化工原理：10_3双组分连续精馏的计算
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
化工原理多组分精馏
2021年7月13日星期二
知识要求
1 多组分精馏过程分析 2 最小回流比 3 最少理论塔板数和组分分配 4 实际回流比和理论板数 5 多组分精馏的简捷计算方法
1 多组分精馏的特点和精馏方案的选择
一 多组分精馏原理
R
多组分 混合物 采用
ESA
相际传 质传热
液体多次 部分汽化
蒸汽多次 部分冷凝
dh wh
结合 f i d i wi
di wi
Nm 1 ih
dh wh
解得 di、wi
di
Nm 1 ih
(
dh wh
)
f
i
1
N ih
m
1
( dh ) wh
wi
fi
1
N ih
m
1
( dh ) wh
II、图解法 计算步骤
➢对关键组分
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
此式的几何意义是：
lg( d l ) lg d h
)D
/(
xl xh
lg lh
)W
xl xh
D
Nm 1 lh
xl xh
W
Dx D,l Dx D,h
Nm lh
1
WxW ,l WxW ,h
dl dh
Nm 1 lh
wl wh
或
dl wl
Nm 1 lh
dh wh
2）以HK为基准组分，任意组分i的分配规律。
对照：d l wl
Nm 1 lh
W ih1 1 xD,l xw,h
l 1
zi zh xW ,h
D F i1 1 x D,l xW ,h
化工原理 第六章 蒸馏
相同时进行多次部分冷凝和部分汽
化。 精馏条件：塔顶的液体回流和塔 釜的产生的蒸汽回流。
29
t P=定值 t1
t P=定值 t1 t2 t3 1 2 3
xW x1
xF
y1
yF
x(y)
x1
x2 xF x3 y1
y2 y3 x(y)
图6-10 一次部分气化的图
图6-11 多次部分气化和冷凝的示意图
30
V HF 加料板F L’ hF V’ H F+1
L' L q F
L L q F
'
F L V ' V L'
V ' V (q 1)F
41
V F L V F L V (1-q)F F qF L L’ 汽液混合进料
V ＝V (1 q)F
V’
V’
L’ 冷液进料
p p xA p
0 A 0 B
0 A
0 B
0 B
0 P pB xA 0 0 p A pB
xB 1 x A
——泡点方程
若平衡的气相为理想气体，可用道尔顿分压定律：
0 pA pA yA x P P
yB 1 y A
——汽液两相平衡组成间的关系
0 0 0 pA pA p pB f A (t ) p f B (t ) —露点方程 yA xA 0 0 p p pA pB p f A (t ) f B (t )
3
传质过程或分离操作：物质在相间的转移过程。
蒸馏：将液体混合物部分气化，利用各组分的挥发 度不同的性质以实现分离目的的操作。
易挥发组分（轻组份）：沸点低的组分 难挥发组分（重组份）：沸点高的组分
化工原理-复习
第1章 蒸馏符号：1.英文字母：D ——塔顶产品（馏出液）流量，kmol/h L ——塔内下降的液体流量，kmol/h V ——上升蒸气的流量，kmol/h 2.上标：°——纯态* ——平衡状态 ＇——提馏段一、 概述1. 易挥发组分（轻组分）：沸点低的组分难挥发组分（重组分）：沸点高的组分 2. 传质过程（分离操作）：物质在相间的转移过程。
3. 蒸馏：将液体混合物部分气化利用各组分挥发度不同的特性达到分离的目的。
分类：（1）操作流程：①间歇蒸馏 ②连续蒸馏 （2）蒸馏方式：①简单蒸馏②平衡蒸馏（闪蒸） ③精馏：（有回流）较难分离 ④特殊精馏：很难分离（3）操作压力：①常压蒸馏②减压蒸馏：Ⅰ、沸点较高 Ⅱ、热敏性混合物 ③加压蒸馏：常压下的气态混合物（4）组分的数目：①两组分精馏②多组分精馏：工业生产中最为常见二、 两组分溶液的气液平衡（一） 两组分理想物系的气液平衡1. 相律（1） 平衡物系中的自由度数、相数及独立组分数间的关系。
（2） F=C-φ+2（2：外界只有温度&压力2个条件可影响物系的平衡状态） 2. 两组分理想物系的气液平衡函数关系（气液相组成与平衡温度间的关系） 理想物系：①液相为理想溶液。
②气相为理想气体。
（1） 用饱和蒸气压&相平衡常数表示的气液平衡关系 1） 拉乌尔定律理想溶液上方的平衡分压：p A =p A °x Ap B =p B °x B =p B °（1-x A ） 溶液沸腾时：p=p A +p B联立：x A =p-p B °p A °-p B ° →泡点方程：气液平衡下液相组成与平衡温度间的关系x B =1-x A｝较易分离或分离要求不高｝原理、计算无本质区别2） 道尔顿分压定律（外压不太高时，平衡的气相可视为理想气体） y A =p Apy A =p A °p x A →露点方程：气液平衡时气相组成与平衡温度间的关系 y B =1-y A（2） 用相对挥发度表示的气液平衡关系 1） 挥发度υ（与温度有关）：υA =p Ax AυB =p Bx B理想溶液：υA =p A °；υB =p B °2） 相对挥发度α（溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比）：α=υA υB = p Ax A p Bx B若操作压力不高，气相遵循道尔顿分压定律：α= py A x Apy B x B=y A x B y B x A=y A （1-x A ）x A （1-y A ） →y A =αx A 1+（α-1）x A理想溶液：α=p A °p B °3） y=αx1+（α-1）x若α>1，α愈大，挥发度差异愈大，分离愈易。
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。
p=p A0x AA（6-2）p=p B0x B=p B0(1－Bx) （6-3）A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；x、x B——溶液中A，B组分的摩尔分数。
A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x1(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 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
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
9.5双组份连续精馏的计算—本章的核心内容
5
f
6
xn xd xF x2
1a x1 xD 1
第十七页，共七十一页。
新乡学院化工原理精品课程
⑤ 将q线、精馏段操作线的交
点d与点b连成提馏段操作线bd；
⑥ 从点a开始，在平衡线与
1 y1
精馏段操作线之间作梯级，当梯
y2 y3
级跨过点d时（这个梯级相当于加
料板），然后在平衡线与提馏段
操作线之间作梯级，直到跨过点b 为止。数梯级的数目，就可以分 别得出精馏段和提馏段的理论板 数，同时(tóngshí)也就确定了加料 板的位置。
L L qF
V V 1 qF
F，xF
V (1-q)F
L
qF L
L
V 精馏段
进料板 属提馏段
V
提馏段
图 加料板上的物流关系示意图 （进料为汽液混合物）
（7-52）
（7-53）
第二十二页，共七十一页。
新乡学院化工原理精品课程
二 、进料状态及各种进料状况下的q值
（1）进料状态
根据进料的料液温度有五种状态
求 yn 1 相平衡
提馏段
求 xn 1
求 yn 2 相平衡 求 xn 2
。。。，
直至 xnm xW 为止。
计算过程总共用了n+m次相平衡关系，因而(yīn ér)全塔所需的理论 板数N = n + m块（包括再沸器）。为什么理论板数中包含再沸器的
呢？
第十五页，共七十一页。
新乡学院化工原理精品课程
1 y1
角线；
y2
② 在x轴上定出xD、xF、xw的点，y3
并通过这三点作垂线(chuíxiàn)定出对
角线上的点a、f、b；
化工原理 精馏 图例
精馏操作线方程例题1
全塔物料衡算例的溶液中，若进料为饱 和液体，选用的回流比R=2.0，试求提馏 段操作线方程式，并说明操作线的斜率 和截距的数值。
精馏操作线方程例题2
在一连续操作的精馏塔中分离苯-甲苯溶 液，其平均相对挥发度为α =2.46。进料流量 为250Kmol/h，其中苯的摩尔分率为0.4。馏出 液流量为100Kmol/h，其中苯的摩尔分数为 0.97。试计算：①塔顶第一层理论板下降的液 体组成；②精馏段每层塔板下降的液体流量为 200Kmol/h时，塔顶第二层理论塔板的上升蒸 汽组成；③若为冷液进料，进料热状况参数 q=1.2，提馏段每层塔板上升蒸汽的流量和塔 釜的气相回流比；④提馏操作线方程；⑤塔釜 上一层塔板的下降液体组成。
原料液的进料热状况
原料液可有五种进料热状况: ⑴低于泡点的冷液进料(q＞1); ⑵泡点温度下的饱和液体进料(q=1); ⑶泡点和露点之间的气液混合物进料(0＜q ＜1); ⑷露点下的饱和蒸汽进料(q=0); ⑸高于露点的过热蒸汽进料(q＜0).
不同进料对精馏塔两段操作的 影响
定性分析如上页各图. 定量讨论用进料热状况参数q. I I 数值计算式：q= I I L F L 物理意义：原料加热成板上气相所需焓 差与加料板处汽化潜热之比。
⑵最小回流比—两操作线交点位于平衡线 上,理论塔板层数无穷.
全回流最少塔板数计算公式芬斯克公式
最小回流比解析计算公式
适宜回流比
应综合考察回流比对精馏总费用的影响 情况,以成本最低为宜—理论上.
实际取最小回流比的1.1～2.0倍.
回流比计算例
对正戊烷-正己烷混合液连续精馏，其 xF=0.4，xD=0.98（均为摩尔分率），已 知平均相对挥发度α=2.92，计算如下三 种进料情况下的最小回流比：①冷液进 料（=1.22）；②饱和液体进料；③气液 混合物进料，原料温度为55℃。
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。
化工原理
即可得到加热器的热负荷 Q
Q = FcP ( T - tF ) (1-19)
原料 F, T, cp
汽相产品 D, y
te
对减压阀和闪蒸罐作热量衡算，忽略 热损失，闪蒸时，物料放出的显热＝部 分汽化所需的潜热，即
F cP ( T － t e ) = (1－q ) F r = D r
加热器 减压阀 汽相产品 D, y
原料 F, xF
闪蒸罐
液相产品 W, x
图1-7 平衡蒸馏装置
进料
加热
减压
部分汽化
二、闪蒸工作原理
闪蒸就是一次部分汽化。 组成为xF 的原料经过一次
t,℃
P =const
B 汽 液 t 过热蒸汽区
汽化后，馏出物中轻组分浓
度y得到提高， 即 y ＞ xF ； 同时，釜液中轻组分浓度x 得到降低，x＜ xF 所以有 x＜ xF ＜ y
第一章 蒸馏
本章主要内容： 1.1 概述 1.2 双组分物系的气液相平衡 1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏 1.4 精馏原理和流程 1.5 双组分连续精馏的计算 物料衡算与操作线方程 进料热状况对两段物料分配的影响 理论板数的计算 回流比对精馏操作的影响 塔高塔径计算/热量衡算 1.6 间歇精馏 1.7 恒沸精馏和萃取精馏 原理及流程 1.8 多组分精馏 关键组分的概念 本章重点: 常压下双组分连续精馏原理与计算。 学习目的 与要求
方程与物料衡算方程。
1.3.1 平衡蒸馏
四、平衡蒸馏理论计算
依据 1) 相平衡关系: ① x–y图 ② 或 y
x 1 ( 1) x
(6 - 13)
t–x–y图
te = f (x) 或 td = f (y)
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 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。
p A=p A0x A （6-2）p B=p B0x B=p B0(1－x A) （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；x A 、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x1(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_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。
- 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)。
L L D
xn
D L D
xD
令 R L ——回流比 D
yn1
R R 1 xn
xD R 1
——精馏段操作线方程
3
返回
精馏段操作线:
y
当R, xD为一定值时,该操 作线为一直线.
斜率: R L
xD
R 1 V
R 1
截距:
xD R 1
操作线为过点（xD， xD ）
画操作线过程如下:
4
xD x 返回
10-10 提馏段操作线方程
F( iV-iF)=(L’-L)(iV-iL) 令：
iV iF L' L iV iL F
q iv iF
每千摩尔进料从进料状况变成饱和蒸汽所需的热量
iv iL
原料的千摩尔汽化潜热
q——进料热状况参数
q L L L L qF F V V (1 q)F
9
返回
F
L
VF
L
V
F
14
其他条件不变，q值变化 只会影响提馏段操作线， 精馏段不变。
返回
提馏段操作线求法
1、公式法：
y
L' V'
x
W V'
xw
或
y L qF x WxW L qF W L qF W
2、两点法：
y R x xD R 1 R 1
y q x xF q 1 q 1
x xd y yd
特殊情况：
7
返回
1、加料板的物料衡算
物料恒算：F+V’+L=V+L’ V V ' F (L' L)
或 (L' L) F (V V ')
2、热量衡算
F, xF, iF
FiF+LiL,m-1+V’iV,m+1=ViV,m+L’iL,m
L iL,m-1V iV,m 加料板m
式中： iV，iL，iF---分别为饱和蒸汽、饱和
q=1时，xd=xF q=0时 , yd=xF
交点d (xd ,yd)与b (xW ,xW)两点相接即提馏段操作线：
y xw yd xw x xw xd xw
15
返回
习题1（求进料的汽液相组成）：
常压连续操作的精馏塔来分离苯和甲苯混和液，已知 进料中含苯0.6(摩尔分数)，进料状态是汽液各占一半(摩 尔数)，从塔顶全凝器取出馏出液的组成为含苯0.98(摩尔 分数)，已知苯—甲苯系统在常压下的相对挥发度为2.5。 试求：1）进料的汽液相组成；(2)最小回流比。
L’ iL,m V’ iV,m+1
液体、原料液的摩尔焓,KJ/kmol；
8
返回
假设：iL,m=iL,m+1=iL =原料在饱和液体状态下的摩尔焓
iV,m = iV,m-1=iV＝原料在饱和蒸汽状态下的摩尔焓
(V-V’)iV=FiF-(L’-L)iL
[F-(L’-L)] iV=FiF-(L’-L)iL
D xF xW F xD xW
2
塔底采出率 W 1 D xD
F
F xD
塔顶易挥发组分回收率
塔底难挥发组分回收率
xF
xBAWWFDF((11xxFD
W,
100%
xW ) 100%
xF )
返回
xW
10-9 精馏段操作线方程
V L D Vyn1 Lxn DxD
yn1
L V
xn
D V
xD
V’ L’
V’ L’
V V’
L L’
冷液进料
泡点进料
汽液混合进料
q>1
L' L F
V V'
q=1
V '＝V
L'＝L＋F
0<q<1
V ＝V (1 q)F
L L qF
10
返回
VL F
V’ L’
饱和蒸汽进料 q=0
V V F L L
11
VL F
V’ L’
过热蒸汽进料 q<0
V V' F
L' L
返回
iv iL
rF
2、 q L L
F
3、对以下3种进料状况：q=0, 0<q<1, q=1, q表示进料中液相所占的摩尔分率
将q代入提馏段操作线方程得：
y L qF x WxW L qF W L qF W
12
返回
进料方程（q线方程）
Vy Lx DX D
V
'
y
L'
x
WX
W
V ' V (q 1)F 代入
L' L qF
(V 'V ) y (L'L)x (WX W DX D )
y q x xF q 1 q 1
q线方程或进料方程
也是精馏段和提馏段交点d的轨迹方程
13
返回
q>1 q=1 0<q<1 d q=0 d q<0
(液相0.49；汽相0.71；Rmin=1.227)
16
返回
第三节 双组分连续精馏的计算
(一)全塔物料衡算 (二)精馏段操作线方程 (三)提馏段操作线方程 (四)进料热状况的影响 (五) 进料方程（q线方程）
1
返回
10-8 全塔物料衡算
F、D、W——kmol/h xF、xD、xW——摩尔分率
D, xD
F D W FxF DxD WxW
F, xF
塔顶采出率
L' V ' W L'xm V ' ym1 WxW
ym1
L V
' '
xm
W V'
xw
L' L 'W
xm
W L 'W
xw
——提馏段操作线方程
5
返回
操作线的实际做法
d
6
返回
10-10 进料热状况的影响 (1) 冷液 (2) 饱和液体（泡点进料） (3) 气液混合 (4) 饱和蒸汽（露点进料） (5) 过热蒸汽