化工原理下册课件第一篇 章 精馏第5次课双组分混合物连续精馏计算.ppt

二、理论板图解法;给出q线，q线通过F(xF, xF)、斜率q/q-1； 给出q线与精馏段操作线的交点Q(xq, yq)； 提馏段操作线通过W(xW, xW)、Q(xq, yq)。; y1=xD，故从塔顶D点（xD, xD)开始作水平线交平衡曲线于1点，求得呈平衡的液相组成x1 ，由1点作垂线相交精馏段操作线，求得第二板蒸气组成y2，同上，在平衡线与精馏段操作线之间作梯级。 当求得 xnxF时，应由精馏更换提馏的操作线，即在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，当求得液相组成xmxW 时结束。此时梯级数N（含再沸器）为所求的理论塔板数N，跨过两操作线交点的板为最佳进料板 NF。;b.图解理论板数示例 上述逐级计算过程亦可在x－y图上利用图解法进行计算;c. 梯级的意义;进料位置对理论板数的影响;【例1-6】 用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分数）的苯-甲苯的混合液，要求塔顶馏出液含苯不低于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）原料为液化率等于1/3的气液混合物。 已知数据如下：操作条件下苯的汽化热为389kJ/kg，甲苯的汽化热为360kJ/kg，苯-甲苯混合液的气液平衡数据及t-x-y图已知。;解：已知xF=0.44， xD=0.975 ，xW=0.0235，R=3.5 精馏段操作线方程可得：;②过点e（0.44，0.44）作q线方程，与精馏段操作线方程相交于d点 ， ③连接d点和点c（0.0235,0.0235），得到提馏段操作线方程。 ④在两操作线和平衡线之间依次绘梯级，得到理论塔板数11和进料板位置为第5层。;（2）原料液为液化率等于1/3的气液混合物 ① q=1/3;1.5.5 几种特殊情况的理论塔板数;物料衡算，精馏段物料衡算与常规塔完全一致，仅提馏段不同。 塔内仍为恒摩尔流， V’=V0 L’=W 提馏段操作线方程为 （y0=0） 端点为（xW，0），;*【例1-7】 在常压连续精馏塔中，分离甲醇-水混合液。原料液组成为0.3（甲醇摩尔分数），冷液进料（进料热状况参数为1.2），馏出液组成为0.9，塔顶甲醇回收率为90%，操作回流比为2.5。试分别写出间接蒸汽加热和直接蒸汽加热时的操作线方程，并对两种加热方式予以比较。;解：已知xF=0.3， xD=0.9 ??R=2.5，hD=0.9 精馏段操作线方程可得：;（2）直接蒸汽加热;（3）两种加热方式比较：当F、xF、q、R、xD及hD相同时，两种加热方式的精馏段操作线位置相同，提馏段的斜率也相同，但两者的端点不同。间接蒸汽加热，端点在对角线上，直接蒸汽加热，端点在x轴上。直接蒸汽加热时理论板数较间接蒸汽加热时稍多，这是由于直接蒸汽的稀释作用，需增加理论板数来回收易挥发组分。; 有些塔并不是只从塔顶、塔底各取出一个产品，而是取出几种产品。如，有些进料中含有少量易挥发污染物，采用多出料口特别有效，此时塔顶取出污染物，而在精馏段某处抽出所希望的产品。;a. 侧线以上：精馏段操作线方程不变;1、液相取出（饱和液体）;由上两式得：;抽出量为P时，得;三、塔顶采用分凝器;结论：（1）离开分凝器的汽、液两相呈平衡，分凝器相当于一块理论板；（2）离开塔顶的气相组成y1与回流液组成x0不相等，服从精馏段操作线方程；;*【例1-8】 用精馏操作分离含甲醛20% （摩尔分数）的水与甲醛混合液，精馏塔顶部设有分凝器，未冷凝的气体继续冷凝得到液体产品D1，冷凝液部分回流入塔，其余部分D2作为产品，其数量为D1的1/3。要求塔顶产品D1含甲醛为0.9，塔底残液含甲醛为0.05，进料F=1kmol/h，在泡点下入塔。以产品D1计的回流比为1.5，在操作条件下物系的平均相对挥发度为2.68。试求：（1）塔顶产品流率及塔釜残液流率；（2）操作线方程；（3）该精馏过程的理论塔板数。;解：（1）作物料衡算：;（2）精馏段操作线方程;（3）该精馏过程的理论塔板数 精馏段操作线的变化情况（与分凝器只回流，不出料的情况进行对比），考虑分凝器的作用。总理论塔板数减一。;四、回收分离塔;2、塔底进料，只有精馏段，无提馏段;*3、气液两相的平衡关系为直线时（低浓度混合物分离）;1.5.6 回流比的选择;R对理论板数的影响;二、最小回流比Rmin;三、 Rmin的求法; 作业：1-9