分离工程考题

二、已知在 0.1013MPa 压力下甲醇(1)－水(2)二元系的汽液平衡数据，其中一组数据为：平衡温度T = 71.29°C，液相组成X] = 0.6,气相组成丫] = 0.8287 (摩尔分率)试计算汽液 平衡常熟，并与实测值比较解：该平衡温度和组成下第二维里系数[cm3/ mol ]纯甲醇纯水交互系数混合物BBBB112212—1098—595—861—1014在71.29C纯甲醇和水的饱和蒸汽压分别为：Ps 二 0.1314MPa ； Ps 二 0.03292MPa12液体摩尔体积vL [cm3 / mol]的计算公式为：i甲醇：vl 二 64.509 -19.176x 10—2T + 3.8735 x 10—4T21水： vl 二 22.888 - 3.6425 x 10—2 T + 0.68571 x 10—4T22计算液相活度系数的 NRTL 方程参数g 一 g =-1228.7534J /mol ； g 一 g = 4039.5393J /mol12 22 21 11a = 0.298912① 汽、液相均为非理想溶液A.计算汽相逸度系数& V、&v12 由于本题已知平衡条件下的第二维里系数，故采用维里方程计算逸度系数。

将式(2—31)用于二元物系，2In ①v = (y B + y B ) - InZ (A)1 v 1 11 2 122In①v = (y B + y B ) 一InZ (B)2 v 2 22 1 12将式(2—33)变换成v2 -(RT/P)v-BRT/P=0用该式求露点温度下混合蒸汽的摩尔体积v2 -[8.314x344.44/0.1013]v- (-1014)x8.314x344.44/0.1013=0解得 v = 27212cm3 /mol压缩因子 Z = Pv/RT = 0.963将v、Z、Bn、B12 值代入(A)和(B)In ① v =(1227212)[(0.8287)(-1098) + (0.1713)(-861)] - ln(0.963) = -0.04(5 v = 0.9611ln①v2227212)[(0.1713)(—595) + (0.8287)(—861)] — ln(0.963) = —0.045 v 二 0.9781B•计算饱和蒸汽的逸度系数①S、①S 使用维里方程计算纯气体i的逸度系数①V的公式如下：iIn①v 三 ln(f v /P) = B / v 一 ln Z (C)i i ii i iZ 三 Pv / RT 二 1 + B / vi i ii i式中 B ――纯气体 i 在温度 T 的第二维里系数；iiv ――纯气体i在温度T、压力P下的摩尔体积。

对本计算特定情况，P即为Ps iiZ ――相应的压缩因子 i对甲醇，将T、p、B11等数据代入下式v 2 — (RT / Ps )v — B RT / Ps 二 01 1 1 11 1得 v = 20624cm 3 / mol1Z = 0.947 1由式(C) ln①s 二 2(—1098)/20624 — ln0.9471① s =0.9491同理 51s=0.993C.计算普瓦廷因子和基准态下得逸度fL i由已知条件求甲醇的液相摩尔体积：vl 二 64.509 —19.716 x 10-2 x 344.44+3.8735 x 10-4 x (344.44)=42.554cm3 / mol1exp[vL (P 一 Ps )/RT] = exp[]=0.999642.554(0.1013 — 0.1314)8.314 x 344.44f l 二 Ps①s • exp[vl(P — Ps)/RT]二 0.1314x0.949x0.9996=0.1246MPa1 1 1 1 1同理可求出exp[ vl (P - Ps )/RT]=1.0004 11f l=0.03272D． 计算液相活度系数应用NRTL方程计算Y、Y12g － g工 12 2212 RT—1228.75348.314 x 344.44－0.4290G _exp(-a t )二 exp[-0.2989x(—0.4290)]二 1.136812 12 12同理 t =1.4104；G _0.656021 21已知液相组成x =0.6, x _0.412GlnY = x 2[t ( 21 )21 2 21 x * x G1 2 21tG+ 12_12 ](x + xG )220.6560—(0.4)2 [1.4104(0.6 * 0.4 * 0.6560"1 12+ ^26^ = 0.06393Y = 1.0661同理 y = 1.3202E.计算Ki按式（2—35）计算各组分的汽液平衡常数1.066x0.1314x0.949x0.9996K = = 1.36510.978 x 0.1013=期20 X °.03292 = 0.4290.1013③ 汽、液均为理想溶液0.961x 0.10131.320 x 0.3292 x 0.993 x1.0004K = = 0.4362② 汽相为理想气体，液相为非理想溶液 按式（2—38）耳== 1.383应用In①二B P/RT公式计算纯甲醇和水在0.1013MPa和344.44K时汽相逸度系数i iiin ①v 二1098X皿= -0.03881 8.314 x 344.44① v = 0.9621同理①V二0.9792fv 二①vP 二 0.09745MPa 11fv 二① VP 二 0.09917 MPa 22按式(2－41)K 二 f l / fv 二 0.1246/0.09745 二 1.279 111K 二 0.32792将各种方法计算的K值列表如下：组分实验值按式(2—35)按式(2—36)按式(2—38)按式(2—41)甲醇1.3811.3651.29751.3831.279水0.4280.4360.32500.42900.3297比较实验值和不同方法的计算值可以看出，对于常压下非理想性较强的物系，汽相按理 想气体处理，液相按非理想溶液处理是合理的。

由于在关联活度系数方程参数也做了同样简 化处理，故按式（2－38）的计算值更接近于实验值三、已知氯仿（1）—乙醇（2）溶液的浓度为x二0.3445 （摩尔分率），温度为55°C试1求泡点压力及气相组成该系统的Margules方程常数为：A二0.59 , A二1.4255C12 21时，纯组分的饱和蒸汽压Ps = 82.37kPa , Ps = 37.31kPa ,第二维里系数:12B11二一宓如3 /価，B22 = 一1523，B12 = 一1217指数校正项可以忽略解：将式（2—35）代入（2—50）中，并忽略指数项，得：A)B)Y ①sPsx—i i i i①Vi令①=3 /①si i i对于二元系统，将其代入式（A）厂 Y x Ps y x PsP = 111 + 2 2 2 ① ①12因 In ① s = BZ!1 RTIn&v = [B + (2B - B - B )y2]1 11 12 11 22 2 RT=exp[B (P - Ps ) + Py2(2B - B―11 1 2 12 11RT一B )]22 IC）同理①2=exp[B (P - Ps) + Py2(2B - B—22 2 + 11RT一B )]22 ID）在X] = 0.3445时，由Margules方程求得：In丫 二 x2[A + 2（A - A ）x ]二（0.6555）2[0.59 + 2（1.42 - 0.59）（0.3445）]二 0.49921 2 12 21 12 1Y 二 1.64571同理 y 二 1.04022因为①及① 是P及y的函数，而P及y又未知，故需用数值方法求解。

为了确定P及y12之初值，可先假设①二①=1，由式（B）求出P及p和P 因P /P二y，故得y及1 2 y1 y 2 yi i 1y以这个P及y，y为初值，就可由式（c）和（D）算出①及①再由此①及①2 1 2 1 2 1 2算出新的P及y，y这样反复进行，直至算得的与和假设值相等（或差数小于规定值）12时为止以①二①=1和Ps、Ps代入式（B）,得：1 2 1 2P 二 1.6475 x 0.3445 x 82.37 +1.0402 x 0.6555 x 37.31 二 46.75 + 25.44 二 72.19y 二 46.75/72.19 二 0.6476 ； y 二 0.352412将P及y，y值代入式（C）和（D）中求出：12① 二 1.0038 ；① 二 0.981312以上述①及① 值代入式（B）,得：121.6475x 0.3445x82.37 1.0402x 0.6555 x 37.31P = + = 72.50kPa1.0038 0.9813y P = 46.571故 y = 0.6424 y = 0.357612 由于此计算结果与第一次试算结果已相差甚小，故不再继续试算下去。

因此P 二 72.50kPa，y 二 0.6424，y 二 0.357612四、设计一个脱乙烷塔，从含有6个轻烃的混合物中回收乙烷，进料组成、各组分的相对挥 发度和对产物的分离要求见设计条件表试求所需最少理论板数及全回流条件下馏出液和釜 液的组成脱乙烷塔设计条件编号进料组分mol %a1CH45.07.3562CH2 635.02.0913CH3 615.01.0004CH3 820.00.9015i-CH4 1010.00.5076n-CH4 1015.00.408设计分离要求馏出液中C3H6浓度 W2.5mol %釜液中C2H6浓度 W5.0mol %解：根据题意，组分2 （乙烷）是轻关键组分，组分3 （丙烯）是重关键组分，而组分1 （甲 烷）是轻组分，组分4（丙烷）、组分5（异丁烷）和组分6（正丁烷）是重组分要用芬斯 克公式求解最少理论板数需要知道馏出液和釜液中轻、重关键组分的浓度，即必须先由物料 衡算求出 x 及 x 2, D 3,W取100摩尔进料为基准假定为清晰分割，即x 沁0，x 沁0，x 沁0，4,D 5, D 6,DXi,w ~ 0，则根据物料衡算关系列出下表:编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.00－2CH(LK)2635.031.893.113CH(HK)3615.00.9514.054CH3820.0－20.005i-CH4 1010.0－10.006n-CH4 1015.0－15.00100.037.8462.16用式（3-11）计算最少理论板数：lgN =—m'31.89[ 0.95、=6.79lg 2.091、3.11 丿/ 114.05丿为核实清晰分割的假设是否合理，计算塔釜液重CH的摩尔数和浓度: 4w 二 二 二 0.000096i ( 0 95 \1 + ―9— 7.3566.79(14.05 丿x = w /W = 1.5 x 10-6 (摩尔分率)1,W 1同理可计算出组分 4，5，6 在馏出液中的摩尔数和浓度：d = 0.6448 ， d = 0.0067 ， d = 0.0022 4 5 6x = 0.017 ， x =1.77x10-4 ， x = 5.8x10-54,D 5,D 6,D可见，叫i-C4Hi °和n-C4Hio按清晰分割是合理的。

C3%按清晰分割略有误差应再行试差其方法为将d的第一次计算值作为初值重新做物料衡算列表求解如下：4编号 4—组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.00－2C H (LK)2635.035.0－0.05W0.05W3C H (HK)3615.00.025D15－0.025D4CH3820.00.644819.35525i-CH4 1010.0－10.00006n-C H4 1015.0－15.0000100.0DW解D和W完成物料衡算如下：编号组分进料，fi馏出液，di釜液，wi1CH45.05.00－2C H (LK)2635.031.92673.07333C H (HK)3615.00.963414.03664CH3820.00.6448*19.3552*5i-CH4 1010.0－10.00006n-C H4 1015.0－15.0000100.038.534961.4651*需核实的数据 再用式(3-11)求 N mlglg 2.09114・0366 丿」=6.805(31.9267 ] /( 0.9634 ) 、3.0733 丿八校核 d4：(o 9634 \20 X —9 X 0.9016.805=0.653(14.0366 丿(0 9634 \1 + —9 X 0.9016.805(14.0366 丿由于d的初值和校核值基本相同，故物料分配合理。

4五、苯（B）—甲苯（T）-二甲苯（X）—异丙苯（C）的混合物送入精馏塔分离，进料组成 为：z =0.2, z =0.3, z =0.1, z =0.4 （摩尔分数）相对挥发度数据：a =2.25,aB T X C B T= 1.00,a =0.33,a =0.21分离要求：馏出液中异丙苯不大于0.15%；釜液中甲苯不 XC大于0.3%（摩尔）计算最少理论板和全回流下的物料分配 解：以100摩尔进料为计算基准根据题意定甲苯为轻关键组分,异丙苯为重关键组分 从相对挥发度的大小可以看出,二甲苯为中间组分在作物流衡算时,要根据它的相对 挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例,初定在馏出液和釜液中的分配比,并通过 计算再行修正物料衡算表如下：组分进料，fi馏出液，di釜液，iB2020—T3030—0.003W0.003WX101*9*C400.0015 D40 — 0.0015D100DW*为二甲苯的初定值解得 D = 50.929, W=49.071则 0=29.853, ®T = 0-147d=0.0764,C® =39.924c带入式（3-11）lg(29.853 \0.0764N=m(0.147 丿39.924( 1.0g[ 021=7.42由N值求出中间组分的馏出量和釜液量:md=X10 x( 010764 丫 空 Y42 (39.924 人 0.21 丿(0.0764 Y 0.33 平42=0.519(39.924丿(0.21丿® X =10 - 0・519 = 9.481由于初定值偏差较大,故直接迭代重做物料衡算：组分进料，f馏出液，d釜液，iiiB2020－T3030－0.003W0.003WX100.5199.481C400.0015 D40 - 0.0015D100DW二次解得D = 50.446, W=49.554则 d=29.852, ®T = 0.148d =0.0757, ® =39.924C再求N :mlgN =—m(29.852) /0.0757J 0.148 ；/lg39.924(1.0< 021 丿=7.42校核d :X10 xd = X1 +/ 0.0757 Y 0.33 )139.924 丿1021 丿 (0.0757 丫 0.33 ]、39.924 丿1021 丿7.42=0.5157.42再迭代一次,得最终物料衡算表:组分进料馏出液釜液数量mol %数量mol %数量mol %苯20202039.65一甲苯303029.851359.180.14870.3二甲苯10100.51501.029.485019.14异丙苯40400.07570.1539.924380.5610010050.442100.0049.5580100.0二、用萃取精馏法分离正庚烷（1）-甲苯（2） 二元混合物。

物料组成zi=0.5； z2=0.5（mol 分数）采用苯酚为溶剂，要求塔板上溶剂浓度xS=0.55（mol分数）；操作回流比为5；饱和 蒸汽进料；平均操作压力为124.123kPa要求馏出液中含甲苯不超过0.8% （mol）,塔釜液 含正庚烷不超过1％ （mol） （以脱溶剂计），试求溶剂与进料比和理论板数解：计算基准100kmol进料设萃取精馏塔有足够高的溶剂回收段，馏出液中苯酚浓度（x ） ~0SD① 脱溶剂的物料衡算:D' x' + W' x' = F • z ； D' + W '= F1, D 1,W 1D' + W' = 100解得D' = 49.898 ； W' = 50.102②计算平均相对挥发度C 12 L由文献中查得本物系有关二元Wilson方程参数(J/mol)：尢一尢二 269.873612 11尢-尢二 784.29441222九一九二 1528.81341S 11九1S—九二 8783.8834SS九一九二 137.80682 S 22九—九二 3285.6918ss各组分的安托尼方程常数：组分ABC正庚烷6.018761264.37216.640甲苯6.075771342.31219.187苯酚6.055411382.65159.493kPa2St：°C； PS：B log Ps = A — 一- t + C各组分的摩尔体积(cm3/mol)： v=147.47 ， v=106.8512v =83.14S假设在溶剂进料板上正庚烷与甲苯的液相相对浓度等于馏出液浓度，则xi = 0.4464,x =0. 00362(a )=12 sxs=0.55。

经泡点温度的试差得：5 Ps、1 1W 2 PS 丿2 2 s=空 1138・309 = 2.141.252 x 97.880泡点温度为109.4C 同理，假设塔釜上一板液相中正庚烷与甲苯的相对浓度为釜液脱溶剂浓度，且溶剂 浓度不变，则xi = 0.0045 , x2 = 0.4455, x$ = 0.55作泡点温度计算得： ( ) 2.7858x 251.043Q 丿= =2.9012 s 1.3202 x 182.588泡点温度为132.7C故平均相对挥发度为：(a ) = 2.14+2.90 =2.5212 平均a x '根据该数据，按y' = 1—g —2j 人 公式作y' — x'图12 1③核实回流比和确定理论塔板数：由露点进料，y' -x'图上图解最小回流比:0.992 - 0.50.5 - 0.28Y Psa = —i_1—1S Y PSSS= 0.04440.55 =x' - y'R =-D qm y ' - x' qq故R〉Rm按操作回流比在图上作操作线，然后图解理论塔板数，得N=14 （包括再沸器）, 进料板为第7块（从上往下数）④确定溶剂/进料： 粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：I"94 * 跑309 = 22.641.4161 x 8.197Y PS 1.2525*97.880a =厶—= =10.562s y Ps 1.4161x 8.197SS0.4464 + 0.00360.4464 x 22.64 + 0.0036 x 10.56若按塔釜上一板估计则由a 1S =2&32和a 2s电76得—1。

从式（3-45）可看 出，用较小的B值计算溶剂进料量较稳妥L = S + RD' = S + 249.49由式（3—45）经试差可解得S：S(1 - 0.0444)(S + 249.49)- f 0.0444 x 49.898、J 1 - 0.55 丿S = 270所以，S/F=2.7三、已知原料气组成为：组分CH4CH2 6CH3 8i-CH4 ]0n-CH4 ]0i-CH5 ]2n-CH5 ]2n-CH6 14摩尔分数0.7650.0450.0350.0250.0450.0150.0250.045拟用不挥发的烃类液体为吸收剂在板式吸收塔中进行吸收，平均吸收温度为38°C，操作压力为1.013MPa,要求i —CH的回收率为90%计算：最小液气比；操作液气比为最4 10小液气比的1.1倍时所需的理论板数；各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成；塔顶应加 入的吸收剂量解：查得在1.013MPa和38C下各组分的相平衡常数列于下表① 最小液气比的计算：在最小液气比下N = 8 ； A =代=0.9关关（L/V） =K A =0.56x0.9=0.504最小 关 关② 理论板数的计算：操作液气比 L / V = 1.1C / V ） =1.1 x 0.504=0.5544最小关键组分14片°的吸收因子为:KV关0.55440.56二 0.99按式（3-82），理论板数为：1 0.99 - 0.9logN = 1 - 0.9 -1 = 9.48log 0.99③尾气数量和组成的计算：组分进料中各 组分的量VN+1kmol/h相平衡 常数K吸收 因子A吸收率被吸收量V 甲N+1kmol/h塔顶尾气数量v G-甲）N+1kmol/h组成 y（mol 分 数）CH476.517.40.0320.0322.44874.050.923CH2 64.53.750.1480.1480.6683.8340.048CH3 83.51.30.4260.4261.4912.0090.025i-CH4 102.50.560.990.902.2500.2500.003n-CH4 104.50.41.3860.994.4550.0450.0006i-CH5 121.50.183.081.001.5000.00.0n-CH5 122.50.1443.851.002.5000.00.0n-CH6 144.50.0569.91.004.5000.00.0合计100.019.81080.1901.00④塔顶加入的吸收剂量：塔内气体的平均流率为：100 + 80.192=90.10 kmol/h塔内液体的平均流率为：L = L0 +^0 +19.8" = L + 9.9052 0由 L/ V = 0.5544，得：L = 40.05 kmol/h0四、用精馏法从含有0.0143%（原子）重氢的天然水中分离重水D20。

由于该装置建立较早, 采用泡罩塔设计时取默弗里板效率为80%，但效率只有50%〜25%试用AIChE法计算 板效率操作条件摘要列于下表压力，Pa16798.6齿缝高度，m0.0206塔径，m3.2缝顶到堰顶距离，m9.525 X 10-3气体流率，kg/h9616.16堰咼，m0.0508板间距，m0.3048有效鼓泡面积占塔板类型泡罩塔横截面积的％65泡罩外径，m0.0762液流路程长度齿缝宽度，m2.38 X 10—3对塔径的％75由于该物系相对挥发度低（约1.05），塔在非常接近全回流的条件下操作与塔压相应的操作温度时56°C重水（D2O）的性质可以认为与水基本相同45°C时D20的扩散系数为4.75 X 10-9m2/s假定蒸气混合物的施密特数约为0.50解：①计算F因子气相密度PgMP~RT18 x 16798.68314 x 329=0.1106 kg/m3鼓泡区面积==（3.2）2（0.65）= 5.23 m24蒸汽速度== 4.62m/s9616.160.1106 x 3600 x 5.23F =（4.62）6.1106》2 = 1.53②计算单位液体流程平均宽度的液相体积流率0 /1）vf液体流程的平均宽度可从图5 — 10的分析得到。

最大液体流程宽度=塔径=3.2m，由图得COS a = 0.75 , 故a = 41.5 最小液体流程宽度=sina •（塔径丄0.662x3.2 = 2.12m液体流程平均宽度1 = 0.85x3.2 = 2.72m因接近f全回流操作，取L=V = 9616.16kg/ho液体密度 P L = 982.6 kg/m3L = 9616.16/（982.6 x 3600 ）= 2.718 x 10 -3 m3/sV比 /1 = 2.718 x 10-3/2.72 = 9.99 x 10-4 m3 /s - mVf③ 计算气相传质单元数NgG按式（5—10）得N = 0.776 + 4.567（0.0508）— 0.2377（L53）+104.84^9.99 x 10 -4 （0.5））-5 = 1.06G④ 计算塔板上持液量zc按式（5—13）得z = 0.0419 + 0.19（0.0508）+ 2.454^9.99x 10-4）-0.0135（1.53）= 0.0332 m3/ （m2, c鼓泡面积）⑤ 计算液体在板上平均停留时间按式（5—12）得0.0332(0.75)6.32 )“= 80 st „L 9.99 x 10 - 4⑥ 计算液相传质单元数Nl按温度每增加1°C液相扩散系数约增加2.5%的经验规则，计算操作温度下的扩散系数D = C.75 x 10 -9 X +(56 - 45)6.025)]= 6.056 x 10-9 m2/sL按式(5—11)得N = C.127 x 108 x 6.056x 10-9 (0.213 x 1.54 + 0.15)^0)= 61L⑦计算气相总传质单元数NOG二+丄，所以N 二1.04OG1 =N 1.06 61OG该系统N基本上等于OG⑧计算EOGNG，属气膜控制。

按式(5－8)得EOG二 l — et.04 二 0.646首先确定入，由于相对挥发度接近于1.0,故需要非常高的回流比，即L近似于V,又 假定m=1,贝9入可取为1.0该简化处理使入的误差在2%之内由式(5 — 9)可得⑨计算EMV计算涡流扩散系数(D)0-5 二 0.00378 + 0.0171 x 4.62 + 3.68^9.99 x 10-4)+ 0.18(0.0508)= 0.0956ED = 9.14 x 10 -3 血/sE由式(5 — 16) P =心55呼)=7.88e 9.14 X10-3(80丿由 E /九和 P 值杳图 5—5 得E /E = 1.29 , E = 0.833OG e MV OG MV⑩估计操作过程中雾沫夹带的影响从图5－8，(P ]lp l丿(0.1106、982.6 丿2 二 0.0106(p―G5 L丿和板间距查得K，v假定 P G /(P L — P G )"P G / P L，则(P 丫；―G5 l丿泛点百分率= =70%6.6由图5 — 9查得 e = 0.252=0.07 m/s0.07u = = 6.6 m/sF 0.0106由式(5 — 20)得E =a0.833 —十1 + Rd.25)6.833)/G - 0.25)] _ .五、进料速率为1000kmol/h的轻烃混合物，其组成为：丙烷（1）30%;正丁烷（2） 10%；正 戊烷（3）15%；正己烷45% （摩尔）。

求50°C和200kPa条件下闪蒸的气、液相组成及流率解：该物系为轻烃混合物，可按理想溶液处理由给定的T和P，从P - T - K查处Ki 再采用上述顺序解法求解①核实闪蒸温度假设50C为进料的泡点温度，则工 K z = 7.0 x 0.3 + 2.4 x 0.1 + 0.8 x 0.15 + 0.3 x 0.45 二 2.595 > 1 iii=1假设50C为进料的露点温度则工z / Kiii=10.3 0.1 0.15 0.45+ + + 7.0 2.4 0.8 0.3=1.772>1说明进料温度的实际的泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立2•求用，令匕=°」（最不利的初值）(7.0 —1)(0.3) (2.4 —1)(0.1) (0.8 —1)(0.15) (0.3 —1)(0.45)1 + (0.10)(7.0 — 1) 1 + (0.1(2.4 — 1) 1 + (0.1)(0.8 — 1) 1 + (0.1)(0.3 — 1)= 0.8785因f （0.1） > 0，应增大屮值因为每一项的分母中仅有一项变化，所以可以写出仅含未知数屮的一个方程f (屮)=1.8 0.14 — 0.03 — 0.315 + + + 1 + 6屮 1 + 1.4 屮 1 — 0.2 屮 1 — 0.7 屮计算R—R方程导数的公式为df (屮) (K —1)2 z 丄(K —1)2 z1 1一1+ 4 2 2—1++ 屮(K —1)2 1 + 屮(K —1)2」12(K —1)2z3 3—+ 屮(K —1)23]+(K —1)2z4 4—+ 屮(K — 1)2410.8(1 + 6.0 屮)20.196(1 + 1.4 屮)20.006(1 + 0.2 屮)20.2205(1 + 0.7 屮)2当屮=0.1时（1df (屮))1 =彳631f （屮（k））df （屮（k））/他，笃=。

・1 +船=029以下计算依次类推，迭代的中间结果列表如下：迭代次数f (屮)df (屮)/d (屮)10. 10. 87854.63120.290. 3291.89130. 460. 0661.3240.510.00173－f （屮）数值已达到的P - T - K图的精确度z用式X = i 计算X ,i 1 + 屮(K -1) iiKZi i 计算y1 + 屮(K -1) iiz二 1 1 + 屮(K -1)10.31 + 0.51(7.0 -1)- 0.0739KZ7.0 x 0.3y1-1 + 屮(K -1) - 1 + 0.51(7.0 -1) - 0.5173由类似计算得x2= 0.0583 ，y2= 0.1400x= 0.1670 ，y= 0.133633x= 0.6998 ，y= 0.2099444.求 V， LV 二屮F 二 0.51 x 1000 二 510kmol / hL 二 F — V 二 490kmol / h5•核实工y.和工x.ii£ x 二 0.999 ,壬 y 二 1.0008 iii=1 i =1因屮值不能再精确，故结果已满意。