化工原理下13 精馏的物料衡算
化工原理下1-3 精馏的物料衡算(课堂PPT)
1(1.61)x1
x1 0.92
R
1
(2) y2R1x1R1xD
2210.9220.9150.93
（3） V （质）= ( R + 1 ) D(质）
= ( 2 + 1 )×50 kg / h = 150 kg / h M氯访= 119.35 kg / kmol M四氯化碳 = 153.8kg / kmol Mm= (0.95×119.35 + 0.05×153.8) kg / kmol
质量分率化为摩尔分率
x
xG/MA
xG/MA(1xG)/MB
摩尔分率化为质量分率
xGxMAx(1M Ax)MB
XG表示轻组分的质量分率
例题1:将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正 己烷混合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷0.98, 釜液含正戊烷不高于0.03,求馏出液、釜液的流量及塔 顶易挥发组分的回收率。
yn1L内 L 内DxnL内 D DxD
若令 R内L内/D
则yn1R内 R内 1xnR内 xD 1
R内与R关系？ 令R内q回流 R
则 q回流 R R 内L L 内 //D DL L 内
LLLpC m (tbtR)/rm
L
L
q回流cpm(tb
tR)rm rm
例题2
例: 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内 分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流
塔釜难挥发组分回收率
W (1 xW )
F(1xF)
思考
为什么不再对重组分进行物料衡算？ 答：由于xB=1-xA，并不是独立的，
对重组分物料衡算所得的方程：
F (1-xF) = D(1- xD)+ W (1-xW) 可由F = D + W 与
精馏塔的物料衡算
甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏塔设计系部：化学工程系专业班级：普08应用化工（1）班姓名：指导老师：时间：2010年5月8日新疆轻工职业技术学院目录摘要 (2)关键词 (2)前言 (2)1精馏 (2)2工艺条件 (3)3精馏塔的物料衡算 (4)4板数的确定 (5)5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9)7塔板主要工艺尺寸的计算 (10)8筛板的流体力学验算 (11)9塔板负荷性能图 (13)小结 (16)参考文献 (18)致谢 (19)摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。
精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。
在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。
本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。
关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
1 精馏1.1 精馏的原理利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。
物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D= 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计100132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 甲苯 92乙苯106名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯甲苯乙苯泡点方程：p x pni i i=∑=10 试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α 514.2=甲苯α 1=乙苯α；136=底t ℃， 96.1=甲苯α 1=乙苯α；133=进t ℃， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
化工原理课件(十一五)课件第六章第四节物料衡算和操作线方程
（5）过热蒸气进料
q Cm' p (Ts tF ) < 0 rm
总物料衡算
液相分率 q L' L
F
V ’ ＝L’－W
L’=V’+W ①
L' L
q
②
F
L，=L+qF
V'=V+(q－1)F
提馏段物料衡算
q的引入，使提馏段上升蒸汽及下降液体流量的计算容易了。
联想恒摩尔流假设中V与V’，L与L’不 一定相等，那么什么情况下相等？
IL≈IL'
代入②式并 与①联立
V,IV
L,IL
V’, IV’ L’, IL’
（V－V'） IV =F IF－(L'－L) IL
IV I F L' L
IV IL
F
=q
q L' L F
液相分率
热状况
q
IV IV
IF IL
将1kmol原料变成饱和蒸汽所需热量 1kmol原料的汽化潜热
参数
三、q 线方程（进料方程）
Vy=Lx+DxD ① V'y=L'x－WxW ②
进料板连接着精馏段与提 馏段，因此组成相同，下 标省略！
① － ②：
1.0
（V'－V）y=(L'－L)x－(DxD+WxW)
q=1 q>1
a
0<q<1
（q－1)F y=q F x－F xF
y q x xF q 1 q 1 ——q线方程
W V'
xW
y
1.0
因为 L’=V’+W
而L’、 V’受进料温度状 况的影响，所以在学习 下面内容之前，无法分
化工原理 精馏讲课例题公式总结
例1在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为1000kmol/h ，组成为含苯0.4（摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯0.9，苯在塔顶的回收率为90%，泡点进料(q=1)，回流比为1.83，物系的平均相对挥发度为2.5。
试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。
解：D n n x VD x V L y +=+1 D L V +=D L R =D R V )1(+=RD L =V Wx x V L y W m m '-''=+1热状况函数定义qF L L +='提馏段物料衡算W V L +=''关键计算W L V -''=111+++=+R x x R R y D n n9.0==F D Fx Dx η h kmol x Fx D D F /4009.04.010009.09.0=⨯⨯==W=F-D=1000-400=600kmol/hw D F Wx Dx Fx += W x ⨯+⨯=⨯6009.04004.01000 00667.0=W x 111+++=+R x x R R y D n n精馏段操作线方程 318.0647.0183.19.0183.183.11+=+++=+n n n x x yV Wx x V L y W m m '-''=+1h kmol D R V V /113240083.2)1(=⨯=+=='h kmol F RD F L qF L L /1732100040083.1=+⨯=+=+=+=' 提馏段操作线方程0354.053.111320667.0600113217321-=⨯-='-''=+m m W m m x x V Wx x V L y例2氯仿和四氯化碳的混合液在一连续精馏塔中进行分离。
要求馏出液中氯仿的组成为0.95（摩尔分率），馏出液流量50Kg/h 。
化工原理-精馏过程的物料
加料板
L' IL'
(6)式变为：
FI F V IV LI L VIV LI L
V V IV FI F L LIL 将（5）式代入 F L LIV FI F L LIL FIV L LIV FI F L LIL F IV IF L LIV IL
令 q IV IF L L
V 1 qF V y L qF Lx Fx f
q 1Fy qFx Fx f
∴ y q x xf
q 1 q 1
q 1y qx x f
(13)
此式即为加料板的操作线方程，也叫q线方程，
它表示在加料板的上升蒸气组成和回流液组成之间的 关系。即y与x的关系。
6、提馏段操作线方程的另一种形式
R 1
精馏段操作线。
2、q线
y q x xf q 1 q 1
若x=xf 时，
y
q
q
1
x
f
xf q 1
xf
在y－x图上，q线通过对角线上y = x = xf一点,
q
斜率为 q 1 的直线，料液的进料状况不同， q线的斜率不同。
冷料
y
饱液
气液混合
-+ +-
饱气
x
过热
xf
14、进料热状况
进料状况 q值
（3）、各组分的气化潜热接近相等。
2、精馏段操作线方程
精馏段的作用：利用回流把上升蒸气中的重组分逐 步冷凝下来，同时把回流液中的轻组分气化，从而在 塔顶得到比较纯的轻组分。
精馏段的操作线方程 可以根据物料衡算导 出。按下图圈定的范 围（n+1板以上）作
物料衡算：
V
L
D
化工原理：10_3双组分连续精馏的计算
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 ')
化工原理知识点整理
相平衡方程 ()11y xα=+- 全塔物料衡算 W D F += W D F Wx Dx Fx +=塔顶产品采出率 W D W F x x x x F D --= 塔釜产品采出率 D F D Wx x W F x x -=- 易挥发组分回收率 D F Dx Fx η= 难挥发组分回收率 (1)w F Wx F x η=- 精馏段物料衡算 11D D 1+++=+=+R x x R R x V D x V L y n n n /R L D = ()1V R D =+=L+D提馏段物料衡算 qF L L += F q V V )1(--=1(1)(1)(1)(1)n n W n W L W RD qF F D y x x x x V V R D q F R D q F++-=-=-+--+-- 进料线方程(q 线方程) 11F ---=q x x q q y 理想溶液最小回流比的计算De min min D e 1x y R R x x -=+- 对于不同的进料热状况，x q 、y q 与x F 的L 与L , V 与V 的关系为（1）冷液进料：x q ＞x F ，y q ＞x F ，q>1,L ＞L+F, V ＜V ；（2）饱和液体进料（泡点进料）：x q ＝x F ，y q ＞x F ； q ＝1, e F x x = L ＝L+F, V=V ；（3）气液混合物进料：x q ＜x F ，y q ＞x F 0<q<1, L ＞L, V ＞V ；（4）饱和蒸汽进料（露点进料）：x q ＜x F ，y q ＝x F ； q=0, F e y x = L =L, V=V +F ；（5）过热蒸汽进料：x q ＜x F ，y q ＜x F ； q<0, L ＜L, V ＞V +F ；绝对湿度(湿度) 0.622p H p p =-水汽水汽不饱和湿空气：()d W as t t t t >> 饱和湿空气：()d W as t t t t ==p ϕ=水汽一定温度、压力下空气中水汽分压可能达到的最大值s ()p p ≤s /p p 水汽s ()p p >/p p 水汽=湿空气的比热容(湿比热容) pH 1.01 1.88c H =+ 单位 kJ/(kg ∙℃)湿空气的焓(1.01 1.88) 2 500I H t H =++ 单位m 3/kg 干气湿空气的比体积)273)(1056.41083.2(33H +⨯+⨯=--t H v 单位m 3/kg 干气 恒速段 11()c c A C G X X A N τ-=⋅ 降速段的近似计算法c c 2X 2ln G X AK X τ= A X c()C N K X = 绝干物料量 c 1122(1)(1)G G w G w =-=- ww X -=1 蒸发水分量 c 12112212()W G X X G w G w G G =-=-=-2120()()W V H H V H H =-=- 预热器的热量衡算 1P 10pH 10()()Q V I I Vc t t =-=-干燥器的热量衡算 121p,1D 2c ,2c X p X L VI G c Q VI G c Q θθ++=++c p,X ——湿物料的比热容，kJ/(kg 干物料.℃) p,X p,s p,L c c c X =+，水c p,L =4.18 kJ/(kg.℃)常用干燥器： 厢式干燥器、喷雾干燥器、流化床干燥器、气流干燥器等几种干燥器的特点：① 喷雾干燥器：干燥速率快，干燥时间短(仅5~30s)，特别适用于热敏性物料的干燥；能处理低浓度溶液，且可由料液直接得到干燥产品。
化工原理《蒸馏》习题及答案
化工原理《蒸馏》习题及答案1.单位换算（1） 乙醇-水恒沸物中乙醇的摩尔分数为0.894，其质量分数为多少？ （2） 苯-甲苯混合液中，苯的质量分数为0.21，其摩尔分数为多少？大气中O 2含量为0.21， N 2含量为0.79（均为体积分率），试求在标准大气压下， O 2和N 2 的分压为多少？ O 2和N 2 的质量分数为多少？ 解：（1）质量分数 956.0106.018894.046894.046=⨯+⨯⨯=+=B B A A A A A x M x M x M a（2）摩尔分数（苯分子量：78；甲苯分子量：92）239.09279.07821.07821.0=+=+=BBAAA AA M a M a M a x （3）79.0121.0=-==⋅=O N O O P P y P P767.0233.011233.079.02821.03221.032=-=-==⨯+⨯⨯=+=O N N N O O O O O a a x M x M x M a2．正庚烷和正辛烷在110℃时的饱和蒸气压分别为140kPa 和64.5kPa 。
试计算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均为摩尔分数）组成时，在110℃下各组分的平衡分压、系统总压及平衡蒸气组成。
（此溶液为理想溶液） 解：409.0591.011591.07.9456kPa 7.947.3856kPa 7.386.05.64kPa 564.0140=-=-=====+=+==⨯=⋅==⨯=⋅=A B A A B A B O B B A O A A y y P P y P P P x P P x P P3．试计算压力为101.3kPa 时，苯-甲苯混合液在96℃时的气液平衡组成。
已知96℃时， p A o =160.52kPa ，p B o =65.66kPa 。
解：液相苯的分率：376.066.6552.16066.653.101=--=--=OBO A O B A P P P P x气相苯的分率：596.03.101376.052.160=⨯=⋅=P x P y A OAA4．在101.3 kPa 时正庚烷和正辛烷的平衡数据如下：试求：（1）在压力101.3 kPa 下，溶液中含正庚烷为0.35（摩尔分数）时的泡点及平衡蒸汽的瞬间组成？（2）在压力101.3 kPa 下被加热到117℃时溶液处于什么状态？各相的组成为多少？ （3）溶液被加热到什么温度时全部气化为饱和蒸汽？ 解：t-x-y 图0.00.20.40.60.81.095100105110115120125oC习题4附图由t -x -y 图可知（1）泡点为114℃，平衡蒸汽的组成为0.54（摩尔分数）；（2）溶液处于汽液混合状态，液相组成为0.24（摩尔分数），气相组成为0.42（摩尔分数）； （3）溶液加热到119℃时全部汽化为饱和蒸汽。
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。
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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。
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【结论】进料热状况不同，其温度不同，状态亦不同。
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习下册 第一章蒸馏 概念1、精馏原理2、简捷法3、漏液4、板式塔与填料塔 公式全塔物料衡算【例1－4】、 精馏段、提馏段操作线方程、 q 线方程、 相平衡方程、逐板计算法求理论板层数和进料版位置（完整手算过程） 进料热状况对汽液相流量的影响2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D 和W ，则精馏段液气比总是小于1，提馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？ 正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即1==''VLV L4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？1.恒沸精馏和萃取精馏。
对于形成恒沸物的体系，可通过加入第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于分离。
对于相对挥发度很小的物系，可加入第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于分离。
5．恒沸精馏原理6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。
（5分）1.漏液线（气体流量下限线）（1分）2.雾沫夹带线（气体流量上限线）（1分）3.液相流量下限线（1分）4.液相流量上限线（1分）5.液泛线（1分）最适宜的区域为五条线相交的区域内。
7．进料热状况参数8、平衡蒸馏原理9、液泛的定义及其预防措施10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。
11、什么是理想物系？四 计算题1、用一精馏塔分离苯-甲苯溶液（α=2.5）,进料为气液混合物，气相占50%（摩尔分率,下同），进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？（2）塔顶第一理论板上升的蒸汽组成为多少？2、某连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段：263.0723.01+=+n n x y提馏段：0187.025.11-=+n n x y设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。
化工原理公式汇总
石油化学工程原理（下册）公式总结第八章 传质1.质量分率 ： 可知 1=+++ C B A a a a2.摩尔分率: 可知1=+++ C B A x x x3.质量分率与摩尔分率的换算4.质量比 有 摩尔比 有5.等分子反向扩散)(21A A A p p RT D N --=δ )(21B B B B p p RT DJ N --==δ且 AB N N -= LA A L AL ALC CD J N )(21-⎪⎭⎫ ⎝⎛-==δ L B B LBL BL C C D J N )(21-⎪⎭⎫⎝⎛-==δ6.一组分通过另一停滞组分的扩散(单向扩散)))((21A A BmA p p p p RT D N -=δ LA A SmM L AL C C C CD N ))(()(21-=δ第九章 精馏1.拉乌尔定律 A oA Ax p p = )1(A o B B o B B x p x p p -== 2.道尔顿分压定律: B A P P P += 其中，A A Py P = ，B B Py P =3.相平衡常数:iii x y K =对于低压下液相为理想溶液的物系，有：P P K i i 0=4.相对挥发度:BB A A B A x P x P //==ννα5.（1）泡点方程：o B o A o B A P P P P x --= （2）露点方程：)()(o B o A o B oA A o A A P P P P P P P x P y --== （3）相平衡方程：i i i x K y = 由于α随温度的变化不大，所以通常也可表示为xxy )1(1-==αα6. 精馏过程计算：（1）全塔物料衡算 F=D+W W D F Wx Dx Fx +=（2）精馏段物料衡算 :精馏段操作线方程为:D n n x V D x VL y +=+1 回流比D LR =，RD L =，D R V )1(+=∑∑==iiA A i i A A A M a M a M a m M m a x ∑=ii AA A M x n nM x aB A m m a =a a a -=1BA nn X =x x X -=1X X x +=1a a a +=1 ,,,n n x nn x n n x C C BB A A ===,,,mm a m m a m m a C C BBA A ===气相 液相气相式中 液相1212ln B B B B Bm p pp p p -= 最小回流比q D q D x x y x R R --=+1min min q q q D x y y x R --=minR opt =(1.1~2)R min（3）提馏段操作线方程： '''1V Wx x V L y W m m -=+式中，F q V V qF L L )1(''-+=+=，，进料的千摩尔汽化潜热量态变为饱和蒸汽所需热每千摩尔进料从进料状=--=L V F V h h h h q（4）进料线方程：11---=q x x q qy F过点（F F x x ，）、斜率为)1(-q q 的直线。
化工原理(下)复习各章知识点及复习题
第1章蒸馏 内容小结复习题1 蒸馏概述蒸馏操作是借混合液中各组分挥发性的差异而到达别离目的。
轻组分：混合物中的易挥发组分；重组分：混合物中的难挥发组分例：蒸馏是别离的一种方法，其别离依据是混合物中各组分的，别离的条件是。
答：均相液体混合物，挥发性差异，造成气液两相系统精馏操作压力的选择减压蒸馏：降低了液体的沸点。
应用场合：别离沸点较高的热敏性混合液，混合物沸点过高的物系〔防止采用高温载热体〕。
加压蒸馏：提高冷凝温度防止使用冷冻剂。
应用场合：别离常压下呈气态的物系，馏出物的冷凝温度过低的物系。
举例：脱丙烷塔操作压力提高到1 765kPa时，冷凝温度约为50℃,便可使用江河水或循环水进行冷却，石油气常压呈气态，必须采用加压蒸馏。
2 双组分溶液的气液相平衡例：当混合物在t-x-y图中的气液共存区内时，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: 相等，大于，杠杆规那么例：当气液两相组成相同时，那么气相露点温度液相泡点温度。
答：大于例：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，假设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：易挥发组分，难挥发组分，不能用普通蒸馏方法别离，远离理想溶液的含义例：理想溶液满足拉乌尔定律，也满足亨利定律；非理想稀溶液满足亨利定律，但不满足拉乌尔定律;服从亨利定律并不说明溶液的理想性，服从拉乌尔定律才说明溶液的理想性例：精馏塔别离某二元物系，当操作压强降低时，系统的相对挥发度 ( )，溶液的泡点( )，塔顶蒸汽冷凝温度( )。
答：增大，减小，减小3 平衡蒸馏与简单蒸馏4 精馏例：精馏塔的作用是。
答：提供气液接触进行传热和传质的场所。
例：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：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例：离开理论板时，气液两相到达状态，即两相相等，____互成平衡。
化工原理蒸馏习题详解
蒸馏练习下册第一章蒸馏概念1、精馏原理2、简捷法3、漏液4、板式塔与填料塔公式全塔物料衡算【例1－4】、精馏段、提馏段操作线方程、q线方程、相平衡方程、逐板计算法求理论板层数和进料版位置〔完整手算过程〕进料热状况对汽液相流量的影响2．连续精馏塔的塔顶和塔底产品摩尔流量分别为D和W，则精馏段液气比总是小于1，提馏段液气比总是大于1，这种说法是否正确？全回流时，该说法是否成立？为什么？正确；全回流时该说法不正确；因为，D=W=0，此时是液汽比的极限值，即4.简述有哪几种特殊精馏方法？它们的作用是什么？1.恒沸精馏和萃取精馏。
对于形成恒沸物的体系，可通过参加第三组分作为挟带剂，形成新的恒沸体系，使原溶液易于别离。
对于相对挥发度很小的物系，可参加第三组分作为萃取剂，以显著改变原有组分的相对挥发度，使其易于别离。
5．恒沸精馏原理6．试画出板式塔负荷性能图，并标明各条极限负荷曲线表示的物理意义，指出塔板适宜的操作区在哪个区域是适宜操作区。
〔5分〕1.漏液线〔气体流量下限线〕〔1分〕2.雾沫夹带线〔气体流量上限线〕〔1分〕3.液相流量下限线〔1分〕4.液相流量上限线〔1分〕5.液泛线〔1分〕最适宜的区域为五条线相交的区域。
7．进料热状况参数8、平衡蒸馏原理9、液泛的定义及其预防措施10、简述简捷法求解理论板层数的主要步骤。
11、什么是理想物系？四 计算题1、用一精馏塔别离苯-甲苯溶液〔α=2.5〕,进料为气液混合物，气相占50%〔摩尔分率,下同〕，进料混合物中苯占0.60，现要求塔顶、塔底产品组成分别为0.95和0.05,回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶分凝器所得冷凝液全部回流，未冷凝的蒸汽经过冷凝冷却器后作为产品，试求：塔顶塔底产品分别为进料量的多少倍？〔2〕塔顶第一理论板上升的蒸汽组成为多少？2、*连续精馏塔的操作线方程分别为：精馏段：263.0723.01+=+n n x y提馏段：0187.025.11-=+n n x y设进料为泡点液体，试求上述条件下的回流比，以及馏出液、釜液和进料的组成。
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补充：冷液回流时的精馏线
L内＝L外＋Φ V外＝V－Φ L外＝RD Φrm=L外Cpm(tb-tR)
V外
L外
VL
D
L外:塔外的液相回流量,kmol/h Φ:被冷凝下来的流量,kmol/h
LLLpC m (tbtR)/rm
L
L
q回流cpm(tb
tR)rm rm
例题2
例: 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内 分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流
量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6， 回流比为2。
求: (1) 由上向下数第一块理论塔板下降的液体组成; (2) 第二块理论塔板上升蒸气组成。 (3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;
xn
yn
1(
xn 1)xn
2.恒摩尔流假设
LV
F
加料板
L'
V'
1）恒摩尔气化
V1= V2= V3 = ······= V
V1’= V2’= V3’ = ······= V’
2）恒摩尔溢流
L1 = L2= L3 = ······= L
L1’ = L2’ = L3’ = ······=L’
恒摩尔流假设的条件
100 kg/h; ②根据恒摩尔流假设,每块塔板回流液的量应皆为
0.826 kmol/h;
3、提馏段物料衡算及操作线方程
L’ = V’ + W
m V ' L' m1 y m 1 x m
V’ = L’ - W
V’ ym+1 = L’xm －WxW
ym1
L' V'
xmW V' xW
yW
W
xW
L'
W
L'WxmL'WxW
=121.1 kg / kmol V = (150kg/h) /( 121.1kg/kmol)
= 1.24 kmol / h
L（质）= R﹒D = 2 ×50 kg / h = 100 kg / h
L = 100 / 121.1 kmol / h = 0.826 kmol / h
问题:下面说法是否正确? ①根据恒摩尔流假设,每块塔板回流液的量应皆为
24 .6 0.98
F D W
62 . 2 0 . 4
Fxf DD xWW x
97%
2.精馏段物料衡算及操作线方程
精馏段总物料衡算
V = L+D
V
1
y1 L
x1
yn
n
V yn1 x n L
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD V=L+D
D xD
L
D
yn1LDxnLDxD
rm:回流液在泡点温度下的气化 潜热，kJ/kmol
Cpm:回流液的平均比热，kJ/(kmol·K)
tb:回流液的泡点温度，OC tR:冷回流液的温度，OC
yn1L内 L 内DxnL内 D DxD
若令 R内L内/D
则yn1R内 R内 1xnR内 xD 1
R内与R关系？ 令R内q回流 R
则 q回流 R R 内LL 内 //D DLL 内
1、各组分的摩尔潜热相同; 2、因温度不同,气液接触交换的显热可忽略; 3、保温良好。
1.5.2 物料衡算和操作线方程
1.全塔物料衡算
全塔物料衡算:
F=D+W
L
全塔轻组分物料衡算
F xF = D xD+ W xW
F xF
D xD
塔顶易挥发组分回收率
W xW
采 出率 D/F
η= D xD / (F xF)
解：
y2
y1
x1 x2
(1) y1 = xD= 0.95
xD
y1
x1 1( 1)x1
0.95 1.6x1
1(1.61)x1
x1 0.92
R
1
(2) y2R1x1R1xD
2210.9220.9150.93
（3） V （质）= ( R + 1 ) D(质）
= ( 2 + 1 )×50 kg / h = 150 kg / h M氯访= 119.35 kg / kmol M四氯化碳 = 153.8kg / kmol Mm= (0.95×119.35 + 0.05×153.8) kg / kmol
质量分率化为摩尔分率
x
xG/MA
xG/MA(1xG)/MB
摩尔分率化为质量分率
xGxMAx(1M Ax)MB
XG表示轻组分的质量分率
例题1:将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正 己烷混合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷0.98, 釜液含正戊烷不高于0.03,求馏出液、釜液的流量及塔 顶易挥发组分的回收率。
上升蒸汽组成y n+1之间的关系。
L=RD
V = L+ D =（R + 1）D
思考
1）精馏线
L
Dቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
yn1LDxnLDxD
的推导所用到的前提条件是什么？
答：恒摩尔流假设；
稳态操作；
无化学反应；
（与气液是否达到平衡无关！）
思考
2）精馏线 yn1RR 1xnRxD1
的推导进一步用到的前提条件是什么？
答：泡点回流
yn 1L /D L /D D /D x nL /D D /D D /D x D
L /D
D /D
yn 1L /D D /D x nL /D D /D x D
令L/DR(回流)比
yn1RR1xnRxD1
** 精馏段操作线方程的意义：
在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向
下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1）
1.5 双组分连续精馏计算
双组分连续精馏塔的物料衡算 全凝器
V y1
1.全塔物料衡算 2.精馏段物料衡算 3.提馏段物料衡算
L
D xD
4.加料板物料衡算
V ' yW 水蒸气
W xW 冷凝水
1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定
1.理论板的概念 理论板：离开塔板的蒸气和液体呈平衡的塔板。
yn
n
yn1
塔釜难挥发组分回收率
W (1 xW )
F(1xF)
思考
为什么不再对重组分进行物料衡算？ 答：由于xB=1-xA，并不是独立的，
对重组分物料衡算所得的方程：
F (1-xF) = D(1- xD)+ W (1-xW) 可由F = D + W 与
F xF = D xD+ W xW 相减得出
课本例4 P18
解：正戊烷 M = 72 正己烷 M = 86
MF=( 0.4×72+0.6×86)
= 80.4 g/mol
F = (5000 / 80.4)
62.2 DW 6 .2 2 0 .4 0 .9 D 8 0 .0 W
D =24.6 2 kmol / h
W=37.62 kmol / h
= 62.2 kmol/h