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=/=
y A=1008×760=
t℃90100110120130
x10
y10
(1+10
(2)用相对挥发度计算x-y值:
y=αx/[1+(α-1)x]
式中α=αM=1/2(α1+α2)
∵α=p A0/p B0
α1=760/= ;α2=3020/760=
∴αM=1/2(α1+α2)=1/2+=
y=(1+
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= p A0==[mmHg]
lgp B0= p B0==[mmHg]
×+×=595≈600mmHg ∴泡点为87℃,气相平衡组成为
y=p A /p=p A 0
x A /P=×600= (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 A 0+p B /p B 0
=1 式中 p A =×760=304[mmHg]; p B =×760=456[mmHg]
求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A 0
= (103+=
∴p A 0
=[mmHg]
lgp B 0= ∴p B 0
=[mmHg] 于是 :
304/+456/=<1
再设露点为102℃,同时求得p A 0=; p B 0
= 304/+456/=≈1
故露点为102℃,平衡液相组成为
x A =p A /p A 0
=304/= 3解:
(1)x A =(p 总-p B 0)/(p A 0-p B 0
) =(p 总-40)/ ∴p 总=
y A =x A ·p A 0
/p =×=
(2)α=p A 0/p B 0
=40= 4解:
(1) y D =?
αD =(y/x)A /(y/x)B =(y D
⎰
-1
2
x x x
y dx
: F=D+W
Fx F =Dx D +Wx W
已知x F =,x D =,x W =,解得:
D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=回收率 Dx D /Fx F =×=% 残液量求取:
W/D=F/D-1=1/=
∴W==(V -L)=(850-670)=[kmol/h] 8解:
(1) 求D 及W,全凝量V F=D+W
Fx F =Dx D +Wx W
x F =,x D =,x W =(均为质量分率) F=100[Kg/h],代入上两式解得:
D=[Kg/h]; W=[Kg/h]
由恒摩尔流得知:
F78+92)=V78+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R
V=D+L ∴L=V-D==[Kg/h]
R=L/D==(因为L与D的组成相同,故亦即为摩尔比)
(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]
=78)/78+92)=
∴y n+1=+= +
操作线方程为:y n+1 = +
9解:
y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)
(1) R/(R+1)= R=+ R==3
(2) x D /(R+1)= x D /(3+1)= x D =
(3) q/(q-1)= q=+ q==
(4) +=+ '+= '+×
'=× x q '=
(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=×78+×92=
F=1000/=[Kmol/h]
Fx F =Dx D +Wx W
F=D+W
×=D×+
∴D=[Kmol/h]
W=[Kmol/h]
R=L/D, ∴L=×=[Kmol/h]
V=(R+1)D=×=[Kmol/h]
平均气化潜热r=30807×+33320×=[KJ/Kmol]
从手册中查得x F =时泡点为95℃,则:
q=[r+cp(95-20)]/r=+×75)/=
∴L'=L+qF=+×=[Kmol/h]
V'=V-(1-q)F=+×=[Kmol/h]
(2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.
Qc=Vr
∴r=×30804+33320×=[KJ/Kmol]
∴Qc=×=[KJ/h]
耗水量 Gc=(50-20)=[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 L
Q 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 v
Iv=(r+Cpt)=+×=[KJ/Kmol]
∴Q B=×=[KJ/h]
[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522××18=[KJ/Kmol]
∴蒸汽需量为G v
G v =Q B/r==h
=×18=[Kg/h]
(4) 提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=解:
提馏段: y m+1’=’(1)
=L'x M'/V'-Wx W /V',
L'=L+qF=RD+F
V'=(R+1)D
W=F-D,
精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)
= + --------(2)
q线:x F = --------------(3)
将(3)代入(1)得出:
y m+1=×代入(2)
=×+ ,
x D =
12解:
(1) y1=x D =,
=+
x1=,
y W=3×(3+1)+(3+1)=,
=×x W +,x W =,
(2) D=100 W==(Kmol/h)
13解:
(1) 求R,x D,x W
精馏段操作线斜率为R/(R+1)= ∴R=
提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=精馏段操作线截距为 x D/(R+1)= ∴x D =
提馏段操作线与对角线交点坐标为
y=x=x W x W = x W∴x W =
(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成
将 y=+
y= 联立求解,得x=,y=
因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=
14解:
(1) y1=x D =,x1=(4-3×=,
(2) y2=1×(1+1)+2=
(3) x D =x F =, y D =2+2=
15解:
(1) Fx F=Vy q+Lx q
=(1/3)y q+(2/3)x q
y q = /(1+
∴x q= y q=
(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)
= R==
D=×= W==
x W=(Fx F-Dx D)/W= L=RD=×=; V=(R+1)D= L'=L+qF=+(2/3)×1=; V'=V-(1-q)F=3=
y'=(L'/V')x'-Wx W/V'='×
='
16解:
精馏段操作线方程
y n+1 =3/4x n +
平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=(1+
提馏段操作线方程
y=其计算结果如下:
N0 x y
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
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 )= )/ )=
解得:x W =
精馏段操作线方程:
y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)= + --------(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= .x1=;
y2=,x2=;
y 3=,x3=<x W =
∴共需N T=3块(包括釜).
18解:
q=0,x D =,x F =,
x W =,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)+(5+1)
=+
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+W
Fx F =Dx D +Wx W
D=F(x F -x W )/(x D -x W )
=100 = Kmol/h= Kmol/h
W=F-D= Kmol/h
(2) N T及N F =?
x D =、x W =、q=1、
R=；x D /(R+1)=
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)D
V'=+1)=h
L'=L+qF=RD+F=×+100=h
由图读得:y W =, x W-1=
20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]=(1+ --------- (1)
q线方程 (q=2/(1+2)=2/3)则
y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+ ---------- (2)
联解(1),(2)两式,经整理得:
-2x+=(1+
+ 解知,x=
y=
(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=解:
因为饱和液体进料,q=1
y e=αx e/[1+(α-1)x e]=×(1+×=
R min=(x D -y e)/(ye-x e)= R=×R min=
N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα
=lg[(0. 95/0. 05)]/=
x=(R-R min)/(R+1)= Y=(N-N min)/(N+1) Y=
∴/(N+1)= 解得N= 取15块理论板(包括釜)
实际板数: N=(15-1)/+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[·]/=
N精/N=(N min)精/N min
∴N精=N(N min)精/N min=×=
则精馏段实际板数为 =
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]=(1+ 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 + ----------- (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+D2
Vy 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=+
(2) 用图解法,求得理论塔板数
为（5-1）块,见附图.
22题附图
23解:
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)++1)
= +
q线方程与q线:
料液平均分子量:
M m=×+×18=
甲醇分子汽化潜热:
r=252×32×=[KJ/Kmol]
水的分子汽化潜热:
r=552×18×=[KL/Kmol] 23题附图
料液的平均分子汽化潜热:
r=×+×=[KL/Kmol]
料液的平均分子比热
Cp=××=[KL/Kmol·℃]
q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[+(78-20)]/=
q线斜率 q/(q-1)=1/13/0.13=
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 W
100×+200×=D×+W×
100=+ -----------(2)
由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D
代入式(2)得:D=h
L=RD=2×=241kmol/h
V=L+D=241+=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 D
y s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''
L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/h
V''=V=
y s+1"=(341/x s''+××/
y s+1"=''+
25解:
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》, 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×=
取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=
用捷算法求精馏段最小理论板数
(N min)精=ln[ y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)= =
由y=
x=(1-Y/(1/==(R-R min)/(R+1)
∴R=+R min)/
R min=(x D -y e)/(y e-x e)
对泡点进料x e=x F =
y e=αx/[1+(α-1)x]
=×(1+×==
∴R min= ∴R=+/==
∴D=V/(R+L)=+1)=[Kmol/h]
故最大馏出量为[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]=×(1+×=
于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=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=×(1+×=
∴Emv=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 =,关键要求y1*与y W .
由已知条件 Dx D /Fx F =
∴D/F=×=
作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx W
F=D+W
联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W
=×+x W
解得x W = 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]=×(1+×=
y 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 /(1/=
当 y n+1 =y W时,x n =x1
∴x1=(y W +/=+/=
与x1成平衡气相组成为y1*
y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=×(1+×=
∴ Emv=解:
(1)精馏段有两层理论板,x D =,x F =,用试差法得精馏段操
作线ac,与x=x F =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 =
x D/(R+1)===
F=D+W Fx F =Dx D +Wx W 100=D+W
100×=D×+W×
得 D=h
V'=V=(R+1)D=×=400Kmol/h 28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=×100×
=h,W=h
x W= /W=×100×=
∵q=1 ∴x q = 查图得y q =
R min=(x D -y q )/(y q -x q )= R=×= x D /(R+1)==
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/=20块(不包括釜) N p精=5/=,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 =; Dx D=×150×=
Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =
150×(150-D)×=
D=h W=F-D=h
x D ==
(2) N T及N F (进料位置)
x D =,x W =,q=1,
x D /(R+1)=+1)=
a,, b,
q线: x F=、q=1, q线为垂线。

作图得:N T =12-1=11,不含釜,N F =7
(3)液气比
精馏段:
L/V=R/(R+1) =+1)=
提馏段: L'/V'=(L+qF)/(L+qF-W)
或V'=V ,L=RD
L'/V'=(RD+F)/((R+1)D)
=×+150)/
(4)由于再沸器结垢,
则Q B↓,V'↓,R↓∴x D↓
若要求维持x D不变,应提高再沸器加热蒸汽的压力p s,及时清除污垢
31解:
(1)R=时,x D ,x W各为多少?
由题知,当塔板为无穷时： R=R min =, 30题附图
对泡点进料,
R min =(x D -y e)/(y e-x e)
x e=x F =,
y e=αx e/[1+(α-1)x e]=αx F/[1+(α-1)x F]=2×(1+=
于是: (x D / 解得: x D =
Fx F =Dx D +Wx W
x F =Dx D /F+(1-D/F)x W
由题知D/F=代入上式,
解得x W =,
(2)R=时,求x D ,x W .
由题知,当塔板为无穷多时,
R=R min =
R min =(x D-y e)/(y e-x e)
同理求得x D =,代入物料衡算式
x F =Dx D /F+(1-D/F)x W
=×=x W
x W =,不成立. 31
题附图
故操作线与平衡线应取x W =0处相交,即:
x W =0； Fx F =Dx D +Wx W
∴x D =Fx F/D=×1/=
此时精馏段与提馏段操作线示意图如上:
32解:
(1) x F =y q =,; x q =y q/(α-(α-1)y q)=(3-2×=
R min =(x D-y q)/(y q-x q)= R=2×=
F=D+W
Fx F =Dx D +Wx W =+
D= W=
L=RD=×= V=
L'=L= V'=V-F=
(2)精馏段操作线
y=(L/V)x+Dx D/V=x+×
y=+
或y=Rx/(R+1)+x D /(R+1)=+=+
y1=x D = x1=y1/(3-2×y1)=(3-2×= y2=×+=
(3)应维持R不变,此时V=F=1
此时D=V/(R+1)=1/+1)=
即D/F应改为
x W=(Fx F-Dx D)/W=
33解:
q=(r+(80-20)Cp)/r=(40000+60×100)/40000= W=L+qF=×100=115
D=F+S-W=100+50-115=35
Fx F =Dx D +Wx W
y=(L/s)x-(W/S)x W =
y2与x W成平衡∴y2=3x W
x1=y2/+x W =
y1=3x1= =x D
100×0 2=35× +115x W
x W = x D =
η=35×(1000×
=
34解:
作精馏段物料衡算，得精馏段操作线方程：
y n+1=(R/(R+1))x n+x D/(R+1)
将 x0=、y1=、x D=
代人上述方程：
=(R/(R+1))+(R+1)
解得： R=
操作线：截距 x D/(R+1)=*1)=
作精馏段操作线ac
再就q=1,x F=作进料线。

从y1、x o开始作梯级，共得6块理论板。

35解：
对第n块板:E mL=(x n-1-x n)/(x n-1-x n*)=;
x n= y n=αx n*/[1+(α-1)x n*]=2x n*/(1+x n*)
对第n板作物料衡算：
100×+100×=100×(2x n*/（1+x n*）)+100×[ x n*)]
解得：x n*= x n= =
y n=2×(1+=
36解：
作全塔总物料衡算：F=D+W (1)
作全塔易挥发组分物料衡算： Fx F=Dx D+Wx W (2)
作分凝器易挥发组分物料衡算： Vy1=Dx D+Lx L (3)
因为：V=2D L=D，（3）式：2y1=x D+x L (3)
相平衡方程：x D=αx L /[1+（α-1）x L] 即：= /[1+（）x L
解得：x L=; 代人（3）式：2y1=+,得y1=
y1=y W=,代人平衡方程：= /[1+（）x W
解得：x W=
代人（2）得：D=F(x F-x W)/(x D-x W)= Kmol/h, W=h
汽化量：V=2×= Kmol/h
37解：
(1) 精馏段操作线方程：
y n+1=(R/(R+1))x n+x D/(R+1)
=（4/（4+1））x+(4+1)=+
提馏段操作线方程：
y’=(L’/V’)x-(W/V’)x W
D/F=(x F-x W)/(x D-x W)=/= → x W=
因为 q=1,所以：
L’/V’=(L+F)/(R+1)D=[R×(D/F)+1]/[(R+1)D/F]
=(4×+1)/[(4+1)×]=
(W/V’)x W=(F-D)/[(R+1)D×x W=(1-D/F)/[(R+1)D/F]×x W
=[/(5×]×=
所以：y’=’
(2)y q=αx F/[1+(α-1) x F]=2×(1+(2-1)×=
若平衡点在进料口处：
Rm/(Rm*1)=4/(4+1)=(x D-y q)/(x D-x F)
=/ → x D=
不可能在进料口平衡。

在塔顶平衡：即 x D=1
D/F=（x F-x W）/(x D-x W)=; /(1-x W)=
解得 x W= 故不可能。

在塔底平衡：即x W=0
x Dmax=F×x F/D==
38解：
（1）饱和水蒸气用量S=V`=V=（R+1）D=，（∵q=1）
y1=x D=
Emv=(y1-y2)/(y1*-y2)=/+=
整理得：= (1)
Vy2=Lx1+Dx D
×y2=×x1+Dx D
整理得：=+ (2)
联解（1）、（2）式得：x1=
(2) F+S=D+W; S=V’=; F+=D+W
即 F+=W (3)
F×x F=D×x D+W×x W (4)
式（3）代人（4）消去W得：
D/F=（x F-xW）/(x D+
=解：
(1)η=Dx D /(Fx F)= x D(x F-x W)/( x F(x D-x W ))
=x D→ x D=
D/F=ηx F/x D=×=
∴D=0.64F=64Kmol/h, W=36Kmol/h
(2) 该塔只有提馏段，又q=1,
∴L=F,V=D,故（L/V）=F/D
操作线方程：y n+1=(F/D)x n-(W/D)x W=(100/64)x n-(36/64)×
= 当N T→∞时，可获得x Dmax
∵ q=1. q线是垂线交平衡线上y e点
y e=αx F/(1+(α-1)x F)=(3×/(1+2×=,此值是否最大值必须校验，由于F，V不变，∴D，W不变
x W=(x F-(D/F)x D)/ (W/F)= 当x W=0,夹点在塔底
x Dmax=（F/D）x F==
40解：
(1) F1x F1+F2x F2=Dx D+W x W
1×+×=+
F1+F2=D+W 1+=D+W
∴D=s W=s
L=RD=s V=L+D=s
L″=L+q1F1=s V″=V=s
y″=(L″/V″)x″+(Dx D-F1x F1)/V″
=x″+××/
∴ y″=″+
(2)若夹紧点在第一进料口处（第一段操作线与q线交点落在平衡线上）：
x q1= y q1=3×(1+2×=
R’m=(x D-y q1)/(y q1-x q1)=若夹紧点在第二进料口处：
y q2= x q2=y q2/(α-(α-1)y q2)=(3-2×=
提馏段操作线斜率：
L’/V’=（y q2-y W）/(x q2-x W)
= L’=’,代人L’-V’=W=得：V’=
而V’=V″-F2=V-F2=（R M+1）D-F2=（R M+1）×解得： R M= ;
取R min=R’m=.
41解：
（1）D/F=(x F-x W)/(x D-x W)
=令F=1,∴D= W=
R=L/D=(2V/3)/(V/3)=2 L=RD=2D=1 L’=L+qF=2
V’=V=3D=
∴L’x’=V’y+Wx W x’=’+ (1)
y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) (2)
由塔底开始计算:x1=x W= y1=
x2= y2=
x3= y3=
x4= y4=> x D
共需四块理论板
(2)设操作线上端与平衡线相交 y=x D (1)
x=+ (2)
x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) (3)
Fx F=Dx D+Wx W∴x D+x W=1 (4)
联立求得x D= 即N T→∞，塔顶浓度为
42解：
全回流条件下，操作线方程为 y n+1= x n
∴ y n= x n-1= y n+1= x n= y n+2= x n+1=
已知 x n-1= x n= x n+1=
由平衡数据线性插值得到 x n*= x n+1*=
y n*=y n+1*=
E n,v =（y n- y n+1）/（y n*- y n+1） E n,L=（x n-1- x n）/（x n-1- x n*）
E n+1，v=（y n+1- y n+2）/（y n+1*- y n+2） E n+1，L=（x n- x n+1）/（x n- x n+1*）
将已知数据带入上述相应公式，得到
E n,v =E n,L =
E n+1，v =E n+1，L=
解：先由精馏段操作线方程求得R和x D，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 W，而后即可求出提馏段操作线方程。

E mv1可由默夫里效率定义式求得。

1．提馏段操作线方程
由精馏段操作线方程知
75.01
=+R R 解得 R =
20.01
=+R x D 解得 x D =
设原料液流量F =100kmol/h
则 D =×100=40kmol/h
W =60kmol/h
05.040
1008.04035.0100=-⨯-⨯=--=D F Dx Fx x D F W 因q =0，故
L′=L =RD =3×40=120kmol/h
V′=V－（1－q ）F=（R+1）D －（1－q ）F =4×40－100=60kmol/h 提馏段操作线方程为
05.0205.060
6060120-=⨯-'='-'''='x x x W L x V L y w 2．板效率E mv1
由默夫里板效率定义知：
2
*1211y y y y E mv --= 其中 y 1=x D =
y 2=×+=
()854.07
.05.117.05.21111
*1=⨯+⨯=-+=x a ax y 故 %5858.0725
.0854.072.080.01=≈--=
mv E 思 考 题
42 [1]. y 6= x 6= y 7= x 7=
[2]. a) y n ,x n-1 b)y n ,x n c)y n+1 ,x n
d)x n-1 -x n e)y n -y n+1
[3]. % (x)
[4]. 冷液 t F <t 泡 最远 最少. x
[5].(1)对于具有共沸组成物系,组分间沸点差导仍存在,但相对挥发度α=1处不能分离；
(2)t4=t3>t2=t1; (3)增加被分离组分的相对挥发度
[6].D1<D2, W1>W2, R1>R2
[7].(1)R=∞, N=N min ; (2)R=R min, n=∞
[8].∞; 0; 1.
[9]. y n=αx n/(1+(α-1)x n)=3×(1+2×=
x n-1 =y n =; y n-1=3×(1+2×=
[10]. =,>. [11]. <,<,>,=,>
[12].(1)下降 (2)下降 (3)下降 (4)不变 (5)上升
[13].(1)增大则不变; (2)1 1 多
[14].(1)等于无; (2)减少增加增加增大
[15].增大变小上升下降 [16].(1)<,> (2)>,>
[17].(1)减少,增加; (2)增加,减少,增加
[18].变小,变大,变小.
[19].L/V不变 N T增加 [20].变小 ,变小, 变小
[21].增大,增大,增大,减少. [22].解:减少,增加,增加,无法确定
[23].解:增加,减少,增加,增加 [24].解:增加,减少,不变,不变
[25].解:<,>,>.
[26].y=(L/V)x-Wx W /V,
∵D/F= x W =0, 又q=1
∴L/V=(R×(D/F)+1)/((R+1)×D/F)=(2×+1)/(3×=4/3
x D =x F /(D/F)==
[27].解:变大,变大,变大；
[28].变小,变小,变小； [29].见图
[30].见图;
[31].见图
[32].见图,粗线为新工况操作线,
29题附图30题附图
31题附图
32题附图 [33].(C); [34].(1)C (2)A; [35].(1)D (2)D; [36].(D) [37]. B [38].(D); [39].(B)
[40].(1)C (2)B。