化工原理精馏计算题word版本
化工原理考试题(精馏)
化工原理练习题（精馏）一.填空题1.精馏操作的依据是＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
实现精馏操作的必要条件包括＿＿＿＿＿＿＿＿_＿＿和＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
2.已分析测得这四股物料的组成为0.62，0.70，0.75，0.82，试找出Y X Y X的对应值，Y____，X____，Y____ ，X_____,3. 某二元物系的相对挥发度α＝3，在具有理论板的精馏塔内于全回流条件下作精馏塔操作，已知x0.3，则y4.某泡点进料的连续精馏塔,已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,提馏段操作线方程为y=1.45x-0.015,则回流比R=____,馏出液组成x________,原料组成x=__________.釜液组成x=_________.5.如图所示，ａ点表示＿＿＿＿＿＿＿＿；ｂ点表示＿＿＿＿＿＿＿＿；ｃ点表示＿＿＿＿＿＿＿＿；ａｂ段表示＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；ｂｃ段表示＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
二.选择题（5分）1. 某精馏塔精馏段理论板数为N论板数为N馏段的理论板数增加，精馏段的理论板数不变，且F、x q、R，V等均不变，则此时:（）A. x xB. x xC. x xD. x x三..问答题1.精馏塔在一定条件下操作时，问将加料口向上移动两层塔板，此时塔顶和塔底产品组成将有何变化？为什么？四.计算题（65分）1. 分离苯和甲苯混合液，进料组成为0.4，馏出液组成为0.95，残液组成为0.05（以上组成均为苯的摩尔分率）。
苯对甲苯的平均相对挥发度为2.44。
泡点进料，塔顶冷凝器为全凝器，塔釜为间接蒸汽加热。
试求：(1) 最小回流比；(2) 若回流比取最小回流比的1. 2倍，列出精馏段操作线方程(3) 列出提馏段操作线方程。
2. 苯和甲苯混合液含苯0.4(摩尔分率，下同)，流量为100kmol.h馏，要求塔顶x=0.9，塔底x=0.0677, D=40kmol.h R为1.4Rmin，已知操作条件下相对挥发度α＝2.47是常数。
精馏计算题
难度系数：A （A B C三级，A简单，C最难）题目编号：0301 第3章3节页码题目：在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。
原料液的流量为175kmol/h，含苯0.44 （mol）,要求塔顶产品含苯0.974（mol），塔底产品含苯0.0235 （mol），求塔顶、塔底产品量为多少kmol/h ？解题过程与步骤: 解：D+W=175175 X 0.44 = D X 0.974+W X 0.0235D=76.7kmol/hW=98.3kmol/h计算的最后结果数字：76.7, 98.3题目编号：0302 第3章3节页码难度系数： C （A B C三级，A简单，C最难）题目：一常压精馏塔分离苯—甲苯混合物，已知X W = 8.5%, X F= 25%, X D = 98%（均为摩尔分数），相对挥发度为2.46，泡点加料，回流比为 1.65的最小回流比，塔顶采用全凝器。
求（ 1 ）回流比；（2）精提馏段操作线方程；（3）塔顶第二块理论板上升气相组成。
解题过程与步骤：解: (1) q= 1 y q=a X F/[1+( a — 1) X F] = 2.46 0.25/ [1+( 2.46 — 1) 0.25] = 0.45X q= X F= 0.25R min = (X D—y q)/( y q—X q) =( 0.98 —0.45) /(0.45 —0.25) = 2.65 R=1.65R min = 1.65 2.65=4.37(2)精馏段操作线方程：y= R/(R+1)X + X D/(R+1) = 0.81X + 0.182设原料液100kmol/h F=D+W F X F =D X D +WX W解得：D = 18.44 kmol/h W = 81.56 kmol/hL=RD=4.73 18.44=87.22 kmol/h )提馏段操作线方程：y=(L+qF)x/(L+qF —W) —WX w/(L+qF —W)=1.77X—0.066(3)塔顶采用全凝器y1= X D=0.98 y1=a X1/[1+( a —1) X1] = 0.98得X1 = 0.95y2= 0.81x1+ 0.182=0.95计算的最后结果数字： 4.37 , y= 0.81X + 0.182, y=1.77x —0.066 , 0.95题目编号：0303 第3章3节页码难度系数：B （A B C三级，A简单，C最难）题目：在某精馏塔中分离一种液体混合物，泡点进料，已知精馏段操作线方程为y=0.714x+0.284，提馏段操作线方程为y=1.06x —0.0032，试求在该操作条件下的回流比及原料液、馏出液、残液组成。
精馏计算题精选全文
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题目编号： 0307 第 3 章 3 节 页码 难度系数： A (A B C 三级，A 简单，C 最难)
题目：在常压连续精馏塔中分离苯－甲苯混合溶液。
原料液组成为0.4（易挥发组分的摩尔分数，下同），泡点进料。
馏出液组成为0.95，釜残液组成为0.05，操作回流比为3.5，试求理论板数及适宜的进料位置。
已知苯－甲苯混合溶液相平衡关系如下图。
（精馏图4）
解题过程与步骤：
解：211.015.395.01=+=+R x D 在相平衡图上绘制精馏段操作线AD 、q 线ef 及提馏段操作线CD ；
（精馏图5）
图解理论塔板数N T ＝9（不包括再沸器）
适宜进料位置：第五块理论板。
计算的最后结果数字：N T ＝9（不包括再沸器），第五块理论板。
（完整版）化工原理蒸馏试题
（完整版）化⼯原理蒸馏试题蒸馏⼀.填空题1.蒸馏是分离 ____________的⼀种⽅法，蒸馏分离的依据是_______________________________。
2.⽓液两相呈平衡状态时，⽓液两相温度_______，但⽓相组成________液相组成。
3.⽓液两相组成相同时，则⽓相露点温度________液相泡点温度。
4.在精馏过程中，增⼤操作压强，则物系的相对挥发度________，塔顶温度_________，塔釜温度_______，对分离过程___________。
5.两组分溶液的相对挥发度是指溶液中_______的挥发度对________的挥发度的⽐值，a=1表⽰_______。
6.所谓理论板是指该板的⽓液两相____________，且塔板上_________________。
7.某两组分物系，其相对挥发度α=3，对第n，n-1两层理论板，在全回流条件下，已知x n=，则y n-1=_________________。
8.某精馏塔的温度精馏段操作线⽅程为y=+，则该精馏塔的操作回流⽐是____________，馏出液组成为____________________。
9.精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是_____________和_________________。
10.在总压为温度为95℃下，苯与甲苯的饱和蒸汽分别为= = kPa，则平衡时苯的液相组成为=_________，⽓相组成为y=______________，相对挥发度为α=____________。
11.精馏塔有____________进料热状态，其中__________进料q值最⼤，进料温度____泡点。
12.在操作的精馏塔中，测得相邻两塔板的两相四个组成为，，，.则=_________，=________，=_________，=_______.13.对于不同的进料热状态，，与的进料关系为（1）冷液进料，_________， ___________（2）饱和液体进料，_________， __________（3）⽓液混合物进料，_________， ___________（4）饱和蒸汽进料，_________， __________（5）过热蒸汽进料, _________， ___________14.某连续精馏塔中，若精馏段操作线⽅程的截距等于零，则：回流⽐等于_________，馏出液量等于____________，操作线⽅程为_______________。
化工原理第五章 精馏 答案
五蒸馏习题解答1解:(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下:∵x A=(p-p B0)/(p A0-p B0); y A=p A0×x A/p以t=90℃为例,x A=(760-208.4)/(1008-208.4)=0.6898y A=1008×0.6898/760=0.9150y=αx/[1+(α-1)x]式中α=αM=1/2(α1+α2)∵α=p A0/p B0α1=760/144.8=5.249 ;α2=3020/760=3.974∴αM=1/2(α1+α2)=1/2(5.249+3.974)=4.612y=4.612x/(1+3.612x)由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:1 题附图2解:(1)求泡点:在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A+p B=p A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃lgp A0=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971p A0=102.971=935.41[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566p B0=102.566=368.13[mmHg]935.41×0.4+368.13×0.6=595≈600mmHg∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A/p=p A0x A/P=935.41×0.4/600=0.624(2)求露点:露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A+x B=1或p A/p A0+p B/p B0=1式中p A=0.4×760=304[mmHg]; p B=0.6×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A0=6.8974-120.635/(103+220.237)=3.165∴p A0=1462.2[mmHg]lgp B 0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784∴p B 0=608.14[mmHg]于是 :304/1462.2+456/608.14=0.96<1再设露点为102℃,同时求得p A 0=1380.4; p B 0=588.84304/1380.4+456/588.84=0.995≈1故露点为102℃,平衡液相组成为x A =p A /p A 0=304/1380.4=0.223解:(1)x A =(p 总-p B 0)/(p A 0-p B 0)0.4=(p 总-40)/(106.7-40)∴p 总=66.7KPay A =x A ·p A 0/p=0.4×106.7/66.7=0.64(2)α=p A 0/p B 0=106.7/40=2.674解:(1) y D =?αD =(y/x)A /(y/x)B=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2y D =0.974(2) L/V D =?∵V=V D +L(V/V D )=1+(L/V D )V0.96=V D 0.974+L0.95(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(L/V D )=1.45解:简单蒸馏计算:lnW 1/W 2=⎰-12x x xy dx W 2=(1-1/3)W 1=2/3W 1;y=0.46x+0.549,x 1=0.6,代入上式积分解得:釜液组成:x 2=0.498,馏出液组成:W D x D =W 1x 1 -W 2x 2(1/3W 1)x D =W 1×0.6-(2/3W 1)×0.498∴x D =0.8046解:Fx F =Vy+Lx ∴0.4=0.5y+0.5x --------(1)y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) --------(2)(1),(2)联立求解,得y=0.528,x=0.272回收率=(V·y)/(Fx F )=0.5×0.528/0.4=66%7.解:F=D+WFx F =Dx D +Wx W已知x F =0.24,x D =0.95,x W =0.03,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228回收率Dx D /Fx F =0.228×0.95/0.24=90.4%残液量求取:W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38∴W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h]8解:(1) 求D及W,全凝量VF=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =0.1,x D =0.95,x W =0.01(均为质量分率)F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h]由恒摩尔流得知:F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量M m=1/(a A/M A+a B/M B)] 解得V=87[Kg/h] 由于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V即为冷凝量,(2) 求回流比RV=D+L ∴L=V-D=87-9.57=77.43[Kg/h]R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L与D的组成相同,故8.09亦即为摩尔比)(3) 操作线方程.因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)式中x D应为摩尔分率x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B]=(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961∴y n+1=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.1069解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5×0.441.25x q '=1.5×0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362(5)0<q<1 原料为汽液混合物10解:(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'. 进料平均分子量: Mm=0.4×78+0.6×92=86.4F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W11.6×0.4=D×0.97+(11.6-D)0.02∴D=4.64[Kmol/h]W=6.96[Kmol/h]R=L/D, ∴L=3.7×4.64=17.17[Kmol/h]V=(R+1)D=4.7×4.64=21.8[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×0.4+33320×0.6=32313.6[KJ/Kmol]从手册中查得x F =0.4时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2×75)/32313.6=1.37∴L'=L+qF=17.17+1.37×11.6=33.1[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=21.8+0.37×11.6=26.1[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=0.97×30804+33320×0.03=30879.5[KJ/Kmol]∴Qc=21.8×30879.5=673172.7[KJ/h]耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[Kg/h](3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.塔的热量衡算Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q LQ B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有:Q B≈Q V=V·I vIv=(r+Cpt)=30879.5+159.2×8.2=43933.9[KJ/Kmol]∴Q B=21.8×43933.9=957759.02[KJ/h]2.5[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522×4.18×18=39275.3[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h=24.4×18=39.04[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.00511解:提馏段: y m+1’=1.25x M’-0.0187---------(1)=L'x M'/V'-Wx W /V',L'=L+qF=RD+FV'=(R+1)DW=F-D,精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=0.75x n +0.25x D --------(2)q线:x F =0.50 --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=1.25×0.5-0.0187=0.606,代入(2)0.606=0.75×0.5+0.25x D ,x D =0.92412解:(1) y1=x D =0.84,0.84=0.45x1+0.55x1=0.64,y W =3×0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69,0.69=0.45×x W +0.55,x W =0.311,(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),W=100-16.8=83.2(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 ∴R=2.61提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1.25x-0.0187精馏段操作线截距为x D/(R+1)=0.263 ∴x D =0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 ∴x W =0.0748(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=0.723x+0.263y=1.25x-0.0187联立求解,得x=0.535,y=0.65因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=0.6514解:(1) y1=x D =0.9,x1=0.9/(4-3×0.9)=0.692,(2) y2=1×0.692/(1+1)+0.9/2=0.796(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.715解:(1) Fx F=Vy q+Lx q0.45=(1/3)y q+(2/3)x qy q =2.5x q /(1+1.5x q)∴x q=0.375 y q=0.6(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56R=1.5Rmin=2.34D=0.95×0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45×0.95)/0.55=0.041L=RD=2.34×0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503L'=L+qF=1.053+(2/3)×1=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55×0.041/1.17=1.47x'-0.019316解:精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +0.24平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=2.5x/(1+1.5x)提馏段操作线方程y=1.256x-0.01278其计算结果如下:N0x y1 0.906 0.962 0.821 0.923 0.707 0.864 0.573 0.775 0.462 0.706 0.344 0.5677 0.224 0.4198 0.128 0.2689 0.065 0.14810 0.029 0.069由计算结果得知:理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块；17解:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5解得:x W =0.24精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)=0.75x n +0.2 --------(1) 平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y)--------(2)交替运用式(1),(2)逐板计算:x D =y1=0.8 .x1=0.571;y2=0.628,x2=0.360;y3=0.470,x3=0.228<x W =0.24∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =0.9,x F =0.5,x W =0.1,R=5,精馏段操作线方程:y n+1=Rx n/(R+1)+x D/(R+1)=5x n/(5+1)+0.9/(5+1)=0.833x n+0.15图解:得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块18题附图19解:(1) F=D+WFx F =Dx D +Wx WD=F(x F -x W )/(x D -x W )=100(0.3-0.015)/(0.95-0.015)=30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/hW=F-D=69.50 Kmol/h(2) N T及N F =?x D =0.95、x W =0.015、q=1、R=1.5；x D /(R+1)=0.38作图得:N T =9-1=8(不含釜)进料位置: N F =6(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)DV'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/hL'=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8Kmol/h由图读得:y W =0.06, x W-1=0.0320解:(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=4.6x/(1+3.6x) --------- (1)q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x)7.2x2 +1.740x-1.35=0解知,x=0.329y=0.693(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.70621解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=2.47×0.6/(1+1.47×0.6)=0.788R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02R=1.5×R min=1.53N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x0.567)∴(N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.2020.567) 解得N=14.5 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/0.7+1=21(包括釜)求加料板位置,先求最小精馏板数(N min)精=lg[x D /(1-x D )×(1-x F )/x F]/lgα=lg[0.98/0.02·0.4/0.6]/lg2.47=3.85N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=14.5×3.85/7.56=7.4则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6取11块故实际加料板位置为第12块板上.22解:(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=2.4x/(1+1.4x) 作y-x图由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=2/3x n +0.3 ----------- (1)侧线下操作线方程推导如下:以虚线范围作物料衡算V=L+D1+D2Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);L=L0-D2, 则:y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L0-D2+D1+D2)=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1+D2x D2/D1)/(R+1)(R=L0/D1)将已知条件代入上式,得到:y S+1=0.5x+0.416(2) 用图解法,求得理论塔板数为（5-1）块,见附图.22题附图根据所给平衡数据作x-y图.精馏段操作线y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1)=0.6x n +0.38q线方程与q线:料液平均分子量:M m=0.35×+0.65×18=22.9甲醇分子汽化潜热:r=252×32×4.2=33868.8[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×4.2=41731.2[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=0.35×33868.8+0.65×41731.2=38979.4[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=0.88×22.9×4.2=84.6[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=8.7提馏段操作线方程与操作线：由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(x W ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为7.6块,可取8块(包括釜).24解:对全塔进行物料衡算:F1+F2=D+W ----------(1)F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W100×0.6+200×0.2=D×0.8+W×0.02100=0.8D+0.02W -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=120.5Kmol/hL=RD=2×120.5=241kmol/hV=L+D=241+120.5=361.5Kmol/h在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V",塔板序号为s.V''+F1=D+L''V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx Dy s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/hV''=V=361.5y s+1"=(341/361.5)x s''+(120.5×0.8-100×0.6)/361.5y s+1"=0.943x s''+0.1对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求x D》0.98, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:13×0.5=6.5取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=2.54用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[0.98/0.02-0.5/0.5]/ln2.54=4.175y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)=1.31由y=0.75(1-x0.567)x=(1-Y/0.75)(1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)∴R=(0.392+R min)/(1-0.392)R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =0.5y e=αx/[1+(α-1)x]=2.54×0.5/(1+1.54×0.5)=1.27/1.77=0.72∴R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18∴R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59∴D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h]故最大馏出量为0.696[Kmol/h]26解:求n板效率: Emv =(y n -y n+1 )/(y n*-y n+1 ),因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1与x n成平衡的y n*=αx n/[1+(α-1)x n ]=2.43×0.285/(1+1.43×0.285)=0.492于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7求n+1板板效率:Emv=(y n+1 -y n+2)/(y n+1* -y n+2)=(x n-x n+)/(y n+1*-x n+1 )y’n+1 =2.43×0.173/(1+1.43×0.173)=0.337∴Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.68327解:由图可知:该板的板效率为Emv=(y1-y )/(y1*-y W)从图中看出,y1=x D =0.28,关键要求y1*与y W .由已知条件Dx D /Fx F =0.8∴D/F=0.8×0.2/0.28=0.57作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx WF=D+W联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W0.2=0.57×0.28+(1-0.57)x W解得x W =0.093 习题27附图因塔釜溶液处于平衡状态,故y W=αx W /[1+(α-1)x W ]=2.5×0.093/(1+1.5×0.093)=0.204y W与x1是操作线关系.y n+1 =L'x n /V'-Wx W /V'=Fx n /D-Wx W/D =Fx n /D-(F-D)x W /D=Fx n /D-(F/D-1)x W∴y n+1 =x n /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07当y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=2.5×0.157/(1+1.5×0.157)=0.318∴Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%28解:(1)精馏段有两层理论板,x D =0.85,x F =0.5,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F=0.5线交于d.提馏段有两层理论板,从点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：x W =0.17x D/(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W100×0.5=D×0.85+W×0.17得D=48.5Kmol/hV'=V=(R+1)D=8.25×48.5=400Kmol/h28题附图(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:(1)D=η,Fx F /x D =0.9×100×0.4/0.92=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/hx W =0.1Fx F /W=0.1×100×0.4/60.9=0.0656∵q=1 ∴x q =0.4 查图得y q =0.61R min=(x D -y q )/(y q -x q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48R=1.5×1.48=2.2 x D /(R+1)=0.92/3.2=0.29在y-x图中绘图得N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,取8块,∴第九块为实际加料板(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑(2)改为冷液进料,N T <N T' q=1, N T =const ∴x D↑q约为const,下移加料点,x D↑.29题附图30解:(1)Dx D/Fx F=0.922;Dx D=0.922×150×0.4=55.32Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =55.32150×0.4-(150-D)×0.05=55.32D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/hx D =55.32/56.4=0.981(2) N T及N F (进料位置)x D =0.981,x W =0.05,q=1,x D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)q线: x F=0.4、q=1, q线为垂线。
化工原理精馏习题及答案.docx
一．选择题1．蒸馏是利用各组分（）不同的特性实现分离的目的。
CA溶解度； B 等规度； C 挥发度； D 调和度。
2．在二元混合液中，沸点低的组分称为（）组分。
CA可挥发； B 不挥发； C 易挥发； D 难挥发。
3．（）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。
AA液相回流； B 进料； C 侧线抽出； D 产品提纯。
4．在（）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条件。
CA冷凝器； B 蒸发器； C 再沸器； D 换热器。
5．再沸器的作用是提供一定量的（）流。
DA上升物料； B 上升组分； C 上升产品； D 上升蒸气。
6．冷凝器的作用是提供（）产品及保证有适宜的液相回流。
BA塔顶气相； B 塔顶液相； C 塔底气相； D 塔底液相。
7．冷凝器的作用是提供塔顶液相产品及保证有适宜的（）回流。
B A气相； B 液相； C 固相； D 混合相。
8．在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（）。
CA浮阀板； B 喷射板； C 加料板； D 分离板。
9．在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（）。
B A精馏段； B 提馏段； C 进料段； D 混合段。
10．某二元混合物，进料量为100 kmol/h ，x F = 0.6 ，要求塔顶 x D不小于 0.9 ，则塔顶最大产量为（）。
( 则 W=0)BA 60 kmol/h；B 66.7 kmol/h；C 90 kmol/h；D 100 kmol/h。
11．精馏分离某二元混合物，规定分离要求为xD、xw。
如进料分别为xF1、xF 2时，其相应的最小回流比分别为Rmin 1、Rmin 2。
当xF1xF 2时，则（）。
AA．Rmin 1Rmin 2；B．Rmin 1Rmin 2；C．Rmin 1Rmin 2；D．Rmin的大小无法确定12．精馏的操作线为直线，主要是因为（）。
D A．理论板假定； C.理想物系；B．塔顶泡点回流； D.恒摩尔流假定13．某二元混合物，其中 A 为易挥发组分。
完整word版精馏例题
例7—4 欲将65000kg／h含苯45％、甲苯55％(质量百分率，下同)的混合液在一连续精馏塔内加以分离，已知馏出液和釜液中的质量要求分别为含苯95％和2％，求馏出液和釜液的摩尔流率以及苯的回收率。
解苯和甲苯的摩尔质量分别为78kmol/kg和92kg/mol0.45/78?0.4911x?进料组成F9255/0.45/78?0.7895/0.9573.x??0产品组成D92/.95/78?0.05078/0.020235.x??0W92/02/78?0.980.进料平均摩尔质量_____kgkmol/85.120.4911)?92??x)M?0.4911?78?(1?1M?xM?(BAFFF65000?763.6kF?mol/h则85.12根据式(7—29)得x?x0.4911?0.0235WF F＝?763.6?382.4kmol/hD＝x?x0.9573?0.0235WD所以 W＝F－D＝763.6－382.4＝381.2kmol/hDx382.4?0.9573?D?100%＝?100%?97.6%?苯的回收率1Fx763.6?0.4911F例7-5分离例7－4中的苯－甲苯溶液。
已知泡点回流，回流比取3。
试求：(1) 精馏段的气液相流量和精馏段操作线方程；(2) 泡点进料和50℃冷液进料时提馏段的气液相流量和提馏段操作线方程。
解：(1) 精馏段的气液相流量和精馏段操作线方程精馏段的气液流量由回流比及馏出液流量决定，即V?(R?1)D?4.0?382.4?1529.6kmol/hL?RD?3.0?382.4?1147.2kmol/h精馏段操作线方程由式（7－34）计算，即xR31D＝x??0.9573?0y?.75x?x?0.2393R＋1R＋13＋13?1 (2) 提馏段的气液相流量和提馏段操作线方程在其他操作参数一定的情况下，提馏段的气液相流量即操作线方程受进料热状况的影响。
①泡点进料，q=1，则由式（7－43）得?＝L＋qF＝1147.2?763L.6?1910.8kmol/h??V?(1?q)VF?1529.6kmol/h代入提馏段操作线方程（7－38）得?W1910.8381.L2?0.0235y?x?x＝x??1.249x?0.00586W???W1529.L61529.L6?W② 50℃冷液进料. 根据x＝0.4911，查常压下苯—甲苯的t-x-y图，得泡点F t=94.2℃，露点t=99.2℃。
化工原理下册九-6精馏操作型计算.
设xD’＜ xD,作两段操作线按恒定NT作图相符为止， 否则重设xD，反复迭代，此时进料位置一般不在最佳位置。
定量计算： 设xD 据物料衡算 xw
计算NT计，再与NT比较
四、精馏塔温度分布和灵敏板 D
操作时 q, x f , F 一定，当R2>R1，温度分布如图红线，
灵敏板——对外界干扰影响最敏感塔板
思考与讨论：
1、若将操作中的精馏塔的进料口由最佳位置向上移动一块理论
板，其它条件不变，则xD
则xD xw
。
xw ，向下移动一块理论板，
xf
D F
xD
w F
xw ,
对x
f
,
D F
一定，w F
也一定
从物料xD xD
, ,
xw xw
,结合NT 恒定。 ,结合习题P141/19,20.
R，q、D/F不变，操作线斜率未变，NT恒定。xD↓ xw↓
定性分析： xD不变，根据物料衡算xw↓，由图可见，NT必↑， 而NT应恒定，所以不行。 xD↑不行也不可能，故xD↓√
对xw：xw↑或xw不变时，操作线平行移动后，NT↓，不行 结果只能是 xD ↓， xw ↓√
原工况加料板在第4块 新工况加料板在第3块
解：因NT=∞，R可理解在为Rmin进行操作，即Rmin=R=1.5
Rm xD ye Rm 1 xD xe
(完整word版)化工原理试题
一．填空题（40分）1. 精馏操作的依据是2. 实验室中用水吸收 CO23. 分离任务要求一定，当回流比一定时，在5种进料状况中，进料的q。
4. 根据两相接触方式的不同，萃取设备可分为式和式两大类，填料萃取塔属于，筛板萃取塔属于。
逐级接触式，微分接触式，微分接触式，逐级接触式56．板式塔是接触式气液传质设备，操作时为连续相；填料塔是接触式气液传质设备，操作时为连续相。
逐级 ,液相 ,连续, 气相7沫夹带线，漏液线，液泛线。
8．当填料塔操作液气比达到泛点气速时，充满全塔空隙，此现象称为，此情况下急剧升高。
液体液泛压降9.某操作中的吸收塔，用清水逆流吸收气体混合物中的A组分，若 L增加，其余操作条件不变，则出塔气体y a，出塔液体的浓度x1，回收率。
减小减小增大10. 溶解度曲线将三角形相图分为两个区域，曲线内为区，曲线外为区，萃取操作只能在进行。
两相区,单相区,两相区11. 用水萃取煤油中苯甲酸,其中萃取相为，萃余相 ,轻相为 , 重相为 .水+苯甲酸,煤油+苯甲酸,水相,煤油相12．湿空气经预热后相对湿度φ值将，对易龟裂的物料，常采用的方法来控制干燥器的φ值。
干燥操作的必要条件是。
干燥过程是相结合的过程。
减小，降低干燥速率，物料中水分蒸汽压大于干燥介质中水气分压，热量传递与质量传递二．选择题（20分）1．精馏操作时，若F、D、x F、q、R、加料板位置都不变，而将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成x D变化为 ( B )A．变小 B. 变大 C. 不变 D. 不确定2. 气液在塔板上有四种接触状态，最优的接触状态是（ D ），操作时一般控制在（ A ）。
A.鼓泡接触状态B. 蜂窝接触状态C.泡沫接触状态D.喷射接触状态3．与单级萃取相比，若溶剂比及萃取相浓度相同，则多级逆流萃取可使萃余相组成浓度（ C ）A.增大B. 基本不变C. 减小D.增大，减小都可能4．饱和空气在恒压下冷却，温度由t降到t1，此时其相对湿度（A ），湿度（ B ），露点（ B ）A.不变 B降低 C升高 D 不确定5. 在恒定的干燥条件下，用热空气对某湿物料进行干燥实验，若想提高热空气的温度或提高热空气的流速，则恒速干燥阶段的干燥速率U C将会（ A ）。
精馏计算题
答案与评分标准
解：（1）精馏段操作线方程
将已知量R＝3，xD＝0.95代入精馏段操作线方程可得：
即
（3分）ห้องสมุดไป่ตู้
（2）提馏段操作线方程及提馏段回流液量
①已知R＝3，L＝540kmol/h，可得 kmol/h（1分）
②由全塔物料衡算：F=D+W，可得W=F－D=788－180＝608kmol/h（1分）
答案与评分标准
解：（1）用逐板计算法求NT精。已知xF＝0.6，xD＝0.9，R＝1.5， 。
①求精馏段操作线方程：
。代入已知量得： （A）（2分）
2气液平衡方程：
由 可得 （B）（2分）
3因假设塔顶为全凝器，故有 （1分）代入（B）式可求出x1，
（1分）将 代入（A）式可求出y2， （1分）再将 代入（B）式求出x2， ＜ （xF＝0.6）（1分），故可知第二块理论板为加料板，精馏段所需理论板数NT精＝2－1＝1块（层）（1分）
（2）求精馏段所需的实际板数NP精，已知ET＝50％，
（1分）
F＝D+W
（2分）式中，xF＝0.45，xD=0.95
=1－0.95=0.05，W＝114.2kmol/h
联立求解：F=D+114.2
0.45F=0.95D+114.2×0.05可解出D＝91.4kmol/h及F＝205.6kmol/h（2分）
（2）求R
（2分）
补充4：
在某两组分连续精馏塔中，已知原料液流量为788kmol/h，泡点进料；馏出液组成为0.95（易挥发组分摩尔分数，下同），釜残液组成为0.03；回流比R为3，塔顶回流液量为540kmol/h。
化工原理精馏计算题
4-93 已知某精馏塔塔顶蒸汽的温度为80C ，经全凝器冷凝后馏出液中苯的组成 为0.90，甲苯的组成为0.10（以上均为轻组分A 的摩尔分数），试求该塔的操作压强。
溶液中纯组分的饱和蒸汽压可用安托尼公式计算，即 Ct B A p o +-=lg 式中苯和甲苯的常数为组 分 A B C 苯 6.898 1206.35 220.24 甲苯 6.953 1343.94 219.58分析： 求塔内操作压强即是求塔内蒸汽总压p ,因此体系为理想体系，可通过道尔顿分压定律A A py p = 及拉乌尔定律求得。
解：利用安托尼公式分别计算80℃时苯与甲苯两种纯组分饱和蒸气压，即88.224.2200.8035.1206898.6lg 0=+-=A pKPa mmHg p A 14.10158.7580==47.258.2190.8094.1343953.6lg 0=+-=B pKPa mmHg p B 35.3912.2950==由于全凝器中，进入塔顶的蒸气与已冷凝的馏出液组成相同，则 9.0==D A x y 由道尔顿分压定律)()(00000B A B A A A A A p p p p p p p x p p p y --=== )35.3914.101()35.39(14.10190.0--=p 解得 KPa p 54.968=4-94 苯与甲苯的混合溶液在总压KPa 3.101下经单级釜进行闪蒸，气化率为%35，若溶液中苯的组成为477.0，蒸馏后，闪蒸罐顶产物和罐底产物的组成各为多少？操作压力增大１倍时，两产物的组成有何变化？分析：闪蒸即平衡蒸馏，蒸馏后罐顶产物与罐底产物实质是处于平衡状态的气液两相，其组成应既满足物料平衡关系又满足相平衡关系。
解：（１）由物料衡算式11---=q x q qy F（a ） 及 )1(00A B A A B A x p x p p p p -+=+= (b)和 A A A A x p p py 0== (c)用试差法解以上３式，即可求得罐底组成y ，罐底组成x 及平衡温度t 。
精馏计算题
某料液以2.5kmol/h 的流率加入回收塔的顶部（见附图），其组成为0.4（mol%，下同），进料温度为10℃，塔顶蒸汽冷凝后全部作为产品。
已知：料液泡点为98℃，平均比热为1.6kJ/（kmol ℃），汽化潜热为350kJ/kmol ，塔顶产品馏出率D/F 为0.717，x W =0.02，料液相对挥发度为3。
塔内物流遵循恒摩尔流假定。
试求： （1）塔内液气比为多少？（2）经第一块理论板的气相增浓了多少？(1)h kmol F FD/5.2=,717.0=hkmol D F W h kmol D /71.0=79.15.2==/79.1=5.2×717.0=∴()()40.1=3501098×6.1+1=+==rt t C r i i i iq F bp L V F V又R=0塔内液流量 h kmol qF qF RD L /5.3=5.2×40.1==+=′塔内汽流量()()()()hkmol Fq D Fq D R V /79.2=5.2×14.1+79.1=1+=1+1+=′25.1=79.25.3=′′V L （2）55.0=79.102.0×71.04.0×5.2==D Wx Fx x W FD 故55.0==1D x yD()289.0=55.0×2355.0=1=∴111y ααy x操作线方程为： 00509.025.1=79.202.0×71.025.1=′′′=1+nnWnn x x V Wx x V L y356.0=00509.0289.0×25.1=00509.025.1=∴12x y194.0=356.055.0==Δ21y y y4． 已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，操作线方程分别如下： 精馏线提馏线试求该塔操作的回流比、进料组成及塔顶、塔底产品中轻组分的摩尔分率。
（本题15分）解：由精馏线得：7143.0=1+R R，R = 2.500由精馏线得：2714.0=1+R xD，x D = 0.9499≈0.950 提馏线斜率()()25.1=11++=′′F q D R qF L V L ，得 F = 1.5D提馏线截距01.0=′W x V W，()01.0=1+Wx F D R DF ，得 x W = 0.04由 Fx F = Dx D ＋Wx W 得：WD W D f x F Dx F D F x D F Dx x 1+=)(+=01.0×5.111+5.195.0=5.11+5.1=W D x D D x D D= 0.6474． 已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，原料液流量为100kmoL/h ，组成为0.5（摩尔分率，下同） ，馏出组成0.95，残液组成0.1，物系平均相对挥发度2.0，塔顶全凝器，泡点回流。
化工原理精馏习题1
精 馏 习 题四、计算题1某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成平衡。
气相作产品，液相作回流，参见附图。
塔顶产品组成为：全凝时为D x ，分凝时为0y 。
设该系统符合恒摩尔流的假定，试推导此时的精馏段操作线方程。
解： 由精馏段一截面与塔顶（包括分凝器在内）作物料衡算。
0Dy Lx Vy +=， 若回流比为R则0111y R x R R y V D x V L y +++=+=对于全凝时 精馏段操作线D x R x R R y 111+++= 可知：当选用的回流比一致，且0y x D =时两种情况的操作线完全一致。
在x y ~图上重合，分凝器相当于一块理论板。
2用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h ，易挥发组分x F =0.5，泡点进料，得塔顶产品x D =0.9，塔底釜液x W =0.05（皆摩尔分率），操作回流比R=1.61，该物系平均相对挥发度α=2.25，塔顶为全凝器，求： (1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）；(2) 第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； (3) 写出提馏段操作线数值方程； (4) 最小回流比。
解：（1）塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）；F=D+W=100 （1） 505.010005.09.0=⨯==⨯+⨯F Fx W D （2） 上述两式联立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h （2）第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； 因塔顶为全凝器， 111)1(1x x y x D -+==αα80.09.025.125.29.0)1(111=⨯-=--=y y x αα（3）写出提馏段操作线数值方程；17.13894.5261.2)1(=⨯=+=='D R V V 23.18510094.5261.1=+⨯=+=+='F RD qF L L则 017.034.117.13805.006.4717.13823.1851-'=⨯-'='-'''='+mmW m mx x V Wx x V L y（4）最小回流比。
化工原理之精馏题库
蒸馏一、选择题1.当二组分液体混合物的相对挥发度为（）时，不能用普通精馏方法分离。
A、3.0B、2.0C、1.0D、4.02.某精馏塔用来分离双组分液体混合物，进料量为100Kmol/h，进料组成为0.6 ,要求塔顶产品浓度不小于0.9，以上组成均为摩尔分率，则塔顶产品最大产量为（）。
A、60.5kmol/hB、66.7Kmol/hC、90.4Kmol/hD、不能确定3.在t-x-y相图中，液相与气相之间量的关系可按（）求出。
A、拉乌尔定律B、道尔顿定律C、亨利定律D、杠杆规则4.q线方程一定通过x－y直角坐标上的点（）。
A、(x W,x W) B(x F,x F)C(x D,x D) D(0,x D/(R+1))5.二元溶液的连续精馏计算中，进料热状态参数q的变化将引起（）的变化。
A、平衡线B、操作线与q线C、平衡线与操作线D、平衡线与q线6.精馏操作是用于分离（）。
A、均相气体混合物B、均相液体混合物C、互不相溶的混合物D、气—液混合物7.混合液两组分的相对挥发度愈小，则表明用蒸馏方法分离该混合液愈（B）。
A、容易B、困难C、完全D、不完全8.设计精馏塔时，若F、x F、x D、x W均为定值，将进料热状况从q=1变为q>1，但回流比取值相同，则所需理论塔板数将（B），塔顶冷凝器热负荷（C），塔釜再沸器热负荷（A）。
A、变大B、变小C、不变 D 不一定9.连续精馏塔操作时，若减少塔釜加热蒸汽量，而保持馏出量Ｄ和进料状况（F, xF,q）不变时，则L/V______ ，L′/V′______，x D______ ，x W______ 。
A、变大B、变小C、不变D、不一定10.精馏塔操作时，若F、x F、q，加料板位置、Ｄ和Ｒ不变，而使操作压力减小，则x D______，x w______。
A、变大B、变小C、不变D、不一定11.操作中的精馏塔，保持F，x F，q，D不变，若采用的回流比R< Rmin，则x D______，x w______。
化工原理第五章精馏题
五蒸馏汽液相平衡1.1 苯(A)与氯苯(B)的饱和蒸汽压[mmHg]和温度[℃]的关系如下:t 80.92 90 100 110 120 130 131.8p0A760 1008 1335 1740 2230 2820 3020p0B144.8 208.4 292.8 402.6 542.8 719 760若苯—氯苯溶液遵循Raoult定律,且在1atm下操作,试作：(1) 苯—氯苯溶液的t—x(y)图及y—x图；(2) 用相对挥发度的平均值另行计算苯—氯苯的x—y值。
1.2 苯—甲苯混合液的组成x=0.4(摩尔分率),求其在总压p=600[mmHg]下的泡点及平衡汽相组成。
又苯和甲苯的混合气含苯40％(体积％)，求常压下的露点。
已知苯—甲苯混合液服从拉乌尔定律。
苯(A)和甲苯(B)的蒸汽压p0A 、p0B[mmHg],按下述Antoine方程计算：式中t为温度[℃]。
lg p0A=6.89740-1206.350/(t+220.237)lg p0B=6.95334-1343.943/(t+219.237)1.3 某双组分理想物系当温度t=80℃时，p0A =106.7kPa，p0B=40kPa，液相摩尔组成为 x A=0.4，试求:(1) 与此液相组成相平衡的汽相组成y A；(2) 相对挥发度α。
1.4 一双组分精馏塔，塔顶设有分凝器，已知进入分凝器的汽相组成y1=0.96(•摩尔分率,下同)，冷凝液组成x D=0.95，两个组分的相对挥发度α=2，求:(1) 出分凝器的汽相组成y D=?(2) 出分凝器之液、汽的摩尔流率之比L/V D=? 习题4附图1.5 在1atm下对x=0.6(摩尔分率)的甲醇—水溶液进行简单蒸馏，当馏出量为原料的 1/3时，求此时刻的釜液及馏出物的组成。
设x=0.6附近平衡线可近视为直线，其方程为 y=0.46x+0.5491.6 某二元混合物原料中易挥发组分x F=0.4(摩尔组成)，用平衡蒸馏的方式使50%的物料汽化，试求气相中易挥发组分的回收率。
化工原理试题-精馏
化工原理试题(附答案)一、填空题:1.( 3分) 题号6001 第6章知识点: 100 难度: 易在1个大气压.84℃时, 苯的饱和蒸气压P =113.6(kp ),甲苯的饱和蒸气压p =44.38(kp ),苯--甲苯混合溶液达于平衡时, 液相组成x =__________.气相组成y =______.相对挥发α=____.***答案***0.823 0.923 2.562.( 3分) 题号6002 第6章知识点: 100 难度: 易在1个大气压.88℃时, 苯的饱和蒸气压P =127.6(kp ),甲苯的饱和蒸气压p =50.56(kp ),苯--甲苯混合溶液达于平衡时, 液相组成x =__________.气相组成y =______.相对挥发α=____.***答案***0.659 0.830 2.523.( 3分) 题号6003 第6章知识点: 100 难度: 易在1个大气压.92℃时,苯的饱和蒸气压P =143.69(kp ),甲苯的饱和蒸气压p =57.56(kp ),苯--甲苯混合溶液达于平衡时, 液相组成x =__________.气相组成y =______.相对挥发α=____.***答案***0.508 0.720 2.504.( 3分) 题号6004 第6章知识点: 100 难度: 易在1个大气压.96℃时, 苯的饱和蒸气压P =160.5(kp ),甲苯的饱和蒸气压p =65.66(kp ),苯--甲苯混合溶液达于平衡时, 液相组成x =__________.气相组成y =______.相对挥发•α=____.***答案***0.376 0.596 2.445.( 2分) 题号6005 第6章知识点: 100 难度: 易某理想混合液, 其中一组平衡数据为x =0.823,y =0.923,此时平均相对挥发度为α=___________.***答案***2.5786.( 2分) 题号6006 第6章知识点: 100 难度: 易某理想混合液, 其中一组平衡数据为x =0.659,y =0.830,此时平均相对挥发度为α=___________.***答案***2.5267.( 2分) 题号6007 第6章知识点: 100 难度: 易某理想混合液, 其中一组平衡数据为x =0.508,y =0.720,此时平均相对挥发度为α=___________.***答案***2.4908.( 2分) 题号6008 第6章知识点: 100 难度: 易某理想混合液, 其中一组平衡数据为x =0.376,y =0.596,此时平均相对挥发度为α=___________.***答案***2.4489.( 2分) 题号6009 第6章知识点: 100 难度: 易在汽-液相平衡的t-x-y图中,沸点与液相组成的关系曲线,称为_______,沸点与汽相组成的曲线,称为____________.***答案***液相线(或泡点线) 汽相线(或露点线)10.( 2分) 题号6010 第6章知识点: 100 难度: 易在汽-液相平衡的t-x-y图中, 液相线与汽相线将图平面平分为三个区:汽相线以上的区域称为______,液相线以下的区域称为_____,汽.液相线之间的区域为_______.***答案***汽相区液相区汽液共存区11.( 2分) 题号6011 第6章知识点: 100 难度: 易在y-x图中,以A组份标绘的平衡曲线在对角线的左上方,则表示A组分比B组分的挥发度______.平衡曲线若在对角线的右下方,则表示A组分比B组分挥发度_____.***答案***高低1.( 2分) 题号6013 第6章知识点: 100 难度: 易精馏过程按是否稳定.连续分为三类型:____.____._______.***答案***#••w•?•••••••••••••••••2.( 2分) 题号6012 第6章知识点: 100 难度: 易精馏过程,就是利用混合液的各组分具有不同的__________,利用_____________. ____________________的方法,将各组分得以分离的过程.***答案***沸点(或挥发度) 多次部分汽化多次部分冷凝13.( 6分) 题号6014 第6章知识点: 200 难度: 中某连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,且塔顶产品量为100kmol.h ,则馏出液组成x =_________,塔顶上升蒸气量V=_________.***答案***0.86 500kmol.h14.( 6分) 题号6015 第6章知识点: 200 难度: 中某连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.75x+0.225,且塔顶产品量为100kmol.h ,则馏出液组成x =_________,塔顶上升蒸气量V=_________.***答案***0.90 400kmol.h15.( 6分) 题号6016 第6章知识点: 200 难度: 中某连续精馏塔,已知其精馏段操作线方程为y=0.714x+0.271,且塔顶产品量为100kmol.h ,则馏出液组成x =_________,塔顶上升蒸气量V=_________.***答案***0.95 350kmol.h16.( 6分) 题号6017 第6章知识点: 200 难度: 中某连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.667x+0.32,且塔顶产品量为100kmol. h ,则馏出液组成x =_________,塔顶上升蒸气量V=_________.***答案***0.96 300kmol.h17.( 4分) 题号6018 第6章知识点: 200 难度: 易某连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.78x+0.204,则该塔的回流比R=________.馏出液组成x =________.***答案***3.5 0.91818.( 4分) 题号6019 第6章知识点: 200 难度: 易某连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.75x+0.225,则该塔的回流比R=________.馏出液组成x =________.***答案***3.0 0.9019.( 4分) 题号6020 第6章知识点: 200 难度: 易某连续精馏塔,已知其精馏段操作线方程为y=0.714x+0.271,则该塔的回流比R=________.馏出液组成x =________.***答案***2.5 0.94920.( 4分) 题号6021 第6章知识点: 200 难度: 易某连续精馏塔,已知其精馏段操作线方程为y=0.667x+0.32,则该塔的回流比R=________.馏出液组成x =________.***答案***2.0 0.9621.( 8分) 题号6022 第6章知识点: 200 难度: 中某泡点进料的连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,提馏段操作线方程为y=1.3x-0.018,则回流比R=_______,馏出液组成x =__________,原料组成x =_________.釜液组成x =_________.***答案***4 0.86 0.38 0.0622.( 8分) 题号6023 第6章知识点: 200 难度: 中某泡点进料的连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,提馏段操作线方程为y=1.25x-0.0187,则回流比R=_______,馏出液组成x =__________,原料组成x =_________.釜液组成x =_________.***答案***4 0.86 0.424 0.074823.( 8分) 题号6024 第6章知识点: 200 难度: 中某泡点进料的连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,提馏段操作线方程为y=1.2x-0.017,则回流比R=_______,馏出液组成x =__________,原料组成x =_________.釜液组成x =_________.***答案***4 0.86 0.473 0.08524.( 8分) 题号6025 第6章知识点: 200 难度: 中某泡点进料的连续精馏塔, 已知其精馏段操作线方程为y=0.80x+0.172,提馏段操作线方程为y=1.45x-0.015,则回流比R=_______,馏出液组成x =__________,原料组成x =__________.釜液组成x =_________.***答案***4 0.86 0.288 0.03325.( 5分) 题号6026 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,馏出液组成为x =0.96(摩尔分率) .精馏段操作线方程为y=0.75x+0.24.该物系平均相对挥发度α=2.5,此时从塔顶数起的第二块理论板上升蒸气组成为y =_____.***答案***0.919一、填空题:3.( 5分) 题号6027 第6章知识点: 300 难度: 中系平均相对挥发度α=2.2,此时从塔顶数起的第二块理论板上升蒸气组成为y =_____.***答案***0.9274.( 5分) 题号6028 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,馏出液组成为x =0.96(摩尔分率) .精馏段操作线方程为y=0.75x+0.24.该物系平均相对挥发度α=2.0,此时从塔顶数起的第二块理论板上升蒸气组成为y =_____.***答案***0.9325.( 5分) 题号6029 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,馏出液组成为x =0.96(摩尔分率) .精馏段操作线方程为y=0.75x+0.24.该物系平均相对挥发度α=1.8,此时从塔顶数起的第二块理论板上升蒸气组成为y =_____.***答案***0.9386.( 5分) 题号6030 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,提馏段操作线方程为:y=1.3x-0.018,系统的平均相对挥发度α=2.5,当x =0.06时(摩尔分率),此时从塔底数起的第二块理论板数(塔底可视为第一块理论板)下流液体的组成为___________.***答案***0.120(摩尔分率)7.( 5分) 题号6031 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,提馏段操作线方程为:y=1.3x-0.018,系统的平均相对挥发度α=2.2,当x =0.06时(摩尔分率),此时从塔底数起的第二块理论板数(塔底可视为第一块理论板)下流液体的组成为___________.***答案***0.109(摩尔分率)8.( 5分) 题号6032 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,提馏段操作线方程为:y=1.3x-0.0 18,系统的平均相对挥发度α=2.0,当x =0.06时(摩尔分率), 此时从塔底数起的第二块理论板数(塔底可视为第一块理论板)下流液体的组成为___________.***答案***0.101(摩尔分率)9.( 5分) 题号6033 第6章知识点: 300 难度: 中某二元理想溶液的连续精馏塔,提馏段操作线方程为:y=1.3x-0.0 18,系统的平均相对挥发度α=1.8,当x =0.06时(摩尔分率), 此时从塔底数起的第二块理论板数(塔底可视为第一块理论板)下流液体的组成为___________.***答案***0.093(摩尔分率)10.( 3分) 题号6034 第6章知识点: 300 难度: 易某泡点进料的连续精馏塔中,进料组成x =0.35,系统的平均相对挥发度α=2.44, 当x =0.93时,达到此分离要求的最小回流比R =____.***答案***1.6611.( 3分) 题号6035 第6章知识点: 300 难度: 易某泡点进料的连续精馏塔中,进料组成x =0.35,系统的平均相对挥发度α=2.44, 当x =0.95时,达到此分离要求的最小回流比R =____.***答案***1.7512.( 3分) 题号6036 第6章知识点: 300 难度: 易1.( 2分) 题号6013 第6章知识点: 100 难度: 易精馏过程按是否稳定.连续分为三类型:____.____._______.•比R =____.***答案***1.5213.( 3分) 题号6037 第6章知识点: 300 难度: 易某泡点进料的连续精馏塔中,进料组成x =0.35,系统的平均相对挥发度α=2.44, 当x =0.88时,达到此分离要求的最小回流比R =____.***答案***1.4314.( 4分) 题号6038 第6章知识点: 500 难度: 易精馏塔设备主要有_______.______._______.________._______.***答案***筛板塔泡罩塔浮阀塔填料塔舌形板板式塔15.( 2分) 题号6039 第6章知识点: 100 难度: 易分离某些α接近1的物系时,可采用一些特殊的精馏方法,如________，_________.***答案***萃取精馏恒沸精馏16.( 3分) 题号6040 第6章知识点: 100 难度: 易溶液的相对挥发度（α）等于两组份＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿，α＞1则表示组分A和B＿＿＿＿，α＝1则表示组分A和B＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
9.化工原理 精馏 题目(含答案)
精馏-选择题（题目）层次：A(1) x09a02001二元溶液连续精馏计算中，进料热状态的变化将引起以下线的变化______________。
Ａ平衡线; Ｂ操作线与ｑ线； Ｃ平衡线与操作线; Ｄ平衡线与ｑ线。
(2) x09a02052连续精馏塔设计时，当采用塔顶全凝器、泡点回流方案时，为完成分离任务所需理 论板数为Ｎ。
若采用塔顶分凝器，而回流比和前方案相同时，则完成同样分离任务 所需理论板数为Ｎˊ，其相对大小是______。
（Ａ）Ｎˊ＞Ｎ； （Ｂ）Ｎˊ＝Ｎ；（Ｃ）Ｎˊ＜Ｎ； （Ｄ）判断依据不足。
(3) x09a02060对某双组分理想物系，当温度t=80℃时，kPa p A 7.1060=，kPa p B 400=，液相摩尔组成4.0=A x ，则与此液相组成相平衡的汽相组成A y 为⎽⎽⎽⎽⎽⎽⎽⎽⎽⎽。
(1)0.5 ； (2)0.64 ； (3)0.72 ； (4)0.6(4) x09a02066恒摩尔流假定主要前提是两组分的分子汽化潜热相近，它只适用于理想物系。
此话________。
（1）对 ; （2）错; (3)无法判断(5) x09a02067精馏段操作线方程为：y=0.75x+0.3，这绝不可能。
此话______________。
（1）对; （2）错; (3)无法判断(6) x09a02068精馏塔设计时，若F 、x F 、x D 、x w 、V 均为定值，将进料热状态从q=1变为q>1，则设计所需理论板数⎽⎽⎽⎽⎽⎽。
（1）多 （2）少 （3）不变 （4）判断依据不足(7) x09a02069某二元混合物，其中Ａ为易挥发组分，液相组成ｘ＝0.6相应的泡点为ｔ，与之相平衡的汽相组成ｙ＝0.7，相应的露点为T ，则：（ ）。
（Ａ）ｔ＝T（Ｂ）ｔ＜T（Ｃ）ｔ＞T（Ｄ）不能判断(8) x09a02101在非理想系统的实际精馏塔中，各板上的温度t 、压力p 及相对挥发度a 应该_______ 。
精馏习题及答案经典.doc
精馏习题课例题1.一分离苯、甲苯的常压精馏塔，按以下三种方式冷凝(图1，图2，图3)，塔顶第一板上升蒸汽浓度为含苯0.8(摩尔分率)，回流比均为2。
(1)采用全凝器冷凝，在塔顶及回流处插二支温度计，测得温度分别为0t 、1t ，问0t 、1t 是否相等?为什么?并求0t 、1t 的值。
(2)在图1，图2，图3三种冷凝情况下，第一板浓度为1y 含苯0.8(摩尔分率)。
①比较温度1t 、2t 、3t 的大小；②比较回流液浓度1L x 、2L x 、3L x 的大小；③比较塔顶产品浓度1D x 、2D x 、3D x 的大小。
将以上参数分别按顺序排列，并说明理由。
(3)三种情况下精馏段操作线是否相同?在同一x y -图上表示出来，并将三种情况下D x 、L x 、V x 的值在x y -图上表示出来。
已知阿托因常数如下(阿托因方程为)/(lg 0T C B A p +-=，其中P 单位为mmHg ，T 单位为℃)：A B C 苯 6.89740 1206.35 220.237 甲苯6.9581343.91219.58例题2.用一连续精馏塔分离苯—甲苯混合液。
进料为含苯0.4(质量分率，下同)的饱和液体，质量流率为1000kg/h 。
要求苯在塔顶产品中的回收率为98%，塔底产品中含苯不超过0.014。
若塔顶采用全凝器，饱和液体回流，回流比取为最小回流比的1.25倍，塔底采用再沸器。
全塔操作条件下，苯对甲苯的平均相对挥发度为2.46，塔板的液相莫弗里(Murphree)板效率为70%,并假设塔内恒摩尔溢流和恒摩尔汽化成立。
试求：①塔顶、塔底产品的流率D 、W 及塔顶产品的组成x D ； ②从塔顶数起第二块板上汽、液相的摩尔流率各为多少； ③精馏段及提馏段的操作线方程；④从塔顶数起第二块实际板上升气相的组成为多少？例题3.如图所示，对某双组分混合液，分别采用简单蒸馏和平衡蒸馏方法进行分离，操作压力、原料液的量F 、组成x F 均相同。
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4-93 已知某精馏塔塔顶蒸汽的温度为80C ，经全凝器冷凝后馏出液中苯的组成 为0.90，甲苯的组成为0.10（以上均为轻组分A 的摩尔分数），试求该塔的操作压强。
溶液中纯组分的饱和蒸汽压可用安托尼公式计算，即 Ct BA p o+-=lg 式中苯和甲苯的常数为组 分 A B C 苯 6.898 1206.35 220.24 甲苯 6.953 1343.94 219.58分析： 求塔内操作压强即是求塔内蒸汽总压p ,因此体系为理想体系，可通过道尔顿分压定律A A py p = 及拉乌尔定律求得。
解：利用安托尼公式分别计算80℃时苯与甲苯两种纯组分饱和蒸气压，即88.224.2200.8035.1206898.6lg 0=+-=A pKPa mmHg p A 14.10158.7580==47.258.2190.8094.1343953.6lg 0=+-=B pKPa mmHg p B 35.3912.2950==由于全凝器中，进入塔顶的蒸气与已冷凝的馏出液组成相同，则 9.0==D A x y 由道尔顿分压定律)()(00000B A B A A A A A p p p p p p p x p p p y --=== )35.3914.101()35.39(14.10190.0--=p 解得 KPa p 54.968=4-94 苯与甲苯的混合溶液在总压KPa 3.101下经单级釜进行闪蒸，气化率为%35，若溶液中苯的组成为477.0，蒸馏后，闪蒸罐顶产物和罐底产物的组成各为多少？操作压力增大１倍时，两产物的组成有何变化？分析：闪蒸即平衡蒸馏，蒸馏后罐顶产物与罐底产物实质是处于平衡状态的气液两相，其组成应既满足物料平衡关系又满足相平衡关系。
解：（１）由物料衡算式11---=q x q qy F （a ） 及 )1(00A B A A B A x p x p p p p -+=+= (b)和 A A A A x p p py 0== (c)用试差法解以上３式，即可求得罐底组成y ，罐底组成x 及平衡温度t 。
当KPa p 3.101=时，设05.95=t ℃，求得苯与甲苯的饱和蒸气压各为072.324.22005.9535.1206898.6lg =+-=oA pKPa mmHg p A 31.1579.11790== 682.258.21905.9594.1343953.6lg 0=+-=B pKPa mmHg p B 03.643.4800==罐底残液组成 3998.003.6431.15703.643.101000=--=--=B A B P p p p x罐顶产物组成 6207.07603998.09.11790=⨯==p x p y A 将已知残液百分率65.035.01=-=q ，料液组成477.0=F x 和罐底组成3998.0=x 代入（ａ）式，得 - 6204.0165.0477.03998.0165.065.0=--⨯-=y可见3式均满足，故假设的温度成立。
（2）当操作压强增大1倍时，仍用上述3式试差设45.120=t ℃，可得KPa p A 39.3300= kPa p o B 50.133=则 4070.050.13339.33050.1333.101=--=--=oB o A oB p p p p x 6093.03.101407.039.330=⨯==p x p y o A 验证 6070.0165.0477.04070.0165.065.011=--⨯-=---=q x x q qy F两数接近，假设成立。
从结果看，残液浓度有所增加，而蒸气组成都有所降低。
显然是分离效果随压强的增大而变差。
故在气化率不变的前提下，平衡蒸馏时，操作压强越低，分离越好。
这是因为当压强増高时，系统的相对挥发度降低的原因所致。
4-95 采用二级平衡闪蒸法分离正庚烷与正辛烷混合液，流程如图解4-7。
已知原料组成F x 为0.42（庚烷的摩尔分数），塔A 的气化率 为24.6%, 塔B 的气化率为59.0%，若两塔的操作压力均为)00.8(66.106mmHg KPa ,求B 塔底产品组成。
分析：因为正庚烷与正辛烷组成的混合液近似理想溶液，所以平衡闪蒸后的液相组成可由理想溶液的泡点方程确定。
由相律可知，若操作温度和压力确定后，二元溶液的平衡气液两相组成即一定。
本题温度未知，要先根据气化率的数值通过试算法确定温度后，才能确定液相组成。
气化率与进料组成有关，在两塔串联使用的情况中，若求B 塔的2x ，应先确定A 塔的1x ，而1x 的确定同样基于上述原则。
解：定庚烷为A 组分，辛烷为B 组分。
设塔A 的闪蒸温度1151=t ℃，查得正庚烷和正辛烷的饱和蒸气压分别为图4-7)1200(99.159mmHg KPa p O A = )561(82.74mmHg KPa p OB =代入泡点方程得 374.082.7499.15982.7466.1061=--=--=oB o A oB p p p p x 则气相组成 561.0800374.0120011=⨯==x p p y o A 由气化率验证 246.0374.0561.0374.042.01111=--=--=x y x x e F与题中所给气化率相同，故假设成立，374.01=x再设塔B 闪蒸温度1182=t ℃，查得该温度下正庚烷与正辛烷的饱和蒸气压为)614(86.81)1290(99.17100mmHg kPa p mmHg kPa p B A ==则275.086.8199.17186.8166.1060002=--=--=B A B p p p p x 443.066.106275.099.171202=⨯=•=x p p y A 由气化率验证 589.0275.0443.0275.0374.022212=--=--=x y x x e与题中所给气化率接近，故假设成立，275.02=x4—96饱和汽态的氨—水混合物进入一个精馏段和提馏段各只有1块理论塔板的精馏塔分离，进料中的氨组成为0．001（摩尔分数）。
塔顶回流为饱和液体，回流量为1．3s kmol /。
塔底再沸器产生的汽相量为s kmol /6.0。
若操作范围内氨—水溶液的汽液平衡关系可表示为x y 26.1=。
求塔顶、塔底的产品组成。
分析：如图4—8，作全塔物料衡算，可将塔顶、塔底产品与进料相联板作物料衡算时，可将进入该板的气相组成与塔顶产品组成相联系。
对提馏塔板作物料衡算时，可将离开该板的气相组成与经再沸器入塔的蒸汽组成相联系。
将上述3种物料衡算关系与相平衡关系相配合，即可使此题得解。
解：已知s kmol V s kmol L /6.0,/3.1/== 当露点进料时skmol V F V F q V skmol L L /6.1)1(/3.1///=+=+-===则 s kmol L V D /3.03.16.1=-=-= s kmol D F W /7.03.01=-=-=图4-8由全塔轻组分物料衡算 W D F Wx Dx Fx +=得 W D x x 7.03.0001.01+=⨯ (a) 再将 D x y =1 26.126.111D xy x ==以及由板1的气相衡算 2///2)(y V Fx V F y F +=+整理成6.16.0001.02/2//2y V F y V Fx y F +=++=代入精馏段板1的物料衡算式 )()(1/21x x L y y V D -=- 则有 ⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⎪⎭⎫ ⎝⎛+-26.13.16.16.0001.06.12D D D x x y x化简得3210667.122.2-⨯-=D x y (b)再W W x y 26.1= 26.122y x =代入提馏段板2的物料衡算式 )()(212x x L y y v w -'=-='则有 )26.126.1(3.1)26.1(6.022yx x y D w -=- 化简得 W D x x y 463.0632.02+= ( c )因( b )等于( c ) , 则有 310677.1463.0588.1-⨯+=w D x x （d ）联立(a) , (d)二式，则塔顶产品组成 41004.13-⨯=D x （氨的摩尔分数）塔底产品组成 41007.8-⨯=w x （氨的摩尔分数）4—97 某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程为：精馏段 16.080.0+=x y 提馏段 02.040.1-=x y若进料时，原料为气液相各占一半的混合态，求塔顶及塔底产品产率及回流比。
分析：若求产品产率，必须确定塔顶产品,塔底产品和进料的组成。
将精馏段操作线方程、提馏段操作线方程分别与对角方程联立，即可确定塔顶，塔底组成。
而进料组成可由两个操作线方程与进料方程联解求得解：联解 16.080.0+=x y 及 x y = 得塔顶产品组成 80.0==x x D再联解 02.040.1-=x y 及 x y = 得塔底产品组成部分 05.0==x x W再联解 16.080.0+=x y 及 02.040.1-=x y 得 3.0=x ,4.0=y将此代入q 线方程，且由题巳知21=q 11---=q x x q q y F 15.03.015.05.04.0---=F x 解得 35.0=F x 由全塔物料衡算式 W D F +=及全塔轻组分物料衡算式 W D F Wx Dx Fx += 知塔顶产品产率%404.005.080.005.035.0==--=--=W D W F x x x x F D 塔底产品产率%606.04.01==-=-=FD F F W 由精馏段操作线方程斜率80.01=+R R解得 4=R984- 用一精馏塔分离二元理想混合物，塔顶为全凝器冷凝，泡点温度下回流，原料液中含轻组分0.5(摩尔分数，下同)，操作回流比取最小回流比的１.４倍，所得塔顶产品组成为０．９５，釜液组成为０．０５．料液的处理量为１００h kmol /．料液的平均相对挥发度为３，若进料时蒸气量占一半，试求： （1）提馏段上升蒸气量；（2）自塔顶第2层板上升的蒸气组成。
分析：欲解提馏段的蒸气量v '，须先知与之有关的精馏段的蒸气量V 。
而V 又须通过D R V )1(+=才可确定。
可见，先确定最小回流比min R ，进而确定R 是解题的思路。
理想体系以最小回流比操作时，两操作线与进料方程的交点恰好落在平衡线上，所以只须用任一操作线方程或进料方程与相平衡方程联立求解即可。
解：（１）由相平衡方程 xxx x y 213)1(1+=-+=αα及进料方程 115.05.015.05.011+-=---=---=x x q x x q q y F 联立解得 22x ＋x 2＋１＝０ 4842+±-=x取 367.0=q x 则 633.0213=+=qq q x x y23.137.063.063.095.0min =--=--=qq q D x y y x R R=722.14.1min =R再由物料衡算方程 W D F += 及 W W F Wx Dx Fx += 解得 h kmol D /50= h kmol D F W /50=-=hkmol F V F q V V hkmol D R V /1.86501.1365.0)1(/1.13650)1722.1()1('=-=-=--==+=+=（2）已知95.01==D x y 由相平衡关系 86.0)1(111=--=y y x αα再由精馏段操作线方程解得 88.01722.195.086.01722.1722.11112=++⨯+=+++=R x x R R y D 4—99 某二元混合液的精馏操作过程如图4—9。