1、,概述（Introduction）,1.工作原理: 利用混合物中各组分挥发性差异，通过部分汽化和部分冷凝分离混合物的方法。,闪蒸罐,塔顶产品,yA,xA,加热器,原料液,塔底产品,Q,减压阀,第7章 蒸 馏 (Distillation),蒸馏操作实例：石油炼制中使用的 250 万吨常减压装置,概述（Introduction）,连续精馏：操作时连续进料. 多用于大批量工业生产中。 间歇精馏：一次进撩,批量操作. 多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。,本章着重讨论常压下双组分连续精馏。,3. 蒸馏的分类,常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。 减压蒸馏：物系沸点较高或热敏性物质不能承受高温的情况 加压蒸
2、馏：常压下为气体的物系精馏分离，加压提高混合物的沸点.,多组分精馏：例如原油的分离。 双组分精馏：,简单蒸馏或平衡蒸馏： 气液经过一次部分冷凝和汽化.用在分离要求不高的情况下。 精馏：分离纯度要求很高时采用。(多级部分冷凝和汽化) 特殊精馏：混合物中各组分挥发性相差很小，难以用普通精馏分 离，借助某些特殊手段进行的精馏。,7.1 双组分溶液的气液相平衡关系 (Vapor-liquid equilibrium in binary systems),7.1.1 理想溶液的汽液平衡拉乌尔（Raoult）定律,相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。,式中：poA、poB 溶液温度下纯组分饱和蒸汽压。,理
3、想物系：液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。,根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡蒸汽压为,气液平衡时，溶液上方的总压应等于各组分分压之和，即,泡点方程（bubble-point equation）,安托因（Antoine）方程：A、B、C 为安托因常数，可由相关的手册查到。,poA、poB 取决于温度，上式表达一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可算出溶液泡点。,如何确定饱和蒸汽压？,.1 双组分溶液的气液相平衡关系,当气相为理想气体时服从分压定律：,上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点（dew-point），上式
4、又称为露点方程。,严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠实验测定。,.1 双组分溶液的气液相平衡关系,结合泡点方程,.2 气液相平衡图（equilibrium diagram）,根据相律，双组分两相物系自由度为2，即相平衡时，在温度t、压强P汽相组成x和液相组成y这四个变量中，只有两个独立变量。 若物系的温度和压强一定，汽液两相的组成就一定； 若压强和某相的组成一定，则物系的温度和另一相组成将被唯一确定。
5、 常用的三种汽液相平衡关系表示方法为：相图、相平衡常数和相对挥发度双组分汽液两相，当固定一个独立变量，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为相图。 相图有压强一定的温度-组成T-x(y)图、液相组成和汽相组成x-y图，以及温度一定的压强-组成p-x 图。,.1 双组分溶液的气液相平衡关系,1. t x ( y ) 图,t x (y) 图表达了恒定总压 P 的条件下，相平衡时气相组成x，液相组成y 与 温度的关系。,在总压一定的条件下，体系总组成不变时，对应不同温度有五种状态。 分别为： 过冷溶液，泡点，气液共存，露点，过热气体,t/C,x(y),0,1.0,露点线,泡点线,露点,泡点
6、,xA,yA,xf,气相区,液相区,两相区,.1 双组分溶液的气液相平衡关系,2. x - y 图,x-y 图代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。 x - y 图可通过 t x (y) 图作出，图中对角线 (y=x) 为一参考线。 当x ,y表示易挥发组分时，平衡线位于对角线上方。 平衡线偏离对角线越远，该溶液越易分离。恒沸点时，x-y 线与对角线相交。,汽液相平衡图（equilibrium diagram）,双组分溶液的气液相平衡关系,乙醇-水溶液物系的泡点线和露点线在 M 点重合，该点溶液的泡点比两纯组分的沸点都低，这是因为该溶液为具有较大正偏差的溶液，组成在 M 点时
7、两组分的蒸汽压之和出现最大值。M 点称为恒沸点，具有这一特征的溶液称为具有最低恒沸点的溶液。常压下，乙醇-水物系恒沸组成摩尔分数为0.894，相应温度为78.15(纯乙醇为78.3)。与之相反，硝酸-水溶液为负偏差较大的溶液，在硝酸摩尔分数为0.383时，两组分的蒸汽压之和最低，T-x(y) 图上对应出现一最高恒沸点（M点），其沸点为121.9。此溶液称为具有最高恒沸点的溶液。在恒沸点时汽液两相组成相同，用一般的蒸馏方法不能实现该组成下混合溶液的分离。,.1 双组分溶液的气液相平衡关系,溶液中组分的挥发度定义为:,溶液中两组分挥发度之比称为相对挥发度，用 表示,由上式可得：,双组分溶液的气液相
8、平衡关系,相对挥发度（Relative volatility）,对双组分物系有 yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标 A 可得,相平衡方程,对理想体系， 值随温度变化相对较小，在一定的温度范围内，常取 的平均值用于相平衡计算。, 1，表示组分 A 较 B 易挥发； 值越大，用蒸馏方法分离越容易； 大小可用于判断蒸馏分离的难易程度,平衡蒸馏与简单蒸馏,.2.1 平衡蒸馏,1. 定义 平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。其特点是离开平衡蒸馏器的气液两流股达到气液平衡。,闪蒸操作流程：一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸室，液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽
9、化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底引出的汽、液两相即为闪蒸产品。类似情况是分凝器中蒸气的部分冷凝,即气态的原料在分凝器中部分冷凝.,闪蒸罐,塔顶产品,yA,xA,加热器,原料液,塔底产品,Q,减压阀,闪蒸过程可通过物料衡算、热量衡算以及相平衡关系求解所需参数。下面以两组分混合液连续稳定闪蒸过程为例给予说明。,2. 物料衡算,总物料衡算,式中：F、D、W 进料流率和出塔汽.液相产物的流率，kmol/s；xF、yD、xW 料液组成以及出塔汽、液相产物的摩尔分数。,易挥发组分的物料衡算,两式联立可得,闪蒸罐,D, yD, te,yD,加热器,F, x
10、F, tF,W, xW, te,Q,减 压 阀,xW,t0,平衡蒸馏与简单蒸馏,.2.2 简单蒸馏,.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,1. 定义,任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量 y 始终大于剩余在釜内的液相中的含量 x，釜内易挥发组分含量 x 由原料的初始组成 xF 沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时组成 xE，釜内溶液的沸点温度不断升高，蒸汽相组成 y 也随之沿露点线不断降低。,t/C,x(y),0,1.0,露点线,泡点线,xA,yA,xf,.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,.2.2 简单蒸馏,设 d 时间内由塔顶引出的蒸汽量为 dV (kmol)，釜液变化量为 dW (kmol)； 时刻釜内液体量为 W
11、(kmol)，汽、液相组成为 y、x； +d 时刻釜内液体量及组成为 W+dW (kmol) 及 x+dx 。 在 d 时间内由物料衡算可得,整理上两式，略去高阶微分 项，得,在操作初始的 W1、x1 至终止时刻的 W2、x2 间积分上式得,上式中 y 与 x 互成平衡，因此只要有汽、液两相的平衡关系，就可求出上式的积分项，得到任意时刻釜液量与组成的关系式。,.2 平衡蒸馏与简单蒸馏,在釜液由 W1 蒸馏减少至 W2 期间，釜内蒸馏出的液量 D（kmol）及平均组成可根据整个过程的物料衡算求得。,总物料衡算,易挥发组分的衡算,利用相平衡关系,积分可得：,两式联解即可求得 D 和 组成 。,7.
12、2 平衡蒸馏与简单蒸馏,. 精馏原理 (Principle of Rectify),.1 多次部分气化和部分冷凝,1. 过程分析,如果将蒸馏单级分离加以组合, 变成如图所示的多级分离流程（以3级为例）. 若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以部分冷凝, 此时所得气相组成为y2，y2y1, 这种部分冷凝的次数（级数）愈多, 所得到的蒸汽浓度也愈高, 最后几乎可得到纯态的易挥发组分. 同理, 若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离, 那么这种级数愈多, 得到的液相浓度也愈低, 最后可得到几乎纯态的难挥发组分.,多次部分冷凝的分离示意图,7.3精馏原理,7.3.2 精馏流
13、程,图 715 连续精馏流程,典型的连续精馏流程如图7-15所示.预热到一定温度的原料液送入精馏塔的进料板,在每层塔板上, 回流液体与上升蒸气互相接触, 进行热和质的传递.塔顶冷凝器的作用: 获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流.再沸器的作用: 提供一定量的上升蒸气流.,对于间歇精馏: 原料液一次加入塔底, 只有精馏段.,精馏段:加料板以上的塔段.上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。提馏段:加料板及其以下的塔段.下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。,精馏过程,塔釜蒸汽,回流液,塔顶蒸汽,原料,塔底液体,7.3.3 精
14、馏塔的操作情况,精馏操作在直立圆形的精馏塔内进行. 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料, g-l 两相传质可以是微分接触式或逐级接触式. 传质设备对吸收和蒸馏过程通用. 本章以逐级接触的板式塔为基础.,7.3 精馏原理,1) 气相部分冷凝, 使其中难挥发组分转入到液相中；2) 气相冷凝放出潜热传给液相, 使其部分气化, 其中的部分易挥发组分转入到气相, 结果: xnyn+1。,理论板: 离开塔板时的气.液两相呈相平衡.显然,在相同条件下, 理论板具有最大的分离能力, 是塔分离的极限.,恒摩尔流假定:对整个精馏塔, 每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。,恒摩尔流假的条件
15、各组分的摩尔汽化潜热相等； 气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略； 塔设备保温良好,热损失可也忽略.,7.4 双组份连续精馏的计算,确定产品的流量和组成.根据分离要求确定理论板数3选择塔类型. 对板式塔, 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算; 对填料塔, 需确定填料类型及尺寸, 并核算填料塔的流体力学特征.4. 求算实际板数或填料层高度.计算冷凝器和再沸器的热负荷, 并确定两者的类型和尺寸.,双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容：,本章重点讨论前两项,其中3). 4) 项内容将在第8章详细讨论5 ) 项属于传热问题, 在第4章已做过讨论.,7.4 双组份连续精馏的计算,7.4.
16、1 物料衡算和操作线方程 1. 全塔物料衡算,对稳定操作的连续精馏塔,料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和.,总物料衡算,易挥发组分物料衡算,加料,组成 xF,馏出液,流率 D,组成 xD,流率 F,釜液,流率 W,组成 xW,回流,L,7.4 双组份连续精馏的计算,2. 操作线方程 塔内截面上气液浓度的关系,塔顶全凝器： V=L+D=(R+1)D,1)精馏段操作线方程,精馏段操作线方程,xD,V,L,yn+1,xn,V,L,提馏段的物料衡算,7.4 双组份连续精馏的计算,2)提馏段操作线方程,7.4 双组份连续精馏的计算,7.4.3 进料热状况和进料线方程,在实际生产中, 如图6-13所示,
17、 引入精馏塔内的原料可能有五种不同状况, 即：低于泡点的冷液体；泡点下的饱和液体；气液混合物；饱和蒸气；过热蒸气。进料热状况不同, 将直接影响其上.下两段上升蒸气和下降液体的流量.,进.出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算, 得:,1.进料 5 种热状况,总物料衡算：,热量衡算：,定义,加料热状态参数,2 热状态参数,！气液共存时 q 等于液相分率,精馏与提馏段气液量的关系,可得：,讨论：不同进料热状态下q值变化对两段气液量的影响： 随进料焓值增加(温度高), q 值减小冷液体进料, q1;饱和液体进料, q=1;气液混合物进料,q=01;饱和蒸汽进料, q=0;过热蒸汽进料
18、, q0.,q线方程 精馏线提馏线交点的轨迹,代入DxD+WxW=FxF , L-L=q F; V-V=(q-1)F. 得q线方程,7.4双组份连续精馏的计算,q 线的图形表示 （1）过对角线上e点 (y=x=xF) （2）斜率 q/(q-1),随 q 值减小,q 线反时针方向旋转.,通过q线可简化提馏线画法,3) 操作线方程在x-y图上的画法,x,y,0,1.0,1.0,xD,a,b,xW,c,d,e,精馏段操作线方程,提馏段操作线方程,7.4 双组份连续精馏的计算,7.4双组份连续精馏的计算,图解法 -McCabe-Thiele, M-T法图解法求理论板层数的方法因其简便,目前在两组分精馏
19、中仍被广泛采用。,1) 画出平衡线和操作线,7.4.4 理论板层数的求法,7.4双组份连续精馏的计算,图解法示意(条件:全凝器,(x0, y1) xD, xD,(x1, y1),x1, y2,2) 求N 的步骤,一个梯级为一层理论板,图解法求理论板数,1.自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级2. 当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xW为止.3. 每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数.,图解法求理论板数再沸器起一个平衡级作用 NT = 8-1,7.4 双组份连续精馏的计算,由图可见，
20、对一定的分离任务而言, 适宜加料位置进料所需的理论板层数为最少.,3. 适宜的进料位置,7.4双组份连续精馏的计算, 逐板计算法,理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。,提馏段操作线方程：,相平衡方程式：,或,第一板：,第二板：,第三板：,精馏段操作线方程：,7.4双组份连续精馏的计算,第m+1板：,第N板：,在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板.结果: 塔内共有理论板N块, 第N板为再沸器, 其中精馏段m-1块, 提馏段N-m+1块 (包括再沸器), 第m板为进料板。,第m板：,第m板为进料板,逐板计算法是求理论塔板数的基本方法, 计算结
21、果较准确,且可求得每层板上的气液相组成. 但该法比较繁琐,尤其当理论板层数较多时更甚. 现由计算程序处理比较好.,例 常压下用连续精馏塔分离含苯44%的苯一甲苯混合物. 进料为泡点液体，进料流率取100 kmol/h为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于8 %(以上均为摩尔百分率). 设该物系为理想溶液相对挥发度为2.47. 塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3. 试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。 ,解：由全塔物料衡算：FDW ;FxFDxDWxW将已知值代入, 可解得D41.86kmol/h; W=58.14kmol/h,提馏段操作方程为:,精馏段
22、操作方程为:,泡点液体进料时q=1,相平衡方程为,对于泡点进料, xF =xq =0.44 设由塔顶开始计算(从上往下)，第1块板上升蒸气组成y1=xD=0.94. 第1块板下降液体组成x1由相平衡方程式计算:,故第5 板为进料板; 习惯上, 将进料板包括在提馏段内, 故精馏段有4 块理论塔板. 自第5 块开始, 应改用提馏段操作方程式.由xn求下一板上升蒸汽组成yn+1.,第2板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算,第2板下降液体组成由相平衡方程计算，可得,如此逐级往下计算，可得,故所求的总塔板数为9块（包括再沸器）。,连续精馏装置的热量衡算,塔底加热产生蒸气所需的热量和塔顶冷凝蒸汽所需的冷量为
23、蒸馏过程的热负荷。,冷凝器的热量衡算,对全凝器作热量衡算，若忽略热损失,冷却介质消耗量则为,式中：Qc 全凝器的热负荷，kJ/s；IV, IL 塔顶上升蒸汽和馏出液的焓，kJ/kmol。 Wc 冷却介质消耗量，kg/s；Cpc 冷却介质的比热，kJ/(kg)；t1、t2 冷却介质在冷凝器进、出口处的温度。,连续精馏装置的热量衡算,对再沸器作热量衡算,再沸器的热负荷,7.4双组份连续精馏的计算,7.4.6 精馏计算的设计型问题 1 .回流比的影响及其选择,一般经验适宜的回流比：R = 1.1 2 Rmin,e,a,c,b,d,0,1.0,xW,x,y,1.0,xD,zF,图解求理论板,对于一定的
24、分离任务（即F. xF. q. xW. xD一定）而言, 应选择适宜的回流比.回流比有两个极限值: 上限为全回流 R 下限最小回流比 Rmin,7.4 双组份连续精馏的计算,全回流和最少理论板层数,若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式称为全回流。,全回流时的回流比为：,斜率,此时在x-y图上操作线与对角线相重合, 操作线方程式为yn+1=xn 理论板层数为最小 以Nmin 表示。,R = L/D = ,全回流和最少理论板层数,Nmin可在 x - y 图上的平衡线和对角线间直接图解求得,也可以从芬斯克（Fenske）方程式计算得到：,7.4 双组份连续精馏的计算,7.4.6 特殊情
25、况时的理论板层数的计算,1. 直接蒸汽加热,若待分离的混合液为水溶液, 且水是难挥发组分, 釜液近于纯水, 这时可采用直接加热方式, 以省掉再沸器. 直接蒸汽加热时理论板层数的求法, 原则上与上述的方法相同. 精馏段的操作情况与常规塔的没有区别, 故其操作线不变. q线的作法也与常规的作法相同. 但由于釜中增多了一股蒸汽, 故提馏段操作线方程应予修正.,对图6-19所示的虚线范围作物料衡算，即：,总物料,易挥发组分,其中, y0 : 加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般y0=0 .,7.4 双组份连续精馏的计算,若恒摩尔流假定仍能适用，即,对于同一种进料组成.状况及回流比, 若希望得到相同的馏
26、出液组成及回收率时, 利用直接蒸气加热时所需理论板层数比用间接蒸气加热时的要稍多些，这是因为直接蒸气的稀释作用，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。,直接蒸气加热时的提馏段操作线方程式, 它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是q线, 但提馏段操作线通过横轴上的x=xW 点，即图中的点g, gd为提馏段操作线。,2. 多侧线的塔,7.4双组份连续精馏的计算,在工业生产中，有时要求获得不同规格的精馏产品，此时可根据所需的产品浓度在精馏段(或提馏段)不同位置上开设侧线出料口；有时为分离不同浓度的原料，则宜在不同塔板位置上设置不同的进料口。这些情况均构成多侧线的塔。若精馏塔中共有 i 个侧线(进料口亦计入
27、)，则计算时应将全塔分成(i +1)段。通过每段的物料衡算，分别写出相应的操作线方程式。图解理论板层数的原则与前述相同。,侧线出料的精馏塔,当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。,以有一个侧线出料的精馏塔为例： 精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。 图解理论板数的原则与前述相同。,以有两股进料的精馏塔为例： 精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段，各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同，相应有三条操作线，两条 q 线。,多股加料的精馏塔,不同浓度料液在同一塔内同时进行分离，不将料液混混合再入塔，而是针对各股料液的浓度分别加入不同位
28、置。这是因为混合后再分离都将消耗能量。,各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出，q 线由加料热状态确定。,多股加料的精馏塔,恒沸精馏,第三组分与原溶液中的组分形成恒沸物，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。,恒沸精馏中合适挟带剂的选用： （1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于10。 （2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省。 （3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。,恒沸精馏与萃取精馏,具有恒沸点或相对挥发度接近1的物系，不宜采用普通精馏方法分离。 采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变
29、得易于分离。 根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏和萃取精馏。第三组分使物系组分数增加，操作流程更复杂，一般不再是单塔操作。 为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液-液萃取联合流程。,恒沸精馏举例,工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。乙醇-水二元恒沸物（恒沸点78.15，乙醇摩尔分率为0.894）,三元恒沸物： 苯： 0.539 乙醇：0.228 水： 0.233 沸点：64.85,上层苯相 苯： 0.745 乙醇：0.217 少量水下层水相 苯： 0.0428 乙醇：0.35 其余为水,萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且
30、不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。 萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。,萃取剂应具备： （1）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高； （2）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收; （3）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。,萃取精馏,萃取精馏举例,苯-环乙烷溶液的萃取分离： 苯沸点 80.1，环乙烷沸点为 80.73，其相对挥发度为 0.98，苯-环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。,精馏例题2
31、,某连续精馏操作中，物料以饱和蒸汽状态加入塔内，处理量为10 kmol/min,浓度为 xF = 0.5, (易挥发组分的摩尔分率)。该物系相对挥发度 = 2 ，塔顶设分凝器，冷凝液用作回流。xd 0.95，xw = 0.04 塔釜与用间接蒸汽加热，且塔釜气化量为最小气化量的1.5倍。试求：1）易挥发组分的回收率。2）塔釜气化量3）流出塔顶第 1 层理论板的液体组成,精馏例题2,解：1）物料衡算：,精馏例题2,解：2）分析： 当 R V=(R+1)D V=V-(1-q)F 对应Rmin 最小气量Vmin ？ R/RminV/Vmin,精馏例题2,当V=Vmin 时，提馏线如图，其斜率为：,精馏
32、例题2,精馏例题2,3）用逐板计算法，先确定精馏线方程,精馏练习题,在某连续精馏操作中，F = 100 kmol/h, xF = 0.5, xD 0.95，xw=0.04 (均为易挥发组分的摩尔分率) 已知： R = 2.5 物系相对挥发度 = 3.0 塔顶设全凝器，泡点回流。 试求：1）塔底，塔顶产品量；2）若原料在气液共存下加入塔内，其液相分率为0.5，求 R/Rmin；3）精馏段和提留段的气量；4）塔顶第二层理论板上方的气相组成和进入再沸器的液相组成。,用一连续操作的精馏塔在常压下分离苯一甲苯混合液，原料液含苯0.5（摩尔分 率，下同），塔顶馏出液含苯0.9，塔顶采用全凝器，回流比为最小回流比的1.5 倍，泡点进料，设加料板上的液相组成与料液组成相同，在此温度下苯的饱和蒸 汽压为145.3kPa，试求离开进料板的上一层理论塔板的液相组成。,精馏例题1,回流比,解：由题意可知，离开加料板的汽相组成,精馏段操作线方程为,离开加料板的上一层理论板的液相组成xn为,蒸馏概念,方法,专业术语和知识体系,挥发度,相对挥发度和气液平衡 部分冷凝和部分汽化 理论板概念 物料衡算和能量衡算 逐板计算和图解法,双组份连续精馏的简捷计算吉利兰法,参数改变对双组分连续精馏的影响,考察设计条件对塔设备的影响 考察改变条件对操作结果的影响,
