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1、化工原理(下)第一章 蒸馏第一节第一节概概述述均相物系分离的条件：形成两相物系；举例：水-酒精共混体系苯-甲苯共混体系石油共混体系传质过程：物质在相间的转移过程；均相物系均相物系的分离吸收、蒸馏、萃取等操作，共同特点是存在传质过程。1、蒸馏：是分离液体混合物的典型单元操作。将液体部分汽化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到一定的分离。一、蒸馏基本概念2、蒸馏操作的分类按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊蒸馏按原料中的组分分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏二、学习内容和目的本章主要学习常压下双组分溶液的连续精馏
2、过程1、掌握双组分溶液的汽液相平衡及相图；2、掌握双组分连续精馏塔的物料计算；3、掌握平衡级数的确定及回流比的选择；4、了解蒸馏装置及蒸馏方法。实验室蒸馏操作蒸馏蒸馏：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从：将液体部分气化，利用各组分挥发度的不同从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是分离液相混合物的典型单元操作。合物的典型单元操作。易挥发组分易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分沸点低的组分，又称为轻组分。难挥发组分难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分沸点高的组分，又称为重组分。第一节第一节 双组分溶液的气液平衡双组分溶液的气液平衡蒸馏是气液两
3、相间的传质过程；蒸馏是气液两相间的传质过程；组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；为极限；气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的气液相平衡是分析蒸馏原理和进行蒸馏设备计算的理论基础。理论基础。相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相律是研究相平衡的基本规律，它表示平衡物系中自由度数、相数及独立组分数间的关系。相数及独立组分数间的关系。F=C-P+2式中式中F自由度数自由度数C独立组分数独立组分数P相数相数2外界只有温度和压强可以
4、影响物系的平衡关系。外界只有温度和压强可以影响物系的平衡关系。一、相关概念及气液平衡图一、相关概念及气液平衡图1 相律相律气液相平衡气液相平衡(vapor-liquidphaseequilibrium)：溶液与其上溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。方蒸汽达到平衡时汽液两相各组分组成的关系。溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。2 拉乌尔定律拉乌尔定律理想物系理想物系液相为理想溶液液相为理想溶液气相为理想溶液气相为理想溶液遵循拉乌尔定律遵循拉乌尔定律遵循道尔顿定律遵循道尔顿定律理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律拉乌尔定律，即式中p溶液上方组分的平
5、衡分压 p0同温度下纯组分的饱和蒸气压 x溶液中组分的摩尔分率以饱和蒸汽压和相平衡常数表示气液平衡关系以饱和蒸汽压和相平衡常数表示气液平衡关系当溶液沸腾时，溶液上方的总压=各组分的蒸汽压力之和气液平衡下液相组成与平衡温度的关系(泡点方程)当总压当总压P P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从从道尔顿分压定律道尔顿分压定律，即，即 气相平衡时气相组成与平衡温度的关系(露点方程)用饱和蒸汽压表示的气液平衡关系式用饱和蒸汽压表示的气液平衡关系式(a)(b)引入相平衡常数引入相平衡常数KA其中，注意：KA不是常数，随温度的变化而变化；纯液体的挥发度是指该液体在一定
6、温度下的饱和蒸气压。纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之溶液中各组分的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即相平衡的液相中的摩尔分率之比，即vA=PA/xAvB=PB/xB3 相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程对于理想溶液：挥发度随温度变化而变化相相对对挥挥发发度度（Relative Volatility）是是指指溶溶液液中中两两组组分分挥挥发发度度之比，常以易挥发组分的挥发度为分子。之比，常以易挥发组分的挥发度为分子。对于理想溶液：对于理想溶液：理想溶液中组分的相对挥发度等于同温度
7、下两理想溶液中组分的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸汽压之比。纯组分的饱和蒸汽压之比。当当总总压压不不高高时时，蒸蒸气气服从道尔顿分压定律服从道尔顿分压定律对于二元溶液对于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA整理后，整理后，略去下标略去下标气液平衡方气液平衡方程程相对挥发度的意义相对挥发度的意义其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。分离以及分离的难易程度。当当1时，表示组分时，表示组分A较较B容易挥发，容易挥发，愈大，挥发度差异愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。愈大，分离愈容易。当当=1时，气相组成与液相
8、组成相同，不能用普通精馏方法时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。加以分离。=1，相平衡关系为对角线；越大，偏离对角线越远，同一液相组分x对应的y值越大，可以得到浓度较高的轻组分，分离越容易；上曲线：平衡时汽相组成上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相与温度的关系，称为汽相线（线（露点曲线露点曲线）；）；下曲线：平衡时液相组成下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称为液相与温度的关系，称为液相线（线（泡点曲线泡点曲线）。）。两曲线将图分成三个区域：两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸汽区、汽液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。液共存区。T-X(Y)x1(y1)t4BHJAt
9、-xt-yTt3t2t14气液平衡图气液平衡图(GraphofGLEquilibrium)4.1温度温度组成图（组成图（txy图）图）苯-甲苯气液平衡的t-x-y相图t-x-y图的分析图的分析设B组分难挥发，即沸点高；A组分易挥发，沸点低。左端点：x=0，y=0；即汽液相中A组分含量都为0，只有B组分，而且此时的t为B的沸点。右端点：对应的t为组分A的沸点。t-x线和t-y线将整个图形分为三个区，t-y线以上为汽相区，t-x线以下为液项区，中间为汽液共存区。t-x线又称作泡点线，t-y线又称作露点线。二元理想溶液的沸点不是一个定值，而有一定范围，其沸点随溶液中A组分减少而增加。同样的组成下，开
10、始沸腾温度(泡点)与蒸汽冷凝温度(露点)并不相等。溶液处于t-y线以上全部为汽相，t-x线以下全部为液相，无法分离，只有汽液共存区，可达到一定的分离。液相组成液相组成x气气相相组组成成y110X Y图图平衡线位于对角线的上方；平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表示平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。该溶液越易分离。注意：注意：总压对总压对t-y-x关系比对关系比对y-x关系的影响大；关系的影响大；当总压变化不大时当总压变化不大时,总压对总压对y-x关系的影响可以忽略不计关系的影响可以忽略不计蒸馏中使用蒸馏中使用y-x图较图较t-y-x图更为方便。图更为方便。4.2 汽液相平衡图汽
11、液相平衡图（X Y 图图）苯-甲苯体系的x-y图x-y图的分析图的分析1.当总压P变化时，因t随P变化大，t-x-y图形状变化较大。但x，y随总压P变化不大，所以x-y图使用较为方便；2.平衡时，一般汽相中A组分（易挥发组分）分率总是大于液相中A组分分率，所以x-y图向上突出，且平衡线越突出，表示汽相中A组分越多，分离效果越好；3.对角线作为参考，表示汽液相中A组分含量相等，两个端点中，x=0（y=0）表示只有组分B，x=1（y=1）表示只有组分A。与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇与理想溶液发生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水、正丙醇水等物水等物系。对于乙醇系。对于乙醇水体系，其恒沸组成为水
12、体系，其恒沸组成为x=y=0.894x=y=0.894，恒沸点恒沸点t=78.15(t=78.15(常压下常压下)。称为具有最低恒沸点的溶液。称为具有最低恒沸点的溶液。与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸与理想溶液发生负偏差的溶液：如硝酸水、氯仿水、氯仿丙酮等物丙酮等物系。对于硝酸系。对于硝酸水体系，其恒沸组成为水体系，其恒沸组成为x=y=0.383x=y=0.383，恒沸点恒沸点t=121.9(t=121.9(常压下常压下)。称为具有最高恒沸点的溶液。称为具有最高恒沸点的溶液。同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变同一种溶液的恒沸组成随压强而变。在理论上可采用改变压强的方法来分离恒
13、沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经压强的方法来分离恒沸溶液。但在实际使用时，则应该考虑经济性和操作可能性。济性和操作可能性。4.3 两组分非理想溶液的气液平衡相图两组分非理想溶液的气液平衡相图1.3平衡蒸馏和简单蒸馏 将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的液体加热至泡点以上，使其部分气化，或者将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到将一定组分的蒸汽冷却至露点以下，使其部分冷凝，两相达到平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在气相中平衡，然后将两相分离。此过程的结果是易挥发组分在气相中富集，难挥发组分在液相中富集。富集，难挥发组分在液相中富集。平衡
14、蒸馏(闪蒸)加热器加热器减压减压阀阀分离器分离器原料原料底部产品底部产品冷凝器冷凝器塔顶产品塔顶产品平衡蒸馏平衡蒸馏流程流程物料衡算总物料易挥发组分联立解得令：，则有液化分率气化分率热量衡算忽略热损失，则有：其中：Q：加热器的热负荷；F：原料液流量；cp：原料液平均比热容；tF：原料液的温度；T：通过加热器后原料液的温度；原料液节流减压后进入分离器，物料放出的显热等于部分汽化所需的潜热气液平衡关系平衡蒸馏中，气液两相处于平衡状态，则两相温度相等；对于理想溶液，则有其中te为分离器中的平衡温度；联立方程求得平衡的气液相组成及温度例：对某两组份理想溶液进行闪蒸，已知xF为0.5，若要求气化率为60
15、%，试求闪蒸后平衡的气液相组成及温度。常压下该两组份理想溶液的xy及tex关系如图所示作业：常压下将含苯（A）60%，甲苯（B）40%（均指摩尔百分数）的混合液闪蒸（即平衡蒸馏），得平衡汽、液相，汽相摩尔数占总摩尔数的分率-汽化率（1-q）为0.30。物系相对挥发度=2.47，试求：闪蒸所得平衡汽、液相的浓度。历史上最早应用的蒸馏方法；历史上最早应用的蒸馏方法；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行；简单蒸馏多用于混合液的初步分离。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。简单蒸馏（微分蒸馏）简单蒸馏（微分蒸馏）将料液加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，将料液
16、加热至泡点，溶液汽化，产生的蒸汽随即进入冷凝器，冷凝成馏出液；冷凝成馏出液；随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之相平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高；渐升高；当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停当馏出液的平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即可停止蒸馏操作；止蒸馏操作；在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出在同一批操作中，馏出液分批收集，可得到不同组成的馏出液。液。1 1 简单蒸馏操作原理简单蒸馏操作原理蒸汽蒸汽原料液原
17、料液冷却水冷却水冷凝器冷凝器蒸馏釜蒸馏釜收集收集器器2 2 简单蒸馏流程简单蒸馏流程1.简单蒸馏为间歇操作，平衡蒸馏为连续操作；2.简单蒸馏需要从外界不断加热，闪蒸一次加热到3.一定温度；4.3.简单蒸馏所剩下的残液是与最后一个轻组分含量不高5.的微量蒸汽相平衡的液相；闪蒸剩下的残液是与全部气6.相处于平衡状态；7.4.简单蒸馏所得到的液体中轻组分含量低于闪蒸所得到8.的液体中轻组分含量；9.5.简单蒸馏的分离效率高于闪蒸；简单蒸馏和平衡蒸馏的区别：简单蒸馏和平衡蒸馏的区别：精馏是多级分离过程，同时进行多次部分汽化和部分冷凝混合液达到几乎完全的分离精馏分离的依据和前提：混合液中组分间的挥发度差
18、异精馏原理和流程从气相得到较纯的从气相得到较纯的易挥发组分；易挥发组分；从液相中则得到较从液相中则得到较纯的难挥发组分纯的难挥发组分。多次部分气化多次部分气化(升温升温)示意图示意图分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。解决方法：解决方法：上图所示的流程存在的问题上图所示的流程存在的问题：对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间产
19、生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。加热器和冷凝器。工业上采用塔板取代中间各级。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。yn-1yn yn+1xn-1xnxn+1塔内气液的流动如图所示，考察筛板塔中任如图所示，考察筛板塔中任意第意第n层板的操作情况。层板的操作情况。理论塔板理论塔板(Ideal plate)：若若yn和和xn满足气液平衡方程，则此满足气液平衡方程，则此层塔板称为理论层塔板称为理论塔板。塔板。yn-1yn yn+1xn-1xnxn+1塔内气液的流动注：注：x*n+1 表示与表示与yn+1成相平衡的
20、成相平衡的液相的组成。液相的组成。tn+1tn-1 xn-1x*n+1在任一塔板上易挥发组分由在任一塔板上易挥发组分由液相转移到气相，而难挥发组液相转移到气相，而难挥发组分从气相转移到液相，即分从气相转移到液相，即xn-1 xnyn yn+1精馏塔精馏塔(Distilling ColumnDistilling Column)精馏操作流程精馏塔主要组成设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。回流液泵等。加料板加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时,料料液由此加入
21、，该板称为加料板。液由此加入，该板称为加料板。精馏段精馏段：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分：加料板以上的部分，它起着回收原料中易挥发组分增浓的作用。增浓的作用。提馏段提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原：加料板以下的部分（包括加料板），它起着回收原料中易挥发组分的作用。料中易挥发组分的作用。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏，流程如下图所示。3 精馏操作精馏操作流程流程精馏操作的不正常现象：精馏操作的不正常现象：l漏液、液沫夹带漏液、液沫夹带l液泛液泛l反混反混确定产品的流量；确定产品的流量；确定合适的操作条件确定合适的
22、操作条件:操作压强、回流比和加料状态等；操作压强、回流比和加料状态等；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；确定精馏塔所需的理论塔板数和加料位置；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；选择精馏塔的类型、确定塔径、塔高及塔的其它参数；冷凝器和再沸器的设计计算。冷凝器和再沸器的设计计算。两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算一、两组分连续精馏工艺计算的主要内容一、两组分连续精馏工艺计算的主要内容理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体呈平衡状态的塔板。理理论论板板不不存存在在的的原原因因：气气液液间间接接触触面面积积和和接接触触时时间间是是有有
23、限限的，难以达到平衡状态。的，难以达到平衡状态。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。理论板可作为衡量实际板分离效率的依据和标准。二、理论塔板的概念二、理论塔板的概念(Idealplateortray)在理论板上，在理论板上，两相温度相等，组成互成平衡两相温度相等，组成互成平衡。恒摩尔气流恒摩尔气流：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。：每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等。精馏段精馏段:L1=L2=L3=Ln=L=定值定值提提馏馏段段:L1=L2=L3=Lm=L=定值定值但但L与与L不一定相等不一定相等.精馏段精馏段:V1=V2=V3=Vn=V=定值定值提提馏馏段段:V1=V2=V3=Vm=
24、V=定定值值但但V与与V不一定相等不一定相等.恒摩尔液流恒摩尔液流：每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。三、恒摩尔流的假设三、恒摩尔流的假设满足恒摩尔流的条件满足恒摩尔流的条件（1）各组分的气化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。原料液原料液釜残液釜残液馏出液馏出液QBLD,XD,ILDF,XF,IFV,IVWQcL,ILMV,IVDW,XW,ILW全塔物料衡算全塔物料衡算(Mass Balance)总物料总物料F=D+W式中式中F原料液流量，原料液流量，kmol/h；D馏出液流量，馏出液流量，kmol
25、/h；W釜残液流量，釜残液流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率 =(=(DxDxD D/Fx/FxF F)100%100%易挥发组分易挥发组分FxF=DxD+WxW塔底难挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率 =例：每小时将15000kg含苯(40%，质量分数)和甲苯(60%)的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不超过2%，塔顶馏出液中苯的回收率为97.1%，试求馏出液和釜
26、残液的流量及组成。某二元物系，原料液浓度xf=0.42，连续精馏分离得塔顶产品浓度xD=0.95。已知塔顶产品中易挥发组分回收率=0.92，求塔底产品浓度xw。以上浓度皆指易挥发组分的摩尔分率。D,XDL,XDV,y1F,xFx1x2xnyn+1yny212nn+1精馏段操作线方程精馏段操作线方程以精馏段的第以精馏段的第n+1层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，则有以单位时间为基准，则有总物料衡算：总物料衡算：V=L+D易挥发组分：易挥发组分：Vyn+1=Lxn+DxD式中式中V精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，k
27、mol/h；L精馏段每块塔板溢流的液体流量，精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/h；D馏出液流量，馏出液流量，kmol/h；yn+1精馏段第精馏段第n+1板上升蒸汽中易挥发组分的板上升蒸汽中易挥发组分的mol分率；分率；xn 精馏段第精馏段第n板下降的液体中易挥发组分的板下降的液体中易挥发组分的mol分率；分率；由上两物料恒算式得由上两物料恒算式得根根据据恒恒摩摩尔尔流流假假设设，L为为定定值值，且且在在稳稳定定操操作作时时，D及及xD为为定值，故定值，故R为常量。为常量。令令R=L/D（R称为回流比称为回流比），则有），则有上上式式即即为为精精馏馏段段操操作作线线方方程程。它它描描述述了
28、了任任一一板板(第第n层层板板)的的液液体体组组成成与与自自相相邻邻的的下下一一塔塔板板(第第n+1层层)上上升升的的蒸蒸汽汽组组成成之之间间的的关关系系，为为一一线线性性关关系系，其其中中，斜率为斜率为R/(R+1)，截距为截距为xD/(R+1)。在一常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。原料液流量100kmol/h，组成为0.5(苯摩尔分率，下同)，泡点进料。馏出液组成为0.9，釜残液组成为0.1，操作回流比为2.0，试求：(1)塔顶和塔底产品流量(kmol/h);(2)若要求溜出液流量为56kmol/h是否可行？最大馏出液流量为多少？(3)若馏出液流量为54kmol/h，xD不变，应采取什
29、么措施？以提馏段第以提馏段第m层塔板以下塔段及再沸层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有器作为衡算范围，则有总物料衡算总物料衡算:L=V+Wxm提馏段第提馏段第m板下降液体易挥发组分板下降液体易挥发组分mol分率；分率；ym+1提馏段第提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分板上升蒸汽易挥发组分mol分率；分率；式中：式中：L提馏段每板下降液体流量提馏段每板下降液体流量,kmol/h；V提馏段每板上升蒸汽流量提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；W 釜液流量釜液流量,kmol/h；易挥发组分易挥发组分:Lxm=Vym+1+Wxw提馏段操作线方程提馏段操作线方程由上两物料恒算式可得由上两物料恒算式可
30、得上式称为上式称为提馏段操作线方程提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条件下，。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第提馏段内自第m层板下降液体组成层板下降液体组成xm与其相邻的下层板（第与其相邻的下层板（第m+1层）上升蒸气组成层）上升蒸气组成ym+1之间的关系，呈线性关系。之间的关系，呈线性关系。注：提馏段液体量注：提馏段液体量L不容易求，它除了与不容易求，它除了与 L 有关外，还有关外，还受进料量及进料热状况的影响受进料量及进料热状况的影响。进料热状况的影响进料热状况的影响(a)冷液进料(b)饱和液体进料(c)气液混合物进料(d)饱和蒸汽进料(e)过热蒸汽进料如图所示，对进料板作总物料衡
31、如图所示，对进料板作总物料衡算和热量衡算算和热量衡算式中：式中：IF原料液的焓，原料液的焓，kJ/kmol；IV、IV分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，分别为进料板上下处饱和蒸气的的焓，kJ/kmol；IL、IL分别为进料板上下处饱和液体的焓，分别为进料板上下处饱和液体的焓，kJ/kmol；V,IVL,ILV,IVL,ILF,IF加料板加料板物料衡算物料衡算：F+L+V=L+V热量衡算热量衡算：FIF+LIL+VIV=VIV+LIL 进料热状况的影响进料热状况的影响因因为为塔塔板板上上液液相相和和汽汽相相呈呈饱饱和和状状态态，且且进进料料板板上上下下处处的的温度及气相组成各自都比较相近，所以有
32、：温度及气相组成各自都比较相近，所以有：IV IV IL IL代入热量衡算式整理得：代入热量衡算式整理得：将物料衡算式代入将物料衡算式代入（V-V）IV=FIF-（L-L）ILF-（L-L）IV=FIF-（L-L）IL令令q称为进料热状况参数。称为进料热状况参数。将上式整理可得到：将上式整理可得到：L=L+qF V=V-(q-1)Fq的意义：以的意义：以1kmol/h进料为基准时，提馏段的液体流量较精进料为基准时，提馏段的液体流量较精馏段液体流量增大的馏段液体流量增大的kmol数。数。对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，对于饱和液体、气液混合物及饱和蒸气而言，q值等于进值等于进料中的液相分
33、率。料中的液相分率。IF I V L+FL-L F q 1FLVLV原料温度原料温度加热板上沸腾液的温度加热板上沸腾液的温度(料温料温板温板温)FLVLVq值表示进料中液体量占总进料量的分率。值表示进料中液体量占总进料量的分率。IV IF IL 0 q 板温板温)FLLVVIF=IV V=V+F L=L q=0 4 4 饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料原料加热至过热蒸汽原料加热至过热蒸汽(料温料温板温板温)FLLVVIF IV V V+F L L q 05 5 过热蒸汽进料过热蒸汽进料理论塔板数的确定理论塔板数的确定利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算法和图解法。初始条件初始条
34、件提馏段操作线方程提馏段操作线方程精馏段操作线方程精馏段操作线方程相平衡方程相平衡方程理论塔板数的确定理论塔板数的确定 利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有利用相平衡原理和操作线方程可确定理论塔板数，其方法有逐板计算逐板计算法法和和图解法图解法。1 1 逐板计算法逐板计算法 xD=y1 x1 y2 x2 xn(xnxd)相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程相平衡相平衡关系关系相平衡相平衡关系关系操作线操作线方程方程操作线操作线方程方程x1(=xn)y1 x2 y2 xm(xmxw)xd为为精精馏馏线线与与提提馏馏线线交交点点处处的的x（当当为为饱饱和和液液体体进进料料时时，
35、计计算算至至xnxF即即可可），则则第第n块块板板为为加加料料板板,精精馏馏段段有有n-1层层,需需n-1块块板。板。当当求求得得xm1,冷液体进料；冷液体进料；垂直线垂直线,q=1,泡点进料；泡点进料；第二相线第二相线,0q1,汽液混合物进料；汽液混合物进料；水平线水平线,q=0,饱和蒸汽进料；饱和蒸汽进料；第三相线第三相线,q 1q=10 q 1q=0q 0eXFaXDXwb不同热状态下的不同热状态下的q q 线图线图进料状况进料状况进料的焓进料的焓 IF q 值值q 线斜率线斜率 q/q-1 q 线在线在y-x 图上的位图上的位置置冷液体冷液体IF1+饱和液体饱和液体IF=IL q=1无
36、穷大无穷大气液混合物气液混合物ILIFIV0 q IVq 0+表表 进料状况对进料状况对q q线的影响线的影响在坐标上绘出双组分混合液的在坐标上绘出双组分混合液的y-x平衡曲线，并作出对角线，对角线平衡曲线，并作出对角线，对角线为为y=x。在同一坐标上作精馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点在同一坐标上作精馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点（x=xD，y=xD）和和y轴上的点（轴上的点（x=0，y=xD/R+1），），此操作线的斜率此操作线的斜率为为R/R+1，截距为截距为xD/R+1。在同一坐标上作提馏段操作线，此操作线通过位于对角线的点在同一坐标上作提馏段操作线，此操作线通过位于对角
37、线的点（x=xW，y=xW）和和y轴上的点（轴上的点（x=0，y=-WxW/L+qF-W），），此操作线此操作线的斜率为（的斜率为（L+qF/L+qF-W）。从点（从点（x=xD，y=xD）开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至作后一开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至作后一个阶梯的垂线达到个阶梯的垂线达到xW或略小于或略小于xW为止。为止。注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。2 2 图解法图解法xW xD12345678baxFecd11l画坐标图；画
38、坐标图；fl作平衡线和对角线线作平衡线和对角线线 ；l作精馏线（作精馏线（abab线）；线）；l作作q q线（线（efef线）；线）；l作提馏线（作提馏线（cdcd线）；线）；l作梯级作梯级。图解过程图解过程利用上方程式作提馏段的操作利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于线方程较复杂。由于q 线的引入，线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。简化了提馏段操作线的绘制。xDxWxFedd(1)过坐标为（过坐标为（x=xF，y=yF）的）的e点作斜率为点作斜率为q/q-1的直线即为的直线即为q线。线。(2)q线与精馏段操作线相交于一线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与点，联结该点与e 点即为提
39、馏段点即为提馏段操作线。操作线。十、提馏段操作线的作法十、提馏段操作线的作法xD xWxFxWxFxD1234565R一定一定,q不改变精馏线的位置；不改变精馏线的位置；R一定一定,q对提馏线有较大影响（见右图）。对提馏线有较大影响（见右图）。随随q减小，减小，提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。提馏线相平衡线靠近，所需理论塔板数越多。（3）进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响l全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回全回流：若塔顶上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流（流（total reflux）。）。lD=0，F=0，W=0，无精馏段和提馏段之分。，无精馏段和提
40、馏段之分。l回流比回流比R=L/D，是回流比的最大值。，是回流比的最大值。l精馏操作线为精馏操作线为yn+1=xn，所需理论塔板数最少，以，所需理论塔板数最少，以Nmin表示表示。3 3 全回流与最小理论塔板数全回流与最小理论塔板数全回流 与最少理论板数xDxW 对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式对于双组分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：）：Nmin为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）。为全回流时所需的最少理论板数（不包括再沸器）。为全塔平均相对挥发度为全塔平均相对挥发度全回流的特征：1、回流比R为无限大；2、全回流时只有精馏段，没有提留段，并且操作线方程为y=x，即为
41、对角线；3、全回流时所需理论塔板数最少；4、全回流时无精馏产品，无生产实际意义，在开工或实验阶段稳定流量时采用；在在d点上下各板（进料板上下点上下各板（进料板上下区域）气液两相组成基本不变区域）气液两相组成基本不变化，即无增浓作用，点化，即无增浓作用，点d称为称为夹夹紧点紧点。该区域称为恒浓区（或。该区域称为恒浓区（或夹紧区）。夹紧区）。xDxq xFedyq回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度回流比减小，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，所需的理论塔板数增多，当两操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才能达到则需
42、要无穷多的阶梯才能达到d点。相应的回流比称为点。相应的回流比称为最小回最小回流比流比。以。以Rmin表示。对于一定的分离要求，表示。对于一定的分离要求，Rmin是回流比的是回流比的最小值。最小值。4 4 最小回流比最小回流比最小回流比的特征：1、回流比R为最小；2、两操作线的交点落在平衡线上；3、所需理论塔板数最多；对于正常曲线（如图），设对于正常曲线（如图），设d d点坐标为点坐标为(x xq q，y yq q)，则由精馏，则由精馏段的斜率可知段的斜率可知4.1 最小回流比的求法：作图法或解析法最小回流比的求法：作图法或解析法(1)(1)作图法作图法 对于非正常曲线（如图），过对于非正常曲线
43、（如图），过a a或或c c点作平衡线的切线，根点作平衡线的切线，根据切点坐标求据切点坐标求R Rminmin。对于正常曲线，在最小回流比下，对于正常曲线，在最小回流比下，q q点在平衡线上，则由平点在平衡线上，则由平衡方程得衡方程得(2)(2)解析法解析法l泡点进料时，泡点进料时，xq=xF，则，则l饱和蒸汽进料时，饱和蒸汽进料时，yq=yF，则，则对某些进料状态，上式可进一步简化。对某些进料状态，上式可进一步简化。1实际回流比的范围实际回流比的范围精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。比是影
44、响精馏过程经济性的一个重要指标。RminRR十一、适宜回流比的选择十一、适宜回流比的选择2正确选择适宜回流比正确选择适宜回流比l操作费：操作费：l设备费设备费(塔板数塔板数)：加热蒸汽和冷却水：加热蒸汽和冷却水：R增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费用相应增加。用相应增加。V=(R+1)D V=V-(1-q)F设备折旧、维修：设备折旧、维修：指精馏塔、蒸馏釜、冷凝器等设备的投资乘以相应指精馏塔、蒸馏釜、冷凝器等设备的投资乘以相应的折旧费，当设备类型和所用材料已选定时，此项费用主要取决于设备尺寸。的折旧费，当设备类型和所用材料已选定时，此项费用主要
45、取决于设备尺寸。当为当为Rmin时，塔板数无穷大，设备费无穷大；时，塔板数无穷大，设备费无穷大；R继续增大时，继续增大时，塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸增大，即当增大，即当R增加到一定值时，设备费又上升。增加到一定值时，设备费又上升。总费用是操作费用与设备折旧费用之和，其最小值所对应总费用是操作费用与设备折旧费用之和，其最小值所对应的回流比即为的回流比即为适宜的回流比适宜的回流比，常称为，常称为操作回流比操作回流比。RminRR费费用用总费用总费用操作费用操作费用设备费用设备费用适宜回流比的确定适宜回流比的确定R=（
46、1.12）Rmin对于难分离的物系，对于难分离的物系，R应取得更大些。应取得更大些。某精馏段操作线方程为y=0.72x+0.275，则该塔的操作回流比为多少？馏出液组成为多少？精馏塔进料有（）种不同的进料热状况，当进料为气液混合混合物时，气液摩尔比为2:3时，进料热状况q为多少？精馏操作实现的依据是：实现精馏操作的必要条件是：某两组份溶液，相对挥发度为3，在全回流下进行精馏操作，对第n、n+1层塔板计算，如果yn=0.4，则yn+1=()；全回流通常使用于()；已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，操作线方程分别如下：精馏线提馏线试求该塔操作的回流比、进料组成及塔顶、塔底产品中轻组分的摩尔分率在连续
47、精馏塔中分离两组份理想溶液，原料液流量为100kmol/h，组成为0.3(易挥发组分摩尔分率)，其精馏段和提留段操作线方程分别为y=0.714x+0.257，y=1.686x-0.0343，试求1.塔顶馏出液流量和精馏段下降的液体流量；2.进料热状况参数；理论塔板数的捷算法理论板数的简介求法：计算出Rmin，并选择R，利用公式利用公式计算出Nmin，查阅吉利兰图，确定加料版位置和理论板数几种特殊情况下理论板层数的求法几种特殊情况下理论板层数的求法直接蒸汽加热直接蒸汽加热若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液接近于纯水，这时可采用如图所示的直接加热方式，把加热水蒸汽直接通入塔釜，以省掉
48、造价昂贵的再沸器。与间接蒸汽加热精馏塔相比，直接蒸汽加热时精馏操作线、线均相同，但是由于塔釜中通入蒸汽直接加热，提馏段物料衡算及全塔物料衡算关系变了。直接蒸汽加热直接蒸汽加热全塔物料衡算总物料衡算易挥发组分衡算式中直接加热蒸汽流率，kmol/h；直接蒸汽加热时釜液流率，kmol/h；直接蒸汽加热时釜液组成，摩尔分率。其它符号意义与间接蒸汽加热相同。提馏段操作线方程直接蒸汽加热时也应满足恒摩尔流假设,有，。根据物料衡算可导出提馏段操作线方程为如图所示，直接蒸汽加热时提馏段操作线通过横轴上的点（）及线与精馏段操作线的交点（）两点，因此也可用两点求直线的方法求提馏段操作线方程：用上式求直接蒸汽加热时提馏段操作线方程比较方便，问题归结为两操作线交点坐标()如何求。因为线及精馏段操作线均与间接蒸汽加热时相同，所以仍可用前述方法求、值。若用式求，则需据，等关系导出可利用题给已知条件的形式才能求解。