化工原理-第五章 蒸馏总结课-165
化工原理课件第五章 蒸馏
Q FcP (T tF )
FcP (T te ) (1 q)Fr
T
te
(1
q)
r cp
tF－原料液的温度℃ T－通过加热器后原料液的温度℃
te－分离器中的平均温度℃ F－原料液流量Kmol/h
cp－原料液平均比热KJ/(Kmol. ℃) r－平均汽化潜热
三、气液平衡关系
理想溶液：
x
A
A
p
1.2.2 非理想物系的气液平衡
1.具有正偏差的溶液 一般正偏差：pA>pA理， pB>pB理。
乙醇－水溶液相图 正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15℃
2. 具有负偏差的溶液 一般负偏差 pA<pA理， pB<pB理。
硝酸－水溶液相图 负偏差溶液：x=0.383，最高恒沸点，121.9℃
组分： A、B 一、相律分 析： 变量 ： t、p、xA、 yA
相数： 气相、液相
自由度：f c 2 2
C:独立组分数
Ø：相数
一定压力下:液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一 一对应关系气液组成之间xA~yA存在一一对应关系
二、两组分理想物系气液平衡函数关系 1. 拉乌尔定律（ Raoult’s Law）
xF,y,x－－分别为原料液、气相与液相产 品的组成，摩尔分率。
y
FxF Wx D
F
F W
xF
W F W
x
q W 液化分率 F
＝1 1 q
xF
q 1 q
x
qx q 1
q
1
1
xF
平率衡为蒸馏中气液相平衡组q 成的关系。通过（xF， xF ）斜
第五吸收与蒸馏ppt课件
式中 D——分子扩散系数，m2/s； DE——涡流扩散系数，m2/s； dCA/dZ——沿z方向的浓度梯度，kmol/m4； J——总扩散通量kmol/(m2•s)
注：涡流扩散系数DE不是物性常数，它与湍动有关，且随位置 而不同。由于其难以测定，常将分子扩散和涡流扩散结合在一 起考虑。
第五章 吸收与蒸馏
5.1 传质学基础 5.2 吸收与解吸 5.3 吸收塔（或脱吸）的计算 5.4 蒸馏 5.5 两组分连续精馏塔的计算 5.6 板式塔
5.7 其他蒸馏简介
重点：双膜理论、传质基本方程、操作线方 程、理论塔板、恒摩尔流、操作线方程、进 料方程、 回流比
难点：双膜理论、操作线方程、进料方程、 精馏设备
不显著。
物质的扩散系数可由实验测得，或查有关资料，或借助于 经验或半经验公式进行计算。
气相中的扩散系数
4.36105T32 1 1
D
MA MB P(vA1/3vB1/3)2
式中 D——扩散系数，m2/s； P——总压强，kPa；
MA、MB——分别为A、B两种物质的分子量，g/mol； vA、vB——分别为A、B两种物质的分子体积，cm3/mol
本节主要讨论低浓度气体混合物的单组分等温物理吸收。
吸收操作流程
5.2.2 气—液相平衡关系
（1）气体在液体中的溶解度
1) 在一定温度下，气体组分的溶解度随该组分在气相中的平衡 分压的增大而增大；而在相同平衡分压条件下，气体组分的溶 解度则随温度的升高而减小。
2) 在同一温度下，对于不同种类的气体组分，欲得到相同浓度 的溶液，易溶气体仅需控制较低的分压，而难溶气体则需较高 分压。
5.1.3 相际间的传质(对流传质)
化工原理蒸馏培训课件(doc 83页)
化工原理蒸馏培训课件(doc 83页)第五章蒸馏化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品等几乎都是由若干组分所组成的混合物，而且其中大部分是均相物系。
生产中常需要将这些混合物分离成为较纯净或几乎纯态的物质(组分)。
对于均相物系，必须要造成一个两相物系，才能将均相混合物分离，并且是根据物系中不同组分间的某种物性的差异，使其中某个组分或某些组分从一相向另一相转移以达到分离的目的。
通常将物质在相间的转移过程称为传质过程或分离操作。
化学工业中常见的传质过程有蒸馏、吸收、萃取及干燥等单元操作。
蒸馏就是藉液体混合物中各组分挥发性的差异而进行分离的一种操作。
蒸馏这种操作是将液体混合物部分气化，利用其中各组分挥发度不同的特性来实现分离的目的。
这种分离操作是通过液相和气相间的质量传递来实现的。
通常，将沸点低的组分称为易挥发组分，沸点高的组分称为难挥发组分。
蒸馏过程可以按不同方法分类：按操作流程可分为间歇和连续蒸馏；按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏和特殊精馏等；按操作压强可分为常压、加压和减压精馏；按待分离混合物中组分的数目可分为两(双)组分和多组分精馏。
第一节双组分理想溶液的气液平衡蒸馏是气液两相间的传质过程，因此常用组分在两相中的浓度(组成)偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小。
传质过程是以两相达到相平衡为极限的。
由此可见，气液相平衡关系是分析蒸馏原理和进行设备计算的理论基础。
5—1—1 拉乌尔定律和相律一、拉乌尔定律根据溶液中同分子间与异分子间的作用力的差异，可将溶液分为理想溶液和非理想溶液两种。
实验表明，理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律，即：（5—1）（5—1a）式中p ——溶液上方组分的平衡分压，Pa；p0——同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa，x——溶液中组分的摩尔分率。
(下标A表示易挥发组分、B表示难挥发组分)为简单起见，常略去上式中的下标，习惯上以：x表示液相中易挥发组分的摩尔分率，以(1－x)表示难挥发组分的摩尔分率；y表示气相中易挥发组分的摩尔分率，以(1－y)表示难挥发组分的摩尔分率。
化工原理蒸馏课件5
4.操作型计算的类型（1）(P288 例7-6)
Nm
D W
zF
xw
R
q
N M 平衡曲线
设xD
精馏段、提馏段操作线方程 重设xD
Nm’＝Nm ？
输出
二）精馏塔的操作 1.保持操作稳定，使塔内各处汽液组成和温度 稳定，料液在塔内汽液组成与其相同的位置加 入避免不同组成的物流的混合，是保持最佳操 作状态的基本条件。 2.保持精馏装置进、出物料平衡是保证塔稳定 操作的必要条件。
Rmin 与此对应 NT 全回流 NT N min
1
3.简捷法的步骤：
R Rmin N N min , R 1 N 1
六 Gilliland 快速估值法
4.研究条件：吉利兰图是用8个物系在下面的条件 下逐板计算得出的结果绘制，这些条件见下表。 组分数目 进料状态 2～11 5
四.加料状态的影响和加料板位置 L L I iF q F I i
过冷液体 q>1 饱和液体（泡点）q=1 汽液混合物 0<q<1 饱和蒸汽 q=0 过热蒸汽 q<0 （4）精馏段与提馏段的 汽液流量之间的关系 L' L qF
V V (1 q) F
'
二)精馏段和提馏段操作线的交点 -----q线方程 精： yn 1 提：
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe Rmin x D ye ye xe
(xe，ye)由平衡线和q线(或者
精馏段操作线)联立求解确定。
对非理想溶液最小回流比确定：
平衡线下凹，出现拐点，只能图解。
最小回流比--解析求解
xe ye 平衡线：ye＝ , xe＝ 1 ( 1) xe ＋ ( 1) ye
化工原理蒸馏总结
化工原理蒸馏总结蒸馏是一种重要的化工分离技术，常常用于分离和纯化液体混合物中的组分。
在蒸馏过程中，混合物被加热，其中的组分以不同的速率蒸发并被收集。
本文将介绍蒸馏原理、种类、装置和操作技术。
一、蒸馏原理蒸馏原理是利用混合物中各组分的沸点差异进行分离。
具体而言，将混合物加热至其中一个或多个组分沸点时，该组分开始蒸发并进入凝集器，在凝集器内冷却后形成液体，蒸发过程通常在分馏塔中进行。
分馏塔通常采用返流方式，即收集在凝集器中的液体会回流至塔底，从而使组分蒸发和凝结的过程反复进行，提高分离效率和纯度。
二、蒸馏种类1.简单蒸馏：只有一次加热和凝结，适用于沸点差异较大的混合物。
简单蒸馏最常用于实验室中的小规模分离。
2.分批蒸馏：混合物被分成若干批加热，每一次仅收集沸点范围为数度的组分，适用于沸点接近或相同的混合物分离。
3.连续蒸馏：在分馏塔中设置多个板，将原液缓慢注入至塔顶，组分随着升降器在板面上不断地蒸发和凝结，最后被分离收集。
三、蒸馏装置1.简单蒸馏装置：包括加热器、蒸发瓶、冷却器和收集瓶。
3.连续蒸馏装置：包括塔体、加热炉、进料装置、平衡器、返流器、凝结器和收集器。
四、蒸馏操作技术1.操作前应根据混合物的性质和成分选择合适的分离方式、设备和操作条件，并检查设备的密封性能和安全装置。
2.加热速度应适宜，避免组分的猝发和塔内液面过高。
3.控制返流比，根据需要和塔板数调整返流量。
4.操作中应保持塔内压力稳定，以免影响组分蒸发和凝结速率。
5.根据需要调整塔的加热区温度，以提高蒸发速率和分馏效率。
总之，蒸馏是一种基本的化工分离技术，可以有效地分离有机混合物、水和溶剂等液体混合物中的组分，并可用于大规模产业生产和实验室小试。
因此，蒸馏技术的掌握是化工工作者必备的专业技能之一。
江苏师范大学《化工原理》教学PPT第5章蒸馏
蒸馏是属于传质过程的一个单元操作，在化工生产中，广泛应用 于分离或提纯互溶的液体混合物。 （1）蒸馏分离的依据
不同的液体具有不同的沸点，这说明它们的挥发性有差异，蒸馏 就是利用混合液体中各组成的挥发性（沸点）不同而将它们分离开 来的。 当将混合液加热至沸腾时，一部分溶液蒸发汽化，所产生的 蒸汽与原来混合液的组成不同，而是含有较高的易挥发组分（低沸 点）。若将产生的蒸汽移出冷凝，再气化，再气化的蒸汽中含有的 易挥发组分更高，依次反复操作，汽化、冷凝多次，就可以将混合 液体分成几乎纯净的组分。
13
xA
p fB (t) fA(t) fB (t)
t-x曲线
B
显然，液相中易挥发组分少，泡点高。
yA
fA(t) p fB (t) p fA(t) fB (t)
t-y曲线 显然，汽相中易挥发组分少，露点高。 A点：表示A物质的沸点（泡点）。 B点：表示B物质的沸点（泡点）。
C AA
F
14
甲苯-对二甲苯等，可看成是理想溶液。 理想溶液满足拉乌尔定律。
7
二、两组分理想物系的相律 • 相：指体系内具有相同的物理性质和化学性质的所有均匀部分。 • 相律：说明平衡体系中有几相，有几个自由度，可用相律来计算。
F=C-φ+2 C：组分数 φ：相数 2：T、p两个参数 对于双组分汽液平衡体系： C=2， φ=2， F=2 即T、p确定以后，x、y也就确定了。
8
三、拉乌尔定律 将液体封存在留有空间的密闭容器中，并保
持恒定温度，由于液体具有挥发性，部分液体将 汽化进入上方空间，同时蒸汽分子也会因分子运 动返回液相而凝结，当汽化速度等于凝结速度时， 液体和蒸汽之间就建立了平衡。
平衡状态时的蒸汽称饱和蒸汽。 饱和蒸汽的压力称饱和蒸汽压。显然饱和蒸汽压的大小与液体 的本性、温度有关。温度一定，饱和蒸汽压越大的液体，越易挥发。 同一种液体，温度越高，饱和蒸汽压越大，当饱和蒸汽压等于外界 压力时，液体就开始沸腾。
化工基本知识第五章精馏答案解析
五蒸馏习题解答1解:(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下:∵x A=(p-p B0)/(p A0-p B0); y A=p A0×x A/p以t=90℃为例,x A=(760-208.4)/(1008-208.4)=0.6898y A=1008×0.6898/760=0.9150 计算结果汇总:(2)用相对挥发度计算x-y值:y=αx/[1+(α-1)x]式中α=αM=1/2(α1+α2)∵α=p A0/p B0α1=760/144.8=5.249 ;α2=3020/760=3.974∴αM=1/2(α1+α2)=1/2(5.249+3.974)=4.612y=4.612x/(1+3.612x)由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:1 题附图2解:(1)求泡点:在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A+p B=p A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃lgp A0=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971p A0=102.971=935.41[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566p B0=102.566=368.13[mmHg]935.41×0.4+368.13×0.6=595≈600mmHg∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A/p=p A0x A/P=935.41×0.4/600=0.624(2)求露点:露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A+x B=1或p A/p A0+p B/p B0=1 式中p A=0.4×760=304[mmHg]; p B=0.6×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A0=6.8974-120.635/(103+220.237)=3.165∴p A0=1462.2[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784∴p B0=608.14[mmHg]于是:304/1462.2+456/608.14=0.96<1再设露点为102℃,同时求得p A0=1380.4; p B0=588.84304/1380.4+456/588.84=0.995≈1故露点为102℃,平衡液相组成为x A=p A/p A0=304/1380.4=0.223解:(1)x A=(p总-p B0)/(p A0-p B0)0.4=(p总-40)/(106.7-40)∴p总=66.7KPay A=x A·p A0/p=0.4×106.7/66.7=0.64 (2)α=p A0/p B0=106.7/40=2.674解:(1) y D=?αD =(y/x)A/(y/x)B=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2y D =0.974(2) L/V D =?∵V=V D +L(V/V D )=1+(L/V D )V0.96=V D 0.974+L0.95(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(L/V D )=1.45解:简单蒸馏计算: lnW 1/W 2=⎰-12x x xy dxW 2=(1-1/3)W 1=2/3W 1;y=0.46x+0.549,x 1=0.6,代入上式积分解得: 釜液组成:x 2=0.498,馏出液组成:W D x D =W 1x 1 -W 2x 2(1/3W 1)x D =W 1×0.6-(2/3W 1)×0.498 ∴x D =0.804 6解:Fx F =Vy+Lx ∴0.4=0.5y+0.5x --------(1) y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) --------(2) (1),(2)联立求解,得y=0.528,x=0.272回收率=(V ·y)/(Fx F )=0.5×0.528/0.4=66% 7.解:F=D+W Fx F =Dx D +Wx W已知x F =0.24,x D =0.95,x W =0.03,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228 回收率 Dx D /Fx F =0.228×0.95/0.24=90.4%残液量求取:W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38∴W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h]8解:(1) 求D及W,全凝量VF=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =0.1,x D =0.95,x W =0.01(均为质量分率)F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h]由恒摩尔流得知:F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量M m=1/(a A/M A+a B/M B)] 解得V=87[Kg/h] 由于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V即为冷凝量,(2) 求回流比RV=D+L ∴L=V-D=87-9.57=77.43[Kg/h]R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L与D的组成相同,故8.09亦即为摩尔比)(3) 操作线方程.因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)式中x D应为摩尔分率x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B]=(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961∴y n+1=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.1069解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5×0.441.25x q '=1.5×0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362(5)0<q<1 原料为汽液混合物10解:(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'. 进料平均分子量: Mm=0.4×78+0.6×92=86.4F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W11.6×0.4=D×0.97+(11.6-D)0.02∴D=4.64[Kmol/h]W=6.96[Kmol/h]R=L/D, ∴L=3.7×4.64=17.17[Kmol/h]V=(R+1)D=4.7×4.64=21.8[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×0.4+33320×0.6=32313.6[KJ/Kmol]从手册中查得x F =0.4时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2×75)/32313.6=1.37 ∴L'=L+qF=17.17+1.37×11.6=33.1[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=21.8+0.37×11.6=26.1[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=0.97×30804+33320×0.03=30879.5[KJ/Kmol]∴Qc=21.8×30879.5=673172.7[KJ/h]耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[Kg/h](3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.塔的热量衡算Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q LQ B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有: Q B≈Q V=V·I vIv=(r+Cpt)=30879.5+159.2×8.2=43933.9[KJ/Kmol]∴Q B=21.8×43933.9=957759.02[KJ/h]2.5[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522×4.18×18=39275.3[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h=24.4×18=39.04[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.00511解:提馏段: y m+1’=1.25x M’-0.0187---------(1)=L'x M'/V'-Wx W /V',L'=L+qF=RD+FV'=(R+1)DW=F-D,精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=0.75x n +0.25x D --------(2)q线:x F =0.50 --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=1.25×0.5-0.0187=0.606,代入(2)0.606=0.75×0.5+0.25x D ,x D =0.92412解:(1) y1=x D =0.84,0.84=0.45x1+0.55x1=0.64,y W =3×0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69,0.69=0.45×x W +0.55,x W =0.311,(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),W=100-16.8=83.2(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 ∴R=2.61提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1.25x-0.0187精馏段操作线截距为x D/(R+1)=0.263 ∴x D =0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 ∴x W =0.0748(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=0.723x+0.263y=1.25x-0.0187联立求解,得x=0.535,y=0.65* * 因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=0.6514解:(1) y1=x D =0.9,x1=0.9/(4-3×0.9)=0.692,(2) y2=1×0.692/(1+1)+0.9/2=0.796(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.715解:(1) Fx F=Vy q+Lx q0.45=(1/3)y q+(2/3)x qy q =2.5x q /(1+1.5x q)∴x q=0.375 y q=0.6(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56R=1.5Rmin=2.34D=0.95×0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45×0.95)/0.55=0.041L=RD=2.34×0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503L'=L+qF=1.053+(2/3)×1=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55×0.041/1.17=1.47x'-0.019316解:* * 精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +0.24平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=2.5x/(1+1.5x)提馏段操作线方程y=1.256x-0.01278其计算结果如下:N0x y1 0.906 0.962 0.821 0.923 0.707 0.864 0.573 0.775 0.462 0.706 0.344 0.5677 0.224 0.4198 0.128 0.2689 0.065 0.14810 0.029 0.069由计算结果得知:理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块；17解:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5解得:x W =0.24精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)=0.75x n +0.2 --------(1) 平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) --------(2)交替运用式(1),(2)逐板计算:x D =y1=0.8 .x1=0.571;y2=0.628,x2=0.360;y3=0.470,x3=0.228<x W=0.24∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =0.9,x F =0.5,x W =0.1,R=5,精馏段操作线方程:y n+1=Rx n/(R+1)+x D/(R+1)=5x n/(5+1)+0.9/(5+1)=0.833x n+0.15图解:得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块18题附图19解:(1) F=D+WFx F =Dx D +Wx WD=F(x F -x W )/(x D -x W )=100(0.3-0.015)/(0.95-0.015)=30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/hW=F-D=69.50 Kmol/h(2) N T及N F =?x D =0.95、x W =0.015、q=1、R=1.5；x D /(R+1)=0.38作图得:N T =9-1=8(不含釜)进料位置: N F =6(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)DV'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/hL'=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8Kmol/h由图读得:y W =0.06, x W-1=0.0320解:(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=4.6x/(1+3.6x) --------- (1)q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x)7.2x2 +1.740x-1.35=0解知,x=0.329y=0.693(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.70621解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=2.47×0.6/(1+1.47×0.6)=0.788R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02R=1.5×R min=1.53N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W )]/lgα=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x0.567)∴(N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.2020.567) 解得N=14.5 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/0.7+1=21(包括釜)求加料板位置,先求最小精馏板数(N min)精=lg[x D /(1-x D )×(1-x F )/x F ]/lgα=lg[0.98/0.02·0.4/0.6]/lg2.47=3.85N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=14.5×3.85/7.56=7.4则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6取11块故实际加料板位置为第12块板上.22解:(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=2.4x/(1+1.4x) 作y-x图由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=2/3x n +0.3 ----------- (1)侧线下操作线方程推导如下:以虚线范围作物料衡算V=L+D1+D2Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);L=L0-D2, 则:y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)+(D1x D1+D2x D)/(L0-D2+D1+D2)2=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1+D2x D2/D1)/(R+1)(R=L0/D1)将已知条件代入上式,得到:y S+1=0.5x+0.416(2) 用图解法,求得理论塔板数为（5-1）块,见附图.22题附图23解:根据所给平衡数据作x-y图.精馏段操作线y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1)=0.6x n +0.38q线方程与q线:料液平均分子量:M m=0.35×+0.65×18=22.9甲醇分子汽化潜热:r=252×32×4.2=33868.8[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×4.2=41731.2[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=0.35×33868.8+0.65×41731.2=38979.4[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=0.88×22.9×4.2=84.6[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=8.7提馏段操作线方程与操作线：由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(x W ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为7.6块,可取8块(包括釜).24解:对全塔进行物料衡算:F1+F2=D+W ----------(1)F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W100×0.6+200×0.2=D×0.8+W×0.02100=0.8D+0.02W -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=120.5Kmol/hL=RD=2×120.5=241kmol/hV=L+D=241+120.5=361.5Kmol/h在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V",塔板序号为s.V''+F1=D+L''V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx Dy s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/hV''=V=361.5y s+1"=(341/361.5)x s''+(120.5×0.8-100×0.6)/361.5y s+1"=0.943x s''+0.125解:对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求x D》0.98, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:13×0.5=6.5取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=2.54用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[0.98/0.02-0.5/0.5]/ln2.54=4.175y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)=1.31由y=0.75(1-x0.567)x=(1-Y/0.75)(1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)∴R=(0.392+R min)/(1-0.392)R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =0.5y e=αx/[1+(α-1)x]=2.54×0.5/(1+1.54×0.5)=1.27/1.77=0.72∴R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18∴R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59∴D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h]故最大馏出量为0.696[Kmol/h]26解:求n板效率: Emv =(y n -y n+1 )/(y n*-y n+1 ),因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1与x n成平衡的y n*=αx n /[1+(α-1)x n ]=2.43×0.285/(1+1.43×0.285)=0.492 于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7求n+1板板效率:Emv=(y n+1-y n+2)/(y n+1*-y n+2)=(x n-x n+)/(y n+1*-x n+1 )y’n+1 =2.43×0.173/(1+1.43×0.173)=0.337∴Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.68327解:由图可知:该板的板效率为Emv=(y1-y )/(y1*-y W)从图中看出,y1=x D =0.28,关键要求y1*与y W .由已知条件Dx D /Fx F =0.8∴D/F=0.8×0.2/0.28=0.57作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx WF=D+W联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W0.2=0.57×0.28+(1-0.57)x W解得x W =0.093 习题27附图因塔釜溶液处于平衡状态,故y W =αx W /[1+(α-1)x W ]=2.5×0.093/(1+1.5×0.093)=0.204y W与x1是操作线关系.y n+1 =L'x n /V'-Wx W /V'=Fx n /D-Wx W/D =Fx n /D-(F-D)x W /D=Fx n /D-(F/D-1)x W∴y n+1 =x n /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07当y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=2.5×0.157/(1+1.5×0.157)=0.318 ∴Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%28解:(1)精馏段有两层理论板,x D=0.85,x F=0.5,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F=0.5线交于d.提馏段有两层理论板,从点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：x W =0.17x D/(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W100×0.5=D×0.85+W×0.17得D=48.5Kmol/hV'=V=(R+1)D=8.25×48.5=400Kmol/h 28题附图(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:(1)D=η,Fx F /x D =0.9×100×0.4/0.92=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/hx W =0.1Fx F /W=0.1×100×0.4/60.9=0.0656∵q=1 ∴x q =0.4 查图得y q =0.61R min=(x D -y q )/(y q -x q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48R=1.5×1.48=2.2 x D /(R+1)=0.92/3.2=0.29在y-x图中绘图得N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,取8块,∴第九块为实际加料板(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑(2)改为冷液进料,N T <N T' q=1, N T =const ∴x D↑q约为const,下移加料点,x D↑.29题附图30解:(1)Dx D /Fx F =0.922; Dx D =0.922×150×0.4=55.32Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =55.32150×0.4-(150-D)×0.05=55.32D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/hx D =55.32/56.4=0.981(2) N T及N F (进料位置)x D =0.981,x W =0.05,q=1,x D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)q线: x F=0.4、q=1, q线为垂线。
化工原理—蒸馏ppt课件
双组分精馏：例如乙纯-水体系的分别。
本章着重讨论常压下双组分延续精馏。其原理和计算方法可 推行运用到多组分体系。
气液两相的接触方式
延续接触〔微分接触〕：气、液两 相的浓度呈延续变化。如填料塔。
溶剂 溶剂
规整填料 塑料丝网波纹填料
散装填料 塑料鲍尔环填料
级式接触：气、液两相逐级接触传 质，两相的组成呈阶跃变化。 如板 式塔。
对非理想物系，气〔汽〕、液相的逸度服从以下方程：
fˆiG Pyii
fˆiL fiLxii
式中 i — 气〔汽〕相 i 组分的逸度系数； i — 液相 i 组分的活度系数； fiL — 纯液体 i 在系统温度、压力下的逸度。
fiLpi0i0exV piLP RT pi0
波印丁〔Poynting 〕
xA
P pB0 pA0 pB0
泡点方程〔bubble-point equation〕
理想溶液的汽液平衡——拉乌尔〔Raoult〕定律
xA
P pB0 pA0 pB0
因 poA、poB 取决于溶液沸腾时的〔泡点〕温度，所以上 式实践表达的是一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。
知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，知组成也可由 上式算出溶液的泡点，但普通需试差。
根据相平衡常数的定义
Ki
yi xi
fiL i Pi
式中 i，i 的计算分别与气〔汽〕相组成和液相组成有关 ，相平衡常数 K 不仅与系统温度、压强有关，也与相组成 有关。要确定非理想物系相平衡关系有相当难度。
相平衡常数〔distribution coefficient〕
当系统压力较低，气相近似为理想气体时，气相逸度系数 i 接近于1，波印丁因子也接近于1，有
化工原理蒸馏PPT课件
1
16
1. 利用饱和蒸气压计算气液平衡关系
在 一 定 的 压 力 下t fx
t gy
? 理想物系
在 一 定 的 温 度 下pAf x 理想物系 pBgx
p
A
pB
ห้องสมุดไป่ตู้
p
0 A
x
A
p
0 B
x
B
拉乌尔定律
理 想 物 系 的 t - x （ y ） 相 平 衡 关 系 ：
对 理 想 物 系 ， 汽 相 满 足 ： P p A p B p0 AxpB 0(1x)
vA
pA xA
vB
pB xB
显 然 对 理 想 溶 液 ， 根 据 拉 乌 尔 定 律 有 ：
Ap0 A，BpB 0
什 么 是 相 对 挥 发 度 ？
相对挥发度
vA vB
pA pB
xA xB
yA yB
xA xB
显然对理想溶液，有：
p
0 A
p
0 B
y x 1( 1)x
8
液体混合物的蒸气压
10
§6.2 双组分溶液的气液相平衡
二元物系汽液相平衡时，所涉及的变量有：
温度t、压力P、汽相组成y、液相组成x等4个。
t, P, y
A
B
f C 2 2 2 2 2 t, x
溶 液 （ A+B）
加热
11
§6.2 二元物系的汽液相平衡
P 一定
B
露点线 汽相区
t-y
t 泡点线 两相区
露点线一定在泡点线上方。 杠杆原理： 力力臂 = 常数
t-x
L1
液相区
0
x 或y
化工原理第五章讲稿
二次蒸气 5
料液
加热蒸气 1 2
4
3
1-外壳； 2-加热室； 3-中央循环管； 4-蒸发室； 5-除沫器
冷凝水
完成液
中央循环管式蒸发器
② 悬筐式蒸发器 优点：循环速度可稍大、 易于检修、热损失较小； 缺点：结构复杂、单位 传热面的金属消耗量大； 适用：易结晶、结垢溶 液的蒸发。
三、蒸发器的生产能力和 生产强度
2019/11/30
1、溶液的沸点和温度差损失 蒸发器中的传热温差： Δtm =（Ts - t） 加热蒸汽的温度： Ts（若为150 ℃ ） 蒸发室的压力为1atm而蒸发的又是水： t = T =100℃ 此时的传热温差最大，用ΔtT表示：
tT T s T 1 5 10 0 500
2019/11/30
2019/11/30
② 降膜式蒸发器 优点：传热系数较高，与 升膜相比，可以蒸发浓度 较高的溶液，对粘度较大 的物料也能适用。 缺点：结构较复杂。
2019/11/30
5.1.2 蒸发器的辅助装置
除沫器：利用液体的惯性使气液分离，以除去液沫。
(FW)cp1Fp0cWpwc
给定条件：S，K， x0，t0 ，x1， p0， pk 计算目的：核算蒸发器的处理能力F和加热蒸汽用量D。
或已知： S ，F ， x0，t0 ，x1 ， p0， pk 计算目的：反算蒸发器的K并求D。
2019/11/
5.2.3、蒸发器的生产能力与生产强度
• （1）物料衡算
•
溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，
单位时间进入和离开蒸发器的量相等，即
式中 i 管内溶液沸腾的对 热流 系传 数W ，/(m2 ℃） 0 管外蒸汽冷凝对流 系传 数热 ，
蒸馏总结
蒸馏一、描述精馏过程的基本关系（一）气液平衡关系1. 气液平衡的作用（1）选择分离方法：依据物系的气液平衡关系，对特定的分离任务，可确定或选择分离方法，例如对相对挥发度近于1的物系，宜采用特殊精馏或萃取等分离操作。
（2）在相图（t-x-y ）上说明蒸馏原理：即利用多次部分汽化和部分冷凝的操作，可使物系得到所需要的高纯度分离。
相对挥发度愈大，相图（y-x ）中平衡曲线偏离对角线愈远，分离愈易。
（3）气液平衡关系是精馏过程的特征方程：即是计算理论板层数的基本方程之一。
（4）利用气液平衡，可分析、判断精馏操作中的实际问题：例如在精馏塔中，恒压下操作，温度和组成间具有对应关系，因此可利用易于测量的温度来判断难于测量的浓度。
在实际生产中，时常在精馏塔的适当部位（通常称为灵敏板）上安装温度计，用它来控制、调节整个精馏过程。
又如真空精馏中，如温度出现异常现象，则应考虑系统的气密问题等。
2. 气液平衡关系的表达方式在精馏过程中，气液平衡可用相图和气液平衡方程表示。
（1）t-x-y 图和x-y 图相图中t 代表温度（℃），x 和y 分别代表液、气相中易挥发组分的摩尔分数。
在利用相图时应注意以下几点：①精馏过程的分析多利用t-x-y 图，过程计算多利用x-y 图。
②了解沸点、泡点和露点的概念。
对同一组成下，露点总是高于泡点。
对理论板而言，离开该板的气液两相温度相等，即露点等于泡点，但两相组成不等，而呈平衡关系。
③液化率或汽化率，可再相图上用杠杆规则求得。
部分汽化和部分冷凝是精馏的基础。
④恒压下不同物系具有不同的x-y 图曲线。
当平衡曲线偏离对角线愈远时，表示传质推动力愈大，该物系愈易分离。
⑤同一物系下，不同压强的x-y 曲线也不相同，一般在低压下平衡曲线偏离对角线愈远，即愈易分离，可见低压操作有利于精馏分离。
（2）气液平衡方程①用相对挥发度表示的气液平衡方程()11x y xαα=+- 对理想物系，相对挥发度可表示为：00A Bp p α= 由上式可知，相对挥发度α与塔内温度关系不大，因此在计算中可取全塔平均相对挥发度。
化工原理 第五章 蒸馏
对易挥发组分，dt前后的微分物料衡算为：
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
二、平衡蒸馏（Equilibrium distillation）
1、原理与流程
使混合液体部分 气化，并使气液 两相处于平衡状 态，然后将气液
2020/10/6
2020/10/6
第五章 蒸馏 Distillation
第二节 蒸馏方式
一、简单蒸馏
Simple distillation 二、平衡蒸馏 Equilibrium distillation
2020/10/6
一、简单蒸馏（ Simple distillation）
1、流程及原理
2020/10/6
两相分开。
又名闪蒸（flash distillation）
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
2020/10/6
设馏出液的平均组成为
2020/10/6
第五章 蒸馏 Distillation
第三节 精馏原理和流程
按操作压强
常压 加压
减压
一般情况下多用常压 常压下不能分离或达不到分离要求
混合物中组分
双组分 多组分
按操作方式
间歇 连续
2020/10/6
2020/10/6
二、拉乌尔定律
理想溶液 溶液
非理想溶液
1、拉乌尔定律
2020/10/6
2020/10/6
化工原理-蒸馏
第六章蒸馏蒸馏定义：蒸馏分类：易挥发组分难挥发组分有回流蒸馏（精馏）无回流蒸馏：简单蒸馏（间歇操作）平衡蒸馏（连续操作）特殊蒸馏：萃取蒸馏、恒沸蒸馏按操作压力可分为加压、常压和减压蒸馏两组分精馏和多组分精馏第一节双组分溶液的气液相平衡一、溶液的蒸汽压与拉乌尔定律纯组分的蒸汽压与温度的关系：拉乌尔定律：在一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。
pA=p A0x A（6-2）pB=p B0x B=p B0(1－xA) （6-3）式中p A、p B——溶液上方A，B组分的平衡分压，Pa；p0——在溶液温度下纯组成的饱和蒸汽压，随温度而变，其值可用安托尼(Antoine)公式计算或由相关手册查得，Pa；xA、x B——溶液中A，B组分的摩尔分数。
二、理想溶液气液平衡（一）t-y-x图1．沸点－组成图（t－ x－ y图）（1）结构以常压下苯-甲苯混合液t－ x－ y图为例，纵坐标为温度t，横坐标为液相组成x A和汽相组成y A（x，y均指易挥发组分的摩尔分数）。
下曲线表示平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线，上曲线表示平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线。
两条曲线将整个t－ x－ y图分成三个区域，液相线以下称为液相区。
汽相线以上代表过热蒸汽区。
被两曲线包围的部分为汽液共存区。
t－ x－ y图数据通常由实验测得。
对于理想溶液，可用露点、泡点方程计算。
（2）应用在恒定总压下，组成为x，温度为t1（图中的点A）的混合液升温至t2(点J)时，溶液开始沸腾，产生第一个汽泡，相应的温度t2称为泡点，产生的第一个气泡组成为y1(点C)。
同样，组成为y、温度为t4（点B）的过热蒸汽冷却至温度t3（点H）时，混合气体开始冷凝产生第一滴液滴，相应的温度t3称为露点，凝结出第一个液滴的组成为x 1(点Q)。
F 、E 两点为纯苯和纯甲苯的沸点。
图 苯－甲苯物系的t － x － y 图 图 苯－甲苯物系的y － x 图应用t － x － y 图，可以求取任一沸点的气液相平衡组成。
化工原理蒸馏总结
9、 精馏塔设计时，应先计算出最小回流比，和Rmin相比，回 流比越大，所需理论板数越少，操作能耗（增大 ）。随着回 流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现 （先减小先后增大 ）的变化过程。
10、原料液的数量和浓度不变，简单蒸馏得气相总组成为xD1 、 平衡蒸馏得气相总组成为xD1、则A（ ） A xD1 ＞xD2 B xD1 ＜xD2 C xD1 =xD2 D 无法确定
拉乌尔定律
p
A
pB
p
0 A
x
Ap0 Bx NhomakorabeaB
y x 1 ( 1)x
t~x~y 相图、y~x 相图
2．
简 单 蒸 馏 平 衡 蒸 馏
流程、特点、计算
3． 精馏计算
F D W
全塔 ：
Fx
F
Dx D
WxW
精：
yn1
R R
1
xn
xD R1
，
L RD V (R 1)D
R (1.1 ~ 2)Rmin
11、精馏塔塔顶某理论板上气相露点温度为t1,液相泡点温度为
t2,塔底某理论板上气相露点温度为t3,液相泡点温度为t4。试将
上述四个温度按温度大小顺序排列
T =t ＞t =t 3 4 --------------
21
Rmin
xD ye ye xe
q：
y q x xF q1 q1
q hV hF hV hL
饱 和 液 体 时 ：q 1 饱 和 液 、 汽 混 合 物 时 ：q 液 相 分 率
饱 和 蒸 汽 时 ：q 0
提：
ym1
L' V' xm
WxW V'
，
L' V '
蒸馏-小结
点评：此题对精馏这一章的，几乎所有主要知识点都复习到了。
DxD 1．全塔物料衡算方程和塔顶产品收率 Fx f
的概念；
2．平衡线方程； 3．进料状况参数 q 的意义及 L′与 L 的定量关系； 4．进料线方程； 5．最小回流比及其计算式； 6．精馏段方程和提馏段方程； 7．逐板计算法； 8．默弗里板效率的概念及计算。
拉乌尔(Raoult)定律
pi p x
挥发度
AB
0 i i
i p i / xi
vA pA / xA vB pB / xB
AB
0 y A / xA pA 0 AB y B / xB pB
压力对相平衡的影响
p3 p2 p1
压力增加，平衡线靠近对角线，分离难度大
xD 1 xW lg ( )( 1 xD xW lg m
) 1
②最小回流比
理论板层数：N
Rmin
xD yq yq xq
图解法： 回流比：R Rmin 1 xD a( 1 xD ) 解析法：Rmin a 1 1 xq xq
塔内进行连续精馏的特点
xm+1 xm
ym yn+1 yn
xF
xw
xF
xD
2.物料平衡
F D W ①全塔 FxF DxD WxW
V L D ②精馏段 Vy Lx DxD
V ' L' W ③提馏段 V ' y' L' x' WxW
W (1 xW ) B 100% 2.塔底重组分回收率： F (1 xF )
- 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)。
FxF Dx D WxW F DW
代入数据有：1000 D W
1000 0.5 D 0.9 W 0.1
解之得：D=500kmol/h W=500kmol/h
七、讨论题
蒸馏内容总结
② 若采出560 kmol/h，而xD不变是不可能的。 ∵ 进料中含易挥发组分只有D=500kmol/h
① 当满足以上工艺要求时，塔顶，塔底产品量各为多少？
② 采出560 kmol/h行吗？采出最大极限值是多少？
③ 当采出量535 kmol/h时，若仍要满足原来的产品浓度要求， 可采取什么措施？作定性分析。
解：①由已知有：F=1000kmol/h ；xF=0.5 ； xD=0.9 xW=0.1 q=1 R=2
蒸馏内容总结
七、讨论题
c. 利用平衡关系求解：
y x 1 ( 1)x
取α=2.46
由 y=0.8 时 代 入 上 式 得 ： x=0.62， 则 在 t-x-y 图 得 露 点 t0=89℃ 同理当x=0.8时，得 y=0.91，在t-x-y图得泡点t1=84.3℃。
结论：
（1）混合物冷凝与沸腾时的温度不等，即露点与泡点温度不等 （2）汽液平衡时，两相温度相同。
解法一：将分凝器作为第0块理论板，包括在操作线之中，此时
操作线斜率
R R 1
互为平行，过点（xDi,xDi）如图所示：
yV3
xL3
yV2
yV1
② ③ ①
xL1 xL2 xD1 xD3 xD2
蒸馏内容总结
七、讨论题
（3）作三种情况下的操作线
解法二：将分凝器去掉，以第一块板组成为精馏段的操作顶点
第一种Ⅰ线顶点 y1=0.8 x=xL1
若求泡点：则设
t1 PA , PB x 00
P=760mmHg
若求露点：则设 t0 y 假设泡点t1=84.3℃,则PA0=863.98mmHg PB0=338.84mmHg
x 760 338.84 0.802 863.98 338.84
假设正确
同理，设露点t0=89℃ 则：PA0=991.62mmHg PB0=396.06mmHg y=0.797 假设正确
蒸馏内容总结
七、讨论题 （2）解法一
t0 y1 t1 yV1
xL1 xD1
第一种情况：yV1=xL1=xD1=0.8
图1
第二种情况：分凝器，yV2与xL2达平衡，则塔顶分凝器相当于一
块理论板，由汽液平衡关系有：
yV 2
x L 2
1 ( 1)xL2
又由物料衡算
α=2.46
yV 2
2.46 xL2 1 1.46 xL2
①
Vy1
1 3
VyV
2
2 3
V
xL 2
得
1
2
0.8 3 yV 2 3 xL2
②
t0
yV2 1/3V
y1 t2
xL2
xD2
图2
联立可解出：xL2=0.757； yV2=xD2=0.884
蒸馏内容总结
七、讨论题
a. （2）解法一
第三种情况： ∴ xL3=0.769
yV 3
2.46 xL3 1 1.46 xL3
x D max
FxF D
500 0.893 560
蒸馏内容总结
七、讨论题
③ D=535 kmol/h< Dmax，故是可能的，措施如下：
a. 增大回流比
W=F-D=465 kmol/h
xW
FxF DxD W
500 535 0.9 465
0.04
即xW↓,所以提馏段板数↑，为保证全塔NT不变；在xD不变时只 能增大R，其结果使NT精↓，而且增大R的同时，需提高加料板的位 置。
序排列，并说明理由。
t0
t0
yV2 1/3V
t0 yV3
1/4V
y1
t1
yV1
xL1 xD1
图1
y1 t2
xL2
xD2
图2
y1
t3
xL3 1/3V
xD3
图3
蒸馏内容总结
七、讨论题
③ 三种情况下，精馏段操作线是否相同？在同一y～x图上表示出
来，并将三种情况下：xD，xL，yV的值在y～x图上表示出来。 已知安托尼常数为：
则要求采出的560 kmol/h中含易挥发组分应为： 560×0.9=504 kmol/h
∴达不到xD=0.9的工艺要求。而塔顶的最大采出量
Dmax xD F xF D
FxF xD
500 555.6kmol / h 0.9
要保证采出量为560kmol/，则塔顶产品所能达到的最大浓度为：
华北工学院化工原理教研室蒸馏内容总结
化工原理——蒸馏
2007.11
蒸馏内容总结
一、 汽液平衡关系
蒸馏内容总结
二、 二元连续精馏的计算
xD xF
xW
R L D
蒸馏内容总结
二、 二元连续精馏的计算
xD xF
（3）提馏段操作线
xW
L V W Lxm V ym1 wxw
或 ym1
L qF L qF W
xm
W L qF W
xW
（4）q线方程(进料方程)
y q x xF q1 q1
蒸馏内容总结
三 、进料热状况q：
进料中液相所占分率：
q
iV iV
iF iL
将1kmol原料变为饱和蒸汽所需热量 1kmol原料的汽化潜热
L' L qF V V '(1 q)F
四、回流比
蒸馏内容总结
蒸馏内容总结 y
第二种Ⅱ线顶点 y1=0.8 x=xL2 yV3
第三种Ⅲ线顶点 y1=0.8 x=xL2
yV2 yV1
实际②延长即是①图
总结：① 操作线的作法；
②
② 分凝器xD～xL达平衡，
③ ①
xD≠xL，即相当于一块理论板
xD2 xL2 xL3xxDL11xD3
蒸馏内容总结
七、讨论题
二、苯与甲苯精馏塔进料量为1000 kmol/h，浓度为0.5，要 求塔顶产品浓度不低于0.9，塔釜浓度不大于0.1（皆为苯的摩尔 分率）泡点液相进料，间接蒸汽加热，回流比为2。
①采用全凝器冷凝，在塔顶及回流处插两支温度计，测得温度分
别为t0，t1，问t0，t1是否相等？为什么？并求t0，t1的值？
② 在图1、2、3三种冷凝情况下，第一块板浓度y1含苯0.8。
a. 比较温度t1，t2，t3的大小；b. 比较回流液浓度xL1,xL2,xL3的大
小；c. 比较塔顶产品浓度xD1,xD2,xD3的大小，将以上参数分别按顺
t
t0
b ,t0
t1 a,t1
0.8 x,y
蒸馏内容总结
七、讨论题
解： ② 解析（试差法） 由x、y与PA0、PB0的关系：
xA
P PB 0 PA0 PB 0
yA
PA 0 P
xA
其中：lg
PA0
6.8974
t
1206.35 220.237
lg
PB 0
6.953
1343.94 t 219.58
苯 甲苯
A 6.89740 6.953
B 1206.35 1343.94
C 220.237 219.58
t0
y1
t1
yV1
xL1 xD1
图1
t0
yV2 1/3V
y1 t2
xL2
xD2
图2
t0 yV3
1/4V
y1
t3
xL3 1/3V
xD3
图3
蒸馏内容总结
七、讨论题 解：（1）∵t0是露点温度，t1是泡点温度 ∴t0 >t1 ① 图解法： 在t-x-y图上，从x=0.8处作垂线与t-x及t-y线相交于a、b两点， 则a点为泡点，t1=84.3℃，b点为露点 t0=89℃。
b. 改变q值，如从q=1变为q>1进料NT精↓ 总结：(1)xD，xW，D，W受物料衡算的限制，不能同时假定；
(2)描述精馏的参数，如F，D，W，xF，xD，xW，η，α，R，
q，NT相互影响，相互制约，它们之间的关系同时满足物料衡算， 汽液相平衡方程，以及理论板数NT 。
蒸馏内容总结
七、讨论题
三、在精馏塔的操作中，若F、V维持不变，而xF由于某种原因 降低，问可用哪些措施使xD维持不变？并比较这些方法优点。
①增大回流比 ——降低主品量 ②降低进料位置 ——使xW下降 ③改变q值，使q=1变为q>1 ——塔内热负荷加大
蒸馏内容总结
例4-5 一列管换热器外表面积为40m2，列管为φ25×2.5mm的钢管 。用饱和水蒸气将处理量为2.5×104kg/h的油从40加热到80℃油 走管程且为湍流。蒸汽走壳程，压力为2at (绝压)，冷却对流传热 系数α2＝1.2×104W/m2K,油的平均比热cp=2.1×103kJ/kgK (1) 当油的处理量增加一倍时，油的出口温度为多少？若要保持 油的出口温度仍为80℃，换热器是否能用？ (2) 若不能用，可采取那些措施？ (3) 并联或串联多大面积的换热器才够用？要考虑那些问题？ (4) 处理量增大一倍，若将加热蒸汽压力提高到3at(绝压)，能否 保持油的出口温度80 ℃ ？ (5) 油处理量不变，如果油的粘度增大一倍，仍为湍流流动，其 他物性不变，油的出口温度为多少？ (6) 由于换热器运行时间较长，使得管壁增加了一层污垢，其厚 度为1mm，导热系数λ＝0.2W/mK，此时油的出口温度为多少？
y1 t3 xL3 1/3V 图3 xD3
得：xD3 0.861
0.8 0.757 0.769