∴精馏段理论板层数为3层，第四层为进料板。
14、在常压连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液。
若原料为饱和液体，其中含苯0.5（摩尔分数，下同），塔顶馏出液组成为0.95，釜液组成为0.06，操作回流比为2.6。
试求理论板层数和进料板位置。
平衡数据见例6-2表。
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、在常压下用连续精馏塔分离甲醇－水溶液。
已知原料液中甲醇含量为0.35（摩尔分数，下同）馏出液及釜液组成分别为0.95和0.05，泡点进料，塔顶为全凝器，塔釜为间接蒸汽加热，操作回流比为最小回流比的2倍。
求
（1）理论板层数及进料板位置；
（2）从塔顶向下第二块理论板上升的蒸汽组成。
平衡数据见习题11。
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ab。
ab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、用简捷法求算习题14中连续精馏塔所需的理论板层数。
解：
由习题14图中读得q线与平衡线交点坐标为
xq=0.50yq=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、一常压操作的连续精馏塔中分离某理想溶液，原料液组成为0.4，馏出液组成为0.95（均为轻组分的摩尔分数），操作条件下，物系的相对挥发度α＝2.0，若操作回流比R=1.5Rmin，进料热状况参数q=1.5，塔顶为全凝器，试计算塔顶向下第二块理论板上升的气相组成和下降液体的组成。
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、用常压连续精馏塔分离苯－甲苯混合液。
已知原料液流量100kmol/h，组成为0.40，馏出液及釜液组成分别为0.95和0.03（均为摩尔分数），进料温度为40℃，塔顶全凝器，泡点回流，R=3.0，塔釜为间接蒸汽加热，加热蒸气压力为300kPa（绝压），若忽略热损失，试求：
（1）加热蒸汽用量；
（2）冷却水用量（设冷却水进出口温差为15℃）
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/kgrB=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、在连续精馏塔中分离苯－甲苯混合液。
在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.28、0.41和0.57，试求三层板中较低两层板的液相单板效率。
操作条件下苯－甲苯混合液的平均相对挥发度可取2.5。
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、试计算习题15中精馏塔的塔径和有效高度。
已知条件如下：
（1）进料量为100kmol/h；
（2）塔釜压力为114kPa，对应温度为102℃，塔顶为常压，温度为66.2℃，塔釜间接蒸汽加热；
（3）全塔效率55％，空塔气速为0.84m/s，板间距为0.35m。
解：
由习题15得知xF=0.35、xD=0.95、xW=0.05，泡点进料，R=1.42
由全塔物料衡算
F=D+W100=D+W
FxF=DxD+WxW100×0.35=0.95D+0.05W
解之D=33.3kmol/h
V=V‘=（R+1）D=（1.42+1）×33.3=80.59kmol/h
因全塔平均温度为
℃
所以平均操作压力为
圆整为1000mm
由于习题15已求出NT=7
所以NP=NT/E=7/0.55=12.7≈13
Z=（NP-1）HT=（13-1）×0.35=4.2m
21、试计算习题20中冷凝器的热负荷、冷却水的消耗量以及再沸器的热负荷、加热蒸汽的消耗量。
已知条件如下：
（1）忽略冷凝器热损失，冷却水的进出口温度分别为25℃和35℃；
（2）加热蒸汽的压力为232.2kPa，冷凝液在饱和温度下排出，再沸器的热损失为有效传热量的12％。
解：
塔顶可近似按纯甲醇计算，则查塔顶66.2℃下，rA=1130kJ/kg
由式（6-50）
QC=VrA=80.59×1130×32=2.91×106kJ/h
塔釜可近似按水计算，则查塔釜102℃下，rB=2252kJ/kg
由式（6-52）
QB=V‘rB+QL=80.59×18×2252×1.12=3.66×106kJ/h
查加热蒸汽232.2kPa下，汽化潜热为2191.8kJ/kg，则
22、在连续精馏塔中分离二硫化碳－四氯化碳混合液。
原料液在泡点下进入塔内，其流量为4000kg/h、组成为0.3（摩尔分数，下同）。
馏出液组成为0.95，釜液组成为0.025。
操作回流比取最小回流比的1.5倍，操作压强为常压，全塔操作平均温度为61℃，空塔气速为0.8m/s，塔板间距为0.4m，全塔效率为50％。
试求：
（1）实际板层数；
（2）两产品质量流量；（3）塔径；（4）塔的有效高度。
解：
（1）由y-x相图中q线与平衡线的交点坐标为xq=xF=0.3，yq=0.54
则
R=1.5Rmin=1.5×1.71=2.57
所以精馏段操作线的截距
在图中作出精馏段操作线和提馏段操作线，见附图。
得出NT=12-1=11块
NP=NT/E=11/0.5=22块
（2）解法一：
因MF=0.3×76+0.7×154=130.6kg/kmol
F=4000/130.6=30.63kmol/h
由全塔物料衡算
F=D+W30.63=D+W
FxF=DxD+WxW30.63×0.3=0.95D+0.025W
解之D=9.11kmol/hW=21.52kmol/h
又MD=0.95×76+0.05×154=79.9kg/kmol
MW=0.025×76+0.975×154=152.05kg/kmol
所以D=9.11×79.9=727.89kg/h
W=21.52×152.05=3272.12kg/h
解法二：
各部分组成以质量分数表示
F=D+W4000=D+W
FwF=DwD+WwW40000×0.175=0.904D+0.0125W
解之D=729kg/hW=3271kg/h
（3）因为泡点进料，故q=1V‘=V
V=（R+1）D=（2.57+1）×9.11=32.52kmol/h
由式（6-61）
m
圆整为700mm。
（4）由式（6-59）
Z=（NP-1）HT=（22-1）×0.4=8.4m
23、求习题22中冷凝器的热负荷和冷却水的消耗量以及再沸器的热负荷和加热蒸气的消耗量。
假设热损失可以忽略。
已知条件如下：
（1）塔内各处的操作温度为：
进料62℃、塔顶47℃、塔釜75℃。
回流液和馏出液温度为40℃。
（2）加热蒸气表压强为100kPa，冷凝水在饱和温度下排出。
（3）冷却水进出口温度分别为25℃和30℃。
解：
（1）塔顶近似按CS2，因塔顶泡点温度ts=47℃，而回流液和馏出液温度tL=40℃，查47℃rA=350kJ/kg
47+40/2=43.5℃下CPA=0.98kJ/kg
Qc=（R+1）D[rA+CPA（ts-tL）]=（2.57+1）×727.89×[0.98×（47-40）+350]
=9.3×105kJ/h
（2）塔釜可近似按CCl4，查75℃下rB=195kJ/kg又V‘=V
QB=V‘rB=（2.57+1）×727.89×195=5.07×105kJ/h
查饱和水蒸气101.33+100=201.33kPa（绝压）下，r=2205kJ/kg
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