GCdt=WC(T1-7)d----0) W, CPe (T-T)=Ks KS h ph T=Expl 1-exp (2)代入(1)得:B2 6/6 WC叫1-wc 第五章蒸发(略) 第六章精馏 主要内容 两组分混合物的汽液平衡 精馏的依据是相对挥发度的差异 相对挥发度为 a P 理想溶液 气相为理想气体时 (a-1)x 泡点方程 P 露点方程
6 第五章蒸发(略) 第六章精馏 主要内容 一. 两组分混合物的汽液平衡 精馏的依据是相对挥发度的差异 相对挥发度为: 理想溶液 气相为理想气体时 泡点方程 露点方程 ( ) KS W C KS W C T t T t W C KS W C GC t W C KS W C KS T T h Ph h Ph h Ph h Ph PC h Ph h Ph − − = − − − − = − − − − + − − = − 1 exp / ln 1 exp (2) (1) : exp 1 exp 2 2 1 2 1 1 2 1 代入 得 ( ) ( ) ( ) h Ph h Pc PC h Ph W C KS T t T t T t T t T T W C T T KS GC dt W C T T d = − − − − − − = = − − − − − 1 1 1 1 1 ln ln 1 B B A A p x p x / / = B A p p 0 0 = ( )x x y 1+ −1 = 0 0 0 A B A A p p P p x − − = A A A x P p y 0 =
安托因方程 gP=小-6 t+C 二精馏塔的计算 1描述精馏过程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 传热速率方程 传质速率方程 归一方程 2简化计算的两个假定 理论板假定---去除了传热传质速率方程 恒摩尔流假定--去除了焓衡算方程 3计算二元精馏理论塔板数需知的参数 进料状况Ex;q 分离要求xD,xw或回收率 相对挥发度a 塔内操作参数 4.有关计算方程 全塔物料衡算方程F=D+W FXeDXD+ 相平衡方程 (a-1)x 精馏段操作线方程 yn+1= R+ 提馏段操作线方程 L’=L+qF=RD+qF "=(R+1)-(1-q)F 进料热状态线方程 q 全回流时R趋于无穷大最小理论板数为
7 安托因方程 二.精馏塔的计算 1.描述精馏过程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 传热速率方程 传质速率方程 归一方程 2.简化计算的两个假定: 理论板假定----去除了传热传质速率方程 恒摩尔流假定----去除了焓衡算方程 3.计算二元精馏理论塔板数需知的参数 进料状况 F,xf,q 分离要求 xD,xw 或回收率 相对挥发度α 塔内操作参数 回流比 R 4.有关计算方程 全塔物料衡算方程 F=D+W Fxf=DxD+Wxw 相平衡方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 进料热状态线方程 全回流时,R 趋于无穷大.最小理论板数为 t C B p A + = − 0 lg ( )x x y 1+ −1 = 1 1 1 + + + + = R x x R R y D n n V (R )D ( q)F L L qF RD qF x V W x V L yn n w = + − − = + = + − + = 1 1 1 1 −1 − − = q x x q q y f
l lg lg 最小回流比Rmin Mp-) 适宜回流比 R=(1.1--20)Rm 莫弗里板效率 Vn-1 mn-I-xn x 再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为1 三、精馏计算内容 求塔顶塔底产品量,组成或回收率 求回流比最小回流比 求板效率 求塔板数(板数少时或用捷算法) 求精馏段,提馏段操作线方程 求离开某板(一般为塔顶塔底,进料处)的汽液相组成 1、精馏概念题中的分析题 设计型(xD,xw一定)定性分析某参数变化后理论板数如何变化 操作型(Nr一定)定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化 要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求 (1)进料量组成及产品量组成间满足物料衡算关系否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格 产品 (2)足够多的理论板及较高的板效率否则即使满足物料衡算理论板数不够仍得不到合格产品 Nr一定,xDm为全回流下的产品浓度。(见下图) R一定,xDmx为理论板数为无穷大时的浓度,同时受物料恒算的限制 2.计算题的塔型 半截塔(提馏塔,精制塔」 块板或两块板的塔 双塔联合操作 无限多块塔板 3操作条件 分凝器 直接蒸汽加热 冷回流 多股进(出)料 调节(求最大回收率)
8 最小回流比 Rmin 适宜回流比 R=(1.1---2.0)Rmin 莫弗里板效率 再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为 1 . 三、精馏计算内容 求塔顶,塔底产品量,组成或回收率 求回流比,最小回流比 求板效率 求塔板数(板数少时或用捷算法) 求精馏段,提馏段操作线方程 求离开某板(一般为塔顶,塔底,进料处)的汽液相组成 1、 精馏概念题中的分析题 设计型(xD,xw 一定):定性分析某参数变化后,理论板数如何变化 操作型(NT一定):定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化 要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求 (1)进料量,组成及产品量,组成间满足物料衡算关系.否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格 产品。 (2)足够多的理论板及较高的板效率,否则即使满足物料衡算,理论板数不够仍得不到合格产品。 NT一定,xDmax 为全回流下的产品浓度。（见下图） R 一定,xDmax 为理论板数为无穷大时的浓度，同时受物料恒算的限制。 2.计算题的塔型 半截塔(提馏塔，精制塔) 一块板或两块板的塔 双塔联合操作 无限多块塔板 3.操作条件 分凝器 直接蒸汽加热 冷回流 多股进（出）料 调节(求最大回收率) m w w D D x x x x N lg 1 1 lg 1 min − − + = = − − = T q q D q N y x x y R , min + − + + − − = − − = n n n n mL n n n n mV x x x x E y y y y E 1 1 1 1
典型例题 ★还板法求理论板的基本思想 有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液,塔顶设有一平衡分凝器,自 塔顶逸出的蒸汽经分凝器后,液相摩尔数为气相摩尔数的二倍,所得液相全部在泡点下 回流于塔,所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯0.95(摩尔分率),苯 对甲苯的相对挥发度可取为2.5。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。 (浙大94/12) 解 2.5 Vo 0.884 1+1.5x 2.5-1.5×095 R=L/D=2 精馏段方程:yn=xn+095/3 y1=×0.884+0.95/3=0905 0.905 x 0.793 25-1.5y125-1.5×0.905 2 y2=×0.793+0.95/3=0.845 ★板数较少塔的操作型计算 拟用一3块理论板的(含塔釜)的精馏塔分离含苯50%(摩尔分率,下同)的苯- 氯苯混合物。处理量F=100 Kmol/,要求D=45 Kmol/h且xp>84%。若精馏条件为: 回流比R=1,泡点进料,加料位置在第二块理论板,α=4.10,问能否完成上述分离 任务? (浙大96) 解:W=55kmol/h 50-45×0.84 =0.22 精馏段操作线方程:ys=0.5x+0.42 y=x0=0.84 0.84 x 0.56 4.1-3.1×084 y2=0.5×0.56+0.42=0.70 070 4,1-3.1×070.36 y=0.5×0.36+0.42=0.60 0.60 =0.27≥0.22 341-3.1×060 所以不能完成任务
9 典型例题 ★逐板法求理论板的基本思想 有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自 塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为气相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下 回流于塔，所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯 0.95（摩尔分率），苯 对甲苯的相对挥发度可取为 2.5 。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。 （浙大 94/12） 解: R=L/D=2 ★板数较少塔的操作型计算 拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯 50%（摩尔分率，下同）的苯- 氯苯混合物。处理量 F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 xD>84%。若精馏条件为： 回流比 R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离 任务？ （浙大 96 ） 解：W=55kmol/h 精馏段操作线方程：yn+1=0.5xn+0.42 y1=xD=0.84 y2=0.5×0.56+0.42=0.70 y3=0.5×0.36+0.42=0.60 所以不能完成任务。 0.884 2.5 1.5 0.95 0.95 1 1.5 2.5 0 0 0 0 = − = → = + = x x x x y D 0.884 0.95/ 3 0.905 3 2 0.95 / 3 3 2 : 1 1 = + = + = + y y x 精馏段方程 n n 0.793 0.95/ 3 0.845 3 2 0.793 2.5 1.5 0.905 0.905 2.5 1.5 2 1 1 1 = + = = − = − = y y y x . 0.22 55 50 45 0.84 = − = − = W Fx Dx x f D w ( ) 0.56 4.1 3.1 0.84 0.84 1 1 1 1 = − = − − = y y x 0.36 4.1 3.1 0.7 0.70 2 = − x = 0.27 0.22 4.1 3.1 0.60 0.60 3 = − x =