化工原理_32两组分连续精馏的计算之梯级图解法讲述
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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
化工原理二元连续精馏.ppt
F, xF
若 F、xF、q、D、xD、R 相同，则
W* W S
W* W ------间接蒸汽加热流程 V
排出的釜液量大
W xW WxW
xW xW ------间接蒸汽加热流程
排出的釜液浓度小 水蒸汽 S，yS=0
D, xD L W*, xW*
3．直接蒸汽加热流程
适用范围：水溶液，且水是难挥发组分 与间接蒸汽加热流程计算相比：
(1)假设恒摩尔流假定成立，则
D, xD
S V' (R 1)D (q 1)F
L' W
F, xF
V
L
S W*
水蒸汽 S，yS=0 W*, xW*
3．直接蒸汽加热流程
与间接蒸汽加热流程计算相比：
（2）精馏线、q线、提馏线方程形式相同
在相同条件（F、xF、q、D、xD、R相同）下， 直接蒸汽加热与间接蒸汽加热相比，操作线及q
xn-1
也称默弗里（Murphree）板效。其定义为：
E mV
汽相实际增浓程度 汽相理论增浓程度
yn
y
n
yn1 yn1
n
yn
yn*
-------汽相默弗里板效
E mL
液相实际减浓程度 液相理论减浓程度
xn1 xn xn1 xn *
--------液相默弗里板效
E
E
R1
y1
R R1
xL
xD R1
y1 0.5 xL 0.5 0.8
0.71
xW
y1
1 y1
0.499
化工原理判断题题库【化工原理试题库】
1、精馏分离的依据是各组分的挥发度的差异，要使混合物中的组分得到完全分离，必须进行多次地部分汽化和部分冷凝。
2、相对挥发度的表示式?=_?A. 对于二组B分溶液的蒸馏，当?=1 时，能否能离不能3、q的定义式是进料的液化分率，饱和液体进料q=_饱和蒸汽进料q=_0_蒸汽是液体的3 倍的混合进料时q=_0.25_ 。
4、二组分的连续精馏操作，精馏段操作线方程为y?0.75x?0.245 ，提馏段操作线方程为y?25x?0.02 ，当q=1 时，则xW?xD5、在连续精馏中，其它条件均不变时，仅加大回流，可以使塔顶产品xD提高_,若此时加热蒸汽量V不变，产品量D将下降。
若在改变R的同时，保持塔顶采出量不变，必需增加蒸汽用量，那么冷却水用量将_增加__。
6 、压力增加_.温度下降将有利于吸收的进行。
7、完成下列方程，并指出吸收糸数的单位。
NA?k.?Ci?C? k 的单位_m_NA?KG.?P?P KG的单位__.ms.atm8、吸收过程中的传质速率等于分子散速率的条件是层流或静止。
9、饱和空气在恒压下冷却，温度由t1降至t2，其相对湿度？不变，绝对湿湿度H下降_, 露点下降，湿球温度下降。
10、萃取操作的依据是_组分在萃取剂中的溶解度的差异. 萃取操作选择溶剂的主要原则是_对被萃取组分有较好的选择性与稀释剂互溶度愈小愈好_,易回收便宜无毒性__.1、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于_待分离的混合物为水溶液且水是难挥发组分的情况_, 与间接蒸汽相比，相同要求下，所需理论塔板数将__理论板数要多。
2、平衡线表示塔的任一截面上气、液两相的易挥发组分在气、液两相间的浓度关系，操作线表示了易挥发组分在塔内的下一块塔板中上升的气相中的组成与上一块塔板上的液相组成之间的操作线关系3、溶液中各组分之挥发度可用它在___气相中的分压_和与之平衡的液相__縻尔分率之比来表示，若是理想溶液，则同温度下的饱和蒸汽压来表示。
4、对拉乌尔定律产生正偏差是由于不同种分子之间的引力小于同种分子之间的引力所造成的。
双组分连续精馏的设计计算精馏操作线方程精PPT课件
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。
第36页/共61页
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
第37页/共61页
④ 水蒸气直接加热的蒸馏计算
第38页/共61页
（4）查得
Y N Nmin N 1
（5） 计算
N Nmin X 1Y
说明：简捷法主要用于对理论塔板数的初估。
计算示例
6.5.6 其他方式的蒸馏
（1）水蒸气直接加热的蒸馏
将水蒸气直接加入塔釜釜液的上方进行加热的方式。
第35页/共61页
① 特点 a）提高了传热效率，省去一再沸器； b）在与间接加热相同的xD及回收率时, xW要求更低，因而需较多的理论板。 c）达到与间接加热相同的xD及xW时,
第4页/共61页
图示： （1）精馏段操作线
（xD，xD），(0，RxD
) 1
（2）q 线
(ZF , ZF ),
斜率 q q 1
（3）提馏段操作线
(xW , xW ), (xq , xq )
第5页/共61页
(3) 进料状态参数对操作线的影响
精馏段操作线方程:
yn1
R R
1
xn
xD R 1
提馏段操作线方程:
6.5.2 进料热状态对精馏操作的影响
(1) 操作线方程的图示（x-y 图）
给定xD , xw , zF , q和R
● 精馏段操作线方程的分析与图示。
yn1
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。
第36页/共61页
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
第37页/共61页
④ 水蒸气直接加热的蒸馏计算
第38页/共61页
（4）查得
Y N Nmin N 1
（5） 计算
N Nmin X 1Y
说明：简捷法主要用于对理论塔板数的初估。
计算示例
6.5.6 其他方式的蒸馏
（1）水蒸气直接加热的蒸馏
将水蒸气直接加入塔釜釜液的上方进行加热的方式。
第35页/共61页
① 特点 a）提高了传热效率，省去一再沸器； b）在与间接加热相同的xD及回收率时, xW要求更低，因而需较多的理论板。 c）达到与间接加热相同的xD及xW时,
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图示： （1）精馏段操作线
（xD，xD），(0，RxD
) 1
（2）q 线
(ZF , ZF ),
斜率 q q 1
（3）提馏段操作线
(xW , xW ), (xq , xq )
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(3) 进料状态参数对操作线的影响
精馏段操作线方程:
yn1
R R
1
xn
xD R 1
提馏段操作线方程:
6.5.2 进料热状态对精馏操作的影响
(1) 操作线方程的图示（x-y 图）
给定xD , xw , zF , q和R
● 精馏段操作线方程的分析与图示。
yn1
化工原理下册课件第一章 精馏第5次课双组分混合物连续精馏计算
L'V0 V'W L'xm'V0y0V' y'm1WW x
❖ 塔内仍为恒摩尔流，
V’=V0 L’=W 提馏段操作线方程为 （y0=0）y'm1V W0 x'mV W0 xW 端点为（xW，0），
问题：此时的q线方程有没有发生变化？为什么？
*【例1-7】 在常压连续精馏塔中，分离甲醇-水混 合液。原料液组成为0.3（甲醇摩尔分数），冷液 进料（进料热状况参数为1.2），馏出液组成为0.9， 塔顶甲醇回收率为90%，操作回流比为2.5。试分 别写出间接蒸汽加热和直接蒸汽加热时的操作线方 程，并对两种加热方式予以比较。
a. 图解步骤 ❖ 在直角坐标中绘出体系相平衡曲线x～y，同时
连对角线 ❖ 通过D（xD,xD)、C(0, xD/(R+1)
两点绘出精馏段操作线 ❖ 通过W(xW,xW), 提馏操作线的
截距-W/(L’-W)·xW绘提馏段操 作线。
b.图解理论板数示例 上述逐级计算过程亦可在x－y图上利用图解法进行 计算
1.5.5 几种特殊情况的理论塔板数
一、 直接蒸气加热
优点：（1）将加热蒸气直接通
入塔釜内，直接加热。加热蒸
气将热量、质量均带入塔内，
同时参与塔的热量、质量的传 F
递。提高了传热效率。（2）
xF
节省一台再沸器。
适用于：待分离物系是由某种
易挥发组分与水组成的混合物。
V0 y0
❖ 物料衡算，精馏段物料衡算与常规塔完全一致， 仅提馏段不同。
• 无论存在温差、还是浓差的混合都是一种反混， 均给精馏带来不利影响，即增加能耗。
当第9板进料，即偏下进 料如图所示。为达到相 同分离要求，需增加理 论板。若偏上进料，则 会导致相同的结果。偏 离越远，对塔不利影响 越大。
❖ 塔内仍为恒摩尔流，
V’=V0 L’=W 提馏段操作线方程为 （y0=0）y'm1V W0 x'mV W0 xW 端点为（xW，0），
问题：此时的q线方程有没有发生变化？为什么？
*【例1-7】 在常压连续精馏塔中，分离甲醇-水混 合液。原料液组成为0.3（甲醇摩尔分数），冷液 进料（进料热状况参数为1.2），馏出液组成为0.9， 塔顶甲醇回收率为90%，操作回流比为2.5。试分 别写出间接蒸汽加热和直接蒸汽加热时的操作线方 程，并对两种加热方式予以比较。
a. 图解步骤 ❖ 在直角坐标中绘出体系相平衡曲线x～y，同时
连对角线 ❖ 通过D（xD,xD)、C(0, xD/(R+1)
两点绘出精馏段操作线 ❖ 通过W(xW,xW), 提馏操作线的
截距-W/(L’-W)·xW绘提馏段操 作线。
b.图解理论板数示例 上述逐级计算过程亦可在x－y图上利用图解法进行 计算
1.5.5 几种特殊情况的理论塔板数
一、 直接蒸气加热
优点：（1）将加热蒸气直接通
入塔釜内，直接加热。加热蒸
气将热量、质量均带入塔内，
同时参与塔的热量、质量的传 F
递。提高了传热效率。（2）
xF
节省一台再沸器。
适用于：待分离物系是由某种
易挥发组分与水组成的混合物。
V0 y0
❖ 物料衡算，精馏段物料衡算与常规塔完全一致， 仅提馏段不同。
• 无论存在温差、还是浓差的混合都是一种反混， 均给精馏带来不利影响，即增加能耗。
当第9板进料，即偏下进 料如图所示。为达到相 同分离要求，需增加理 论板。若偏上进料，则 会导致相同的结果。偏 离越远，对塔不利影响 越大。
化工原理 二元连续精馏的计算
多股进料
汽化潜热相等，该式 能成立吗？
7.4.1 物料衡算
（1）全塔物料衡算
总物料衡算：F＝D＋W
轻组分衡算：FxF＝Dx D＋WxW
D xF xW ，W ＝1－D
F xD xW F
F
a.x D、xW
一定，则 D 、W FF
一定
b.规定Dx D ,则W ，xW 随之而定;
D F
xF xD
,x D
Fx F D
Rmin
xD ye ye xe
最小回流比与分离要求、 相平衡关系有关。
几种特殊情况下的Rmin
Rmin
xD yq
yq xq
③ 最优回流比
费 用
R 理论板数
R V＝R 1D V
V V (q 1)F V R 操作费
总费用 操作费 设备费
Rmin
Ropt
回流比
Ropt 1.2 ~ 2.0Rmin
• 操作条件变动引起温度变 化最明显的塔板。这些塔 板的温度对外界干扰的反 映最灵敏。
t max
② 回流比的影响
已知：N, xF ,, q, D / F求：R 时xD , xW 如何变化？
分析：L V
R 1 R
1
1
1 R
, L V
1 W V
1
(R
FD 1)D (q
1) F
1
(R
1 D/ F 1)D / F (q
（4）捷算法求理论板数
步骤： • 由芬斯克公式计算Nmin Y • 计算Rmin,由费用最低确定R
• 吉利兰关联
X R Rmin ,Y N Nmin
R 1
N 1
Y＝0.75 1 X 0.567
化工原理 精馏
6.2 平衡蒸馏与简单蒸馏
露点线
t/C
泡点线
0
xA xf
yA 1.0
x(y)
任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量 y 始终大于剩余在釜内的液
相中的含量 x，釜内易挥发组分含量 x 由原料的初始组成 xF 沿泡点 线不断下降直至终止蒸馏时组成 xE，釜内溶液的沸点温度不断升高 ，蒸汽相组成 y 也随之沿露点线不断降低。
图 3.3 无中间产品的 多次部分 气化的分离示意图
3.精馏原理
混合液体连续或多次部分汽化，液相组成沿 t-x(y) 相图的 泡点线变化，可得难挥发组分含量很高而易挥发组分含量很低的 釜液。
组成也可算出溶液泡点。
纯组分 饱和蒸汽压与温度的关系，用安托因（Antoine）方程表示：
logp0 A B tC
A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。
6.1 双组分溶液的气液相平衡关系
当汽相为理想气体时
yA
pA P
pA0xA P
xA
P pB0 pA0 pB0
yA
pA0 P
PpB0 pA0 pB0
减
压
加热器 F, xF, tF
阀
t0 Q
D, yD, te yD
闪 蒸 罐
xW W, xW, te
2 平衡蒸馏与简单蒸馏
2.1 平衡蒸馏
2. 物料衡算 总物料衡算
FD W
减
压
加热器 F, xF, tF
阀
t0 Q
D, yD, te yD
闪 蒸 罐
xW W, xW, te
易挥发组分的物料衡算 FFxDDy WWx
3.1 多次部分气化和部分冷凝 过程分析
t/C
化工原理 精馏 图例
全塔物料衡算--确定产品流量,浓度与进 料流量和浓度之间关系. 精馏段物料衡算—确定精馏段相邻两块 塔板之间的物料组成关系.实为精馏操作 线方程. 提馏段物料衡算—确定提馏段相邻两块 塔板之间的物料组成关系.实为提馏操作 线方程.
例题
每小时将15000kg含苯40%（质量，下同） 和甲苯60%的溶液，在连续精馏塔中进行 分离，要求釜残液中含苯不高于2%，塔 顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试求馏 出液和釜残液的流量和组成，以摩尔流 量和摩尔分率表示。
捷算法确定理论塔板层数
平衡蒸馏
流程如下页图:单级而连续操作,溶液预热达较 高温度后,通过减压阀减压,送入蒸馏釜中被部 分气化,两相平衡后分离得产品. 只能实现部分分离. 计算项:
⑴物料衡算—得操作线方程; ⑵溶液预热温度确定; ⑶溶液平衡温度和产品浓度的确定.
平衡蒸馏例题
对某两组分理想溶液进行常压闪蒸，已 知xF为0.5（原料液中易挥发组分的摩尔 分率），若要求汽化率为60%，试求闪蒸 后平衡的气液相组成及温度。
精馏操作线方程例题3
在一连续操作的精馏塔中，分离正戊烷正己烷。进料温度为20℃，进料组成为 0.4，馏出液组成为0.95，塔釜组成为 0.95，釜液组成为0.05，上述组成均为 正己烷的摩尔分率。精馏段每层塔板下 降液体的流量为馏出液流量的1.6倍（摩 尔比），试写出提馏操作线方程
精馏操作线方程例题4
气液平衡方程（去除 下标）：
x y 1 ( 1) x
相图说明
相图t-x-y:两线三区五状态.
相图x-y:实质是气液平衡方程的曲线表 达.
强调—本章所有浓度,溶液量表示全部用 摩尔分率和摩尔量.
化工原理精馏PPT课件全
用饱和蒸气压表示的气液平衡关系
2）用相对挥发度表示 ☆挥发度定义
某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中
的摩尔分率之比
挥发度意义
vi
pi xi
某组分由液相挥发到气相中的趋势，是该组分 挥发性大小的标志
双组分理想溶液
vA
pA xA
pAo xA xA
pAo
vB
pB xB
pBo xB xB
pBo
☆相对挥发度定义
pA pyA
pB pyB p(1 yA )
p
o A
xA
pyA
yA
p
o A
xA
p
pBo xB pyB
yB
pBo xB p
yA
p
o A
x
A
p
xA
p pBo pAo pBo
yA
pAo p
p pBo pAo pBo
xA
p pBo pAo pBo
,
yA
pAo p
p pBo pAo pBo
解 (1)利用拉乌尔定律计算气液平衡数据
xA
p pBo pAo pBo
yA
p
o A
x
A
p
t/℃ x y
80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.8 1.000 0.822 0.639 0.508 0.376 0.256 0.155 0.058 0.000 1.000 0.922 0.819 0.720 0.595 0.453 0.305 0.127 0.000
xF，y，x---原料液、气相、液相产品的组成，摩尔分数
y
1
F D
x
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；
两组分连续精馏的计算PPT104页
、死去何所道，托体同山阿。 57、春秋多佳日，登高赋新诗。 58、种豆南山下，草盛豆苗稀。晨兴 理荒秽 ，带月 荷锄归 。道狭 草木长 ，夕露 沾我衣 。衣沾 不足惜 ，但使 愿无违 。 59、相见无杂言，但道桑麻长。 60、迢迢新秋夕，亭亭月将圆。
46、我们若已接受最坏的，就再没有什么损失。——卡耐基 47、书到用时方恨少、事非经过不知难。——陆游 48、书籍把我们引入最美好的社会，使我们认识各个时代的伟大智者。——史美尔斯 49、熟读唐诗三百首，不会作诗也会吟。——孙洙 50、谁和我一样用功，谁就会和我一样成功。——莫扎特
46、我们若已接受最坏的，就再没有什么损失。——卡耐基 47、书到用时方恨少、事非经过不知难。——陆游 48、书籍把我们引入最美好的社会，使我们认识各个时代的伟大智者。——史美尔斯 49、熟读唐诗三百首，不会作诗也会吟。——孙洙 50、谁和我一样用功，谁就会和我一样成功。——莫扎特
第五节：两组分连续精馏的计算
《化工原理》电子教案 菏泽学院化工教研室
2013-9-11
第五节
型计算。
双组分连续精馏的计算
包括操作型计算和设计型计算。本节讨论板式塔的设计
①：产品的流量和组成；
Байду номын сангаас②：操作压力和进料热状况； ③：精馏塔的理论板层数和适宜进料口位臵； ④：选择塔板类型，确定主要工艺参数和设备尺寸； ⑤：冷凝器、再沸器的热负荷。 精馏过程是传热、传质的综合过程，相互影响的因素较
1 kmolh
D' xD 92 0.9704 89.3 kmolh1 FxF88.46
获得馏出液量D' 92kmolh1的最高组成为
FxF 88.46 x ' 0.9615 92 D
' D
可见，产品的流量和组成受全塔总物料平衡的限制。
2013-9-11
二、操作线方程
提留塔理论板数的求法图解法201548201548提馏塔理论板层数的图解201548957连续精馏装臵的热量衡算和节能一连续精馏装臵的热量衡算201548加热蒸汽供给的热量提留段下降液体带入的热量再沸器中上升蒸气带走的热量釜残液带走的热量lw201548若近似取若用饱和蒸汽加热且冷凝液在饱和温度下排出则加热蒸汽消耗量ldldvhvdld忽略热损失201548二精馏过程的节能常见节能措施1减小回流比当塔上部的温度分布存在显著的变化则可在该处设中间冷凝器采用较低品味的冷剂减少主冷凝器高品味冷剂的用量以减少能耗
(3)露点进料（q=0）
L' L 96.78kmolh1
V ' V F 135.5 100 35.5kmolh1
y
' m+1
96.78 ' 61.29 ' xm 0.04 2.726 xm 0.069 35.5 35.5
2013-9-11
第五节
型计算。
双组分连续精馏的计算
包括操作型计算和设计型计算。本节讨论板式塔的设计
①：产品的流量和组成；
Байду номын сангаас②：操作压力和进料热状况； ③：精馏塔的理论板层数和适宜进料口位臵； ④：选择塔板类型，确定主要工艺参数和设备尺寸； ⑤：冷凝器、再沸器的热负荷。 精馏过程是传热、传质的综合过程，相互影响的因素较
1 kmolh
D' xD 92 0.9704 89.3 kmolh1 FxF88.46
获得馏出液量D' 92kmolh1的最高组成为
FxF 88.46 x ' 0.9615 92 D
' D
可见，产品的流量和组成受全塔总物料平衡的限制。
2013-9-11
二、操作线方程
提留塔理论板数的求法图解法201548201548提馏塔理论板层数的图解201548957连续精馏装臵的热量衡算和节能一连续精馏装臵的热量衡算201548加热蒸汽供给的热量提留段下降液体带入的热量再沸器中上升蒸气带走的热量釜残液带走的热量lw201548若近似取若用饱和蒸汽加热且冷凝液在饱和温度下排出则加热蒸汽消耗量ldldvhvdld忽略热损失201548二精馏过程的节能常见节能措施1减小回流比当塔上部的温度分布存在显著的变化则可在该处设中间冷凝器采用较低品味的冷剂减少主冷凝器高品味冷剂的用量以减少能耗
(3)露点进料（q=0）
L' L 96.78kmolh1
V ' V F 135.5 100 35.5kmolh1
y
' m+1
96.78 ' 61.29 ' xm 0.04 2.726 xm 0.069 35.5 35.5
化工原理精馏-PPT
Rmin
理想溶液 x D yq
Rmin 1
xD xq
吸收
c
xW xq xF
xD
非理想溶液
Rmin
xD yq yq xq
37
6、3 双组分连续精馏塔得计 算 NT,min
当操作线远离平衡线 NT减少,与对角线重合 时达到 NT,min,一般由图解法求取。若体系为双组 分理想溶液,则可通过解析法计算 (Fenske方程):
–
0 +
6、3 双组分连续精馏塔得计
算 不同q值对操
作线得影响
f
0 < q <1
q值不同改变得
是提馏段得操作线
q=0
方程。当进料组成、q < 0 回流比及分离要求
一定时,q值得减少使
提馏段操作线越来
越靠近平衡线。
xW
吸收
28
q=1
q>1
eHale Waihona Puke xFxD29
6、3 双组分连续精馏塔得计 算6、3、5 NT及加料板位置得确定
一次部分气化和部分冷
凝
t
y1>xF>x1
y1——加热原料液时产 生得第一个 气泡得组成。
x1——经过一次气化后 原料剩下得液体得组成。
11
P=定值
D C B
A
xw x1 xF y1 yF
吸收
大家学习辛苦了，还是要坚持
继续保持安静
6、2 精馏原理
多次得部分气化和部分冷凝
t
y3
冷凝器
y1
xF
分离 器
需 NT及进料板位置均不同。
3)随着进料得 q值逐渐减小,精馏塔所需得 NT 是逐渐增加得。
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_32两组分连续精馏的计算之梯级图解法
R 1.6 ~ 1.9Rmin
第九章 蒸 馏
9.5 两组分连续精馏的计算 9.5.1 计算的基本假定 9.5.2 9.5.3 9.5.4 9.5.5 物料衡算与操作线方程 理论板层数的计算 回流比的影响及其选择 简捷法求理论板层数
一、吉利兰(Gilliland)关联图
精馏塔理论 板层数除了可用 前述的逐板计算 法和图解法求算 外，还可用简捷 法计算。通常采 用的简捷法为吉 利兰关联图。 吉利兰关联图
【例9-3】在常压连续提馏塔中分离含乙醇0.036（摩尔分 率）的乙醇—水混合液。饱和液体进料，直接蒸汽加热。 若要求塔顶产品中乙醇回收率为98%，试求： (1) 在理论板层数为无限多时，每kmol进料所需蒸汽量。 (2) 若蒸汽量取为最小蒸汽量的2倍时，所需理论板层数及 两产品的组成。 假设塔内汽液相为恒摩尔流动。常压下气液平衡数据列于 本题附表中。例9-3 附 表
分析：求解本题的关键 是由已知的精馏段操作 线方程求出R及xD
0.7 0.8 0.9 1.0 1.0
0.204 0.365 0.497 0.606 0.697 0.776 0.843 0.902 0.954
将以上数据绘成x-y图，用图解法求理论 板层数，图解过程见本例附图。图解结果 为理论板层数NT=15（包括再沸器） 进料板位置 NF=9
【例9-2】在一连续精馏塔内分离某理想二 元混合物。已知进料量为100 kmol/h，进料 组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下 同），泡点进料；釜残液组成为0.05；塔 顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相 对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为 y=0.72x+0.275 。试计算： （1）塔顶轻组分的收率； （2）所需的理论板层数。
4.进料热状况对理论板层数的影响 进料热状况参数 q 值不同，q 线的斜率也就 不同，q 线与精馏段操作线的交点 d 随之而变动， 从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的 理论板层数。
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一、全回流和最小回流比
1.全回流和最少理论板层数 (1)全回流的概念 若上升至塔顶的蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液 全部回流到塔内，该回流方式称为全回流。 全回流
R
qn , L qn , D
qn , L 0
全回流的应用
精馏的开工阶段
一、全回流和最小回流比
全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内取出 产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作 线合二为一 。 操作线的斜率和截距分别为 R xD 1 0 R 1 R 1 操作线与对角线重合，操作线方程为
R 1.6 ~ 1.9Rmin
第九章 蒸 馏
m D W
一、全回流和最小回流比
2. 最小回流比 (1)最小回流比的概念
对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作 线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比 减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上， 此时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无 穷多阶梯才能到达点 d，相应的回流比即为最小回 流比，以Rmin表示。
回流比与理论板层数的关系
一、全回流和最小回流比
Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬斯克方
程式通过逐板计算法推得。
由汽液平衡方程得
yA xA n y x B n B
操作线方程为
n
y n1 x n
一、全回流和最小回流比
对于塔顶全凝器
第九章 蒸 馏
9.5 两组分连续精馏的计算 9.5.1 计算的基本假定 9.5.2 物料衡算与操作线方程 9.5.3 理论板层数的计算
一、逐板计算法 二、梯级图解法
二、梯级图解法
3.适宜的进料位置 进料位置 对应于两操作 线交点d所在 的梯级，这一 位置即为适宜 的进料位置。
适宜的进料板位置
二、梯级图解法
q线的形状
q 1
q 1
0 q 1
q0
0
q0
q 值越大，进料
温度越低，平衡 线与操作线距离 越远，所需的理 论板层数越少。
进料热状况对理论板层数的影响
第九章 蒸 馏
9.5 两组分连续精馏的计算 9.5.1 计算的基本假定 9.5.2 物料衡算与操作线方程 9.5.3 理论板层数的计算 9.5.4 回流比的影响及其选择
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
xA x B
xA 1 2 N 1 x D B
W
一、全回流和最小回流比
令
m N 1 1 2 N 1
xA x B N 1 x A m x D B W
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
Rmin
xq x F
1 x D (1 x D ) [ ] 1 xF 1 xF
露点进料
Rmin
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
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
分离任务一定
R
～q ～
qn, L、qn,V
n, L、qn,V
能耗 塔径
～ 操作费用 ～ 设备费用
R
理论 板数
～ 塔高 ～ 设备费用
1－操作费用 2－设备费用 3－总费用
适宜回流比的选择
二、适宜回流比的选择
选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生 产实践经验，取 适宜回流 R 1.1 ~ 2.0Rmin 比计算式 统计表明，实际生产中的操作回流比以下列 范围使用较多：
4.进料热状况对理论板层数的影响 进料热状况参数 q 值不同，q 线的斜率也就 不同，q 线与精馏段操作线的交点 d 随之而变动， 从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的 理论板层数。
二、梯级图解法
进料热状况对q线的影响 q 值 q/（q-1） 进料热状况 冷液进料 泡点进料 气液混合 物进料 露点进料 过热蒸气进料
几何 平均
对于全回流操作，N =Nmin
N min xA xB lg[( ) D ( )W ] xB xA 1 lg m
一、全回流和最小回流比
对两组分物系，略去下标 A、B
N min 1 xW xD lg[( )( )] 1 xD xW 1 lg m
芬斯克 方程式
注意
求得的最小理论板层数不含再沸器 m 为全塔平均相对挥发度
斜率
R2 R1
夹 紧 点
xW
xF
xq
xD
最小回流比
一、全回流和最小回流比
(2)最小回流比的求法 ① 作图法
xD yq Rmin Rmin 1 x D x q
R min
xD yq yq xq
最小回流 比计算式
一、全回流和最小回流比
y n1 x n
一、全回流和最小回流比
(2)最少理论板层数 回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理 论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与 对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液 两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数 最少，以Nmin表示。
R 越大 NT 越少 R1 R2 R3 xW xF xD
yA xA y x B 2 B 1
xA x B yA 1 y D B 2
所以
一、全回流和最小回流比
第2层理论板的气 液平衡关系为 则
yA xA y 2 x B 2 B 2 xA xA 1 2 x x B D B 2