第九章精馏优秀课件.ppt

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1、第九章精馏第1页，本讲稿共93页第一节 双组分溶液的汽-液平衡1-1 相律及拉乌尔定律（Raoults law）1.相律：对于平衡体系，若影响该体系状态的外界条件有n个变量，则体系自由度 fn 影响体系状态的外界条件个数 c 体系中组分数 体系中相数特殊地：对大多数体系，影响体系的外界条件主要是温度和压力二因素，故 n=2 对于二元组分的气-液平衡体系：c=2 =2,故 f=n=2 即体系的状态只受温度和压力二外部条件的影响 对于常压蒸馏操作，则 f=1（温度）即在常压下，双组分汽-液平衡体系的状态（组成、分压）只受温度的影响。由此得到 t-x、t-y或x-y图第2页，本讲稿共93页 对于简单

2、蒸馏：在常压下 f=1，这说明只有温度会改变体系的组 成情况，事实亦如此。a.随着时间的进行 液相中x轻,x重 t液 即：t釜液=f（时间）b.随着时间的进行 汽相中y轻,y重 t冷凝 即：t冷凝=f（时间）推断：对于某瞬间，若x变化不明显，故增、减加热速度不能明显改变液相温度，而只能增、减汽化速率。第3页，本讲稿共93页2.拉乌尔定律（Raoults law）描述理想溶液上方蒸汽压与其组成xA及同温度下饱和蒸汽压的关系。对于双组分体系，当其汽液达到平衡时，某组分A在汽相中的分压PA与该组分在液相中的摩尔百分浓度成正比，PAxA，其比值PA/xA与平衡体系所处的温度有关，即：对于理想溶液形成的

3、汽-液相：液相：服从拉乌尔定律汽相：理论气体及道尔顿分压定律于是：且 纯物质的饱和蒸汽压（混合物沸腾条件）第4页，本讲稿共93页A.液相组成与温度的关系（泡点方程）或式中：t 泡点温度。即大量液相中出现第一个气泡所对应的温度。B.纯组分饱和蒸汽压P0与温度的关系 安托因（Antoine）经验公式A、B、C为常数，可由“汽液性质”手册查阅C.汽相组成与温度的关系（露点方程）露点：大量蒸汽中出现第一个液滴时所对应的汽相温度。第5页，本讲稿共93页或式中：t 汽相中出现第一滴组成为xA的液滴时 所对应地温度，即露点t露因此：若已知 t露、xA 则可求出 yA（直接计算）若已知 xA、yA 则可求 t

4、露（试差）若令：可得式中：K=f（t）非直线关系图第6页，本讲稿共93页1-2 挥发度与相对挥发度 1.定义 挥发度(volatility)溶液中某组分的挥发度等于其汽相中分压PA与平衡时液相中摩尔分率x之比。即：=P/x于是：对于理想溶液：对非理想溶液：rA 活度系数，由马居里公式求算。附马居里公式：第7页，本讲稿共93页式中：过剩自由焓的偏摩尔量 i组分实际的偏摩尔体积 i组分在标准状态的摩尔体积第8页，本讲稿共93页2.相对挥发度 溶液中同温度下二组分的挥发度之比即：于是：对于A、B双组分溶液：又：故：平衡线方程（即平衡时双组分溶液汽、液组成关系）理论上：实际上：AB随t变化不大，可近似

5、为常数或取定性温度下的平均值 对于理想溶液形成的汽-液两相：对非理想溶液：第9页，本讲稿共93页 AB 1，则A B或PA0 PB0 即A物质较B物质易挥发，A、B易于分离。AB 1，则A B或PA0t原沸 即由最高恒沸物转变为最低恒沸物（如硝酸-水等负偏差体系）对于 接近xA=1 的一端时，t新沸x 第20页，本讲稿共93页4.简单蒸馏的计算（间歇）设在时刻，釜内液体量为L（kmol）釜内液体组成为x 经时刻d后，蒸出气相量为dD 蒸出气相组成为y*（与时刻的液体组成x成平衡关系）于是：对组分有：y*dD=-d（Lx）=-（Ldx+xdL）对入釜料：-dL=dD 于是：y*dL=Ldx+xd

6、L 积分：t=0时，L=F,x=x0（始初浓度）t=时，L=W,x=xW（残液浓度）于是有：或：第21页，本讲稿共93页5.关于简单蒸馏的计算方法讨论 当y*=f(x)是用曲线或表格数据表示时，可采用图解积分 或数值积分法。于xw,x0之间选一系列xi,由曲线或表中查取相应的yi*作 图 计算 计算xi=xw至xi=x0之间的曲线下包括面积 当溶液为理想系统 时代入积分得：第22页，本讲稿共93页 当 y*=mx+b 时特殊的，当 b=0时，上式简化为 馏出液平均组成 的计算q线方程yw与xw满足平衡线方程关系第23页，本讲稿共93页当F，xf，塔釜终温t，压强p相同时，则：由于一定t、p下，

7、tx关系唯一，故终点相同时二者釜底xw相等。液化率W/F（或q）的比较（当F一定时），即釜中残液量W比较a.对于简单蒸馏：b.对于平衡蒸馏：即：关于平衡蒸馏与简单蒸馏的比较第24页，本讲稿共93页不难计算出在相同的、时，qq。即：终点状态相同时残液量简单蒸馏较平衡蒸馏多，W简W平。由结论可知：对塔顶馏出液量，则平衡蒸馏较简单蒸馏多，D简 xw意义：xw相当于使全部进料汽化至剩下最后一滴液体时，该液体的组成。或全部汽相冷凝时出现第一滴液体时的液相组成（露点组成）对于汽相：y 1V（L+F）饱和液体进料,q=1V=V,L=L+F泡-露点间进料,0 q V,L（L+F）饱和蒸汽进料,q=0L=L,V

8、=V+F过饱和蒸汽进料,q V+F,L L五种不同进料状态第37页，本讲稿共93页由于进料板上汽相（进入与离开）V和V其组成较接近，故IVIV。同理：对于液相（进入与离开）L和L其组成亦较接近，故ILIL。于是得：即：于是：将该式代入提馏方程：得：3.进料板物、热量衡算 物料：进料：热量：式中：I 饱和液体/蒸汽的摩尔焓值（kJ/kmol）第38页，本讲稿共93页 泡-露点之间进料：此时IL IF IV，0 q IV，q 0 故q值既可为正，亦可为负或零思考题：设进料时q=1.1，0.5和q=-0.3，问进料中液体/进料量=?注意：此节q（q值参数）与前叙液化率q=W/F的联系与区别：联系：均

9、反映液化率问题区别：在精馏中还反映了原料的进料状态 在精馏中q取值在（-，+）间，而在平衡或简单蒸馏中0 q 14.q值参数讨论：泡点（饱和液体）进料：此时IF=IL，q=1 露点（饱和蒸汽）进料：此时IF=IV，q=0 冷态进料：此时IF 1试证明：冷态进料时第39页，本讲稿共93页4-4 理论板数的求法：1.逐板计算法：（全冷凝）即：（第n块为进料板）（规定值）精馏段（n-1）提馏段（m-1）加料板 1（m+n-1）=总理论塔板数NT优点：精确。每一块板组成、温度分布可求。第40页，本讲稿共93页2.图解法 作yn=f（xn）及y=x（对角线）于图中；作精馏线：由方程可见：当 x=xD时y

10、=xD 该点A（xD，xD=y）处在对角线上 再以 为斜率（或 为截距）作过A点直线 作提馏线：同理：当 x=xw 时 y=xw 该点（xw,y=xw）落在对角线B处 以 为斜率或 为截距作过点B的直线 q 线方程法：由于提馏线与精馏线相交于C点（yq，xq），则第41页，本讲稿共93页解得交点 q：即有：或由：（进料板方程，q线方程）（1）（2）（1）（2）式表明：随着q的不同，（xq，yq）点位置在变化。由（3）式可知：当xq=xf 时yq=xf 即此点处于对角线上D（xf，xf）（3）第42页，本讲稿共93页于是提馏线的作法为：a.过D（xf，xf）点作 为斜率的q线交精馏线于C（xq，

11、yq）b.连C（xq，yq），B（xw，xw）即为提馏线。作梯级 从A点（或B点）开始在精馏（提馏）线与平衡线之间作梯级。当梯级跨越C点后改用在提馏线（精馏线）与平衡线之间继续作至x超过或刚好等于xw（xD）为止。作图法道理和理论依据：逐板计算法的直观表示。数梯级（理论板NT）精馏段：从塔顶至对应交点C梯级之前的级数 提馏段：从交点C对应梯级的以后梯级 加料板：交点C对应的梯级 实际板：E 总塔（板）效率注意：理论板可精确读到0.1块。优点：直观、简便。第43页，本讲稿共93页3.进料状态（q值参数）讨论及进料板位置的确定 进料状态（q值）讨论：如图：随着q值不同，q线斜率发生变化。可见，当分

12、离要求xD、xW、R一定时，q值越大，达到相同分离要求时所需的理论板数越少。进料板位置的确定 原因：过交点改用操作线作梯级时，所需理论板最少，故交点上方的梯形即为进料板位置。否则理论板增加。结论：进料尽量采用非过热态流体，加热由釜底完成。第44页，本讲稿共93页4.关于再沸器与冷凝器的理论板问题：冷凝器：对于全冷凝器：因 y1=xD 故全冷凝器无增浓作用，精馏段的理论板即 为塔内精馏段理论板数。对于分凝器：因分凝器起部分冷凝作用故相 当于一块理论板。故用图解法求得的理论板数中已包括了再沸器这一块板。再沸器 一次汽-液平衡作用。即为一块理论板。第45页，本讲稿共93页iii 对于分凝器：当平衡线

13、为直线y=kx,操作线为y=ax+b时，NT的理论解析计算第46页，本讲稿共93页4-5 特殊情况下理论板数的求法：1.直接蒸汽加热：特点：精馏线不变 q线不变（因进料状态与之无关）提馏线发生改变 目的：省去再沸器，设备投资下降，占地减少。应用场所：水溶液系统 水为难挥发组分提馏段方程：即：第47页，本讲稿共93页 当分离要求xD、xw及进料情况F、xf不变时，间接法和直接法的比较（2）馏出量，残液和回收率的比较直接法由比较可得：因此可见：塔顶馏出液量减少 塔底残液量增多 塔的回收率 下降，残液中组分流失量W1、xW增大 反过来说：当要求达到相同的D、xD、时，直接蒸馏法所要求的理论板增多，此

14、时将要求xw比原xw更低（由物料衡算方程得）对于水蒸汽直接加热 当 x=xw 时 y=0 对于常规蒸汽加热 当 x=xw 时 y=xw间接法（1）图形的比较第48页，本讲稿共93页结论结论：由于直接蒸汽的稀释作用，故在xF、q、R不变时，欲得到相同的xD、D，其理论板多于间接加热时所需的理论板数（因为此时要求xw xw才能保证回收率不变）（图A）对于一定的塔（理论板一定时），采用直接法蒸馏得到相同要求的xD、D，由于理论板数需要增加，故实际效率下降（回收率也下降）图（B）蒸汽用量V0=f（塔顶产品量D），当q、D一定时，R越大，则所需V0越大，即：V0=f（R）此点对间、直接蒸馏均相同。第49

15、页，本讲稿共93页2.侧线塔 二种类型：抽出型：为了获得不同规格产品，根据塔中浓度分布情况，在某一块 板塔侧位置抽出产品。输入型：为了对不同组成原料进行有效分离。塔的分段：若塔身有i个侧线，全塔则分为（i+1）段。A.输入型计算：上部精馏线方程（黑框内）包含第一进料口在内的上段方程（红框内）计算原则：列各段物料衡算关系得操作线方程 与常规塔一样采用理论计算或图解法求理论塔板数第50页，本讲稿共93页 F1进料状态：（q1）若为饱和蒸汽：若为饱和液体：一般地故（侧线方程）第51页，本讲稿共93页 全塔物料衡算 q1线方程q2线方程下段提馏方程作图：作平衡线、对角线；精馏线：由（xD，xD）点及斜

16、率 确定；q1线：由（xf1，xf1）点及斜率 确定得与精馏线交点Q1 侧线由q1线与精馏线交点Q1及斜率 确定 作侧线方程 ys+1=f（xs）（亦可由截距 确定）q2线：同前。得q2线与侧线方程交于Q2 由点（xW，xW）和点Q2作直线即为下部提馏线方程 作理论板数梯级，确定加料位置第52页，本讲稿共93页B.抽出型计算 上部精馏线方程 红框中操作线方程a.若抽出产品为液体：则由式得于是第53页，本讲稿共93页令：（侧塔抽出比）则：b.若抽出产品为汽态：则同理有 全塔物料衡算 q线：提馏线：第54页，本讲稿共93页 作图 平衡线、对角线 上部精馏线：由点A（xD，xD）和斜率 确定 q线：

17、由点C（xf，xf）和斜率 确定 提馏线：由点B（xw，xw）和斜率 确定 交q线于D 侧线：点D及侧线斜率或侧线截距作出 画梯级：确定进料、侧线出料位置及全塔塔板数3 回收塔：（提馏塔，汽提塔）特点：只有提馏段，一般没有精馏段 回流：可有可无（如冷料进塔则相当于有回流，泡点进料则相当于无回流）应用：回收稀溶液中轻组分，且对馏出液浓度要求不高时 稀溶液下相对挥发度很大，不需要精馏就能达到要求C.侧线塔讨论：I.侧线的存在对推动力的影响；II.可能产生挟点，对理论板数的影响；III.注意侧线进出料，侧线形式的不同形式第55页，本讲稿共93页实例：稀氨水回收蒸氨操作 计算与图解：无回流时：与精馏塔

18、中提馏线完全相同 有回流时：过q点后仍按提馏线延长于y=xD处当 R=0,q=1 时，则有：L=F,V=D,F=W+D 故对于直接法：无回流时有回流时一般流程第56页，本讲稿共93页 提高xD的方法增大操作线斜率式中特殊地，对于泡点进料：q=1措施即：增大回流比 R 减少采出量 D实际中：需加大汽化冷凝量，减少采出量，增大回流比 带回流的回收塔经济合理性 若要求xD较高，则提馏段延伸越长，理论板数增加，不如直接采用精馏操作合理（达到同样要求时，理论板较少）因提馏线延伸后与平衡线更靠近。关于回收塔的讨论：第57页，本讲稿共93页4.精馏段操作 当混合液中轻组分浓度较高时采用精馏段即可。讨论略。无

19、回流下极限分离程度xD max 出现挟点即恒浓度区 能否蒸汽状况进料进行提馏操作？（不能，q0时，xDxf）第58页，本讲稿共93页4-6 回流比的影响及其选择 回流的作用：稳定连续操作的必要条件 回流比的影响：关系到操作费用及设备投资费 1.最大回流（全回流）比及最少理论板数根据定义故当 D=0 时 R=此时即为全回流，在R=情况时的精馏线：即此时精馏线与对角线重合，平衡线与操作线相距最大。此时所需的理论梯级最少Nmin 根据：可得：最少理论梯级Nmin Fenske计算公式推导方法一第59页，本讲稿共93页令：几何平均值则：对于双组分：故：式中：Nmin 不包括再沸器在内的全回流情况下,最

20、少理论板数（塔内Nmin数）；1 再沸器相当于一块平衡板（理论板）第60页，本讲稿共93页因为故：故：最少理论梯级Nmin Fenske计算公式推导方法二又：同理：及：于是：第61页，本讲稿共93页讨论：若将式中xW换为xF，m改为精馏段平均值，则可用来计算精馏段的理论板数。式中：1 再沸器 Nmin 精馏段板数 全回流R=是回流比上限（经济指标），对实际操作无意义。主要用于开工（使系统稳定）和实验研究。讨论：R越大，达到同样分离要求时NT越少 R越大，在NT一定时，xD、xW R越大，塔顶、底冷却/加热量增大，能耗增加，加热和冷凝设备负荷增大，设备费增加。第62页，本讲稿共93页2.最小回流

21、比 挟紧点及恒浓区 随着R的减少，理论板数增多。当R线、q线及平衡线同交于一点时，理论板无穷多。在此点附近无明显增浓作用，而出现恒浓度区域。该点称挟紧点。挟紧点时的回流比是精馏操作的下限Rmin，若RNT定义 全塔效率E一般不能由理论公式计算而由经验数据或实测确定。b.由于平衡过程主要发生在板上，故对每一块板而言，可定义其气-液接触后组分的实际变化与达到平衡状态变化的比值为单板效率（EmV/EmL,默弗里效率 Murphree)或第72页，本讲稿共93页c.等板高度HETP 对于填料塔，其间汽-液达到一次平衡所流过的塔段高度即为HETP2.塔径计算：u 空塔气速b.在提馏段 由于VV（当q 1

22、 时）问 题：提、精馏段塔径计算结果不相同。解决方法：取两段中塔径较大者并归整为规格尺寸 差别很大时，各塔段可以不等而各自计算 尽量使 q=1，V=Va.在精馏段Mm 精馏段上升气体平均分子量（kg/kmol）v 精馏段气相密度（kg/m3）D 馏出量（kmol/h）第73页，本讲稿共93页4-10 连续精馏的热量衡算：内容：计算塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷 加热、冷却介质消耗量，为设计换热设备提供参数1.冷凝器泡点回流时故：式中：IV 蒸汽焓值；ID 馏出液焓值又：故：WC 冷却剂用量第74页，本讲稿共93页2.再沸器于是：又加热剂用量：故：若采用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则

23、3.节能措施：泡点进料、泡点回流，平稳操作 余热利用：馏出液、残液余热用于预热进料 塔底、塔顶蒸汽热泵回收塔中内部再沸、冷凝，减少回流比第75页，本讲稿共93页第五节 间歇精馏间歇精馏分批精馏：原料一次加入，塔顶不断馏出，塔底一次排出特点：非稳态过程：釜中、板上浓度随时间变化，温度也在改变 操作只有精馏段操作方式：恒回流比 R 恒馏出液组成 xD 联合操作：先恒xD后恒R5-1.恒回流比时间歇精馏的计算内容 1.确定理论板数NT 计算Rmin，选择R若已知：xF0（入塔初始浓度）xD1（起始塔顶浓度，人为规定）（平衡关系）第76页，本讲稿共93页则：即：由图解法求理论板第77页，本讲稿共93页

24、2.当NT一定时，确定某瞬间xD、xW 方法：已知（xDi，xDi）点及斜率 作精馏线，作梯级（NT已知）使之等于已知条件，得xW2，使xW达到规定值即完全精馏操作。3.当NT一定时，确定xD（xW）与W、D的关系 任一时刻：又：故：t=0，L=F，x=xft=t终，L=W，x=xW终 即：塔顶平均浓度 蒸发量第78页，本讲稿共93页5-2.恒馏出液组成的问题精馏计算内容 1.理论板数NT 按馏出液组成xD及最终残液组成xD终求Rmin 选择 由xD、xW终、R终求解NT。2.NT一定时，确定xW与R的关系 当已知某一时刻的R时，过（xD，xD）点作斜率为 （或截距为 ）的直线 从（xD，xD

25、）点开始作梯级使之等于已知数NT。最下层梯级所对应的xW即为该时刻的xW 当已知某一时刻时，采用试差作图，直至试差所得理论梯级等于已知数NT时为止。第79页，本讲稿共93页3.一批操作的汽化量计算：任一时刻t：在0t时间中的馏出量残液量对式xW微分 即：式代入式积分：式中 RxW关系可由图解法得出，故上式可用数值或图解积分法求解。第80页，本讲稿共93页第六节 特殊精馏问题：分离的难易程度（可行性）1（t沸较小）恒沸物 =1方法：特殊精馏恒沸精馏萃取精馏直接水蒸汽精馏 已述原理：于待分离体系中加入第三组分，以提高各组分相对挥发度的差别，使之有效分离。应用：特殊精馏多用于非理想物系的分离。6-1

26、.恒沸精馏 用于分离有共沸点的二元溶液 1.第三组分 挟带剂：作用：与原料中一个或二个组分形成新的恒沸液。特点：新恒沸点低于原恒沸点。例：对 乙醇水 二元体积 在 P=1 atm，t=78.15 时，形成均相共低恒沸物（二元）第81页，本讲稿共93页加入第三组分苯后，在 P=1 atm，t=78.15 时，形成新的非均相共低恒沸物（三元），此时：故加入适量苯，可使水全部转移到三元非均相恒沸液中去，乙醇与水得以完全分离。注意：加入第三组分后，由于新的恒沸物沸点（三元）比原二元共沸物低，则依据精馏温差原理，新共沸物从塔顶馏出而纯组分从塔底排出。2.对第三组分的一般要求：能与原料形成新的共沸物（三元

27、），且其沸点比原二元共沸物低。两者温差t 10,原因：若形成高沸点恒沸物，此时其将留在塔底，塔顶则为原二元恒沸物（因其沸点低，首先沸腾汽化）而未被分离。新恒沸组成中x第三越小越好：减少挟带剂用量；减少塔釜汽化能耗；减少塔顶冷凝能耗 新恒沸物最好为非均相体系 可用机械或简单物理法分离回收 无毒、无腐蚀，对热稳定，不分解、变质 来源广、价格低第82页，本讲稿共93页6-2.萃取精馏 用于分离 1或t沸较小的二元溶液（但 1）1.第三组分：萃取剂、溶剂 作用：使值增大 特点：萃取剂沸点高于原料中轻组分沸点。（为什么？）a 减小汽化量;b 减小萃取剂损失;c 若比双组分中任一个的沸点均低，则不能起分离

28、 不与组分形成恒沸物例：P=1 atm 时，t苯沸=80.1、t环沸=80.73、=0.98 加入糠醛后，=f（x糠醛），x糠醛=0.7 时 =2.7 异辛烷甲苯分离，苯酚作萃取剂2.萃取剂的选择：显著改变原二组分的 值 本身沸点比原二组分离得多，且不形成恒沸物 无毒无腐蚀、热稳定 来源广、价格低第83页，本讲稿共93页3.恒沸物精馏与萃取精馏的比较 萃取剂比挟带剂易选择 萃取精馏能耗少（萃取剂不汽化）萃取剂x萃变动范围大，故操作灵活、易控制 萃取精馏多为连续，恒沸精馏可连续也可间歇 萃取精馏操作温度一般较恒沸精馏高，故恒沸精馏特别适于热敏溶液分离。（注：对于热敏溶液，常采用减压精馏方法）第8

29、4页，本讲稿共93页第七节 多组分精馏7-1.流程方案选择 1.精馏塔个数 原则上，对于分离n个组分的溶液体系，需要（n-1）个精馏塔 2.流程选择 原则：工艺上可行，技术指标先进 经济上合理（能耗、投资、运行费较低）操作管理方便7-2.多组分物系的汽-液平衡 1.理想物系:一定温度及压力下：气液二相达到平衡时，组分i满足：Ki 平衡常数 由于是理想体系：故：第85页，本讲稿共93页 i，j两组分相对挥发度故：2.对于非理想体系：当气相为非理想，液相为理想时：气相引入逸度代替压强进行计算 气相为理想，液相非理想 液相采用活度（活度系数）代替摩尔百分浓度进行计算 气-液均为非理想 同时校正，有图

30、、表可查第86页，本讲稿共93页3.相平衡常数的应用：泡点和平衡气相的计算：即：方法-试差：设泡点温度 t泡=t0 根据P外、t0 查Ki 计算 是否=1是。假设正确否。重设t0 露点计算：即：方法-试差。步骤同上 多组分部分汽化计算：原则：令：汽化率 原料中i组分的进料浓度故：第87页，本讲稿共93页7-3.关键组分及各组分在塔顶、底产品中的预分配 1.关键组分：（二个）指n个组分中，某二个需要在塔顶和塔底产品中进行浓度或回收率（损失率）控制的组分。轻关键组分：二个关键组分中挥发度（平衡常数）较大的组分 重关键组分：二个关键组分中挥发度（平衡常数）较小的组分注：轻重关键组分既可相邻，亦可不相

31、邻。关系如图Ki组分ABCDEF 轻关键 重关键塔顶：全部 A、B 限量 C 微量 D塔底：全部 E、F 限量 D 微量 C第88页，本讲稿共93页2.组分在塔顶、底中的预分配 清晰分割法分配：规定：比轻关键组分更轻的组分馏于塔顶 比重关键组分更重的组分排于塔釜 轻、重关键组分相邻 计算方法：物料衡算 非清晰分割法分配：情况 轻、重关键组分不相邻，还有中间组分。此时中间组分将在塔顶、底同时分配。情况 轻关键组分与更轻组分的平衡常数较接近或重关键组分与更重组分的平衡常数 较近，则塔顶、底中同时含有轻、重组分，只是含量相应有所偏重。3.预分配计算 对清晰分割法，其计算与二元精馏完全相同。此时的组分

32、只需考虑轻、重关键组分。第89页，本讲稿共93页 非清晰分割法：假定：组分在塔顶、底的分配情况不受回流比大小限制而与全回流状态相同。非关键组分在塔顶、底产品中的分配情况与关键组分相同。则按Fenske公式：对轻l，重h关键组分有：（不计塔釜再沸器）又：Hengstebeck 公式计算法图解法故：第90页，本讲稿共93页7-4.最小回流比 1.恒浓区：由于挟紧点原故产生。对于二元系统：恒浓区出现在进料板附近区域 对于多元系统：出现上、下塔段二个恒浓区 特殊地：若所有组分均进入塔顶产品中，则上恒浓区接近进料板 若所有组分均进入塔底产品中，则下恒浓区接近进料板 若所有组分同时进入塔顶、底中，则进料板

33、附近为恒浓区2.最小回流比估算 Underwood 法及R选择式中：ij i组分对j组分（常为重关键或重组分）的相对挥发度 方程根 hj lj 第91页，本讲稿共93页讨论：若轻、重关键组分相邻，则只有一个值 （因hj lj）此时Rmin唯一确定 若轻、重关键组分之间有k个中间组分，则方程有（k+1）个根1,2 k+1 此时：Underwood 公式运用条件：气液相恒摩尔流动 ij为常数R的选择：R=（1.12.0）Rmin 第92页，本讲稿共93页7-5.简捷法求NT.原则：多组分简化为轻、重关键双组分精馏 步骤：确定关键组分 根据xFi及分离要求进行物料衡算，初估各组分在塔顶、底产品中的组成。计算各组分相对挥发度ij（i选重关键或重组分）用Fenske方程求Nmin 用Underwood方程求Rmin，选择R 用Gilliland图求NT 确定加料板位置（用Fenske方程求Nmin精，用Gilliland图求NT精）特殊地：对于泡点进料 q=1第93页，本讲稿共93页