化工原理課后習(xí)題答案7液體蒸餾

1、第7章液體蒸餾1) 苯酚(GHOH ( A)和對甲酚(C6H (CH) OH ( B)的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)為：溫度t C苯酚蒸汽壓pA kPa對甲酚蒸汽壓pBkPa溫度t r苯酚蒸汽壓pA kPa對甲酚蒸汽壓pBkPa113.7P 10.07.70117.811.999.06114.610.47.94118.612.439.39115.410.88.2119.412.859.70116.311.198.5120.013.2610.0117.011.588.76試按總壓P=75mmHg絕壓)計(jì)算該物系的“t xy”數(shù)據(jù)。此物系為理想物系。0 0解：Xa 二 0Pb yA 二些（x，y mol分率）P

2、a - Pbt0C0|Pa kPa0|Pb kPaX AX B113.710.0：7.701.01.0114.610.47.940.8370.871115.410.88.20.6920.748116.311.198.50.5581 0.624117.011.588.760.4400.509117.811.999.060.3210.385118.612.439.390.2010.249119.412.85：9.700.0952p.122120.013.2610.00.0000.0002) 承第1題，利用各組數(shù)據(jù)，計(jì)算在X=0至x=1范圍內(nèi)各點(diǎn)的相對揮發(fā)度a i，取各a i的算術(shù)平均值a ,算出a

3、 對a i的最大相對誤差。以平均a作為常數(shù)代入平衡方程式算出各點(diǎn)的“ yXi ”關(guān)系，算出由此法得 出各組yi值的最大相對誤差。解：(p0B/pA)i，計(jì)算結(jié)果如下:t0C113.7114.6115.4116.3117.0117.8118.6119.4120.0a i1.2991.3101.3171.3161.3221.3231.3241.3251.326送a i1.318n最大誤差=1.318 - 1.299 /.46%1.299最大誤差=2聖竺0.3852) yi =tuC113.7114.6115.4116.3117.0117.8118.6119.4120.0XiM.00.8370.69

4、20.5580.4400.3210.2010.09520yi1.00.8710.7480.6250.5090.3840.2490.1220:按1.318計(jì)，結(jié)果如下:=-2.60 10：3）已知乙苯（A）與苯乙烯（B）的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系可按下式算得：In 貳二 16.0195- 3279.47/（7 - 59.95）In 歸 m 16.0193- 3328.57/（7-6372）式中p0的單位是 mmHgg T的單位是K。問：總壓為60mmH（絕壓）時(shí)，A與B的沸點(diǎn)各為多少C?在上述總壓和 65C 時(shí)，該物系可視為理想物系。此物系的平衡汽、液相濃度各為多少摩爾分率？解:1）令P0a =

5、p,算得的t為A的沸點(diǎn)Ln60 = 16.0195-3279.47/（T - 59.95TA =334.95K =61.8C令pB二p,算得的t為B的沸點(diǎn)Ln60 = 16.0193-3328.57/（ T - 63.72）Tb = 342.85K =69.7C2) p =60mmHg, t =65C =338.15KLn p0A =16.0195 -3279.47/(338.15 -59.95)Pa 二 68.81mmHgLnp0B =16.0193 -3328.57 /(338.15 -63.72) p0B = 48.92mmHgXa60 -48.9268.81 48.92= 0.557Y

6、a68.81 0.55760-0.6394）苯（A）和甲苯（B）混合液可作為理想溶液，其各純組分的蒸汽壓計(jì)算 式為log = 6.906-1211/（/+ 220.8）logpi = 6.955-1345/ + 219.5）式中p0的單位是mmHgg t的單位是C。試計(jì)算總壓為850mmH（絕壓）下含苯25% （摩爾百分率）的該物系混合液的泡 點(diǎn)。解：設(shè) t =104.15CLgp0A = 6.906 -1211/(104.15220.8)pA = 1511mmHgLgpB =6.955 -1345/(104.15 - 219.5) p0B =629.9mmHg-0.25所設(shè)正確，泡點(diǎn)為104

7、.15 C850 -629.9X a =1511 629.95）試計(jì)算總壓為760mmHg絕壓）下，含苯0.37、甲苯0.63 （摩爾分率） 的混合蒸汽的露點(diǎn)。若令該二元物系降溫至露點(diǎn)以下 3C,求平衡的汽、液相摩 爾之比。解:：)設(shè)露點(diǎn)為102.250CLgP0A =6.906 -1211/(102.25220.8).P0a = 1436.7mmHgLgP0B =6.955 -1345 /(102.25219.5)P0b =595.3mmHg760 -595.31436.7 0.1957xA0.1957 yB0.371436.7 -595.3760即所設(shè)正確，露點(diǎn)為102.250C2)P =

8、760mmHgt =102.25 -3 =99.25。CLgP0A =6.906 -1211/(99.25 220.8)0P a = 1325mmHgLgPB =6.955 -1345/(99.25 219.5)Pb =543.7mmHgXa760 -543.71325 -543.7= 0.2768丫人 J325 O.2768“4826760= 0.828汽相的摩爾數(shù) 0.37 -0.2768 液相的摩爾數(shù) 一 0.4826 -0.376）有一苯/ A）、甲苯/ B）、空氣/ C）的混合氣體，其中空氣占2%苯 與甲苯濃度相等（均指摩爾百分?jǐn)?shù)），氣體壓強(qiáng)為 760mmHg絕壓）。若維持壓 強(qiáng)不變

9、，令此三元物系降溫至 95C，求所得平衡汽相的組成。A、B組分均服從 拉烏爾定律。已知95C時(shí)-二二*二7十解：設(shè)原來混合氣量為Ikmol，汽液平衡時(shí)汽相為 Vkmol，液相為Lkmol空氣0.02 =ycV/1)苯0.49 = yA V /1 -V) xA/ 2)苯760 yA =1163xa/3)甲苯760(1 - yA - yC) 475(1 - xA) 由四個(gè)獨(dú)立方程可解出 xA, yA，yC，V四個(gè)未知量試差方法：設(shè)xA經(jīng)/ 3）- yA經(jīng)/ 4）- yC經(jīng)（1）-； V經(jīng)/ 2）x 重設(shè)xA 試差過程數(shù)據(jù)示例：設(shè)Xa0.380.3780.3770.376算得的XA0.324 ：0.

10、3520.363:0.373解得：xA = 0.376, yA = 0.575, yC =0.0346, V =0.578kmol7）常壓下將含苯/ A） 60%甲苯/ B） 40% （均指摩爾百分?jǐn)?shù)）的混合液閃 蒸（即平衡蒸餾），得平衡汽、液相，汽相摩爾數(shù)占總摩爾數(shù)的分率一一汽化率 / 1-q ）為0.30。物系相對揮發(fā)度a =2.47，試求：閃蒸所得平衡汽、液相的濃 度。若改用簡單蒸餾，令殘液濃度與閃蒸的液相濃度相同，問：餾出物中苯的平均濃度為多少？提示：若原料液、平衡液、汽相中 A的摩爾分率分別以Xf、x、y表示，則存在 如下關(guān)系：廠Ji覚J。解：閃蒸y = 乂一上(y, x為平衡汽，液

11、相的摩爾 分率)q -1q -1y 二-0.70x/0.30 0.60/0.30 一2.33x 2.02.47x y =1 (2.471) x解得 x = 0.539 y = 0.7422)簡單蒸餾Ln (w1/w2)Ln (Xj/x2) 工 Ln(1 -x2)/(1 - xj/( ： 1)二Ln(0.60/0.5392.47Ln(1 - 0.539)/(1 - 0.60) /(2.47-1)= 0.311.則/w2 =1.365y (平均)=x1 - w2(xj -x2) /(wj -w2)= 0.60 (0.60-0.539)/(1.365-1)=0.7678) 某二元物系，原料液濃度Xf

12、=0.42，連續(xù)精餾分離得塔頂產(chǎn)品濃度Xd=0.95 已知塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分回收率 n =0.92，求塔底產(chǎn)品濃度Xw。以上濃度皆指 易揮發(fā)組分的摩爾分率。解： 二DxD/(Fxf)即0.92 =0.95D/0.42F.D/F =0.4067且 W/F =1-D/F =1 -0.4067 =0.5933物料衡算式：FXf =Dxd Wxw即Xf =(D/F/ Xd - /W/F/ Xw代入數(shù)據(jù)：0.42 =0.4067 0.95 0.5933心xW = 0.05679) 某二元混合液含易揮發(fā)組分 0.35，泡點(diǎn)進(jìn)料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離，塔頂 產(chǎn)品濃度Xd=0.96，塔底產(chǎn)品濃度Xw=0.025

13、 (均為易揮發(fā)組分的摩爾分率)，設(shè) 滿足恒摩爾流假設(shè)。試計(jì)算塔頂產(chǎn)品的采出率 D/F。若回流比R=3.2，泡點(diǎn)回流，寫出精餾段與提餾段操作線方程。解：1)按杠桿規(guī)則D / F = (x - x) /(x - x)(0.35 -0.025)/(0.96 -0.025)=0.34762）精餾段操作線方程:Xd= 3.2x/(3.2 1)0.96 / ( 3.2 1) =0.762x 0.229提餾段操作線方程：y/L/V) x(W/V) xwL -L qF =RD qF -R /D/F) qFV 二 V -(1 -q) F =V -(R 1)( D/F) FW (1 -D/F) FR /D/F)

14、+q1-D/FyxxwR 1) / D/F)/R 1) / D/F)3.2 0.3476 11 - 0.3476x _(3.2 1) 0.3476(3.2 1) 0.3476-1.4470.011210）某二元混合物含易揮發(fā)組分 0.24，以熱狀態(tài)參數(shù)q=0.45的汽、液混合 物狀態(tài)進(jìn)入連續(xù)精餾塔進(jìn)行分離。進(jìn)料量為14.5kmol/h，塔頂產(chǎn)品濃度xd=0.95， 塔底產(chǎn)品濃度xw=0.03。若回流比R=2.8,泡點(diǎn)回流，提餾段L /V 為多少？試 計(jì)算塔頂全凝器的蒸汽冷凝量及蒸餾釜的蒸發(fā)量。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩 爾分率。解：D/F(Zf -Xw)/(Xd -xw) (0.24-0.03

15、)/(0.95-0.03)0.2283L = L qF = R /D/F) F qF 二R (D/F) qFV =V (1 -q) F (R 1)( D/F) F (1 -q) F 二(R 1) / D/F) (1 -q)FLR (D/F) qF2.8 0.2283 0.453.43V(R 1)( D/F) (1 -q)F / 2.8 1) 0.2283 - (1 - 0.45)全凝器內(nèi)蒸汽冷凝量： V ( R 1) D (2.8 1) 0.2283 14.5 = 12.58kmol/h釜的蒸發(fā)量：V、(R，1) / D/F)(1-q)F二(2.8 1) 0.2283 -(1 -0.45) 1

16、4.5二 4.604kmol/ h11) 用常壓精餾塔連續(xù)分離苯和甲苯混合液。進(jìn)料中苯的摩爾分率為0.30操作條件下苯的汽化潛熱為355kJ/kg。試求以下各種情況下的q值：進(jìn)料溫 度為25T :98.6 C的液體進(jìn)料；98.6 C的蒸汽進(jìn)料。苯甲苯體系在常壓下的部分汽液平衡數(shù)據(jù)如下:溫度t，c110.6102.298.695.2液相組成，x0.0000.2000.3000.397汽相組成，y0.0000.3700.5000.618355kJ1kg解：原料液的汽化潛熱rm= 0.30 380kJ/(1kg/78kg/mol) + 0.792 kg / mol=8892+ 22862 = 317

17、54 kJ/mol由附表可知xf = 0.30時(shí)，液體的泡點(diǎn)為986C,則平均溫度 tm = 25 98“ 二 618 C = 334.95 K 2查教材附錄得61.8C下苯和甲苯的比熱為1.84kJ/(kg K),故原料液的比熱為：Cp = 1.84 0.3 78+ 1.84 0.7 92=161.552 kJ/(kmol K)Cp 心 X +喀161.552 漢(986-25) + 31754-q11374rm31754 屬飽和液體進(jìn)料q2 = 1 屬飽和蒸汽進(jìn)料q3 = 012）已知某精餾塔操作以飽和蒸汽進(jìn)料，操作線方程分別如下：精餾線- 11提餾線試求該塔操作的回流比、進(jìn)料組成及塔頂、

18、塔底產(chǎn)品中輕組分的摩爾分率解：由精餾線得：= 0.7143 , R = 2.500R +1x由提餾線得： 一 =0.2714 , xd = 0.9499 0.950 R +1提餾線斜率-L qF125，得 F = 1.5DV，(R 十1 D _(1 _q )F提餾線截距Wx = 0.01，R 1D-FXw01，得 XW = 0.04由 Fxf = Dxd + Wxw 得:Dx d (FiD)xw1-丁15DXd 1一0.95 .15f 1、沙。01=0.64713）用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水的混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料中甲醇的摩爾分率為0.10，以飽和蒸汽形式連續(xù)進(jìn)入塔底。要求塔

19、頂產(chǎn)品中甲醇 含量為0.90，塔釜產(chǎn)品中甲醇含量為0.05。試求：該精餾塔操作回流比及塔 內(nèi)的液汽比；塔頂全凝器的蒸汽冷凝量。解： Fxf = Dxd+ (F D)xwD =卩 Xf _xw 二 100 01 -05 二5882 kmol/h0.9 - 0.05x D _ X wV = F = 100 kmol/h由 V = (R+1)D 得-5-1型一1 .165882L _ RD16V - (R 1)D 16 1二 0.941Of塔頂全凝器蒸汽冷凝量V = 100 kmol/hXDXf q=0* Xw14）以連續(xù)精餾分離正庚烷（原料液濃度Zf=0.35 （正庚烷的摩爾分率，下同），塔頂產(chǎn)品

20、濃度 熱狀態(tài)q=1.05，餾出產(chǎn)品的采出率D/F=0.34。在確定回流比時(shí) 設(shè)泡點(diǎn)回流。試寫出精餾段與提餾段操作線方程。A）與正辛烷（B）。已知相對揮發(fā)度a =2.16，Xd=0.94，加料，取二解：）計(jì)算Rmin和R 平衡線方程； q線方程：y x/1 (: -1)x =2.16x/(1 1.16x)y = qx/(q -1)-zf /(q -1) = 1.05x/0.05 -0.35/0.05= 21x -7Xe =0.3594 ye =0.5476 n94476 .085 ye -xe0.5476 -0.3594R =1.40Rmin =1.40 2.085 =2.92一線交占.八、XD

21、2)精餾段操作線方程：L： =L qF =R (D/F) F qF 門(R (D/F) qFVV -(1 -q) F( (R 1)( D/F) F -(1 - q) F鬥(R -1)- D/F) -(1 -q)F又 FZf 二Dx0 WxW即 Zf ( D/F) xD (W/F)心.Wxw = 0.0304F提餾段操作線方程：y ( L /V ) x (W/V ) xwR ( D/F ) qF0.0304x _(R 1)( D/F)-(1-q)F (R 1)( D/F)-(1-q)2.92 0.34 1.050.0304x -(2.921) 0.34 -(1 -1.05)(2.921) 0.3

22、4 -(1 -1.05)=1.477 x -0.0220且 Xw = 0.030( F /W) = 0.0304/(1 -D/F) = 0.0304(1 - 0.34)= 0.04615) 承第14題，按最佳加料板位置加料，試用作圖法求總理論板數(shù)，并指 明加料板的序號。解：又作圖知，總理論板數(shù)為13.4塊，第7塊為加料板。(圖略)16) 承第14題，試用逐板計(jì)算法計(jì)算離開塔頂?shù)?塊塔板的液體濃度X2解：精餾段操作線方程：y =0.745x 0.240（1）平衡線方程：C =y/-（-1）y （2計(jì)算順序： 已知1經(jīng)（2） 乂1經(jīng)（1）丫2經(jīng)（2） x2 y-i =0.94X10940.8788

23、2.16 -（2.16 -1）0.94y2 二 0.745 0.8788 0.240 二 0.89470.8947x20.79732.16 -1.16 0.894717) 承第14題，試用快速估算法計(jì)算總理論板數(shù)和確定加料板序號解：(1)總理論板數(shù)Lg（Lga0.9410.0461一0.94）（ 0.046）Lg 2.16= 7.51R - Rmin2.92-2.085 0213R 1 一 2.92 1-.查吉利藍(lán)圖，得N小斷二0.45即N -7.51 = 0.45 N+1N+1解得N =14.47（包括蒸餾釜）(2)精餾段理論板數(shù)XdNminXfLg :1-0.35）0.35Lg2.16=

24、4.376J=0.45N 1解得即 N 一 4.736 “45N =8.7718 )以常壓操作的連續(xù)精餾塔分離“乙醇水”溶液。原料液含乙醇0.10摩爾分率，下同)，進(jìn)料熱狀態(tài)q=1.10 ,塔頂產(chǎn)品濃度0.80 ,釜液濃度0.001。 塔頂用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔底用蒸餾釜，間接加熱，操作回流比為最小回流比 的2.0倍。試用作圖法求總理論板數(shù)和確定加料板序號。解：根據(jù)教材附錄數(shù)據(jù)作“ y-x ”圖q線方程：-q x_Xf10 X .10 x_1 q_1q _11.10 11.101由( 0.1,0.1)及( 0.15,0.65)兩點(diǎn)連直線即為q線由(0.80,0.80)點(diǎn)出發(fā)作Rmin的精餾段操

25、作線，取決于平衡線與操作線相切點(diǎn)。Rmin的精餾段操作線的截距為0.36。即: Rmin=.Rmin +1精餾段操作線方程:0.80 - 0.360.80Rmin - 1.22 R = 2.442.44Xd0.80x +R 12.4412.44 1= 0.709x 0.233由作圖知，總理論板數(shù) 為12.6塊，第11塊是加料板。(圖略)19) 已知塔頂、塔底產(chǎn)品及進(jìn)料組成中苯的摩爾分率分別為：Xd=0.98，xw=0.05，Xf=0.60，泡點(diǎn)進(jìn)料和回流，取回流比為最小回流比的1.5倍，體系的相對揮發(fā)度為2.47。試用捷算法計(jì)算苯和甲苯體系連續(xù)精餾理論塔板數(shù)。Xe = Xf = 0.62.47

26、0.6ye1( -1)Xe 1 (2.47 -1) 0.6 0.787RminXd _ye98 一 0.787 二 1.03ye _Xe0.787 -0.6R = 1.5Rmin= 1.5X 1.03 = 1.55R-Rmin 155-1.030.2041551查吉利蘭圖得：NNmin二0.44由芬斯克方程得:logXd1 Xw Xd,(0.981 -0.05og 11 -0.980.05 丿7.56log2.47J則 N = 14.3, 取 Nt = 1520) 用一連續(xù)精餾塔分離甲醇和水的混合物。已知原料中甲醇的摩爾分率為0.35，進(jìn)料量為100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液中甲醇含量

27、為 0.95，塔底產(chǎn) 品中甲醇濃度為0.04。操作回流比為1.5，泡點(diǎn)回流，間接蒸汽加熱。用作圖法 求完成分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù)，并計(jì)算甲醇的回收率和塔釜蒸發(fā)量。” 亠，亠(Xf _xw xD(0.35-0.040.95解：甲醇回收率 -92.46%(xD -xw Xf(0.95-0.04)x0.35由教材附錄查得CH3OHH2O的VLE數(shù)據(jù)，在xy圖上作出平衡曲線 精餾線截距為岀 095 =0.38R+11.5+1由(0.95，0.95)和(0，0.38)作出精餾線由q = 1和(0.35，0.35)作出q線連接(Xw, Xw)和q線與精餾線的交點(diǎn)得提餾線，作圖得理論板數(shù)Nt = 7塊，加

28、料位置為第5塊理論板。kmol/h-十.100 叱叫 34.07 xD -xw0.95-0.04.q = 1-0 =，故 V 二 V 二 R 1 D = 15 134.07 =85.175 kmol/h21) 在用作圖法求理論板數(shù)時(shí)，可能遇到局部區(qū)域平衡線與操作線均為直線 且兩直線甚靠近，不易求準(zhǔn)梯級數(shù)的情況。設(shè)平衡線為-T，操作線為 ，(K、C、a、b均為常數(shù))，試推導(dǎo)由操作線上 X。至xn所需理論板數(shù) N的數(shù)學(xué)解析式。解：y-f = ax b% =(y0W100假設(shè)正確，計(jì)算有效。R = 2.0,設(shè)此時(shí)在Xq、yq處達(dá)到相平衡XdFXf2000.4100Nt = %，R = 1.0時(shí)，精餾

29、段截距:Xd嗚 0.3711 1二 0571 -0.42.0 0571 二 0.91308xD二 0.26726）某一精餾塔有4塊理論板（含塔釜）用來分離苯一甲苯混合物。進(jìn)料量 為100kmol/h，其中輕組分的含量為0.40 （摩爾分率），以泡點(diǎn)狀態(tài)連續(xù)加入到 第三塊板上（從塔頂數(shù)起）。塔頂產(chǎn)品的流量為 20kmol/h，泡點(diǎn)回流操作回流 比R=2.8。已知體系的相對揮發(fā)度為2.47。求塔頂和塔底產(chǎn)品的組成。（提示：用xv=0.2878作為試差初值）解: W = F D = 80 kmol/h設(shè) xw =0.2878,XdFXf -WXw100 0.4 -80 0.287820=0.8488

30、精餾線Xd-0.7368x0.2234X1yi0.84880.6944 -1 y12.47 - 2.47 -10.8488y2 = 0.7368xi + 0.2234 = 0.7368X 0.6944+ 0.2234 = 0.73500.7350- -1 y22.47-2.47 -10.7350 一 5289y3 = 0.7368x2 + 0.2234 =0.6131X3 二ya0.6131二 0.3908-1 y32.47 - 2.47 - 10.6131 X3 = 0.3908 vXf = 0.4,改用提餾線與平衡線計(jì)算L L qF=RD 1 F = 28 201 100 =156 kmo

31、l/h提餾線 y = JxWXw -x 80 0.2878V V 7676= 2.0526x 0.3029y4 = yw = 2.0526x3 0.3029 = 2.0526X 0.3908 0.3029 = 0.4993X4 二 Xwy40.49932.47 -(2.47 -1)04993=02876Xw與假設(shè)值xwxd = 0.8488Xw = 0.2878=0.2878非常接近，相對誤差為0.07%，故假設(shè)正確,Xf123X4=Xw27）在常壓連續(xù)回收塔中分離甲醇水混合溶液。進(jìn)料組成為0.10 （摩爾分率），要求塔頂產(chǎn)品中甲醇的回收率為 0.90，塔底直接水蒸汽加熱。試求： 當(dāng)塔板數(shù)為無

32、窮多時(shí)，塔頂、塔底產(chǎn)品組成及每摩爾進(jìn)料消耗的水蒸汽量；若蒸汽用量為最小用量的兩倍時(shí)，完成分離任務(wù)時(shí)所需理論板數(shù)及塔頂、塔底產(chǎn) 品組成。液相組成X0.0000.0600.0800.100汽相組成y0.0000.3040.3650.418常壓下甲醇水體系部分汽液平衡數(shù)據(jù)列于下表:解： Smin = D F = W二匹，DXd 二 FXfFXf由 FXf = Dxd+ Wxw 得Wxw = Fxf Dxd = Fxf(1 ) = 0.1Fxf F = W Xw = 0.1xf = 0.1 X 0.1 = 0.01 Nt = %，故在塔頂進(jìn)料處，Xf與XD達(dá)相平衡，由VLE數(shù)據(jù)表得xd = 0.418

33、F， XfD，XD全塔物料衡算Fxf+ SO = Dxd + WxwFxf = Sxd + O.IFxfSxd = 0.9 FxfXdSmin09Xf0土衛(wèi)=0.2150.418由上面計(jì)算可知xw = 0.01（此值由回收率而定）Fxf + S0 = D xd+ Wxw/ S = DFXf = Sxd + W XwFx f - Wx wFXf -0.1 Fxf0.9Fxf0.9Fxfs-S-S2SminD0.9x f0.9 01-0.2092 Smin 20.215F(注：當(dāng)S = 2in時(shí)，Xf與XD不達(dá)相平衡)斜率MSminF2.32620.215F點(diǎn)(xw, 0)和點(diǎn)(xf, Xd )都

34、在提餾線上, 故提餾線斜率：Xd - 0x- -Xw0.209 -001 -0.01=2.322SninXfXD截距Vxw理XwVS0.1FxfS0.1xfSF01 0.12 0.215二 0.0233.提餾線:y = 2.322x 0.0233要逐板計(jì)算，必須要有，而由下列方法獲得，由本題附表可知:：2yA1y B1B1y A2yB20.3040696 = 6.8430-0600.9400.365635 =6.610.080/ 0.920aXA3XA2XB3XB2： ：20.4180582 = 6.464 010.9=6.639 x1YiXd0.209_1M_1)xD6.639 (6639

35、1) 0.209 一 0.0383y2 = 2.322xi - 0.0233 = 0.06560.0656X2=a _(a 1)y2 二 6.639 -(6.639 -1) x 0.0656 二 0.01050.00108Yay3 = 2.322x2 - 0.0233 = 0.001084x316310:-1)y36.639 -(6.639 - 1)0.00108X3 Xw = 0.01.“ c0.01050.01人公、NT = 24 = 2(含釜)0.0105-163 1028）有兩股丙酮（A）與水（B）的混合物分別加入塔內(nèi)進(jìn)行連續(xù)精餾分離。 第一股進(jìn)料摩爾流量為F1，q1=1，Xf，1=0

36、.80 （摩爾分率，下同），在塔的上部加 入；第二股進(jìn)料摩爾流量為F2, q2=0, yf,2=0.40，且F2=4R。塔頂產(chǎn)品濃度Xd=0.93 , 塔底產(chǎn)品濃度Xw=2.6 X 10-3，塔頂采用全凝器，液體泡點(diǎn)回流，塔釜間接加熱， 常壓操作。試求Rm”。當(dāng)R=2.0RU,寫出第二塔段的操作線方程。常壓下“丙酮 水”的平衡數(shù)據(jù)如下：溫度液相中丙酮?dú)庀嘀斜獪囟纫合嘀斜獨(dú)庀嘀斜柗致蕏摩爾分率yt C摩爾分率x摩爾分率y1000.00.060.40.400.83992.70.010.25360.00.500.84986.50.020.42559.70.600.85975.80.050.62459.00.700.87466.50.100.75558.20.800.89863.40.150.79857.50.900.93562.10.200.81557.00.950.96361.00.300.83056.131.01.0解:1）全塔物料衡算：Fi 0.80 4