精馏例题(最新整理)

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

进料组成 4911.092

/55.078/45.078/45.0=+=

F x 产品组成 9573.092

/05.078/95.078/95.0=+=D x 0235.092/98.078/02.078/02.0=+=W x 进料平均摩尔质量

kg

kmol M x M x M B F A F F /12.8592)4911.01(784911.0)1(_____=⨯-+⨯=-+=则 h kmol F /6.76312

.8565000==根据式(7—29)得

h kmol F x x x x D W D W F /4.3826.7630235

.09573.00235.04911.0=⨯----＝＝所以 W ＝F －D ＝763.6－382.4＝381.2kmol/h 苯的回收率 %6.97%1004911.06.7639573.04.382%1001=⨯⨯⨯⨯=

＝F D Fx Dx η 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

h

kmol D R V /6.15294.3820.4)1(=⨯=+=h

kmol RD L /2.11474.3820.3=⨯==精馏段操作线方程由式（7－34）计算，即

2393.075.09573.01

3113311+=⨯+++=x x R x x R R y D ＋＝＋＋(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

h

kmol F q V V h

kmol qF L L /6.1529)1(/8.19106.7632.1147=--='=+'＝＋＝代入提馏段操作线方程（7－38）得

00586.0249.16

.15290235.02.3816.15298.1910-=⨯--'--''=x x x W L W x W L L y W ＝② 50℃冷液进料. 根据x F ＝0.4911，查常压下苯—甲苯的t-x-y 图，得泡点t b =94.2℃，露点t d =99.2℃。在平均温度为(92.4+50)／2=71.2℃下，查得苯和甲苯的质量比热容为1.83kJ ／(kg·℃)，于是料液在该温度下的比热容为

)./(8.15512.8583.1℃kmol kJ c PL =⨯=

进料从94.2℃的饱和液体变为99.2℃的饱和蒸气时所要吸收的热量近似等于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热分别为390kJ ／kg 和360kJ ／kg ，于是料液的气化潜热为 r=0.4911×390×78+（1－0.4911）×360×92＝31794.0 kJ ／kmol

()22.10

.31794502.948.1551)(1=-⨯+=-+=r t t c q F b PL 所以提馏段的气液流量为

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

V '=V-(1-q)F=1529.6-(1-1.22)×763.6=1697.6kmol ／h

代入提馏段操作线方程得

00528.022.16

.16970235.02.3816.16978.2078-=⨯-=-'--''=x x W L Wx x W L L y W 或求出精馏段操作线与q 线的交点d 的坐标，提馏段操作线是过d(x d ，y d )和b(x W ，x w )这两点的一条直线。

q 线方程：

2323.054.51

22.14911.0122.122.111-=---=---=x x q x x q q y F 联立精馏段操作线和q 线方程：

⎩⎨⎧-=+=2323

.254.52393.075.0x y x y 解得

⎩⎨⎧==626

.0516.0d d y x 过点d(0.516，0.626)和点b(0.0235，0.0235)得一条直线方程，也为y=1.22x-0.00528。

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

x F =0.491,x D =0.957,x w =0.0235,R=3.0

取全塔相对挥发度（参见表7－3），精馏段相对挥47.235.260.2=⨯=

-＝W D ααα发度。

54.249.260.21=⨯==-F D ααα (1)求最小回流比R min 由公式（7－56）得()()()18.1491.01957.0147.2491.0957.0147.2111111min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡----⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=

=＝F D F D q x x x x R αα (2)求最少理论板数N min 、N min1

分别利用式(7—53)和(7—54)进行计算得

55.747

.2lg 0235.00235.01957.01957.0lg lg 11lg min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛=-αW W D D x x x x N －－