第1章蒸馏精选文档.ppt

《第1章蒸馏精选文档.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《第1章蒸馏精选文档.ppt（65页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。

1、第1章蒸馏本讲稿第一页，共六十五页1.1 概述1.1.1 1.1.1 原理原理1.1.2 1.1.2 分类分类 在热能驱动下，利用液体混合液中各组分间在热能驱动下，利用液体混合液中各组分间在热能驱动下，利用液体混合液中各组分间在热能驱动下，利用液体混合液中各组分间挥发度的差挥发度的差挥发度的差挥发度的差异异异异，将各组分分离的一种单元操作。，将各组分分离的一种单元操作。，将各组分分离的一种单元操作。，将各组分分离的一种单元操作。操作方式操作方式操作压力操作压力原料液中的组分数原料液中的组分数 操作流程操作流程 本讲稿第二页，共六十五页1.2.1 1.2.1 理想物系的气液平衡理想物系的气液平衡

2、根据相律，用于描述相平衡物系的自由度根据相律，用于描述相平衡物系的自由度 应该满足关系式：应该满足关系式：1.2 两组分溶液的气液平衡1.拉乌尔定律拉乌尔定律(Raoults Law)2.温度温度-组成图组成图(t-x-y图图)本讲稿第三页，共六十五页a.冷液区冷液区b.饱和液体线（泡点线）饱和液体线（泡点线）c.气液混合区气液混合区d.饱和蒸汽线（露点线）饱和蒸汽线（露点线）e.过热区过热区随压力提高，使泡点及露随压力提高，使泡点及露点温度升高，两相区缩小。点温度升高，两相区缩小。本讲稿第四页，共六十五页3.汽、液相平衡图汽、液相平衡图(x-y图图)图图1-2 x-y 图图本讲稿第五页，共六

3、十五页4.相对挥发度与相平衡方程相对挥发度与相平衡方程挥发度：挥发度：理想溶液理想溶液 相对挥发度相对挥发度 气相服从道尔顿分压定律气相服从道尔顿分压定律 对于二元溶液对于二元溶液 或：或：汽液相平衡方程汽液相平衡方程 本讲稿第六页，共六十五页5.非理想物系的气液平衡非理想物系的气液平衡体系为正偏差体系为正偏差 体系为负偏差体系为负偏差 甲醇甲醇-水、乙醇水、乙醇-水水二硫化碳二硫化碳-四氯化碳、硝酸四氯化碳、硝酸-水水本讲稿第七页，共六十五页1.3.2 平衡蒸馏（闪蒸）平衡蒸馏（闪蒸）1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏本讲稿第八页，共六十五页由于，间达到气液平衡，它们之间满足相平衡关系。因此对由于，

4、间达到气液平衡，它们之间满足相平衡关系。因此对 为常数为常数的理想物系，可联立上面两式求解和。的理想物系，可联立上面两式求解和。平衡蒸馏的计算也要借助物料恒算关系和相平衡关系。通常已知原料液的流平衡蒸馏的计算也要借助物料恒算关系和相平衡关系。通常已知原料液的流量，组成量，组成 以及闪蒸后的气相流量（或液相流量），根据物料恒算有：以及闪蒸后的气相流量（或液相流量），根据物料恒算有：若令若令kmol料液经平衡蒸馏后产生的液相量为料液经平衡蒸馏后产生的液相量为 kmol，则气相量为（），则气相量为（）kmol，上式变为，上式变为本讲稿第九页，共六十五页1.3.2 简单蒸馏简单蒸馏 本讲稿第十页，共六

5、十五页此式形式简单，且对多元理想物系也适用。此式形式简单，且对多元理想物系也适用。根据物系的相平衡情况，可分为以下三种情况来计算：根据物系的相平衡情况，可分为以下三种情况来计算：简单蒸馏的计算要借助物料衡算关系和相平衡关系。简单蒸馏的计算要借助物料衡算关系和相平衡关系。整理得整理得（）理想物系，（）理想物系，为常数。为常数。（1-25）本讲稿第十一页，共六十五页和平均组成对稀溶液，相平衡关系通常可用通过原点的直线来表示；若蒸馏浓度变化区域不大，则可用直线近似代替曲线。（）若在操作范围内，相平衡关系可近似用直线表示，则（）若平衡关系不能用简单的数学公式表示，则采用数值积分或图解积分求取。利用上述

6、关系确定或后某段时间内馏出液总量就可以根据以下的物料恒算关系确定：（1-26）（1-27）本讲稿第十二页，共六十五页例：将含苯例：将含苯70 mol%的苯的苯-甲苯二元溶液加热气化，气化率为甲苯二元溶液加热气化，气化率为1/3。苯。苯-甲苯可视为理想溶液，其相对挥发度均值为甲苯可视为理想溶液，其相对挥发度均值为2.47。试计算。试计算(1)作平作平衡蒸馏时，气相与液相产物的组成；衡蒸馏时，气相与液相产物的组成；(2)作简单蒸馏时，气相产物作简单蒸馏时，气相产物的平均组成及残液组成。的平均组成及残液组成。解：解：1.平衡蒸馏平衡蒸馏q=2/3=-2x+2.10=2.47x/(1+1.47X)故

7、y=0.816,x=0.6422.简单蒸馏简单蒸馏F/W=1.5故 xW=0.633本讲稿第十三页，共六十五页1.4.1 精馏原理精精精精馏馏馏馏：将将将将由由由由挥挥挥挥发发发发度度度度不不不不同同同同的的的的组组组组分分分分所所所所组组组组成成成成的的的的混混混混合合合合液液液液，在在在在精精精精馏馏馏馏塔塔塔塔中中中中同同同同时时时时多多多多次次次次进进进进行行行行部部部部分分分分气气气气化化化化和和和和部部部部分分分分冷冷冷冷凝凝凝凝，使使使使其其其其分分分分离离离离成成成成几几几几乎乎乎乎纯纯纯纯态态态态组组组组分分分分的的的的过过过过程程程程。1.4 精馏的流程和原理本讲稿第十四页

8、，共六十五页本讲稿第十五页，共六十五页 不不难难看看出出,上上图图所所示示的的流流程程在在工工业业上上是是不不能能采用的采用的,因其存在以下两个问题：因其存在以下两个问题：（1 1）分离过程得到许多中间馏分，因此最后）分离过程得到许多中间馏分，因此最后纯产品的收率就很低；纯产品的收率就很低；（2 2）设备庞杂，能量消耗大。）设备庞杂，能量消耗大。本讲稿第十六页，共六十五页塔板的作用塔板的作用x1 x2 x3 x4y1 y2 y3 y4y4y1y2y3x4x1x2x3t4 t3 t2 t1本讲稿第十七页，共六十五页传质和传热的结果传质和传热的结果:1)气相部分冷凝气相部分冷凝,使其中难挥发组分转

9、入到液相中；使其中难挥发组分转入到液相中；2)气相冷凝放出潜热传给液相气相冷凝放出潜热传给液相,使其部分气化使其部分气化,其中的部分易其中的部分易挥发组分转入到气相挥发组分转入到气相,结果结果:xnyn+1。理理论论板板:气气.液液两两相相在在塔塔板板上上充充分分接接触触.混混合合,进进行行传传质质.传传热热后后,两两相相组组成成均均匀匀且且离离开开塔塔板板的的气气.液液两两相相呈呈相相平平衡衡关关系系.显显然然,在在相相同同条条件件下下,理理论论板板具具有有最最大大的的分分离离能能力力,是是塔分离的极限塔分离的极限.本讲稿第十八页，共六十五页综合而言，全塔中的操作情况为：综合而言，全塔中的操

10、作情况为：(1)(1)每层塔板上都发生部分汽化和部分冷凝，各层塔板每层塔板上都发生部分汽化和部分冷凝，各层塔板提供一定的接触时间提供一定的接触时间(或接触表面或接触表面)使蒸气一液体两相发生使蒸气一液体两相发生传热和传质过程。传热和传质过程。凡蒸气凡蒸气-液体两相接触后，能达到平衡的液体两相接触后，能达到平衡的一次相分离称为一个理论板。一次相分离称为一个理论板。(2)(2)向上往塔顶方向，蒸气中易挥发组分越来越富集，向向上往塔顶方向，蒸气中易挥发组分越来越富集，向下往塔底方向，液体中难挥发组分越来越富集。下往塔底方向，液体中难挥发组分越来越富集。(3)(3)最上一层塔板的蒸气必须与其组成接近的

11、液体相接触，最上一层塔板的蒸气必须与其组成接近的液体相接触，因而塔顶必须从外界供应这种组成相近的液体。这可由塔因而塔顶必须从外界供应这种组成相近的液体。这可由塔顶蒸气部分冷凝或全冷凝后的冷凝液引回一部分注入塔顶。顶蒸气部分冷凝或全冷凝后的冷凝液引回一部分注入塔顶。引回的这部分馏出液称为引回的这部分馏出液称为回流。回流。本讲稿第十九页，共六十五页全凝器全凝器水蒸气水蒸气再沸器再沸器冷凝水冷凝水进料进料qn,Fxfqn,D,xdqn,W,xwqn,V,y1qn,V,yw1.4.2 精馏流程 连续精馏流程连续精馏流程 本讲稿第二十页，共六十五页.提提提提馏馏馏馏段段段段:加加加加料料料料板板板板及及

12、及及其其其其以以以以下下下下的的的的塔塔塔塔段段段段.下下降降液液体体中中轻轻组组分分向向汽汽相相传传递递，汽汽相相中中重重组组分分向向液液相相传递，完成下降液体重组分提浓。传递，完成下降液体重组分提浓。塔顶冷凝器的作用塔顶冷凝器的作用塔顶冷凝器的作用塔顶冷凝器的作用:获得塔顶产品获得塔顶产品获得塔顶产品获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流及保证有适宜的液相回流及保证有适宜的液相回流及保证有适宜的液相回流.再沸器的作用再沸器的作用再沸器的作用再沸器的作用:提供一定量的上升蒸气提供一定量的上升蒸气提供一定量的上升蒸气提供一定量的上升蒸气.精馏段精馏段精馏段精馏段:加料板以上的塔段加料板以上的塔段加

13、料板以上的塔段加料板以上的塔段.上升气相中重上升气相中重组分向液相传递，液相中轻组分向气相传组分向液相传递，液相中轻组分向气相传递，完成上升蒸气轻组分精制。递，完成上升蒸气轻组分精制。本讲稿第二十一页，共六十五页qn,W，xW一次性进料一次性进料 qn,F，xfqn,D,xdxdqn,Lqn,V 间歇精馏流程 本讲稿第二十二页，共六十五页精馏塔设备板式塔板式塔板式塔板式塔填料塔填料塔填料塔填料塔本讲稿第二十三页，共六十五页泡罩塔泡罩塔泡罩塔泡罩塔 F-1型 V-4型 A型 十字架型 方形浮阀 浮阀塔浮阀塔浮阀塔浮阀塔 筛板塔筛板塔筛板塔筛板塔 本讲稿第二十四页，共六十五页1.5 两组分连续精馏

14、的计算1.5.1 全塔物料衡算全塔物料衡算F=D+W得：得：-采出率采出率分离程度的表示法分离程度的表示法1.1.塔顶、塔底的浓度塔顶、塔底的浓度2.回收率回收率塔顶易挥发组分的回收率塔顶易挥发组分的回收率 塔底难挥发组分的回收率塔底难挥发组分的回收率 本讲稿第二十五页，共六十五页1.5.2 理论板的概念及恒摩尔流假定理论板的概念及恒摩尔流假定 1.1.理论板假定理论板假定理理论论板板：指离开该板的气相组成与离开该板的液相组成之间互成平衡的板。理论板的提出，便于衡量实际板分离的效果。2.2.恒摩尔流假定恒摩尔流假定(1)恒摩尔气流恒摩尔气流(汽化汽化)精馏段：精馏段：V1=V2=Vn=V提馏段

15、：提馏段：V1=V2=Vn=V除除饱和液体进料饱和液体进料q=1以外以外,其余其余VV。(2)恒摩尔液流恒摩尔液流(溢流溢流)精馏段：精馏段：L1=L2=Ln=L提馏段：提馏段：L1=L2=Ln=L除除饱和气体进料饱和气体进料q=0以外以外,其余其余LL。本讲稿第二十六页，共六十五页1.5.3 精馏段操作线方程精馏段操作线方程得：得：令：令：-回流比回流比则：则：-精馏段操作线方程精馏段操作线方程本讲稿第二十七页，共六十五页从图可以看出，上式右边中的分子表示经过第块塔板气相的提浓程度，分母表示经过第块塔板液相的提浓程度。所以当物系和操作压力确定时，精馏段的斜率决定了精馏段的分离能力。若回流比增

16、大，则斜率增大，操作线便会向靠近对角线的方向移动，使得精馏段内塔板的分离能力提高。所以说提高精馏段内的液气比对精馏段的分离有利。若对精馏段内任一塔板（第层）列物料恒算式，可得本讲稿第二十八页，共六十五页-提馏段的操作线方程提馏段的操作线方程1.5.4 提馏段操作线方程提馏段操作线方程得：得：因为：因为：故：故：本讲稿第二十九页，共六十五页若对提馏段任一塔板（第m层）列物料衡算式，可得 从图看出，式中右边的分子表示经过第m块塔板气相的提浓程度，分母表示经过第m块塔板液相的提浓程度，且其提浓程度（或该板的分离能力）也可用途中平衡线与操作线之间的梯级（三角形）的跨度大小形象地表示。本讲稿第三十页，共

17、六十五页一、进料热状况参数一、进料热状况参数q当进料流量和组成一定时，其温度状况当进料流量和组成一定时，其温度状况将会直接影响到提馏段内气液相流量与将会直接影响到提馏段内气液相流量与精馏段内气液相流量之间的关系，从而精馏段内气液相流量之间的关系，从而会影响到塔的分离能力。会影响到塔的分离能力。1.5.5 进料热状况影响及进料热状况影响及q q线方程线方程物料衡算物料衡算热量衡算热量衡算可得可得令令则：则：-进料热状况参数进料热状况参数q本讲稿第三十一页，共六十五页二、五种进料热状二、五种进料热状况况对塔内气、液流量的影响对塔内气、液流量的影响 精馏塔的进料通常有五种情况，分别为：、过冷液体；、

18、饱和液体；、精馏塔的进料通常有五种情况，分别为：、过冷液体；、饱和液体；、气液混合物；、饱和蒸气；、过热蒸气。它们对精馏塔内的气液相流量将气液混合物；、饱和蒸气；、过热蒸气。它们对精馏塔内的气液相流量将产生不同的影响，现结合图产生不同的影响，现结合图1-17进行分析。进行分析。(a)q1(b)q=1(c)q=01(d)q=0(e)q0本讲稿第三十二页，共六十五页三、三、q线方程线方程得：得：-q线方程线方程随随q值减小值减小，则，则提馏段操作线斜率增大提馏段操作线斜率增大，说明提馏，说明提馏段液气比增大，气液两相组成更接近平衡线，段液气比增大，气液两相组成更接近平衡线，意味着提馏段单位流量液体

19、所用蒸气在不断减意味着提馏段单位流量液体所用蒸气在不断减少，提馏段操作线更靠近平衡曲线，将导致少，提馏段操作线更靠近平衡曲线，将导致提提馏段分离能力不断下降馏段分离能力不断下降。即每块理论板的传质推动力。即每块理论板的传质推动力减小。减小。提馏段操作线变为：提馏段操作线变为：本讲稿第三十三页，共六十五页例：在常压操作的连续精馏塔中分离含甲醇0.4的水溶液，若原料液流量为100kmol/h，泡点进料，馏出液组成为 0.95，釜液组成为0.04（均为摩尔分率），回流比为2.5。试求产品的流量、精馏段的下降液体流量和提馏段的上升蒸汽流量。解：对全塔进行物料衡算F=D+W解得D=39.56 kmol/

20、hW=60.44 kmol/h则L=RD=2.539.56=98.9 kmol/hV=(R+1)D=(2.5+1)39.56=138.46 kmol/hV=V+(q-1)F=138.46+0=138.46 kmol/h本讲稿第三十四页，共六十五页1.5.6.6 理论塔板数的计算理论塔板数的计算一、逐板计算法一、逐板计算法（）根据给定条件写出各理论塔板上的相平衡方程和操作线方程，并求出两操（）根据给定条件写出各理论塔板上的相平衡方程和操作线方程，并求出两操作线的交点的坐标作线的交点的坐标相平衡方程相平衡方程改写成：改写成：精馏段操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程提馏段操作线方程：（）从

21、塔顶（也可从塔底）开始进行逐板计算，具体步骤为：（）从塔顶（也可从塔底）开始进行逐板计算，具体步骤为：从从y1开始交替运用相平衡方程和操作线方程，可求出各板上气液两相的组成。开始交替运用相平衡方程和操作线方程，可求出各板上气液两相的组成。本讲稿第三十五页，共六十五页(4)由进料热状况求出线的斜率，过点由进料热状况求出线的斜率，过点作出线（）交精馏段操作线于点；作出线（）交精馏段操作线于点；(5)连接点、作出提馏段操作线连接点、作出提馏段操作线（）；（）；(6)从点开始在平衡线（）和精馏从点开始在平衡线（）和精馏段操作线（）之间画阶梯，当梯级段操作线（）之间画阶梯，当梯级跨过点时，就改在平衡线（

22、）和跨过点时，就改在平衡线（）和提馏段操作线（）之间画阶梯，直提馏段操作线（）之间画阶梯，直至梯级跨过点为止；至梯级跨过点为止；(7)所画的总阶梯数就是全塔所需的理论所画的总阶梯数就是全塔所需的理论塔板数（包含再沸器），跨过点的那塔板数（包含再沸器），跨过点的那块板就是加料板，其上的阶梯数为精馏块板就是加料板，其上的阶梯数为精馏段的理论塔板数。段的理论塔板数。本讲稿第三十六页，共六十五页例：在连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知操作回流比例：在连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知操作回流比R为为3，馏出液的组成为，馏出液的组成为0.95（易挥发组分的摩尔分率），塔顶采（易挥发组分的摩尔分率），

23、塔顶采用全凝器。该物系在本题所涉及的浓度范围内气液平衡方程用全凝器。该物系在本题所涉及的浓度范围内气液平衡方程为。试求精馏段内离开第二层理论板（从塔顶往下计）的气为。试求精馏段内离开第二层理论板（从塔顶往下计）的气液相组成。液相组成。解：解：本讲稿第三十七页，共六十五页三、最佳加料位置的确定三、最佳加料位置的确定在上述求全塔所需的理论板数时，将跨过点的梯级定位加料板。在上述求全塔所需的理论板数时，将跨过点的梯级定位加料板。通常通常称跨越点称跨越点d的加料板为最佳加料板的加料板为最佳加料板，任何偏离该位置的加料都会使全塔理论板，任何偏离该位置的加料都会使全塔理论板数增多，偏离程度越远，料液浓度与

24、塔内浓度的差异越大，混合效应也越大，需要数增多，偏离程度越远，料液浓度与塔内浓度的差异越大，混合效应也越大，需要的理论塔板数也就越多。的理论塔板数也就越多。本讲稿第三十八页，共六十五页回流比的上限是全回流回流比的上限是全回流 ，这时，这时候塔顶上升的蒸气经冷凝后全部回候塔顶上升的蒸气经冷凝后全部回 流入塔，不采出馏出液。因流入塔，不采出馏出液。因D=0，由全塔物料衡算得由全塔物料衡算得 ，故进料和出料已显得无意义，故进料和出料已显得无意义，事实上全回流时无进料和出料，事实上全回流时无进料和出料，因而无精馏段和提馏段之分，如因而无精馏段和提馏段之分，如图所示。图所示。1.5.7.7 回流比的选取

25、和理论板数的捷算法回流比的选取和理论板数的捷算法1.全回流和最少理论板数全回流和最少理论板数 本讲稿第三十九页，共六十五页若逐板计算至进料位置，令若逐板计算至进料位置，令 ，可得到精馏段所需的最少理论，可得到精馏段所需的最少理论板数：板数：在任意一块理论板在任意一块理论板n上，存在如下关系：上，存在如下关系：（1）相平衡方程，有）相平衡方程，有（2）操作线方程，可写成）操作线方程，可写成从塔顶开始交替应用平衡线和操作线方程进行逐板计算，求得最少理从塔顶开始交替应用平衡线和操作线方程进行逐板计算，求得最少理论板数论板数-芬斯克（芬斯克（Fenske）方程（）方程（1-44a）本讲稿第四十页，共六

26、十五页 2、最小回流比、最小回流比最小回流比最小回流比 可用作图法或解析法求得可用作图法或解析法求得。本讲稿第四十一页，共六十五页 特殊理想体系的最小回流比特殊理想体系的最小回流比（1）作图法）作图法作出最小回流比时的操作线，如图所示。再利用下式计算：或者本讲稿第四十二页，共六十五页（2）解析法）解析法对于理想体系，最小回流比时精馏段的操作线通过平衡线与线的交点。当泡泡点点进进料料（q）时，q线方程为 ，点的坐标为 。求得的最小回流比为同样，露点进料（露点进料（q）时，线方程为 ，点的坐标为 ，求得的最小回流比为(1-47)(1-48)本讲稿第四十三页，共六十五页吉利兰关联图近似用数学式表示：

27、研究表明，精馏段和全塔的理论板数之比 近似满足：3、适宜回流比的选取和理论板数的捷算法、适宜回流比的选取和理论板数的捷算法全回流和最小回流比为精馏塔设计中的最大值和最小值，实际选用的回流比应该介于两者之间。本讲稿第四十四页，共六十五页4、进料热状况的选取、进料热状况的选取精馏操作的进料可采用冷液到过热蒸汽等五种方式，对应的进料热状况参数值从大至小变化。进料预热程度愈高，对精馏分离愈不利。从分离角度来看，应尽可能降低进料的温度。但另一方面，进料余热程度愈高，需要再沸器提供的上升蒸气量愈小，从而再沸器负荷也愈小。通常料液预热至泡点附近最为常见，除综合考虑了上述因素外，泡点进料还有一个好处：可以避免

28、季节变化引起料液温度变化而影响精馏塔操作的稳定性。当然若精馏塔的进料受前段工序的影响本身就是气相，那么为减少能耗，一般不再将它冷却而直接采用气相加料。本讲稿第四十五页，共六十五页理论板假定是一种极限情况，操作中的实际塔板因气液相接触界面有限，接触的时间也不可能无穷大，故离开塔板的气液两相通常达不到相平衡，即实际塔板的分离效果常常不如理论板。一般用单板效率也称默弗里（单板效率也称默弗里（Murphree）板效）板效率率来描述实际塔板的分离能力第块塔板的气相默弗里单板效率为第块塔板的气相默弗里单板效率为若用液相浓度的变化 来定义，则第块塔板的液相默弗里板效率为第块塔板的液相默弗里板效率为1.5.8

29、.8 实际塔板数的计算实际塔板数的计算本讲稿第四十六页，共六十五页除单板效率外，工程中还常用全塔效率全塔效率 或称总板效率总板效率来描述塔板上传质的完善程度。影响塔板效率的因素很多，可概括为以下三大类：（1）物性参数，主要为气液两相的物性如密度、黏度、表面张力、相对挥发度、扩散系数等；（2）结构参数，主要为塔板的结构如塔板型式、板间距、板上开孔和排列情况等；（3）操作参数，主要为气液相的流速、回流比、温度、压力等。本讲稿第四十七页，共六十五页一、直接蒸汽加热流程一、直接蒸汽加热流程1.5.9.9 二元连续精馏的其他流程二元连续精馏的其他流程本讲稿第四十八页，共六十五页只有提馏段没有精馏段的精馏

30、塔称为回收塔。回收塔操作的主要目的在于回收稀溶液中的轻组分，对流出液浓度的要求不高，通常它适用于物系在低浓度范围内相对挥发度较大的场合。若加料为泡点状况，则塔内的气液相负荷满足：所以提馏段操作线方程可写成如下形式本讲稿第四十九页，共六十五页三、多股加料和侧线出料流程三、多股加料和侧线出料流程本讲稿第五十页，共六十五页对该塔的操作线分析应根据塔内气液相符合分为三段来进行，其中、段就是普通精馏塔的精馏段和提馏段，而第段的操作线可通过虚线范围内的物料衡算，得塔内各段气液相负荷之间满足：通常三段操作线方程的斜率存在如下关系：本讲稿第五十一页，共六十五页当同时需要组成不同的两种或多种产品时，可在塔内相应

31、塔板上侧线抽出，这就是侧线出料流程，通常侧线抽取的是饱和液体或饱和蒸气。图1-31a是一个具有单侧线出料的精馏塔，该塔的操作线也应根据塔内气液相负荷分为三段，其中、段的为普通操作线方程，而第段的操作线也可通过虚线范围内的物料恒算，得 塔内各段气液相负荷之间则满足：本讲稿第五十二页，共六十五页生产上有时采用如图所示的冷凝流程：从塔顶上升的蒸气先经过一个分凝器部分冷凝，冷凝液作为回流进入塔内，未冷凝的气体进入后续的全凝器继续冷凝并冷却作为产品采用。该流程实际是将蒸汽逐级冷凝，可避免冷凝器过大，同时易实现泡点回流操作。若离开分凝器的两相达到气液相平衡，则分凝器可看成是一块理论分凝器可看成是一块理论板

32、板，此时的精馏相当于全塔多了一块理论板。四、分凝塔和冷回流流程四、分凝塔和冷回流流程本讲稿第五十三页，共六十五页由于精流操作线是以塔内气液相负荷计算的，所以在精馏段操作线方程中回流比R（内回流比）与外回流比 （即通常说的回流比）之间存在如下关系：为便于控制回流液量，生产中也常将塔顶上升蒸汽经全凝器直接冷凝、冷却至泡点以下，其中的一部分再回流入塔，这就是冷回流流程，如图所示，此时回流入塔的液体量 （称外回流）与塔内下降的液体量L（称内回流）不再相等，同时也不等于 。设回流液温度为 ，塔内第一块板的温度为 。由于冷回流类似于冷液加料，有本讲稿第五十四页，共六十五页1.6.1 水蒸气蒸馏水蒸气蒸馏

33、对沸点较高或高温下易分解，且不溶于水的物系，蒸馏时可直接往釜内通入水蒸气。此操作过程中水蒸气一方面作为蒸馏的加热剂，另一方面作为夹带剂将易挥发组分从塔顶带出，经冷凝分层后除去其中的水分从而得到产品。上述蒸馏方法称为水蒸气蒸馏。水蒸气蒸馏的优点是可以降低系统的沸点，从而降低蒸馏的操作温度。它不仅适用于简单蒸馏，也适用于连续精馏。如在原油炼制的常、减压蒸馏塔中，常采用从塔底通入水蒸气的方法来降低蒸馏的操作温度，并回收塔底重油中的轻组分。水蒸气蒸馏降低沸点的原理是：互不相容的液体混合物的蒸气压等于各纯组分的饱和蒸气压之和。1.6 其他精馏方式本讲稿第五十五页，共六十五页用一饱和系数 对此情况作出修正

34、：值一般在0.60.8之间，考虑到影响后作为带出剂的水汽用量为若带出的A组分量为GA（质量），则水蒸气用量GW（质量）可按分压定律从沸点时的蒸气压数据计算，得 即如图所示，设某容器内装有温度为t的纯水W，然后往里面滴加少量的苯A。混合物平衡的气相总压力之和即结合蒸气压方程式，可得操作压力P下水汽蒸馏的温度（即混合液的沸点）。本讲稿第五十六页，共六十五页1.6.2 间歇精馏间歇精馏当混合液的分离要求较高而处理量不大或料液的品种和组成经常变化时，可采用如图 1-40 a所示的间歇精馏流程。间歇精馏实际上是在简单蒸馏釜的上方加有一段较高的精馏段，因为它的分离作用，间歇精馏能够达到较高的分离要求。间歇

35、精馏又称分批精馏，其过程特点是：（1）它是一个不稳定的操作过程。原料液在精馏开始之前一次性投入精馏釜，随后由于精馏过程中馏出液的不断蒸出，釜液总量和所含的易挥发性含量逐渐减少，所以当釜液组成降至规定值后可一次性排料，然后开始下一批操作。（2）与普通精馏相比，间歇精馏只有精馏段，没有提馏段，因此为获得同样组成的产品，间歇精馏的能耗较连续精馏大。本讲稿第五十七页，共六十五页一、恒馏出液组成操作一、恒馏出液组成操作设计恒馏出液组成的间歇精馏时，其操作回流比R和理论塔板数N的确定较为简单。因釜液组成不断下降，而馏出液组成不变，故精馏终态时刻对塔的分离要求最高，回流比和理论板数的求取都要以该状态为基准。

36、N确定后，各时刻的回流比R与釜液组成之间的函数关系由图1-40b确定。若仍保持塔釜的气化速率V一定，则因恒馏出液组成操作时R不断变化，各瞬时的馏出液量液随之变化。每批物料的蒸馏时间和塔釜总气化量可通过以下方法求取。本讲稿第五十八页，共六十五页假设每批投料的量和组成为 ,某时刻 之前得到的总馏出液量为 ，则根据全塔物料衡算有将上式对x微分得 在 时间段内，塔釜的汽化量应等于塔顶的蒸气量，即 积分后得到处理每批物料的蒸馏时间 塔釜总气化量 为本讲稿第五十九页，共六十五页 二、恒回流比操作二、恒回流比操作间歇精馏的恒回流比操作是在精馏过程中一直保持回流比R不变，此时塔顶馏出液组成xD随釜液组成xW的

37、下降而不断降低，其塔内的操作线和逐板组成变化关系如图1-37所示。对于理想物系有当回流比R选定后，可画出操作线，在操作线和平衡线之间画阶梯，就能确定全塔需要理论板数N。本讲稿第六十页，共六十五页根据物料衡算，可得从 时釜液量和组成之间满足如下关系：该段时间内馏出液的平均组成为 再利用上式求出 ，并将 与规定要求的 比较，若 ，则计算有效，否则需要重新设定 从头计算。确定R后，可求得恒回流比间歇精馏时所需的总气化量 为 若塔釜的汽化速率为V，则每批物料的蒸馏时间 为一旦R、N确定后，最后还需检验所选择 是否合适，即能否满足馏出液平均组成 的要求。具体方法见下：本讲稿第六十一页，共六十五页二、恒馏

38、出液组成操作二、恒馏出液组成操作设计恒馏出液组成的间歇精馏时，其操作回流比R和理论塔板数N的确定较为简单。因釜液组成不断下降，而馏出液组成不变，故精馏终态时刻对塔的分离要求最高，回流比和理论板数的求取都要以该状态为基准。N确定后，各时刻的回流比R与釜液组成之间的函数关系由图936确定。若仍保持塔釜的气化速率V一定，则因恒馏出液组成操作时R不断变化，各瞬时的馏出液量液随之变化。每批物料的蒸馏时间和塔釜总气化量可通过以下方法求取。本讲稿第六十二页，共六十五页假设每批投料的量和组成为 ,某时刻 之前得到的总馏出液量为 ，则根据全塔物料衡算有将上式对x微分得 在 时间段内，塔釜的汽化量应等于塔顶的蒸气

39、量，即 积分后得到处理每批物料的蒸馏时间 塔釜总气化量 为本讲稿第六十三页，共六十五页例例：用用一一精精馏馏塔塔分分离离二二元元液液体体混混合合物物，进进料料量量100kmol/h，易易挥挥发发组组分分xF=0.5，泡泡点点进进料料，得得塔塔顶顶产产品品xD=0.9，塔塔底底釜釜液液xW=0.05（皆皆为为摩摩尔尔分分率率），操操作作回回流流比比R=1.61，该该物物系系平平均均相相对对挥挥发发度度=2.25，塔塔顶顶为为全全凝凝器器，求求：(1)塔塔顶顶和和塔塔底底的的产产品品量量（kmol/h）；(2)第第一一块块塔塔板板下下降降的的液液体体组组成成x1为为多多少少；(3)写写出出提提馏馏段段操操作作线线数数值方程；值方程；(4)最小回流比。最小回流比。解：（解：（1）塔顶和塔底的产品量（）塔顶和塔底的产品量（kmol/h）F=D+W=100 联立求解得联立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h本讲稿第六十四页，共六十五页（2）因塔顶为全凝器）因塔顶为全凝器 （3）写出提馏段操作线数值方程）写出提馏段操作线数值方程（4）最小回流比）最小回流比 泡点进料，泡点进料，q=1，R/Rmin=1.61/1.083=1.49 本讲稿第六十五页，共六十五页