化工原理复习必看 第9章_液体精馏(定稿).doc

第9章 液体精馏知识要点液体精馏是将挥发度不同的组分组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分气化和部分冷凝，使其实现高纯度分离的过程。实现精馏需要3个条件： 设备条件：精馏塔； 回流条件：塔底气相回流，塔顶液相回流； 相平衡条件：组分的挥发度有差异。本章讨论重点为双组分精馏过程的计算，主要应掌握的内容包括：相平衡关系的表达和应用；精馏塔的物料衡算和操作关系；回流比的确定；理论板数的求法；影响精馏过程主要因素的分析等。本章主要知识点间的联系图见下：图9-1 液体精馏一章主要知识点联系图1. 二元物系的气液相平衡关系气液相平衡是蒸馏过程的热力学基础，传质的极限状态。根据相平衡可以判断过程进行的可能性。(1) 恒压下二元物系气液相平衡的特点l 液相组成与温度一一对应x=f(t) l 气相组成与温度一一对应y= f(t)l 气液两相组成一一对应y=f(x)(2) 理想物系= 含义：指由理想气体与理想溶液构成的物系。它满足理想气体状态方程、道尔顿分压定律和拉乌尔定律。 = 相对挥发度 (9-1) (气相服从道尔顿分压定律)相对挥发度愈是大于1 ，则y愈是大于x ，物系愈容易分离。l 泡点方程x-t (9-2)l 露点方程y-t (9-3)l 相平衡方程y-x (9-4)l t-y(x)相图两端点A与B：端点A代表纯易挥发组分A(x=1)，端点B代表纯难挥发组分B(x=0)。两线：t-x线为泡点线，泡点与组成x有关；t-y线为露点线，露点与组成y有关。 3区：t-x线以下为过冷液体区；t-y线以上为过热蒸汽区；在t-x与t-y线之间的区域为气液共存区，只有体系落在气液共存区才能实现一定程度的分离。 溶液于同一组成下的露点总是高于泡点。对于理论板，离开该板的气液两相温度相等，即露点等于泡点，但两相组成不等，呈平衡关系。 图9-2 双组分理想溶液的温度组成图 图9-3 双组分理想溶液的气液平衡组成图= y-x相图 相平衡曲线y-x必位于对角线y=x上方 y-x曲线上各点对应不同的温度。x、y值越大，泡、露点温度越低，如图9-2所示则t1t2。 y-x曲线受总压变化的影响不显著。 2. 平衡蒸馏(1) 特点连续、定态，分离程度不高。(2) 物料衡算： (9-5) (9-6)联立上2式得 (9-7)(3) 相平衡方程(理想物系) (9-8)(4) 热量衡算依据：热进料经过节流减压后，部分物料气化所需的潜热等于热进料降温所放出的显热。即 (9-9)原料被加热温度 (9-10)平衡蒸馏室内的温度te根据所要求产品的组成(y或x)据露点方程或泡点方程式确定。3. 简单蒸馏(1) 特点：间歇、非定态，每一瞬时的气相组成y与液相组成x呈平衡。(2) 宏观物料衡算 (9-11) (9-12)式中，W1、x1为初始物料液量和组成；W2、x2为最终残液量和组成，WD、为馏出液量和馏出液平均浓度。(3) 微分物料衡算 积分上式，得 (9-13)理想溶液 (9-14)简单蒸馏全过程所得馏出液的量 (9-15)馏出液的平均组成 (9-16) 4. 连续精馏(1) 理论板:它是一个气、液两相皆充分混合而且传热与传质过程的阻力皆为零的理想化板。离开理论板的气液两相，温度相等，组成互为平衡。(2) 恒摩尔流假设对于无加料无出料的塔段，离开各板的上升蒸汽摩尔流率相等，离开各板的下降液相流率相等，对简单精馏塔有精馏段：，提馏段：，假设成立条件：= 组分的摩尔气化潜热相等；= 气液两相接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；= 设备保温良好，热损失可以忽略。(3) 加料热状态参数q (9-17) (9-18)(4) 5种进料热状态：= 过冷液体 = 饱和液体 = 气液混合物 q=饱和液体分率 = 饱和蒸汽 = 过热蒸汽 (5) 全塔物料衡算 (9-19) (9-20)塔顶产品采出率 (9-21)塔釜产品采出率 (9-22)易挥发组分回收率 (9-23) 难挥发组分回收率 (9-24)(6) 精馏段物料衡算 (9-25)(9-26)(9-27)(9-28)(7) 提馏段物料衡算 (9-29)(8) 进料线方程(q线方程) (9-30)(9) 理论板的增浓度板上组成点A、板下组成点C位于操作线上，而离开板n的组成点B位于平衡线上，将点A、B、C连接起来将得到一个梯级。直角梯级ABC的含义为： AB边表示下降液体经过第n板后重组分增浓程度(即轻组分浓度由减小至)；BC边表示上升蒸汽经第n板后轻组分增浓程度(轻组分浓度由增大至)。操作线与平衡线的偏离程度越大，表示每块理论板的增浓程度越高。 (a) (b)图9-4 塔板组成(10) 液气比对理论板分离能力的影响影响理论板分离能力的主要因素是精馏段液气比和提馏段液气比。5. 二元混合物连续精馏的设计型计算(1) 理论板数的确定方法= 逐板计算法计算依据：相平衡方程： 对理想溶液 精馏段操作方程：提馏段操作方程：精馏段与提馏交点坐标计算过程： 计算时注意：a. 由yn求xn用相平衡方程；b. 当，由 xn求yn+1用精馏段操作方程；c. 当，由 xn求yn+1用提馏段操作方程； d. m为加料板，塔板数见下表。冷凝器类型塔板数塔顶为全凝器n(包括塔釜)n-1(不包括塔釜)塔顶为分凝器n-1(包括塔釜)n-2(不包括塔釜)= 图解法图解法又称McCable-Thiele法，简称M-T法，其原理与逐板计算法完全相同，只是将逐板计算过程通过作图实现。作图时，将跨过三线(精馏段、提馏段、q线)的梯级定为加料板。这种进料方法叫做最佳位置进料。= 简捷计算法该法是利用Gilliland图，由横坐标查图(或通过关联式)确定纵坐标，从而求出理论板数。该法快捷，但精确性较差，一般常用于设计时的初估。(2) 加料热状态的选择一般而言，在热耗不变的情况下，热量应尽可能在塔底输入，使所产生的气相回流能在全塔中发挥作用；而冷量应尽可能施加于塔顶，使所产生的液体回流能经过全塔而发挥最大的效能。(3) 全回流= 特点a. 不加料F=0，也不出料D=0，W=0；b. R=L/D=L/0=，两操作线合二为一且与对角线重合；c. 操作线方程： yn+1=xn，这是全回流的一个重要特点，即两板之间任一截面上，上升蒸汽组成yn+1与下降液体组成xn相等；d. 全回流时操作线和平衡线的距离最远，因此达到指定分离程度所需的理论板数最少，以Nmin表示。= 理想溶液最少理论板数Nmin (Fenske方程) 多组分精馏 (包括塔釜) (9-31)二元精馏 (包括塔釜) (9-32)(4) 最小回流比= 分析(以理想溶液为例)图9-5 理想溶液的最小回流比对一定的分离要求(指定xD，xW)、q、xF及相平衡关系y=f(x)而言，两操作线的交点只能落在ef线段上。当回流比减到某一数值时，两操作线交点恰好落在平衡线上的e点，相应的回流比称为最小回流比，以Rmin表示。在最小回流比条件下操作时，在e点上下塔板无增浓作用，所以此区称为恒浓区(或称挟紧区)，e点称为挟紧点。因此最小回流比是对分离特定物系时的回流比的下限。= 最小回流比：对规定的分离要求，特定的加料组成与加料热状态，平衡线已定的情况下，回流比从无穷大减小的过程中，首次出现挟紧点时的回流比。在Rmin下操作，完成分离要求所需理论板数为无穷大。= 理想溶液最小回流比的计算 (9-33)求Rmin关键是确定挟紧点坐标xe、ye值，点(xe,ye)既满足相平衡关系，又满足q线方程。对理想溶液(视为常数)解出xe、ye值有以下两种特殊情况：a. 泡点进料q=1，。b. 饱和蒸汽进料 ， 。= 非理想体系的最小回流比非理想体系的相平衡曲线可能出现不同于理想溶液的情况。a. 平衡线没下凹，如甲醇水溶液解出、值。b. 平衡线有凹。此时xe、ye值不是q线与平衡线的交点坐标(挟紧点不在q线与平衡线交点处)。挟紧点的位置分为两种情况：一是最小回流比时平衡线与精馏段操作线相切(乙醇水)，挟紧点在精馏段；二是最小回流比时平衡线与提馏段操作线相切，挟紧点在提馏段。 (a)(b)图9-6 非理想物系的最小回流比= 影响最小回流比的因素：分离要求，相平衡，原料组成与温度a. 相同物系，达到相同的分离要求，若进料热状况参数q值越小，ye、xe值也越小，对应的最小回流比Rmin越大。b. 同一物系，进料组成及热状况相同，xD越大，Rmin越大。提醒：精馏馏操作回流比若低于最小回流比，并非不能操作而是不能完成规定的分离要求。6. 二元混合物连续精馏的操作型问题定性分析方法所谓操作型问题是指设备已定(总理论板数与加料位置，有时加料位置也可变动)的条件下，计算或分析某操作条件改变后分离效果的变化，或者提出为获得合格产品需采用的调节措施。操作型问题定性分析时，为使分析过程简化，通常忽略塔板效率的变化，按理论塔板数不变进行分析，这是操作型问题定性分析的基础。操作型问题的定性分析方法是：首先判断精馏段、提馏段操作线斜率的变化。精馏段操作线斜率增大，操作线远离平衡线，精馏段内塔板的分离能力提高，xD增大；提馏段操作线斜率减小，操作线远离平衡线，提馏段内塔板的分离能力提高，xW增大；若某一段的操作线斜率不变，则需结合作图法保持总塔板数不变来判断。也可直接通过在y-x图中绘出新旧操作线，用M-T法绘梯级，与理论板数不变这一前提相比较，最终确定馏出液和釜液浓度的变化趋势。对操作型问题的定量计算，可先假设馏出液和釜液组成中的一个，利用全塔物料衡算得到另一个，再采用逐板计算或M-T图得出假设变量的计算值，直至假设值与计算值的误差满足精度要求。7. 二元连续精馏的其他过程(1) 塔顶设有分凝器若离开分凝器的两相达到气液相平衡，则分凝器可看成是一块理论板，与带有全凝器的流程相比，全塔多了一块理论板。故全塔理论板数为N=梯级数2 (9-34)(2) 冷液回流冷液回流时回流入塔的液体量L0(称外回流量)与塔内下降的液体量L(称为内回流量)不相等。内回流比R与外回流比R0也不相等。设回流液温度为t0，塔内第一块板上的温度为t1，则 (9-35)式中，cp为回流液比热kJ/(kmol.)；r为回流液气化潜热，kJ/kmol。冷液回流与饱和液体回流相比，计算过程不变，操作线方程中回流比应采用内回流比R。冷回流时塔内操作回流比饱和液体回流时大，因此冷回流对精馏过程是有利的，但冷回流操作由于塔顶移去的热量多，相应地需要再沸器提供的热量也多，所以冷回流给精馏带来的好处是以增加能耗为代价的。(3) 直接蒸汽加热流程直接蒸汽加热流程适用于待分离混合液为水溶液，且水是难挥发组分，如甲醇水、乙醇水等。水蒸汽起到加热剂的作用。与间接蒸汽加热相比，直接蒸汽加热有以下不同：= 全塔物料衡算 总物料衡算 (9-36) 易挥发组分衡算 (9-37)式中 S直接加热蒸汽流率，kmol/h； W直接蒸汽加热时釜液流率，kmol/h； 直接蒸汽加热时釜液组成，摩尔分率。 图9-7 直接蒸汽加热 图9-8 直接蒸汽加热时理论板数的求取= 在相同的条件下(F、xF、q、D、xD、R相同)。釜液排出量W直W间，排出液组成xW直xW，间。= 精馏段、提馏段操作线、q线形式相同。在相同条件下(F、xF、q、D、xD、R相同)，直接蒸汽加热时塔内的操作线方程与间接蒸汽加热时完全一样，只不过点(xw，xw)下移至(xw，0)，因此理论板数略有增加。直接蒸汽加热流程可以用结构简单的塔釜鼓泡器代替昂贵的再沸器，且需要的回热蒸汽压力较低，但需要的理论板数略有增加，塔釜排出的废液更多。(4) 多股加料与侧线出料流程= 多股加料与单股加料相比：精馏段、提馏段操作线方程不变，两股进料之间的操作方程则另需物料衡算得到，如两股加料流程，各段的操作方程为：段 段 (9-38)段 塔内从上至下各段的气液负荷之间关系式为： 图9-9 两股加料精馏流程 图9-10 两股加料时的操作线= 侧线出料与无侧线出料相比，精馏段、提馏段操作方程不变，侧线出料口与加料间的操作方程则另需列物料衡算得到，如单股侧线出料流程，各段的操作方程为：段 段 (泡点采出) (9-39) 段 有侧线出料时操作线斜率通常(段段)，在最小回流比Rmin时，挟点一般出现在q线与平衡线交点处。 图9-11 侧线出料时的精馏流程 图9-12 侧线出料时的操作线(5) 回收塔回收塔只有提馏段没有精馏段。分为无回流与有回流两种情况，其解算方法与普通精馏类似。8. 恒沸精馏与萃取精馏恒沸精馏、萃取精馏的基本原理是：在双组分溶液中加入第三组分，以改变原双组分物系的非理想性或提高其相对挥发度而实现分离。恒沸精馏是在A、B双组分恒沸溶液或相对挥发度很小的双组分溶液中加入第三组分C(称为挟带剂)。此挟带剂C与原溶液中一个或两个组分形成具有最低恒沸点的恒沸物(AC或ABC)。该恒沸物的挥发度与B或A产生了明显的差异，使溶液变成“恒沸物纯组分”的精馏。萃取精馏则是向原料液中加入第三组分(称为萃取剂或溶剂)，以改变原有组分间的相对挥发度而得到分离。但要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多，且不与组分形成恒沸液。9. 间歇精馏(1) 特点= 间歇精馏为非定态过程。= 间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。= 塔内的存液量对精馏过程及产品持产量和质量均有影响。(2) 2种操作方式= 馏出液组成保持恒定，不断增加回流比釜内为沸腾状态的液体，故属于泡点进料。首先确定操作终了时的最小回流比Rend，min (9-40) (9-41)操作终了时塔内的操作方程 (9-42)逐板计算法或图解法得到所需要的理论塔板数。在相同的理论塔板数条件下，图解试差法得到操作初期的回流比。在蒸馏釜的汽化速率为V(kmol/h)的条件下，每批料液F(kmol)的蒸馏操作时间为 (9-43)= 回流比恒定，馏出液组成不断减小设计时可以操作的初态为基准，必须假设最初的馏出液组成xD，start大于所规定的蒸馏产品平均组成值。 (9-44) (9-45)操作初态塔内的操作方程 (9-46)采用逐板计算法或图解法得到所需要的理论塔板数。的验算：与简单蒸馏相似，这4个量之间的关系为 (9-47)蒸馏过程中，理论塔板数和回流比固定，每一釜液组成x必与一馏出液组成xD相对应，利用数值积分求解式(9-47)。蒸馏实际所得馏出液的平均组成由全过程物料衡算确定，即 (9-48)此计算值大于等于蒸馏规定馏出液组成值时，上述设计计算过程有效，否则，需要重新设的值更大些。处理一批料液塔釜的总蒸发量为 (9-49)在蒸馏釜的汽化速率为V(kmol/h)的条件下，每批料液F(kmol)的蒸馏操作时间为 (9-50)基础知识测试题一、选择题1. 当分离沸点较高，而且又是热敏性混合液时，精馏操作压力应采用( )；分离常温常压为气体的混合物时，操作压力应采用( )。(A) 加压(B) 减压(C) 常压2. 某双组分混合物，其中A为易挥发组分，液相组成xA=0.6，常压下相应的泡点温度为t1，气相组成yA=0.6，常压下相应的露点温度为t2，则( )。(A) (B) (C) (D)不能判断3. 常压下采用简单蒸馏与平衡蒸馏分离某液体混合物，在原料初始组成与汽化率相同的条件下，简单蒸馏所得馏出物中易挥发组分的平均组成为xD1， 平衡蒸馏的组成为xD2，则( )。(A) (B) (C) (D) 不能判断4. 由苯与甲苯组成的气液混合物进料中，气相与液相的摩尔数之比为3:2，液相、气相中苯的摩尔分数分别为0.3、0.5，进料温度为98.6，则q=( )。(A) 0.3 (B) 0.4 (C) 0.5 (D) 不能判断5. 精馏过程的操作线为直线，主要基于( )。(A) 塔顶泡点回流 (B) 理想物系(C) 恒摩尔流假设 (D) 理论板假定6. 用精馏分离甲醇-水二元物系，进料组成为35%(甲醇的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液组成为99%，塔顶易挥发组分的回收率为99.9%。设计所得泡点进料时最小回流比为Rmin，1，今改为冷液进料，最小回流比为Rmin，2，则( )。(A) (B) (C) (D) 不能判断7. 一操作中精馏塔，若保持F、xF、q、(塔釜上升蒸汽量)不变，而增大回流比R，则( )。 (A) xD增大、xW增大 (B) xD增大、xW减小(C) xD下降、xW增大 (D) xD下降、xW减小8. 操作间接蒸汽加热的连续精馏塔时，由于某种原因，再沸器中加热蒸汽压力下降而使提馏段上升蒸汽流量下降，而进料热状况q、浓度xF及进料量F不变，同时回流量L恒定，则馏出液浓度xD及流量D、残液浓度xW的变化趋势为( )。 (A) xD增大、D减小、xW增大 (B) xD增大、D减小、xW减小(C) xD减小、D增大、xW增大 (D) xD增大、D增大、xW减小9. 设计精馏塔时，若将塔釜由原来的直接蒸汽加热改为间接蒸汽加热，而保持进料量、进料热状况、塔顶馏出液量、馏出液浓度及回流比等不变，则提馏段操作线斜率( )，残液浓度( )。 (A) 变大 (B) 变小 (C) 不变 (D) 不确定10. 在设计连续操作精馏塔时，欲保持馏出液组成xD和易挥发组分的回收率D不变，试定性判断分别改变下列操作参数(其它参数不变)时所需的理论板数NT将如何变化?(1) 加大回流比，NT( )。(2) 提高操作压强，NT ( )。(3) 提高加料温度，NT( )。(4) 增加生产能力30%(仍能正常工作)，NT( )。 (A) 增大 (B) 减小 (C) 不变 (D) 不确定二、填空题1. 简单蒸馏过程中，釜内易挥发组分浓度逐渐 ，釜液温度逐渐 。(增大、减小、不变、不确定)2. 已知89时乙醇(A)、水(B)的饱和蒸汽压分别为152.53kPa和67.69kPa。常压下平衡时气液两相组成分别为y=0.3891，x=0.0721，则其相对挥发度=_。3. 某二元混合物，进料量为100 kmol/h，进料组成xF=0.6(摩尔分数，下同)，要求塔顶得到组成xD不小于0.95的产品，则塔顶馏出液的最大流量为 kmol/h。4. 将相对挥发度为2.47的某二元混合物在全回流操作的塔中进行精馏，现测得全凝器中冷凝液组成为0.98，塔顶第二层塔板上升的气相组成为0.969，则塔顶第一层塔板的气相默弗里板效为 ， 则塔顶第一层塔板的液相默弗里板效率为 。5. 在常压下用精馏塔分离某二元理想混合液，泡点进料，进料中易挥发组分的组成为0.4(摩尔分数，下同)，塔顶产品组成为0.95，体系的相对挥发度为2.47，则最小回流比Rmin=_。6. 精馏塔设计时采用的参数F、xF、q、R、D、xD均为定值，若降低塔顶回流液的温度，则所需理论板数将 。7.下列参数F、xF、q、R、xD、xW中图解法求理论板时不用的有_。图解法求理论板数时进料热状况变化，位置变化的线有_。8. 精馏塔操作中，由于某种原因进料浓度xF减小，进料量F与热状态q保持不变，塔釜加热量不变，若维持塔顶产品组成xD与塔底产品组成xW不变，则R_， D_，W_，L/V_，_。(增大，减小，不变)9. 间歇精馏的特点：(1)_；(2)_；(3)_。对于恒定回流比的间歇精馏过程，其馏出液组成_，对于恒定馏出物组成的歇精馏过程，其回流比_。10. 恒沸精馏的原理是 。基础知识测试题参考答案一、选择题1. B A 2.A 3.C4.B5.C6.B7.A8.A9.CA10.(1)B (2)A (3)A (4)C二、填空题1. 降低；升高2. 8.203. 63.2 4. 60.4%；39.3%5. 1.486. 减小7. F，q线和操作线8. 增大；减小；增大；增大；减小9. (1) 间歇精馏为非定态过程；(2) 间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段；(3) 塔内的存液量对精馏过程及产品持产量和质量均有影响；不断降低；不断增大10. 在混合液中加入第三组分，该组分与原混合液中的组分形成新的恒沸物，其沸点明显低于原溶液中组分沸点或原恒沸物的沸点，使混合液变成“纯组分恒沸物”组成，从而可以用一般的精馏方法分离。解题实例9-1泡露点计算乙苯、苯乙烯混合物是理想物系，纯组分的蒸汽压为乙苯 苯乙烯 式中p0的单位为kPa；温度t的单位为。试求：(1) 塔顶总压为8 kPa，组成为0.595(乙苯的摩尔分数)的蒸汽温度；(2)与上述气相成平衡的液相组成。思路分析：本题所要求的塔顶蒸汽温度与平衡时的液相组成，实际上已知p、y求t、x。 由以上思路可见，关键是求露点温度t，而要解得露点温度须求解非线性方程。采用试差法求解。其计算思路见附图1。习题9-1附图1【手算法】解：(1) 确定温度初值乙苯与苯乙烯在8 kPa时的沸点分别记为tA、tB。据Antoine方程有 解得 tA61.78 解得tB69.68计算ttA和ttB下混合物的相对挥发度，列于下表。t/kPa/kPa61.7885.652 11.41569.6811.162 881.395假设相对挥发度与易挥发组分的组成成正比，则y0.595时 1.3950.595(1.4151.395)1.407 kPa据Antoine方程 lg 9.318 76.082 401 424.225/(t213.206) 解得 t65.34将65.34作为温度初值。迭代过程见下表。迭代次数t/kPa/kPaxy计err2165.349.318 26.626 20.510 30.594 4610-4故蒸汽温度为 65.34， 液相摩尔分数 0.510 3。说明：若一次迭代的结果不满足精度要求，可按下式求新的温度值。 【用Excel的单变量求解工具求解】单变量求解工具是Excel提供的假设分析工具的一部分。当进行单变量求解时，Microsoft Excel 会不断改变特定单元格中的值，直到依赖于此单元格的公式返回所需的结果为止。计算过程为：(1) 创建Excel文档，在各单元格输入已知条件与计算式(其中单元格区间C2:H2的输入内容见下)，结果见本题附图2。C2中直接输入温度初值(可在易挥发组成与难挥发组分的沸点间任选一个值作为温度初值，现取62)。D2中输入组分A的饱和蒸汽压计算式即“=10(6.0824-1424.225/(213.206+C2)”E2中输入组分B的饱和蒸汽压计算式即“=10(6.08232-1445.58/(209.43+C2)”F2中输入组分A的液相组成计算式即“=(A2-E2)/(D2-E2)”G2中输入组分A的气相组成计算式即“=D2*F2/A2”H2中输入露点计算式即“=B2-G2”习题9-1附图2(2) 选择“工具”菜单选择“单变量求解”命令，打开“单变量求解对话框”。在目标单元格中填入“H2”，在目标值中填写入“0”，在可变单元格中填入“$C$2”即本题附图3，单击“确定”得到计算情况(习题9-1附图4)，再单击“确定”得到计算结果(习题9-1附图5)。 习题9-1附图3 习题9-1附图4习题9-1附图5【用Matlab编程求解】Matlab源程序：function ditillation_9_1clear；clcp=8； %kPay=0.595；tA=1424.225/(6.08240-log10(p)-213.206；tB=1445.58/(6.08232-log10(p)-209.43；t0=0.5*(tA+tB)；%以总压为p时两组分沸点的平均值作为温度初值t=fzero(func,t0,y,p)；pA0=10(6.08240-1424.225/(213.206+t)；x=p*y/pA0；fprintf(tx=%8.4ftt=%8.2fn,x,t)；function f=func(t0,y,p)pA0=10(6.08240-1424.225/(213.206+t0)；pB0=10(6.08232-1445.580/(209.430+t0)；f=y-pA0*(p-pB0)/p/(pA0-pB0)；9-2 操作线方程有如图的精馏流程，以回收二元理想混合物中的易挥发组A。塔I和塔II的回流比都是3，加料、回流均为饱和液体。已知：xF=0.6，xD=09，xB=0.3，xT=0.5(均为摩尔分数)，F=100 kmol/h。整个流程可使易挥发组分A的回收率达90%。试求：(1)塔II的塔釜蒸发量；(2) 写出塔I中间段(F和T之间)的操作线方程。习题9-2附图1思路分析：(1) 求塔II的塔釜蒸发量，即塔II的提馏段上升蒸汽流量。求解思路见下： (2) 求塔I中间段(F和T之间)的操作线方程，实际上就是确定F与T之间任意两板间的两相组成关系，由操作方程的知识可知，可在塔F与T间的任一板与塔顶或塔底或整个II塔间列轻组分的物料衡算式求取。解：(1) 塔II的塔釜蒸发量据已知轻组分的回收率，代入数据有 解得：D=60kmol/h对I塔作物料衡算 即 解得 T=30 kmol/h B=70kmol/h对II塔 (2) 塔I中间段(F和T之间)的操作线方程【方法一】在F与T间的任一板与I塔顶作物料衡算因，所以 习题9-2附图2 习题9-2附图3【方法二】在F与T间的任一板与II塔作物料衡算习题9-2附图49-3 间接蒸汽加热、泡点进料时的设计型计算在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔底间接蒸汽加热。原料处理量为4000 kg/h，组成为0.4(苯的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液组成为0.96，苯的回收率不低于98%，泡点进料。已知体系的相对挥发度a=2.5，实际回流比为最小回流比的1.5倍。已知苯、甲苯的摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.13 kg/kmol。试求：(1) 塔顶产品量D(kmol/h)、塔底残液量W(kmol/h)及组成xW；(2) 自塔顶算起的第二板的下降液体中苯的组成；(3)离开最后一块塔板的液体中苯的组成；(4)因长期操作，再沸器内结垢，试问对塔顶、塔底产品质量有何影响？写出分析过程(假设此时F、D、q、xF不变)。为维持塔顶、塔底产品质量不变，应采取何种措施？并说明理由。思路分析：精馏流程与已知条件如本题附图所示。 习题9-3 附图1(2) 自塔顶算起的第二板的下降液体中苯的组成(3) 离开最后一块塔板的液体中苯的组成解：(1) 塔顶产品量D(kmol/h)、塔底残液量W(kmol/h)及组成xWkmol/h因，所以 kmol/h据总物料衡算 kmol/h(2) 自塔顶算起的第二板的下降液体中苯的组成泡点进料，q=1， (3)离开最后一块塔板的液体中苯的组成 kmol/h kmol/h则 离开最后一块塔板的液体中苯的组成 (4) 再沸器内结垢，导致传热不良，而D又不变，由，知R，精馏段操作线斜率(=R/(R+1)，靠近平衡线，不利于分离，故xD。由全塔物料衡算可知，当F、D、W、xF不变，xD 时，xW。要想维持xD、xW不变，应及时清除污垢，或提高再沸器的加热蒸汽压力，以使保持不变或略有增大。9-4 间接蒸汽加热、露点进料时的设计型计算某二元混合物以饱和蒸汽状态加入精馏塔的中部，塔顶设有全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。已知F=100kmol/h，xF=0.45 (轻组分的摩尔分率，下同)，轻组分的回收率为95%，馏出液组成0.98，体系的平均相对挥发度=3，塔釜气化量为最小气化量的2.2倍。试求： 提馏段操作线方程； 进入第一块理论板(由塔顶往下数)的气相浓度； 上述设计的塔在操作时，若因故塔釜停止加热，欲维持xD不变应如何操作？此时塔釜排液xW=？思路分析：精馏流程与已知条件如本题附图所示。 习题9-4 附图 进入第一块理论板(由塔顶往下数)的气相浓度 解: 求提馏段操作方程 kmol/hkmol/h饱和蒸汽加料， kmol/hkmol/h 提馏段操作方程： 求进入第一块理论板的气相浓度 精馏段操作线方程： 上述设计的塔在操作时，若因故塔釜停止加热，欲维持不变，应保持精馏段操作线斜率不变，即R不变，而此时精馏塔无提馏段，只有精馏段，故塔釜停止加热时精馏段上升蒸汽流量 塔釜正常加热时精馏段上升蒸汽流量 显然，停止加热时馏出液流率减小。所以，若塔釜停止加热，欲维持不变，则降低塔顶产品采出率。 kmol/h9-5 间接蒸汽加热、冷液进料时的设计型计算一连续操作的常压精馏塔用于分离某二元液体混合物。塔顶设全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。原料液组成为0.40(轻组分的摩尔分数，下同)，进料温度为50，要求塔顶产品组成达到0.98，塔釜馏出液组成不高于0.01。该物系的相对挥发度为2.5，实际回流比为最小回流比的1.5倍。已知，xF=0.4时，混合溶液的泡点为95.2，定性温度下原料液的平均比热容cp=163 kJ/(kmol)，泡点温度下混合液的汽化潜热为3.68104 kJ/(kmol)。试计算：(1) 组分A的回收率；(2) 提馏段操作方程；(3) 若塔顶第一块板气相默弗里板效率为60%，求离开该板的下降液体组成。思路分析：精馏流程与已知条件如本题附图所示。 习题9-5 附图(2) 提馏段操作方程(3) 当塔顶第一块板气相默弗里板效率为60%时离开该板的下降液体组成解：(1) 回收率(2) 提馏段操作方程 q线方程 相平衡方程 联立求解上两式得 xe=0.444，ye=0.6664提馏段操作线方程： (3) 离开第一板的下降液体组成 代入数据得： (1)相平衡方程 (2)精馏段操作方程 所以 (3)联立式(1)(3)得：x1=0.966。9-6 回收塔计算如本题附图1所示，含易挥发组分0.42(均为摩尔分数)的双组分混合液在泡点状态下连续加入精馏塔塔顶，釜液组成保持0.02。物系的相对挥发度为2.5，塔顶不回流。试求：(1) 欲得塔顶产物的组成为60%