三.传热计算 定态传热 l、设计型:求传热面积S 2、操作型:换热调节及换热器校核 已知:S(n,d,L),物性(Cr,ρ,μ,λ),污垢热阻R,Rs,流量(W,W),冷热流体 的进出口温度。 求:当某侧流体的流量或某一进(出)口温度变化,或换热器清洗后,或流动方式改变或两换热器 的组合方式改变时,其它参数如何变化? 第一类:求两个温度 第二类:求物流量或某一温度 例如:冷流体的流量变化不仅会引起热负荷变化,还会引起传热速率式中传热系数和传热推动力 的变化,以达到新情况下热负荷与传热速率的平衡 两种极端情况: Aα冷>α熟,冷流体流量增大,K值基本上不变 B原先的t2t1很小,即使W增大,Δt变化亦很小 传热速率方程式线性化 逆流 W, CP,( T-T)=KS (T1-72)-(t2-1) 72-1 T2-4, Wh.CPh( CcPo W,Cph=NTU,(I-R, -exp[NTU, (1-R,)] 72-1 热量衡算式 t2=t1+R(T1-T2) 由a,b两式联合求解可得出口温度T,t。(第一类 对于第二类,由于a式右侧包括待求未知数,乃非线性方程,需试差求解 传热单元数一—热效率法 a式左侧分子分母处理后得: I-R,En exp[NTU, (1-R, ) 热效率 逆流
1 三．传热计算 定态传热 1、设计型：求传热面积 S 2、操作型：换热调节及换热器校核 已知：S（n，d，L），物性（CP，ρ，μ，λ），污垢热阻 RSI，RS0，流量（Wh，WC），冷热流体 的进出口温度。 求：当某侧流体的流量或某一进（出）口温度变化，或换热器清洗后，或流动方式改变或两换热器 的组合方式改变时，其它参数如何变化？ 第一类：求两个温度 第二类：求物流量或某一温度 例如：冷流体的流量变化不仅会引起热负荷变化，还会引起传热速率式中传热系数和传热推动力 的变化，以达到新情况下热负荷与传热速率的平衡。 两种极端情况： A α冷>>α热 ，冷流体流量增大，K 值基本上不变。 B 原先的 t2-t1 很小，即使 WC 增大，Δtm 变化亦很小。 传热速率方程式线性化 逆流 热量衡算式 t2=t1+Rh（T1-T2）————b 由 a ，b 两式联合求解可得出口温度 T2，t2。（第一类 ） 对于第二类，由于 a 式右侧包括待求未知数，乃非线性方程，需试差求解。 3、传热单元数 ——热效率法 将 a 式左侧分子分母处理后得： 热效率 逆流 ( ) ( ) ( ) 2 1 1 2 1 2 2 1 1 2 ln T t T t T T t t WhCPh T T KS − − − − − − = ( ) NTU ( R ) a T t T t NTU R W C W C W C KS T t T t h h h h C PC h Ph h Ph = − − − − − − − = − = − − − exp 1 ln 1 1 2 1 1 2 2 1 1 2 ( ) h h h h h NTU R R = − − − exp 1 1 1 1 1 2 1 1 1 1 2 , T t t t T t T T h c − − = − − =
1-expINTU(I-R) R TU/(1-R) 当R=1时,T1-t2=T2-t NTU 并流 8= 1-exp( NTU(+R) 1+R 当R=1时, 1-expl-2NTUI E 2 侧相变时 4、非定态传热 t 2 WCCE E PINTU 待求函数一般为累计传热量Q或物料温度T与时间的关系。仍使用传热衡算式和传热速率 辐射传热 黑体、白体、透热体和灰体 斯蒂芬波尔斯曼定律 角系数 测温误差的来源?如何减小测温误差? 如何减小辐射散热? 典型例题 ★冷凝冷却器 有一逆流操作的热交换器,用15℃的水冷却过热氨蒸汽,氨气温度为95℃,流率为 200kg/h,氨气在热交换器中冷却。冷凝液在饱和温度(30℃)下派出。在冷却冷凝过 程中,热交换器各界面上氨气与水的温度差最小处不允许小于5℃。求冷却水用量及水 最终出口温度?已知90℃,0氨气的焓分别为1647,1467KJ/kg,30℃液氨的焓为 323KJ/kg,水平均比热为4183J/kg℃。(清华95)
2 当 R=1 时，T1-t2=T2-t1 并流 当 R=1 时， 一侧相变时 4、非定态传热 待求函数一般为累计传热量 Q 或物料温度 T 与时间的关系。仍使用传热衡算式和传热速率 式。 5、辐射传热 黑体、白体、透热体和灰体 斯蒂芬波尔斯曼定律 角系数 测温误差的来源？如何减小测温误差？ 如何减小辐射散热？ 典型例题 ★冷凝冷却器 有一逆流操作的热交换器，用 15℃的水冷却过热氨蒸汽，氨气温度为 95℃，流率为 200kg/h，氨气在热交换器中冷却。冷凝液在饱和温度（30℃）下派出。在冷却冷凝过 程中，热交换器各界面上氨气与水的温度差最小处不允许小于 5℃。求冷却水用量及水 最终出口温度？已知 90℃，0 氨气的焓分别为 1647,1467KJ/kg,30℃液氨的焓为 323KJ/kg，水平均比热为 4183J/kg℃。(清华 95) ( ) R NTU( R) NTU R − − − − = exp 1 1 exp 1 NTU NTU + = 1 ( ) R NTU R + − − + = 1 1 exp 1 2 1− exp − 2NTU = NTU NTU W C KS T t T t C C PC = − − = = − − 1 exp ln 2 1
解:逆流时,由题意 液氨气(30C)←气(95°C)←液安(95°C) 水(15°)→→25°C→→水(t2)°C 在氨汽冷凝阶段(30°气变为30°C液) WC(2-1)=W(467-323 .200×(1467-323) 151(kg/s) 4.183×10×3600 对全系统有:O 200 ×(1647-323)=736(k) 3600 @=WcCp(2-11) 73.6 l2=l1+ 1.51×4.183 5( ★换热器的操作与调节 套管换热器用133℃的饱和水蒸汽将管内的氯苯从33℃加热到73℃,氯苯流量为 5500Kg/h。现因某种原因,氯苯流量减少到3300Kg/h,但其进出口温度维持不变,试 问此时饱和蒸汽温度应为多少才能满足要求?此时饱和水蒸汽冷凝量为原工况的百分 之几?(设两种工况下的蒸汽冷凝热阻,管壁热阻,垢层热阻及热损失均可略,且氯苯 在管内作湍流流动,忽略两工况下蒸汽汽化潜热的变化)(华化9820) 解 WCpc(2-4)=KSAt(1) (2-t1)=KS△m(2) k=/330 K=0.66K 5500KT 得 (2)330hn7-4 T-15500 133-33 0.66hn =0.567 T-123300 133-73 1.76 7-t2 1.7612 1.76×73-33 1259C) 0.76 0.76 WA/Wh=0.6
3 ★换热器的操作与调节 ．一套管换热器用 133℃的饱和水蒸汽将管内的氯苯从 33℃加热到 73℃，氯苯流量为 5500Kg/h。现因某种原因，氯苯流量减少到 3300Kg/h，但其进出口温度维持不变，试 问此时饱和蒸汽温度应为多少才能满足要求？此时饱和水蒸汽冷凝量为原工况的百分 之几？（设两种工况下的蒸汽冷凝热阻，管壁热阻，垢层热阻及热损失均可略，且氯苯 在管内作湍流流动，忽略两工况下蒸汽汽化潜热的变化）(华化 98/20) ( ) ( ) ( ) ( ) ( ) / 0.6 125.9 0.76 1.76 73 33 0.76 1.76 1.76 0.567 133 73 133 33 0.66ln 3300 5500 ln ln ln 3300 5500 : 2 1 0.66 5500 3300 (2) (1) : 2 1 2 1 2 1 2 1 2 1 0.8 2 1 2 1 = = − = − = = − − = − − = − − − − − − = = = − = − = h h C PC m C PC m W W C t t T T t T t T t T t T t T t T t T t K K K K K W C t t K S t W C t t KS t 得 解 ( ) ( ) ( ) ( ) ( ) ( ) ( C) W C Q t t Q W C t t Q k w W k g s W C t t W C C C C t C C C C C PC C PC C C PC h = = + = + = − = − = = − = − = − →→ →→ 26.5 1.51 4.183 73.6 15 1647 323 73.6 3600 200 : 1.51 / 4.183 10 3600 200 (1467 323) 1467 323 (30 30 ) : (15 ) 25 ( ) (30 ) (95 ) (95 ) : , : 2 1 2 1 2 1 2 对全系统有 在氨汽冷凝阶段 气变为 液 水 水 液氨气 气 液安 解 逆流时 由题意 中
★换热器的串并联问题 某厂现有两台单壳程单管程的列管式空气加热器,每台传热面积为A=20m2(管外 面积),均由128根Φ25×2.5mm的钢管组成。壳程为170℃的饱和水蒸汽冷凝(冷凝 潜热为r=2054KJ/kg),凝液不过冷。空气走管程,其入口温度t1=30℃,流量为4500kg/h 假定空气的物性参数不随温度、压力变化,可视为常数,分别为C=1.005KJ/KgK,p 1.06Kg/m3,μ=20.1×10cp,λ=0.029w/m.k。热损失可略,管内湍流时空气的对流 给热系数可用下式计算:N=0.02R08 (1)若两台换热器并联使用,通过两台换热器的空气流量均等,试求空气的出口温 度t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量m(kg/h) (2)若两台改为串联使用,试求此时空气的出口温度t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量 (3)试比较并联及串联时传热效率的大小,并求两情况下总传热能力的比值Q串/Q并。 解: ) 2250/106×3600)=1467(m/s) 128×0.785×0.022 K=a.=0.02 =0.02 0.0290.0.×1467×1.06 =65.17 0.02 2.0l×10 w Cpe(t2-t1=ks t2-1 T KS 65.17×20 =2.07 T-t2 WCP ×1.005×10 3600 T-t1=796 =170 170-30 =1524。C 796 2WC 2×(2250/3600)×1005×(1524-30) 075(kg/s)=2696(kg/h)
4 ★换热器的串并联问题 某厂现有两台单壳程单管程的列管式空气加热器，每台传热面积为 A0=20m2 （管外 面积），均由 128 根 Ф25×2.5mm 的钢管组成。壳程为 170℃的饱和水蒸汽冷凝（冷凝 潜热为 r=2054KJ/kg），凝液不过冷。空气走管程，其入口温度 t1 =30℃ ，流量为 4500kg/h 假定空气的物性参数不随温度、压力变化，可视为常数，分别为 CP=1.005KJ/Kg.K， ρ =1.06Kg/m3 ，μ=20.1×10-3 cp ,λ=0.029w/m.k。热损失可略，管内湍流时空气的对流 给热系数可用下式计算： Nu=0.02Re 0.8 。 （1） 若两台换热器并联使用，通过两台换热器的空气流量均等，试求空气的出口温 度 t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量 m1(kg/h) （2） 若两台改为串联使用，试求此时空气的出口温度 t2(℃)及水蒸汽的总冷凝量 m1(kg/h)。 （3）试比较并联及串联时传热效率的大小，并求两情况下总传热能力的比值 Q 串/ Q 并。 解: 65.17 2.01 10 0.0. 14.67 1.06 0.02 0.029 0.02 0.02 14.67( / ) 128 0.785 0.02 2250/(1.06 3600) 4 (1) 0.8 5 0.8 2 2 = = = = = = = − d u d K m s nd V u i i i s 2.07 1.005 10 3600 2250 65.17 20 ln ln ( ) 3 2 1 2 1 2 1 2 1 = = = − − − − − − = c Pc c pc W C KS T t T t T t T t t t W C t t KS ( ) ( ) ( ) (k g s) (k g h) r W C t t W C T t t T T t T t c Pc h 0.075 / 269.6 / 2054 2 2250 / 3600 1.005 152.4 30 2 152.4 7.96 170 30 170 7.96 7.96 2 1 1 2 2 1 = = − = − = = − = − − = − = − −
(2K=2K=174K h-=17420=60 =36.66 7-t2 2=170170-301662°C 36.66 4500×1.005×(1662-30) 2054 2998(kg/h) (3并联:n=2-=1524-30=0.87 T1-t1170-30 串联 =166.2 30 =0.97 70-30 Q/Q=WhWb=299.8/269.6=1.11 ★非稳态传热问题 有一带夹套的反应釜,釜内盛有某反应液。反应液的初始温度为20℃。釜内液体由于剧烈地搅 拌可认为温度均一。反应液需加热到80℃进行反应 (1)若夹套内通以120℃的蒸汽加热,已知前10分钟反应液的温升为60℃,则反应液由初始温 度加热至反应温度需要多少时间? (2)若夹套内通以进口温度为120℃的热流体加热,前10分钟反应釜的温升同样为60℃,则反 应液由初始温度加热到反应温度需多少时间?(热流体无相变)(华化96/20) 解(1)热流体有相变时 GCpcdt =K(T-t)sde O (2)热流体无相变时
5 ★非稳态传热问题 有一带夹套的反应釜，釜内盛有某反应液。反应液的初始温度为 20℃。釜内液体由于剧烈地搅 拌可认为温度均一。反应液需加热到 80℃进行反应。 （1）若夹套内通以 120℃的蒸汽加热，已知前 10 分钟反应液的温升为 60℃，则反应液由初始温 度加热至反应温度需要多少时间？ （2）若夹套内通以进口温度为 120℃的热流体加热，前 10 分钟反应釜的温升同样为 60℃，则反 应液由初始温度加热到反应温度需多少时间？（热流体无相变）(华化 96/20) 解(1)热流体有相变时 (2)热流体无相变时 ( ) 2.07 3.60 2 1.74 2 ln 2 2 1.74 2 1 ' 0.8 = = = − − = = WcCPc K S T t T t K K K ( ) ( ) ( ) / / 299.8/ 269.6 1.11 0.97 170 30 166.2 30 : 0.87 170 30 152.4 30 3 : 299.8 / 2054 4500 1.005 166.2 30 166.2 36.66 170 30 170 36.66 1 1 2 1 2 2 1 = = = = − − = = − − = − − = = − = = − = − = − − h h C B h Q Q W W T t t t W k g h t C T t T t 串联 并联 ( ) 2 1 1 ln 2 T t T t KS GC T t dt KS GC GC dt K T t Sd PC t t PC PC − − = − = = −
GCdt=WC(T1-7)d----0) W, CPe (T-T)=Ks KS h ph T=Expl 1-exp (2)代入(1)得:B2 6/6 WC叫1-wc 第五章蒸发(略) 第六章精馏 主要内容 两组分混合物的汽液平衡 精馏的依据是相对挥发度的差异 相对挥发度为 a P 理想溶液 气相为理想气体时 (a-1)x 泡点方程 P 露点方程
6 第五章蒸发(略) 第六章精馏 主要内容 一. 两组分混合物的汽液平衡 精馏的依据是相对挥发度的差异 相对挥发度为: 理想溶液 气相为理想气体时 泡点方程 露点方程 ( ) KS W C KS W C T t T t W C KS W C GC t W C KS W C KS T T h Ph h Ph h Ph h Ph PC h Ph h Ph − − = − − − − = − − − − + − − = − 1 exp / ln 1 exp (2) (1) : exp 1 exp 2 2 1 2 1 1 2 1 代入 得 ( ) ( ) ( ) h Ph h Pc PC h Ph W C KS T t T t T t T t T T W C T T KS GC dt W C T T d = − − − − − − = = − − − − − 1 1 1 1 1 ln ln 1 B B A A p x p x / / = B A p p 0 0 = ( )x x y 1+ −1 = 0 0 0 A B A A p p P p x − − = A A A x P p y 0 =
安托因方程 gP=小-6 t+C 二精馏塔的计算 1描述精馏过程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 传热速率方程 传质速率方程 归一方程 2简化计算的两个假定 理论板假定---去除了传热传质速率方程 恒摩尔流假定--去除了焓衡算方程 3计算二元精馏理论塔板数需知的参数 进料状况Ex;q 分离要求xD,xw或回收率 相对挥发度a 塔内操作参数 4.有关计算方程 全塔物料衡算方程F=D+W FXeDXD+ 相平衡方程 (a-1)x 精馏段操作线方程 yn+1= R+ 提馏段操作线方程 L’=L+qF=RD+qF "=(R+1)-(1-q)F 进料热状态线方程 q 全回流时R趋于无穷大最小理论板数为
7 安托因方程 二.精馏塔的计算 1.描述精馏过程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 传热速率方程 传质速率方程 归一方程 2.简化计算的两个假定: 理论板假定----去除了传热传质速率方程 恒摩尔流假定----去除了焓衡算方程 3.计算二元精馏理论塔板数需知的参数 进料状况 F,xf,q 分离要求 xD,xw 或回收率 相对挥发度α 塔内操作参数 回流比 R 4.有关计算方程 全塔物料衡算方程 F=D+W Fxf=DxD+Wxw 相平衡方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 进料热状态线方程 全回流时,R 趋于无穷大.最小理论板数为 t C B p A + = − 0 lg ( )x x y 1+ −1 = 1 1 1 + + + + = R x x R R y D n n V (R )D ( q)F L L qF RD qF x V W x V L yn n w = + − − = + = + − + = 1 1 1 1 −1 − − = q x x q q y f
l lg lg 最小回流比Rmin Mp-) 适宜回流比 R=(1.1--20)Rm 莫弗里板效率 Vn-1 mn-I-xn x 再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为1 三、精馏计算内容 求塔顶塔底产品量,组成或回收率 求回流比最小回流比 求板效率 求塔板数(板数少时或用捷算法) 求精馏段,提馏段操作线方程 求离开某板(一般为塔顶塔底,进料处)的汽液相组成 1、精馏概念题中的分析题 设计型(xD,xw一定)定性分析某参数变化后理论板数如何变化 操作型(Nr一定)定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化 要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求 (1)进料量组成及产品量组成间满足物料衡算关系否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格 产品 (2)足够多的理论板及较高的板效率否则即使满足物料衡算理论板数不够仍得不到合格产品 Nr一定,xDm为全回流下的产品浓度。(见下图) R一定,xDmx为理论板数为无穷大时的浓度,同时受物料恒算的限制 2.计算题的塔型 半截塔(提馏塔,精制塔」 块板或两块板的塔 双塔联合操作 无限多块塔板 3操作条件 分凝器 直接蒸汽加热 冷回流 多股进(出)料 调节(求最大回收率)
8 最小回流比 Rmin 适宜回流比 R=(1.1---2.0)Rmin 莫弗里板效率 再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为 1 . 三、精馏计算内容 求塔顶,塔底产品量,组成或回收率 求回流比,最小回流比 求板效率 求塔板数(板数少时或用捷算法) 求精馏段,提馏段操作线方程 求离开某板(一般为塔顶,塔底,进料处)的汽液相组成 1、 精馏概念题中的分析题 设计型(xD,xw 一定):定性分析某参数变化后,理论板数如何变化 操作型(NT一定):定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化 要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求 (1)进料量,组成及产品量,组成间满足物料衡算关系.否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格 产品。 (2)足够多的理论板及较高的板效率,否则即使满足物料衡算,理论板数不够仍得不到合格产品。 NT一定,xDmax 为全回流下的产品浓度。（见下图） R 一定,xDmax 为理论板数为无穷大时的浓度，同时受物料恒算的限制。 2.计算题的塔型 半截塔(提馏塔，精制塔) 一块板或两块板的塔 双塔联合操作 无限多块塔板 3.操作条件 分凝器 直接蒸汽加热 冷回流 多股进（出）料 调节(求最大回收率) m w w D D x x x x N lg 1 1 lg 1 min − − + = = − − = T q q D q N y x x y R , min + − + + − − = − − = n n n n mL n n n n mV x x x x E y y y y E 1 1 1 1
典型例题 ★还板法求理论板的基本思想 有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液,塔顶设有一平衡分凝器,自 塔顶逸出的蒸汽经分凝器后,液相摩尔数为气相摩尔数的二倍,所得液相全部在泡点下 回流于塔,所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯0.95(摩尔分率),苯 对甲苯的相对挥发度可取为2.5。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。 (浙大94/12) 解 2.5 Vo 0.884 1+1.5x 2.5-1.5×095 R=L/D=2 精馏段方程:yn=xn+095/3 y1=×0.884+0.95/3=0905 0.905 x 0.793 25-1.5y125-1.5×0.905 2 y2=×0.793+0.95/3=0.845 ★板数较少塔的操作型计算 拟用一3块理论板的(含塔釜)的精馏塔分离含苯50%(摩尔分率,下同)的苯- 氯苯混合物。处理量F=100 Kmol/,要求D=45 Kmol/h且xp>84%。若精馏条件为: 回流比R=1,泡点进料,加料位置在第二块理论板,α=4.10,问能否完成上述分离 任务? (浙大96) 解:W=55kmol/h 50-45×0.84 =0.22 精馏段操作线方程:ys=0.5x+0.42 y=x0=0.84 0.84 x 0.56 4.1-3.1×084 y2=0.5×0.56+0.42=0.70 070 4,1-3.1×070.36 y=0.5×0.36+0.42=0.60 0.60 =0.27≥0.22 341-3.1×060 所以不能完成任务
9 典型例题 ★逐板法求理论板的基本思想 有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自 塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为气相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下 回流于塔，所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯 0.95（摩尔分率），苯 对甲苯的相对挥发度可取为 2.5 。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。 （浙大 94/12） 解: R=L/D=2 ★板数较少塔的操作型计算 拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯 50%（摩尔分率，下同）的苯- 氯苯混合物。处理量 F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 xD>84%。若精馏条件为： 回流比 R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离 任务？ （浙大 96 ） 解：W=55kmol/h 精馏段操作线方程：yn+1=0.5xn+0.42 y1=xD=0.84 y2=0.5×0.56+0.42=0.70 y3=0.5×0.36+0.42=0.60 所以不能完成任务。 0.884 2.5 1.5 0.95 0.95 1 1.5 2.5 0 0 0 0 = − = → = + = x x x x y D 0.884 0.95/ 3 0.905 3 2 0.95 / 3 3 2 : 1 1 = + = + = + y y x 精馏段方程 n n 0.793 0.95/ 3 0.845 3 2 0.793 2.5 1.5 0.905 0.905 2.5 1.5 2 1 1 1 = + = = − = − = y y y x . 0.22 55 50 45 0.84 = − = − = W Fx Dx x f D w ( ) 0.56 4.1 3.1 0.84 0.84 1 1 1 1 = − = − − = y y x 0.36 4.1 3.1 0.7 0.70 2 = − x = 0.27 0.22 4.1 3.1 0.60 0.60 3 = − x =
★一块板的塔计算 在一块理论板和再沸器组成的精馏塔中,对苯-甲苯混合物进行分离。已知α=2.5, F=100 Kmol/h x=0.15(摩尔分率,下同)饱和液 体加料在第一块板上,分离要求为 =0.25,x=0.06。试求 (1)塔顶,塔底的产量D,W (2)回流比R(浙大97/5) 解:(1)F=D+W(1) Fx=DXo+Wx,(2) 联立(1)(2)得D=47kmol/hW=53kmol/h x0.15-0 Fxn-x.0.25-006047 (2)x.=s1+(a-1)x1 0.2 →x=a-(a-1Dx1=235-15×025=012 2.5×0.06 =0.14 (a-1)x1+1.5×006 在再沸器与板间作物料恒算得 Fxr+(L+D)y,(L+F)XI+DXD 由上式得 L=108. 5kmol/h R=L/D=108.5/47=2.3 ★板效率的计算 某精馏塔具有一块实际板和一只蒸馏釜(可视为一块理论板)。原料予热到泡点,由塔 顶连续加入,F=100Kmol/h,x=0.2(摩尔分率,下同)。泡点回流,回流比R=2.0 系统相对挥发度α=2.5。今测得塔顶馏出量D=57.2Kmol/h,且x=0.28,试求: (1)塔底出料量W及浓度x (2)该塔板的莫弗里效率Ew和Ea(华化97/20) 解 D 0.2-0.572×0.28 F=x-x.→x=-1-052 =0.094 W=100-57.2=42.8kmol/h 2.5×0.094 1+(a-1x-1+15×0094 =0.206 L=L+F=RD+F=2×57.2+100=214.4kmol/h V=(R+1)D=3×57.2=171.6kmol/h
10 ★一块板的塔计算 在一块理论板和再沸器组成的精馏塔中，对苯-甲苯混合物进行分离。已知α=2.5， F=100 Kmol/h, xf=0.15（摩尔分率，下同）饱和液 体加料在第一块板上，分离要求为 xD=0.25，xw=0.06。试求： （1）塔顶，塔底的产量 D ， W （2）回流比 R （浙大 97/15） 解：（1）F=D+W (1) Fxf=DxD+Wxw (2) 联立（1）（2）得 D=47kmol/h W=53kmol/h 在再沸器与板间作物料恒算得： Fxf+(L+D)yw=(L+F)x1+DxD 由上式得 L=108.5kmol/h R=L/D=108.5/47=2.3 ★板效率的计算 某精馏塔具有一块实际板和一只蒸馏釜（可视为一块理论板）。原料予热到泡点，由塔 顶连续加入，F=100 Kmol/h， xf=0.2（摩尔分率，下同）。泡点回流，回流比 R=2.0 系统相对挥发度α=2.5。今测得塔顶馏出量 D=57.2Kmol/h ，且 xD=0.28 ，试求： （1） 塔底出料量 W 及浓度 xw （2） 该塔板的莫弗里效率 EMV 和 EmL （华化 97/20） 解: W=100-57.2=42.8kmol/h L ’=L+F=RD+F=2×57.2+100=214.4kmol/h V ’=(R+1)D=3×57.2=171.6kmol/h 0.47 0.25 0.06 0.15 0.06 = − − = − − = D w f w x x x x F D ( ) 0.094 1 0.572 0.2 0.572 0.28 1 = − − → = − − = w D w f w x x x x x F D ( ) ( ) ( ) ( ) 0.14 1 1.5 0.06 2.5 0.06 1 1 0.12 2.5 1.5 0.25 0.25 1 1 1 2 1 1 1 1 1 1 = + = + − = = − = − − → = + − = = w w w D x x y y y x x x x y ( ) 0.206 1 1.5 0.094 2.5 0.094 1 1 = + = + − = w w w x x y
