第九章液體精餾

第九章液體精餾1第1頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9液體精餾9.1蒸餾概述蒸餾的分離對象：均相的液體混合物蒸餾分離的介質(zhì)：實現(xiàn)部分汽化與部分冷凝所需的熱量及冷量蒸餾分離的依據(jù)：混合液體中各組分揮發(fā)度不同將液體混合物加熱沸騰使之部分氣化必有yA>xA或yB<xB;將蒸汽混合物冷卻使之部分冷凝必有xB>yB

。上述兩種情況所得到的氣、液相組成均滿足氣相中A組分的摩爾分數(shù)氣相中B組分的摩爾分數(shù)液相中A組分的摩爾分數(shù)液相中B組分的摩爾分數(shù)（9-1)第2頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.1蒸餾概述(1)蒸餾過程的分類：操作方式：間歇蒸餾、連續(xù)蒸餾操作壓力：加壓、常壓、減壓蒸餾蒸餾方式：簡單蒸餾、平衡蒸餾（閃蒸）、精餾、特殊精餾組分數(shù)目：雙組分蒸餾（二元蒸餾）、多組分蒸餾

第3頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月(2)工業(yè)蒸餾過程

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

9.1蒸餾概述第4頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月②簡單蒸餾簡單蒸餾為間歇操作過程，其流程如下圖。

9.1蒸餾概述第5頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑶討論幾個問題

①平衡蒸餾及簡單蒸餾產(chǎn)生的氣液相其組成服從什么關(guān)系？此外，蒸餾時各股物料和各組分還應(yīng)滿足另一種關(guān)系，是什么關(guān)系？②平衡蒸餾和簡單蒸餾能否實現(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單蒸餾實現(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蒸餾概述第6頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑷精餾操作的費用和操作壓強

蒸餾和精餾都是通過汽化、冷凝達到分離提濃的目的的。液體加熱汽化需要耗熱，氣相冷凝則需要提供冷卻量，因此，蒸餾和精餾都是能耗很高的單元操作，采用何種措施達到節(jié)能降耗是精餾過程研究的重要任務(wù)。此外，蒸餾過程中的液體沸騰溫度和蒸汽冷凝溫度均與操作壓強有關(guān)，故工業(yè)蒸餾的操作壓強應(yīng)進行適當(dāng)?shù)倪x擇。加壓精餾可使冷凝溫度提高以避免使用費用很高的冷凝器或者在常壓下為氣態(tài)混合物（如烷、烴類混合物），沸點很低，需加壓使其成液態(tài)后才能精餾分離；減壓精餾可使沸點降低以避免使用高溫載熱體，沸點高且又是熱敏性混合物精餾宜用減壓精餾；除上述情況外以外一般用常壓精餾。9.1蒸餾概述第7頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月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相律

自由度=組分數(shù)-相數(shù)+2即

F=N–φ+2

(9-2)故雙組分氣液平衡物系的自由度為2，在t、p、y、x4個變量中，任意確定其中的兩個變量，則物系的狀態(tài)被唯一地確定,余下的參數(shù)已不能任意選擇。一般精餾在恒壓（p一定）下操作，物系只剩下1個自由度。故：①指定溫度t，則氣液組成y、x均為t的函數(shù)被確定。換句話說，

y、x與t之間存在一一對應(yīng)關(guān)系t~y或t~x；②指定液相組成x，則氣相組成y被確定，換句話說y與x之間存在一一對應(yīng)關(guān)系y~x。

上述函數(shù)關(guān)系的具體形式到底怎么樣？我們先討論理想物系的情況，還記得物理化學(xué)中學(xué)過的理想物系的定義嗎？第8頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡（1）液相組成x與液相溫度t

（泡點）關(guān)系式理想物系包括兩個含義：①液相為理想溶液，服從拉烏爾定律:液相中A組分的摩爾分數(shù)液相上方A組分的蒸汽壓在溶液溫度t下純組分A飽和蒸汽壓(9-3)液相中B組分的摩爾分數(shù)液相上方B組分的蒸汽壓在溶液溫度t下純組分B飽和蒸汽壓(9-4)第9頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月②氣相為理想氣體，符合道爾頓分壓定律:9.2.1理想物系的氣液相平衡總壓若汽液平衡時的總壓p不很高（如1MPa內(nèi)），道爾頓分壓定律可適用于氣相(9-5)(9-6)第10頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡純組分的飽和蒸汽壓p0與溫度t的關(guān)系式p0=f(t)可用安托因方程表示，即(9-7)常用液體的安托因常數(shù)A、B、C值可由有關(guān)手冊查得。注意：式中p0的單位為kPa,溫度t

的單位為°C。泡點t與液相組成x之間的計算類型及算法有哪些呢？已知泡點，可直接計算液相的組成。若已知組成，只能通過試差計算出泡點。第11頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月①已知總壓p及泡點t，求x。算法：9.2.1理想物系的氣液相平衡將t及各組分的安托因常數(shù)代入安托因方程求出、將p、、

代入中直接求出x，算法簡便；②已知總壓p及液相組成x，求泡點t。算法：假設(shè)一個t用安托因方程求出、將p、、代入中求x計比較x計與已知x若x計>x，說明假設(shè)t偏小，下一輪試差時t要增大；若x計<x，說明假設(shè)t偏大，下一輪試差時t要減小，試差到x計=x為止，所設(shè)t即為所求t。第12頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡（2）氣液兩相平衡組成y~x間的關(guān)系式把拉烏爾定律代入道爾頓分壓定律可得：(9-9)(9-10)(9-8)注意：K稱為相平衡常數(shù)，實際K并非常數(shù)。K是總壓p和溫度t（

與t有關(guān)）的函數(shù)。工程上用圖的形式表示t~x（或y）的關(guān)系及y~x的關(guān)系直觀明了，分析問題或計算方便。t~x（或y）及y~x圖是如何畫出的？其形式又怎樣呢？第13頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡（3）氣相組成y與氣相溫度t（露點）的關(guān)系式將x與p、、

的關(guān)系式代入道爾頓分壓定律即可得y與t(露點)的關(guān)系為與t（泡點）~x間的計算類似，

t（露點）~y間的計算也有兩種類型，算法也類似。其中已知總壓p及氣相組成y、求露點t的計算也要用試差（或迭代）法。為什么求泡、露點均要用試差（迭代）法呢？(9-11)第14頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡求泡、露點要用試差（或迭代）法其原因在于fA(t)和fB(t)通常為非線性函數(shù)的緣故。試差（或迭代）法算法繁瑣，若初值取不當(dāng)收斂速度慢甚至發(fā)散導(dǎo)致計算失敗。因此，研究求泡、露點的高效算法有一定意義。課外閱讀：1王雙成。理想混合物泡點溫度和露點溫度的快速計算方法。河南廣播電視大學(xué)學(xué)報，2002，15（1）：60－62。2曾健。一種新的泡點計算方法。天然氣化工，1995，20

（1）：52－57。3曾健。露點計算的一種改進。天然氣化工，1999，24（5）：

56－60。第15頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡（4）t~x（或y）圖

t~x（或y）圖如右圖所示，有以下特點：

①兩個端點：端點A代表純易揮發(fā)組分A（x＝1.0),端點B代表純難揮發(fā)組分B（x＝0）。純A沸點tA小于純B沸點tB；

②兩條線：t~x線為泡點線，泡點與組成x有關(guān)；t~y線為露點線，露點與組成y有關(guān)；tAy1x10ICHDGx(或y)ByxF(純難揮發(fā)組分B)(純易揮發(fā)組分A)t—x線t—y線yFx1.0FJ圖9-3苯-甲苯的t-x(y)相圖(總壓p=101.3kPa)第16頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月③三個區(qū)：t～x線以下為過冷液體區(qū)；t～y線以上為過熱蒸汽區(qū)；兩線之間的區(qū)域為氣液共存區(qū)，該區(qū)內(nèi)氣液兩相的組成y與x服從相平衡關(guān)系、兩相的量符合杠桿定律。9.2.1理想物系的氣液相平衡tAy1x10ICHDGx(或y)ByxF(純難揮發(fā)組分B)(純易揮發(fā)組分A)t—x線t—y線yFx1.0FJ圖9-3苯-甲苯的t-x(y)相圖(總壓p=101.3kPa)

注意：只有設(shè)法使體系落在氣液共存區(qū)才能實現(xiàn)一定程度的分離。第17頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月注意：

①純物質(zhì)在一定壓力下飽和溫度稱為沸點，是一定值，且無泡點、露點之分；②二元理想溶液在一定壓力下，其泡點與露點不是定值，溶液組成不同，其泡點與露點均不同，且易揮發(fā)組分的組成x越大，泡點越小；y越大，露點越??；③即使同一組成的氣相與液相（即y=x）其對應(yīng)的泡點與露點也不相同，露點大于泡點（非理想體系中的恒沸點處露點=泡點）；④汽液混合物一定符合相平衡關(guān)系，如C點液相組成x與氣相組成y成平衡關(guān)系，其溫度相同，但對x來講是泡點，對y來講是露點。9.2.1理想物系的氣液相平衡第18頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡(5)y~x圖

y~x圖如下圖所示，有以下特點：1.00yx總壓恒定y>xy=x圖9-4苯-甲苯的x–y相圖。①理想物系，故y>x（），相平衡曲線(y～x)必位于對角線上方，且y～x線離對角線越遠，越有利于精餾分離；②y～x曲線上各點對應(yīng)于不同的溫度，y、x值越大，體系的平衡溫度越低第19頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡（6）揮發(fā)度若為理想溶液，應(yīng)用拉烏爾定律可得（7）相對揮發(fā)度

相對揮發(fā)度：（9-12）揮發(fā)度：第20頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月把道爾頓分壓定律代入上式，可得整理上式，可得相平衡方程：(9-14)9.2.1理想物系的氣液相平衡

相對揮發(fā)度：（9-13）(9-12)第21頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡討論：①在圖中平衡線上各點溫度不同，所以

、也不同，那么相對揮發(fā)度也不同，雖然溫度對飽和蒸汽壓影響大，但對理想溶液而言，溫度對

（9-15）的影響較小，故可在0~1區(qū)間內(nèi)取平均值；從而用或來描述二元溶液的氣液相平衡；x~y圖是常用的相圖；

(9-16)（9-17）第22頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.1理想物系的氣液相平衡②一般情況下，y>x即α>1，α越大，則平衡線遠離對角線二元溶液易于分離；操作壓力越小則α越大易于分離；③α=1時，平衡線與對角線重合，無法通過普通蒸餾實現(xiàn)二元溶液的分離；

④液體的正常沸點（蒸汽壓等于101.3kPa時的溫度）較低，表明在同一溫度下其蒸汽壓較高，故理想溶液兩組分揮發(fā)的難易也可以用其沸點的高低來表示，沸點差越大，則相對揮發(fā)度也越大。第23頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.2非理想物系的氣液相平衡(1)正偏差溶液

aAB<aAA，aAB<aBB，即異分子間的排斥傾向起了主導(dǎo)作用，使溶液的兩個組分的平衡蒸汽壓都比拉烏爾定律所預(yù)計的高，如右圖所示。

1.00蒸汽壓x圖9-6a恒溫下非理想溶液的蒸汽壓第24頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.2非理想物系的氣液相平衡正偏差嚴重時形成具有最低恒沸點的溶液，下面兩張分別為苯－乙醇溶液的t－x（y）圖及y－x圖。00.20.40.60.81.08075706560tt/℃

x（y）xy=xy00.20.40.60.81.01.00.90.80.70.6050.40.30.20.10

圖9-7苯-乙醇溶液相圖（正偏差）

由圖可知苯－乙醇溶液的最低沸點tM＝68.3°C,恒沸物的組成xM=0.552。第25頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.2非理想物系的氣液相平衡(2)負偏差溶液

aAB>aAA，aAB>

aBB，即異分子間的吸引力大于同分子間的吸引力，使得溶液中兩組分的平衡蒸汽壓都比拉烏爾定律所預(yù)計的低，如右圖所示。蒸汽壓1.00x圖9-6b恒溫下理想溶液的蒸汽壓第26頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.2.2非理想物系的氣液相平衡負偏差嚴重時形成具有最高恒沸點的溶液，下面兩張分別為氯仿－丙酮溶液的t－x（y）圖及y－x圖。00.20.40.60.81.07065605550tt/℃

x（y）圖9-8氯仿-丙酮溶液相圖（負偏差）xy=xy00.20.40.60.81.01.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10

由圖可知氯仿－丙酮溶液的最高恒沸點tM=64.5°C，恒沸物的組成xM=0.65。第27頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月

9.3.1平衡蒸餾原料F,xF,tF加壓泵VyD頂部產(chǎn)品D,y

,te底部產(chǎn)品W,x

,tet加熱器分離器冷凝器節(jié)流閥圖9-13平衡蒸餾裝置加料流率，kmol/s底部產(chǎn)品流率，kmol/s頂部產(chǎn)品流率，kmol/s總物料衡算流程9.3平衡蒸餾與簡單蒸餾（9-25）第28頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.1平衡蒸餾料液組成，摩爾分數(shù)頂部產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù)頂部產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù)易揮發(fā)組分（9-26）令q=W/F表示底部液相的殘留率，則汽化率為f=D/F=(1-q)上式可化為（9-27）當(dāng)xF與q已知，與氣液相平衡聯(lián)立即可確定y、x及平衡溫度。兩式聯(lián)立得第29頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.1平衡蒸餾（1）理想溶液理想溶液相平衡關(guān)系符合與式（10-16）結(jié)合即可求yD、xW。（2）非理想溶液①相平衡關(guān)系若可寫成數(shù)學(xué)表達式②相平衡關(guān)系無法寫成數(shù)學(xué)表達式xf1.01.0

ye0(9-30)第30頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.1平衡蒸餾討論：①相同的汽化率下簡單蒸餾的效果優(yōu)于平衡蒸餾；xf1.01.0

ye0②p↑，平衡線靠近對角線，yD↓，xW↑；③汽化率f↑，q↓，則斜率↑，yD↓，xW↓；④進料組成xF↑，則yD↑，xW↑；⑤閃蒸塔中實現(xiàn)部分汽化，若將汽相進行冷卻實現(xiàn)部分冷凝也屬于平衡蒸餾過程。第31頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月2．熱量衡算對加熱器熱量衡算原料液減壓進入分離器，物料放出的顯熱等于部分汽化所需潛熱原料液離開加熱器的溫度第32頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3平衡蒸餾與簡單蒸餾9.3.2簡單蒸餾簡單蒸餾裝置蒸餾釜冷凝器345加熱蒸汽簡單蒸餾是一非穩(wěn)定過程，是間歇蒸餾方式，要求得餾出液量與組成或殘液量與組成，就必須在微元時間內(nèi)進行物料衡算而后積分求解。設(shè)在微元時間dt內(nèi)釜液量減少dW，組成降低dx，初始汽相組成為y，液相組成為x，經(jīng)過微元時間后殘液量為W-dW

，殘液組成為x-dx，蒸出的易揮發(fā)組分的量為ydW，因此：或流程第33頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.2簡單蒸餾略去高階項，得到：

式中x、y成相平衡關(guān)系，積分前應(yīng)確定y與x的關(guān)系，即相平衡關(guān)系式，根據(jù)不同情況獲得不同的積分式。將上式積分得始態(tài)釜中液體量，kmol終態(tài)釜中液體量，kmol始態(tài)釜中液體組成，摩爾分數(shù)終態(tài)釜中液體組成，摩爾分數(shù)(9-32)第34頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.2簡單蒸餾（1）理想溶液且α取平均值視為常數(shù)，積分可得：(9-33)若以釜內(nèi)溶液中兩種組分的千摩爾數(shù)A和B替代摩爾分率x，則第35頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.3.2簡單蒸餾（2）在使用濃度范圍平衡關(guān)系符合直線關(guān)系，即y=mx+b

(9-34)（3）非理想溶液

若平衡關(guān)系可用數(shù)學(xué)表達式表示并且可積，采用直接積分；否則用圖解積分或數(shù)值積分。

上述物料衡算可從W1、x1加上W2、x2之一中算出W2、x2中未知的一個。余下餾出液的量WD及組成xD

，可用原料液、殘液及餾出液間的物料衡算決定：第36頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4精餾9.4.1精餾過程精餾原理（1）流程原料A+B汽液全凝器液相回流餾出液A(B)氣相回流再沸器殘液B(A)圖9-14連續(xù)精餾裝置流程第37頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.1精餾過程（2）平衡級理論與全塔效率①平衡級（理論板）

Ln-1Vn-1n-1

tn-1n

tn

n+1

tn+1Ln

Vn

Ln+1Vn+1xn-1xnxn+1yn-1ynyn+1若為理想溶液滿足第38頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.1精餾過程平衡級蒸餾與平衡蒸餾的區(qū)別：平衡蒸餾或簡單蒸餾由外界提供熱量或冷量實現(xiàn)部分汽化或部分冷凝；其分離過程主要受傳熱控制；而平衡級蒸餾無須外界提供熱量（對該平衡級而言），由汽、液兩相接觸傳熱、傳質(zhì)，這樣便于采用多次的平衡級蒸餾實現(xiàn)高純度的分離，這種多級的平衡級蒸餾過程稱為精餾。

②全塔效率實際塔板數(shù)=理論塔板數(shù)÷全塔效率全塔效率與分離體系的性質(zhì)、操作條件及塔板結(jié)構(gòu)等因素有關(guān)，通常由實驗測定。第39頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.1精餾過程（3）恒摩爾流假設(shè)①汽液傳熱傳質(zhì)接觸，難揮發(fā)組分冷凝潛熱≈易揮發(fā)組分的汽化潛熱（mol單位）；②進入理論板汽液兩相溫度不同（如進入第n板的汽相溫度為tn+1，液相溫度為tn-1，離開理論板時，汽液相的溫度均為tn，tn+1>tn>tn-1）有顯熱變化，但顯熱與潛熱相比很小，可忽略不計；③保溫良好，沒有熱損失。恒摩爾溢流：

恒摩爾汽化：

第40頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月

基于恒摩爾流假設(shè)，則所有變量單位采用mol為基準；基于質(zhì)量流假設(shè)，則所有變量采用kg單位為基準。

(4)全塔物料衡算

總物料衡算餾出液流率，kmol/s加料流率，kmol/s釜液流率，kmol/s易揮發(fā)組分衡算原料液組成摩爾分數(shù)餾出液組成摩爾分數(shù)釜液組成摩爾分數(shù)F,xFD,xDVLW,xWV’L’圖9-15精餾塔的全塔物料衡算9.4.1精餾過程（9-35）（9-36）第41頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月定義：塔頂產(chǎn)品采出率：塔底產(chǎn)品采出率：塔頂易揮發(fā)組分回收率：塔底難揮發(fā)組分回收率：9.4.1精餾過程（9-37）（9-38）第42頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月注意：對一定的生產(chǎn)任務(wù)xF為已知量，所以D/F、W/F、xD、xW中只有2個是獨立的。如：確定了xD、xW那么采出率D/F、W/F確定，反之亦然；因為η=DxD/(FxF)≤1則(D/F)≤(xF/xD)，故當(dāng)xF、xD確定時，采出率(D/F)的極限值就已確定；反之，xD≤(FxF/D)、(D/F)確定時，xD的最大極限值就已確定。第43頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.2精餾過程數(shù)學(xué)描述的基本方法⑴逆流多級的傳質(zhì)操作氣液傳質(zhì)設(shè)備（板式塔、填料塔）對吸收和精餾過程是通用的。吸收以填料塔為例，本章精餾以板式塔為例。⑵過程描述的基本方法物料衡算、熱量衡算、過程的特征方程。

第44頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程的簡化—理論板和板效率a.理論板是一個理想化的塔板，即不論進入塔板的汽液組成如何，在塔板上充分混合和接觸與傳質(zhì)的最終結(jié)果表現(xiàn)為離開該板的汽液兩相在傳熱，傳質(zhì)兩方面都達到平衡狀態(tài)，兩相的溫度相等，組成互成平衡。理論板在實際上是不存在的，這是由于要想使板上的汽液兩相達到平衡，汽液兩相的接觸時間必須為無限長，這顯然是不可能的。但理論板的概念之所以重要，是由于它可以作為衡量實際塔板分離效果的一個重要依據(jù)和標準。在設(shè)計計算時，先求出理論板數(shù)以后，然后用塔板效率予以校正就可以得出實際塔板數(shù)。實際塔板數(shù)第45頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述b.汽相默弗里板效率

式中——第塊實際板的汽相默弗里板效率；、——分別為離開第n、n+1塊實際板的汽相組成，摩爾分率；——與離開第n塊實際板液相組成成平衡的汽相組成，摩爾分率。第46頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月液相默弗里板效率式中——第塊實際板的汽相默弗里板效率；、——分別為離開第n-1、n塊實際板的汽相組成，摩爾分率；——與離開第n塊實際板液相組成成平衡的汽相組成，摩爾分率。9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述第47頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑵單塊塔板的熱量衡算及其簡化—恒摩爾流假設(shè)對單塊塔板進行熱量衡算，忽略因組成、溫度不同所引起的進出塔板的飽和液體焓及汽化潛熱的區(qū)別，結(jié)合塔板物料衡算關(guān)系，可得精餾段：,提餾段：,①組分的摩爾汽化潛熱相等；②液兩相接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；③設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述第48頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑶塔板物料、熱量衡算及傳遞速率的最終簡化

引入理論板的概念及恒摩爾流假設(shè)使塔板過程的物料衡算、熱量衡算及傳遞速率最終簡化為物料衡算式相平衡方程對二元理想溶液9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（9-50）（9-51）第49頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑷加料板過程分析加料板因有物料自塔外引入，其物料衡算方程式和能量衡算式與普通板不同?？蓞⒁娤聢D9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述8第50頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月

①加料的熱狀態(tài)（共5種）在實際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料液可能有一下五種不同的熱狀況：

a.溫度低于泡點的過冷液體；

b.溫度等于泡點的飽和液體；

c.溫度介于泡點和露點之間的汽、液混合物；

d.溫度等于露點的飽和蒸汽；

e.溫度高于露點的過熱蒸汽。9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述第51頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析②理論加料板（第m塊）由于不同進料熱狀況的影響，使從加料板上升的蒸汽量及下降的液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提餾段的液體量發(fā)生變化。我們可以通過加料板的物料衡算及熱量衡算求出的關(guān)系?？偽锪虾馑闶剑簾崃亢馑悖合嗥胶夥匠蹋?/p>

（9-53）（9-52）第52頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月

⑷加料板過程分析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注意：在熱量衡算式中已經(jīng)應(yīng)用了恒摩爾流假設(shè)，即認為不同的溫度和組成下的飽和液體焓及氣化潛熱r均相等，液體i和氣體l均不加下標。聯(lián)立以上兩式并令q為加料熱狀態(tài)參數(shù)由以上各式可得

9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（9-54）（9-55）（9-57）第53頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑷加料板過程分析由以上各式可得

根據(jù)，還可以從另一方面來說明的意義。以1kmol/h進料為基準，提餾段中的液體流量較精餾段的液體流量增大的kmol/h數(shù)即為值。因而，對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進料熱狀況而言，提餾段液相流量增大的kmol/h數(shù)（即q值）就等于進料中液相所占的分率。根據(jù)的這一定義，若是汽液混合物進料，題目已知進料中汽相與液相的摩爾數(shù)之比為2:1，則。用這種方法求汽液混合物進料的值很方便。

9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（9-58）（9-59）第54頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.3塔板上過程的數(shù)學(xué)描述（5）精餾塔內(nèi)的摩爾流率（全凝器，泡點回流）

精餾段

提餾段冷凝器熱負荷再沸器熱負荷

（9-60）（9-61）（9-62）（9-63）第55頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.4.4精餾過程的兩種解法⑴方程組的聯(lián)立求解設(shè)某精餾塔共有N塊理論板，其中第m塊板為加料板，最末一塊是蒸餾釜。這樣N塊理論板可寫出N個物料衡算式，若回流液體組成x0為則個物料衡算式可依次列出如下:第1塊第2塊加料板（第m塊）提餾段任一塊板（第n塊）最后一塊板（第N塊）

（9-64）第56頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑴方程組的聯(lián)立求解除此N個物料衡算式之外，對N塊理論板還可以寫出個相平衡方程。通過全塔物料衡算及塔內(nèi)摩爾流量的計算，可求出L、V、、、W皆已知；于是，聯(lián)立求解N個物料衡算式及N個相平衡方程式，可解出x1至xN及y1至yN共2個未知數(shù)。但由于相平衡方程式是非線性的，求解過程必須試差或迭代。方程組聯(lián)立求解的必須條件是方程式數(shù)目已知，故上述方法主要用于塔板數(shù)及加料板位置已知的操作型精餾計算。

9.4.4精餾過程的兩種解法第57頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑵逐板計算法。思路：從全凝器開始,交替使用相平衡方程以及物料衡算式，直到為止，用n次相平衡及物料衡算式，則需n塊理論板。逐板計算不需事先知道方程式的數(shù)目，故對板數(shù)N為待定變量的設(shè)計型問題尤為適合，我們在下面將詳細討論。

9.4.4精餾過程的兩種解法第58頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5雙組分精餾的設(shè)計型計算9.5.1理論板數(shù)的計算（1）逐板計算法提餾段操作線方程精餾段操作線方程相平衡方程（理想溶液）y1x1圖9-26精餾段的分析y2第59頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.1理論板數(shù)的計算計算過程總共用了n+m次相平衡關(guān)系，因而全塔所需的理論板數(shù)N=n+m塊（包括再沸器）。為什么理論板數(shù)中包含再沸器的呢？求x1求y2求x2相平衡…yn求y3精餾段相平衡（說明第n塊板為理論加料板）精餾段求相平衡提餾段由xn求求提餾段求求。。。，相平衡直至為止。相平衡塔頂為全凝器，則y1=xD（xD為已知值）第60頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.1理論板數(shù)的計算再沸器實現(xiàn)了部分汽化相當(dāng)于一塊理論板，L’=V’+W，xw與yw呈平衡關(guān)系。精餾段塔板數(shù)為n-1；提餾段塔板數(shù)為m（不含再沸器）；進料板為第n塊。這種方法適用于相平衡關(guān)系可寫成數(shù)學(xué)表達式的場合。第61頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.1理論板數(shù)的計算（2）圖解法步驟：①在x~y圖中作出平衡線與對角線；②在x軸上定出xD、xF、xw的點，并通過這三點作垂線定出對角線上的點a、f、b；③在y軸上定出yc=xD/(R+1)的點c，連a、c作出精餾段操作線；④由進料狀況求出q線的斜率q/(q-1)，并通過點f作q線;011123456789afbc圖9-27逐板計算的圖示第62頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.1理論板數(shù)的計算⑤將q線、精餾段操作線的交點d與點b連成提餾段操作線bd；⑥從點a開始，在平衡線與精餾段操作線之間作梯級，當(dāng)梯級跨過點d時（這個梯級相當(dāng)于加料板），然后在平衡線與提餾段操作線之間作梯級，直到跨過點b為止。數(shù)梯級的數(shù)目，就可以分別得出精餾段和提餾段的理論板數(shù)，同時也就確定了加料板的位置。011123456789afbcd圖9-27逐板計算的圖示第63頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.1理論板數(shù)的計算再沸器內(nèi)進行的過程是部分汽化，xw與yw達到平衡，故相當(dāng)于一次平衡蒸餾或一層理論板，則提餾段和全塔所需的理論板數(shù)應(yīng)從以上得出的數(shù)目減1；如果塔頂?shù)睦淠鞑皇侨鞫欠帜?，也相?dāng)于一層理論板，使得分離所需的理論板數(shù)再減一層。mm+1ym+1xm提餾段的分析

應(yīng)當(dāng)指出：①用圖解法代替逐板計算法較直觀，但當(dāng)所需的理論板數(shù)相當(dāng)多，則圖解法不易準確，應(yīng)采取適當(dāng)?shù)臄?shù)值計算法；②上述解法中應(yīng)用了恒摩爾流假設(shè)，與之偏差大的物系，如水—醋酸體系，誤差較大，需用其他方法。第64頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇(1)回流比的確定及其意義

設(shè)計時，分離要求xD、xW、分離任務(wù)如xF、F、q等確定，若R↑，R/(R+1)↑，xD/(R+1)↓，L’/V’↓，操作線均遠離平衡線，完成一定分離要求所需的理論塔板數(shù)N↓，設(shè)備投資↓；但R↑，V=(R+1)D↑，V’=V-(1-q)F↑，操作費用↑。011回流比增大（設(shè)計時）費用年總費用設(shè)備費操作費若R↓，則設(shè)備投資↑，操作費用↓，故必然存在一適宜（最佳）回流比Ropt使得設(shè)備費與操作費總和最小，在經(jīng)濟上最合理，故在設(shè)計中回流比的選擇應(yīng)慎重，它是重要的設(shè)計參數(shù)。第65頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇

操作時，進料量F、進料狀況q、xF等不變，精餾塔的總板數(shù)、精餾段的塔板數(shù)、提餾段塔板數(shù)不變，若R↑，R/(R+1)↑，xD/(R+1)↓，提餾段操作線斜率L’/V’↓，但塔板數(shù)不變只能是xD↑，xW↓，即精餾段操作線斜率增大有利于分離，分離能力提高；而提餾段操作線斜率減小有利于分離，分離能力提高；此時分離能力提高的代價是采出率減?。?/p>

011回流比增大（操作時）↓↑第66頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇（2）最大回流比（全回流）當(dāng)回流比R增大，在一定的分離要求下，所需的理論塔板數(shù)減少；當(dāng)R→∞時，

即塔頂沒有出料，為保持穩(wěn)定，不能有進料，塔底也沒有出料，F(xiàn)=0，W=0

精餾段與提餾段操作線斜率均為1，操作線與（對角線y=x）重合。故R→∞時，所需理論塔板數(shù)最少N→Nmin，稱為全回流。第67頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇011在全回流條件下，所需的理論塔板數(shù)可作圖求解，對理想溶液也可采用解析法求解。

相平衡方程：

操作線方程：圖9-30全回流時的理論塔板第68頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇若塔頂為全凝器

∵

……

∴

……

依此類推

第69頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇定義

或

故在全回流條件下，所需的最小理論塔板數(shù)為：

該式稱為芬斯克（Fenske）方程，可適用于多組分理想溶液中任意兩組分；對二元理想溶液，可略去下標。

（9-79）（9-78）第70頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇

式中Nmin均包括再沸器在內(nèi)，故求得Nmin后應(yīng)減一塊，才是所需的理論塔板數(shù)。全回流由于不須進料，也沒有出料，其主要用于開車階段，質(zhì)量波動須穩(wěn)定以及測板效率等場合。（9-81）第71頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇（3）最小回流比操作線、q線與相平衡線交于e點（挾點、挾緊點），此時在e點組成達平衡，塔板數(shù)逐板計算作圖時在點無法越過，也就是說此時塔板數(shù)趨于無窮多，無法達到分離要求，因此實際操作的回流比不應(yīng)小于等于這一最小回流比，此最小回流比用Rmin表示。011圖9-31在x-y圖中分析最小回流比

根據(jù)分離要求xD已知，若能求得e點組成，即可求得最小回流比，那么(xe，ye)如何求？

（9-82）第72頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇（xe，ye）

q=1時（泡點進料），xe=xF

；

q=0時（露點進料），ye=xF

。能否用進料線與精餾段操作線方程聯(lián)立求解？不能，它求出的是(xd，yd)，d點不一定是點e，只有R=Rmin時，對本情況d點與e點重合。

011圖9-31在x-y圖中分析最小回流比

第73頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇

R=Rmin時，d點與e點也有不重合的情況。對平衡線不正常（有明顯下凹）的情況，不能采用解析法，只能采用圖解法求最小回流比。而正常的平衡線也可采用圖解法。

011011圖9-32不同平衡線形狀的最小回流比第74頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇（4）操作回流比的確定

R→

Rmin時，N→∞；R→∞，N→

Nmin

操作回流比的正常范圍Rmin<R<∞，但該范圍很大，且R對分離過程有顯著的影響，確定回流比的方法有兩種：①經(jīng)驗設(shè)計法：R=（1.1～２）

Rmin②優(yōu)化設(shè)計法：建立經(jīng)濟費用模型求最小年總費用時的最佳回流比Ropt。第75頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇(5)實際塔板數(shù)與板效率①全塔效率（總板效率）E0

理論板數(shù)實際板數(shù)根據(jù)理論板數(shù)和總板效率求實際塔板數(shù)，實際塔板數(shù)應(yīng)當(dāng)圓整。第76頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇②單板效率（默弗里Murphree板效率）

011xn*xn-1xnyn+1ynyn*單板效率示意圖液相單板效率：

汽相單板效率：

第77頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇注意：★塔板傳質(zhì)速率的影響因素歸入塔板效率，使精餾計算大大簡化方便，只需由相平衡方程與操作線方程求理論板數(shù)，再由總板效率求實際塔板數(shù)；★塔板效率與汽液相的物性：密度、粘度、擴散系數(shù)、表面張力、揮發(fā)度等，操作參數(shù)：溫度、壓力、流量，塔板結(jié)構(gòu)：開孔率、孔徑大小、分布形式、孔結(jié)構(gòu)等因素有關(guān)；使得板效率無法理論計算，通常由實驗測定塔板效率；★總板效率、單板效率之間定義不同，它們并不相等，即使全塔各板的單板效率相同，總板效率也不等于單板效率；第78頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.2回流比的選擇例已知xD=0.98，Emv,1=0.6，α=2.47；求全回流操作時，塔頂?shù)诙K實際板上升汽相組成y2（塔頂為全凝器）。(6)理論板的捷算法R→

Rmin時，N→∞；R→∞，N→

Nmin；根據(jù)眾多實驗數(shù)據(jù)整理出Rmin、R、Nmin、N間關(guān)系；作出吉利蘭（Gilliland）關(guān)聯(lián)圖，回歸式：式中

該方法可適用于二元、多元精餾，求出Rmin、Nmin再確定R從而由吉利蘭關(guān)聯(lián)式求出N，常用于估算。

第79頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月進料狀態(tài)及進料板物料衡算、熱量衡算1.進料狀態(tài)根據(jù)進料的料液溫度有五種狀態(tài)①T＜泡點過冷液體（q＞1）②T＝泡點飽和液體（q＝1）③泡點＜T＜露點汽液混合物（0＜q＜1）④T＝露點飽和蒸汽（q＝0）⑤T

＞露點過熱蒸汽（q＜0）9.5.3加料熱狀況的選擇第80頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月2.進料板物料衡算定義進料液中液相的分率為q，kmol液相/kmol料液；則汽相所占分率為1-q

。料液中的液相流量qF進塔后向下流動與精餾段的液相流量L匯合進入提餾段，則：精餾段提餾段進料板屬提餾段F，xF(1-q)FVqFLL加料板上的物流關(guān)系示意圖（進料為汽液混合物）9.5.3加料熱狀況的選擇第81頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月進料若為液體（飽和，過冷）則其組成與進料組成xF相同，若為蒸汽進料（飽和、過熱），則其蒸汽組成與進料組成相同；但是汽液混合進料時，其汽相、液相組成均不等于進料組成xF，而是總組成為xF，若汽液混合物中液相組成為x，汽相組成為y，那么由物料衡算有：即液相組成x與汽相組成y混合進料，故x與y符合相平衡關(guān)系：

結(jié)合以上兩式求得汽液混合進料時汽相與液相的組成y

與x

。9.5.3加料熱狀況的選擇第82頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月若將精餾段與提餾段操作線聯(lián)立：且9.5.3加料熱狀況的選擇第83頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月該方程是精餾段與提餾段操作線聯(lián)立得到的，是精餾段與提餾段操作線交點的軌跡方程，同時又反映了進料中汽液組成x、y的物料衡算關(guān)系，稱為q線方程（進料方程）。011ed點（xd，yd）為q線、精餾段操作線、提餾段操作線的交點；點(xe，ye)為相平衡線與q線的交點，xe，ye為汽液混合進料中汽液相的組成。9.5.3加料熱狀況的選擇第84頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月3.進料板熱量衡算

F,iFL,iLV,iV

總物料衡算：

熱量衡算：

式中i為kmol焓值（kJ/kmol）。

——離開、進入進料板（加料板）汽相的焓值；

——進入、離開進料板液相的焓值。工程上忽略溫度對焓值的影響，即

9.5.3加料熱狀況的選擇第85頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月進料方式：①過熱蒸汽

iF＞iV

，q＜0，L’=L+qF＜L，V’=V-(1-q)F＜V-F②飽和蒸汽

iF＝iV

，q＝0，L’=L+qF=L，V’=V-(1-q)F=V-F

③汽液混合

iL＜iF＜iV

，0＜q＜1，L’=L+qF＞L，V’=V-(1-q)F＜V④飽和液體

iF＝iL，q＝1，L’=L+qF=L+F，V’=V-(1-q)F=V⑤過冷液體

iF＜iL，q＞1，L’=L+qF＞L+F，V’=V-(1-q)F＞V9.5.3加料熱狀況的選擇第86頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月注意：①對汽液混合進料，q值可用液相所占分率計算；②對過冷液體（全部為液體）但q≠1，q＞1，其物理意義可理解為：料液入塔后在加料板上與提餾段上升的蒸汽相遇，即被加熱至飽和溫度，與此同時，蒸汽本身有一部分被冷凝下來，使相當(dāng)于中的q＞1FV(a)飽和液體進料FV(b)過冷液體進料9.5.3加料熱狀況的選擇第87頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月③對過熱蒸汽（全部為汽體）但q≠0，q＜0，進料將在加料板上使一部分溢流下來的液體汽化，故必然而q＜0。(c)過熱液體進料FV加料板上的物流示意9.5.3加料熱狀況的選擇第88頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月討論：①飽和液體，泡點進料

q線變?yōu)閤=xF②飽和蒸汽，露點進料q線變?yōu)閥=yF③汽液混合進料

011進料狀況e9.5.3加料熱狀況的選擇第89頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月④提餾段操作線方程的其他求解方法

a、物料衡算方法：9.5.3加料熱狀況的選擇第90頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月b、兩點求直線法：011圖9-38提餾段操作線（xd，yd）9.5.3加料熱狀況的選擇第91頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月⑤進料狀態(tài)（q值）對分離過程的影響

011

q↓，進料帶入的熱量增大，xF、xD

、xW

、R不變，塔底的供熱量必減少才能保證塔頂冷凝量不變，則塔釜上升的蒸汽量V’

相應(yīng)減小，L’

/V’↑,提餾段操作線遠離對角線，達到同樣的分離要求，所需理論塔板數(shù)增大。若塔釜供熱量（V’）不變，進料帶入熱量增加，q↓，則V↑，R↑，精餾段操作線斜率L/V↑，靠近對角線，遠離平衡線，所需理論塔板數(shù)減小。在熱量不變的情況下，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)過全塔而發(fā)揮最大的效能。9.5.3加料熱狀況的選擇第92頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月填料精餾塔的填料層高度的計算HETP對填料塔不是求塔板數(shù)，因為它的傳質(zhì)元件是填料，要求的是填料層高度，與板式塔計算類似，引入等板高度的概念。若從一段填料頂部上升的汽流與底部下降的液流剛好符合相平衡關(guān)系，則這段填料層高度稱為理論板等板高度，簡稱等板高度。那么填料層高度就是理論板數(shù)與等板高度的乘積，理論板數(shù)的計算方法與前述方法一樣，而等板高度與體系性質(zhì)、操作條件、填料性質(zhì)、結(jié)構(gòu)有關(guān)，通常由實驗測定或回歸成關(guān)聯(lián)式，不同條件、不同實驗者通過實驗給出不同的關(guān)聯(lián)式，應(yīng)用時應(yīng)注意適用范圍。

精餾與吸收相比其液相流量一般較小，在填料塔中不易分布均勻，若采用填料精餾應(yīng)特別注意液相的分布問題。第93頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型a.帶分凝器精餾塔帶分凝器精餾塔總物料衡算：

易揮發(fā)組分衡算：

（不含再沸器與分凝器）第94頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型(1)直接蒸汽加熱冷凝器F,xFD,xDW*,xw*V0,y0V’,ym+1L’,xm總物料衡算：

易揮發(fā)組分衡算：式中V0=V’，W*=L’，y=0

∴

(9-107)(9-108)第95頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型精餾段操作線方程、進料方程、相平衡方程對于間接蒸汽加熱與直接蒸汽加熱是否相同？提餾段操作線方程：

也可用兩點（xd，xd）和（xW*，0）求直線的方法獲得：

第96頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型討論：①當(dāng)xF、xD、R、q、D/F相同時：而不論是直接蒸汽加熱還是間接蒸汽加熱其提餾段操作線的斜率均為：

第97頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型011其操作線如圖所示，可知

N直接>N間接在塔頂采出率一定情況下，直接蒸汽加熱所需的理論塔板數(shù)略大于間接蒸汽加熱，但直接蒸汽加熱分離效果好且可以節(jié)省再沸器。

第98頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型②當(dāng)xF、xD、R、q、xW相同時：第99頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型結(jié)合相圖可以看出，

N直接<N間接在分離要求一定的情況下，采用直接蒸汽加熱可以節(jié)省塔板數(shù)，但塔頂?shù)牟沙雎蕼p低。011第100頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型b.

回收塔（提餾塔）回收塔只有提餾段，沒有精餾段又稱提餾塔。當(dāng)精餾的目的是回收稀溶液中的輕組分（易揮發(fā)組分），而對餾出液濃度要求不高；或物系在低濃度下相對揮發(fā)度較大，不用精餾段也能達到要求的餾出液濃度時采用回收塔。對回收塔料液從塔頂加入，其進料狀態(tài)為q≥1（泡點或冷液進料），故在塔頂可以有回流，也可以無回流，但不論何種流程，塔內(nèi)操作線沒有精餾段只有提餾段。F,xFD,xDW,xW回收塔第101頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型（1）對間接蒸汽加熱的情況操作線方程與完全的精餾塔的提餾段操作線相同：

①當(dāng)塔頂無回流時：L=0，R=0

泡點進料：q=1，L’=F，V’=D

冷液進料：q>1，L’=qF，

V’=D-(1-q)F

②當(dāng)塔頂有回流時：L≠0，R≠0

泡點進料：q=1，L’=L+F，V’=（R+1）D

冷液進料：q>1，L’=L+qF，V’=（R+1）D-(1-q)F

011第102頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型（2）對直接蒸汽加熱的情況011①當(dāng)塔頂無回流時：L=0，R=0

泡點進料：q=1，L’=F=W*，

V’=V0=D

冷液進料：q>1，L’=qF=W*，

V’=D-(1-q)F=V0

②當(dāng)塔頂有回流時：L≠0，R≠0

泡點進料：q=1，L’=L+F=W*，V’=（R+1）D=V0

冷液進料：q>1，L’=L+qF=W*，

V’=（R+1）D-(1-q)F=V0第103頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型3.復(fù)雜塔復(fù)雜塔指有多股進料和多股側(cè)線采出的塔。操作線的數(shù)目=進出料股數(shù)-1ⅠⅢⅡF2,xF2,q2D,xDW,xWF1,xF1,q1兩股進料（1）多股進料兩種成分相同但濃度不同的料液可在不同位置加入塔內(nèi)進行分離，不能混合后再一股進料，為什么？混合是分離的逆過程，對分離不利。下面以兩股進料為例進行說明。

第104頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型ⅠⅢⅡF2,xF2,q2D,xDW,xWF1,xF1,q1兩股進料全塔物料衡算：F1+F2=D+W

易揮發(fā)組分衡算：F1xF1+F2xF2=DxD

+WxW塔頂易揮發(fā)組分回收率：第105頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型操作線：Ⅱ段：

011ⅠⅢⅡⅠ段：第106頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型011ⅠⅢⅡⅢ段：

q線：

Rmin：挾點對理想溶液可能出現(xiàn)在q1或q2線與平衡線的交點上（各段操作線斜率：Ⅲ>Ⅱ>Ⅰ），對高度非理想溶液可能出現(xiàn)在其他位置。第107頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型（2）側(cè)線出料ⅠⅢⅡF,xF,qD1,xD1D2,xD2W,xW全塔物料衡算：F=D1+D2+W

易揮發(fā)組分衡算：

F

xF=D1xD1+D2xD2

+WxW塔頂易揮發(fā)組分回收率：第108頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型操作線：Ⅰ段：Ⅱ段：泡點采出：

Ⅲ段：

泡點采出：第109頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.5.4雙組分精餾過程的其他類型

q線：

Rmin：挾點對理想溶液可能出現(xiàn)在q線與平衡線的交點上（第一段斜率大于第二段斜率），對高度非理想溶液可能出現(xiàn)在其他位置。011ⅠⅢⅡ泡點采出011ⅠⅢⅡ飽和蒸汽采出第110頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.6雙組分精餾的操作型計算

（1）精餾段物料衡算

對虛線劃定的范圍進行物料衡算總物料衡算V=L+D易揮發(fā)組分衡算Vy2=Lx1+DxD定義回流比y1x1精餾段的分析y2第111頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月上述物料衡算可以用一個總式來表示，自任一第n塊板下降的液流組成xn與第n+1板上升的氣流組成yn+1之間有：上式是由精餾段物料衡算得到的，反映的是精餾段由下一塊理論板上升的汽相組成y與上一塊板下降的液流組成x之間的關(guān)系，稱為精餾段操作線方程，略去下標寫成：9.6雙組分精餾的操作型計算

第112頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月0

1.0xy精餾段操作線精餾段操作線方程經(jīng)過點（xD，xD

）和（0，xD/（R+1）），斜率為R/(R+1)9.6雙組分精餾的操作型計算

第113頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月(2)提餾段物料衡算

mm+1ym+1xm提餾段的分析根據(jù)精餾段中物料衡算的方法，同樣可以獲得提餾段中的物料衡算式：總物料衡算易揮發(fā)組分衡算上式反映的是提餾段中下一塊理論板上升的汽相組成y與上一塊板下降的液流組成x之間的關(guān)系，稱為提餾段操作線方程。9.6雙組分精餾的操作型計算

第114頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月011注意兩操作線方程中x、y的含義。

x=xW時，y=yW，x=0時，在相圖上可以根據(jù)這兩點作出提餾段操作線，但一般xW較小，作圖誤差大；通常不采用這種方法；更有效、更方便、更準確的方法后面介紹。9.6雙組分精餾的操作型計算

第115頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.6.1操作型計算理論塔板數(shù)N=4及α、xF、xD、xW、q已知，要求計算滿足該分離要求所需的操作回流比；則先估計回流比，求出理論塔板數(shù)與已知的理論塔板數(shù)比較，若不相等則改變回流比重新計算，直至相等為止；故操作型計算須采用試差法。N=5R太小N=3.3R太大N=4R合適9.6雙組分精餾的操作型計算

第116頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月操作型問題分析（1）回流比變化①塔釜蒸發(fā)量不變

問題：回流比R↑，F(xiàn)、xF、q、V’不變，L、V、L’、D、W、xD、xW如何變化？分析：V’=V-（1-q）不變→V不變；

V=（R+1）D不變且R增大→D↓；

V=L+D不變且D減小→L↑

；

L’=L+qF，L↑→L’↑；

F=D+W，D↓→W↑；

R↑→（L/V）↑精餾段分離能力提高，xD↑

；

L’↑，V’不變→（L’/V’）↑；提餾段分離能力↓，xW↑

。結(jié)論：V’不變，R↑，xD↑

，D↓

。9.6雙組分精餾的操作型計算

第117頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月②塔頂產(chǎn)品量不變

問題：R↑，F(xiàn)、xF、q、D不變，L、V、L’、V’、W、xD、xW如何變化？

分析：

L=RD且R↑→L↑；

V=（R+1）D且R↑→V↑；

L’=L+qF且L↑→L’↑；

V’=V-（1-q）且V↑→V’↑；

F=D+W不變，且D不變→W不變；

R↑→（L/V）↑精餾段分離能力提高，xD↑

；

L’↑，V’↑→(L’/V’)=1+(W/V’)↓；提餾段分離能力↑，xW↓。

結(jié)論：要保證餾出液量不變，而提高回流比，必須提高塔釜蒸發(fā)量。9.6雙組分精餾的操作型計算

第118頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月（2）適宜進料口變化問題：進料口位置偏離適宜進料位置上移或下移，xD、xW如何變化？分析：上移、下移都使所需理論塔板數(shù)↑；實際塔板數(shù)不變，故塔分離能力↓，而且操作線斜率不變，所以xD↓、xW↑。結(jié)論：精餾塔存在最佳進料位置，及精餾段操作線和提餾段操作線的交點，偏離最佳位置進料均使分離效果下降。9.6雙組分精餾的操作型計算

第119頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月

（3）進料熱狀態(tài)變化；（4）進料濃度變化；

（5）處理量變化；（6）塔釜蒸發(fā)量變化。注意：①以上的分析均是針對間接蒸汽加熱精餾，對于直接蒸汽加熱的情況與之類似，但要注意這兩種情況操作線和物料衡算的區(qū)別；②精餾段操作線斜率↑，精餾段分離能力↑，餾出液組成xD↑；提餾段操作線斜率↑，提餾段分離能力↓，殘液組成xW↑；若精餾段操作線斜率不變，進料狀態(tài)不變，并不能說明餾出液組成不變，此時應(yīng)綜合全塔情況進行判斷；③對各種情況無法一一枚舉，但可觸類旁通；對流量L、L’、V、V’、D、W可用物料衡算分析其變化趨勢，而組成xD、xW通常無法利用物料衡算式判斷，可結(jié)合相圖、操作線斜率的變化情況及塔板數(shù)不變條件進行判斷；④在判斷出xD、xW的變化趨勢后，可用全塔物料衡算進行檢驗是否正確。9.6雙組分精餾的操作型計算

第120頁，課件共150頁，創(chuàng)作于2023年2月9.7間歇蒸餾（分批蒸餾）加熱蒸汽F,xFLD