化工原理_馏.pptVIP

内 容 回 顾;二、理论塔板;二. 操作线方程 ;(二) 提馏段操作线方程;【例1】在连续精馏塔中分离某理想二元混合物。已知原料液流量为100kmol/h，组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同），提馏段下降液体量与精馏段相等，馏出液组成为0.98，回流比为2.6。若要求易挥发组分回收率为96%，试计算： (1) 釜残液的摩尔流量； (2) 提馏段操作线方程。;由回流比的定义：L=RD;【例】某连续精馏操作分离二元混合溶液，已知操作线方程： 精馏段：y=0.80x+0.16; 提馏段：y=1.40x-0.02 已知xF=0.35,求塔顶易挥发组分及塔底难挥发组分的收率及回流比.;根据精馏段操作线方程：;§1.4.4 进料热状况对操作线方程的影响 ;近似认为：;2.精馏塔的进料热状况;L?;L?;根据q的定义，L?=L+qF 带入提馏段操作线方程：;(2)精馏段操作线方程：;【例】在常压操作的连续精馏塔中分离含苯0.46（易挥发组分摩尔分率）的苯—甲苯二元混合物。已知原料液的泡点为92.5℃，苯的汽化潜热为390kJ/kg，甲苯的汽化潜热为361kJ/kg。试求以下各种进料热状况下的q值。 （1）进料温度为20℃； （2）饱和液体进料； （3）饱和蒸汽进料。 已知物料平均温度下苯的比热容为1.81 kJ/(kg·℃)，甲苯的比热容为1.82kJ/(kg·℃) 。;rm =r1 x1 + r2 x2;一、逐板计算法 ;2）提馏段; 关于理论板数的确定注意: ?∵xn是加料板浓度，而加料板属于提馏段，∴精馏段板数在采用全凝器时为 n-1 ?当塔底采用再沸器或塔釜时,提馏段板数为m-1 ?若塔顶采用一个分凝器, 精馏段板数应再减去1,若采用多个分凝器串联,则减去多个 ?逐板计算法准确，相应的计算机程序容易编制 ;1.q线方程;2.精馏段操作线的画法;4.图解法求理论板层数;5.进料热状况对q线及操作线的影响;6.适宜的进料位置;【例】在一连续精馏塔内分离某理想二元混合物。已知进料量为100 kmol/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。;物料恒算：;d;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。;x;rm=0.44*30342+0.56*33120=31900kJ/kmol