化工原理内容回顾2.平衡蒸馏也叫微分蒸馏，为单级蒸馏操作，多用间歇方式简单蒸馏设某瞬间τ釜内液体量为Lkmol，组成为x,经时间dτ后，蒸出的气相量为dD,气相组成为y*:(1)y*-x关系非常复杂，或用图形表示时，采用图解积分的方法(3)若x-y平衡关系为直线：y=mx+b,则有：【例】在常压下将组成为0.6（易挥发组分的摩尔分率）的某理想二元混合物分别进行平衡蒸馏和简单蒸馏，若规定汽化率为1/3，试计算：(1)平衡蒸馏的汽液相组成；(2)简单蒸馏的易挥发组分平均组成及收率。假设在操作范围内汽液平衡关系为：y=0.46x+0.549易挥发组分的收率为:第三节精馏原理和流程y2无中间加热及冷凝器的多次部分气化和多次部分冷凝料液,xFFeed★随着分离器级数的增加，分离效率越高；1-3-2精馏塔和精馏操作流程提馏段：下降液体中的轻组分向汽相传递，而汽相中的重组分向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。二、精馏操作流程蒸气直接加热的连续精馏多级逆流接触——板式塔连续逆流接触——填料塔连续精馏的必要条件1-4-1理论板的概念及恒摩尔流假定理论板的提出，便于衡量实际板分离的效果。通常在设计过程中先求出理论板数，经修正得实际板数二、恒摩尔流假定各组分的摩尔气化潜热相等，rA=rB气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略，塔设备保温良好，热损失可以忽略不计，QL=01-4-2物料衡算和操作线方程塔顶易挥发组分回收率例1－4每小时将15000kg含苯40%（wt)的苯－甲苯溶液，在连续精馏塔中分离，要求釜残液含苯＜2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，求W、D及xW、xD（以摩尔流量及摩尔分率表示）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塔中的液体和蒸汽均为饱和状态，而且相邻两板的温度和浓度变化不大，可以近似认为：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1.81kJ/(kg·℃)，甲苯的比热容为1.82kJ/(kg·℃)。rm=r1x1+r2x2【例】每小时将175kmol含苯0.44（摩尔分率，下同）和甲苯0.56的溶液进行分离，要求釜残液中含苯不高于0.0235，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，若进料为饱和液体，所用的回流比R=2.0,求提馏段操作线方程，并说明其斜率和截距值。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。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