化工原理下1-3 精馏的物料衡算(课堂PPT)
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化工原理课件第五章 蒸馏
Q FcP (T tF )
FcP (T te ) (1 q)Fr
T
te
(1
q)
r cp
tF－原料液的温度℃ T－通过加热器后原料液的温度℃
te－分离器中的平均温度℃ F－原料液流量Kmol/h
cp－原料液平均比热KJ/(Kmol. ℃) r－平均汽化潜热
三、气液平衡关系
理想溶液：
x
A
A
p
1.2.2 非理想物系的气液平衡
1.具有正偏差的溶液 一般正偏差：pA>pA理， pB>pB理。
乙醇－水溶液相图 正偏差溶液：x=0.894，最低恒沸点，78.15℃
2. 具有负偏差的溶液 一般负偏差 pA<pA理， pB<pB理。
硝酸－水溶液相图 负偏差溶液：x=0.383，最高恒沸点，121.9℃
组分： A、B 一、相律分 析： 变量 ： t、p、xA、 yA
相数： 气相、液相
自由度：f c 2 2
C:独立组分数
Ø：相数
一定压力下:液相（气相）组成xA(yA)与温度t存在一 一对应关系气液组成之间xA~yA存在一一对应关系
二、两组分理想物系气液平衡函数关系 1. 拉乌尔定律（ Raoult’s Law）
xF,y,x－－分别为原料液、气相与液相产 品的组成，摩尔分率。
y
FxF Wx D
F
F W
xF
W F W
x
q W 液化分率 F
＝1 1 q
xF
q 1 q
x
qx q 1
q
1
1
xF
平率衡为蒸馏中气液相平衡组q 成的关系。通过（xF， xF ）斜
化工原理课件 9.4 精馏
q [rF cP (tb tF )] rF
b. 饱和液体进料(泡点进料) 饱和液体温度等于泡点
iF i
q 1
V V
0 q 1
L LF
c.汽液混合物进料 汽液混合物的温度介于泡点和露点之间
i iF I
V V
LL
q=x(液相分率) 已知进料中汽相与液相的摩尔数之比为2:1，轻组分的摩尔分 数为0.55,则q=_____. A. 1/3 B. 0.55 C.不能确定
传质单元高度
精 馏
实 际 塔 板 数
理论板数
反映分离任务的难易, 与设备型式无关
反映设备效能的高低
全塔效率
④塔板物料、热量衡算及传递速率的最终简化 引入理论板的概念及恒摩尔流假设使塔板过程的物料衡 算、热量衡算及传递速率最终简化为 物料衡算式
Vy n1 Lxn1 Vy n Lxn
相平衡方程
LL q F 以1kmol/h进料为基准，提馏段中的液体流量较精馏段的液 体流量增大的kmol/h数即为q值
L L qF
V V (1 q)F
I iF q I i
iF i I
q 1
L L qF
V V, L L
V V (1 q)F
a. 过冷液体进料 过冷液体温度低于泡点
I iF q I i
L L qF
V V (1 q)F
d.饱和蒸汽进料(露点进料) 饱和蒸汽的温度等于露点
iF I
q0
V V F
LL
e.过热蒸汽进料(过热蒸汽的温度高于露点)
iF I
q0
V V, L L
q cP (tF td ) rF
中山大学化工原理课件 第6章-精馏
0 P pB xA 0 0 p A pB
0 0 pA P pB yA 0 0 P p A pB
上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点 （dew-point），上式又称为露点方程。
严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分 所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相 压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠 实验测定。
塔顶产品 yA 加热器 原料液
减压阀
闪 蒸 罐 xA
Q
塔底产品
三、精馏原理与流程 1. 精馏操作流程 精馏塔 精馏段 提馏段 塔顶冷凝器 塔釜再沸器 塔顶冷凝液 馏出液 回流液 塔釜产品 – 釜液 进料液 – 原料液 进料板
精 馏 段
提 馏 段
2. 精馏原理
T y2 o2 x2 x1 b 0 o1 y1
第四节 物料衡算和操作线方程
V
一. 全塔物料衡算 总：
D, xD
F D W
轻：
F, xF
FxF DxD WxW
W, xW
应用1： 确定产量及组成之间的关系
应用2： ① 确定馏出液采出率
F, xF
V
L
D, xD
D xF xW F xD xW
② 确定xD,max或 Dmax
露点
气相区
t/C
两相区
露点线
泡点 泡点线
液相区
0
xA
xf x(y)
yA
. 1.0
当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相， 最后一滴液相的组成为 xA。
0 0 pA P pB yA 0 0 P p A pB
上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点 （dew-point），上式又称为露点方程。
严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分 所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相 压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。 对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠 实验测定。
塔顶产品 yA 加热器 原料液
减压阀
闪 蒸 罐 xA
Q
塔底产品
三、精馏原理与流程 1. 精馏操作流程 精馏塔 精馏段 提馏段 塔顶冷凝器 塔釜再沸器 塔顶冷凝液 馏出液 回流液 塔釜产品 – 釜液 进料液 – 原料液 进料板
精 馏 段
提 馏 段
2. 精馏原理
T y2 o2 x2 x1 b 0 o1 y1
第四节 物料衡算和操作线方程
V
一. 全塔物料衡算 总：
D, xD
F D W
轻：
F, xF
FxF DxD WxW
W, xW
应用1： 确定产量及组成之间的关系
应用2： ① 确定馏出液采出率
F, xF
V
L
D, xD
D xF xW F xD xW
② 确定xD,max或 Dmax
露点
气相区
t/C
两相区
露点线
泡点 泡点线
液相区
0
xA
xf x(y)
yA
. 1.0
当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为 yA= xf 的气相， 最后一滴液相的组成为 xA。
化工原理蒸馏课件5
4.操作型计算的类型（1）(P288 例7-6)
Nm
D W
zF
xw
R
q
N M 平衡曲线
设xD
精馏段、提馏段操作线方程 重设xD
Nm’＝Nm ？
输出
二）精馏塔的操作 1.保持操作稳定，使塔内各处汽液组成和温度 稳定，料液在塔内汽液组成与其相同的位置加 入避免不同组成的物流的混合，是保持最佳操 作状态的基本条件。 2.保持精馏装置进、出物料平衡是保证塔稳定 操作的必要条件。
Rmin 与此对应 NT 全回流 NT N min
1
3.简捷法的步骤：
R Rmin N N min , R 1 N 1
六 Gilliland 快速估值法
4.研究条件：吉利兰图是用8个物系在下面的条件 下逐板计算得出的结果绘制，这些条件见下表。 组分数目 进料状态 2～11 5
四.加料状态的影响和加料板位置 L L I iF q F I i
过冷液体 q>1 饱和液体（泡点）q=1 汽液混合物 0<q<1 饱和蒸汽 q=0 过热蒸汽 q<0 （4）精馏段与提馏段的 汽液流量之间的关系 L' L qF
V V (1 q) F
'
二)精馏段和提馏段操作线的交点 -----q线方程 精： yn 1 提：
xD ye Rmin Rmin 1 xD xe Rmin x D ye ye xe
(xe，ye)由平衡线和q线(或者
精馏段操作线)联立求解确定。
对非理想溶液最小回流比确定：
平衡线下凹，出现拐点，只能图解。
最小回流比--解析求解
xe ye 平衡线：ye＝ , xe＝ 1 ( 1) xe ＋ ( 1) ye
化工原理精馏PPT课件
D,xD
•
(xD,xD)
3
(二) 提馏段操作线方程
总物料衡算：L=V+W
m Lxm V ym+1
m+1
易挥发组分衡算 :Lxm= Vym+1+ WxW
yN
ym 1LL Wxm LW WxW 或 ym 1V Lxm V WxW
N xN
V
LxN
W,xw
提馏段操作 线方程
•(xW,xW)
4
【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。
IV IL
(1)饱和液体进料——泡点进料
LV F
此时，IF=IL
q=1
原料液全部与精馏段下降液体汇合进入 提馏段。
L V
饱和液体
L =L+F
V =V
11
(2)饱和蒸汽进料
IF=IV
q=0
q IV IF IV IL
原料全部与提馏段上升气体汇合进入 精馏段。
L =L V=V +F
(3)冷液进料
内容回顾
一、精馏原理
（1）无中间加热及冷凝器的多次部分气化和多次部分冷凝 （2）顶部回流及底部气化是保证精馏过程稳定操作的必不可 缺少的条件。 （3）精馏操作流程 （4）相邻塔板温度及浓度的关系
tn1tntn1 xn1xnxn1 yn1ynyn1
1
二、理论塔板
三、恒摩尔流假定 四、全塔物料衡算
化工原理课件(十一五)课件第六章第四节物料衡算和操作线方程
（5）过热蒸气进料
q Cm' p (Ts tF ) < 0 rm
总物料衡算
液相分率 q L' L
F
V ’ ＝L’－W
L’=V’+W ①
L' L
q
②
F
L，=L+qF
V'=V+(q－1)F
提馏段物料衡算
q的引入，使提馏段上升蒸汽及下降液体流量的计算容易了。
联想恒摩尔流假设中V与V’，L与L’不 一定相等，那么什么情况下相等？
IL≈IL'
代入②式并 与①联立
V,IV
L,IL
V’, IV’ L’, IL’
（V－V'） IV =F IF－(L'－L) IL
IV I F L' L
IV IL
F
=q
q L' L F
液相分率
热状况
q
IV IV
IF IL
将1kmol原料变成饱和蒸汽所需热量 1kmol原料的汽化潜热
参数
三、q 线方程（进料方程）
Vy=Lx+DxD ① V'y=L'x－WxW ②
进料板连接着精馏段与提 馏段，因此组成相同，下 标省略！
① － ②：
1.0
（V'－V）y=(L'－L)x－(DxD+WxW)
q=1 q>1
a
0<q<1
（q－1)F y=q F x－F xF
y q x xF q 1 q 1 ——q线方程
W V'
xW
y
1.0
因为 L’=V’+W
而L’、 V’受进料温度状 况的影响，所以在学习 下面内容之前，无法分
化工原理课程设计PPT课件
（2）溢流装置 采用单溢流 弓形降液管 平形受液盘及平形溢流堰 不设进口堰
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42
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
hOW
hW
HT
Hd
hW
h0
h1
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43
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计 WC
lW A f
R
t
Aa
WD
x
WS
Dppt精选版
44
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
进行设备选型，并提出保证过程正常、安全运行
所需要的检测和计量参数。
准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工
艺设计计算。
用精练的语言、简洁的文字、清晰的图表来
表达自己的设计思想和计算结果。
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5
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
二、化工原理课程设计的内容
(1)设计方案简介 (2)主要设备的工艺设计计算 (3)典型辅助设备的选型和计算 (4)工艺流程简图 (5)主体设备工艺条件图
H T h L 0 .4 0 .0 6 0 .3m 4
提馏段
1
LS VS
Lvmm（（提提）） 2
史密斯关联图
C 20
D 4VS u
max C
L V V
C
C2
0
20
0.2
可取安全系数为（安全系数0.6—0.8）
u(0.6~0.8)umax
塔径圆整
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41
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
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6
化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
化工原理课程设计需要准备的用具
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7
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化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
hOW
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Hd
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化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计 WC
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化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
进行设备选型，并提出保证过程正常、安全运行
所需要的检测和计量参数。
准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工
艺设计计算。
用精练的语言、简洁的文字、清晰的图表来
表达自己的设计思想和计算结果。
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化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
二、化工原理课程设计的内容
(1)设计方案简介 (2)主要设备的工艺设计计算 (3)典型辅助设备的选型和计算 (4)工艺流程简图 (5)主体设备工艺条件图
H T h L 0 .4 0 .0 6 0 .3m 4
提馏段
1
LS VS
Lvmm（（提提）） 2
史密斯关联图
C 20
D 4VS u
max C
L V V
C
C2
0
20
0.2
可取安全系数为（安全系数0.6—0.8）
u(0.6~0.8)umax
塔径圆整
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化工原理课程设计——筛板精馏塔的设计
化工原理课程设计需要准备的用具
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化工原理-精馏过程的物料
加料板
L' IL'
(6)式变为：
FI F V IV LI L VIV LI L
V V IV FI F L LIL 将（5）式代入 F L LIV FI F L LIL FIV L LIV FI F L LIL F IV IF L LIV IL
令 q IV IF L L
V 1 qF V y L qF Lx Fx f
q 1Fy qFx Fx f
∴ y q x xf
q 1 q 1
q 1y qx x f
(13)
此式即为加料板的操作线方程，也叫q线方程，
它表示在加料板的上升蒸气组成和回流液组成之间的 关系。即y与x的关系。
6、提馏段操作线方程的另一种形式
R 1
精馏段操作线。
2、q线
y q x xf q 1 q 1
若x=xf 时，
y
q
q
1
x
f
xf q 1
xf
在y－x图上，q线通过对角线上y = x = xf一点,
q
斜率为 q 1 的直线，料液的进料状况不同， q线的斜率不同。
冷料
y
饱液
气液混合
-+ +-
饱气
x
过热
xf
14、进料热状况
进料状况 q值
（3）、各组分的气化潜热接近相等。
2、精馏段操作线方程
精馏段的作用：利用回流把上升蒸气中的重组分逐 步冷凝下来，同时把回流液中的轻组分气化，从而在 塔顶得到比较纯的轻组分。
精馏段的操作线方程 可以根据物料衡算导 出。按下图圈定的范 围（n+1板以上）作
物料衡算：
V
L
D
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1(1.61)x1
x1 0.92
R
1
(2) y2R1x1R1xD
2210.9220.9150.93
（3） V （质）= ( R + 1 ) D(质）
= ( 2 + 1 )×50 kg / h = 150 kg / h M氯访= 119.35 kg / kmol M四氯化碳 = 153.8kg / kmol Mm= (0.95×119.35 + 0.05×153.8) kg / kmol
质量分率化为摩尔分率
x
xG/MA
xG/MA(1xG)/MB
摩尔分率化为质量分率
xGxMAx(1M Ax)MB
XG表示轻组分的质量分率
例题1:将5000kg/h含正戊烷0.4(摩尔分率)的正戊烷正 己烷混合液在连续精馏塔内分离,馏出液含正戊烷0.98, 釜液含正戊烷不高于0.03,求馏出液、釜液的流量及塔 顶易挥发组分的回收率。
yn1L内 L 内DxnL内 D DxD
若令 R内L内/D
则yn1R内 R内 1xnR内 xD 1
R内与R关系？ 令R内q回流 R
则 q回流 R R 内L L 内 //D DL L 内
LLLpC m (tbtR)/rm
L
L
q回流cpm(tb
tR)rm rm
例题2
例: 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内 分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流
塔釜难挥发组分回收率
W (1 xW )
F(1xF)
思考
为什么不再对重组分进行物料衡算？ 答：由于xB=1-xA，并不是独立的，
对重组分物料衡算所得的方程：
F (1-xF) = D(1- xD)+ W (1-xW) 可由F = D + W 与
F xF = D xD+ W xW 相减得出
课本例4 P18
补充：冷液回流时的精馏线
L内＝L外＋Φ V外＝V－Φ L外＝RD Φrm=L外Cpm(tb-tR)
V外
L外
VL
D
L外:塔外的液相回流量,kmol/h Φ:被冷凝下来的流量,kmol/h
rm:回流液在泡点温度下的气化 潜热，kJ/kmol
Cpm:回流液的平均比热，kJ/(kmol·K)
tb:回流液的泡点温度，OC tR:冷回流液的温度，OC
=121.1 kg / kmol V = (150kg/h) /( 121.1kg/kmol)
= 1.24 kmol / h
L（质）= R﹒D = 2 ×50 kg / h = 100 kg / h
L = 100 / 121.1 kmol / h = 0.826 kmol / h
问题:下面说法是否正确? ①根据恒摩尔流假设,每块塔板回流液的量应皆为
100 kg/h; ②根据恒摩尔流假设,每块塔板回流液的量应皆为
0.826 kmol/h;
3、提馏段物料衡算及操作线方程
L’ = V’ + W
m V ' L' m1 y m 1 x m
V’ = L’ - W
V’ ym+1 = L’xm －WxW
ym1
L' V'
xmW V' xW
yW
W
xW
L'
W
L'WxmL'WxW
xn
yn
xn 1(1)xn
2.恒摩尔流假设
LV
化
V1= V2= V3 = ······= V
V1’= V2’= V3’ = ······= V’
2）恒摩尔溢流
L1 = L2= L3 = ······= L
L1’ = L2’ = L3’ = ······=L’
恒摩尔流假设的条件
yn 1L /D L /D D /D x nL /D D /D D /D x D
L /D
D /D
yn 1L /D D /D x nL /D D /D x D
令L/DR(回流)比
yn1RR1xnRxD1
** 精馏段操作线方程的意义：
在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向
下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1） 上升蒸汽组成y n+1之间的关系。
24 .6 0.98
F D W
62 . 2 0 . 4
Fxf DD xWW x
97%
2.精馏段物料衡算及操作线方程
精馏段总物料衡算
V = L+D
V
1
y1 L
x1
yn
n
V yn1 x n L
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD V=L+D
D xD
L
D
yn1LDxnLDxD
1、各组分的摩尔潜热相同; 2、因温度不同,气液接触交换的显热可忽略; 3、保温良好。
1.5.2 物料衡算和操作线方程
1.全塔物料衡算
全塔物料衡算:
F=D+W
L
全塔轻组分物料衡算
F xF = D xD+ W xW
F xF
D xD
塔顶易挥发组分回收率
W xW
采 出率 D/F
η= D xD / (F xF)
1.5 双组分连续精馏计算
双组分连续精馏塔的物料衡算
V y1 全凝器
1.全塔物料衡算 2.精馏段物料衡算 3.提馏段物料衡算
L
D xD
4.加料板物料衡算
V ' yW 水蒸气
W xW 冷凝水
1.5.1 理论板的概念及恒摩尔流假定
1.理论板的概念 理论板：离开塔板的蒸气和液体呈平衡的塔板。
yn
n
yn1
量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6， 回流比为2。
求: (1) 由上向下数第一块理论塔板下降的液体组成; (2) 第二块理论塔板上升蒸气组成。 (3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;
解：
y2
y1
x1 x2
(1) y1 = xD= 0.95
xD
y1
x1 1( 1)x1
0.95 1.6x1
L=RD
V = L+ D =（R + 1）D
思考
1）精馏线
L
D
yn1LDxnLDxD
的推导所用到的前提条件是什么？
答：恒摩尔流假设；
稳态操作；
无化学反应；
（与气液是否达到平衡无关！）
思考
2）精馏线 yn1RR 1xnRxD1
的推导进一步用到的前提条件是什么？
答：泡点回流
（使塔内的回流L内与塔外液相回流相等，即L内 ＝L外，如果没有特别说明，L一般指的是外回流， 而精馏线方程中的L应按内回流算。）
解：正戊烷 M = 72 正己烷 M = 86
MF=( 0.4×72+0.6×86)
= 80.4 g/mol F = (5000 / 80.4)
62.2 DW 6 .2 2 0 .4 0 .9 D 8 0 .0 W
D =24.6 2 kmol / h
W=37.62 kmol / h
= 62.2 kmol/h