Aspen入门实践 17 简单精馏塔的控制设计
本例以混合二甲苯分离流程中的脱邻二甲苯塔的为背景，建立了三套常规精馏塔的典型控制方案，并通过Aspen Dynamics实现了这三套控制过程方案的动态模拟。通过对比，发现能量平衡控制系统似乎更适合这类对塔釜产品浓度有要求的大回流比精馏塔。在模拟之前，首先要明确目标并回顾一些基本概念。为什么要构建精馏塔的控制系统？一个精馏塔的控制系统主要由四个基本目标：
保持整个塔的物料以及能量平衡，以使塔的操作达到稳定；
使塔的产品质量符合设计规定；
塔的整个操作应当符合约束条件，必须出在可以容许的界线之内；
达到上述目标的同时，实现它的优化操作目标，是其在经济上有效。为了实现一个精馏塔的控制，还要分析精馏塔的控制变量有哪些。一个典型的精馏塔，被控变量主要有5个，即塔顶与塔釜的产品浓度xD、xB，塔内的压力p，回流罐液位以及塔釜液位（塔釜集油箱的液位），控制塔顶或/与塔釜的产品浓度是为了实现第二个基本目标，而对液位以及塔压的控制是为了实现第一个基本目标。与这五个被控变量相应的也有5个操纵变量，包括：塔顶馏出液流量D，塔釜残液流量B，回流量L，冷凝器的冷却剂流量和塔釜再沸器的蒸汽流量。同时还需要了解的还有干扰变量，在精馏流程中，主要的干扰变量包括塔的进料流量、进料温度、进料成分、冷却水温度等。之所以要控制精馏塔，主要就是要克服这些干扰变量所带来的影响，使塔的操作报纸在相应的外部条件喜爱达到上述基本目标。精馏塔控制方案的设计本质上就是被控变量与操纵变量的排列组合，然而不是所有的组合都会有效。本例与其说是三套控制设计方案的动态模拟与比较，不如说是一个合理控制方案的设计过程。前两套控制方案仅是实现塔设备的稳定操作，最后一套控制方案在实现这一基本目标的同时也实现了对一端产品浓度的控制。1. 正如上一个例子所述，动态模拟运行的初值来源于稳态模拟，因而首先要在Aspen Plus中建立该塔的稳态模拟。a. 稳态流程的设置进料为混合二甲苯，包括邻二甲苯（o-Xylene）、间二甲苯（p-Xylene）、对二甲苯（p-Xylene）和乙苯（Ethybenzene），质量分率分别为0.23、0.43、0.19和0.15，质量流率为1000kg/h，进料压力为5bar，进料温度为100&C；塔设备设计的主要参数：100块理论板，冷凝为全凝器，质量回流比为20，再沸器热负荷为1600kW，进料板位于第50块板，塔顶压力为1bar，全塔压降为0.1bar。流程图如下图所示。&b. 在设计变量设定之后，运行该流程。模拟完全后，设置Dynamics的必要参量：回流罐（Reflux drum）：直径2m，长2m；塔釜集油箱（Sump）：直径2m，长2m；水力学（Hydraulics）：简单填料塔（Simple packing），从第2块板至第99块板（第1块为全凝器，最后一块为再沸器），直径2m，等板高度HETP为0.3.*以上的塔设备并未进行优化，本例关注的是一个具有高纯塔釜产品的不灵敏的塔器的动态模拟，而非一个具体塔设备的设计。c. 在结束上述设置并运行完全后，我们回到这个塔的本身，通过Plot绘制了该塔中温度和组分的变化。&*实际上，通过该图我们发现，优化的进料板位置应该再往塔的上端靠近，当进料板位置上移时回流比是能够有效减少的。然而本例重点在于关注后续的动态模拟，故未对该塔进行优化。d. 保存.bkp模拟文件。之后输出（Export）Flow Driven Dyn Simulation文件，该文件即是Aspen Dynamics所需要的文件。
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《苯-甲苯浮阀式精馏塔的设计》.doc 43页
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化工原理课程设计任务书一设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量F=75kmol/h进料组成xf=0.41馏出液组成釜液组成塔顶压力单板压降进料状态2工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。三主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录任务书 1目录 Ⅱ摘要 1第1章绪论 21.1设计流程 21.2设计思路 2第2章精馏塔的工艺设计 42.1产品浓度的计算 42.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定 52.3物料衡算 62.4精馏段和提馏段操作线方程 72.5逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 72.6全塔效率、实际板数及实际加料位置 7第3章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 83.1物性数据计算 83.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 103.3塔板主要工艺尺寸的计算 123.4塔板流体力学校核 153.5塔板符合性能图 17第4章热量衡算 214.1热量衡算示意图 214.2热量衡算 21第5章塔附属设备的计算 255.1筒体与封头 255.2除沫器 255.3裙座 255.4塔总体高度的设计 255.5换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 265.6进料管的设计 275.7泵的选型 275.8贮罐的计算 28第6章结论 296.1结论 296.2主要数据结果总汇 29结束语 30参考文献 31附录1主要符号说明 32附录2程序框图 34附录3精馏塔工艺条件图 35附录4生产工艺流程图 36教师评语 37摘要本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为16块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为9块。根据经验是算得全塔效率为0.535，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为15块，实际加料板位置在第14块板。由精馏段的工艺计算得到塔经1m，塔总高16.8m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用133.3℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。关键词：苯—甲苯浮阀精馏物料衡算绪论设计流程本设计任务为分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。设计流程框图如下：任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器设计思路本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。1.2.1加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。1.2.2回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的2倍。1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。1.2.4设计流程图精馏塔的工艺设计产品浓度的计算M苯=78.11，M甲苯=92.14摩尔分数XF=XD=XW=摩尔质量MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.44kg/kmol2.2平均相对挥发度的计算温度计算表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]温度/0C 苯/%(mol分率) 温度/0C 苯/%(mol分率) 温度/0C 苯/%(mol分率)
110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4
106.1 8.8 2
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你可能喜欢一填空与选择；1、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于＿＿＿＿＿＿＿＿；答：难挥发组分为水，且要求釜液中易挥发组分浓度很；2、水蒸汽蒸馏的先决条件是料液与水_______；3、设计二元理想溶液精馏塔时，若Ｆ，ＸF，ＸD；答：下降；下降；下降；不变；上升；4、①理想溶液的特点是同分子之间的作用力＿＿＿＿；②精馏塔设计时，当回流比加大时，所需要的理论板数；答：①等于，
一 填空与选择
1、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿的情况。与＿＿＿＿＿＿＿回流相对应的理论塔板数最少。在塔顶为全凝器的连续精馏塔中，完成一定分离任务需Ｎ块理论板。如按下图设计，在相同操作条件下，完成相同的分离任务，则所需理论板数为＿＿＿＿＿＿。
答：难挥发组分为水，且要求釜液中易挥发组分浓度很低；全；N-1
2、水蒸汽蒸馏的先决条件是料液与水____________。这样可以__________体系的沸点。在回流比不变的情况下，为了提高塔顶产品浓度，可以__________回流液温度。向连续精馏塔加料可能有＿＿＿种不同的热状况。当进料为气液混合物且气液摩尔比为２比３时，则进料热状况参数ｑ值为＿＿＿＿。
答：不互溶；降低；降低；五种；q=3/5=0.6 。
3、设计二元理想溶液精馏塔时，若Ｆ，ＸF，ＸD，ＸW不变，则随原料中液相分率的增加其最小回流比＿＿＿＿＿＿＿＿。在相同回流比下，总理论板数＿＿＿＿；精馏段理论板数＿＿＿＿； 塔顶冷凝器热负荷＿＿＿＿＿＿；塔釜热负荷＿＿＿＿＿。
答：下降；下降；下降；不变；上升 。
4、①理想溶液的特点是同分子之间的作用力＿＿＿＿异分子之间的作用力，形成的溶液＿＿＿容积效应和热效应。
②精馏塔设计时，当回流比加大时，所需要的理论板数＿＿＿＿＿＿＿，同时蒸馏釜中所需要的加热蒸汽消耗量＿＿＿＿，塔顶冷凝器中冷却剂消耗量＿＿＿＿，所需塔径＿＿＿＿＿＿。
答：① 等于，无；② 减少，增加，增加，增大。
5、简单蒸馏的主要特点是①＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；②＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。简单蒸馏操作时易挥发组分的物料衡算式是＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
答：① 不稳定操作；② R=0；wx=(w-dw)(x-dx)+ydw
6、精馏塔的塔顶温度总低于塔底温度，其原因之一＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿; 原因之二＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
精馏设计中，回流比越＿＿＿，所需理论板数越少，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＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿变化过程。
答：易挥发组分的浓度塔顶高于塔底，相应的沸点较低；存在压降使塔底压力高于塔顶，因而塔底沸点较高。大；越大；迅速下降而后又上升的。
7、当原料组成、料液量、压力和最终温度都相同，则二元理想溶液的简单蒸馏和平衡蒸（ 闪蒸）的结果比较是
１） 得到的馏出物浓度（平均）＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；
２） 得到的残液浓度＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿；
３） 馏出物总量＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿。
答：（1）xd简&xdt平；（2）相同；（3）D平&D简。
8、总压为 101.3kpa，９５℃温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为 155.7kpa与 63.3kpa，则平衡时苯的汽相组成＝＿＿＿＿＿＿，苯的液相组成=＿＿＿＿＿。（均以摩尔分率表示）。苯与甲苯的相对挥发度＝＿＿＿＿＿。
答：xA=0.411；yA=0.632；α=2.46 。
9、操作中精馏塔，保持Ｆ，ｑ，ｘf，Ｄ不变。
若采用回流比Ｒ小于最小回流比Ｒmin，则ｘD＿＿＿＿，ｘW＿＿＿＿；
（２） 若Ｒ增大，则ｘD＿＿＿＿，ｘW＿＿＿＿，Ｌ／Ｖ＿＿＿＿。
（增加，减小，不变，不确定）
答：（1）减少；增加。（2）增加；减少；增加。
10、某精馏塔操作时，Ｆ，ｘf ，ｑ，Ｄ保持不变，增加回流比Ｒ，则此时ｘD＿＿＿,ｘW ＿＿＿＿Ｖ＿＿＿＿，Ｌ／Ｖ＿＿＿＿。（增加，不变，减少）
答：增加；减少；增加；增加。
11、精馏中引入回流，下降的液相与上升的汽相发生传质使上升的汽相易挥发组分浓度提高，最恰当的说法是______________。
（Ａ）液相中易挥发组分进入汽相；
（Ｂ）汽相中难挥发组分进入液相；
（Ｃ）液相中易挥发组分和难挥发组分同时进入汽相，但其中易挥发组分较多；
（Ｄ）液相中易挥发组分进入汽相和汽相中难挥发组分进入液相的现象同时发生。
12、请将你认为最确切答案填在＿＿＿＿内。
（１） 精馏的操作线是直线，主要基于如下原因：＿＿＿＿＿
（Ａ）理论板假定
（Ｂ）理想物系
（Ｃ）塔顶泡点回流
（Ｄ）恒摩尔流假定。
（２） 操作中连续精馏塔，如采用回流比小于最小回流比，则＿＿＿＿＿
（Ａ）ｘD，ｘW均增加
（Ｂ）ｘD，ｘW均不变
（Ｃ）不能操作
（Ｄ）ｘD,减小，ｘW增加。
答：（1）Ｄ；（2）Ｄ。
13、某二元混合物，其中Ａ为易挥发组分，液相组成ｘ＝０．６相应的泡点为ｔ，
与之相平衡的汽
相组成ｙ＝０．７，相应的露点为ｔ，则：（
（Ａ）ｔ1＝ｔ2
（Ｂ）ｔ1＜ｔ2
（Ｃ）ｔ1＞ｔ2
（Ｄ）不能判断
14、请将你认为最恰切答案填在（
精馏塔设计时，若Ｆ，ｘf ，ｘD ，ｘW ，Ｖ均为定值，将进料热状态从ｑ＝１变为
ｑ＞１，设计所需理论板数：（
（Ａ）多；
（Ｂ）少；
（Ｃ）不变；
（Ｄ）判断依据不足。
15、某精馏塔，精馏段理论板数为Ｎ1层，提馏段理论板数为Ｎ2层，现因设备改造，使精馏段理论板数增
加，提馏段理论板数不变，且Ｆ，ｘ，ｑ，Ｒ，Ｖ等均不变，则此时：（
（Ａ）ｘD增加，ｘW不变
（Ｂ）ｘD增加，ｘW减小
（Ｃ）ｘD增加，ｘW增加
（Ｄ）ｘD增加，ｘW的变化视具体情况而定。
16、某精馏塔精馏段理论板数为Ｎ1层，提馏段理论板数为Ｎ2层，现因设备改造，使提馏段的理论板数增
加，精馏段的理论板数不变，且Ｆ、ｘf 、ｑ、Ｒ，Ｖ等均不变，则此时: （
（Ａ）ｘW减小，ｘD增加；
（Ｂ）ｘW减小，ｘD不变；
（Ｃ）ｘW减小，ｘD减小；
（Ｃ）ｘW减小，ｘD的变化视具体情况而定。
1、如图，在由一块理论板和塔釜组成的精馏塔中，每小时向塔釜加入苯－甲苯混合液１００ｋｍｏｌ，苯含量为５０％（摩尔％，下同），泡点进料，要求塔顶馏出液中苯含量８０％，塔顶采用全凝器，回流液为饱和液体，回流比为３，相对挥发度为２．５，求每小时获得的顶馏出液量Ｄ，釜排出液量Ｗ及浓度ｘW 。
解： y1=xD=0.8
0.8=2.5x1/(1+1.5x1)
yw=x1×R/(R+1)+xD/(R+1)=3×0.615/(3+1)+0.8/4=0.661
0.661=2.5xW/(1+1.5xW)
100×0.5=0.8D+0.438W
D=17.1(kmol/h),
W=82.9(kmol/h)
2、用一连续操作精馏塔, 在常压下分离苯--甲苯混合液（此混合液符合拉乌尔定律），原料液含苯0.3(摩尔分率,下同)塔顶馏出液含苯0.99,塔顶采用全凝器,回流比取最小回流比的1.5倍,原料液于泡点状态进塔,设与加料板上的液相组成相同,在此温度下苯的饱和蒸汽压为178.7kPa，试求理论进料板的上一层理论塔板的液相组成。
解：ｘF=0.3，ｘD＝0.99,q=1，R=1.5Rmin，加料板上液相组成等于ｘF ，加料板温度下P°A＝178.7kPa。求从上一板流入加料板的ｘ。
由精馏线方程：y=[R/(R+1)]x+ｘD／(R+1)
式中：ｘD＝0.99,ｙF＝ＫｘF＝（P°A／Ｐ）ｘF＝(178.7/101.3)×0.3=0.529
x为待求。Rmin=(ｘD－ｙq)／（ｙq－ｘq）=(0.99-0.529)/(0.529-0.3)=2.013
R=1.5×2.013=3.02 ∴0.529=0.3
x=(0.529-0.2=0.3763
3、某精馏塔用于分离苯－甲苯混合液，泡点进料，进料量30kmol/h，进料中苯的摩尔分率为 0.5，塔顶、底产品中苯的摩尔分率分别为0.95和0.10，采用回流比为最小回流比的1.5倍，操作条件下可取系统的平均相对挥发度α=2.40。
(1) 求塔顶、底的产品量；
(2) 若塔顶设全凝器，各塔板可视为理论板，求离开第二块板的蒸汽和液体组成。
FｘF＝ＤｘD＋ＷｘW
30×0.5=D×0.95+W×0.10
D=14.1kmol/h
W=15.9kmol/h
xe=xF=0.5, ｙe=αｘe／[1+(α-1)ｘe]=2.40×0.5/[1+(2.40-1)×0.5]=0.706
Rmin=（ｘD－ｙe）／（ｙe－ｘe）＝(0.95-0.706)/(0.706-0.5)=1.18
R=1.5×1.18=1.77
y=[R/(R+1)]x+ｘD／（R+1）=[1.77/(1.77+1)]x+0.95/(1.77+1)=0.639x+0.343
ｙ1＝ｘD＝0.95
ｘ1＝ｙ1／[α－y1(α－1)]=0.95/[(2.40-0.95(2.40-1))=0.888
ｙ2＝0.639x1+0.343=0.639×0.888+0.343=0.910
ｘ2＝0.910/[2.40-0.910(2.40-1)]=0.808
4、某精馏塔在常压下分离苯－甲苯混合液，此时该塔的精馏段和提馏段操作线方程分别为y=0.723x+0.263和y'=1.25x'-0.0188，每小时送入塔内75kmol的混合液，进料为泡点下的饱和液体，试求精馏段和提馏段上升的蒸汽量为多少（kmol/h）。
解：已知两操作线方程:
y=0.723x+0.263(精馏段)
y′=1.25x′-0.0188(提馏段)
∴R/(R+1)=0.723
xD/(R+1)=0.263
xD=3.61×0.263=0.9494
两操作线交点时,
∴0.723x+0.263=1.25x-0.0188
饱和液体进料q=1, xF=x=0.5347
提馏段操作线经过点(xW ,xW)
∴y′=xW=1.25xW-0.0188
由全塔物料衡算
FxF=DxD+WxW
D=(xF-xW)/(xD-xW)F=(0.2)/(0.2)×75=39.42kmol/h
∵饱和液体进料
V′=V=L+D=(R+1)D=3.61×39.42=142.3kmol/h
5、某一精馏塔，塔顶为全凝器，塔釜用间接蒸汽加热。用以处理含易挥发组成ｘF=0.5(mol组成)的饱和蒸汽。塔顶产量Ｄ和塔底排量Ｗ相等。精馏段操作线方程为y=5x/6+0.15
(1) 回流比R，塔顶组成ｘD ，塔釜组成ｘW 。
(2) 提馏段操作线方程。
(3) 若两组份相对挥发度α=3，第一板板效率 EmL=(ｘD－ｘ1)／(ｘD－ｘ1)=0.6,
解：(1)D=F(xF-xW)/(xD-xW)
即0.5=(0.5-xW)/(xD-xW)
R/(R+1)=5/6
XD/(R+1)=xD/(5+1)=0.15
(2)提馏段操作线:
y'=(L′/V′)x-WxW/V′
∵饱和蒸汽进料 ∴q=0, L′=L,
又F=2D,W=D,L=RD,V=(R+1)D
∴y'=[L/(V-F)]x'-W
**×*0.1/(V-F)={RD/[(R+1)D-2D]}x'-D×0.1/[(R+1)D-2D]=
[5/(6-2)]x'-0.1/(6-2)=1.25x'-0.025 (3) (xD-x1)/(xD-x1)=0.6
x1=y/[α-(α-1)y]=0.9/(3-(3-1)×0.9)=0.75
(0.9-x1)/(0.9-0.75)=0.6
y2=5x/6+0.15=5×0.81/6+0.15=0.825
6、用一连续精馏塔分离二元理想溶液，进料量为 100 kmol/h，进料组成为0.4（摩尔分率，下同），馏出液组成为0.9，残液组成为0.1，相对挥发度为 2.5，饱和蒸汽进料。塔顶冷凝器为全凝器，塔釜间接蒸汽加热。试求：
1. 馏出液及残液量；
2. 最小回流比；
3. 操作回流比为3时，塔釜每小时产生的蒸汽量为多少kmol？
4. 塔釜上一块理论板液相组成为多少?
5. 计算第3 问时作了什么假定?
解：由物料衡算:
FxF=DxD+WxW
W=F-D=100-37.5=62.5kmol/h
D=(xF-xW)F/ (xD-xD)=(0.4-0.1)×100/(0.9-0.1)= 37.5kmol/h
2.饱和蒸汽进料q=0
xq=yq/[α-(α-1)y1]=0.4/(2.5-1.5×0.4)=0.21
Rm=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.9-0.4)/(0.4-0.21)=2.64
3.V′=V-(1-q)F=V-F=(R+1)D-F=(3+1)×37.5-100=50kmol/h
4.由平衡关系知:
yW=αxW/[1+(α-1)xW]=2.5×0.1/[1+(2.5-1)×0.1]=0.217
由操作线方程
ym'=(L′/V′)xm'-(W/V′)xW
xm'=(ym'V'+WxW)/L'
釜上一块理论板组成:
7、 用一精馏塔分离二元理想液体混合物，进料量为100kmol/h，易挥发组分xF=0.5，泡点进料，塔顶产品xD=0.95，塔底釜液xW=0.05（皆为摩尔分率），操作回流比R=1.61，该物系相对挥发度α＝2.25，求：
⑴塔顶和塔底的产品量(kmol/h)；
⑵提馏段上升蒸汽量(kmol/h);
⑶写出提馏段操作线数值方程;
⑷最小回流比。
100×0.5=D×0.95+0.05W
50=0.95D+(100-D)0.05
D=(50-100×0.05)/(0.95-0.05)=50kmol/h
W=F-D=50kmol/h
∴V′=V=(R+1)D=(1.61+1)50=130.5kmol/h
⑶ 提馏段操作线:
ym+1'=(L'/V')x'm-(W/V')xW
L'=qF+L=100+RD=180.5kmol/h
∴ym+1'=(180.5/130.5)xm'-(50/130.5)0.05
ym+1'=1.383xm'-0.0192
yF=αxF/[1+(α-1)xF]=2.25×0.5/(1+1.25×0.5)=0.692
Rmin=(0.95-0.692)/(0.692-0.5)=1.342
8、用常压连续精馏塔分离苯－甲苯混合物，原料中含苯 0.44，塔顶馏出液中含苯 0.96（以上为摩尔分率）。进料为汽－液混合物，其中蒸汽与液体量的摩尔比为1:2。已 知苯对甲苯的相对挥发度为2.5，操作回流比为最小回流比的1.5倍，塔顶采用全凝器，试求：
⑴原料中气相与液相的组成；
⑵离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成。
解：1）由题意:q=2/3
y=2.5x/(1+1.5x)
(平衡方程)
y=[q/(q-1)]x-xF/(q-1)=-2x+1.32
联解两方程求进塔汽-液组成分别为yq=0.59 , xq=0.365
2）Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.96-0.59)/(0.59-0.365)=1.64
R=1.5Rmin=2.46
精馏段操作线方程为y=0.71x+0.277
由y1=xD及平衡方程求x1即有0.96=2.5x1/(1+1.5x1)
求得x1=0.906 *x=(yWV′+WxW)/RD=(0.217×50+62.5×0.1)/(3×37.5)=0.152
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