两组分连续精馏
化工原理_33两组分连续精馏的计算之提馏塔
由 qn,V qn,L qn,W
设 HLW HLm
则 QB qn,V (HVW H LW ) QL
故 QB qn,V rW QL
汽化热
一、连续精馏装置的热量衡算
再沸器热损失
QL = (0.2～0.3) QB
加热介质消耗量
qm,h
QB H B1 H B2
饱和蒸汽加热
qm,h
QB r
第九章 蒸 馏
9.5 两组分连续精馏的计算 9.5.6 几种特殊情况理论板层数的计算 9.5.7 连续精馏装置的热量衡算与节能
一、连续精馏装置的热量衡算
1. 冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量
以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽略 热损失）
QC qn,V HVD (qn,LH LD qn,D H LD ) kJ/h
❖ 回收稀溶液中的轻组分
qn,F , xF
qn,D , xD
qn,W , xW
提馏塔装置示意图
提馏塔
qn,F
正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图
二、提 馏 塔
2.提馏塔的理论板层数的计算
提馏塔的操作线方程与一般精馏塔的提馏段操 作线方程相同。
ym1
qn,L qn,V
xm
qn,W qn,V
xW
精馏塔的上升蒸气先进入分凝器，在分凝器 中蒸气部分冷凝，冷凝液作为回流返回塔内，未 被冷凝的蒸气进入全凝器，在全凝器中被全部冷 凝，冷凝液作为产品采出。通过调整分凝器中冷 却介质的流量或进口温度，即可调整精馏塔的回 流比。
qn,V
qn,D
qn,L qn,D
塔顶采用 分凝器的 精馏装置
1－精馏塔
2－分凝器
有侧线采出精馏塔的操作线
精馏习题
精馏习题课一、填空题1. 在理想溶液t-x-y图中的气液共存区内，成平衡的气液两相的温度，但气相组成液相组成，当气液两相组成相同时，则气相露点温度液相泡点温度。
2. 双组分溶液的相对挥发度α是溶液中的挥发度对( )的挥发度之比，若α=1表示，物系的α值愈大，在x-y图中的平衡曲线愈( )对角线。
3. 工业生产中在精馏塔内将过程和过程有机结合起来而实现操作的。
4. 在连续精馏塔内，加料板以上的塔段称为，其作用是；加料板以下的塔段（包括加料板）称为，其作用。
5. 离开理论板时，气液两相达到状态，即两相相等，互成平衡。
6. 精馏过程回流比R的定义式为；对于一定的分离任务来说，当R= 时，所需理论板数为最少，此种操作称为；而R= 时，所需理论板数为∞。
7. 精馏塔有进料热状况，其中以进料q值最大，进料温度泡点温度。
8. 某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比等于，馏出液流量等于，操作线方程为。
9. 在操作的精馏塔中，第一板及第二板气液两相组成分别为y1，x1及y2，x2；则它们的大小顺序为（）。
10.精馏塔分离某二元物系，当操作压强降低，系统的相对挥发度α（），溶液的泡点（），塔顶蒸汽冷凝温度（）。
11.精馏塔设计时，已知F，X F，X D，X W，进料热状态q＝0.5时，所需理论板数N T。
试判断下列参数变化（1）保持回流比不变，将进料状态由q=0.5改为q=1，则塔釜加热量Q R（），塔顶冷凝量Q c（），所需理论板数N T（）。
（2）保持塔釜加热量不变，将进料状态由q=0.5改为q=1，则塔顶冷凝量Qc（），所需理论板数N T（）12.某精馏塔设计中，若将塔釜间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热，而X F、D、F、X D、q、R不变，则W（）X W（），L’/V’( )，N T( )。
13.一连续精馏塔操作中，维持其他条件不变而增大回流比R，则精馏段液气比L/V ( )，提馏段液气比L’/V’( )，X D（），X W（）。
连续精馏总结
连续精馏总结连续精馏是一种常用的分馏方法，通过不断蒸馏和冷凝来实现不同组分之间的分离。
在化工工业中，连续精馏被广泛应用于石油化工、化学工程、食品加工等领域。
本文将对连续精馏方法进行总结，包括其原理、设备、操作步骤以及优缺点。
1. 连续精馏原理连续精馏的原理基于不同组分的汽化温度差异。
在一个连续精馏塔中，液体混合物被加热至汽化温度，然后进入塔顶，经过塔内一系列塔盘（或填料层）进行蒸馏。
每个塔盘上都有一层有限的液膜，当液体向上流动时，部分会汽化成气体，而其余部分则沿着塔盘下降。
气体和液体的接触会发生传质和传热，达到分离的目的。
2. 连续精馏设备连续精馏通常使用塔式设备，最常见的是塔板塔和填料塔。
塔板塔由一系列平行而水平的塔板组成，塔板上通常有孔洞和塔板上凸起的物理障碍物，以增加液体和气体的接触面积。
填料塔则填充有一种特殊的塔填料，用于增加液体和气体的接触面积。
3. 连续精馏操作步骤3.1 塔底进料在连续精馏操作开始时，原料混合物通常通过塔底进料到达精馏塔。
这个进料可以是液态的，也可以是液相和气相的混合物，取决于分离的要求和塔的设计。
3.2 加热和汽化进料混合物在进入塔后首先被加热到汽化温度。
这可以通过石油或天然气的燃烧产生的热量来实现，或者通过外部加热。
3.3 塔的操作一旦进料混合物被加热到汽化温度，它将进入精馏塔，并逐渐上升。
在塔盘或填料层上，液体和气体发生接触和传质传热。
较重的组分会较容易被液体吸收，而较轻的组分会更容易被汽化为气体。
3.4 塔顶出料最后，经过多个塔盘或填料层的处理后，馏分会逐渐分离，并在塔顶处以气体形式出料。
塔底则通常是较重的组分。
4. 连续精馏的优缺点4.1 优点•连续精馏具有高效的分离效果，可以实现多组分的分离。
•连续操作不需要频繁地停机和清洗设备，可大大提高生产效率。
•连续精馏操作相对简单，易于自动化控制。
4.2 缺点•连续精馏设备的投资和维护成本较高。
•某些情况下，使用连续精馏可能会遇到组分之间的共沸现象，导致分离效果下降。
蒸馏第5节-计算
M F 0.4504 78 (1 0.4504) 92 85.69kg / kmol
8570 F 100.0kmol/ h 85.69
2013-7-14 12
F D W
FxF Dx D Wxw
100.0 D W
100.0 0.4504 D 0.9787 W 0.0212
2013-7-14 17
3）q值与提馏段操作线方程
L L q F
L L qF
提馏段操作线方程为：
L qF W ym1 xm xw L qF W L qF W
2013-7-14
18
4）q线方程 由精馏段和提馏段操作线方程，可得到两操作线交点的坐 标；再由物料之间的关系，可以得到坐标x,y值之间的关系 ，即两操作线交点的轨迹方程：
（3）汽液混合物进料（c）
q 1 q 0 ~1
LF q F
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（4）对于饱和蒸汽进料 （d）
L L
V V F
q 0
（5）过热蒸汽进料 （e）
q
c pV (tF td ) r
q0
对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料而言，q 值就等于进料中的液相分率。
D 44.3kmol / h
(2)上升蒸汽量及回流量
W 55.7kmol / h
精馏段：L RD 3 44.8 134.5kmol/ h
V L D 134.5 44.83 179.3kmol/ h
2013-7-14 24
(3)提馏段操作线方程 饱和蒸汽进料时
，塔底产品中含甲苯不低于98.2%，每小时处理的原料量为 8570kg。操作回流比为3，试计算： （1）塔顶及塔底的产品量； （2）精馏段上升蒸汽量及回流液量；
化工原理_32两组分连续精馏的计算之梯级图解法汇总
yA y B xA x 1 B D
xA x 1 B D
第1层理论板的汽 液平衡关系为
第1层和第2层理论 板之间操作关系为
yA xA y 1 x B 1 B
(1) 1kmol 进料所需最少蒸汽量 当理论板为无穷多时，操作线的上端 yF=0.288 的平衡线上（对应 x=xF=0.036），如本例附图上的点a所 示，操作线的斜率为
得
(2) 蒸汽量为最小用量两倍时所需理论板 层数及两产品组成 由于 解得 釜残液组成仍为 操作线斜率为 过点 e(0.00072,0)作斜率为4.08的直线交q 线于点d，联点cd即为操作线。自点d开始 在平衡线与操作线之间绘阶梯，至跨过点 c为止，需理论板层数为4.6。图解过程见 本例附图。
非正常平衡曲线最小回流比的求法
一、全回流和最小回流比
② 解析法 泡点进料
R min
xq x F
1 x D (1 x D ) [ ] 1 xF 1 xF
露点进料
R min
yq y F
1 x D 1 x D [ ] 1 1 y F 1 y F
二、适宜回流比的选择
x y
0 0 0.0080 0.0750 0.020 0.175 0.0296 0.250 0.033 0.270 0.036 0.288
解：本例为直接蒸汽加热的提馏塔。由 于泡点进料，根据恒摩尔流假定，则有 全塔物料衡算 乙醇组分衡算 将 代入式b，得 (a) (b)
以 1kmol 进料为基准，则有 得
重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视 作第 N+1 层理论板）为止，可得
1章蒸馏4第五节两组分连续精馏的计算(简捷法)+其他精馏
会形成另外一条温度分 布曲线。 布曲线。 受外界影响温度变化 最大的板——灵敏板。 灵敏板。 最大的板 灵敏板 t t
例：
1. 某精馏塔在操作时，加料热状态由原来的饱和液体 进料改为冷液进料，且保持F， xf，回流比R 和提馏段 上升蒸汽量V'不变，则此时D ，xD ，W 。 (增加，不变，减少，无法确定) 2. 某精馏塔在操作时，加料热状态由原来的饱和液 体进料改为冷液进料，且保持F， xf，V，D不变，则此 时xD ，xw ，R ，L/V 。 (增加，不变， 减少)
xn1 xn EML = (1-51a) xn1 x *n
实验时, 通常在R 下测取单板效率。 实验时 通常在 ∞下测取单板效率。
3、点效率 EO 、
中 国 矿 业 大 学 化 工 学 院 化 工 系
指塔板上各点的局部效率。以气相推动力为例： 指塔板上各点的局部效率。以气相推动力为例：
Байду номын сангаас
y yn+1 EOV = * yo yn+1
1. 全塔效率 E (总板效率 总板效率) 总板效率 是塔内各单板效率的平均值： 是塔内各单板效率的平均值：
中 国 矿 业 大 学 化 工 学 院 化 工 系
xD， ， D
E= (NT / NP)×100% × 实际板数： 实际板数： NP= NT / E 目前公认的较为符合实际的是美国 化工学会的预测板效率的A Ch. 化工学会的预测板效率的 A.I.Ch.E 法和奥康奈尔法 法和奥康奈尔法。 奥康奈尔
Y = 0.545827 0.591422X + 0.002743/ X (1-50)
N Nmin = N +2
上式适用于 0.01<X<0.9
双组分连续精馏的设计计算65精馏操作线方程精
xD↑， xW ↓ 分离要求提高，则 N ↑
6.5.4进料位置和回流比的选择
（1）进料位置的讨论 （a）进料位置确定原则：两操作线交点Q所在梯级。
（b）Q点为最优进料位置的分析 上移或下移均对分离不利，导致 N 增加。
提前进料:
滞后进料:
（c）关于进料位置的允许范围
p m
（d）进料位置对分离的影响
0<q<1
q=1 q>1
q=0 q<0
注意q的两个特殊值： 饱和液体进料：q=1 饱和蒸汽进料：q=0
xW
zF
xD
说明：① q↓，提馏段操作线斜率增大。
② 提馏段操作线与进料量F无关。
提馏段操作线方程经变换，与xD，xW，zF，q，R有关。
6.5.3 理论塔板数的计算
已知: ZF , q, R xD, xw ,
截距 ? xD R?1
过点（xD，xD）和点（0， xD /（R+1））的直线。
● 提馏段操作线方程的分析与图示
yn?1
?
qnL ? qqnF qnL ? qqnF ? qnW
xn
?
qnL ?
qnW qqnF
?
qnW
xW
过点（ xW， xW）的直线，斜率
与q有关。
斜率 ?
q nL ? qq nF
q nL ? qq nF ? q nW
平衡
xD= y1 x1
操作
y2 → x2
y3 → x3 ………..
xn ? xq
操作线方程改为提馏段操作线方程。
yn?1
?
qnL ? qqnF qnL ? qqnF ? qnW
xn
?
6.5 双组分连续精馏塔的计算
（6-45）
——提馏段操作线方程
讨论：
1）ym+1与xm 是提馏段操作关系； 2）在x-y图上是一条直线； 3） 4）
L' L' 斜率 L ' W V '
L' 叫液汽比 V'
W 截距 xW 此值很小，不宜确定； L ' W
提馏段操作线与y轴交 于c′点 。
5）与对角线有一交点为b点，b（xw，xw）， c′点与b点相距太近,一般不用这两点作提馏段 操作线;
1、恒摩尔汽化 在精馏段内，精馏段内Байду номын сангаас层塔板上升的蒸 汽摩尔流量都相等，即：
V1=V2=∙∙∙∙∙∙＝V=常数
（6－19）
同理，提馏段内每层塔板上升的蒸汽摩 尔流量亦相等，即： V1′=V2′=∙∙∙∙∙∙＝V′=常数 式中： V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h； （6－20）
V′——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。
V′——提馏段中每块塔板上升的蒸汽量， kmol/h； xm——提馏段第m块塔板下降液体中易挥发 组分的摩尔分率；
ym+1——提馏段第m+1块塔板上升蒸汽中易挥 发组分的摩尔分率。 连立上述两方程：
L V W
' '
Lxm V ym1 WxW
' '
解之得：
L' W ym1 xm xw V' V' L' W xm xw L ' W L ' W
式中：
F——原料液量，kmol/h； D——塔顶产品（馏出液）量，kmol/h；
W——塔底产品（釜液）量，kmol/h；
连续精馏培训资料
连续精馏培训资料
连续精馏是一种常用的分离技术，用于从混合物中分离出不同组分。
这种技术广泛应用于化学工业、石油化工、制药等领域。
下面我将为大家介绍连续精馏的基本原理和操作步骤。
连续精馏的基本原理是利用不同组分在不同温度下的汽化特性来实现分离。
在连续精馏塔中，混合物从塔顶进入，经过塔板层层分离，最终在塔底得到纯净的组分。
塔板上设有塔盘和塔板孔，通过塔板孔将液体和气体进行交替传递，实现组分的分离。
在塔中，通过加热和冷却，不同组分的汽化和冷凝得以进行，从而实现分离。
连续精馏的操作步骤主要包括进料、加热、汽化、冷凝、收集等过程。
首先，混合物从塔顶进入，经过塔板的分离，不同组分逐渐沉淀到不同的塔板上。
然后，通过加热装置对混合物进行加热，使其达到汽化温度。
随着温度升高，混合物中的组分逐渐汽化，形成蒸汽。
蒸汽随着温度的升高向上升腾，逐渐与冷凝器中的冷却介质接触，发生冷凝反应。
冷凝后的液体沿着塔板下降，最终收集到相应的收集器中。
在连续精馏过程中，需要注意的是控制好塔的温度和压力，以及合理调节加热和冷却的强度。
同时，还需要根据混合物的成分和性质，选择合适的塔板和塔盘孔的布置方式，以提高分离效果。
连续精馏是一种重要的分离技术，通过控制温度和压力，在连续操
作的过程中实现混合物的分离。
它在化学工业和其他领域中有着广泛的应用，为生产提供了重要的技术支持。
通过合理的操作和设备选择，可以实现高效的分离效果，提高产品的纯度和质量。
化工原理下册单项复习题
化工原理（下）题库（1）一、判断题1、进行蒸馏分离，混合溶液中易挥发组分在气相中的含量较液相中低。
（×）2、回流液的作用，是使蒸汽部分冷凝的冷却剂，并使精馏稳定进行。
（×）3、通过提馏段物料衡算得出的操作线方程是提馏段操作线方程。
（○）4、气体在溶液中的溶解度，其值随温度的升高而减小。
（○）5、吸收过程的总阻力等于气膜阻力和液膜阻力之差。
（×）6、进行蒸馏分离，混合溶液中难挥发组分在气相中的含量较液相中高。
（○）7、精馏塔釜的作用，是向最下面一块塔板供应蒸汽。
（×）8、吸收是化工单元操作的传热过程。
（×）9、催化剂可以缩短达到化学平衡所需的时间。
（○）10、填料是填料塔的核心，气、液两相在填料的表面上传热和传质。
（○）11、吸收塔内物质传递的主要方式为分子扩散。
（×）12、吸收过程的推动力是浓度差或分压差。
（○）13、蒸发与蒸馏是同一种概念。
（×）14、精馏（或蒸馏）的基本原理为：易挥发组分在气相中的含量大于它在液相中的含量。
（○）15、普通精馏操作可分离所有的液体混合物。
（×）16、吸收剂入塔温度越低，吸收推动力就越大。
（○）17、全回流时，精馏所用理论板层数最多。
（×）18、在吸收操作中，影响工艺的经济性的指标是吸收气液比。
（○）19、化工单元操作是一种物理操作，只改变物料的性能，而不改变其化学性质。
（○）20、精馏是一种既符合传质规律，又符合传热规律的单元操作。
（○）21、吸收过程进行的速率总是与过程的推动力成正比，与过程阻力成反比。
（○）22、蒸馏是分离均相液的一种单元操作。
（○）23、精馏操作线方程是指相邻两块塔板之间蒸气组成与液体组成之间的关系。
（○）24、气相混合物中某一组分的摩尔分数等与压力分数等于体积分数。
（○）25、气体的溶解度与气体的性质有关，与浓度、压力关系不大。
（×）26、对同一种气体，温度越高，气体分压越大，则气体溶解度越大。
第五节 两组分连续精馏的计算
L′＜L
V＞V′+F
2. 进料板的物料衡算和热量衡算
V, IV L, IL
Ⅳ. 确定提馏段操作线
ym1
xD R 1
0
y
9
10
L' W xm xW L'W L'W Ⅴ. 在平衡线和操作线
xW
x
xF
xD 1
间画梯级
加料板5 理论板数 9(不含再沸器)
2) 求N 的步骤
自对角线上a点始, 在平 衡线与精馏段操作线间绘出 水平线及铅垂线组成的梯级。 当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操 作线间作梯级, 直至某梯级 的垂直线达到或小于xW 为止。 每一个梯级代表一层理 论板，梯级总数即为所需理 论板数。
提馏段操作方程的常用表达式：
L L qF V L W L qF W
WxW L y m1 xm V V
'
y
' m 1
WxW L qF ' xm L qF W L qF W
4. q(进料)线方程
在进料板上, 同时满足精馏段和提馏段的物料衡算, 故两操作线的交点落在进料板上。当q为定值，改变塔 操作回流比时，两操作线交点轨迹即q线。联立两操作 线方程式:
整理得： yn1
L D xn xD L D L D
令R ＝L／D，R称为回流比，是精馏操作中重要 的参数，则精馏段操作线方程为：
化工原理第六章(双组分连续精馏的计算与分析)
L' W ym1 V ' xm V ' xw
提 馏 操 作 线
（ xm＝xW ， ym+1＝xW ） 截距＝－ WxW/V’
2019/5/26
（4）提馏操作线方程的其他表现形式
令： R ' L' ——再沸比 W
【说明】再沸比R’是提馏段内各块塔板下降的液体 量与塔底引出的釜液（馏残液）量之比。
2019/5/26
【解】依题意知 xF=0.84 xD=0.98 xw=0.002 F=235kmol/h
据 F＝D＋W FxF＝DxD＋Wxw
∴ 235＝D＋W 0.84×235＝0.98D＋0.002W 联立后可解得： D＝201.36kmol/h
W＝33.64kmol/h 即塔顶采出量为 201.36kmol/h
第六章
蒸馏
第三节 双组分连续精馏的计算与分析 一、全塔物料衡算 二、恒摩尔流的假定 三、精馏塔的进料热状况 四、操作线方程 五、理论塔板数的确定 六、回流比的影响及选择 七、简捷法求理论板层数
2019/5/26
【精馏过程的计算内容】
1、设计型计算 （1）根据精馏塔的塔板层数以 确定塔的高度； （2）适宜的加料位置。 2、操作型计算 （1）确定产品的流量或组成； （2）确定适宜的操作回流比； （3）计算冷凝器、再沸器的热 负荷等。
2019/5/26
三、精馏塔的进料热状况
1、五种进料热状态 ①温度低于泡点的冷液体； ②泡点下的饱和液体； ③温度介于泡点和露点之间的气液混合物； ④露点下的饱和蒸气； ⑤温度高于露点的过热蒸气。
2019/5/26
【结论】进料热状况不同，其温度不同，状态亦不同。
双组份连续精馏
双组分连续精馏一、理论板的概念及恒摩尔流的假设（一）理论板在该板上，气液两相充分混合，接触时间无限长，则离开该板的气液两相达到相平衡状态，即 y*=f（x）。
一块理论板又称一个理论级或平衡级。
但实际上，由于气液两相在同一块实际板上接触时间和接触面积所限，气液间难以达到相平衡。
说明理论板是一种理想板，引出它的概念是作为衡量实际板分离效率的标准。
(二) 恒摩尔流的假设1．恒摩尔气流式中——精馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1；——提馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1。
说明：（１）随着板位置的不同，虽然各板上气液组成各不同，但气相总摩尔流率不发生变化，即有多少轻组分进入气相，就相应的有多少重组分进入液相，所以总流率不变。
（２）精、提馏段上升蒸汽量不一定相等，即可能。
２．恒摩尔液流（同理）且Ｌ恒摩尔流假设成立的前提条件：（1）各组分的摩尔汽化潜热相等。
（2）气液间温度不同而交换的显热可忽略，因为汽化潜热>>显热。
（3）设备保温良好，热损失可忽略。
二、物料衡算和操作线方程（一）全塔物料衡算（如图７－１０所示）。
图７－１０精馏塔的物料衡算总物料衡算：（７－１５）轻组分物料衡算：（７－１５a）式中——原料液的流量，kmol.h-1；——塔顶产品（馏出液）流量，kmol.h-1；——塔底产品（釜残液）流量，kmol.h-1；——原料液中易挥发组分摩尔分率；——馏出液中易挥发组分摩尔分率；——釜残液中易挥发组分摩尔分率。
说明：几个概念（1）塔顶Ａ的回收率＝％（７－１６）（2）塔底Ｂ的回收率＝％（７－１６a）（3）塔顶采出率＝（７－１６b）（4）塔底采出率＝（７－１６c）讨论：（１）当产品质量规定后，采出率和随之确定，不能自由选择。
（２）当规定了Ｄ／Ｆ和时，则和Ｗ／Ｆ也随之确定，不能自由选择，反之亦然。
（3）在规定了分离要求后，应使或。
如果Ｄ／Ｆ取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由推出，当一定时，Ｄ／Ｆ增大会使下降。
双组分连续精馏的设计计算精馏操作线方程精
说明： ① 汽、液通过任一理论塔板时组成的变化
x xn1 xn
y yn yn1
② 梯级的意义
yn yn+1
n
b
c
xn
x n-1
水平线长度: 通过第n板液相组成变化 x xn1 xn 垂线长度: 通过第n板气相组成变化 y yn yn1
③ 图解方法的优点 避免了繁琐的计算，形象直观，便于理解和分析实际问题。
② 最小回流比 a）定义 ◇ 回流比减小，两操作线同时向平衡线靠近，所需理论板数 增加；
◇ 继续减小至交点Q移至平衡线上时（点Ｅ），则所需的理论 板数无穷多；
◇ 对应的回流比称为最小回流比 Rmin。
b）计算：
设 Ｅ（xe, ye) 则
E
Rmin xD ye Rm in1 xD xe
Rm in
所需的理论板数略少。
② 应用
所分离混合物是由水和比水易 挥发组分组成的混合物时。
③ 操作线方程
精馏段：与间接加热的相同。
提馏段：yn1
qnW qnS
xn
qnW qnS
xW
图示：
提馏段操作线过点（
xW，0），斜率为
qnW qnS
④ 水蒸气直接加热的蒸馏计算
（2）带侧线采出的精馏
① 应用 需要几种不同纯度的产品时
( xA xB
)D
达到规定的分离要求时 ( xA )N ( xA )W
xB
xB
1 2 .......... n N
(
xA xB
)D
N
(
xA xB
)W
N min
log
xA xB
D
log AB
xA xB
精馏习题
精馏习题一、填空题1、精馏操作中精馏塔的温度从上到下逐渐，塔内易挥发组分的浓度从下到上逐渐。
（增大或减小或不变）。
2、双组分连续精馏塔内第n块理论塔板，当回流比R为定值时，y n+1=x n；当R为无穷大时，y n+1=x n。
(写出精馏段操作线方程)3、已知精馏段操作线为y=0.75x+0.24，则该塔的操作回流比R= ，塔顶产品组成xD ＝。
若塔顶产品流量为100 kmol/h，则馏出液组成xD＝，塔顶上升蒸气流量V＝。
4、当分离要求和操作条件一定时，双组分连续精馏塔所需理论板数随两组分相对挥发度α增加而。
5、精馏段操作线方程是，提馏段操作线方程是，进料线方程是。
6、两组分理想溶液的气液平衡关系遵循定律，气液平衡方程是。
7、精馏中，进料为气液混合物进料，气相的摩尔分率为1/3，则进料热状态参数q= 。
8、进料板将精馏塔分为和两段。
9、精馏过程中典型的异常现象有、、、。
二、单项选择题1、精馏操作的进料方程为y=-3x+1.64，则该进料为（）。
A、进料组成为0.41的冷液进料B、进料组成为0.53，且气相量小于液相量的气液混合进料C、进料组成为0.53，且液相量小于气相量的气液混合进料D、上述说法都不正确2、当回流从全回流逐渐减小时，精馏段操作线向平衡线靠近。
为达到给定的分离要求，所需的理论板数（）。
A、逐渐减少B、逐渐增多C、不变D、无法判断3、某精馏塔有来分离双组分液体混合物，进料量为100kmol/h，组成为0.4(摩尔分率，下同)，馏出液组成为0.95，釜残液为0.04，回流比2.5，则精馏段上升的蒸气量为________kmol/h。
A、39.6B、60.4C、138.6D、994、二元溶液的连续精馏计算中，进料热状态参数q的变化将引起（的变化A、平衡线B、操作线与q线C、平衡线与操作线D、平衡线与q线5、在精馏塔中，精馏段气液相摩尔流量分别用V和L表示，提馏段的摩尔流量分别用V’和L’表示，q表示进料热状态参数，以下正确的是（）。
双组份连续精馏
双组分连续精馏一、理论板的概念及恒摩尔流的假设（一）理论板在该板上，气液两相充分混合，接触时间无限长，则离开该板的气液两相达到相平衡状态，即 y*=f（x）。
一块理论板又称一个理论级或平衡级。
但实际上，由于气液两相在同一块实际板上接触时间和接触面积所限，气液间难以达到相平衡。
说明理论板是一种理想板，引出它的概念是作为衡量实际板分离效率的标准。
(二) 恒摩尔流的假设1．恒摩尔气流式中——精馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1；——提馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1。
说明：（１）随着板位置的不同，虽然各板上气液组成各不同，但气相总摩尔流率不发生变化，即有多少轻组分进入气相，就相应的有多少重组分进入液相，所以总流率不变。
（２）精、提馏段上升蒸汽量不一定相等，即可能。
２．恒摩尔液流（同理）且Ｌ恒摩尔流假设成立的前提条件：（1）各组分的摩尔汽化潜热相等。
（2）气液间温度不同而交换的显热可忽略，因为汽化潜热>>显热。
（3）设备保温良好，热损失可忽略。
二、物料衡算和操作线方程（一）全塔物料衡算（如图７－１０所示）。
图７－１０精馏塔的物料衡算总物料衡算：（７－１５）轻组分物料衡算：（７－１５a）式中——原料液的流量，kmol.h-1；——塔顶产品（馏出液）流量，kmol.h-1；——塔底产品（釜残液）流量，kmol.h-1；——原料液中易挥发组分摩尔分率；——馏出液中易挥发组分摩尔分率；——釜残液中易挥发组分摩尔分率。
说明：几个概念（1）塔顶Ａ的回收率＝％（７－１６）（2）塔底Ｂ的回收率＝％（７－１６a）（3）塔顶采出率＝（７－１６b）（4）塔底采出率＝（７－１６c）讨论：（１）当产品质量规定后，采出率和随之确定，不能自由选择。
（２）当规定了Ｄ／Ｆ和时，则和Ｗ／Ｆ也随之确定，不能自由选择，反之亦然。
（3）在规定了分离要求后，应使或。
如果Ｄ／Ｆ取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由推出，当一定时，Ｄ／Ｆ增大会使下降。
化工原理复习4小练习题(2)
★习题：蒸馏是分离 的一种方法，其分离依据是混合物中各组分的 ，分离的条件是 。
答案： 均相液体混合物 挥发性差异造成气液两相系统★习题：在t-x-y 图中的气液共存区内，气液两相温度 ，但气相组成 液相组成，而两相的量可根据 来确定。
答案： 相等 大于杠杆规则★习题：当气液两相组成相同时，则气相露点温度 液相泡点温度。
答案： 大于 （每空1分）★习题：双组分溶液的相对挥发度α是溶液中 的挥发度对的挥发度之比，若α=1表示 。
物系的α值愈大，在x-y 图中的平衡曲线愈 对角线。
答案： 易挥发组分 难挥发组分不能用普通蒸馏方法分离 远离★习题：工业生产中在精馏塔内将 过程和过程有机结合起来而实现操作的。
而 是精馏与普通精馏的本质区别。
答案： 多次部分气化 多次部分冷凝回流★习题：精馏塔的作用是 。
答案： 提供气液接触进行传热和传质的场所。
★习题：在连续精馏塔内，加料板以上的塔段称为 ，其作用是；加料板以下的塔段（包括加料板）称为，其作用是 。
答案： 精馏段 提浓上升蒸汽中易挥发组分提馏段 提浓下降液体中难挥发组分★习题：离开理论板时，气液两相达到 状态，即两相 相等，互成平衡。
答案： 平衡 温度组成★习题：精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因有（1）和（2） 。
答案： 塔顶易挥发组分含量高 塔底压力高于塔顶（每空2分，共4分）★习题：精馏过程回流比R 的定义式为 ；对于一定的分离任务来说，当R= 时，所需理论板数为最少，此种操作称为 ；而R= 时，所需理论板数为∞。
答案： R= D L∞ 全回流 Rmin精馏塔有进料热状况，其中以进料q值最大，进料温度泡点温度。
答案：五种冷液体小于★习题：某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比等于，馏出液流量等于，操作线方程为。
答案：∞零y n+1=x n★习题：在操作的精馏塔中，第一板及第二板气液两相组成分别为y1,x1及y2,x2；则它们的大小顺序为最大，第二，第三，而最小。
双组分连续精馏的设计计算精馏操作线方程精
则：
yn1q'nqL 'nqL nW xnq'nqL nq W nW xW
yn 1q nq L nq L n q q F nq q n FW xnq n Lq q n nq W Fq nW x W
④ 由F (zF, zF) 点和 K=q/(q-1)作q线； ⑤ 由交点Q (xq,yq) 和 W (xW, xW) 作提馏段操作线； ⑥ 由D点开始, 在平衡线与操作线之间画梯级求N。
说明： ① 汽、液通过任一理论塔板时组成的变化
xxn1xn
yynyn1
② 梯级的意义
yn yn+1
n
b
c
xn
实际生产中的进料热状态参数由前一工序决定。
⑤ 影响N的因素分析
N 决定于
平衡线：物系，T，P →（α） 操作线：xD，xW，R，zF，q，
xD↑， xW ↓ 分离要求提高，则 N ↑
6.5.4进料位置和回流比的选择
（1）进料位置的讨论
（a）进料位置确定原则：两操作线交点Q所在梯级。
（b）Q点为最优进料位置的分析 上移或下移均对分离不利，导致 N 增加。
yn1RR1xnRxD1 —— 精馏段操作方程
说明：该方程表示了精馏段相邻两塔板下降液体组成（第n块 板）和上升蒸汽组成（第n+1块板）之间的关系，即任一塔截 面汽、液两相组成之间的关系。
qnVn ,yn
q nL n-1,x n-1
n
qnVn+1 ,yn+1
q nL n,x n
(2) 提馏段操作方程
● 提馏段操作线方程的分析与图示
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第5节两组分连续精馏的计算
1．掌握的内容：
(1)精馏塔物料衡算的应用。
(2)操作线方程和q线方程及其在x-y图上的作法和应用。
(3)理论板和实际板数的确定（逐板计算法和图解法）、塔高和塔径的计算。
(4)进料热状况参数q的计算及其对精馏操作的影响。
(5)全回流时最小理论板数，最小回流比的计算，回流比与塔板数的关系和适宜回流
比的确定。
2．理解的内容：
(1)精馏装置的热量衡算。
(2)直接蒸气加热精馏塔的计算。
(3)捷算法求理论板数，理论板与恒摩尔流假定。
(4)等板高度的概念，精馏塔填料层高度的确定。
(5)精馏塔的操作型计算。
本章重点：物料衡算式的应用，操作线方程和q线方程的应用及其在x-y图
上的作法，理论板数和最小回流比的计算，加料位置的确定，回流比与塔板数之间的关系。
本节难点：进料热状况参数的计算，最小回流比的计算，进料热状况对q线和操作线的影响。
本节以板式精馏塔为例，主要讨论双组分连续精馏塔的有关工艺计算。
1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定
一、理论板的概念
理论板：指离开该板的气液两相达到平衡状态，且两相温度相等的塔板。
实际上，理论板是不存在的，它仅用作衡量实际塔板分离效率的一个标准。
理论板的概念对精馏过程的分析和计算是十分有用的。
二、恒摩尔流假定
1．恒摩尔气流：
是指在精馏塔内，为简化精馏计算，通常引入塔内恒摩尔流动的假定。
各层塔板上升蒸气摩尔流量相等，即：
精馏段：
常数
=
=
=
=
=V
V
V
V
3
2
1
提馏段：
常数
=
'
=
'
=
'
=
'V
V
V
V
3
2
1
但两段上升的蒸气摩尔流量不一定相等。
2．恒摩尔液流
是指在精馏塔内，在没有中间加料（或出料）条件下各层塔板下降液体摩尔流量相等，即：
精馏段：
常数
=
=
=
=
=L
L
L
L
3
2
1
提馏段：
常数
='
=
=
'
=
'
=
'L
L
L
L
3
2
1
但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。
恒摩尔流动的假定必须符合以下的条件才能成立。
①混合物中各组分的摩尔气化热相等。
r1=r2
②各板上液体显热的差异可忽略。
Q显＝0
③塔设备保温良好，热损失可忽略。
Q损＝0 以下是以恒摩尔流为前提介绍的精馏计算
1.5.2 物料衡算和操作线方程
一、全塔物料衡算
对图1-9的连续精馏装置做物料衡算，并以单位时间为基准，则：
总物料衡算：F=D+W (1-25)
易挥发组分：W F x W x D x F D ⋅+⋅=⋅ (1-25a)
式中：F 、D 、W ——分别表示原料、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/h ； x F 、x D 、x W ——分别表示原料液、塔顶产品、塔底产品中易挥发
组分的摩尔分数。
应该指出，在精馏计算中，分离要求可以用不同形式表示，如： 馏出液的采出率：W
D W F x x x x F D --=
/ (1-26) 釜残液的采出率：W D F
D x x x x F W --= (1-26a) 塔顶易挥发组分的回收率：%100⨯=
F D D Fx Dx η (1-26a) 塔釜难挥发组分的回收率：%100)1()1(⨯--=
F w w x F x W η (1-26d)
应该提出：通常原料液的流量与组成是给定的，在规定分离要求时，应满足全塔总衡算的约束条件，即F D Fx Dx ≤或D F x x F D ≤。
注：F 、D 、W 表示为Kg/h, x F 、x D 、x W 表示质量分率时上式均成立。
[例1-2] 在连续精馏塔中分离苯和甲苯混合液。
已知原料液流量为12000kg/h ，苯的组成为40%（质量，下同）。
要求馏出液组成为97%，釜残液组成为2%。
试求馏出液和釜残液的流量kmol/h ；馏出液中易挥发组分的回收率和釜残液中难挥发组分的回收率。
解：苯的摩尔质量为78kg/mol ，甲苯的摩尔质量为92kg/h 。
原料液组成：44.092/6078/4078/40=+=F x。