① 水的相圖里固液平衡曲線是怎麼畫出來的
老師的說法理解起來會有些抽象。意思大概是這樣的：可將固液體系分開，單獨考慮。在一個較大容器中有一隔板，左邊放的是A的固體，右邊放的是A的液體。在沒抽掉隔板前，兩方都處於平衡態，但是它們之間存在化學勢的差。一抽掉了隔板，雙方接觸。當再一次平衡時候，其實就是氣液的化學勢與氣固的化學勢
② 精餾塔規格 學過化工原理的進
僅給你方法,數據自己算啊!!
精餾是根據各種物質揮發性的差異對一個多組分溶液進行分離的方fa，是一種最具代表性的傳播質單元操作．精餾可集中在精餾塔中進行，了為達到對某一多組分溶液的分離要求，精餾塔需要安裝一
定數量的塔板，以及根據原料的組成和進料狀態確定進料板．計算精餾塔中某一分離過程的理論塔板數
的方fa通常有逐板計算fa、理論板圖解fa和理論塔板簡捷計算fa．
1 逐板計算fa
逐板計算fa，就是利用物料的氣一液相平衡關系和操作線方程聯立得到提餾段和精餾段的方程，
然後利用精餾的方程由塔頂餾出液液相組成開始，逐板算出精餾段各塊塔板的液相組成，同時將X
+ 1與X (同口線方程聯立操作線方程所確定)比較，確定進料板位置；進料板位置確定以後，改用提
餾段的迭代方程求算提餾段各塊塔板的液相組成，直至X 小於X 為止， 即為該分離操作所需的理
論塔板數．
假定精餾的原料F，X，，進料的溫度丁，，壓力P，，分離要求。、z ，迴流比R，以及操作壓力條件
下，即可進行精餾塔設計，由物料衡算方fa確定采出量D、W 以及口。已知體系操作范圍內地平均相對揮
發度口，於是則有
精餾段操作線方程
提餾段操作線方程一
體系相平衡關系— F T
1．1 精餾段的計算
當塔頂蒸氣全部被冷凝時，則有： 一z。由於冷凝器全凝，無分離能力，不計為理論板，則以塔頂計
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第一塊理論板．因。由工藝所規定，故Y。為已知．由平衡關系計算與Y。呈相平衡的液相組成。通過。
採用精餾段操作線方程計算來自第二板蒸氣的組成Yz與此類推，交替使相平衡與物料平衡關系，計算
精餾兩相的組成．
1．2 進料板的計算
當精餾段逐板計算到液相組成即。時，物料衡算關系應換為提餾段操作方程．將
此更換物料衡算關系式的理論板，作為進料板為宜，即最佳進料位置．
1．3 提餾段的計算
交替使用相平衡及物料平衡關系，逐級計算提餾段的組成分布，計算的液相組成略低於或等於
時，即可結束計算．計算中採用平衡關系的次數即塔滿足分離要求所需的理論板數N．由於再沸器存
在部分化，具有分離能力，相當一塊理論板．
迭代計算fa可用如下框圖表示：
本文以苯一甲苯二組分溶液
例常壓下用連續精餾塔分離含苯44 的苯一甲苯混合物．進料為泡點液體，進料流率取
100kmol／h為計算基準．要求餾出液中含苯不小於94 ．釜液中含苯不大於8 (以上均為摩爾百分
率)．設該物系為理想深液．相對揮發度為2．47．塔頂設全凝器，泡點迴流，選用的迴流比為3．試計算精
餾塔兩端產品的流率及所需的理論塔板數．
解由全塔物料衡算：F= D+W
FXF= DXD+ WX
將已知值代入，可解得D 一41．86kmol／h W = 58．14kmol／h
精餾段操作方程為· 一+
即3， 。= z + 一o．75x．+ o．235
提餾段操作方程為， = } 一
又L= RD = 3×41．86= 125．86kmol／h泡點液體進料時q= 1，故提餾段操作方程為
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相平衡方程為一rF T
或一一一
對於泡點進料，X。一XF= 0．44
設由塔頂開始計算，第1塊板上升及汽組成。一。=0．94．第1塊板下降液體組成。由相平衡方程式(iii)計算：
第2板上升蒸汽組成Y2由精餾段操作方程(i)計算：Y2— 0．75×0．8638+0．235— 0．8829
第2板下降液體組成。由相平衡方程(iii)計算，可得z一0．7532
如此逐級往下計算，可得
Y3— 0．8 3— 0．618
4— 0．6985 3— 0．484
Y5— 0．598 3— 0．376
因。< 。一0．44，故第5板為進料板；習慣上，將進料板包括在提餾段內，故精
餾段有4塊理論塔
板．自第5塊開始，應改用提餾段操作方程式(ii)由求下一板上升蒸汽組成
故Y6— 1_3472×0．376—0．0278— 0．4787
第6板下降液體組成th~(iii)計算：X 一= 一0．271 如此繼續計算，
可得
y7— 0．3373 z7— 0．1709
Y8— 02024 z8— 0．09316
Y9— 0．0977 z9— 0．042
因Y。< 一0．08，故所求的總塔板數為9塊(包括釜)．
2 理論板圖解fa
理論板圖解fa是一種採用繪圖求解塔板數的方fa，具體的解題步驟如下：
(1)在直角坐標中繪出體系相平衡曲線z～ Y，
(2)連接對角線，繪出精餾段操作線且精餾段操作線通過D(x。，z。)，C(O， )兩點·
(3)由q線方程—r z一繪出q線且經過F(Xf~5of)，G(0，等)兩點．
(4)繪出精餾操作線並交q線方程於Q點．
(5)繪出提餾段操作線且通過b~x ， )Q( ，y )點．
(6)因y 一z。所以從塔頂D 點開始作水平線交平衡曲線於1，求得呈現平衡的液相相成z ，再由
1點作垂線交精餾段操作線於1 點，求得第二板蒸氣組成Yz，如fa在平衡線與精餾段操作線之間作梯
級，當求得z z。時，應由精餾更換提餾的操作線，即在平衡線與提餾段操作線之間作梯級，當求得液
相組成z 時結束．此時梯級數N(含再沸器)為所求的理論塔板數N，跨過兩操作線交點的板為最佳進料板N ．
上述例題變可在—Y圖上利用圖解fa進行計算．首先，作得物系在操作壓力下的平
衡曲線和給定條件下的兩條操作線如圖所示．由於Y 一。，可在對角線上確定點D(xo， o)，然
後從D點出發，在平衡線與精餾段操作線之間作梯級．當獲得< 時，則在平衡線與提餾段操作線間作梯級至< ，獲得總理論板數為N 一9(含再沸器)，進料位置為第5板N，一5，和前逐板計算結果相同．顯然，上述
圖解過程也可從表示塔底的點w 出發一進行．
3 理論塔板簡捷計算方fa
在實際生產過程中我們將許多不同精餾塔的迴流比、最小迴流比、理論板數及最小理論板數即R、
Rmin、N、Nmin四個參數進行定量的研究得出四個參數的關系式，並用此式繪製成圖稱為吉利蘭圖
(Gillilad)(圖略)，關系式如下：
-o．75『一c 魯。66。]
簡捷fa具體步驟：
(1)根據精餾給定條件計算R
(2)由Fenske方程及給定條件計算N
N 一logI(1 X~x
，o)／(1 X --~x)7． F n k 方程
(3)計算一／P二
(4)由吉利蘭圖求
-
解
． I- ]
Y值，並解得理論板數N 一(N及Nm 竹均含再沸器理論板)．採用簡捷fa也可估算精餾塔精餾段及提餾段理論塔板數或進料位置．如果計算精餾段理論塔板數，
則求精餾段最少理論板數N，擅， 由進料組成z，代替，a為精餾段平均相對揮發度a ，按以上步驟求
得精餾段理論板數N 一N— 1．同理，求得提餾段理論板數N ．
4 結束語
在以上三種計算方fa中我們經常採用逐板計算fa．它比圖解fa具有概念清晰、計算準確的特點，且
能避免圖解fa在塔板數較多時誤差過大的缺點．用逐板計算fa求算理論塔板數，我們也可以採用EX—
CEL軟體簡化計算．總之作為一名專業人員我們應該在不同的情況下熟練應用每一種方fa．
③ 怎麼用excel做實沸點蒸餾曲線
選擇數據然後曲線格式，然後填充線條。
excel可以用來整理數據：1.即製作數據表，2.我們在收集到數據之後，要進行數據整理，excel可將其以數據表形式呈現。比如現在做的曲線圖，可以直接文字轉圖畫。
excel是現在常用的學習和辦公軟體，需要一定的計算機和數學基礎。
④ 怎樣用origin畫精餾圖呢包括精餾段，提餾段,y=x,q線方程，相圖，並計算理論塔板數
在化學工程中,蒸餾是利用濟液中各組分蒸氣壓的差異或沸點的差異使各組分得到分離,然而要設計達到一定分離程度的蒸餾塔,則必須先計算出蒸餾塔所需的塔板數或填料層的高變,計算蒸餾塔板數的方法,一般常用圖解法,捷演算法(利用吉利蘭關聯圖)及逐板計演算法。用圖解法求理論塔板數,即在直角坐標上繪制該物系的平衡曲線及對角線,並在同一坐標上作出操作線。己知餾出液和釜液的組分在操作線和平衡線之間作梯級,所得的梯級數即為理論板牧,這種方法雖然較直觀,但用圖解法求出蒸餾塔理論板數是近似的,當塔板數較多時,則誤差就相應較大,捷演算法是利用吉利蘭關聯圖求理論塔板數,先算出最少理論板數Nmill及最小迴流比Rmin,並選定合適的迴流比R,利用吉利蘭圖就可以求得理論板數,用捷演算法求得的理論板數是快速的近似估演算法。而逐板計演算法,是利用精餾塔最上層塔板上升的蒸汽進入冷凝器中全部冷凝,故餾出液和塔頂迴流液的組成與該板蒸氣組成.相等;即y;~xD,由平衡關系求出x,,再由精餾段操作線方程解出丁2,yZ與xZ平衡,又可從平衡關系由yZ求得xZ……依此類推,反復計算之,當計算至x。與進料組成x:相等或接近時,則說明第n為加料板應屬於提(本文共計5頁) ......[繼續閱讀本文]
⑤ 精餾時的平衡線方程是什麼有具體公式嗎
y=ax/[1+（a-1）x]
⑥ 相平衡線怎麼畫
用光滑曲線連接。
先確定坐標，定單位距離，再取一定數量值，在圖上確定對應點。
當冷卻時,合金的液 相線溫度經常要比真實值為低, 加熱時亦有類似的情形, 此時高於其液相線溫度, 假使加熱和冷卻速率降低。