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。