恒沸精馏理论板的计算例题
精馏计算操作型分析及例题
1. 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１００kmol/．料液的平均相对挥发度为３，若进料时蒸气量占h一半，试求：（1）提馏段上升蒸气量；（86.1kmol/h）（2）自塔顶第2层板上升的蒸气组成。
0.88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=才可确定。
可见，先(+V)1R确定最小回流比R，进而确定R是解题的思路。
min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。
某二元混合液的精馏操作过程如图4—9。
已知组成为52.0的原料液在泡点温度下直接加入塔釜，工艺要求塔顶产品的组成为0.75，（以上均为轻组分A 的摩尔分数），塔顶产品采出率D/F 为1:2，塔顶设全凝器，泡点回流。
若操作条件下，该物系的a 为2.5，回流比R 为2.5，求完成上述分离要求所需的理论板数（操作满足恒摩尔流假设）。
包括塔釜在共需3块理论塔板。
分析：因题中未给平衡相图，只可考虑逐板计算法求理论板数。
当料液直接加入塔釜时，应将塔釜视作提馏段，然后分段利用不同的操作线方程与相平衡方程交替使用计算各板的气液相组成，直至W x x 时止。
图4-94在一连续精馏塔中分离二元理想混合液。
原料液为饱和液体，其组成为0.5，要求塔顶馏出液组成不小于0.95,釜残液组成不大于0.05(以上均为轻组分A 的摩尔分数)。
塔顶蒸汽先进入一分凝器，所得冷凝液全部作为塔顶回流,而未凝的蒸气进入全凝器，全部冷凝后作为塔顶产品。
全塔平均相对挥发度为2.5,操作回流比min 5.1R R 。
当馏出液流量为100h kmol /时，试求：（1） 塔顶第1块理论板上升的蒸汽组成；0.909（2） 提馏段上升的气体量。
精馏典型例题
第9章 精馏 典型例题例1：逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2：板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离任务？ 解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程：Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程：134.061.1-=x y 逐板计算：y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习下册 第一章蒸馏 概念1、精馏原理2、简捷法3、漏液4、板式塔与填料塔 公式全塔物料衡算【例1－4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q 线方程、 相平衡方程、逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程） 进料热状况对汽液相流量的影响2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D 和W ，则精馏段液气比总是小于1，提馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？ 正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即1==''VLV L4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？1.恒沸精馏和萃取精馏。
对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。
对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。
5．恒沸精馏原理6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。
（5分）1.漏液线（气体流量下限线）（1分）2.雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分）3.液相流量下限线（1分）4.液相流量上限线（1分）5.液泛线（1分）最适宜的区域为五条线相交的区域内。
7．进料热状况参数8、平衡蒸馏原理9、液泛的定义及其预防措施10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。
11、什么是理想物系？四 计算题1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（α=2.5）,进料为气液混合物，气相占50%（摩尔分率,下同），进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？（2）塔顶第一理论板上升的蒸汽组成为多少？2、某连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段：263.0723.01+=+n n x y提馏段：0187.025.11-=+n n x y设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。
精馏经典例题
精馏典型计算例题1. 某连续精馏操作中，已知精馏段操作线方程为：y =0.723x +0.263,提馏段操作线方程为：y =1.25x -0.0187,若原料液于露点温度下进入精馏塔中，求原料液、馏出液和釜残液的组成及回流比。
解：由精馏段操作线方程 1111n n D Ry x x R R +=+++0.7231RR =+，得 R = 2.61；10.2631D x R =+，得 x D = 0.95 将提馏段操作线方程与对角线方程 y = x 联立1.250.0187y x y x =-⎧⎨=⎩解得 x = 0.07，即 x w = 0.07将两操作线方程联立0.7230.2631.250.0187y x y x =+⎧⎨=-⎩解得 x = 0.535，y = 0.65因是露点进料，q = 0，q 线水平，两操作线交点的纵坐标即是进料浓度， ∴ x F = 0.652. 有苯和甲苯混合物，含苯0.4，流量1000 kmol/h ，在一常压精馏塔内进行分离，要求塔顶馏出液中含苯0.9（以上均为摩尔分率），苯的回收率不低于90%，泡点进料，泡点回流，取回流比为最小回流比的1.5倍，已知相对挥发度α=2.5。
试求。
（1）塔顶产品量D ；塔底残液量W 及组成x W ； （2）回流比R 及精馏段操作线方程；（3）由第二块理论板（从上往下数）上升蒸汽的组成。
解：（1）kmol/h 600kmol/h 400%904.010009.0===⨯W D D10000.44000.910000.44000.96000.0667600W W x x ⨯-⨯⨯=⨯+==（2）111F x qq y x q q ==---q 线方程：0.4F x =平衡线方程：()x xy x x y 5.115.2115.2+=-+==ααα 联立求得：625.04.0==e e y x8333.15.1222.14.0625.0625.09.0min min ===--=--=R R x y y x R dd D精馏段操作线：317.0647.011+=+++=x R x x R R y D（3）9.01==D x y 由平衡线方程可得：7826.05.115.29.0111=+=x x x由精馏段操作线：8234.0317.0647.012=+=x y3. 一连续精馏塔分离二元理想混合溶液，已知精馏段某塔板的气、液相组成分别为0.83和0.70，相邻上层塔板的液相组成为0.77，而相邻下层塔板的汽相组成为0.78（以上均为轻组分A 的摩尔分数，下同）。
化工原理第五章 精馏 题
五蒸馏汽液相平衡1.1 苯(A)与氯苯(B)的饱和蒸汽压[mmHg]和温度[℃]的关系如下:t 80.92 90 100 110 120 130 131.8p 760 1008 1335 1740 2230 2820 3020p 144.8 208.4292.8 402.6 542.8 719 760 若苯—氯苯溶液遵循Raoult定律,且在1atm下操作,试作：(1) 苯—氯苯溶液的t—x(y)图及y—x图；(2) 用相对挥发度的平均值另行计算苯—氯苯的x—y值。
1.2 苯—甲苯混合液的组成x=0.4(摩尔分率),求其在总压p=600[mmHg]下的泡点及平衡汽相组成。
又苯和甲苯的混合气含苯40％(体积％)，求常压下的露点。
已知苯—甲苯混合液服从拉乌尔定律。
苯(A)和甲苯(B)的蒸汽压p、p [mmHg],按下述Antoine方程计算：式中t为温度[℃]。
lg p=6.89740-1206.350/(t+220.237)lg p=6.95334-1343.943/(t+219.237)1.3 某双组分理想物系当温度t=80℃时，p=106.7kPa，p=40kPa，液相摩尔组成为x A=0.4，试求:(1) 与此液相组成相平衡的汽相组成y A；(2) 相对挥发度α。
1.4 一双组分精馏塔，塔顶设有分凝器，已知进入分凝器的汽相组成y1=0.96(•摩尔分率,下同)，冷凝液组成x D=0.95，两个组分的相对挥发度α=2，求:(1) 出分凝器的汽相组成y D=?(2) 出分凝器之液、汽的摩尔流率之比L/V D=? 习题4附图1.5 在1atm下对x=0.6(摩尔分率)的甲醇—水溶液进行简单蒸馏，当馏出量为原料的1/3时，求此时刻的釜液及馏出物的组成。
设x=0.6附近平衡线可近视为直线，其方程为y=0.46x+0.5491.6 某二元混合物原料中易挥发组分x F=0.4(摩尔组成)，用平衡蒸馏的方式使50%的物料汽化，试求气相中易挥发组分的回收率。
精馏计算题[专题]
![精馏计算题[专题]](https://img.taocdn.com/s3/m/d2fe8e9cb8d528ea81c758f5f61fb7360b4c2b9c.png)
某料液以2.5kmol/h 的流率加入回收塔的顶部（见附图），其组成为0.4（mol%，下同），进料温度为10℃，塔顶蒸汽冷凝后全部作为产品。
已知：料液泡点为98℃，平均比热为1.6kJ/（kmol ℃），汽化潜热为350kJ/kmol ，塔顶产品馏出率D/F 为0.717，x W =0.02，料液相对挥发度为3。
塔内物流遵循恒摩尔流假定。
试求：（1）塔内液气比为多少？（2）经第一块理论板的气相增浓了多少？(1)h kmol F FD/5.2=,717.0=hkmol D F W hkmol D /71.0=79.15.2==/79.1=5.2×717.0=∴()()40.1=3501098×6.1+1=+==rt t C r i i i i q F bp L V F V又R=0塔内液流量 hkmol qF qF RD L /5.3=5.2×40.1==+=′塔内汽流量()()()()hkmol Fq D Fq D R V /79.2=5.2×14.1+79.1=1+=1+1+=′25.1=79.25.3=′′V L （2）55.0=79.102.0×71.04.0×5.2==D Wx Fx x W FD故55.0==1D x y()289.0=55.0×2355.0=1=∴111y ααy x操作线方程为：00509.025.1=79.202.0×71.025.1=′′′=1+nnWn n x x V Wx x V L y356.0=00509.0289.0×25.1=00509.025.1=∴12x y194.0=356.055.0==Δ21y y y4． 已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，操作线方程分别如下：精馏线提馏线D试求该塔操作的回流比、进料组成及塔顶、塔底产品中轻组分的摩尔分率。
（本题15分）解：由精馏线得：7143.0=1+R R，R = 2.500由提馏线得：2714.0=1+R x D，x D = 0.9499≈0.950提馏线斜率()()25.1=11++=′′Fq D R qFL V L ，得 F = 1.5D提馏线截距01.0=′W x V W，()01.0=1+W x F D R D F ，得 x W = 0.04由 Fx F = Dx D ＋Wx W 得：W D W D f x F D x F D F x D F Dx x 1+=)(+=01.0×5.111+5.195.0=5.11+5.1=W D x D D x D D = 0.6474． 已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，原料液流量为100kmoL/h ，组成为0.5（摩尔分率，下同） ，馏出组成0.95，残液组成0.1，物系平均相对挥发度2.0，塔顶全凝器，泡点回流。
精馏典型例题
第9章 精馏 典型例题例1：逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2：板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离任务？ 解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程：Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程：134.061.1-=x y 逐板计算：y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习下册 第一章蒸馏 概念1、精馏原理2、简捷法3、漏液4、板式塔与填料塔 公式全塔物料衡算【例1－4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q 线方程、 相平衡方程、逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程） 进料热状况对汽液相流量的影响2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D 和W ，则精馏段液气比总是小于1，提馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？ 正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即1==''VLV L4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？1.恒沸精馏和萃取精馏。
对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。
对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。
5．恒沸精馏原理6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。
（5分）1.漏液线（气体流量下限线）（1分）2.雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分）3.液相流量下限线（1分）4.液相流量上限线（1分）5.液泛线（1分）最适宜的区域为五条线相交的区域内。
7．进料热状况参数8、平衡蒸馏原理9、液泛的定义及其预防措施10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。
11、什么是理想物系？四 计算题1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（α=2.5）,进料为气液混合物，气相占50%（摩尔分率,下同），进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？（2）塔顶第一理论板上升的蒸汽组成为多少？2、某连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段：263.0723.01+=+n n x y提馏段：0187.025.11-=+n n x y设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。
化工原理精馏习题1
精 馏 习 题四、计算题1某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成平衡。
气相作产品，液相作回流，参见附图。
塔顶产品组成为：全凝时为D x ，分凝时为0y 。
设该系统符合恒摩尔流的假定，试推导此时的精馏段操作线方程。
解： 由精馏段一截面与塔顶（包括分凝器在内）作物料衡算。
0Dy Lx Vy +=， 若回流比为R则0111y R x R R y V D x V L y +++=+=对于全凝时 精馏段操作线D x R x R R y 111+++= 可知：当选用的回流比一致，且0y x D =时两种情况的操作线完全一致。
在x y ~图上重合，分凝器相当于一块理论板。
2用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h ，易挥发组分x F =0.5，泡点进料，得塔顶产品x D =0.9，塔底釜液x W =0.05（皆摩尔分率），操作回流比R=1.61，该物系平均相对挥发度α=2.25，塔顶为全凝器，求： (1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）；(2) 第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； (3) 写出提馏段操作线数值方程； (4) 最小回流比。
解：（1）塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）；F=D+W=100 （1） 505.010005.09.0=⨯==⨯+⨯F Fx W D （2） 上述两式联立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h （2）第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； 因塔顶为全凝器， 111)1(1x x y x D -+==αα80.09.025.125.29.0)1(111=⨯-=--=y y x αα（3）写出提馏段操作线数值方程；17.13894.5261.2)1(=⨯=+=='D R V V 23.18510094.5261.1=+⨯=+=+='F RD qF L L则 017.034.117.13805.006.4717.13823.1851-'=⨯-'='-'''='+mmW m mx x V Wx x V L y（4）最小回流比。
精馏例题06
xW
xF
xD
例3：用一连续精馏塔分离苯－甲苯混合液，原料液中 含苯0.40，塔顶馏出液中含苯0.95（均为摩尔分率）， 原料液为汽、液混合进料，其中蒸汽占1／3（摩尔数 比）苯－甲苯的平均相对挥发度为2.5，试求： （1）原料液气相和液相的组成。（2）最小回流比。 解：q=2／3＝0.67 x 2.5 x y ye 1 ( 1) x 1 1.5 x
解：
R 1、 0.75 R 3 R1
xD 0.20 x D 0.8 R1
D x F xW 0.4 xW 0.05 F x D xW
设原料液流量F=100kmol/h
q0
L L qF V V ( 1 q )F
提馏段操作线方程
L L RD 120kmol / h V V F 60kmol / h
例2 在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。进料为汽-液混 合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进 料平均组成xF=0.35，假定进料中汽、液相达到平衡。要求塔 顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的 96%进入馏出液中。取回流比为最小回流比的1.242倍。试计 算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出 提馏段方程；（4）假定各板效率为0.5，从塔底数起的第一块 板上，上升蒸汽的组成为多少？ 解：(1)
（1）塔顶和塔底产品的组成；
（2）塔顶全凝器每小时冷凝蒸汽量； （3）塔底每小时上升的蒸汽量； （4）提馏段操作线方程和q线方程； （5）若物系的相对挥发度为2.5，由第一块板下流的 液相含苯94.3％，求第一块塔板以气相组成表示的板 效率Emv。
解：（1）
R 0 .8 2 5 R1 R 4 .7 1 4 xD 0 .1 7 R1 x D 0 .9 7
精馏计算操作型分析及例题
1. 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１００kmol/．料液的平均相对挥发度为３，若进料时蒸气量占h一半，试求：（1）提馏段上升蒸气量；（86.1kmol/h）（2）自塔顶第2层板上升的蒸气组成。
0.88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=才可确定。
可见，先(+V)1R确定最小回流比R，进而确定R是解题的思路。
min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。
某二元混合液的精馏操作过程如图4—9。
已知组成为52.0的原料液在泡点温度下直接加入塔釜，工艺要求塔顶产品的组成为0.75，（以上均为轻组分A 的摩尔分数），塔顶产品采出率D/F 为1:2，塔顶设全凝器，泡点回流。
若操作条件下，该物系的a 为2.5，回流比R 为2.5，求完成上述分离要求所需的理论板数（操作满足恒摩尔流假设）。
包括塔釜在共需3块理论塔板。
分析：因题中未给平衡相图，只可考虑逐板计算法求理论板数。
当料液直接加入塔釜时，应将塔釜视作提馏段，然后分段利用不同的操作线方程与相平衡方程交替使用计算各板的气液相组成，直至W x x 时止。
图4-94在一连续精馏塔中分离二元理想混合液。
原料液为饱和液体，其组成为0.5，要求塔顶馏出液组成不小于0.95,釜残液组成不大于0.05(以上均为轻组分A 的摩尔分数)。
塔顶蒸汽先进入一分凝器，所得冷凝液全部作为塔顶回流,而未凝的蒸气进入全凝器，全部冷凝后作为塔顶产品。
全塔平均相对挥发度为2.5,操作回流比min 5.1R R 。
当馏出液流量为100h kmol /时，试求：（1） 塔顶第1块理论板上升的蒸汽组成；0.909（2） 提馏段上升的气体量。
化工原理液体精馏典型例题题解
R x x D R1 R1
D, x D
F1 F2 D W F1 x f 1 F2 x f 2 Dx D WxW
F1 , x F 1 F2 , xF 2
1段 2段 3段
D 82.35kmol / h,W 200 82.35 117.65kmol / h
1段
2#
2段
B, x B
W , xw
2# 的1段：V R 1T 3 1 30 120kmol / h L RT 3 30 90 kmol / h L L B 90 70 160kmol / h
V V 120kmol/ h 或 V L W 160 40 120kmol / h
y1
V
L
Dy0 L y x V V
再分析分凝器与塔顶第一块 板之间的关系：
xD
y1 L L x D 1 y0 V V
Vy1 LxD Dy0
Dy0 L y1 x D V V
结论：符合操作线关系。
F
y0 y1 L V y0 x D
将操作线方程中的斜 率和截距用已知参数 表示出来
r C m , p Ts T 1、 R R' q'， 其 中 回 流 液 的 热 状 参 态 数 : q' r
2、冷回流时精馏段的操作线方程 形式不变，即 xD R y n1 xn R1 R1
解： R' L0
D
y1
V0
V
L0
D xD
xD
Dx D L y n1 x n V V Dx D RD xn R 1 D R 1 D xD R xn R1 R1
恒沸精馏
▪ 4）在同样压力下操作，恒沸精馏的操作温 度较低，故比起萃取精馏来，更适宜于分 离热敏性物质。
▪ 1、二元非均相恒沸精馏的图解法，化工设 计，1993年02期
▪ 2、二元非均相共沸物分离过程模拟计算， 化学工程，1994年05期
特 殊 精 馏
x1
0, 2
1, 1
1
,
(12
)
x1
0
1
P1S P2S
x2 0, 1 1, 2
2
,
(12
)
x2
0
1
2
P1S P2S
⑵判断
▪ 最低沸点体系： (12 ) x10 1 (12 ) x11
3.3
1
P1S P2S
1 1
2
P1S P2S
1
P2S P1S
1
2
FXf=W 1xw1+W2xw2
F=W1+W2
3.3 由给定的F，x1，x2及xw2便 特 可求出W1，W2之值。 殊 再按中间一圈进行物料衡算
精 馏
V1=L1+W2
对易挥发组分为： V1yn+1=L1xn+W2xw2
yn1
L1 V1
xn
W2 V1
xw1
塔Ⅰ精馏段的操作线
若按最内圈物料衡算， 可得：
精 馏
判断已知的P是否等于 i xi PiS
不相等，则调整T
②二元非均相恒沸物
当溶液与理想溶液的偏 差很大时，互溶度降低 3.3 可形成二元非均相恒沸 特 物 。 部 分 互 溶 溶 液 的 t殊 x,y-x 图如图所示。
精馏计算题
答案与评分标准
解：（1）精馏段操作线方程
将已知量R＝3，xD＝0.95代入精馏段操作线方程可得：
即
（3分）ห้องสมุดไป่ตู้
（2）提馏段操作线方程及提馏段回流液量
①已知R＝3，L＝540kmol/h，可得 kmol/h（1分）
②由全塔物料衡算：F=D+W，可得W=F－D=788－180＝608kmol/h（1分）
答案与评分标准
解：（1）用逐板计算法求NT精。已知xF＝0.6，xD＝0.9，R＝1.5， 。
①求精馏段操作线方程：
。代入已知量得： （A）（2分）
2气液平衡方程：
由 可得 （B）（2分）
3因假设塔顶为全凝器，故有 （1分）代入（B）式可求出x1，
（1分）将 代入（A）式可求出y2， （1分）再将 代入（B）式求出x2， ＜ （xF＝0.6）（1分），故可知第二块理论板为加料板，精馏段所需理论板数NT精＝2－1＝1块（层）（1分）
（2）求精馏段所需的实际板数NP精，已知ET＝50％，
（1分）
F＝D+W
（2分）式中，xF＝0.45，xD=0.95
=1－0.95=0.05，W＝114.2kmol/h
联立求解：F=D+114.2
0.45F=0.95D+114.2×0.05可解出D＝91.4kmol/h及F＝205.6kmol/h（2分）
（2）求R
（2分）
补充4：
在某两组分连续精馏塔中，已知原料液流量为788kmol/h，泡点进料；馏出液组成为0.95（易挥发组分摩尔分数，下同），釜残液组成为0.03；回流比R为3，塔顶回流液量为540kmol/h。
恒沸精馏计算
非均相恒沸物的气液平衡图
均相恒沸物的气液平衡图
双组分系统恒沸物的气液平衡图
FLGC
TB
M
TA
0
1
B
A
y M
B
xA
y M
B
xA
FLGC
2-5 恒沸精馏计算
一、二元非均相恒沸物的精馏
1、全塔物料衡算 按最外圈作总物料衡算
F W1 W2 FxF Wxw,1 Wxw,2
图2-45 二元非均相共沸 精馏塔示意图
FLGC
第三章 萃取精馏及
共沸精馏
第二节 恒沸精馏
2-5 恒沸精馏计算
一、二元非均相恒沸物的精馏 二、多元系恒沸精馏计算
2-6 恒沸精馏和萃取精 馏的比较
第11周第2次课2006年11月22日
FLGC
2-5 恒沸精馏计算
二元非均相恒沸
负偏差
（最低温度恒沸物） （最高温度恒沸物）
计算：当各塔的上升气量为最小气量的1.5倍时，塔1的精馏段和提馏段 操作线方程，塔2 的提馏段操作线方程？20℃时苯酚—水的互溶度数据为：水 层含苯酚1.68%（摩尔）,苯酚含水66.9%(摩尔)
料液1%
20℃
1.68%
33.1%
W1 , 水
W2 , 苯酚
FLGC
选择内容：
1．萃取精馏基本原理 2．萃取剂的选择及萃取精馏的流程 3．萃取精馏塔的特点 4．萃取精馏塔的计算 5．恒沸物的特点、判断及恒沸组成的计算 6．恒沸剂选择及用量及恒沸精馏的流程 7．恒沸精馏的计算
(1)假如进料板为恒浓区，进料板的气液就平衡，将进料组成
X 对应的平衡组成 Y 代入精馏段操作线方程中求 Vmin,进料 ； (2)假如塔顶为恒浓区，塔顶的气液就平衡，将塔顶组成 X 对
化工原理 精馏讲课例题公式总结
例1在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为1000kmol/h ，组成为含苯0.4（摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯0.9，苯在塔顶的回收率为90%，泡点进料(q=1)，回流比为1.83，物系的平均相对挥发度为2.5。
试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。
解：D n n x VD x V L y +=+1 D L V +=D L R =D R V )1(+=RD L =V Wx x V L y W m m '-''=+1热状况函数定义qF L L +='提馏段物料衡算W V L +=''关键计算W L V -''=111+++=+R x x R R y D n n9.0==F D Fx Dx η h kmol x Fx D D F /4009.04.010009.09.0=⨯⨯==W=F-D=1000-400=600kmol/hw D F Wx Dx Fx += W x ⨯+⨯=⨯6009.04004.01000 00667.0=W x 111+++=+R x x R R y D n n精馏段操作线方程 318.0647.0183.19.0183.183.11+=+++=+n n n x x yV Wx x V L y W m m '-''=+1h kmol D R V V /113240083.2)1(=⨯=+=='h kmol F RD F L qF L L /1732100040083.1=+⨯=+=+=+=' 提馏段操作线方程0354.053.111320667.0600113217321-=⨯-='-''=+m m W m m x x V Wx x V L y例2氯仿和四氯化碳的混合液在一连续精馏塔中进行分离。
要求馏出液中氯仿的组成为0.95（摩尔分率），馏出液流量50Kg/h 。
化工原理精馏题
五蒸馏汽液相平衡1.1 苯(A)与氯苯(B)的饱和蒸汽压[mmHg]和温度[℃]的关系如下:t 80.92 90 100 110 120 130 131.8p 760 1008 1335 1740 2230 2820 3020p 144.8 208.4292.8 402.6 542.8 719 760若苯—氯苯溶液遵循Raoult定律,且在1atm下操作,试作：(1) 苯—氯苯溶液的t—x(y)图及y—x图；(2) 用相对挥发度的平均值另行计算苯—氯苯的x—y值。
1.2 苯—甲苯混合液的组成x=0.4(摩尔分率),求其在总压p=600[mmHg]下的泡点及平衡汽相组成。
又苯和甲苯的混合气含苯40％(体积％)，求常压下的露点。
已知苯—甲苯混合液服从拉乌尔定律。
苯(A)和甲苯(B)的蒸汽压p、p [mmHg],按下述Antoine方程计算：式中t为温度[℃]。
lg p=6.89740-1206.350/(t+220.237)lg p=6.95334-1343.943/(t+219.237)1.3 某双组分理想物系当温度t=80℃时，p=106.7kPa，p=40kPa，液相摩尔组成为x A=0.4，试求:(1) 与此液相组成相平衡的汽相组成y A；(2) 相对挥发度α。
1.4 一双组分精馏塔，塔顶设有分凝器，已知进入分凝器的汽相组成y1=0.96(•摩尔分率,下同)，冷凝液组成x D=0.95，两个组分的相对挥发度α=2，求:(1) 出分凝器的汽相组成y D=(2) 出分凝器之液、汽的摩尔流率之比L/V D= 习题4附图1.5 在1atm下对x=0.6(摩尔分率)的甲醇—水溶液进行简单蒸馏，当馏出量为原料的1/3时，求此时刻的釜液及馏出物的组成。
设x=0.6附近平衡线可近视为直线，其方程为y=0.46x+0.549 1.6 某二元混合物原料中易挥发组分x F=0.4(摩尔组成)，用平衡蒸馏的方式使50%的物料汽化，试求气相中易挥发组分的回收率。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
xe = xM S 1 = xM1 + xM s = 0.0271 + 0.8141 = 0.8412
由 xS 1 − yS1 相图查出相应的 yM = ye = 0.959 。
釜的出料量、理论板数。
x fi 组分名称 0.146 水（1） 四氢呋喃（2） 0.854 0 呋喃（S）
新恒沸物（S1 ）组成
xW
0.001 0.999 0
0.0438 0.001 0.9552
解： ⑴求解恒沸剂呋喃用量
1
S1 （ 1组分与S形成恒沸物）
F（原料液组成）
M
S
2
S =F⋅
MF = 100 × 4.381 = 438.1kmol / h SM
x M1
100 × 0.146 = 0.0271 = = S + F 100 + 438.1
F ⋅ x F1
xM 2
100 × 0.854 = = = 0.1587 S + F 100 + 438.1
S 438.1 = = = 0.8141 S + F 100 + 438.1
F ⋅ x F2
xM S
γ 1 p10 0.0477 = 2.725 α 12 = ⋅ 0 = 16.48 × 0.27 γ 2 p2
αS2
0 γ S pS 0.991 = ⋅ 0 = 1.045 × = 3.84 0.27 γ 2 p2
α 22 x2 y2 = α12 x1 + α 22 x2 + α S 2 xS
1× 0.60 = = 0.284 2.725 × 0.0175 + 1× 0.60 + 3.84 × 0.3825
W L y = x − xW = 1.42 x − 4.24 × 10 −3 V V
(11)理论板数的求解 由 xS1 − yS1 相图、操作线方程，作图求得理论板数。 精馏段理论板数8块，N=17块（包括塔釜）
x1 = Cx S = 0.0458 × 0.3825 = 0.0175
x 2 = 1 − ( x1 + x S ) = 1 − (0.3825 + 0.0175) = 0.60
利用伍尔（Wohl）方程计算
γ1 = 16.48 γ2
γS = 1.045 γ2
γ1 γS 、 γ2 γ2
求出 α S 2 和 α12
S1 = M
xM1 − xW1 xS 11
0.0271 − 0.001 = 538.1× = 328.1kmol / h − xW1 0.0438 − 0.001
= 538.1× 0.0438 − 0.0271 = 210kmol / h 0.0438 − 0.001
W =M
xS 11 − xM1 xS11 − xW1
y S1 = 1 − y2 = 0.716
xS1 y S1
0 0
0.1
0.2
0.3 0.616
0.4 0.716
0.5 0.797
0.6 0.8535ห้องสมุดไป่ตู้
0.7 0.9014
0.8 0.9411
0.9 0.9736
1 1
0.289 0.478
（7）将对应的
xS 1 − yS 1 列表作出对应的相图。
(8)最小回流比得求取
⑵计算塔顶和塔釜的量 按物料衡算式：
M = F + S = S1 + W
…………..（1）
MxM1 = S1xS 11 + WxW1 …………..（2）
M = D +W
（3）代入（2）式得到：
…………..（3）
S1 = M
xM1 − xW1 xS 11 − xW1
W =M
xS 11 − xM1 xS 11 − xW1
⑶计算常数C
x1 0.0438 C= = = 0.0458 x S 0.9552
⑷饱和蒸气压的求算 呋喃作为恒沸剂，加入后呋喃与水形成新的恒沸物，恒沸温 度30.5℃，各组分饱和蒸汽压：
p
0 1 =0.477atm，
0 p2
=0.27atm，
p
0 S
=0.991atm
0.1、 0.2、 0.3.........、 0.8、 0.9、 1.0 ) ，根据 xS = （5）假设 xS1为(0.0、
举例：水（1）和四氢呋喃（2）的二元体系为恒沸物，恒沸温 度为63.4℃，呋喃（S）作为恒沸剂，加入后呋喃与水形成新的 恒沸物（S1），恒沸点温度30.5℃。四氢呋喃和水二元体系作为 原料液进料量F=100kmol，端值常数A12=1.068、A21=0.42、 A1S=1.95、AS1=2.59、A2S=0、AS2=0。求恒沸剂用量、塔顶和塔
1 xS 1 1+ C
求解得到 xS ，然后根据 x1 = CxS 求解得到 x1 ，接着根据
x2 = 1 − ( x1 + xS ) 得到
x 2 。根据
求得y2，再按 y S 1 = 1 − y2
α 22 x2 y2 = α12 x1 + α 22 x2 + α S 2 xS
（6）以xs1=0.4为例介绍一下如何计算xs，x2，y2，ys 1 1 xS = x S1 = × 0.4 = 0.3825 1+ C 1 + 0.0458
S1
操作回流比取最小回流比的1.5倍。
R = 1.5Rmin = 1.5 × 0.338 = 0.509
(9)精馏段与提馏段汽液量 精馏段汽液量
L = DR = S1⋅ R = 328.1× 0.509 = 165kmol / h
V = (R + 1)D = (R + 1)S1 = (1 + 0.509)× 328.1 = 495kmol / h
进料状态为泡点进料，这样提馏段汽液量为
V = V = 495kmol / h
L = (S + F ) + L = (100 + 438.1) + 165 = 703kmol / h
(10)操作线方程的求取 精馏段操作线方程 R W y= x+ xW = 0.377 x + 0.66 R +1 R +1 提馏段操作线方程