化工原理(下)复习整理

1、第八章 传质过程导论 质量传递质量传递热量传递热量传递动量传递动量传递三传三传 非均相混合物非均相混合物均相混合物均相混合物分分离离场、电场、磁场等加场，如浓度场、温度分离剂加入另外一种物质作为方法利用某种性质利用某种性质分离过程在全厂的设备投资分离过程在全厂的设备投资费和操作费上占很大比重。费和操作费上占很大比重。对一典型的化工厂，分离设对一典型的化工厂，分离设备的投资占备的投资占60-7060-70，分离过，分离过程的能耗约占程的能耗约占3030。-在浓度差、温度差、压在浓度差、温度差、压力差等推动力作用下，从一处力差等推动力作用下，从一处向另一处的转移过程。包括相向另一处的转移过程。包括

2、相内传质和相际传质两类。内传质和相际传质两类。小结dzdcDJAABzA , zBzAAzAzANNxJN, 2121ppkcckNGLA 一重要概念一重要概念 分子扩散、对流传质、扩散通量、绝对扩散通量、总体流分子扩散、对流传质、扩散通量、绝对扩散通量、总体流动通量、膜模型要点、对流传质机理、影响对流传质的因动通量、膜模型要点、对流传质机理、影响对流传质的因素。素。 二公式二公式菲克定律：菲克定律：对流传质方程：对流传质方程：三三 双组分、一维稳态分子扩散双组分、一维稳态分子扩散等分子相互扩散等分子相互扩散单向扩散单向扩散特点特点第九章 吸 收掌握气体吸收的基本概念和气体吸收过程的基本计算方

3、法。 本章重点及难点内容:2.两相间的传质及吸收传质速率方程1.吸收传质的气液相平衡及亨利定律3.扩散传质及理论基础4.吸收塔的有关计算任务:不同气体用同一吸收剂吸收，所得溶液浓度相同时，易溶气体的平衡分压小，难溶气体的平衡分压大。 当总压不高（5105 Pa）时，一定温度下，稀溶液上方气体溶质的平衡分压与该溶质在液相中的浓度之间成线性关系 。亨利定律（Henrys law） AApE xpA* 溶质在气相中的平衡分压，kPa；xA 溶质在液相中的摩尔分数；E 亨利系数，kPa.式中：在同一溶剂中，难溶气体E值很大，易溶气体E 值很小。注意：2. E 值的大小代表了气体在该溶剂中溶解的难易程度

4、1. E其值随物系的特性及温度而异物系一定，E 值一般随温度的升高而增大。一.亨利定律：y*液相组成为x呈平衡的气相中溶质的摩尔分数；cA 液相中溶质的摩尔浓度，kmol/m3；m 相平衡常数；H 溶解度系数；kmol/(m3kPa)； *ymx*AAcpH 当气、液相溶质浓度用其它组成表示法表示时，通过浓度换算可得其它形式的亨利定律，常用的形式有：二. 亨利定律的其它形式式中:四. 亨利常数E、H、m之间的关系三. 温度和压力对气体溶解度（E, H, m）的影响对于大多数气体:mHEt,mHEP,即：气体溶解度随温度的升高而减小, 随压力的增加而增大。SSMEH1E、H之间的关系PEm总E、

5、m之间的关系二传质速率方程式的各种表示形式1. 吸收传质速率方程*AyixiyxNkyykxxKyyKxx*AYiXiYXNkYYkXXKYYKXXAGAiLiAGAALAANkppkccKppKcc2. 传质系数之间的关系yGkpkxLkckyGKpKxLKcK11YyikkYY11XxikkXX*11YyKKYY*11XxKKXX浓度低时浓度低时,YyGXxLkkpkkkck,YyGXxLKKpKKKcK气相液相两相间两相间111GGLKkHk3. 总阻力和双膜传质阻力的关系(气液相平衡关系服从亨利定律 )11LGLHKkk11yyxmKkk111xyxKmkk11YYXmKkk111XY

6、XKmkkGGKk气膜控制yKky气膜控制YYKk气膜控制LLKk液膜控制xxKk液膜控制XXKk液膜控制GLKHKyxmKKYXmKK注意：1. 传质系数的单位：kmol/(m2s单位推动力)2. 传质系数与传质推动力的正确搭配，即传质系数的表达形式与推动力的表达形式一一对应。习习 题题 课课mabOGyyyN SyyyySSNaaabOG1ln11aabbyxxGLyaKGHyOG OGOGNHh 0min)0 . 22 . 1( GLGL汇总：或lnbambayyyyyyb=ybybya=yaya 习题课习题课 操作型操作型设计型设计型 ya xa G yb L xb操作条件：l液气 (

7、L、G)流量、l气液进口浓度(yb、xa)、l操作温度、压力等设计型问题计算设计型问题计算【例1】常压下，用煤油从苯蒸汽和空气常压下，用煤油从苯蒸汽和空气混合物中吸收苯，吸收率为混合物中吸收苯，吸收率为99%，混合气，混合气量为量为53kmol/h。入塔气相中含苯。入塔气相中含苯2%（体（体积积 %）, 入塔煤油中含苯入塔煤油中含苯0.02%（摩尔分（摩尔分率）。溶剂用量为最小用量的率）。溶剂用量为最小用量的1.5倍，在操倍，在操作温度作温度50下，相平衡关系为下，相平衡关系为y* = 0.36x，总传质系数总传质系数Kya=0.015kmol/(m3 s)，塔径，塔径为为1.1米。试求所需填

8、料层高度。米。试求所需填料层高度。 ya xa=0.02% =99% D=1.1m G= 53kmol/h L yb=0.02 xb 溶剂用量为最小用量的1.5倍y* = 0.36x设计型问题计算设计型问题计算OGOGNHh 0min5 . 1 GLGL 3600412D m03. 1015. 036001 . 141532 ya xa=0.02% =99% D=1.1m G= 53kmol/h L yb=0.02 xb 溶剂用量为最小用量的1.5倍y* = 0.36x OGHaKGy【解】属于低浓气体吸收 bayy 1 0002. 0%99102. 01 bayyababxmyyyGL mi

9、nGLmS 537. 0358. 05 . 1 67. 0537. 036. 0 SmxymxySSNaaabOG1ln11358. 00002. 036. 002. 00002. 002. 0 98.1167. 00002. 036. 00002. 00002. 036. 002. 067. 01ln67. 011 设计型问题计算设计型问题计算 ya xa=0.02% =99% D=1.1m G= 53kmol/h L yb=0.02 xb 溶剂用量为最小用量的1.5倍y* = 0.36xmNHhOGOG4 .1298.1103. 10 课后练习：用“平均推动力法”解答。 【例2】 在一填料

10、塔内用纯溶剂吸收气体混合物中的某溶质组分，进塔气体溶质浓度为0.01（摩尔比，下同），混合气质量流量为1400kg/h，平均摩尔质量为29，操作液气比为1.5，在操作条件下气液平衡关系为Y*=1.5X，当两相逆流操作时，工艺要求气体吸收率为95，现有一填料层高度为7m、塔径为0.8m的填料塔，气相总体积传质系数Kya为0.088kmol/(m3s), 问： （1）操作液气比是最小液气比的多少倍？ （2）出塔液体的浓度? （3）该塔是否合适？解：（1） (1)0.01 (10.95)0.0005abYYmin1.50.951.43/bababbaYYYYLmGYmXX minL1.5G1.05L

11、1.43G（2）3()()0.010.95/1.56.3310babababbbYYGGGXXYYYYLLYL bababYYYYY 1 Y*=1.5X()()babaL XXG YY （3）06330.0095bbYX1.50aaYX0.010.00950.0005bbbYYY0.000500.0005aaaYYYm0.00050.000500.00050lnln0.0005babaYYYYY m0.0005baYYY 平均推动力法OGmbaYYNY yb B ya A xa xb OGm0.010.0005190.0005baYYNYY0.01y0.00991Y10.01

12、bbb1400(10.0099)47.8kmol/h29G 2220.7850.80.54ADmOG47.8/36000.30m0.0880.5YGHK aA OGOG0HNh190.30=5.7mh需要=5.7mh实际7m，故该塔合适 操作型问题计算操作型问题计算 ya xa=0 =95% ? G L yb xb 1 . 2 GLy=1.18xKya G0.8气体流量增加20%【例3】某吸收塔在101.3kPa、293K下用清水逆流吸收丙酮-空气混合气体（可视为低浓气体）中的丙酮。当操作液气比为2.1时，丙酮回收率可达95%。已知物系平衡关系为y=1.18x，吸收过程大致为气膜控制，气相总体

13、积传质系数KyaG0.3。若气体流量增加20%，而液量及气液进口浓度不变，试求： （1）回收率变为多少？ （2）单位时间内被吸收的丙酮量增加多少倍？气膜控制【解】（1）回收率变为多少？分析：气体流量增加，则导致被吸收的丙酮量增加，ya，故回收率将变小。 1 . 556. 095. 01156. 01ln56. 011 11111ln1ln1ln111/11(1/)bOGaababyNSSSSSSSySyySyy SyyyySSNaaabOG1ln11 ya xa=0 =95% ? G L yb xb 1 . 2 GLy=1.18xKya G0.8气体流量增加20%气膜控制56. 01 . 21

14、8. 1 GLmS SSSNOG 111ln610.951.06原工况下： 0.3OGOGHGHGOGOGOGOGHHNN 4.8OGN 0.560.672mmSSL GL G SSSNOG 111ln11bayy 1 4.8%4 .92 新工况下： OGOGNHh 0操作型问题计算操作型问题计算1.20.95bababbababyyGGyyyyyG yyGy倍 ya xa=0 =95% ? G L yb xb 1 . 2 GLy=1.18xKya G0.8气体流量增加20%（2）单位时间内被吸收的丙酮量增加多少倍？可见，单位时间

15、内被吸收的丙酮量增加了17V， L L V =V， L L V L V V， L =L V V， L LLVFViiiiFLLq 五种进料情况：五种进料情况： 例例 常压下用连续精馏塔分离含苯常压下用连续精馏塔分离含苯44 %的的苯一甲苯混合物。进料为泡点液体，进料流苯一甲苯混合物。进料为泡点液体，进料流率为率为100 kmol/h。要求馏出液中含苯不小于。要求馏出液中含苯不小于 94 %。釜液中含苯不大于。釜液中含苯不大于8 %(以上均为摩以上均为摩尔百分率尔百分率)。设该物系为理想溶液。相对挥。设该物系为理想溶液。相对挥发度为发度为2.47。塔顶设全凝器，泡点回流，选。塔顶设全凝器，泡点回

16、流，选用的回流比为用的回流比为3。试计算精馏塔两端产品的。试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。流率及所需的理论塔板数。解：由全塔物料衡算：解：由全塔物料衡算：FDW ; FxFDxDWxW 将已知值代入将已知值代入, 可解得可解得D=41.86 kmol/h; W=58.14kmol/h提馏段操作方程为提馏段操作方程为:精馏段操作方程为精馏段操作方程为: 泡点液体进料泡点液体进料: q = 1,相平衡方程为相平衡方程为1WmmWxLyxLWLW FqVVqFLL) 1(对于泡点进料对于泡点进料, xF =xq =0.44设由塔顶开始计算设由塔顶开始计算(从上往下从上往下)，第，第1块

17、板上升蒸气组成块板上升蒸气组成y1=xD=0.94. 第第1块板下降液体组成块板下降液体组成 x1由相平衡方程式计算由相平衡方程式计算: 第第2板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算习题课习题课xxy)1(1 WDFWxDxFxWDF111 RxxRRyDnn1VWxxVLyWmm 图解法图解法逐板法逐板法11 qxxqqyF公式：公式： DRVRDL)1( FqVVqFLL) 1(全塔物料衡算全塔物料衡算 操作线方程操作线方程 相平衡关系相平衡关系理论塔板数理论塔板数N的计算的计算例例1用一连续精馏塔分离由组分用一连续精馏塔分离由组分A、B所组成的理想混合液。所

18、组成的理想混合液。原料液中含原料液中含A 0.44，馏出液中含，馏出液中含A 0.957（以上均为摩尔分率）。（以上均为摩尔分率）。已知溶液的平均相对挥发度为已知溶液的平均相对挥发度为2.5，最小回流比为，最小回流比为1.63，说明原，说明原料液的热状况，并求出料液的热状况，并求出q值。值。 解：采用最小回流比时，精馏段操作线方程为解：采用最小回流比时，精馏段操作线方程为 即即 由相平衡方程由相平衡方程 ，得，得 联立两方程联立两方程 解得解得 x = 0.367，y = 0.592 此点坐标（此点坐标（0.367，0.592）即为（）即为（xq，yq）。）。 因因 xF = 0.44，即，即

19、xqxFyq，说明进料的热状况为气液，说明进料的热状况为气液混合进料。混合进料。 由由q线方程线方程 此线与平衡线的交点即是操作线与平衡线的交点，有此线与平衡线的交点即是操作线与平衡线的交点，有 解出解出 q = 0.676 DxD=0.95W, xWFxF=0.4595. 0 R=1.5Rmin =2.5设计型问题举例设计型问题举例【例例2】组成为组成为xF=0.45的原料以汽液混的原料以汽液混合状态进入精馏塔，其中汽液摩尔比合状态进入精馏塔，其中汽液摩尔比为为1:2，塔顶，塔顶xD=0.95（以上均为摩尔分（以上均为摩尔分率），塔顶易挥发组分回收率为率），塔顶易挥发组分回收率为95%，回流

20、比回流比R=1.5Rmin，塔釜间接蒸汽加热，塔釜间接蒸汽加热，相对挥发度相对挥发度 =2.5 。试求：。试求：（1）原料中汽相和液相组成；）原料中汽相和液相组成；（2）列出提馏段操作线方程。）列出提馏段操作线方程。汽液摩尔比为汽液摩尔比为1:2 eeeeexxyxy5 . 115 . 245. 03231xe=0.375ye=0.6汽液摩尔比为汽液摩尔比为1:2DxD=0.95W, xWFxF=0.4595. 0 R=1.5Rmin =2.5【解解】（1）原料中汽相和液相组成）原料中汽相和液相组成 t B A xe xF ye 设原料中汽相组成为设原料中汽相组成为ye ，液相组成为，液相组成

21、为xe ，则，则 eeeFeexxyxxy113231 11 qxxqqyF-物料衡算物料衡算-相平衡相平衡汽液摩尔比为汽液摩尔比为1:2DxD=0.95W, xWFxF=0.4595. 0 R=1.5Rmin =2.5 FqDRqFRDVL11 32 q95. 0 FDFxDxeeeDxyyxR min334. 2 47. 113245. 0334. 33245. 0334. 211 qFDRqFDRVWxxVLyw （2）列出提馏段操作线方程）列出提馏段操作线方程 FqDRVqFRDL) 1(1556. 1375. 06 . 06 . 095. 0 最小回流比操作情况的分析 xe a ye

22、 xD xW xF e d f b 45. 095. 045. 095. 0 FDmin5 . 1RR 1VWxxVLyWmm VWxxVLyw 0193. 047. 1 x1 FwFDFxWxFxDx05. 0 FwFxWx 0193. 013245. 0334. 345. 005. 01105. 01105. 0 qFDRxFqDRFxVWxFFw例例3 今有含苯今有含苯40%和甲苯和甲苯60%(摩尔百分数，下同摩尔百分数，下同)的混的混合液合液, 欲用精馏塔分离出含苯欲用精馏塔分离出含苯95%的塔顶产品。进料为的塔顶产品。进料为饱和液体饱和液体, 塔内平均相对挥发度为塔内平均相对挥发度为

23、2.5。若操作回流比取。若操作回流比取为最小回流比的为最小回流比的1.5倍倍, 写出精馏段操作线方程。此溶液写出精馏段操作线方程。此溶液可视为理想溶液。可视为理想溶液。 解：因是泡点进料，解：因是泡点进料，xe = xF 由相平衡方程由相平衡方程 最小回流比最小回流比 eeeeeeeeeDxyyxR min回流比回流比 R = 1.5Rmin = 1.51.44 = 2.16 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 111 RxxRRyDnn例例4 用连续精馏塔每小时处理用连续精馏塔每小时处理100 kmol含苯含苯40%和甲苯和甲苯60%的混合物，要求馏出液中含苯的混合物，要求馏出液中含苯90%，

24、残液中含苯，残液中含苯1%（组成均以（组成均以mol%计），求：计），求：（1）馏出液和残液的流率（以）馏出液和残液的流率（以kmol/h计）；计）； （2）饱和液体进料时，若塔釜的气化量为）饱和液体进料时，若塔釜的气化量为132 kmol/h，写出精馏段操作线方程。写出精馏段操作线方程。 解：（解：（1） 代入数据代入数据 解此方程组，得解此方程组，得 D = 43.8 kmol/h，W = 56.2 kmol/h （2）饱和液体进料时，）饱和液体进料时， V = V， V = 132 kmol/h，则，则 L = V D = 132 43.8 = 88.2 kmol/h R = L/D =

25、 88.2/43.8 = 2 精馏段操作线方程精馏段操作线方程 DRDLVRDL) 1( FqVVqFLL) 1(例例5 某连续操作精馏塔如图所示，已知料液摩尔组成某连续操作精馏塔如图所示，已知料液摩尔组成xF=0.2，料液以饱和液体状态直接加入塔釜，塔顶设全凝器，全塔共料液以饱和液体状态直接加入塔釜，塔顶设全凝器，全塔共两块理论板（包括塔釜），塔顶摩尔采出率两块理论板（包括塔釜），塔顶摩尔采出率D/F=1/3，回流比，回流比R=1，泡点回流，此条件下物系的相平衡关系可表示为，泡点回流，此条件下物系的相平衡关系可表示为y=4x，试计算试计算xW=? D,xD F,xF W, xW 313112

26、 . 01WWFWFWFDxFDxFDxDxDFFxDWxFxx Wx26 . 0 R=1 D/F=1/3 y1q=1 x1 y2xF=0.2 W , xWWxxy4422DnDnnxxRxxRRy5 . 05 . 0111 DDDDxxxyxyxxy625. 05 . 05 . 025. 0412111 WDxx4625. 0 -（1）-（2） 解式解式 1、2 得：得：0714. 0 Wx操作型问题举例操作型问题举例 WDFWxDxFxWDF1y=4x例例6 由一层理论板及塔釜组成的常压连续回收塔，每小时加入由一层理论板及塔釜组成的常压连续回收塔，每小时加入甲醇水溶液甲醇水溶液100kmo

27、l，其中甲醇含量为，其中甲醇含量为0.3(摩尔分率，下同摩尔分率，下同)，要求塔顶得到甲醇含量为要求塔顶得到甲醇含量为0.6的馏出液。塔顶采用全凝器，泡的馏出液。塔顶采用全凝器，泡点进料，由于该塔只有一层板，且料液就在这一板上加入，故点进料，由于该塔只有一层板，且料液就在这一板上加入，故塔可以不用回流。在操作范围内，相对挥发度塔可以不用回流。在操作范围内，相对挥发度 5.8。试求：。试求：1)釜液组成；釜液组成；2)塔顶馏出液量塔顶馏出液量(kmol/h)。 y1 D,xD F,xF L x1 yW W, xW 解解: （1）釜液组成）釜液组成操作型问题操作型问题 WDFWxDxFxWDF W

28、WWWWDWFxxxxxxxxFD 6 . 0100306 . 03 . 0100（1）()FDwFxDxFD x()()FWDWF xxD xx y1 D,xD F,xF x1 yW W, xW WWWWWxxxxy8 . 418 . 511 WWWWxxxx100306 . 05 . 96 . 08 . 418 . 5 （2）（3）6 . 01 Dxy1112110.60.20515.84.8 0.6100100 059.50.6WFDWyxyLFVVDWxFxDxLFyyxxVVDDDDDD，将式将式1、3代入式代入式2得：得：xxy)1(1 FqVVqFLL) 1(W

29、DFWxDxFx每小时加入甲醇水溶液100kmol，其中甲醇含量为0.3，要求塔顶得到甲醇含量为0.6的馏出液。泡点进料，5.8 。 y1 D,xD F,xF L x1 yW W, xW 396. 0 Wx0914. 0 Wx解之得：解之得： D=41.01kmol/h（舍去）（舍去）（2）馏出液量（）馏出液量（kmol/h） WWWWWDWFxxxxxxxxFD 6 . 0100306 . 03 . 0100由公式（由公式（1）得：）得：例例7 用常压精馏塔分离双组分理想混合物，泡点进料，进料量用常压精馏塔分离双组分理想混合物，泡点进料，进料量100kmol/h，加料组成为，加料组成为50%

30、，塔顶产品组成，塔顶产品组成xD=95%，产量，产量D=50kmol/h，塔釜间接蒸汽加热。回流比，塔釜间接蒸汽加热。回流比R=2Rmin，设全部塔，设全部塔板均为理论板，以上组成均为摩尔分率。相对挥发度板均为理论板，以上组成均为摩尔分率。相对挥发度 3。 求：求： （1）最小回流比）最小回流比Rmin； （2）精馏段和提馏段的上升蒸汽量；）精馏段和提馏段的上升蒸汽量； （3）列出该情况下提馏段操作线方程。）列出该情况下提馏段操作线方程。解：（解：（1）最小回流比）最小回流比Rminmin0.950.750.80.750.5DeeexyRyx3 0.50.751112 0.5eeexyx xD

31、axWxbxFePey设计型问题举例设计型问题举例minDeeexyRyx hkmolVFqVVhkmolDRVRR/1301/1305016 . 116 . 18 . 022min hkmolqFRDL/1801001506 . 1 hkmolDxFxWxDFw/5 . 295. 0505 . 0100 0192. 038. 11305 . 2130180 xxVWxxVLyw（2）精馏段和提馏段的上升蒸汽量）精馏段和提馏段的上升蒸汽量（3）列出该情况下提馏段操作线方程）列出该情况下提馏段操作线方程泡点进料，进料量泡点进料，进料量100kmol/h，加料组成为，加料组成为50%，塔顶产品，塔

32、顶产品组成组成xD=95%，产量，产量D=50kmol/h，回流比，回流比R=2Rmin，设全部，设全部塔板均为理论板，相对挥发度塔板均为理论板，相对挥发度 3。 DRVRDL)1( FqVVqFLL) 1(VWxxVLyw D=50 xD=0.95W, xWF=100 xF=0.5设计型问题举例设计型问题举例例例8 用常压连续精馏塔分离苯一甲苯混合物，原料用常压连续精馏塔分离苯一甲苯混合物，原料中含苯中含苯0.40，塔顶馏出液中含苯，塔顶馏出液中含苯0.9(以上为摩尔分以上为摩尔分率率)。进料为饱和蒸汽，苯对甲苯的相对挥发度。进料为饱和蒸汽，苯对甲苯的相对挥发度 2.5，操作回流比为最小回流

33、比的，操作回流比为最小回流比的1.5倍，塔顶采用倍，塔顶采用全凝器。试求离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成。全凝器。试求离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成。进料为饱和蒸汽进料为饱和蒸汽4 . 00Fexyq0.400.2112.52.5 10.40eeeyxymin0.90.402.630.400.21DeeexyRyx945. 363. 25 . 15 . 1min RRxDaxWxbxFe精馏段操作线方程为：精馏段操作线方程为：解：解：xD=0.91y2y1x111 RxxRRyDnnxxy)1(1 设计型问题举例设计型问题举例182. 0798. 0945. 49 . 0945. 4945. 3

34、111 nnDnnxxRxxRRy1110.90.783112.5 1.5 0.9DDyxxyx807. 0182. 0783. 0798. 0182. 0798. 012 xyxDaxWxbxFd2exD=0.91y2y1xxxy)1(1 操作型定性分析举例操作型定性分析举例操作条件包括：操作条件包括：l 进料状况（进料状况（F、xF、q）l Rl 操作压力操作压力Pl 操作温度操作温度Tl 冷凝器热负荷冷凝器热负荷Vl 再沸器热负荷再沸器热负荷V l D、WD, xDW, xWF, xF x y 操作型定性分析举例操作型定性分析举例VLVL 回流液量和进料状况（回流液量和进料状况（F、xF

35、、q）不变，而）不变，而减小塔釜加热蒸汽量减小塔釜加热蒸汽量xD变大变大xW变大变大此法的依据是：此法的依据是： 精馏段操作线斜率精馏段操作线斜率L/V越小，越靠近平衡越小，越靠近平衡线，对精馏分离越不利，会导致线，对精馏分离越不利，会导致xD变小；变小； 提馏段操作线斜率提馏段操作线斜率L /V 越大，越靠近平越大，越靠近平衡线，对精馏分离越不利，会导致衡线，对精馏分离越不利，会导致xW变大变大。而而L不变不变V -快速分析法快速分析法1DnnDxLyxVV1VWxxVLyWmm V 分凝器分凝器 全凝器全凝器 y1 L,xL D，xD=0.8 xF=0.7 W xW F=100kmol/h

36、 习习 题题 课课DL 分凝器流程举例分凝器流程举例【例例1】苯、甲苯两组分混合物用苯、甲苯两组分混合物用如图所示的釜进行常压连续蒸馏加如图所示的釜进行常压连续蒸馏加以分离（无塔板），料液直接加入以分离（无塔板），料液直接加入釜中，进料量为釜中，进料量为100kmol/h，其组，其组成成x苯苯=0.7，要求得到组成为，要求得到组成为0.8的的塔顶产品（以上均为摩尔分率）。塔顶产品（以上均为摩尔分率）。塔顶用一分凝器，其中塔顶用一分凝器，其中50%的蒸汽的蒸汽冷凝并返回塔内。出分凝器的蒸汽冷凝并返回塔内。出分凝器的蒸汽与冷凝液体保持相平衡。问塔顶、与冷凝液体保持相平衡。问塔顶、塔釜产量为多少？已

37、知塔釜产量为多少？已知 2.46。 2.46 V 分分凝凝器器 全全凝凝器器 y1 L,xL D,xD=0.8 xF=0.7 W xW F=100kmol/h 分凝器流程举例分凝器流程举例DL 2.468 . 05 . 05 . 01 Lxy DFWxxxxFDWDWFLLLLDxxxxxy46. 1146. 211分凝器1 R 111 yyxW 71. 0 499. 0 hkmolhkmol/22.33/78.66 【解解】111 RxxRRyDL WDFWxDxFxWDFxxy)1(1 直接蒸汽加热的回收塔流程举例直接蒸汽加热的回收塔流程举例【例例2】如图所示，用有两块理论板如图所示，用有

38、两块理论板（包括塔釜）的精馏塔提取水溶液中易（包括塔釜）的精馏塔提取水溶液中易挥发组分，饱和水蒸汽挥发组分，饱和水蒸汽S=50kmol/h由塔由塔底进入，加料组成底进入，加料组成xF=0.2(摩尔分率，下摩尔分率，下同同)，温度为，温度为20，F=100kmol/h，料液，料液由塔顶加入，无回流，试求塔顶产品浓由塔顶加入，无回流，试求塔顶产品浓度度xD及易挥发组分的回收率。及易挥发组分的回收率。 在本题范围内平衡关系可表示为在本题范围内平衡关系可表示为y=3x，液相组成为液相组成为x=0.2时，泡点为时，泡点为80，比热，比热为为100kJ/kmol ，汽化潜热，汽化潜热40000 kJ/km

39、ol。12y=3x20 D, xD 1 2 W, xW S=50kmol/hxF=0.2F=100kmol/h D, xD W, xW 直接蒸汽加热的回收塔流程举例直接蒸汽加热的回收塔流程举例 WDFWxDxFxWDSF WDWxDxWD2 . 010050100qqFRDLW1000 hkmol /11510015. 1 1100802011.1540000pbFpbFVFVLrcttcttiiqiirr 【解解】 求塔顶产品浓度求塔顶产品浓度xD及易挥发组分的回收率及易挥发组分的回收率S=50kmol/hxF=0.2F=100kmol/h12y=3x20泡点为泡点为80，比热为比热为100

40、kJ/kmol ，汽化潜热汽化潜热40000kJ/kmol。hkmolD/3511550100 WDxx286. 3571. 0 L V 恒摩尔流假定：恒摩尔流假定：全塔物料衡算：全塔物料衡算：-（1 1） WDWDWWDWDWxxxxyxxxxxxxy767. 0256. 033 . 2767. 033 . 2767. 033 . 23 . 2212 F, xF D, xD y1 1 x1 y2 2 S W, xW 直接蒸汽加热的回收塔流程举例直接蒸汽加热的回收塔流程举例50 VSWDxx286. 3571. 0 -（1 1） WnWnWnnxxxxVWxxVLy 3 . 250115501

41、15133111DDxyxxy DWxx145. 0 y=3xS=50kmol/h逐板计算：逐板计算：恒摩尔流假定恒摩尔流假定-（2 2） 联立求解式联立求解式1、2得：得： 056.0387.0 WDxx易挥发组分的回收率易挥发组分的回收率%7 .672 . 0100387. 035 FDFxDx 小小 结结一一 概念概念理想溶液理想溶液理想物系理想物系挥发度挥发度iiixpv 相对挥发度相对挥发度BAvv BBAAxpxp BBAAxyxy 平衡级平衡级理论板理论板恒摩尔流假定恒摩尔流假定精馏原理精馏原理梯级的物理含义梯级的物理含义最佳位置进料最佳位置进料易挥发组分回收率易挥发组分回收率%1001 FDFxDx 难挥发组分回收率难挥发组分回收率%100)1()1(2