ n(g)yA0.8n(l)n (g)1n (l)1n (g)1n (g)xA+ n(g)yA0.81n (g)0.729+ n(g)0.895=0.8
4、 0.166n(g)=0.071 n(g)=0.4277n(l)=1-0.4277=0.5723n(l)/ n(g)=0.5723/0.4277= 1.34 (1.37)6、某混合液含易挥发组分 0.24，在泡点状态下连续送入精馏塔。塔顶馏出液组成为 0.95，釜液组成为 0.03（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)采用回流比 R2 时，精馏段的液气比 L/V 及提馏段的气液比 LV/（3）采用 R4 时，求 L/V 及 LV/设混合物在塔内满足恒摩尔流条件。解：已知 xF0.24 x D=0.95 xW=0.03(1)物料衡算（2）LRDVLDRDDD
5、（1R）L/VR/（R1）2/3泡点进料，q=1W wDFxWDFxy两式联立可得： 28.03.95.024WDFxy FqDFq)1()()( 47.028.32.03)1( LDLFVqLV（3）R4L/VR/（R1）4/5=0.8 6.028.453.045)1( LDLFVqLV或 6.128.0)14(F/D)1R(V7、苯甲苯混合液中含苯摩尔数为 0.3，预热至 40以10kmol/h 的流量连续加入一精馏塔。塔的操作压强为101.3kPa。塔顶馏出液中含苯摩尔分数 95%，残液含苯摩尔分数为 0.03，回流比 R3。试求塔釜的蒸发量是多少？解： 已知 xF=0.3 XD=0.9
6、5 xW=0.03 R=3 F=10kmol/hD=3kmol/hL=RD=33=9kmol/hV=(R+1)D=43=12kmol/h3D3.0.95.03xyFDWF 查气液平衡数据表，x F=0.3 时苯、甲苯溶液的泡点温度为98.6，故可得平均温度为 t=(98.6+40)/2=69.3.查表得出此温度下的摩尔热容。苯 CmA132.6kJ/kmolK甲苯 CmB=156.4kJ/kmolK苯的汽化热 rA=31200kJ/kmol甲苯的汽化热 r B=33100kJ/kmolCmp=CmAxA+CmBxB=132.60.3+156.40.7=149.26rmp=rmAxA+rmBxB
7、=312000.3+331000.7=32530269.1)406.98(350.4)(1)(fbpfbptCtq12、欲设计一连续精馏塔用以分离含苯与甲苯各 0.5 的料液，要求馏出液中含苯 0.96，残液中含苯不高于 0.05（以上均为摩尔分数） 。泡点进料，选用的回流比是最小回流比的 1.2 倍，物系的相对挥发度为 2.5。试用逐板计算法求取所需的理论板数及加料板位置。解：已知 xF=0.5 xD=0.96 xW=0.05 =2.5 R=1. 2Rmin q=1 xe=xF=0.5nnyx)1(hkmolqV/69.1410)2.(2eeeDxyRmin xy)1(714.0512)1(
8、 Fe xy 15.5.0714.0.96.min eeeDxyRR=1.151.2=1.38精馏段操作线方程：提馏段操作线方程y1=xD=0.96 气液平衡关系 x 1=0.91x1=0.91 精馏段操作线方程 y 2=0.9285y2=0.9285 气液平衡关系 x 2=0.8386x2=0.8386 精馏段操作线方程 y 3=0.8896y3=0.8896 气液平衡关系 x 3=0.7632x3=0.7632 精馏段操作线方程 y 4=0.8459精馏段 提馏段Y1=0.96 X1=0.91 Y9=0.6748 X9=0.4536Y2=0.9285 X2=0.8386 Y10=0.626
9、8 X10=0.4018Y3=0.8896 X3=0.7632 Y11=0.5528 X11=0.3309Y4=0.8459 X4=0.6871 Y12=0.4515 X12=0.2477Y5=0.8018 X5=0.6180 Y13=0.3325 X13=0.1662Y6=0.7617 X6=0.5612 Y14=0.2160 X14=0.09929WxFqDRxFqR )1()()1()( Dnn xRxy111 Y7=0.7288 X7=0.5180 Y15=0.1205 X15=0.05195Y8=0.7037 X8=0.4872 Y16=0.0.05283 X16=0.021820.
10、5 0.05故所需总理论板数为 16 块（包括塔釜） ，第 8 块板加料，精馏段 7 块板，提馏段 8 块板。16、含易挥发组分 0.42（均为摩尔分数）的双组分混合液在泡点状态下连续加入精馏塔塔顶，釜液组成保持 0.02，物系的相对挥发度为 2.5，塔顶不回流，试求：（1）欲得塔顶产物的组成为 60%时所需的理论板数。 （2）在设计条件下若板数不限，塔顶产物可能达到的最高含量。解：（1）根据题意得：R0，且无精馏段（塔顶无回流）相平衡关系 nnyx5.1.2提馏段操作线wnn xRDFxRy111 45.1wFDxy 1=0.6 x1=0.375 用逐板计算09.45.1nn板数 1 2 3
11、 4 5 6 7 8X 0.375 0.3150 0.2448 0.1746 0.1144 0.0693 0.0387 0.0194y 0.6 0.5348 0.4476 0.3460 0.2442 0.1569 0.0915 0.0471x8xw=0.02 需要 8 块理论板数。（2）q=1 x e=xF 64.02.51.)1( FexyDeeDyR0minxDmax=xD=0.64420、一精馏塔有 5 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 R3，塔顶产品的采出率 D/F0.44。物系的相对挥发度 2.47。求操作
12、可得的塔顶、塔底产品组成xD、x W。（提示：可设 xW0.194 作为试差初值）解： 假设 Xw=0.194 X F=0.5 D/F0.44 R=3 2.47物料衡算： 894.0)1(FDxxWFD则精馏段的操作线方程为：24.075.89.43111nDnnxxRxy则提馏段的操作线方程为： 0617.3182. 194.04.4.111nWnnxxRDFxy相平衡关系为： nnnyy47.1.2)(Y1=0.8894 Y2=.7963 Y3=0.6818 Y4=0.5506 Y5=0.3754 Y6X1=0.7650 X2=0.6125 X3=0.4645 X4=0.3316 X5=0.1947 X W上述假设正确。25 拟将 100kmol 乙醇和水溶液于常压下进行间歇精馏。料液组成含乙醇 0.4（摩尔分数，下同） ，当釜内残液中乙醇的含量降到 0.04 时停止操作。每批操作所花时间为 6h，若保持馏出液的组成恒定为 0.8,操作终止时回流比为最小回流比的 2倍。试求（1）理论板数；（2）蒸馏釜汽化的蒸汽量，kmol/h;（3）操作终目止时釜内残液量和馏出液量。
