y n 和 x n 成平衡 xn 2.5 0.65 yn 0.823 1 ( 1) xn 1 1.5 0.65
②求 x n 1 由第n板的物料衡算可得：
V ( yn1 yn ) L( xn1 xn )
2(0.823 0.75) xn1 0.65
x n1 0.796
③ ∵ L RD L R 1 V R1 2 方法2：
V ( R 1) D
R1
∵ y n 和 x n1 满足精馏段操作线关系。
R 1 yn x n 1 x D 1 xn1 x D 0.823 R1 R1 2 2
L (3) R 2.5 L 2.5 40 100kmol h D
L L qF 100 1.1 100 210kmol
h
提馏段操作线方程:
L W y 1 x xW 1.4 x 0.016 m m m L W L W
'
y3 ' 0.457
y4 ' 0.350
x3 ' 0.254
x4 ' 0.179
y5 ' 0.237 y6 ' 0.134
x5 ' 0.112 x6 ' 0.059 0.0667
NT ( 提馏段) 6 1 5(不含再沸器)
NT ( 提馏段) 6(含再沸器)
但 yn1 和 x n 满足精馏段操作线关系。
yn1 R 1 xn xD R1 R1
1 xD 0.65 0.75 2 2
x D 0.85
1 0.85 x n 1 0.823 2 2
x n1 0.796
第四节 双组分连续精馏塔的计算 四、理论板数的确定
第四节 双组分连续精馏塔的计算 四、理论板数的确定
解: 1.逐板计算法： (1)求D，W
( DxD ) ( FxF ) 0.90
F D W 100 F 100 x F 0.4 x D 0.9
D 40 kmol
W 60 kmol
h
h
FxF DxD WxW xW 0.0667 (2)求精馏段操作线方程 R 1 yn1 xn xD R1 R1 yn1 0.652xn 0.313 R 1.875 x D 0.9
例：某混合物在一常压连续精馏塔进行分离。进料 中轻组分A含量为0.4(摩尔分率),流量为100kmol h。 要求塔顶馏出液中含A为0.9,A的回收率不低于0.9。 泡点进料，取回流比为最小回流比的1.5倍,塔釜间 接蒸汽加热.且知系统的相对挥发度为α=2.5。试求 (1)塔顶产品流量D,塔底产品流量W 及组成 xW;(2)最 小回流比;(3)精馏段和提馏段操作线方程;(4)从塔 底数起的第二块理论板上 (塔底可视为第一块理论 板)流下的液体组成;(5)操作时,若第一块板下降的 液体中含苯0.8,求该板的气相默弗里板效率 E MV 。
0.676
在相同的原料液浓度及相同釜液的条件下，简单蒸馏
所得到的馏出液浓度高于平衡蒸馏，而平衡蒸馏的优点是
连续操作，但其分离效果不如间歇操作的简单蒸馏。
例:将15000kg/h含苯40%（质量分率）和甲苯60%的 溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含 苯不高于2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%。试 求馏出液和釜残液的流量及组成，以摩尔流量和摩 尔分率表示。 40 78 解： 进料组成： F x 0.44 40 78 60 92 2 78 0.0235 釜残液组成：xW 2 78 95 92 平均分子量： F 0.44 78 0.56 92 85.8 kg kmol M
第四节 双组分连续精馏塔的计算 五、回流比的影响及选择
（2）R
min

x D yq yq x q
axq
∵泡点进料
xq x F 0.4 axF yq 1 (a 1) xq 1 (a 1) x F
Rmin
2.5 0.4 0.9 0.625 1 ( 2.5 1) 0.4 yq xq 0.62精馏塔中分离含甲醇0.4与 水0.6（摩尔分率）的溶液，进料的热状况参数为 1.1，原料液流量为100kmol/h，要求塔顶易挥发组 分的回收率不低于0.94，釜液组成为0.04（以上均 为易挥发组分的摩尔分率），回流比为2.5，试求 产品的流量、精馏段和提馏段的操作线方程及提馏 段上升的蒸汽流量。假设气液相均为恒摩流动。 解:F D W 100kmol (1) W 60 kmol h h
FxF DxD WxW
( DxD ) ( FxF ) 0.94

D 40 kmol
h
x D 0.94
(2)精馏段操作线方程:
R 1 2.5 0.94 yn1 xn xD xn 0.714xn 0.269 R1 R1 2.5 1 2.5 1
(3)求提馏段操作线方程 L qF W ' ' ym 1 xm xW ( L qF W ) ( L qF W )
L RD 1.875 40 75
q1
' ' ym1 1.522xm 0.0359
W 60
F 100
xW 0.0667
由 yn1 0.652xn 0.313 y2 0.652 0.785 0.313 0.825
x2 0.656
y3 0.74
y4 0.662
x3 0.536
x4 0.443
y5 0.602
NT ( 精馏段) 5 1 4
x5 0.379
因为汽化率f=0.4，q=0.6 物料衡算式为：
xF q 0.6 0.5 y x x q 1 q 1 0.6 1 0.6 1
1.5x 1.25
x 0.411, y 0.634
2）简单蒸馏中了时的釜液浓度与平衡蒸馏时相同
x2 0.411
F 1 x1 1 x2 ln ln ln W 1 x2 1 x1
第四节 双组分连续精馏塔的计算 五、回流比的影响及选择
解： A DxD 0.9 D 0.9 （1） Fx F 100 0.4
F D W
D 40 kmol h
W F D 100 40 60 kmol
h
Fx F DxD Fx F DxD WxW xW W 100 0.4 40 0.9 60 0.0667
NT 10(含再沸器)
1.0 0.9
1 2 3 4
2. 梯 级 图 解 法
0.8 0.7 0.6 0.5
6 7 8 9 10 5
y
0.4 0.3 0.2 0.1 0.0 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
x
第四节 双组分连续精馏塔的计算 五、回流比的影响及选择
( I V I L ) ( I L I F ) r C t IV IF q r IV IL IV IL
m pm m
⑦过热蒸气进料
IV I F ( I F IV ) q IV I L IV I L
C pm ( t B t F ) 1 rm C pm (t F t B )
原料液流量：F 1500 85.8 175.0 kmol h DxD 0.971 已知： A Fx F
DxD 0.971 175 0.44
D 80.0kmol h W 95.0kmol h x 0.935 D
全塔物衡：D W F 175
例：求下列各种进料状况对应的q值。 ①如已知进料中，蒸汽量:液体量＝3:1
②原料的液化率为1/3
1 q 3
1 q 4
③每千摩尔原料液变成饱和蒸汽所需热量等于原料
液的千摩尔汽化潜热的1.2倍。
1.2r q 1.2 r
④饱和蒸汽进料(露点进料)
q0
⑤饱和液体进料(泡点进料） q 1 ⑥冷液进料
例：在一两组份连续精馏塔中，进入精馏塔中第n层 理论板的气相组成为0.75，从该板流出的液相组成为 0.65(均为摩尔分数)，塔内气液比V/L＝2，物系的相 对挥发度为α＝2.5，求：①从该板上升的蒸汽组成； ②流入该板的液相组成；③回流比R。 ， 解: ①已知 yn1 0.75 x n 0.65，
x5 xF 0.4
第5块板为加料板
以下计算提馏段操作线方程代替精馏段操作线方程
(6)计算提馏段理论板数
' ' ym1 1.522xm 0.0359 ' 由 y2 1.522 0.379 0.0359 0.542 ' x1 x5 0.379
x2 0.324
例1：在常压下对苯与甲苯二元理想溶液分别进行平衡蒸 馏与简单蒸馏。若原料液中苯的浓度为0.5（摩尔分率）。 物系的相对挥发度为2.47。试求：
1）用平衡蒸馏方法分离，当汽化率为 0.4时，釜液与馏
出液的组成。
2）用简单蒸馏方法分离，使釜液浓度与平衡蒸馏相同，
所得馏出物中苯的平均组成。
解：1）
x 2.47 x y 1 ( 1) x 1 1.47 x
x D yq
1.222
0.625
第四节 双组分连续精馏塔的计算 五、回流比的影响及选择
（3） R 1.5Rmin 1.5 1.222 1.833
精馏段操作线： R 1 yn1 xn xD R1 R1 1.833 0.9 xn 0.647x n 0.3177 1.833 1 1.833 1 提馏段操作线：