完整word版精馏例题

例7—4 欲将65000kg／h含苯45％、甲苯55％(质量百分率，下同)的混合液在一连续精馏塔内加以分离，已知馏出液和釜液中的质量要求分别为含苯95％和2％，求馏出液和釜液的摩尔流率以及苯的回收率。

解苯和甲苯的摩尔质量分别为78kmol/kg和92kg/mol

0.45/78?0.4911x?进料组成F9255/0.45/78?0.7895/0.9573.x??0

产品组成D92/.95/78?0.05078/0.020235.x??0

W92/02/78?0.980.进料平均摩尔质量

_____kgkmol/85.120.4911)?92??x)M?0.4911?78?(1?1M?xM?(BAFFF

65000?763.6kF?mol/h则85.12根据式(7—29)得

x?x0.4911?0.0235WF F＝?763.6?382.4kmol/hD＝

x?x0.9573?0.0235WD所以 W＝F－D＝763.6－382.4＝381.2kmol/h

Dx382.4?0.9573?D?100%＝?100%?97.6%?苯的回收率

1Fx763.6?0.4911F

例7-5分离例7－4中的苯－甲苯溶液。已知泡点回流，回流比取3。试求：

(1) 精馏段的气液相流量和精馏段操作线方程；

(2) 泡点进料和50℃冷液进料时提馏段的气液相流量和提馏段操作线方程。

解：

(1) 精馏段的气液相流量和精馏段操作线方程

精馏段的气液流量由回流比及馏出液流量决定，即

V?(R?1)D?4.0?382.4?1529.6kmol/h

L?RD?3.0?382.4?1147.2kmol/h

精馏段操作线方程由式（7－34）计算，即

xR31D＝x??0.9573?0y?.75x?x?0.2393R＋1R＋13＋13?1 (2) 提馏段的气液相流量和提馏段操作线方程

在其他操作参数一定的情况下，提馏段的气液相流量即操作线方程受进料热状况的影响。

①泡点进料，q=1，则由式（7－43）得

?＝L＋qF＝1147.2?763L.6?1910.8kmol/h??V?(1?q)VF?1529.6kmol/h代入提馏段操作线方程（7－38）得

?W1910.8381.L2?0.0235y?x?x＝x??1.249x?0.00586

W???W1529.L61529.L6?W② 50℃冷液进料. 根据x＝0.4911，查常压下苯—甲苯的t-x-y图，得泡点F t=94.2℃，露点t=99.2℃。在平均温度为(92.4+50)／2=71.2℃下，查得苯和甲苯db的质量比热容为1.83kJ／(kg·℃)，于是料液在该温度下的比热容为

c?1.83?85.12?155.8kJ/(kmol.℃)PL．

于等近似气时所要吸收的热量液进料从94.2℃的饱和体变为99.2℃的饱和蒸94.2℃料液的气化潜热（忽略蒸气显热的影响）。查得94.2℃时苯和甲苯的气化潜，于是料液的气化潜热为／kg热分别为390kJ／kg和360kJkmol

／）×360×92＝31794.0 kJ r=0.4911×390×78+（1－0.4911??)tc(t?50?155.8?.942

FbPL221.?1?1??q?031794.r所以提馏段的气液流量为h

763.6=2078.8 kmol／ L?=L+qF=1147.2+1.22×h 763.6=1697.6kmol／

V?=V-(1-q)F=1529.6-(1-1.22)×代入提馏段操作线方程得

?Wx02350.2078.8381.2L?W00528..??122x?0xy???x

??6.L?W1697.61697L?W，b(xd的坐标，提馏段操作线是过d(x，y)和或求出精馏段操作线与q线的交点Wdd这两点的一条直线。x)w线方程：

q x4911.q1.220F2323.54x?0.x??xy???5

1?11.22?q?1q?11.22联立精馏段操作线和q线方程：239375x?0.y?0.??232354x?2.y?5.?解得516x?.0?d?626.y?0?d为也方程，点b(0.0235，0.0235)得一条直线，过点d(0.5160.626)和。y=1.22x-0.00528

中饱和液体进料时全塔需要的理论塔板数和加料板位置。－6例7—7以捷算法求例7 中的数据为－6 解例7=0.0235,R=3.0

=0.957,x x=0.491,x wFD????47.?2＝2.60?2?.35），精馏段相对挥37－取全塔相对挥发度（参见表WD????542..49??2.60??2发度。1FD R (1)求最小回流比min 56）得由公式（ 7－???????x?1x957012957.47.1?10.????DD???1.18R?＝????

min1?q?4910.10x1?2.47?1.491?x?1????FF、N (2)求最少理论板数N min1min进行计算得54)和(7—分别利用式(7—

53)??????xx??0235.1?00.957??????W??D lglg????????????

xx1－－102350.?10.957????????????WD?7?.N55?

min?47.2lg?lg ??????xx??4910.9571?0.????????FD lglg????????????x1x1－－491.01?0.957????????????FD?3.?37N?1min,?lg2.54?lg1 (3)利用捷算法求理论板数N、N 1R?R3?1.18min??0.455X?

113?R?????56680.56680.270?4550?0.75.1?Y?0.7501?X.

NN?55?7.N min?270Y??0.由1N?N?1解得 N=10.7 (包括再沸器)

再根据式(7-59)得

N3.381min,?10.7N??4N?.817N.55min例7—8 若已知例7－7所用精馏塔的总板效率E=0.54，试估算泡点进料时所需的实o际塔板数和加料板位置。若该塔操作时，已测得塔顶第1块实际塔板下降液体组成x=0.93，试求第1块塔板的气相默弗里板效。1解 (1)求实际塔板数和加料板位置

由例7—7结果知，完成上述分离任务所需的理论板数N=9.7块(已扣除再沸器)，其中精馏段N=4.8块。故由式(7—62)得1全塔实际板数：Ne=N／Eo=9.7／0.54=18.0，圆整为18块；

精馏段实际板数：N=N／E。=4.8／0.54=8.9，圆整为9块，加料板在第10块。1e1 (2)求塔板的气相默弗里板效

用逐板计算法求解，在塔顶蒸馏范围内近似取相对挥发度?=2.58。根据题意有

2.58x n y?相平衡方程：n x1.581?n95730.2390.?yx??0.75x?精馏段操作线方程：n1nn?44计算过程为：

y=x=0.957（全凝器）D1y?0.75x?0.239?0.75?0.93?0.239?0.937

122.58x2.58?0.93*1???0.972y

11?1.58x1?1.58?0.931y?y0.957?0.93721??0.571E?

1,mV?937.0?972.0y?y21．