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q2 q1 q3 q对理论板数的影响 图解法直观形象，有利于问题的分析，对于平衡关 系难以用解析式表示的情况也适用，若所需理论板 数较多，误差较大。 3.应用说明 用精馏方法分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-甲苯体系，要求馏出液组成0.95，釜液组成0.1，进料量100kmol/h，q=1.5，塔釜蒸汽量150kmol/h，求R。(R=1) 三、其它情况 1.塔顶：全凝器 分凝器 泡点回流 冷回流 2.塔底：间接蒸汽加热 直接蒸汽加热 3.多股进料或侧线出料 5.5.4 回流比的影响与选择 x y 0 1.0 1.0 xD a b xW c d NT (xn, yn) (xn，yn+1) (xn-1, yn) 平衡方程 操作线方程 一、全回流与最少理论板数 全回流时：R ? ? D=0 W=0 F=0 精馏段操作线： 提馏段操作线： 对角线 Nmin求解方法： （1） 逐板计算 （2）图解法： 在平衡线和对角线间绘梯级。Nmin=梯级数-1。 若塔釜采用间接蒸汽加热，则Nmin（不含釜）。 全回流理论板数 芬斯克（Fenske）方程 q a d yq xW xq xF xD 1.0 0 1.0 二、最小回流比 三、适宜回流比确定 R=(1.2~2.0)Rmin 总费用 设备费 操作费 费用 回流比R Ropt 理论板数 N Rmin 回流比 R Nmin 例1.某分离二元混合物的精馏塔，因操作中的 问题，进料并未在设计的最佳位置，而偏下了 几块板。若F、xF、q、R、V`均同设计值，试 分析L、V、L`、D、W、xD、xW的变化趋势。 5.5.5 理论板数的简捷计算 （Gililand图） 简捷算法的步骤： （1）求出全回流下的 Nmin，接近理想物系溶液，用Fenske方程计算； （2）根据物系性质及分离要求，用求出的Rmin，选择适宜的R ； （3）算出 (R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得 (N-Nmin)/(N+2) ，可求得N ； （4）确定加料位置。 连续精馏塔中分离乙苯-苯乙烯混合液，塔顶全凝器，塔釜间接蒸气加热，塔内共34层实际板，从塔顶往下第23板加料，塔板总效率0.6，进料中乙苯0.6(摩尔分率，下同)，泡点加料。要求馏出液乙苯0.95，塔釜最大气化量73kmol/h,操作条件下塔顶相对挥发度1.650,塔底1.274,求馏出液最大产量。(14.72kmol/h) 例1、用一精馏塔分离甲醇-水混合液，已知：xF=0.628(摩尔分率，下同), xD=0.965, xW=0.03, 泡点进料，回流比R=1.95。 试: 按逐板计算法确定理论塔板数。并近似用图解法表示第二块板下降液体组成和上升蒸汽组成。 例2、在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知XF=0.4（摩尔分率、下同），XD=0.97, Xw=0.04 相对挥发度α=2.47。 试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。 （1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料 5.5.6 塔高和塔径的计算 1.塔高的计算 （1）全塔效率 例2.设求得苯、甲苯分离所需的理论版数为11 块（包括釜），若已知所选用塔板的总板效率 为0.8，试求所需的实际板数和实际塔板的进料 位置。 （2）单板效率 （3）塔高的确定 Z =（NP－1）·HT 2.塔径的计算 用一精馏塔分离二元液体混合物，饱和蒸气进料，进料量100kmol/h，xF=0.5（mol%），塔顶馏出液量与釜液量相同，塔顶为全凝器，精馏段y=0.8x+0.18，塔釜间接蒸气加热，求： （1）塔顶和塔底的产品组成； （2）写出提馏段操作线方程； （3）α=3，塔顶第一板液相默弗里效率0.6，求离开塔顶第二块理论板上升蒸汽组成； (0.9,0.1; y=1.333x-0.0333; 0.828) 1.精馏过程是利用 和 的原理而进行的。精馏设计中，回流比越 ，所需理论板越少，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量 ,塔顶冷凝器中冷却介质消耗量 ,所需塔径 。操作能耗 ，随着回流比的逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现 的变化过程。 2.分离任务要求一定，当回流比一定时，在5种进料热状况中, 进料的q值最大，提馏段操作线与平衡线之间的距离 , 分离所需的总理论板数 。 3.相对挥发度α=1，表示不能用 分离，但能用 分离。 4.精馏操作的依据是