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1、内 容 回 顾,（1）无中间加热及冷凝器的多次部分气化和多次部分冷凝,一、精馏原理,（2）顶部回流及底部气化是保证精馏过程稳定操作的必不可缺少的条件。,（3）精馏操作流程,（4）相邻塔板温度及浓度的关系,二、理论塔板,三、恒摩尔流假定,FxF=DxD+WxW,F=D+W,四、全塔物料衡算,二.操作线方程,(一)精馏段操作线,总物料衡算:V=L+D,易挥发组分衡算:,Vyn+1=Lxn+DxD,令：,回流比,于是：,精馏段操作线方程式,(二)提馏段操作线方程,总物料衡算：L=V+W,易挥发组分衡算:Lxm=Vym+1+WxW,【例1】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为100km
2、ol/h，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液体量与精馏段相等，馏出液组成为0.98，回流比为2.6。若要求易挥发组分回收率为96%，试计算：(1)釜残液的摩尔流量；(2)提馏段操作线方程。,解：,(1)釜残液的摩尔流量,由总物料恒算：F=D+W,(2)提馏段操作线方程,由易挥发组分恒算：FxF=DxD+WxW,由回流比的定义：L=RD,=2.648.98=127.35 kmol/h,因此提馏段操作线方程：,【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程：精馏段：y=0.80 x+0.16;提馏段：已知xF=0.35,求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.,
3、解：,y=0.80 x+0.16,y=x,y=x,全塔物料恒算：,F=W+D,FxF=WxW+DxD,易挥发组分物料恒算：,xF=0.35,求 及,根据精馏段操作线方程：,1.4.4 进料热状况对操作线方程的影响,其进料状态可有以下几种:(1)冷液进料(A点)；(2)饱和液体(泡点)进料(B点)；(3)汽液混合物进料(C点)；(4)饱和蒸汽(露点)进料(D点)；(5)过热蒸汽进料(E点)。,一.进料热状况参数,总物料衡算：,热量衡算,F+V+L=V+L,FIF+V IV+LIL=VIV+L IL,近似认为：,IV=IV,IL=IL,令：,且：,q值称为进料的热状况参数。,当原料为气液混合物、饱
4、和液体或饱和蒸汽时，q表示原料液当中的液相分率，即原料液中的液相量为qF,气相量为(1-q)F。,FIF+V IV+LIL=VIV+L IL,2.精馏塔的进料热状况,(1)饱和液体进料泡点进料,此时，IF=IL,原料液全部与精馏段下降液体汇合进入提馏段。,L=L+F V=V,(2)饱和蒸汽进料,IF=IV,原料全部与提馏段上升气体汇合进入精馏段。,L=L V=V+F,(3)冷液进料,IFIL,一部分塔内上升的蒸汽冷凝下来，和精馏段下降液体一起全部作为下降到提馏段的液体。,L L+F VV,(4)气液混合进料,IV IF IL,进料为气液混合，气体进入精馏段，而液体进入提馏段。,L=L+qF V
5、=V+(1-q)F,(5)过热蒸汽进料,IFIV,过热蒸汽不仅会与提馏段上升蒸汽汇合进入精馏段，而且会释放热量使部分精馏段的下降液体气化，因而：,L V+F,根据q的定义，L=L+qF 带入提馏段操作线方程：,【例】某二元混合液含易挥发组分0.35，泡点进料，经连续精馏塔分离，塔顶产品浓度xD=0.96，塔底产品浓度xw=0.025（均为易挥发组分的摩尔分率）,设满足恒摩尔流假设。试计算塔顶产品的采出率D/F。若回流比R=3.2，泡点回流，写出精馏段与提馏段操作线方程。,解：(1),物料恒算：,总物料：F=D+W,易挥发组分：FxF=DxD+WxW,由已知条件：,xF=0.35 xD=0.96
6、 xw=0.025,(2)精馏段操作线方程：,(3)提馏段操作线方程,D/F=0.3476,饱和液体进料，q=1,【例】在常压操作的连续精馏塔中分离含苯0.46（易挥发组分摩尔分率）的苯甲苯二元混合物。已知原料液的泡点为92.5，苯的汽化潜热为390kJ/kg，甲苯的汽化潜热为361kJ/kg。试求以下各种进料热状况下的q值。（1）进料温度为20；（2）饱和液体进料；（3）饱和蒸汽进料。已知物料平均温度下苯的比热容为1.81 kJ/(kg)，甲苯的比热容为1.82kJ/(kg)。,解：(1)进料温度为20,IV-IF相当于将1kmol的原料液由20 变成92.5 的饱和蒸气所需要的热量。,IV
7、 IF=(92.5-20)CPm+rm,CPm为混合液体的平均比热；rm为混合液体的平均潜热,rm=r1 x1+r2 x2,CPm=CP1 x1+CP2 x2,（2）饱和液体进料,q=1,（3）饱和蒸汽进料,q=0,一、逐板计算法,（已知）,1）精馏段,精馏段n-1层,1-4-4 理论板层数的求法,其他进料状态时，计算至xnxq,注：xq为两条操作线交点,2）提馏段,（已知）,提馏段操作线,结论：,提馏段理论板数m1,再沸器,全塔理论板数NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）,其中精馏段理论板数NT1n1,（或注明第n块为加料板）,关于理论板数的确定注意:xn是加料板浓度，而加料板属于提馏
8、段，精馏段板数在采用全凝器时为 n-1 当塔底采用再沸器或塔釜时,提馏段板数为m-1 若塔顶采用一个分凝器,精馏段板数应再减去1,若采用多个分凝器串联,则减去多个 逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制,1.q线方程,二.图解法求理论板层数,q线方程,2.精馏段操作线的画法,定a(xD,xD),在y轴上定b(0,xD/(R+1),连接ab,3.提馏段方程画法,定c(xW,xW),连接cf,画q线,定e(xF,xF),4.图解法求理论板层数,5.进料热状况对q线及操作线的影响,(1)冷液进料ef1,q1,(2)饱和液体进料ef2,q=1,(3)气液混合物进料ef3,0q1,(4)饱和蒸汽进料e
9、f4,q=0,(5)过热蒸汽进料ef5,q0,6.适宜的进料位置,【例】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），露点进料；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。,解：,（1）塔顶轻组分的收率,塔顶轻组分的收率=,由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：,物料恒算：,总物料：F=D+W,易挥发组分：FxF=DxD+WxW,1000.5=0.982D+0.05W,（2）所
10、需的理论板层数,汽液平衡方程为：,=2.303,(1)画平衡线,(2)画精馏段操作线。定a(xD,xD),由精馏段截距定b,(3)定e(xF,xF),连ab,由q定q线ef,(4)定c(xW,xW),连cd,(5)画阶梯,画图确定理论板层数,共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板,例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于0.975，塔底产品中含苯不高于0.0235，操作回流比为3.5，试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及加料板位置。（1）原料液为20的冷液体；（2）原料液为液化率为1/3的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡数据见附表。,解：,先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线,（1）原料液为20的冷液体,在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；,t2为泡点温度,设t2=93,rm=rAxA+rBxB,rA=389*78=30342kJ/kmol,rB=360*92=33120kJ/kmol,Cpm=CpAxA+CpBxB,CpA=1.84*78=143.52kJ/kmol,CpB=1.84*92=169.28kJ/kmol,（2）q=1/3以同样做法求理论板层数,
