rectifyingcolumnequipmentpackedtoweracylindrical,apackingorfillinginthetower..Alargeareaofintimatecontactbetweentheliquidandgasisprovidedbythepacking.TheconcentrationofV-L-phasechangecontinuously-------differentialcontactequipment.Z?platetower

consistsofindividualunits（Plate）,interconnected（連通）sothatthematerialsbeingprocessedpassthrougheachstageinturn.Thetwostreamsmovecountercurrently對(duì)流throughthePlateineachstagetheyarebroughtintocontact,mixed,andthenseparated.。Determiningtheheightofpackedtowerthenumberofidealplates(NT)HETP–heightequivalenttoatheoreticalplate,m

等板高度HETP=f(materialcharacter；operatingcondition，towerconstitution)ObtainedbyexperimentKey：DeterminingNTDeterminingtheactualnumberofplates

thenumberofidealplates(NT)ηo--theoverallefficiencies

ηo

=f(materialcharacter；operatingcondition，towerconstitution)ObtainedbyexperimentKey：DeterminingNT1.5理論板數(shù)的求法逐板計(jì)算法階梯圖解法平衡關(guān)系式操作線方程平衡線操作線TheMcCabe-ThieleMethod

（M-T）GraphicalStepoffSimplemethodEthalpy焓－concentrationOperatinglineequation－操作線方程

yn+1~xnPhaseequilibriumequation

平衡方程rectifyingsectionstrippingsectionfeedline（已知）平衡關(guān)系操作關(guān)系1）精餾段平衡關(guān)系操作關(guān)系……泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段n-1層理論板層數(shù)的求法其他進(jìn)料狀態(tài)時(shí)，計(jì)算至xnxf注：xf為兩條操作線交點(diǎn)1.逐板計(jì)算法2）提餾段（已知）提餾段操作線……平衡關(guān)系操作關(guān)系提餾段理論板數(shù)＝m－1再沸器全塔理論板數(shù)NT=(n-1)+(m-1)（不含再沸器）其中精餾段理論板數(shù)NT1＝n－1（或注明第n塊為加料板）y1=xDx1平衡y2

x2

y3

x2123Top：totalcondenser，y1=xDyn~xn平衡yn+1~xn精餾段xn<xfy’n+1~x’n

提餾段x’n<xwNT=平衡方程的使用次數(shù)平衡平衡NT＝Thenumberofstep(includingreboiler),NT=n-1(notreboiler)

xB

xD1234568baxfeBd1172.圖解法Themeaningofstep

Stepreflectstheconstituteofidealplateyn～xnynXn-1xnyn+1bcbc第n板第n－1板n水平線長(zhǎng)度:通過(guò)第n板液相組成變化垂線長(zhǎng)度:通過(guò)第n板氣相組成變化nc

b

xn

xn-1

yn+1yn1thPlate全凝器（a）（b）（c）Severalkindsofdistillation1.Condenserandtopplate1th（a）Condenserandtopplate(a)Topplate

totalcondenserWhenatotalcondenserisused,triangleabcinFig.representsthe1thplateinthecolumn.y’,Dy’1thplate分凝器V1=D+LRtrianglea’b’c’inFig.representsthe1thplateinthecolumn.Thepartialcondenser,representedbythetriangleaba’inisequivalenttoatheoreticalplate.Question:Whyisthepartialcondenserused?

在一般情況下塔頂蒸氣應(yīng)全部冷凝，并保持一定過(guò)冷度，以免蒸氣未凝而積累，引起塔壓升高如果塔頂蒸氣中含少量或一定量較輕的組分，一般冷劑難以將其冷凝，提高冷劑品位又不經(jīng)濟(jì)。塔頂則設(shè)部分冷凝器，將未凝的部分輕組分氣體采出，然后，再用高品位冷劑將其冷凝作產(chǎn)品送出。對(duì)于量少和無(wú)利用價(jià)值的不凝氣，則直接排入火炬或放空，以節(jié)省高品位冷劑的用量Whyisthepartialcondenserused?Whencondensateisliquidatitsbubblepoint,L=LR＝L1＝L2＝…….,V=V1＝V2=……

Iftherefluxiscooledbelowthebubblepoint,(冷液回流）aportionofthevaporcomingto

1th

platemustcondensetoheatthereflux;

2.Reflux回流ColdrefluxNO.1：y1=xD,xR=xDy1V1D,xDVLy2x1RxR,LRtR，IR

第一塊板不再是恒摩爾流xWxW’xW’L’V’ywL’WThevaporleavingthereboilerisinequilibriumwiththeliquidleavingasbottomproduct.Thereboileractsasatheoreticalplate.3.BottomplateandreboilerBottom—heatindirectlyNT=ThenumberofStep－1－1partialcondenserThereboiler(indirectly)影響NT的因素分析NT決定于操作線：xD，xW，R，zF，q，平衡線：物系，T，P→（α）xD↑，xW↓分離要求提高，則NT↑

圖解方法的優(yōu)點(diǎn)

避免了繁瑣的計(jì)算，形象直觀，便于理解和分析實(shí)際問(wèn)題。

q↑，Kq↓，Q點(diǎn)右移，提餾段操作線與平衡線距離↑，提餾段各塔板分離能力↑NT

↓。進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的影響

上移或下移均對(duì)分離不利，導(dǎo)致NT

增加。進(jìn)料位置確定原則：兩操作線交點(diǎn)Q所在梯級(jí)。進(jìn)料位置的選擇關(guān)于進(jìn)料位置的允許范圍進(jìn)料位置對(duì)分離的影響常壓下用連續(xù)精餾塔分離含苯44％的苯-甲苯混合物。進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，進(jìn)料流率取100kmol／h為計(jì)算基準(zhǔn)。要求餾出液中含苯不小于94％。釜液中含苯不大于8％（以上均為摩爾百分率）。設(shè)該物系為理想溶液。相對(duì)揮發(fā)度為2.47。塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流，選用的回流比為3。試計(jì)算精餾塔兩端產(chǎn)品的流率及所需的理論塔板數(shù)。已知：F=100kmol/hxF=44%q=1

α=2.47R=3xD≮

94%xW≯

8%求：D、W、NT(1)由全塔物料衡算F=W+DFxF=WxW+DxD將已知值代入，可解得D＝41.86kmol/h,W=58.14kmol/h（2）將精餾段操作線方程、提餾段操作線方程、相平衡方程一一列出精餾段操作線方程提餾段操作線方程泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)q=1，故提餾段操作線方程為相平衡方程為對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，xq=xF=0.4設(shè)由塔頂開(kāi)始計(jì)算，第1塊板上升汽組成y1=xD=0.94相平衡方程精餾操作線y1=0.94x1=0.8638y2=0.8829相平衡方程精餾操作線x2=0.7532y3=0.7999相平衡方程精餾操作線x3=0.6181y4=0.6986相平衡方程精餾操作線x4=0.4841y5=0.5981可得所需理論塔板數(shù)NT=9（包括再沸器）相平衡方程提餾操作線x5=0.3760y6=0.4787相平衡方程提餾操作線x6=0.2710y7=0.3373相平衡方程提餾操作線x7=0.1709y8=0.2024相平衡方程提餾操作線x8=0.0932y9=0.0978相平衡方程x9=0.0420在一連續(xù)精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同），露點(diǎn)進(jìn)料；釜?dú)堃航M成為0.05；塔頂采用全凝器；操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.303；精餾段操作線方程為y=0.72x+0.275。試計(jì)算：（1）塔頂輕組分的收率；（2）所需的理論板層數(shù)。解：（1）塔頂輕組分的收率塔頂輕組分的收率=由精餾段方程y=0.72x+0.275可得：R=2.571xD=0.982物料恒算：總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF=DxD+WxW100×0.5=0.982D+0.05W100=D+WD=48.28

kmol/h塔頂輕組分的收率=（2）所需的理論板層數(shù)汽液平衡方程為：=2.303df12345678910111213axDxWcxFe(1)畫(huà)平衡線(2)畫(huà)精餾段操作線。定a(xD,xD)由精餾段截距定b?b(3)定e(xF,xF)連ab1514由q定q線ef(4)定c(xW,xW)連cd(5)畫(huà)階梯畫(huà)圖確定理論板層數(shù)共15層理論板(包括再沸器），第8層是進(jìn)料板yx例.用一常壓操作的連續(xù)精餾塔，分離含苯0.44（摩爾分率，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235，操作回流比為3.5，試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體；（2）原料液為液化率為1/3的氣液混合物。已知：操作條件下苯的氣化潛熱389kJ/kg,甲苯的氣化潛熱360kJ/kg，氣液平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附表。溫度，℃50.1859095100105110.6p0A,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p0B,kPa40.046.054.063.374.386.0101.33解：先利用所給的平衡數(shù)據(jù)畫(huà)出氣液平衡關(guān)系曲線xy（1）原料液為20℃的冷液體在對(duì)角線上定出a(xD,xD),e(xF,xF),c(xW,xW)三點(diǎn)；

a(xD,xD)

e(xF,xF)

c(xW,xW)畫(huà)精餾段操