流体力学与传热：第一章 精馏第4次课.ppt

1.5.3 进料热状况一、进料热状况a: 冷液 b: 饱和液体，泡点 c: 汽液共存 d: 饱和蒸汽，露点e: 过热蒸汽 二、进料热状况参数FxF y V L xy V L xIV=IV , IL=IL将（1）式乘以Iv，与（2）式相减，vq为进料的热状态参数，反映进料热状态对塔内两段气、液流量的影响：L=L+qF; V=V+(1-q)F三、进料热状态对塔内气、液流量的影响 q 1 q=1 q=01 q=0 q0四、q线方程（进料方程）两操作线的交点与进料的热状况有关当q为定值，改变塔操作回流比时，两操作线交点轨迹即q线（进料线） Vyn+1=Lxn+DxDLxLxn n=Vy=Vyn+1n+1+Wx+WxWW将上两式相加，有：根据总物料衡算，注意：当一定操作回流比条件下，不同热状态对精馏段无影响，对提馏段存在显著的影响 v随进料温度的升高，q值减小，提馏段操作线斜率增大， 操作线更靠近平衡曲线，将导致提馏段分离能力不断下降即每块理论板的传质推动力减小完成相同分离任务，所需理论板数会增加例1-4】 每小时将175kmol含苯44%（摩尔分数）和甲苯的混合物，在连续精馏塔中进行分离，要求塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，釜液中含苯不高于2.35%，若进料为饱和液体，选用回流比R=2.0，试求提馏段操作线方程，并说明操作线的斜率和截距的数值。

解：已知F=175kmol，xF=0.44，xW=0.0235，R=2.0提馏段操作线方程，可用两种方法进行求解 ：（1）由精馏段操作线方程和q线方程共同得到；（2）根据物料衡算得到首先计算D，W，xD值根据总物料衡算：得到：D=80.0kmol/h，W=95.0kmol/h，xD=0.9351）精馏段操作线方程为：对于饱和液体进料，q=1，则q线方程为：精馏段操作线和q线的交点为（0.44, 0.605）提馏段操作线方程为过（0.44, 0.605）及（0.0235, 0.0235）的直线2）直接给出提馏段操作线形式对于饱和液体进料，q=1 作业：1-10 一、 逐板计算法 当给出原料F、xF，进料的温度tF，压力pF，分离要求xD、xW，回流比R，即可进行精馏塔设计1.5.4 理论板数的求法体系相平衡关系 :精馏操作方程：提馏段操作线方程：操作线方程y1=xDx1平衡方程y2 x2y3 x3123a. 精馏段 塔顶为全凝器时，当塔顶蒸气全部被冷凝时，有： y1=xD y1与x1 呈相平衡关系 ； x1与y2 精馏段操作线方程 ，得到 y2， 交替使用相平衡与物料平衡关系，计算精馏两相的组成。

b. 进料板 当 xxF时，物料衡算关系应换为提馏段操作方程将此更换物料衡算关系式的理论板，作为进料板为宜，即最佳进料位置c. 提馏段交替使用相平衡及物料平衡关系（提馏段操作线方程），逐级计算提馏段的组成分布，当计算的液相组成x略低于或等于xW 时，即可结束计算计算中采用平衡关系的次数即塔满足分离要求所需的理论板数N由于再沸器存在部分气化，具有分离能力，相当一块理论板输入F，xF, q, R, xD, xWD,Wy1=xD, N=1相平衡求xnxnxWYYxnxF精馏段操作线yn+1提馏段操作线yn+1输出N,Nf,D,W结束NNNf=N+1N=N+1【例1-5】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100kmolh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由全塔物料衡算：F=W+D FxF=WxW+DxD将已知值代入，可解得D41.86kmol/h, W=58.14kmol/h 精馏段操作方程为提馏段操作方程为 泡点液体进料时q=1，故提馏段操作方程为对于泡点进料， xq=xF=0.44设由塔顶开始计算，第1块板上升汽组成 y1=xD=0.94x1由相平衡方程求得x2=0.7532（相平衡方程）相平衡方程为y2由精馏操作线方程求得x3=0.6181（相平衡方程）y3由精馏操作线方程求得如此逐级往下计算, y4=0.6986, x4=0.4841, y5=0.5981, x5=0.3760如此逐级往下计算，可得NT=9(包釜）,最佳进料板为Nf=5操作线方程更换为提馏段，y6=0.5065, x6=0.2935, y7=0.3676, x7=0.1905, y8=0.2288, x8=0.1072, y9=0.1166, x9=0.0507。