化工原理化原蒸馏

rectifyingcolumnequipmentpackedtoweracylindrical,apackingorfillinginthetower..Alargeareaofintimatecontactbetweentheliquidandgasisprovidedbythepacking.TheconcentrationofV-L-phasechangecontinuously-------differentialcontactequipment.Z?platetower

consistsofindividualunits（Plate）,interconnected（连通）sothatthematerialsbeingprocessedpassthrougheachstageinturn.Thetwostreamsmovecountercurrently对流throughthePlateineachstagetheyarebroughtintocontact,mixed,andthenseparated.。Determiningtheheightofpackedtowerthenumberofidealplates(NT)HETP–heightequivalenttoatheoreticalplate,m

等板高度HETP=f(materialcharacter；operatingcondition，towerconstitution)ObtainedbyexperimentKey：DeterminingNTDeterminingtheactualnumberofplates

thenumberofidealplates(NT)ηo--theoverallefficiencies

ηo

=f(materialcharacter；operatingcondition，towerconstitution)ObtainedbyexperimentKey：DeterminingNT1.5理论板数的求法逐板计算法阶梯图解法平衡关系式操作线方程平衡线操作线TheMcCabe-ThieleMethod

（M-T）GraphicalStepoffSimplemethodEthalpy焓－concentrationOperatinglineequation－操作线方程

yn+1~xnPhaseequilibriumequation

平衡方程rectifyingsectionstrippingsectionfeedline（已知）平衡关系操作关系1）精馏段平衡关系操作关系……泡点进料精馏段n-1层理论板层数的求法其他进料状态时，计算至xnxf注：xf为两条操作线交点1.逐板计算法2）提馏段（已知）提馏段操作线……平衡关系操作关系提馏段理论板数＝m－1再沸器全塔理论板数NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）其中精馏段理论板数NT1＝n－1（或注明第n块为加料板）y1=xDx1平衡y2

x2

y3

x2123Top：totalcondenser，y1=xDyn~xn平衡yn+1~xn精馏段xn<xfy’n+1~x’n

提馏段x’n<xwNT=平衡方程的使用次数平衡平衡NT＝Thenumberofstep(includingreboiler),NT=n-1(notreboiler)

xB

xD1234568baxfeBd1172.图解法Themeaningofstep

Stepreflectstheconstituteofidealplateyn～xnynXn-1xnyn+1bcbc第n板第n－1板n水平线长度:通过第n板液相组成变化垂线长度:通过第n板气相组成变化nc

b

xn

xn-1

yn+1yn1thPlate全凝器（a）（b）（c）Severalkindsofdistillation1.Condenserandtopplate1th（a）Condenserandtopplate(a)Topplate

totalcondenserWhenatotalcondenserisused,triangleabcinFig.representsthe1thplateinthecolumn.y’,Dy’1thplate分凝器V1=D+LRtrianglea’b’c’inFig.representsthe1thplateinthecolumn.Thepartialcondenser,representedbythetriangleaba’inisequivalenttoatheoreticalplate.Question:Whyisthepartialcondenserused?

在一般情况下塔顶蒸气应全部冷凝，并保持一定过冷度，以免蒸气未凝而积累，引起塔压升高如果塔顶蒸气中含少量或一定量较轻的组分，一般冷剂难以将其冷凝，提高冷剂品位又不经济。塔顶则设部分冷凝器，将未凝的部分轻组分气体采出，然后，再用高品位冷剂将其冷凝作产品送出。对于量少和无利用价值的不凝气，则直接排入火炬或放空，以节省高品位冷剂的用量Whyisthepartialcondenserused?Whencondensateisliquidatitsbubblepoint,L=LR＝L1＝L2＝…….,V=V1＝V2=……

Iftherefluxiscooledbelowthebubblepoint,(冷液回流）aportionofthevaporcomingto

1th

platemustcondensetoheatthereflux;

2.Reflux回流ColdrefluxNO.1：y1=xD,xR=xDy1V1D,xDVLy2x1RxR,LRtR，IR

第一块板不再是恒摩尔流xWxW’xW’L’V’ywL’WThevaporleavingthereboilerisinequilibriumwiththeliquidleavingasbottomproduct.Thereboileractsasatheoreticalplate.3.BottomplateandreboilerBottom—heatindirectlyNT=ThenumberofStep－1－1partialcondenserThereboiler(indirectly)影响NT的因素分析NT决定于操作线：xD，xW，R，zF，q，平衡线：物系，T，P→（α）xD↑，xW↓分离要求提高，则NT↑

图解方法的优点

避免了繁琐的计算，形象直观，便于理解和分析实际问题。

q↑，Kq↓，Q点右移，提馏段操作线与平衡线距离↑，提馏段各塔板分离能力↑NT

↓。进料热状态参数q的影响

上移或下移均对分离不利，导致NT

增加。进料位置确定原则：两操作线交点Q所在梯级。进料位置的选择关于进料位置的允许范围进料位置对分离的影响常压下用连续精馏塔分离含苯44％的苯-甲苯混合物。进料为泡点液体，进料流率取100kmol／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。已知：F=100kmol/hxF=44%q=1

α=2.47R=3xD≮

94%xW≯

8%求：D、W、NT(1)由全塔物料衡算F=W+DFxF=WxW+DxD将已知值代入，可解得D＝41.86kmol/h,W=58.14kmol/h（2）将精馏段操作线方程、提馏段操作线方程、相平衡方程一一列出精馏段操作线方程提馏段操作线方程泡点进料时q=1，故提馏段操作线方程为相平衡方程为对于泡点进料，xq=xF=0.4设由塔顶开始计算，第1块板上升汽组成y1=xD=0.94相平衡方程精馏操作线y1=0.94x1=0.8638y2=0.8829相平衡方程精馏操作线x2=0.7532y3=0.7999相平衡方程精馏操作线x3=0.6181y4=0.6986相平衡方程精馏操作线x4=0.4841y5=0.5981可得所需理论塔板数NT=9（包括再沸器）相平衡方程提馏操作线x5=0.3760y6=0.4787相平衡方程提馏操作线x6=0.2710y7=0.3373相平衡方程提馏操作线x7=0.1709y8=0.2024相平衡方程提馏操作线x8=0.0932y9=0.0978相平衡方程x9=0.0420在一连续精馏塔内分离某理想二元混合物。已知进料量为100kmol/h，进料组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），露点进料；釜残液组成为0.05；塔顶采用全凝器；操作条件下物系的平均相对挥发度为2.303；精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275。试计算：（1）塔顶轻组分的收率；（2）所需的理论板层数。解：（1）塔顶轻组分的收率塔顶轻组分的收率=由精馏段方程y=0.72x+0.275可得：R=2.571xD=0.982物料恒算：总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxW100×0.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28

kmol/h塔顶轻组分的收率=（2）所需的理论板层数汽液平衡方程为：=2.303df12345678910111213axDxWcxFe(1)画平衡线(2)画精馏段操作线。定a(xD,xD)由精馏段截距定b•b(3)定e(xF,xF)连ab1514由q定q线ef(4)定c(xW,xW)连cd(5)画阶梯画图确定理论板层数共15层理论板(包括再沸器），第8层是进料板yx例.用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯0.44（摩尔分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于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）原料液为液化率为1/3的气液混合物。已知：操作条件下苯的气化潜热389kJ/kg,甲苯的气化潜热360kJ/kg，气液平衡数据见附表。温度，℃50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：先利用所给的平衡数据画出气液平衡关系曲线xy（1）原料液为20℃的冷液体在对角线上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三点；

a(xD,xD)

e(xF,xF)

c(xW,xW)画精馏段操