第九章液體精餾

第9章液體精餾9.1蒸餾概述9.2雙組分溶液的汽液相平衡（本章重點(diǎn)）9.3平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾9.4精餾（本章重點(diǎn)）9.5雙組分精餾的設(shè)計(jì)型計(jì)算（本章重點(diǎn)）9.6雙組分精餾的操作型計(jì)算9.7間歇精餾9.8恒沸精餾與萃取精餾引例一引例二引例三9.1蒸餾概述⑴蒸餾及精餾的分離依據(jù)液體均具有揮發(fā)成蒸汽的能力，但各種液體的揮發(fā)性各不相同。蒸餾是利用混合物中各組分揮發(fā)性的差異，而將混合物中各組分進(jìn)行分離的單元操作。蒸餾及精餾分離的依據(jù)：混合物中各組分揮發(fā)性的差異。習(xí)慣上，將液體混合物中的易揮發(fā)組分A稱為輕組分，難揮發(fā)組分B則稱為重組分。9.1蒸餾概述例如苯——甲苯溶液苯（易揮發(fā)）稱易揮發(fā)組分（A）成為蒸汽冷凝液（又稱餾出液）甲苯（難揮發(fā)）稱難揮發(fā)組分（B）成為殘液（又稱釜液）冷凝9.1蒸餾概述將液體混合物加熱至泡點(diǎn)以上沸騰使之部分汽化必有yA>xA；反之將混合蒸汽冷卻到露點(diǎn)以下使之部分冷凝必有xB>yB。上述兩種情況所得到的氣液組成均滿足：部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度的分離。9.1蒸餾概述⑵工業(yè)蒸餾過(guò)程

①平衡蒸餾（閃蒸）平衡蒸餾又稱閃蒸，系連續(xù)定態(tài)過(guò)程，其流程如下圖。

動(dòng)畫(huà)演示9.1蒸餾概述

②簡(jiǎn)單蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾為間歇操作過(guò)程，其流程如下圖。

動(dòng)畫(huà)演示9.1蒸餾概述⑶幾個(gè)相關(guān)問(wèn)題的討論①平衡蒸餾及簡(jiǎn)單蒸餾產(chǎn)生的汽液相組成服從什么關(guān)系？②平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾能否實(shí)現(xiàn)高純度的分離，為什么？③如何蒸餾可得到高純度的產(chǎn)品？④能否利用多次平衡蒸餾或多次簡(jiǎn)單蒸餾實(shí)現(xiàn)高純度分離？為什么？⑤工業(yè)上如何利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離，而流程又不太復(fù)雜呢？9.1蒸餾概述⑷精餾操作的費(fèi)用和操作壓強(qiáng)

蒸餾和精餾都是能耗很高的單元操作，加熱和冷卻費(fèi)用是蒸餾過(guò)程的主要操作費(fèi)用。采用何種措施達(dá)到節(jié)能降耗是精餾過(guò)程研究的重要任務(wù)。對(duì)于同樣的加熱量和冷卻量，所需費(fèi)用還與加熱溫度和冷卻溫度有關(guān)。蒸餾過(guò)程中的液體沸騰溫度和蒸汽冷凝溫度均與操作壓強(qiáng)有關(guān)，故工業(yè)蒸餾的操作壓強(qiáng)應(yīng)進(jìn)行適當(dāng)?shù)倪x擇。除一些特殊情況外一般用常壓精餾。9.1蒸餾概述（5）蒸餾在工業(yè)中的應(yīng)用石油化工（汽油，煤油，柴油）焦化煤氣（回收苯，甲苯，氨，煤焦油）化肥工業(yè)（氮?dú)?，氧氣）食品釀造（酒，啤酒）精?xì)化工(藥物提取，香精，色素)9.1蒸餾概述（6）蒸餾操作的分類按蒸餾方式：簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾及特殊精餾等；按物系的組分?jǐn)?shù)：雙組分精餾、多組分精餾；按操作壓力：常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾；按操作方式：間歇精餾、連續(xù)精餾。本章重點(diǎn)討論：常壓下雙組分連續(xù)精餾9.2雙組分溶液的氣、液相平衡9.2.1理想物系的氣液相平衡9.2.2非理想物系的氣液相平衡9.2.1理想物系的氣液相平衡（1）氣液兩相平衡共存時(shí)的自由度F=N-Φ+2組分?jǐn)?shù)N=2相數(shù)Φ=2平衡物系的自由度F=2恒壓下的雙組分平衡物系中：液相（或氣相）組成與溫度之間的一一對(duì)應(yīng)關(guān)系氣、液組成之間的一一對(duì)應(yīng)關(guān)系9.2.1理想物系的氣液相平衡（2）雙組分理想物系的x~t（泡點(diǎn)）關(guān)系式液相為理想溶液，服從拉烏爾定律：

氣相為理想氣體，服從道爾頓分壓定律：9.2.1理想物系的氣液相平衡混合液沸騰的條件是各組分的蒸汽壓之和等于外壓，即：——泡點(diǎn)方程9.2.1理想物系的氣液相平衡純組分的蒸汽壓與溫度的關(guān)系式可用安托因（Antoine）方程表示，即

故p0與t的關(guān)系為非線性關(guān)系，已知t求p0用上式很方便，但是已知p求泡點(diǎn)t要用試差法（迭代法）求。9.2.1理想物系的氣液相平衡（3）y~

t（露點(diǎn)）關(guān)系式—露點(diǎn)方程相平衡方程的應(yīng)用舉例例1：已知85℃，常壓時(shí)，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為116.9kPa、46kPa，則平衡時(shí)液相組成xA=，氣相組成yA=?相平衡方程的應(yīng)用舉例例2：苯與甲苯精餾，1）已知塔頂溫度82℃，蒸汽中苯的摩爾分率為0.95，求塔頂壓力；2）若壓力不變，溫度升高為85℃，求塔頂組成。飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系見(jiàn)p51例9-1.9.2.1理想物系的氣液相平衡（4）t~x（y）圖苯-甲苯體系的t-x圖t-x（y）圖即溫度——組成圖。①兩端點(diǎn)：右端點(diǎn)代表純易揮發(fā)A組分（x=1）左端點(diǎn)代表純難揮發(fā)B組分（x=0）②兩線：曲線①為飽和液體線或泡點(diǎn)線，泡點(diǎn)與組成x有關(guān)，可由泡點(diǎn)方程得到曲線②為飽和蒸汽線或露點(diǎn)線，露點(diǎn)與組成y有關(guān)，可由露點(diǎn)方程得到③三區(qū)：分別為過(guò)冷液體區(qū)，氣液共存區(qū)和過(guò)熱蒸汽區(qū)。

9.2.1理想物系的氣液相平衡t~x線以下為過(guò)冷液體區(qū)；t~y線以上為過(guò)熱蒸汽區(qū)；在t~x與t~y線之間的區(qū)域?yàn)闅庖汗泊鎱^(qū)，在此區(qū)域內(nèi)氣液組成y與x是成平衡關(guān)系，氣液兩相的量符合杠桿定律。只有設(shè)法使體系落在汽液共存區(qū)才能實(shí)現(xiàn)一定程度的分離。溶液部分汽化可使原料液得到部分分離，部分冷凝亦可實(shí)現(xiàn)一定程度的分離。要實(shí)現(xiàn)高純度分離必須采用多次部分汽化和多次部分冷凝。例題例3：某二元混合物，若液相組成為0.45對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)為t1,氣相組成為0.45對(duì)應(yīng)的露點(diǎn)為t2,則（）a.t1>t2,b.t1<t2,c.t1=t2,d.不確定組成一定時(shí)，露點(diǎn)溫度恒高于泡點(diǎn)溫度9.2.1理想物系的氣液相平衡（5）y~x圖在一定外壓下，氣相組成y和與之平衡的液相組成x之間的關(guān)系曲線，稱氣液相平衡曲線。1）圖中兩條線：平衡線，對(duì)角線。2）平衡線上任一點(diǎn)即表示汽液平衡時(shí)組成，y>x。3）對(duì)角線上的點(diǎn)表y=x，不可分離。4）平衡線距對(duì)角線愈遠(yuǎn)，表明揮發(fā)性能差異愈大，愈易分離。5）平衡線上各點(diǎn)，既表示不同平衡時(shí)的組成，又對(duì)應(yīng)不同溫度點(diǎn)。如tA>tB9.2.1理想物系的氣液相平衡y-x圖可通過(guò)t-x-y圖作出，例如苯-甲苯混合液的y-x圖。

苯-甲苯體系的相平衡曲線例題4：p519-1理想物系泡點(diǎn)及平衡組成的計(jì)算某蒸餾釜的操作壓強(qiáng)為106.7kPa，其中溶液含苯摩爾分?jǐn)?shù)為0.2，甲苯摩爾分?jǐn)?shù)0.8，求此溶液的泡點(diǎn)及平衡的氣相組成。苯-甲苯溶液可作為理想溶液，純組分的蒸汽壓為：苯甲苯式中P0的單位為kPa；溫度t的單位為℃（見(jiàn)excel示例）9.2.1理想物系的氣液相平衡（6）相對(duì)揮發(fā)度和相平衡方程純組分的飽和蒸汽壓P0只能反映純液體揮發(fā)性的大小。某組分與其它組分組成溶液后其揮發(fā)性將受其它組分的影響。溶液中各個(gè)組分的揮發(fā)性大小應(yīng)該怎樣表達(dá)才符合實(shí)際情況呢？揮發(fā)度：氣相中某一組分的蒸汽分壓和與之平衡的液相中的該組份摩爾分率之比，以符號(hào)ν表示。※

在理想溶液中，各組分的揮發(fā)度在數(shù)值上等于其飽和蒸汽壓。9.2.1理想物系的氣液相平衡混合液中兩組分揮發(fā)度之比，稱為相對(duì)揮發(fā)度?！嗥胶夥匠虒?duì)于二元混合物，當(dāng)總壓不高時(shí)，可得：即：討論：1）對(duì)理想溶液9.2.1理想物系的氣液相平衡即理想溶液的值僅依賴于各純組分的性質(zhì)。由于PA

0

，pB0與溫度變化同趨勢(shì)，故隨溫度變化甚微，在操作溫度變化范圍內(nèi)可視為常數(shù)而與組成x無(wú)關(guān)。9.2.1理想物系的氣液相平衡2）

的平均值的取法（物系相對(duì)揮發(fā)度差別不大）（物系相對(duì)揮發(fā)度差別較大，但小于30%）9.2.1理想物系的氣液相平衡3）一定是用易揮發(fā)組分與難揮發(fā)組分之比α≥1α值愈大則愈易分離α接近于1則難分離α=1用普通蒸餾方式將無(wú)法分離α的大小可作為用蒸餾分離某物系的難易程度的標(biāo)志。9.2.1理想物系的氣液相平衡

為常數(shù)時(shí)，溶液的相平衡曲線如下圖所示：相平衡方程的應(yīng)用舉例例5：已知85℃，常壓時(shí)，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為116.9kPa、46kPa，則相對(duì)揮發(fā)度α=？平衡時(shí)液相組成xA=，氣相組成yA=?9.2.2非理想物系的氣液相平衡實(shí)際生產(chǎn)中所遇到的大多數(shù)物系為非理想物系。根據(jù)具體情況，非理想物系又分為兩大類：①液相屬非理想溶液②氣相屬非理想氣體下面僅限于討論非理想溶液的相平衡曲線圖。9.2.2非理想物系的氣液相平衡（1）非理想溶液溶液的非理想性來(lái)源于異種分子之間的作用力aAB不同于同種分子間的作用力aAA、aBB，其表現(xiàn)是溶液中各組分的平衡蒸汽壓偏離拉烏爾定律。此偏差可以是正偏差，也可以是負(fù)偏差，實(shí)際溶液尤以正偏差居多。

9.2.2非理想物系的氣液相平衡1）正偏差非理想溶液

aAB<aAA，aAB<aBB，即異種分子間的排斥傾向起了主導(dǎo)作用，使溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的高，如下圖所示。

9.2.2非理想物系的氣液相平衡※最低恒沸點(diǎn)的溶液：正偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最低恒沸點(diǎn)的溶液※圖9-7苯-乙醇溶液就是這種溶液，其最低恒沸點(diǎn)為tm＝68.3℃，最低恒沸點(diǎn)的恒沸物組成為xm＝0.552。9.2.2非理想物系的氣液相平衡圖9-9為乙醇-水溶液的相平衡曲線也是這種情況，其tm＝78.15℃，xm＝0.894

，用普通精餾的方法分離乙醇-水溶液最多只能接近于恒沸物的組成，這就是工業(yè)酒精濃度95%（體積分?jǐn)?shù)）的原因，要得到無(wú)水酒精，要用特殊精餾的方法。

9.2.2非理想物系的氣液相平衡2）負(fù)偏差非理想溶液aAB>aAA，aAB>aBB

，異分子間的吸引力大，使得溶液的兩個(gè)組分的平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的低，如圖9-6b。。

9.2.2非理想物系的氣液相平衡※最高恒沸點(diǎn)的溶液：負(fù)偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最高恒沸點(diǎn)的溶液?！鶊D9-8氯仿-丙酮溶液就是這種溶液，其tm＝64.5℃，xm＝0.65，也不能用普通精餾方法對(duì)具有最高恒沸點(diǎn)的恒沸物中的兩個(gè)組分加以分離。9.2.2非理想物系的氣液相平衡3）注意：有正負(fù)偏差不一定非是恒沸物。對(duì)于恒沸物系統(tǒng)，可加入第三組分或改變總壓使恒沸點(diǎn)移動(dòng)。非理想溶液相對(duì)揮發(fā)度隨組成的變化很大，不能視為常數(shù)，故相平衡方程不能用。9.2.2非理想物系的氣液相平衡（2）總壓對(duì)相平衡的影響9.2.2非理想物系的氣液相平衡

上述相平衡曲線（包括理想物系及非理想物系）均以恒定總壓P為條件。P↑，泡點(diǎn)t↑

、↓，分離較困難，P對(duì)t－x（或y）圖及y－x圖的影響見(jiàn)圖9-12，由圖可見(jiàn)，當(dāng)P>PA,臨界時(shí)，氣、液共存區(qū)縮小，精餾只能在一定濃度范圍內(nèi)進(jìn)行，即得不到輕組分的高純度產(chǎn)物。

9.2.2非理想物系的氣液相平衡對(duì)高沸點(diǎn)溶液常用低壓操作，即降低泡點(diǎn)，使α增加以利于組分的分離，但壓力過(guò)低，蒸氣冷凝溫度也相應(yīng)降低則所需的冷卻介質(zhì)往往要求采用冷凍設(shè)備。對(duì)于低沸點(diǎn)溶液的分離通常采用加壓操作，目的在于提高蒸氣的冷凝溫度，以避免采用冷凍設(shè)備。故生產(chǎn)中壓力的確定，應(yīng)從溶液分離的難易及操作費(fèi)用全面衡量而定。9.2.2非理想物系的氣液相平衡工業(yè)酒精：壓力101.3KPa沸點(diǎn)78.15℃摩爾分?jǐn)?shù)0.894體積百分?jǐn)?shù)95%思考：P↓，減壓精餾，理論上能否得到無(wú)水酒精？9.3平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾9.3.1平衡蒸餾9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾9.3.1平衡蒸餾（1）流程和原理平衡蒸餾又稱閃蒸，是一個(gè)連續(xù)穩(wěn)定過(guò)程，在恒定溫度與壓力下，蒸汽與釜液處于平衡狀態(tài)，即平衡蒸餾在閃蒸器內(nèi)通過(guò)一次部分汽化使混合液得到一定程度的分離，屬于定常連續(xù)操作，適合于大批量生產(chǎn)且物料只需粗分離的場(chǎng)合。9.3.1平衡蒸餾（2）

特點(diǎn)1）汽相、液相組成恒定，沸點(diǎn)也恒定2）可進(jìn)行連續(xù)穩(wěn)定操作。3）雖然汽相中易揮發(fā)組分增多，液相中易揮發(fā)組分減少，但得不到較純凈產(chǎn)品，只可作為初步粗分離。9.3.1平衡蒸餾（3）過(guò)程的數(shù)學(xué)描述1）物料衡算式：對(duì)連續(xù)定態(tài)過(guò)程做物料衡算可得：總物料衡算：易揮發(fā)組分的物料衡算：兩式聯(lián)立可得：9.3.1平衡蒸餾式中：

F,xF——加料流率，kmol/s及料液組成摩爾分?jǐn)?shù)；

D,y——?dú)庀喈a(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分?jǐn)?shù)；

W,x——液相產(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分?jǐn)?shù)。9.3.1平衡蒸餾

設(shè)液相產(chǎn)物占總加料量的分率為q，氣化率為，則有：

將組成為xF的料液分為任意兩部分時(shí)必滿足此物料衡算式。以上計(jì)算中各股物料流率的單位也可用kg/s，但各組成均須相應(yīng)用質(zhì)量分?jǐn)?shù)表示。

9.3.1平衡蒸餾2）熱量衡算設(shè)加熱爐的熱流量為Q,則

節(jié)流減壓后，物料放出顯熱即供自身的部分氣化，故

9.3.1平衡蒸餾式中：

tF,T——分別為料液溫度與加熱后的液體溫度；K;

te——

閃蒸后氣、液兩相的平衡溫度；K；

Cm,p——

混合液的平均摩爾熱容，kJ/(kmol?K)；

r——

平均摩爾汽化潛熱，kJ/kmol。由此式可求得料液加熱溫度為：

9.3.1平衡蒸餾3）過(guò)程特征方程式平衡蒸汽中可設(shè)氣、液兩相處于平衡狀態(tài)，即兩相溫度相同，組成互為平衡。因此，y與x應(yīng)滿足相平衡方程式

若為理想溶液應(yīng)滿足平衡溫度te與組成x應(yīng)滿足泡點(diǎn)方程，即

例題9-3,p59x=0.7的苯-甲苯溶液在1atm下進(jìn)行平衡蒸餾（閃蒸），已知q=2/3,α=2.47,求離開(kāi)閃蒸塔的汽相組成yD和液相組成xW。9.3.1平衡蒸餾（4）平衡蒸餾過(guò)程的計(jì)算

當(dāng)給定氣化率(1-q)，可依照下圖所示的方法圖解求出所求的氣、液相組成。9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾（1）流程和原理在一定壓強(qiáng)下，料液在加熱釜內(nèi)被加熱到沸騰，汽化后y>x，易揮發(fā)組分被富集，將蒸汽冷凝，分別收集于不同貯槽作為產(chǎn)品，釜內(nèi)殘液難揮發(fā)組分則增濃。9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾（2）特點(diǎn)1）隨蒸餾進(jìn)行，汽相組成和液相組成都在不斷下降。2）沸點(diǎn)在不斷升高，故操作為間歇、不穩(wěn)定過(guò)程。3）所得產(chǎn)品為混合液，簡(jiǎn)單蒸餾只能作為初步分離。4）適合于混合物的粗分離，特別適合于沸點(diǎn)相差較大而分離要求不高的場(chǎng)合，例如原油或煤油的初餾。9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾（3）過(guò)程的數(shù)學(xué)描述

描述簡(jiǎn)單蒸餾過(guò)程的物料衡算、熱量衡算方程與平衡蒸餾并無(wú)本質(zhì)區(qū)別，但簡(jiǎn)單蒸餾是個(gè)時(shí)變過(guò)程，而平衡蒸餾為定態(tài)過(guò)程。因此，對(duì)簡(jiǎn)單蒸餾必須選取一個(gè)時(shí)間微元，對(duì)該時(shí)間微元的始末作物料衡算。設(shè)W——某瞬間釜中的液體量，它隨時(shí)而變，由初態(tài)W1變至終態(tài)W2；

x——某瞬間釜中液體的組成，它由初態(tài)x1降至終態(tài)x2；

y——某一瞬間由釜中蒸出的氣相組成，隨時(shí)間而變。9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾若時(shí)間內(nèi)蒸出物料量為dW，釜內(nèi)液體組成相應(yīng)地由x降為(x-dx)，對(duì)該時(shí)間微元作易揮發(fā)組分的物料衡算可得：

略去二階無(wú)窮小量，上式可寫為將此式積分得：簡(jiǎn)單蒸餾過(guò)程的特征是任一瞬間的氣、液相組成y與x互為平衡，故描述此過(guò)程的特征方程仍為相平衡方程，即9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾（4）簡(jiǎn)單蒸餾的過(guò)程計(jì)算若為理想溶液原料量W1及原料組成x1一般已知，當(dāng)給定x2即可聯(lián)立上式求出殘液量W2。9.3.2簡(jiǎn)單蒸餾由于釜液組成x隨時(shí)變化，每一瞬間的氣相組成y也相應(yīng)變化。若將全過(guò)程的氣相產(chǎn)物冷凝后匯集一起，則餾出液的平均組成及數(shù)量可對(duì)全過(guò)程的始末作物料衡算而求出。全過(guò)程易揮發(fā)組分的物料衡算式為：例題9-3理想溶液簡(jiǎn)單蒸餾時(shí)，某時(shí)刻釜?dú)堃毫縒2（kmol）與易揮發(fā)組分組成x2（摩爾分率）之間有如下關(guān)系式：

式中：W1（kmol）為初始料液量，x1（摩爾分率）為初始濃度，為平均相對(duì)揮發(fā)度。對(duì)苯—甲苯溶液,x1=0.6,W1=10kmol，，在1atm下進(jìn)行簡(jiǎn)單蒸餾。試求：（1）蒸餾到殘液濃度x2=0.5為止，餾出液的量WD（kmol）和平均濃度；（2）若蒸餾至殘液量為原加料的一半時(shí)，殘液的濃度。例題解析解：（1）將已知數(shù)據(jù)代入題給方程得解得kmol

kmol

例題解析（2）依題意W2=W1/2，將有關(guān)數(shù)據(jù)代入題給方程整理后得

上式為非線性方程，可用試差法求x2，也可采用牛頓迭代法求x2

。689.4精餾（重中之重）9.4.1精餾過(guò)程9.4.2全塔物料衡算9.4.3精餾段操作線方程9.4.4

提餾段操作線方程9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響9.4.6

進(jìn)料方程（q線方程）9.4.7理論塔板數(shù)的計(jì)算9.4.1精餾過(guò)程引言：由平衡蒸餾y>xF，x<xF可使汽相多次部分冷凝xF<y1<y2<y3→yA→1使液相多次部分氣化xF>x1>x2>x3→xA→0設(shè)想可用多個(gè)釜來(lái)實(shí)現(xiàn)使汽相y1經(jīng)多次部分冷凝y2→y3→y4→1使液相x1

經(jīng)多次部分汽化x2→x3→x4→09.4.1精餾過(guò)程引言：1、收率低；2、設(shè)備重復(fù)，投資大；3、能耗大。9.4.1精餾過(guò)程回流改進(jìn)：回流→使不處于平衡狀態(tài)的兩相接觸→熱、質(zhì)傳遞→部分冷凝和部分汽化同時(shí)發(fā)生。9.4.1精餾過(guò)程工業(yè)上用若干塊塔板取代中間各級(jí)，這就形成了板式精餾塔。料液塔頂產(chǎn)品,液相回流汽相回流精餾段提餾段再沸器冷凝器精餾原理：在塔內(nèi)，對(duì)氣、液兩相同時(shí)進(jìn)行多次部分冷凝和部分汽化。精餾條件：塔頂?shù)囊后w回流和塔釜的產(chǎn)生的蒸汽回流。精餾原理9.4.1精餾過(guò)程板式塔中的精餾過(guò)程可以詳見(jiàn)下圖：裝置及流程精餾段全塔分以加料板為界提餾段另有：冷凝器、再沸器、塔體761）塔板的作用塔板提供了汽液分離的場(chǎng)所。每一塊塔板是一個(gè)混合分離器足夠多的板數(shù)可使各組分較完全分離對(duì)每一塊塔板，傳熱傳質(zhì)的液相來(lái)自上一板，汽相來(lái)自下一板。9.4.1精餾過(guò)程

2）精餾原理進(jìn)、出第n板的物流有四種：

1．由第n-1板溢流下來(lái)的液體量為，其組成為溫度為；

2．由第n板上升的蒸汽量為，組成為，溫度為；

3．從第n板溢流下去的液體量為，組成為，溫度為；

4．由第n+1板上升的蒸汽量為，組成為，溫度為。

9.4.1精餾過(guò)程溫度：tn+1>tn-1傳熱：從汽相→液相液相被部分汽化、汽相被部分冷凝濃度：yn+1<yn-1*處于不平衡狀態(tài)傳質(zhì)：從液相→汽相結(jié)果：汽相被增濃、液相被減濃（易揮發(fā)組分）故塔板上傳熱、傳質(zhì)同時(shí)反向進(jìn)行9.4.1精餾過(guò)程汽相每上升一板，就被部分冷凝一次，而使A組分被增濃一次，愈到塔頂，濃度愈高，最后得到較純凈A組分。液相每下降一板，則被部分汽化一次，使A組分減少，而使B組分增濃，愈到塔底，B組分愈濃，最后可得到較純B組分。只要塔內(nèi)有足夠多的塔板數(shù)，就可使混合物達(dá)到所要求的分離純度。9.4.1精餾過(guò)程思考：對(duì)第一塊板，液相從何而來(lái)？思考：對(duì)最后一塊板，汽相從何而來(lái)？產(chǎn)品回流加熱釜（再沸器）9.4.1精餾過(guò)程精餾之所以區(qū)別于蒸餾就在于精餾有“回流”，而蒸餾沒(méi)有“回流”。3）回流的作用回流的作用：提供不平衡的氣液兩相，是構(gòu)成氣液兩相傳質(zhì)的必要條件。塔頂回流液體（冷凝器）塔底回流蒸汽（再沸器）9.4.1精餾過(guò)程思考：為什么只需要部分回流而不必全部回流？答：α>1，唯有如此，塔頂和塔底才有產(chǎn)品，否則沒(méi)有工業(yè)意義。理論板：離開(kāi)塔板的蒸汽和液體呈平衡的塔板。理論板是一個(gè)理想化的塔板。理論板在實(shí)際上是不存在的。理論板可以作為衡量實(shí)際塔板分離效果的一個(gè)重要依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。在設(shè)計(jì)計(jì)算時(shí)，先求出理論板數(shù)以后，然后用全塔效率予以校正就可以得出實(shí)際塔板數(shù)。a.塔板傳質(zhì)過(guò)程的簡(jiǎn)化——理論板和板效率4）理論板和衡摩爾流假設(shè)845）理論板和衡摩爾流假設(shè)兩組分的摩爾汽化潛熱相等；兩相接觸交換的顯熱可忽略不計(jì)；塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略不計(jì)。b.恒摩爾流的假設(shè)成立的條件85精餾段，每層塔板上升的蒸汽摩爾流量都相等，提餾段也一樣。即：V1=V2=……V=常數(shù)式中：V------精餾段上升蒸汽的摩爾流量，kmol/h;（1）恒摩爾汽化86精餾段內(nèi)，每層塔板下降的液體摩爾流量都相等，提餾段也一樣。即：L1=L2=······L=常數(shù)式中：L------精餾段下降液體的摩爾流量，kmol/h;（2）恒摩爾溢流9.4.1精餾過(guò)程5）完成精餾的條件：（1）塔頂必須有產(chǎn)品的回流；（2）塔底必須有加熱釜產(chǎn)生的蒸氣回流；（3）在中間加料，加料板位置應(yīng)該是該板的濃度（液相或汽相）和料液濃度一致。F--進(jìn)料量kmol/hD--塔頂產(chǎn)品量kmol/hW--塔釜?dú)堃毫縦mol/hxF--進(jìn)料濃度xD--產(chǎn)品濃度xW--殘液濃度9.4.2全塔物料衡算F,xFD,xDW,xW9.4.2物料衡算總物料衡算：

易揮發(fā)組分的物料衡算：聯(lián)立以上兩式可得:通常進(jìn)料組成是給定的，這樣，在確定精餾條件時(shí)受上式的約束，則有：——餾出液的采出率——釜液的采出率9.4.2物料衡算1）規(guī)定塔頂，塔底產(chǎn)品組成時(shí)，即規(guī)定了產(chǎn)品質(zhì)量，則可計(jì)算產(chǎn)品的采出率。換言之，規(guī)定了塔頂，塔底的產(chǎn)品質(zhì)量，產(chǎn)品的采出率不再能自由選擇。2）規(guī)定塔頂產(chǎn)品的采出率和質(zhì)量，則塔底產(chǎn)品的質(zhì)量及采出率不能自由選擇。3）規(guī)定塔底產(chǎn)品的采出率和質(zhì)量，則塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量及采出率不能再自由選擇。9.4.2物料衡算三點(diǎn)說(shuō)明:1）回收率的定義塔頂易揮發(fā)組分回收率

塔底難揮發(fā)組分回收率9.4.2物料衡算2）在規(guī)定分離要求時(shí)應(yīng)使或。如果塔頂產(chǎn)品采出率取得過(guò)大，即使精餾塔有足夠的分離能力，塔頂仍不可能獲得高純度的產(chǎn)品，因其組成必須滿足：3）我們以后會(huì)講對(duì)大部分物系來(lái)說(shuō)組分的摩爾汽化潛熱相近，滿足恒摩爾流假設(shè)，在推導(dǎo)操作線方程時(shí)以恒摩爾流假設(shè)為基礎(chǔ)，故對(duì)這類物系全塔物料平衡時(shí)還是用摩爾流量和摩爾分率。除非是恒質(zhì)量物系才用質(zhì)量流量和質(zhì)量分率。9.4.2物料衡算（3）回流比和能耗回流量的相對(duì)大小通常以回流比即塔頂回流量L與塔頂產(chǎn)品量D之比表示：※思考：增大回流比是否意味著產(chǎn)品流率D的減少？增大回流比的措施是增大塔底的加熱速率和塔頂?shù)睦淠?。增大回流比的代價(jià)是能耗的增大。加大回流比既增加精餾段的液、氣比，也增大了提餾段的氣、液比，對(duì)提高兩組分的分離程度都起積極作用。答：否！例9-4-1在一連續(xù)操作的精餾塔內(nèi)，某混合液的流量為40.39kmol/h,輕組分A摩爾分率為0.3，要求溜出液輕組分回收率0.88,塔釜中A含量不超過(guò)0.05，求塔頂溜出液的摩爾流量和摩爾分?jǐn)?shù)。解：959.4.3精餾段操作線方程

——回流比

——精餾段操作線方程96精餾段操作線:當(dāng)R,D,xD為一定值時(shí),該操作線為一直線.yxxD操作線為過(guò)點(diǎn)（xD，xD

）斜率:截距:當(dāng)D一定時(shí)，精餾段上升的氣體量V以及下降的液體量L由R決定。97例9-4-2：已知精餾段操作線方程為yn+1=0.8xn+0.19則操作回流比R？溜出液組成為？

98全回流（沒(méi)有塔頂采出）:當(dāng)R,D,xD為一定值時(shí),操作線為一直線.斜率:截距:yxxD操作線為yn+1=xn，即對(duì)角線99例9-4-3.某理想溶液兩組份在操作條件下的飽和蒸汽壓分別為100、50kpa，全回流操作下，從塔頂往下數(shù)第3層x3=0.3,則y3=,y4=,x4=.y3x3y3y4>>100例9-4-4.某兩組份混合物的平均相會(huì)揮發(fā)度α=2.0，回流比R=4，xD=0.9，從塔頂往下數(shù)第5層x5=0.3,則y5=,y6=,x6=.101yx例9-4-5精餾塔中相鄰兩層塔板上取三個(gè)樣品，yn，yn+1,xn，試判斷如下兩種操作方式中那個(gè)分析結(jié)果正確。部分回流（）全回流（）A：

yn>yn+1>xnC：

yn>yn+1=xnD：

xn>yn+1>ynB：

yn>xn>yn+11029.4.4提餾段操作線方程——提餾段操作線方程1039.4.3提餾段操作線方程

參考p66-圖9-22——提餾段操作線方程104提餾段操作線:當(dāng)L’,W,xW為定值時(shí),該操作線為一直線.斜率:截距:yxxw操作線為過(guò)點(diǎn)（xw，xw

）105例9-4-6.某兩組份混合物精餾時(shí)兩條操作線分別為：y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172求：塔頂溜出液和塔底釜液組成。精餾段操作線特點(diǎn)？提餾段操作線特點(diǎn)？xD=0.8xD+0.172xD=0.172/(1-0.8)=0.86xw=1.3xw-0.018xw=0.018/(1.3-1)=0.06斜率小于1，過(guò)(xD,xD)點(diǎn)斜率大于1，過(guò)(xw,xw)點(diǎn)9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響加料板熱量及物料衡算

a.tF<t泡

b.tF=t泡

c.t泡<

tF<t露

d.tF=t露

e.tF>t露1）加料的熱狀態(tài)（共5種）9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響2）理論加料板（第m塊）

不論進(jìn)入加料板各物流的組成、熱狀態(tài)及接觸方式如何，離開(kāi)加料板的氣液兩相溫度相等，組成互為平衡。

熱量衡算：

輕組分物料衡算式：相平衡方程：3）精餾段與提餾段兩相流量的關(guān)系總物料衡算式

熱量衡算9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響q——進(jìn)料熱狀況參數(shù)D，R一定時(shí)，q影響提溜段下降的液體量及上升的氣體量9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響作業(yè)題9-7提示，p99①飽和液體進(jìn)料（泡點(diǎn)進(jìn)料）tF=t泡q=19.4.5進(jìn)料熱狀況的影響②飽和蒸汽進(jìn)料（露點(diǎn)進(jìn)料）tF=t露q=09.4.5進(jìn)料熱狀況的影響③汽液混合物進(jìn)料

t泡<

tF<t露0＜q＜１若進(jìn)料為F，液體流率qF氣體流率(1-q)F9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響④過(guò)熱蒸汽tF>t露q<０9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響⑤冷液進(jìn)料tF<t泡q＞１9.4.5進(jìn)料熱狀況的影響1179.4.5進(jìn)料熱狀況的影響

小結(jié)(1)過(guò)冷液體（O點(diǎn)）(2)飽和液體（A點(diǎn)、泡點(diǎn)進(jìn)料）(3)氣液混合（P點(diǎn)）(4)飽和蒸汽（D點(diǎn)、露點(diǎn)進(jìn)料）(5)過(guò)熱蒸汽（Q點(diǎn)）(1)q>1(2)q=1(3)0<q<1(4)q=0(5)q<0xDxW兩條操作線斜率不等必然有交點(diǎn)，交點(diǎn)的軌跡？1199.4.6進(jìn)料方程（q線方程）q線方程或進(jìn)料方程省略下標(biāo)的操作線方程q線方程是聯(lián)立精餾段操作線方程和提餾段操作線方程導(dǎo)出的,它實(shí)際上是代表兩操作線交點(diǎn)d的軌跡方程。在圖上q線是通過(guò)對(duì)角線（）上點(diǎn)f（xF，xF）的一條直線，斜率為。因此，可從對(duì)角線上的f點(diǎn)出發(fā)，以為斜率作出q線。物理意義：兩操作線交點(diǎn)的軌跡。9.4.6進(jìn)料方程（q線方程）q線方程完全為進(jìn)料組成xF和熱狀況參數(shù)q所決定，亦稱之為進(jìn)料方程。討論：對(duì)氣液混合物進(jìn)料0<q<1，q線方程中xF指氣相、液相中易揮發(fā)組分的總組成，不是指其中液相的易揮發(fā)組分組成。思考：求氣液混合物進(jìn)料中液相組成x與氣相組成y用什么方法？9.4.6進(jìn)料方程（q線方程）進(jìn)料熱狀況對(duì)q線的影響進(jìn)料熱狀況q值q/（q-1）q線的形狀冷液進(jìn)料泡點(diǎn)進(jìn)料氣液混合物進(jìn)料露點(diǎn)進(jìn)料過(guò)熱蒸氣進(jìn)料q>1q=10<q<1q=0q<0yxxDxWq點(diǎn)y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172泡點(diǎn)進(jìn)料，求原料液、溜出液、釜液的組成。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1xF例題9-4-7124yxxDxWq點(diǎn)y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172露點(diǎn)進(jìn)料，求原料液、溜出液、釜液的組成。露點(diǎn)進(jìn)料，q=0xF125可得提餾段操作線方程的另一種型式顯然，這種型式更易于計(jì)算，因操作參數(shù)均為進(jìn)出料及回流量，更直觀些。例題9-4-8將含24%易揮發(fā)組分某混合液于泡點(diǎn)溫度下送入連續(xù)精餾塔，餾出液含易揮發(fā)組分95%，殘液中含3%易揮發(fā)組分（均為mol分率），塔頂蒸汽量為850kmol/h，回流量為670kmol/h，塔頂為全凝器，泡點(diǎn)回流。求：塔頂回收率η及精操線、提操線方程。物料衡算精餾段操作線方程解法二提餾段操作線方程解法二解法三解法四無(wú)需知道F值也能寫出q線對(duì)精餾段和提餾段的操作線的影響？精餾段操作線畫(huà)法提餾段操作線畫(huà)法xDabxWcdgc,g兩點(diǎn)的數(shù)值都很小，提餾段操作線不易準(zhǔn)確作出。q線方程或進(jìn)料方程精餾段操作線與提溜段操作線交點(diǎn)的軌跡方程提餾段操作線畫(huà)法操作線的作法xDabxWcxFe截距斜率fd138小結(jié)（精餾五條線）9.4.7理論塔板數(shù)的確定F,xFD,xDW,xW二、逐板計(jì)算法一、梯級(jí)圖解法

2）自對(duì)角線上的點(diǎn)a(xD,xD)開(kāi)始，在精餾段操作線與平衡線之間作由水平線和垂直線構(gòu)成的階梯；一、梯級(jí)圖解法

1）先在x–y圖上作出精餾段和提餾段的操作線。1、階梯畫(huà)法3）當(dāng)階梯跨過(guò)兩操作線的交點(diǎn)d時(shí)，改在提餾段操作線與平衡線之間繪階梯，直至階梯的垂線達(dá)到或跨過(guò)點(diǎn)c(xW,xW)為止。xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=3直角階梯代表一塊理論板，直線12的距離代表液相減濃的程度，直線23的距離代表氣相增濃的程度。2.最優(yōu)加料位置的確定加料過(guò)晚加料過(guò)早進(jìn)料位置對(duì)應(yīng)于兩操作線交點(diǎn)d所在的梯級(jí)，這一位置即為適宜的進(jìn)料位置。9.4.7精餾塔的逐板計(jì)算二、逐板計(jì)算法

思路：從全凝器開(kāi)始,交替使用相平衡方程以及操作線方程，直到為止，用n次相平衡方程，則需n塊理論板。逐板計(jì)算不需事先知道方程式的數(shù)目，故對(duì)板數(shù)N為待定變量的設(shè)計(jì)型問(wèn)題尤為適合。9.4.7理論塔板數(shù)的計(jì)算二.逐板計(jì)算法xn~yn符合平衡關(guān)系；yn+1~xn符合操作關(guān)系。塔釜間接加熱，塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流。塔頂全凝器F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1146塔頂采用全凝器由y1

=xD(a)x1y2x2y3…xq≥xn(b)(a)(a)(a)(b)精餾段理論板層數(shù)：n-1（進(jìn)料板算在提餾段）每使用一次相平衡方程，表示需要一塊理論版。147

…

(a)(a)(a)(c)(c)(c)提餾段理論板層數(shù)：m總理論板層數(shù)：n+m-1由=xn≤xW9.4.7理論板數(shù)的計(jì)算說(shuō)明1）使用一次平衡關(guān)系就相當(dāng)于一塊理論板的計(jì)算。2）使用一次平衡關(guān)系和操作關(guān)系就可在平衡線和操作線上形成一個(gè)直角三角形，故一個(gè)直角三角形就代表一塊理論板。當(dāng)計(jì)算到xn≤xq時(shí)，換用平衡關(guān)系與提餾段操作關(guān)系。則精餾段的理論板數(shù)N精=n-1塊，第n塊是加料板。9.5.1理論板數(shù)的計(jì)算3）當(dāng)計(jì)算到xm≤xW時(shí)結(jié)束，提餾段共m塊板。4）全塔所需的理論板數(shù)N=n+m-1塊（不包括再沸器）。精餾段所需理論板數(shù)N精=n-1塊，第n塊是加料板，提餾段所需的理論板數(shù)N提=m塊（不含再沸器，包括加料板）。5）此法準(zhǔn)確可計(jì)算出各板的汽液組成，但麻煩費(fèi)時(shí)。例題9-4-9有一精餾塔，已知xD=0.97（摩爾分率）R=2平衡關(guān)系α=2.4，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，D=100kmol/h，求塔頂?shù)诙K板上升的氣量V及組成y2和下降的液量L及組成x2例題9-4-10某精餾塔分離A、B混合液，進(jìn)塔物料含易揮發(fā)組分A為50%（mol分率）的飽和蒸汽，處理量為100kmol/h，塔頂D=50kmol/h，精操線方程為yn+1=0.833xn+0.15，間接蒸汽加熱，全凝器。求：1）xD,xW2）全凝器冷凝量V及塔釜蒸汽量3）提餾段操作線方程4）若α=3，求離開(kāi)第二塊板上升汽相y2若塔頂采用分凝器，分凝器內(nèi)進(jìn)行的是部分冷凝過(guò)程，所以離開(kāi)分凝器的氣、液兩相組成、是成平衡的，即

（3）塔頂設(shè)分凝器9.5.1理論板數(shù)的計(jì)算對(duì)分凝器做總物料及易揮發(fā)組分物料衡算可得對(duì)全凝器有：，；令，則

，可得

可看出，塔頂有分凝器的精餾塔，精餾段操作線方程與沒(méi)有分凝器的塔是一樣的，且離開(kāi)分凝器的汽液組成是成平衡的，所以分凝器也相當(dāng)于一塊理論板。若逐板計(jì)算從開(kāi)始，則所得的理論板數(shù)必須再減去一塊，即（不含分凝器與再沸器）。9.5雙組分精餾的設(shè)計(jì)型計(jì)算9.5.1理論板數(shù)的計(jì)算9.5.2回流比的選擇9.5.3加料熱狀況的選擇9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其他類型9.5.1理論板數(shù)的計(jì)算

⑴設(shè)計(jì)型命題

設(shè)計(jì)型計(jì)算的任務(wù)是根據(jù)規(guī)定的分離要求，選擇精餾的操作條件，計(jì)算所需的理論板數(shù)。規(guī)定分離要求是對(duì)塔頂、塔底產(chǎn)品的質(zhì)量和純度提出一定的要求，工業(yè)上有時(shí)規(guī)定分離過(guò)程中某個(gè)有用產(chǎn)物（如輕組分）的回收率以代替產(chǎn)率：已知：xD，xF，xW，R，α進(jìn)料狀況q求：NT9.5.1理論板數(shù)的計(jì)算（1）逐板計(jì)算法（具有全凝器，間接蒸汽加熱，泡點(diǎn)回流）逐板計(jì)算法是由塔頂開(kāi)始交替使用相平衡關(guān)系和操作關(guān)系進(jìn)行逐板計(jì)算直至塔釜組成符合要求為止，計(jì)算過(guò)程每使用一次相平衡關(guān)系，就代表需要一層理論板。（2）圖解法相平衡曲線無(wú)法擬合成用α表示的方程。9.5.2回流比的選擇一、回流比對(duì)精餾過(guò)程的影響回流比R=L/D當(dāng)F,xF,q,W,D固定，則xD,xW

也固定1）如R=L/D↑則R/(R+1)↑精操線遠(yuǎn)離平衡線，推動(dòng)力增大結(jié)果：NT↓投資費(fèi)↓但因D固定，則L↑，V=L+D↑

=V-(1-q)F↑蒸汽量（塔釜）↑冷卻水量（塔頂）↑xDxWxF回流比與理論板層數(shù)的關(guān)系R越大

NT越少R1R2R3二.全回流和最少理論板層數(shù)1、全回流的概念若上升至塔頂?shù)恼魵饨?jīng)全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔內(nèi)，該回流方式稱為全回流。

全回流精餾的開(kāi)工階段全回流的應(yīng)用(2)最少理論板層數(shù)回流比愈大，完成一定的分離任務(wù)所需的理論板層數(shù)愈少。當(dāng)回流比為無(wú)限大，兩操作線與對(duì)角線重合，此時(shí)，操作線距平衡線最遠(yuǎn)，氣液兩相間的傳質(zhì)推動(dòng)力最大，因此所需理論板層數(shù)最少，以Nmin表示。1.全回流和最少理論板層數(shù)2.最少理論板數(shù)全回流與最少理論板數(shù)操作線：平衡線：第1塊板：全凝器則第2塊板：3、最少理論板層數(shù)計(jì)算NT塊板后斯芬克公式注意求得的最小理論板層數(shù)含再沸器α為全塔平均相對(duì)揮發(fā)度166三.最小回流比1、最小回流比的概念對(duì)于一定分離任務(wù)，減小操作回流比，兩操作線向平衡線靠近，所需理論板層數(shù)增多。當(dāng)回流比減小到某一數(shù)值，兩操作線的交點(diǎn)e落到平衡線上，此時(shí)，若在平衡線與操作線之間繪階梯，將需要無(wú)窮多階梯才能到達(dá)點(diǎn)e（挾點(diǎn)），相應(yīng)的回流比即為最小回流比，以Rmin表示。xDxWxFR1R2夾緊區(qū)挾點(diǎn)最小回流比斜率xeyee9.5.2回流比的選擇2、最小回流比Rmin的計(jì)算

最小回流比最小回流比Rmin

——為完成一定的分離任務(wù)所需塔板為無(wú)窮多時(shí)的回流比。9.5.2回流比的選擇Rmin的求法：

R=Rmin時(shí)，，e稱為挾點(diǎn)（）。思考：求Rmin關(guān)鍵是挾點(diǎn)坐標(biāo)xe、ye

值，那么如何來(lái)求xe、ye呢?9.5.2回流比的選擇1）對(duì)理想溶液（視為常數(shù)）

將xe代入相平衡方程求ye

或把xe代入精餾段操作線方程即可求出ye

：解出、值有以下兩種特殊情況：①泡點(diǎn)進(jìn)料

9.5.2回流比的選擇②飽和蒸汽進(jìn)料將ye代入相平衡方程求xe或把ye代入精餾段操作線方程即可求出xe

：9.5.2回流比的選擇3、對(duì)非理想溶液

圖9-33不同平衡線形狀的最小回流比9.5.2回流比的選擇注意：最小回流比一方面與物系的相平衡性質(zhì)有關(guān)，另一方面也與規(guī)定的塔頂、塔底摩爾分?jǐn)?shù)有關(guān)。對(duì)于指定物系，最小回流比只取決于混合物的分離要求，故最小回流比是設(shè)計(jì)中特有的問(wèn)題。離開(kāi)了指定的分離要求，也就不存在最小回流比的問(wèn)題。9.5.2回流比的選擇4、最適宜回流比的選擇9.5.2回流比的選擇通常適宜回流比可取最小回流比的（）倍，即：近年，由于能源緊張，其倍數(shù)有降低的趨勢(shì)，有的甚至可降到1.05倍。176以上分析主要是從設(shè)計(jì)角度考慮的。生產(chǎn)中卻是另一種情況:設(shè)備都已安裝好，即理論塔板數(shù)固定。若原料及組成、熱狀態(tài)均為定值，倘若加大回流比操作，這時(shí)操作線更接近對(duì)角線，所需理論板數(shù)減少，而塔內(nèi)理論板數(shù)顯得比需要的多了，因而產(chǎn)品純度會(huì)有所提高。反之，當(dāng)減少回流比操作，情形正好與上述相反，產(chǎn)品純度會(huì)有所降低。故在生產(chǎn)操作中，經(jīng)常把調(diào)節(jié)回流比當(dāng)作保證產(chǎn)品純度的重要手段。177例9-5-1：已知α=2,溜出液組成為0.94，塔釜組成為0.04，塔釜?dú)堃毫髁繛?50kmol/h.回流比為最小回流比的1.2倍，且已知進(jìn)料方程為y=6x-1.5。寫出操作線方程。178精餾段操作線提餾段操作線L’,V’,W=?179例9-5-2：其余同上題，但是F未知。判斷進(jìn)料熱狀況，能否寫出操作線方程。

q點(diǎn)：精餾段、提溜段，q線三條線的交點(diǎn)；如果是挾點(diǎn)e，則e對(duì)應(yīng)四條線（加平衡線）的交點(diǎn)。礦大考研題之一作業(yè)題1在連續(xù)精餾塔內(nèi)分離二元理想液體，進(jìn)料組成為0.4。塔頂上升蒸汽先經(jīng)過(guò)分凝器部分冷凝后組成為0.95的液相回流，氣相再經(jīng)過(guò)全凝器作為塔頂產(chǎn)品采出。操作線方程為y=1.36x-0.00653;y=0.798x+0.197。求：1）進(jìn)料方程并判斷進(jìn)料熱狀況；2）易揮發(fā)組分的回收率；3）相對(duì)揮發(fā)度。作業(yè)題2在連續(xù)精餾塔內(nèi)分離二元理想液體，飽和氣體進(jìn)料，組成為0.55，進(jìn)料量為120kmol/h。相會(huì)揮發(fā)度為2.5，釜?dú)堃毫髁繛?5kmol/h，提溜段上升蒸汽量為140kmol/h,回流比是最小回流比的1.55倍，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流。求：1）回流比；2）塔頂和塔釜組成。（5）理論塔板數(shù)的捷算法曲線兩端代表兩種極限情況:右端Ｒ全回流R=∞，N=Nmin左端R=Rmin，N=∞9.5.2回流比的選擇吉利蘭圖適合:a.組分?jǐn)?shù)：2-11個(gè)b.進(jìn)料：冷液→過(guò)熱蒸汽五種狀況c.Rmin=0.53～7.0d.α=1.26～4.05e.N=2.4～43.1※注意：捷算法中的N與Nmin均指全塔（包括塔釜）的理論板數(shù)。185a、全塔效率ENT:不包括塔釜再沸器（6）塔效率b、單板效率(默弗里板效率)Emv,EmLxn*，xn，xn-1yn*ynyn+1作業(yè)題2在連續(xù)精餾塔內(nèi)分離二元理想液體，飽和氣體進(jìn)料，組成為0.55，進(jìn)料量為120kmol/h。相會(huì)揮發(fā)度為2.5，釜?dú)堃毫髁繛?5kmol/h，提溜段上升蒸汽量為140kmol/h,回流比是最小回流比的1.55倍，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流。求：1）回流比；2）塔頂和塔釜組成。3)若測(cè)得第n塊板的液相單板效率為0.5，且xn-1=0.925,計(jì)算離開(kāi)第n塊板的氣液相組成。9.5.3加料熱狀態(tài)的選擇進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)操作線的影響在給定回流比R下，q值的變化不影響精餾段操作線的位置，但明顯改變了提餾段操作線的位置。結(jié)論：q值愈小，所需理論板數(shù)反而愈多。188例9-5-3.某二元混合物以10kmol/h的流量連續(xù)進(jìn)入精餾塔，原料液、溜出液、釜液中輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)分別為0.3，0.95和0.03。操作回流比為3，試求q值分別為1.3；1；0.5；0；-0.1時(shí)塔釜蒸發(fā)量及精餾段操作線斜率。當(dāng)q=1.3時(shí)189q值進(jìn)料熱狀況L’kmol/hV’kmol/hL’/V’1.3過(guò)冷液體21.7714.721.481.0泡點(diǎn)18.7811.721.640.5氣液混合物13.806.722.050露點(diǎn)8.791.725.11-0.1過(guò)熱蒸汽7.820.7210.86精餾區(qū)別于普通蒸餾的區(qū)別是？回流（塔內(nèi)物料循環(huán)），這是保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提9.5.3加料熱狀態(tài)的選擇為理解此點(diǎn)，應(yīng)明確比較的標(biāo)準(zhǔn)。精餾的核心是回流。而以上對(duì)不同q值進(jìn)料所作的比較是以固定回流比R為基準(zhǔn)的，也即以固定塔頂冷凝量為基準(zhǔn)的?！砸话愣?，在熱耗不變的情況下，熱量應(yīng)盡可能在塔底輸入，使所產(chǎn)生的汽相回流能在全塔中發(fā)揮作用；而冷量應(yīng)盡可能施加于塔頂，使所產(chǎn)生的液體回流能經(jīng)過(guò)全塔而發(fā)揮最大的效能。9.5.3加料熱狀態(tài)的選擇答:其目的不是為了減少塔板數(shù)，而是為了降低能耗并降低塔釜溫度，以免結(jié)焦。思考：根據(jù)以上觀點(diǎn)，原料不應(yīng)經(jīng)預(yù)熱或部分汽化，前道工序的來(lái)料狀態(tài)就是進(jìn)料狀態(tài)。那么為什么工業(yè)上有時(shí)采用熱態(tài)甚至汽態(tài)進(jìn)料呢？9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型

通常設(shè)通入的加熱蒸汽為飽和蒸汽。滿足恒摩爾流假設(shè),故有，。⑴直接蒸汽加熱當(dāng)待分離物系為某種輕組分與水的混合物時(shí)，這時(shí)可采用直接加熱方式，把加熱蒸汽直接通入塔釜，可以省掉造價(jià)昂貴的再沸器。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型與間接蒸汽加熱精餾塔相比，直接蒸汽加熱時(shí)精餾操作線、q線均相同。由于塔釜中通入蒸汽直接加熱，提餾段物料衡算及全塔物料衡算關(guān)系變了。

9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型①全塔物料衡算

易揮發(fā)組分物料衡算：總物料衡算：9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型②提餾段操作線方程滿足恒摩爾流假設(shè),有，。根據(jù)物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程：——提餾段操作線方程9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型③圖示：直接蒸汽加熱時(shí)提餾段操作線通過(guò)橫軸上的點(diǎn)（0，xW）及q線與精餾段操作線的交點(diǎn)（ｙｑ，xｑ）兩點(diǎn)。也可用兩點(diǎn)求直線的方法求提餾段操作線方程：9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型用上式求直接蒸汽加熱時(shí)提餾段操作線方程比較方便，問(wèn)題歸結(jié)為兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)()如何求？因?yàn)榫€及精餾段操作線均與間接蒸汽加熱時(shí)相同，所以仍可用前述方法求、值。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型④比較直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型因?yàn)閃直接>W間接。直接蒸汽的加入使釜液排放量W增加，根據(jù)物料衡算則xw下降，xw的下降必然引起用直接蒸汽加熱所需的理論板數(shù)增加。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型⑵多股進(jìn)料（以兩股進(jìn)料為例）兩種成分相同但濃度不同的料液可在同一塔內(nèi)進(jìn)行分離，兩股料液應(yīng)分別在適當(dāng)位置加入塔內(nèi)。

9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型①操作線方程Ⅰ段

Ⅱ段

式中

特別，當(dāng)為泡點(diǎn)進(jìn)料，則Ⅱ段操作線可寫成

9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型

Ⅲ段式中

無(wú)論何種進(jìn)料熱狀況，操作線斜率必有（Ⅲ）>（Ⅱ）>（Ⅰ）。②全塔物料衡算總物料衡算易揮發(fā)組份衡算聯(lián)立以上兩式可得回收率9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型

③線方程線方程數(shù)與進(jìn)料股數(shù)相同，兩股進(jìn)料線方程有兩個(gè)，即，④最小回流比回流比減小，三條操作線均向平衡線靠攏。當(dāng)減小至某個(gè)值時(shí)，挾點(diǎn)可能出現(xiàn)在Ⅰ-Ⅱ兩段操作線的交點(diǎn)處，也可能出現(xiàn)在Ⅱ-Ⅲ兩段操作線的交點(diǎn)處。對(duì)非理想性很強(qiáng)的物系，挾點(diǎn)也可能出現(xiàn)在某個(gè)中間位置，先出現(xiàn)挾點(diǎn)時(shí)的回流比為最小回流比。

9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型⑶側(cè)線出料當(dāng)需要組成不同的兩種或多種產(chǎn)品時(shí)，可在塔內(nèi)相應(yīng)組成的塔板上安裝側(cè)線抽出產(chǎn)品。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型整個(gè)精餾塔可分成三段，每段均可按圖中所示符號(hào)用物料衡算推出其操作線方程。以下僅討論側(cè)線抽出的產(chǎn)品為泡點(diǎn)液體的情況。 操作線方程Ⅰ段

Ⅱ段（泡點(diǎn)采出）以上兩式中定義為。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型Ⅲ段式中

有側(cè)線出料時(shí)操作線斜率通常(Ⅱ)<(Ⅰ)，在最小回流比時(shí)，挾點(diǎn)一般出現(xiàn)在q線與平衡線交點(diǎn)處。9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型特點(diǎn)：從第一塊板加料，無(wú)精餾段，無(wú)回流，下降的液體由進(jìn)料提供目的：回收A組分，或A組分含量低，但大。加料情況：冷液或泡點(diǎn)進(jìn)料。（4）回收塔（提餾塔）9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型操作方程：泡點(diǎn)進(jìn)料9.5.4雙組分精餾過(guò)程的其它類型最大餾出液含量9.6雙組分精餾的操作型計(jì)算9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算⑴操作型計(jì)算的命題：

此類計(jì)算的任務(wù)是在設(shè)備（精餾段板數(shù)及全塔理論板數(shù)）已定的條件下，由指定的操作條件預(yù)計(jì)精餾操作的結(jié)果。已知量：全塔總板數(shù)及加料板位置（第塊板）；相平衡曲線或相對(duì)揮發(fā)度；原料組成與熱狀態(tài)，回流比；并規(guī)定塔頂餾出液的采出率。待求量：精餾操作的最終結(jié)果——產(chǎn)品組成以及逐板的組成分布。9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算操作型計(jì)算的特點(diǎn)：

①由于眾多變量之間的非線性關(guān)系，使操作型計(jì)算一般均須通過(guò)試差（迭代），即先假設(shè)一個(gè)塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計(jì)算予以校核的方法來(lái)解決。②加料板位置（或其它操作條件）一般不滿足最優(yōu)化條件。2131.NT不變，泡點(diǎn)進(jìn)料，討論xD,xW如何變化？(1)xF,其它不變，D,W不變。結(jié)論：xD,xW9.6.1操作型計(jì)算xF

對(duì)xD,xW

的影響214(2).R結(jié)論：xD,xW

R對(duì)xD,xW

的影響(3).q結(jié)論：xD,xW

q對(duì)xD,xW

的影響216２、一個(gè)正常操作的精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂塔底產(chǎn)品均合乎要求，由于某種原因，xF。問(wèn)：1）此時(shí)產(chǎn)品組成將有何變化？

2）若維持xD不變，可采用哪些措施？9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算定量計(jì)算方法:先設(shè)定某一值，可按物料衡算式求出交替使用至加料板，過(guò)加料板換提餾段操作線方程與相平衡方程9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算算出最后一塊理論板的液體組成。將此值與所假設(shè)的值比較，兩者基本接近則計(jì)算有效，否則重新試差?！⒁?在餾出液流率D/F規(guī)定的條件下，藉增加回流比R一提高的方法并非總是有效：①的提高受精餾段塔板數(shù)即精餾塔分離能力的限制。9.6.1精餾過(guò)程的操作型計(jì)算②的提高受全塔物料衡算的限制。加大回流比可提高，但其極限值為。對(duì)一定塔板數(shù)，即使采用全回流，也只能某種程度趨近于此極限值。③加大操作回流比意味著加大蒸發(fā)量與冷凝量。這些數(shù)值還將受到塔釜及冷凝器的傳熱面的限制。9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板⑴精餾塔的溫度分布溶液的泡點(diǎn)與總壓及組成有關(guān)。精餾塔內(nèi)各塊塔板上物料的組成及總壓并不相同，因而塔頂至塔底形成某種溫度分布。在加壓或常壓精餾中，各板的總壓差別不大，形成全塔溫度分布的主要原因是各板組成不同。9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板減壓精餾中，各板組成與總壓的差別是影響全塔溫度分布的重要原因，且后一因素的影響往往更為顯著。⑵靈敏板一個(gè)正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的干擾（如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動(dòng)等），全塔各板的組成發(fā)生變動(dòng)，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)的變化。因此，有可能用測(cè)量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液的變化。9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板在一定總壓下，塔頂溫度是餾出液組成的直接反映。但在高純度分離時(shí)，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高的一個(gè)塔段中溫度變化極小，典型的溫度分布曲線如圖9-45所示。9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板這樣，當(dāng)塔頂溫度有了可覺(jué)察的變化，餾出液組成的波動(dòng)早已超出允許的范圍。以乙苯-苯乙烯在8kPa下減壓精餾為例，當(dāng)塔頂餾出液中含乙苯由99.9%降至90%時(shí)，泡點(diǎn)變化僅為0.7℃。結(jié)論：高純度分離時(shí)一般不能用測(cè)量塔頂溫度的方法來(lái)控制餾出液的質(zhì)量。9.6.2精餾塔的溫度分布和靈敏板仔細(xì)分析操作條件變動(dòng)前后溫度分布的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化最為顯著?；蛘哒f(shuō)，這些塔板的溫度對(duì)外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早覺(jué)察精餾操作所受到的干擾；而且靈敏板比較靠近進(jìn)料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動(dòng)并及時(shí)采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。9.7間歇精餾當(dāng)混合液的分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常變化時(shí)，采用間歇精餾的操作方式比較靈活機(jī)動(dòng)。9.7.1間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)9.7.1間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)間歇精餾過(guò)程具有如下特點(diǎn)：①間歇精餾為非定態(tài)過(guò)程。在精餾過(guò)程中，釜液組成不斷降低。若在操作時(shí)保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過(guò)程中應(yīng)不斷加大回流比。為達(dá)到預(yù)定的要求，實(shí)際操作可以靈活多樣。9.7.1間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)②間歇精餾時(shí)全塔均為精餾段，沒(méi)有提餾段。因此，獲得同樣的塔頂、塔底組成的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗必大于連續(xù)精餾。9.7.1間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn)間歇精餾的設(shè)計(jì)計(jì)算方法，首先是選擇基準(zhǔn)狀態(tài)（一般以操作的始態(tài)或終態(tài)）作設(shè)計(jì)計(jì)算，求出塔板數(shù)。然后按給定的塔板數(shù)，用操作型計(jì)算的方法，求取精餾中途其他狀態(tài)下的回流比或產(chǎn)品組成。為簡(jiǎn)化起見(jiàn)，在以下計(jì)算中均不計(jì)塔板上液體的持液量對(duì)過(guò)程的影響，即取持液量為零。9.7.2保持餾出液組成恒定的間歇精餾設(shè)計(jì)計(jì)算的命題為：已知投料量及料液組成，保持指定的餾出液組成不變，操作至規(guī)定的釜液組成或回收率，選擇回流比的變化范圍，求理論板數(shù)。（1）確定理論板數(shù)間歇精餾塔在操作過(guò)程中的塔板數(shù)為定值。不變但不斷下降，即分離要求逐漸提高。因此，所設(shè)計(jì)的精餾塔應(yīng)能滿足過(guò)程的最大分離要求，設(shè)計(jì)應(yīng)以操作終了時(shí)的釜液組成為計(jì)算基準(zhǔn)。間歇精餾的操作線如圖9-47所示。在操作終了時(shí)，將組成為的釜液提濃至必有一最小回流比，在此回流比下需要的理論板數(shù)為無(wú)窮多。9.7.2保持餾出液組成恒定的間歇精餾一般情況下此最小回流比為9.7.2保持餾出液組成恒定的間歇精餾R終選定后，即可從圖9-48c中a點(diǎn)開(kāi)始，以為截距作出操作終了的操作線并求出理論板數(shù)。在操作初期可采用較小的回流比，此時(shí)的操作線如圖9-47c中虛線所示。為使塔板數(shù)保持在合理范圍內(nèi)，操作終了的回流比R終應(yīng)大于Rmin的某一倍數(shù)。此最終回流比的選擇由經(jīng)濟(jì)因素決定。9.7.2保持餾出液組成恒定的間歇精餾設(shè)：——每批料液的投料量，kmol；

——餾出液量，kmol，其值隨精餾時(shí)間而變化；

——釜液的摩爾分?jǐn)?shù)組成，其值在操作中由降為；

——蒸餾釜的氣化能力，kmol/s，在操作中可保持為某一常數(shù)。在時(shí)間內(nèi)的氣化量為，此氣化量應(yīng)等于塔頂?shù)恼羝咳我凰矔r(shí)之前已餾出的液體量由物料衡算式確定，即

（2）每批料液的操作時(shí)間9.7.2保持餾出液組成恒定的間歇精餾將此式代入式（9-93）積分得在操作過(guò)程中因塔板數(shù)不變，每一釜液組成必對(duì)應(yīng)一回流比，可用數(shù)值積分從上式求出每批料液的精餾時(shí)間。9.7.3回流比保持恒定的間歇精餾因塔板數(shù)及回流比不變，在精餾過(guò)程中塔釜組成與餾出液組成必同時(shí)降低。因此只有使操作初期的餾出液組成適當(dāng)提高，餾出液的平均濃度才能符合產(chǎn)品的質(zhì)量要求。設(shè)計(jì)計(jì)算的命題：已知料液量及組成，最終的釜液組成