t-x-y图(见本题附图).doc

蒸 馏1、 解：（1）因为 xA=0.45 所以 （2）因为 wA=0.21 所以 2、 解：由所给平衡数据做t-x-y图（见本题附图）1）当xA=0.5时，由图中读得泡点温度ts=41℃，其平衡瞬间蒸汽组成yA=0.75；（2）当t=45℃时，溶液处于气液共存状态，此时xA‘=0.38 ，yA’=0.64 ；（3）由图知，将溶液加热到49℃时，才能全部汽化为饱和蒸汽，蒸汽组成为0.5 3、解： （1）简单蒸馏时 因为 D/F=1/3 所以 W/F=2/3将y=0.46x+0.549直接代入式（6-20） 解之xw=0.498由式（6-22） 其中 所以 （2）平衡蒸馏时 由FxF=Dy+Wx 得 与y=0.46x+0.549 联立求解，得到 x=0.509 ，y=0.7834、解：因为 原料液平均摩尔质量MF=0.465×76+（1-0.465）×154=117.7kg/kmol所以 F=14000 / 117.7=118.95 kmol/h馏出液回收率 DxD / FxF =90%DxD=0.9×118.95×0.465=49.78由全塔物料衡算F=D+W 118.95=D+WFxF=DxD+WxW 118.95×0.465=0.9×118.95×0.465+0.096W解之 D=61.33kmol/h故 xD=49.78 / 61.33=0.815、解： 统一用摩尔流量及摩尔分数所以 由全塔物料衡算整理得W=F-D=55.29-27.76=27.5kmol/h6、解：由于 又 DxD / FxF =88%所以 由全塔物料衡算F=D+W 40.39=D+WFxF=DxD+WxW 40.39×0.3=0.88×40.39×0.3+0.05W解之 D=11.31kmol/h所以 7、解：（1）因塔顶为全凝器，所以 y1=xD=0.97由 得（2）L=RD=2.5×76.51=191.3kmol/hV=（R+1）D=（2.5+1）×76.51=267.8kmol/h8、解：由于精馏段操作线方程为 所以 R=3 xD=0.82因为（xW ，xW）为提馏段操作线上一点，所以将x=xW，y= xW代入提馏段操作线方程xW=1.25 xW-0.020 解之 xW=0.08由于泡点进料时xq= xF ，即两操作线交点的横坐标为原料组成，所以0.75 xF+0.205=1.25 xF-0.020解之 xF=0.459、解：由第2题中t-x-y相图知xF=0.5时，对应泡点温度ts=41℃，故此为冷进料。

查=38℃下 CPA=0.55×4.187=2.303kJ/（kg·℃） CPB=0.53×4.187=2.219 kJ/（kg·℃）则 CPm=CPAxAMA+ CPBxBMB=2.303×0.5×86+2.219×0.5×100=210kg/（kmol·℃）查ts=41℃下 rA=350kJ/kg rB=360kJ/kg则 rm= rAxAMA+ rBxAMA=350×0.5×86+360×0.5×100=33050kJ/kmol所以 q线方程为 10、解：（1）逐板计算法由于塔顶为全凝器，所以 y1=xD=0.95由相平衡方程式及精馏段操作线方程式： 由上两式交替计算至 x3=0.759 < xF所以第三层为进料板因为泡点进料 q=1 ，故提馏段操作线方程：又因为 所以 由相平衡方程式与上述提馏段操作线方程式交替计算至 x10=0.036< xW所以理论板层数NT=10-1=9层（不包括塔釜）计算结果如下表12345678910y0.950.9140.8630.7840.6650.5140.3560.2230.1280.069x0.9050.8410.7590.6450.4980.3460.2170.1250.0680.036（2）图解法由在图中做精馏段操作线，因为q=1，故q线为一垂直线并与精馏段操作线相交，交点与（0.05，0.05）点连接，得到提馏段操作线。

然后在操作线与平衡线之间绘阶梯，如该题附图所示，得到NT=10-1=9层（不包括塔釜），第三块为进料板两种方法结果一致11、解：（1）由全塔物料衡算F=D+W 100=D+WFxF=DxD+WxW 100×0.4=0.95D+0.04W解之D=39.56kmol/h（2）由L/D=R=2.6 得L=RD=2.6×39.56=102.9kmol/hV=（R+1）D=（2.6+1）×39.56=142.4kmol/h因为饱和液体进料 q=1所以 V‘=V=142.4kmol/h（3）由题给平衡数据查 xF=0.4时的ts=75.3℃，已知进料温度tF=40℃查=57.7℃下 CPB=4.21KJ/（kg·℃），CPA=2.68kJ/（kg·℃）所以 CPm= CPAxAMA+ CPBxBMB =2.68×0.4×32+4.21×0.6×18=79.77kJ/（kmol·℃）由ts=75.3℃ 查得 rA=1095kJ/kg rB=2450kJ/kg所以 rm= rAxAMA+ rBxBMB =1059×0.4×32+2450×0.6×18=40476kJ/kmol所以 L‘=L+qF=102.9+1.073×100=210.2kmol/h V‘=V+（q-1）F=142.4+0.073×100=149.7kmol/h12、解：由q线方程 y= -0.5x+0.675知 故q=1/3又 故xF=0.675（1-q）=0.675×（1 -1/3）=0.45因为精馏段操作线与提馏段操作线交点也是精馏段操作线与q线的交点，所以yq= -0.5xq+0.675yq=0.8xq+0.18 联立求解 xq=0.373 yq=0.48913、解：由习题11知 xF=0.4 、xD=0.95 、R=2.6 设塔顶为全凝器，故y1=xD=0.95由平衡关系 y1=0.46x1+0.545=0.95 得 x1=0.88由精馏段操作线方程得 y2=0.72×0.88+0.26=0.89又 0.46x2+0.545=0.89 得 x2=0.75同理 y3=0.72×0.75+0.26=0.80又 0.46x3+0.545=0.80 得 x3=0.55 y3=0.72×0.55+0.26=0.66又 0.46x4+0.545=0.66 得 x4=0.25

14、解：用图解法求NT在y-x相图上找出xW=0.06 、xF=0.50 、xD=0.95 ，对应点为c、e、a 由回流比R=2.6 得精馏段操作线截距在图中确定b点，并连接ab为精馏段操作线已知原料为饱和液体，故q=1 ，q线为e点出发的一条垂直线，与精馏段操作线交于d点，连接cd为提馏段操作线绘阶梯数为9，故NT=8（不包括再沸器）由图可知第五块为进料板15、解：（1）根据第11题的平衡数据作出y-x图，由图中可知q线与平衡线交点坐标为xq=0.35 、yq=0.70由式（6-48）得R=2Rmin=2×0.71=1.42由精馏段操作线截距与a点连接，作出精馏段操作线abab与q线交于d，连接cd即为提馏段操作线绘出阶梯数为8，故理论板层数为8（包括再沸器），进料板为第6块（2）图中查得从塔顶第二块板上升的蒸汽组成为0.93 16、解：由习题14图中读得q线与平衡线交点坐标为xq=0.50 yq=0.71 由式（6-48）得吉利兰图中横坐标由吉利兰图中读得纵坐标由例6-2知 αm=2.46由式（6-46a）所以 解之NT=8（不包括再沸器）与习题14结果一致。

17、解：由相平衡方程式 ①由q线方程 ②式①②联立求解，得到交点坐标 xq=0.484 、yq=0.652由式（6-48）得R=1.5Rmin=1.5×1.77=2.66精馏段操作线方程为用逐板计算法：因塔顶为全凝器，则 y1=xD=0.95由平衡线方程 得x1=0.905由精馏段操作线方程由相平衡方程 得x2=0.85*18、解：由全塔物料衡算查得 xF=0.40时，泡点温度ts=96℃，而进料温度tF=40℃，故为冷进料查ts=96℃时苯、甲苯的汽化潜热为rA=389.4KJ/kg rB=376.8KJ/kg则rm=0.4×389.4×78+0.6×376.8×92=32950kJ/kmol查℃下 CPA=CPB=1.88kJ/（kg. ℃）则 CPm=0.4×1.88×78+0.6×1.88×92=162.4kJ/（kmol. ℃）所以精馏段上升蒸汽量 V=（R+1）D=（3+1）×40.22=160.88kmol/h提馏段上升蒸汽量 V‘=V+（q-1）F=160.88+（1.28-1）×100=188.88kmol/h塔釜和塔顶分别按纯甲苯和苯计算：（1）查xw=0.03时ts‘=109.3℃，对应的汽化潜热rB=380kJ/kg则QB=V‘rB=188.88×380×92=6.6×106kJ/h又查300kPa（绝压）下饱和水蒸气的汽化潜热r=2168.1kJ/kg，则塔釜加热蒸汽消耗量（2）查xD=0.95时，ts‘’=81.2℃ ，对应的汽化潜热rc=400kJ/kg则Qc=Vrc=160.88×400×78=5.02×106kJ/h冷却水消耗量*19、解：已知x1=0.57 、x2=0.41 、x3=0.28又全回流时操作线方程为y2=x1 、y3=x2 、y4=x3故y2=0.57 、y3=0.41 、y4=0.28由相平衡方程式 得到 由式 （6-48）*20、解：由习题15得知 xF=0.35 、xD=0.95 、xW=0.05 ，泡点进料，R=1。