化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件

第五章蒸餾

Distillation第五章蒸餾

Distillation5.1概述化工過程中步驟很多,這些步驟可分為兩類:以進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)為主,通常在反應(yīng)器中進(jìn)行.物理性操作單元操作5.1概述化工過程中步驟很多,這些步驟可分為兩類:單元操作流體力學(xué)：沉降、過濾、離心分離等分離非均相混合物傳熱：傳質(zhì)：吸收、脫吸、精餾、萃取、干燥、吸附、結(jié)晶等分離操作非均相混合物均相混合物傳質(zhì)設(shè)備單元操作分離非均相混合物傳熱：傳質(zhì)：吸收、脫吸、精餾、萃取、

一、化工生產(chǎn)中的傳質(zhì)過程均相混合物的分離過程1.均相物系的分離混合物可分為非均相物系和均相物系。

非均相物系的分離前面已經(jīng)講過；均相物系的分離條件是必須造成一個(gè)兩相物系，然后依據(jù)物系中不同組分間某種物性的差異，使其中某個(gè)組分或某些組分從一相向另一相轉(zhuǎn)移，以達(dá)到分離的目的。一、化工生產(chǎn)中的傳質(zhì)過程非均相物系的分離前面均相物系分離的特點(diǎn)引入第二個(gè)相，并使兩組分在第二個(gè)相中存在不均勻分配。相際傳質(zhì)（物質(zhì)從一相通過相界面進(jìn)入另一相）均相物系分離的特點(diǎn)分離的目的：

濃縮：除去溶劑；純化：除去雜質(zhì)；分離：將混合物分成兩種或多種目的產(chǎn)物；反應(yīng)促進(jìn)：把化學(xué)反應(yīng)或生化反應(yīng)的產(chǎn)物連續(xù)取出，以提高反應(yīng)速率。分離的目的：濃縮：除去溶劑；２．以相際傳質(zhì)為特征的單元操作常見的有：吸收

氣體混合物的分離。物質(zhì)由氣相轉(zhuǎn)入液相氣相B

+

A液相S

+

AAA

脫吸吸收逆過程脫吸２．以相際傳質(zhì)為特征的單元操作氣相液相AA脫吸吸收逆過程脫氣體的減濕

吸收的一種特殊情況。為水蒸氣所飽和的氣體與冷水接觸，水蒸氣則從氣相轉(zhuǎn)入液相，傳質(zhì)只在氣相中進(jìn)行。逆過程氣相B

+

A液相（水相）

A（水）A減濕增濕A增濕氣體的減濕吸收的一種特殊情況。逆過程氣相液相（水相）A減濕液－液萃?。ㄝ腿。┗旌弦旱姆蛛x，物質(zhì)從一液相轉(zhuǎn)入另一液相液相B

+

A液相S

+

AA萃取A萃取逆過程萃取液－液萃?。ㄝ腿。┗旌弦旱姆蛛x，液相液相A萃取A萃取逆過固－液萃?。ńr或浸?。?/p>

屬多相系的分離物質(zhì)固相表面或內(nèi)部轉(zhuǎn)入液相。固相B

+

A液相S

+

A浸瀝－－－－－A固－液萃?。ńr或浸?。┕滔嘁合嘟r－－－－－A結(jié)晶溶質(zhì)從液相趨附于溶質(zhì)晶體的表面轉(zhuǎn)為固相，使晶體長(zhǎng)大。溶解液相S

+

A固相

AA結(jié)晶溶解A逆過程結(jié)晶溶質(zhì)從液相趨附于溶質(zhì)晶體的表面轉(zhuǎn)為固相，使晶體長(zhǎng)大。吸附物質(zhì)從氣相或液相趨附于固體表面（多為多孔性固體的內(nèi)表面）脫附

氣相或液相B

+

A固相

CA吸附脫附A逆過程吸附物質(zhì)從氣相或液相趨附于固體表面（多為多孔性固體的內(nèi)表面干燥液體（水）經(jīng)過汽化，從固體表面或內(nèi)部轉(zhuǎn)入氣相，屬多相系分離。固相B

+

A氣相C

+

A干燥－－－－－A干燥液體（水）經(jīng)過汽化，從固體表面或內(nèi)部轉(zhuǎn)入氣相，屬多相系精餾液體混合物的分離不同物質(zhì)在汽液兩相間相互轉(zhuǎn)移。液相A

+

B汽相A

+

BAB精餾精餾液體混合物的分離液相汽相AB精餾3.相際傳質(zhì)與傳熱的相似和區(qū)別相似：區(qū)別：傳遞量極限（最終的平衡狀態(tài)）推動(dòng)力傳熱熱量Q熱平衡T=t⊿t=T-t傳質(zhì)質(zhì)量m相平衡⊿C3.相際傳質(zhì)與傳熱的相似和區(qū)別傳遞量極限推動(dòng)力傳熱熱量Q熱平二、相組成的表示法１.質(zhì)量分率和摩爾分率質(zhì)量分率ai：均相混合物中某組分質(zhì)量占總質(zhì)量的分率或百分率?！芶i＝１摩爾分率xi、yi：某組分摩爾數(shù)占總摩爾數(shù)的分率或百分率?！苮i＝１∑yi＝１二、相組成的表示法１.質(zhì)量分率和摩爾分率2.質(zhì)量比和摩爾比：常用于雙組分物系質(zhì)量比：a=mA/mB摩爾比：X=nA/nB

Y=nA/nB換算

a=a1-aa=a1+aX=x1-xX=X1+X2.質(zhì)量比和摩爾比：常用于雙組分物系a1-aa=a13.濃度：?jiǎn)挝惑w積中的物質(zhì)量質(zhì)量濃度：

cA=

摩爾濃度：CA=(體積濃度）質(zhì)量摩爾量mAVnAVkg/m3kmol/m3質(zhì)量摩爾量mAVnAVkg/m3kmol/m3質(zhì)量濃度與質(zhì)量分率的關(guān)系：摩爾濃度與摩爾分率的關(guān)系：C—混合物在液相中的總摩爾濃度，kmol/m3；—混合物液相的密度，kg/m3。質(zhì)量濃度與質(zhì)量分率的關(guān)系：摩爾濃度與摩爾分率的關(guān)系：C—混合4．氣體總壓與理想氣體中組分的分壓總壓與某組分的分壓之間的關(guān)系:摩爾比與分壓之間的關(guān)系:摩爾濃度與分壓之間的關(guān)系:pA=PyA4．氣體總壓與理想氣體中組分的分壓總壓與某組分的分壓之間的關(guān)三、傳質(zhì)設(shè)備簡(jiǎn)介1.對(duì)傳質(zhì)設(shè)備的要求（設(shè)計(jì)原則）：給傳質(zhì)的兩相（或多相）提供良好的接觸機(jī)會(huì)，包括增大相界面積和增強(qiáng)湍動(dòng)程度。兩相在接觸后能分離完全。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、緊湊，操作便利，穩(wěn)定，運(yùn)轉(zhuǎn)可靠，周期長(zhǎng)，能量消耗小等。三、傳質(zhì)設(shè)備簡(jiǎn)介1.對(duì)傳質(zhì)設(shè)備的要求（設(shè)計(jì)原則）：2.填料塔和板式塔：填料塔：在填料塔內(nèi)氣液兩相沿著塔高連續(xù)接觸、傳質(zhì)，因而兩相的濃度也沿塔高連續(xù)變化。連續(xù)接觸式傳質(zhì)設(shè)備板式塔：在板式塔內(nèi)氣流與液流依次在各層塔板上接觸、傳質(zhì)，其濃度沿塔高呈階躍式變化。逐級(jí)接觸式傳質(zhì)設(shè)備

2.填料塔和板式塔：化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件板式塔板式塔拉西環(huán)鮑爾環(huán)階梯環(huán)環(huán)填料塔拉西環(huán)鮑爾環(huán)階梯環(huán)環(huán)填料塔5.2蒸餾概述1.蒸餾原理：

蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同實(shí)現(xiàn)分離的單元操作.

沸點(diǎn)低的組分稱為易揮發(fā)組分或輕組分，高的為難揮發(fā)組分或重組分。5.2蒸餾概述1.蒸餾原理：化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件

2.蒸餾分離的特點(diǎn)蒸餾操作需要消耗大量的能量，流程簡(jiǎn)單蒸餾操作既可用于氣體混合物的分離，也可用于液體混合物甚至是固體混合物的分離蒸餾操作有時(shí)需要高壓、高真空、高溫或低溫條件2.蒸餾分離的特點(diǎn)蒸餾操作需要消耗大量的能量3.蒸餾過程的分類3.蒸餾過程的分類5.1雙組分溶液的氣液相平衡

5.1.1雙組分理想物系的氣液平衡5.1.2

雙組分非理想物系的氣液平衡5.1雙組分溶液的氣液相平衡5.1.1雙組分理想物系的5.1雙組分溶液的氣液平衡5.1.1雙組分理想物系的氣液平衡一、相律

在物理化學(xué)中，我們學(xué)習(xí)過相律，即：式中F――自由度數(shù)；

C――獨(dú)立組分?jǐn)?shù)；

Φ――相數(shù)。

對(duì)雙組分的氣液相平衡，由相律知其自由度數(shù)為2。5.1雙組分溶液的氣液平衡5.1.1雙組分理想物系二、雙組分理想物系的氣液平衡函數(shù)關(guān)系

所謂理想物系，即指液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律；氣相為理想氣體，遵循道爾頓分壓定律。二、雙組分理想物系的氣液平衡函數(shù)關(guān)系理想溶液理想溶液是指溶液中不同組分的分子間作用力和相同分子間的作用力完全相等的溶液。拉烏爾（Raoult）定律：理想溶液各分子之間的牽制力相等，各組分的揮發(fā)性不受其他組分存在的影響，它們?cè)谄胶鈿庀嘀械姆謮簝H由純組分的飽和蒸氣壓及其在溶液中的摩爾分率決定。p=pA+pB

設(shè)A-B是一對(duì)理想溶液體系，若在純液體A中逐漸加入較難揮發(fā)的液體B形成A、B溶液，A的平衡分壓（蒸汽壓）pA僅僅由于被B的稀釋而降低，則：同理：拉烏爾（Raoult）定律理想溶液理想溶液是指溶液中不同組分的分子間作用力和相同分子間拉烏爾定律：pA0、pB0為溶液溫度下純組分A和B的飽和蒸氣壓,可查有關(guān)手冊(cè)或由下面安托因方程求得：拉烏爾定律：pA0、pB0為溶液溫度下純組分A和B的飽和蒸當(dāng)溶液沸騰時(shí)，溶液上方的總壓等于各組分的蒸氣壓之和：由式5-2和5-4得：當(dāng)溶液沸騰時(shí)，溶液上方的總壓等于各組分的蒸氣相平衡常數(shù)當(dāng)總壓不變時(shí)，相平衡常數(shù)K并非常數(shù)，隨溫度變化相平衡常數(shù)當(dāng)總壓不變時(shí)，相平衡常數(shù)K并非常數(shù)，隨溫度三、雙組分理想溶液的氣液平衡相圖1、溫度----組成（t-x-y)圖

將不同溫度下的xA、yA繪在直角坐標(biāo)系中得到T-x-y圖圖中各點(diǎn)和線的物理意義：1）兩端點(diǎn)分別代表純組分A、B的沸點(diǎn)。2）t—x線——稱為泡點(diǎn)線

（也就是飽和液體線）。

t—x線以下，代表過冷液體（溫度未達(dá)到沸點(diǎn)）。3）t—y——稱為露點(diǎn)線

（也就是飽和蒸氣線）4）圖中分為三個(gè)區(qū)：

t—x以下，液相區(qū)

t—x線和T—y線之間，氣液共存區(qū)

t—y線以上，氣相區(qū)圖5-1苯—甲苯混合液的t-x-y圖三、雙組分理想溶液的氣液平衡相圖1、溫度----組成（t-1）t-x-y相圖的說明2）液體的加熱過程泡點(diǎn)3）過熱蒸汽的冷凝過程露點(diǎn)4）液體混合物的分離條件：部分汽化或部分冷凝5）二元理想溶液與純液體的不同：

1）t-x-y相圖的說明1）溫度t上升tE時(shí),單一液相此時(shí)位于液相區(qū)2）溫度t上升tF時(shí),開始沸騰產(chǎn)生氣泡，此時(shí)位于t—x線稱為泡點(diǎn)線3）溫度t上升tG時(shí),有部分氣化此時(shí)位于氣液共存區(qū)4）溫度t上升tH時(shí),全部液體變成飽和蒸氣5）溫度t上升tI時(shí),過熱蒸氣此時(shí)位于氣相區(qū)分析：含40%A和B的混合液體逐漸升溫時(shí)各點(diǎn)、線的意義

反過來(lái)，溫度由tI降至tH時(shí)，蒸氣冷凝開始有液滴出現(xiàn)，t—y線稱為露點(diǎn)線。20406080t（℃）8090100110x(y)（%）IFEBGHT-xAT-y1）溫度t上升tE時(shí),單一液相此時(shí)位于液相區(qū)分析：含40%圖5-2苯—甲苯混合液的x-y圖1、平衡線偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)，溶液采用精餾法分離越容易。2、若平衡線與對(duì)角線相交或相切，則溶液達(dá)到平衡時(shí)交點(diǎn)或切點(diǎn)處的兩相組成完全相同，表示該溶液不能采用普通精餾的方法來(lái)同時(shí)獲得兩個(gè)純凈組分。

氣液平衡線上的任一點(diǎn)均表示平衡時(shí)氣相、液相的組成，但是不同的點(diǎn)對(duì)應(yīng)的溫度不同，其組成也各不相同。2、氣液平衡圖（x—y圖）圖5-2苯—甲苯混合液的x-y圖1、平衡線偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)注意：

上述的平衡曲線是在恒定的壓強(qiáng)（總壓為1atm）下測(cè)得的。對(duì)同一物系而言，混合液的平衡溫度愈高，各組分間揮發(fā)度差異愈小，即相對(duì)揮發(fā)度α愈小，因此蒸餾壓強(qiáng)愈高，平衡溫度隨之升高，α減小，分離變得愈難，反之亦然。但實(shí)驗(yàn)也表明，在總壓變化范圍為20-30%下，x-y平衡曲線變動(dòng)不超過2%，因此在總壓變化不大時(shí)，外壓對(duì)平衡曲線的影響可以忽略。注意：上述的平衡曲線是在恒定的壓強(qiáng)（總壓四、揮發(fā)度和相對(duì)揮發(fā)度1、揮發(fā)度：

對(duì)于純液體：用其蒸氣壓表示揮發(fā)度。對(duì)于二元溶液：

對(duì)于理想溶液：

vA=pAovB=pBo

對(duì)于非理想溶液：

vi≠pio

四、揮發(fā)度和相對(duì)揮發(fā)度1、揮發(fā)度：

對(duì)雙組分溶液，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：2.相對(duì)揮發(fā)度：上式稱為氣液相平衡方程。α越大，分離越容易。對(duì)雙組分溶液，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：2.相對(duì)揮發(fā)5.1.2雙組分非理想物系的氣液平衡一、非理想物系

化工生產(chǎn)中遇到的物系大多為非理想物系。液相為非理想溶液，氣相為理想氣體；液相為理想溶液，氣相為非理想氣體；液相為非理想溶液，氣相為非理想氣體。

非理想物系可能有以下幾種情況：5.1.2雙組分非理想物系的氣液平衡液相為非理想溶液，氣1、具有正偏差的非理想溶液產(chǎn)生正偏差的原因：

不同分子間的吸引力aAB小于相同分子間的吸引力aAA和aBB。

當(dāng)不同分子間的排斥傾向達(dá)到一定的程度時(shí)，就會(huì)出現(xiàn)最高蒸氣壓和相應(yīng)的最低恒沸點(diǎn)，這就是所謂的“共沸”現(xiàn)象“共沸”現(xiàn)象：如：乙醇水溶液在P=1atm下，當(dāng)x=0.894時(shí)，點(diǎn)M為最低恒沸點(diǎn)78.15℃1、具有正偏差的非理想溶液產(chǎn)生正偏差的原因：當(dāng)不同2、具有負(fù)偏差的非理想溶液產(chǎn)生負(fù)偏差的原因：

不同分子間的吸引力aAB大于相同分子間的吸引力aAA和aBB。

當(dāng)負(fù)偏差達(dá)到一定程度時(shí)，也會(huì)出現(xiàn)“共沸”現(xiàn)象，就會(huì)出現(xiàn)最低蒸氣壓和相應(yīng)的最高恒沸點(diǎn)如：硝酸水溶液在P=1atm下，當(dāng)x=0.383時(shí)，點(diǎn)M為最高恒沸點(diǎn)121.9℃共沸：2、具有負(fù)偏差的非理想溶液產(chǎn)生負(fù)偏差的原因：當(dāng)負(fù)偏化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件氣液平衡數(shù)據(jù)來(lái)源1、實(shí)驗(yàn)測(cè)定或從有關(guān)手冊(cè)中查得2、由純組分的某些物性按經(jīng)驗(yàn)的或理論的公式估算3、根據(jù)少量實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，由經(jīng)驗(yàn)的或理論的公式估算氣液平衡數(shù)據(jù)來(lái)源例1－1苯與甲苯的飽和蒸汽壓和溫度的關(guān)系如本題附表所示。試?yán)美瓰鯛柖珊拖鄬?duì)揮發(fā)度，分別計(jì)算苯－甲苯混合液在總壓為101.33kPa下的氣液平衡數(shù)據(jù)，并做出溫度－組成圖。該溶液可視為理想溶液。例1－1苯與甲苯的飽和蒸汽壓和溫度的關(guān)系如本題附表所示。（1）利用拉烏爾定律（1）利用拉烏爾定律（2）利用相對(duì)揮發(fā)度（2）利用相對(duì)揮發(fā)度第1講小結(jié)1、蒸餾是分離均相液體混合物最廣泛采用的單元操作。蒸餾分離的依據(jù)是混合液中組分揮發(fā)度的差異。2、在恒壓下，氣—液相平衡關(guān)系是t-x-y及x-y關(guān)系。表示這些定量關(guān)系的方程是泡點(diǎn)方程、露點(diǎn)方程與相平衡方程?；蛘卟捎弥庇^的t-x-y圖及x-y圖。3、相對(duì)揮發(fā)度α數(shù)值大小可以說明物系采用蒸餾法進(jìn)行分離的難易。α越大，溶液越容易分離，反之則越難。而當(dāng)α＝l時(shí)，由于平衡氣、液相濃度相等，即y＝x，則不能采用普通蒸餾法將此物系進(jìn)行分離。4、非理想溶液起因于溶液中異種分子間與同種分子間的作用力不同，表現(xiàn)為平衡蒸汽壓對(duì)Raoult定律的偏差。其極端情況是具有最高或最低恒沸點(diǎn)的溶液。在恒沸點(diǎn)組成下y＝x，即α＝1，普通蒸餾法不能越過此點(diǎn)。

第1講小結(jié)5.2平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾

5.2.1平衡蒸餾5.2.2

簡(jiǎn)單蒸餾平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾均為單級(jí)蒸餾操作過程，通常用于混合液中各組分揮發(fā)度相差較大，對(duì)分離要求又不高的場(chǎng)合。5.2平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾5.2.1平衡蒸餾5.2.25.2.1平衡蒸餾平衡蒸餾裝置

特點(diǎn)：

1、平衡蒸餾為穩(wěn)定連續(xù)過程，生產(chǎn)能力大。

2、不能得到高純度產(chǎn)品，只能作為粗略分離物料用，石油煉制和石油裂解分離常采用平衡蒸餾。圖5-4平衡蒸餾裝置5.2.1平衡蒸餾特點(diǎn)：圖5-4平衡蒸餾裝置一、物料衡算

總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分的衡算

聯(lián)立式（5-12）和式（5-13）得：（5-12）（5-13）（5-14）一、物料衡算總物料衡算：F=D+W聯(lián)立式（5-12）設(shè)液相產(chǎn)物W占總加料量F的分率為q，q叫做液化率，其值0<q<1；而D/F即（1-q）叫做汽化率，則：

在x-y圖上，式（5-15）代表通過點(diǎn)（xf，xf)的直線，其斜率為q/(q-1)。（5-15）二、熱量衡算（5-16）設(shè)液相產(chǎn)物W占總加料量F的分率為q，q叫做液化節(jié)流減壓，液體部分汽化所需的熱量來(lái)自于物料放出的顯熱，即：三、氣液平衡關(guān)系

（5-17）（5-18）及節(jié)流減壓，液體部分汽化所需的熱量來(lái)自于物料放出的

若已知原料液流量F、組成xf、溫度tf及汽化率，則聯(lián)立式5-11、5-15和5-19，即可求得平衡的氣液相組成及溫度。圖解法如下：圖5-5平衡蒸餾圖解計(jì)算若已知原料液流量F、組成xf、溫度tf及汽例1－2對(duì)某兩組分理想溶液進(jìn)行常壓閃蒸，已知xf為0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分率），若要求汽化率為60％，試求閃蒸后平衡的氣液相組成及溫度。解：例1－2對(duì)某兩組分理想溶液進(jìn)行常壓閃蒸，已知xf為0.5.2.2簡(jiǎn)單蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾裝置

簡(jiǎn)單蒸餾又稱微分蒸餾，是一種單級(jí)蒸餾操作，常以間歇方式進(jìn)行。圖5-6簡(jiǎn)單蒸餾裝置5.2.2簡(jiǎn)單蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾又稱微分圖5-6簡(jiǎn)單1、特點(diǎn)：

①由于是一次性投料，所以氣、液相的組成隨溫度而變，是一種非定態(tài)操作。時(shí)間t上升，餾出液輕組分y下降，釜液中x下降，釜液中難揮發(fā)組分含量上升，沸點(diǎn)上升。②氣相和液相只是一種瞬間的平衡。2、應(yīng)用：①相對(duì)揮發(fā)度較大，易分離的混合液。②作為精餾前的預(yù)處理，如：原油、煤焦油的粗分離。③常用于實(shí)驗(yàn)室或小型工廠。1、特點(diǎn)：2、應(yīng)用：3、簡(jiǎn)單蒸餾計(jì)算

（5-20）（5-21）簡(jiǎn)單蒸餾為非穩(wěn)態(tài)過程，需要進(jìn)行微分計(jì)算。

假設(shè)簡(jiǎn)單蒸餾某瞬間τ釜液量為L(zhǎng)kmol、組成為x，經(jīng)微分時(shí)間dτ后，釜液量變?yōu)長(zhǎng)+dL、組成變?yōu)閤+dx，而蒸出的餾出液量為dD、組成為y，且y與x呈平衡關(guān)系。在dτ時(shí)間內(nèi)作物料衡算：總物料：易揮發(fā)組分：dD=-dLLx=(L+dL)(x+dx)+ydD3、簡(jiǎn)單蒸餾計(jì)算（5-20）（5-21）簡(jiǎn)單蒸餾為非

聯(lián)立式（5-20）和式（5-21），并略去二階無(wú)窮小量得：則式（5-22）積分可得：設(shè)初始時(shí)，釜液量為F，組成為x1;

結(jié)束時(shí)，釜液量為W，組成為x2。聯(lián)立式（5-20）和式（5-21），并

若已知?dú)庖浩胶怅P(guān)系，則由式（5-23）可求出餾出液組成、釜?dú)堃航M成與釜?dú)堃毫浚ɑ蝠s出液量）之間的關(guān)系。若氣液平衡關(guān)系可由式（5-11）表示，則將式（5-11）代入式（5-23）積分可得：若已知?dú)庖浩胶怅P(guān)系，則由式（5-23）

餾出液的組成隨時(shí)間而變，其平均組成可通過一批操作的物料衡算求得，即：（5-25）總物料：易揮發(fā)組分：D=F-W聯(lián)立得：餾出液的組成隨時(shí)間而變，其平均組成可通例1－3對(duì)例1－2中的液體混合物進(jìn)行簡(jiǎn)單蒸餾，若汽化率仍為60％，試求釜?dú)堃航M成和餾出液平均組成。已知常壓下該混合物的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.16。平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾的比較平衡蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾y=0.575y=0.614原因：平衡蒸餾造成物料的返混例1－3對(duì)例1－2中的液體混合物進(jìn)行簡(jiǎn)單蒸餾，若汽化率仍5.3精餾原理和流程

5.3.1精餾過程原理和條件5.3.2

精餾操作流程5.3精餾原理和流程5.3.1精餾過程原理和條件5.35.3.1精餾過程原理和條件一、精餾過程原理上述的平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾都是單級(jí)分離過程，分離所能達(dá)到的程度有限。而精餾是多級(jí)分離過程，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，可使混合液得到幾乎完全的分離。

精餾過程原理可用圖5-7所示的t-x-y圖來(lái)說明。5.3.1精餾過程原理和條件精餾過程原理可用圖5-化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件原理：多次部分汽化，多次部分冷凝工程實(shí)現(xiàn)面臨的問題設(shè)備龐雜能量消耗大產(chǎn)生中間餾分使產(chǎn)品收率低改進(jìn)用一個(gè)設(shè)備：塔（板式塔，填料塔）冷凝放出的熱用于汽化需要的熱塔頂引入液相回流，塔底引入氣相回流原理：多次部分汽化，多次部分冷凝化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件精餾過程原理及條件理論依據(jù)：揮發(fā)度不同工程手段：精餾塔，塔頂液相回流，塔底氣相回流傳熱傳質(zhì)：多次、同時(shí)進(jìn)行氣相的部分冷凝和液相的部分汽化結(jié)果：實(shí)現(xiàn)高純度的分離

精餾過程原理及條件

精餾塔內(nèi)只要有足夠多的塔板數(shù)，就可使混合液達(dá)到所要求的分離程度。但必須保證塔板上始終有一定的液層和與之接觸的氣相，實(shí)現(xiàn)氣液兩相的傳質(zhì)和傳熱過程，所以精餾塔必須從塔底引入上升蒸氣流和從塔頂引入下降液流（稱為回流）?；亓魇蔷s操作不同于平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾的重要區(qū)別。若離開某塔板的氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，則稱該板為理論板。精餾塔內(nèi)只要有足夠多的塔板數(shù)，就可使混合液達(dá)到所要求的分5.3.2精餾操作流程連續(xù)精餾操作流程

化工生產(chǎn)以連續(xù)精餾為主。將原料進(jìn)入的那層板稱為加料板。精餾操作分段：1、精餾段（加料板以上部分）2、提餾段（加料板以上部分）3、回流5.3.2精餾操作流程化工生產(chǎn)以連續(xù)精餾為主。將原間歇精餾操作流程

圖5-11所示為間歇精餾操作流程。原料液一次加入塔釜內(nèi)，釜液濃度隨時(shí)間不斷變化，產(chǎn)品組成也逐漸降低。當(dāng)釜液達(dá)到規(guī)定組成后，精餾操作即被停止。圖5-11間歇精餾操作流程圖5-11所示為間歇精餾操作流程。原料液一次加入塔釜內(nèi)第2講小結(jié)平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾是工業(yè)上最簡(jiǎn)單的蒸餾方式，它們的原理是混合液的一次部分氣化，因此分離效果非常有限，只能用于分離程度要求不高的物系或物系的初步分離。平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾屬于平衡過程。其計(jì)算途徑是聯(lián)立求解物料衡算、熱量衡算和相平衡方程。由于簡(jiǎn)單蒸餾為非穩(wěn)態(tài)過程，所以計(jì)算中要采用微積分方法。工業(yè)上實(shí)現(xiàn)高純度分離最常采用的方法是精餾，精餾原理可概括為：分離依據(jù)(組分揮發(fā)度差異)十工程手段(回流—液、氣相回流)＋多次、同時(shí)部分氣化和部分冷凝→實(shí)現(xiàn)高純度分離。第2講小結(jié)5.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅰ）

5.4.1計(jì)算的基本假定5.4.2

物料衡算和操作線方程5.4.3進(jìn)料熱狀況的影響5.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅰ）5.4.1計(jì)算的基本假定工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容確定產(chǎn)品流量和組成；確定精餾塔類型，選擇板式塔或填料塔，計(jì)算理論板數(shù)或填料層高度；確定塔高和塔徑；板式塔：塔板結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)，流體力學(xué)驗(yàn)算；填料塔：確定填料類型，計(jì)算流動(dòng)阻力；計(jì)算冷凝器和再沸器熱負(fù)荷，確定換熱器類型和尺寸；繪制工藝流程圖和設(shè)備條件圖工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容5.4.1計(jì)算的基本假定一、理論板的概念理論板的假定：該板上氣液兩相的傳熱、傳質(zhì)達(dá)到平衡離開該板的氣液兩相溫度相等、組成滿足平衡關(guān)系理論板可作為衡量實(shí)際板分離效率的標(biāo)準(zhǔn)。在設(shè)計(jì)中，先求得理論板數(shù)，然后用塔板效率予以校正，即可求得實(shí)際塔板數(shù)。5.4.1計(jì)算的基本假定理論板可作為衡量實(shí)際板分離效率的標(biāo)準(zhǔn)二、恒摩爾流假定恒摩爾氣流：

1、精餾段內(nèi)每層板上升蒸氣摩爾流量均相等

2、提餾段內(nèi)每層板上升蒸氣摩爾流量均相等恒摩爾液流：1、精餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等2、提餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等精餾段：V1=V2=--------=Vn=V（kmol/h）提餾段：V1′=V2′=--------=Vn′=V′（kmol/h）精餾段：L1=L2=--------=Ln=L（kmol/h）提餾段：L1′=L2′=--------=Ln′=L′（kmol/h）二、恒摩爾流假定恒摩爾液流：1、精餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件5.4.2物料衡算和操作線方程一、全塔物料衡算

以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，對(duì)連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算：圖5-12連續(xù)精餾塔的物料衡算5.4.2物料衡算和操作線方程以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，對(duì)連續(xù)精在精餾計(jì)算中，對(duì)易揮發(fā)組分或難揮發(fā)組分，有時(shí)還用回收率來(lái)表示，即：塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率在精餾計(jì)算中，對(duì)易揮發(fā)組分或難揮發(fā)組分，塔頂易揮發(fā)組例1－4每小時(shí)將15000kg含苯40％（質(zhì)量％，下同）和甲苯60％的溶液，在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求釜?dú)堃褐泻讲桓哂?％，塔頂餾出液中苯的回收率為97.1%。試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁考敖M成，以摩爾流量和摩爾分率表示。解：例1－4每小時(shí)將15000kg含苯40％（質(zhì)量％，下同）化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件二、精餾段操作線方程

精餾段的作用：利用回流液把上升蒸氣中的重組分逐步冷凝下來(lái)，同時(shí)把回流液中的輕組分逐步氣化，從而在塔頂能夠得到較純的輕組分。二、精餾段操作線方程精餾段的作用：利用回流液把上升蒸氣中的在圖5-13虛線范圍內(nèi)作物料衡算，以單位時(shí)間為計(jì)算基準(zhǔn)，即：圖5-13精餾段操作線方程的推導(dǎo)式中xn――精餾段中第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率

yn+1――精餾段中第n+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率在圖5-13虛線范圍內(nèi)作圖5-13精餾段操作線方程的推導(dǎo)將式3-32代入式3-33中，整理后得：令R=L/D稱為回流比，則：以上兩式均稱為精餾段操作線方程式。在x-y圖中，均表示為線性關(guān)系，其斜率為R/（R+1），截距為xD/(R+1)。將式3-32代入式3-33中，整理后得：令R=L/Dx

y

(xD,xD)作圖方法:直線經(jīng)過兩點(diǎn)(xD，xD)和xDx y (xD,xD)作圖方法:xD提餾段的作用：利用上升蒸氣把液相中的輕組分逐漸蒸出來(lái)，同時(shí)把蒸氣中重組分逐漸冷凝下來(lái)，從而在塔釜能夠得到較純的重組分。三、提餾段操作線方程

提餾段的作用：利用上升蒸氣把液相中的輕組分逐漸蒸出來(lái)，同時(shí)把在圖5-14虛線范圍內(nèi)作物料衡算，以單位時(shí)間為計(jì)算基準(zhǔn)，即：圖5-14提餾段操作線方程的推導(dǎo)式中xm’――提餾段中第m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率

y’m+1――提餾段中第m+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。在圖5-14虛線范圍內(nèi)作圖5-14提餾段操作線方程的推導(dǎo)將式3-35代入式3-35a中，整理后得：

上式稱為提餾段操作線方程式。在x-y圖中，此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降液體組成xm′與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成ym+1′之間的關(guān)系。根據(jù)恒摩爾流假定，L′為定值，且在定態(tài)操作時(shí)，W和xW也為定值，故上式在x-y圖中也是直線。將式3-35代入式3-35a中，整理后得：直線斜率為:直線在y軸上的截距為:提餾段操作線方程為直線方程直線經(jīng)過點(diǎn)（xw，xW）x

y

xW（xw，xW）直線斜率為:直線在y軸上的截距為:提餾段操作線方程為直線方程5.4.3進(jìn)料熱狀況的影響一、進(jìn)料熱狀況提餾段下降的液體量L′除與精餾段回流液體量L有關(guān)外，還受進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況的影響。

在實(shí)際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料液可能有五種熱狀況：冷液進(jìn)料：溫度低于泡點(diǎn)飽和液體進(jìn)料：溫度為泡點(diǎn)氣液混合物進(jìn)料：溫度介于泡點(diǎn)與露點(diǎn)之間飽和蒸汽進(jìn)料：溫度為露點(diǎn)過熱蒸汽進(jìn)料：溫度高于露點(diǎn)5.4.3進(jìn)料熱狀況的影響在實(shí)際生產(chǎn)

由于不同進(jìn)料熱狀況的影響，使進(jìn)料板處上升的蒸氣量和下降的液體量都發(fā)生變化，即精餾段上升蒸量與下降液量和提餾段有所區(qū)別（見圖5-16）。

圖5-15進(jìn)料的五種熱狀況由于不同進(jìn)料熱狀況的圖5-15進(jìn)料的五種熱狀況(c)氣液混合物進(jìn)料(c)氣液混合物進(jìn)料(b)飽和液體進(jìn)料(b)飽和液體進(jìn)料(d)飽和蒸氣進(jìn)料(d)飽和蒸氣進(jìn)料(a)冷液進(jìn)料說明提餾段上升的蒸氣與進(jìn)料液相遇時(shí)，由于料液溫度較低，提餾段上升的蒸氣部分被冷凝下來(lái)與料液、精餾段回流液一起進(jìn)入提餾段。(a)冷液進(jìn)料說明提餾段上升的蒸氣與進(jìn)料液相遇時(shí)，由于料液(e)過熱蒸氣進(jìn)料說明過熱蒸氣進(jìn)料將精餾段溢流下來(lái)的一部分液體被氣化后隨提餾段上升蒸氣一起進(jìn)入精餾段。(e)過熱蒸氣進(jìn)料說明過熱蒸氣進(jìn)料將精餾段溢流下來(lái)的一部(a)(b)(c)(d)(e)圖5-16進(jìn)料熱狀況對(duì)進(jìn)料板上、下各流股的影響(a)冷液進(jìn)料(c)氣液混合物進(jìn)料(e)過熱蒸氣進(jìn)料(b)飽和液體進(jìn)料(d)飽和蒸氣進(jìn)料(a)(b)(c)(d)(e)圖5-16進(jìn)料熱狀況對(duì)進(jìn)料圖5-17進(jìn)料板上的物料衡算和熱量衡算精餾塔中精餾段和提餾段的各股物流量受進(jìn)料熱狀況的影響，為進(jìn)行定量計(jì)算的需要，引入進(jìn)料熱狀況參數(shù)q。二、進(jìn)料熱狀況參數(shù)

對(duì)進(jìn)料板進(jìn)行物料衡算和熱量衡算得：圖5-17進(jìn)料板上的物料衡算和熱量衡算精餾塔中精餾段和提

令q值稱為進(jìn)料熱狀況參數(shù) 令q值稱為進(jìn)料熱狀況參數(shù)化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件三、進(jìn)料熱狀況對(duì)操作線的影響將式5-41和式5-42代入式5-36中得：(a)冷液進(jìn)料q>1L’>L+FV’>V(c)氣液混合物進(jìn)料0<q<1L<L’<L+FV-F<V’<V(e)過熱蒸氣進(jìn)料q<0L’<LV’<V-F(b)飽和液體進(jìn)料q=1L’=L+FV’=V(d)飽和蒸氣進(jìn)料q=0L’=L+FV’=V-F提餾段方程的另一種形式對(duì)飽和液體、氣液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料，q值就等于進(jìn)料中的液相分率。三、進(jìn)料熱狀況對(duì)操作線的影響將式5-41和式5-42代入式5例1－5分離例1－4中的溶液時(shí)，若進(jìn)料為飽和液體，選用的回流比R=2.0，試求提餾段操作線方程，并說明操作線的斜率和截距的數(shù)值。解：例1－5分離例1－4中的溶液時(shí)，若進(jìn)料為飽和液體，選用的第3講小結(jié)二元精餾塔的簡(jiǎn)化物理模型要點(diǎn)是：塔內(nèi)各板視為理論板；塔內(nèi)物流為恒摩爾流(注意條件)，即精餾段與提餾段內(nèi)的氣、液流率各為恒定量，二段物流關(guān)系由進(jìn)料狀態(tài)(q值)決定．即有；L’＝L十qF及V’＝V－(1－q)F。操作線方程是物料衡算的數(shù)學(xué)表達(dá)式，若回流比與進(jìn)料狀態(tài)恒定，并滿足恒摩爾流假設(shè)，精餾段與提餾段操作線方程都是直線方程。描述簡(jiǎn)化精餾塔的方程組是：精餾段方程，提餾段方程，相平衡方程。第3講小結(jié)5.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅰ）

5.4.1計(jì)算的基本假定5.4.2

物料衡算和操作線方程5.4.3進(jìn)料熱狀況的影響5.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅰ）5.4.1計(jì)算的基本假定5.4.1計(jì)算的基本假定一、理論板的概念理論板的假定：

1、塔板上下各處的氣相和液相組成一致；

2、離開該板的氣液兩相組成互相平衡。理論板可作為衡量實(shí)際板分離效率的標(biāo)準(zhǔn)。在設(shè)計(jì)中，先求得理論板數(shù)，然后用塔板效率予以校正，即可求得實(shí)際塔板數(shù)。5.4.1計(jì)算的基本假定理論板可作為衡量實(shí)際板分離效率的標(biāo)準(zhǔn)二、恒摩爾流假定恒摩爾氣流：

1、精餾段內(nèi)每層板上升蒸氣摩爾流量均相等

2、提餾段內(nèi)每層板上升蒸氣摩爾流量均相等恒摩爾液流：1、精餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等2、提餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流量均相等二、恒摩爾流假定恒摩爾液流：1、精餾段內(nèi)每層板下降液體摩爾流化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件5.4.2物料衡算和操作線方程一、全塔物料衡算以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，對(duì)連續(xù)精餾塔作全塔物料衡算：圖5-12連續(xù)精餾塔的物料衡算5.4.2物料衡算和操作線方程以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，對(duì)連續(xù)精在精餾計(jì)算中，對(duì)易揮發(fā)組分或難揮發(fā)組分，有時(shí)還用回收率來(lái)表示，即：塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率在精餾計(jì)算中，對(duì)易揮發(fā)組分或難揮發(fā)組分，塔頂易揮發(fā)組二、精餾段操作線方程在圖5-13虛線范圍內(nèi)作物料衡算，以單位時(shí)間為計(jì)算基準(zhǔn)，即：圖5-13精餾段操作線方程的推導(dǎo)式中xn――精餾段中第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率

yn+1――精餾段中第n+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率二、精餾段操作線方程在圖5-13虛線范圍內(nèi)作圖5-13將式3-32代入式3-33中，整理后得：令R=L/D稱為回流比，則：以上兩式均稱為精餾段操作線方程式。在x-y圖中，均表示為線性關(guān)系，其斜率為R/（R+1），截距為xD/(R+1)。將式3-32代入式3-33中，整理后得：令R=L/D三、提餾段操作線方程在圖5-14虛線范圍內(nèi)作物料衡算，以單位時(shí)間為計(jì)算基準(zhǔn)，即：圖5-14提餾段操作線方程的推導(dǎo)式中xm’――提餾段中第m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率

y’m+1――提餾段中第m+1層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分率。三、提餾段操作線方程在圖5-14虛線范圍內(nèi)作圖5-14將式3-35代入式3-35a中，整理后得：式5-36稱為提餾段操作線方程式。在x-y圖中，此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自任意第m層板下降液體組成xm′與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成ym+1′之間的關(guān)系。根據(jù)恒摩爾流假定，L′為定值，且在定態(tài)操作時(shí)，W和xW也為定值，故上式在x-y圖中也是直線。將式3-35代入式3-35a中，整理后得：式55.4.3進(jìn)料熱狀況的影響一、進(jìn)料熱狀況提餾段下降的液體量L′除與精餾段回流液體量L有關(guān)外，還受進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況的影響。

在實(shí)際生產(chǎn)中，加入精餾塔中的原料液可能有五種熱狀況（見圖5-15）：①溫度低于泡點(diǎn)的冷液體（A）；②泡點(diǎn)下的飽和液體（B）；③溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣液混合物（C）；④露點(diǎn)下的飽和蒸氣（D）；⑤溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸氣（E）。5.4.3進(jìn)料熱狀況的影響在實(shí)際生產(chǎn)中，加入精餾塔

由于不同進(jìn)料熱狀況的影響，使進(jìn)料板處上升的蒸氣量和下降的液體量都發(fā)生變化，即精餾段上升蒸量與下降液量和提餾段有所區(qū)別（見圖5-16）。

圖5-15進(jìn)料的五種熱狀況由于不同進(jìn)料熱狀況的圖5-15進(jìn)料的五種熱狀況(a)(b)(c)(d)(e)圖5-16進(jìn)料熱狀況對(duì)進(jìn)料板上、下各流股的影響(a)冷液進(jìn)料(c)氣液混合物進(jìn)料(e)過熱蒸氣進(jìn)料(b)飽和液體進(jìn)料(d)飽和蒸氣進(jìn)料(a)(b)(c)(d)(e)圖5-16進(jìn)料熱狀況對(duì)進(jìn)料圖5-17進(jìn)料板上的物料衡算和熱量衡算精餾塔中精餾段和提餾段的各股物流量受進(jìn)料熱狀況的影響，為進(jìn)行定量計(jì)算的需要，引入進(jìn)料熱狀況參數(shù)q。對(duì)進(jìn)料板進(jìn)行物料衡算和熱量衡算得：二、進(jìn)料熱狀況參數(shù)圖5-17進(jìn)料板上的物料衡算和熱量衡算精餾塔中精餾段和提化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件三、進(jìn)料熱狀況對(duì)操作線的影響將式5-41和式5-42代入式5-36中得：(a)冷液進(jìn)料q>1L‘>L+FV‘>V(c)氣液混合物進(jìn)料0<q<1L<L‘<L+FV-F<V‘<V(e)過熱蒸氣進(jìn)料q<0L‘<LV‘<V-F(b)飽和液體進(jìn)料q=1L‘=L+FV‘=V(d)飽和蒸氣進(jìn)料q=0L‘=L+FV‘=V-F三、進(jìn)料熱狀況對(duì)操作線的影響將式5-41和式5-42代入式55.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅱ）

5.4.4理論板層數(shù)的計(jì)算5.4.5回流比的影響及其選擇5.4.6

捷算法求理論板層數(shù)5.4雙組分連續(xù)精餾計(jì)算（Ⅱ）5.4.4理論板層數(shù)的計(jì)5.4.4理論板層數(shù)的求法1、逐板計(jì)算法V、y1y1L、xDD、xDx2x1xnyn+1y2nn+112F、xFxn+1

對(duì)于穩(wěn)定的雙組分連續(xù)精餾，任一塊理論塔板上氣液兩相經(jīng)過充分的傳質(zhì)、傳熱后，理論塔板上上升的蒸氣組成與下降的液體組成呈平衡關(guān)系，滿足平衡關(guān)系式：

對(duì)于精餾段相鄰兩塊塔板間上升蒸氣與下降液體組成滿足精餾段操作線方程：5.4.4理論板層數(shù)的求法1、逐板計(jì)算法V、y1y1L、步驟平衡關(guān)系操作關(guān)系平衡關(guān)系操作關(guān)系步驟平衡關(guān)系操作關(guān)系平衡關(guān)系操作關(guān)系對(duì)飽和液體進(jìn)料，若：精餾段理論板數(shù)：n-1以下計(jì)算采用提餾段操作線，因?yàn)椋航Y(jié)束。提餾段理論板數(shù)：m-1操作關(guān)系平衡關(guān)系對(duì)飽和液體進(jìn)料，若：操作關(guān)系平衡關(guān)系2、圖解法1）操作線的作法（1）做精餾段操作線（2）做提餾段操作線通過點(diǎn)c(xw，xw)通過點(diǎn)a(xD，xD)，b(0，xD/R+1)y

xWC（xw，xW）abx2、圖解法1）操作線的作法通過點(diǎn)c(xw，xw)通過點(diǎn)a(兩操作線的交點(diǎn)可由聯(lián)立兩操作線方程而得：兩式相減：整理得：在x-y圖中，為線性關(guān)系，其斜率為q/（q-1），截距為-xF/(q-1)，通過點(diǎn)e（xF，xF）。此式稱為

q線方程或進(jìn)料方程，為代表兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。兩操作線的交點(diǎn)可由聯(lián)立兩操作線方程而得：兩式相減：整理得：在1、作平衡線（x-y圖）和對(duì)角線y

xWC（xw，xW）xFxDde（xF，xF）ab12345x2、作精餾段操作線過（0，xD）作垂直線交對(duì)角線于a點(diǎn)，在y軸上找截距為xD/（R+1）的b點(diǎn)，直線ab即為精餾段操作線。3、作進(jìn)料線過（0，xF）作垂直線交對(duì)角線于e點(diǎn)，過e點(diǎn)作斜率為q/（q-1）的直線交ab于d點(diǎn)，ed即為進(jìn)料線。4、作提餾段操作線過（0，xW）作垂直線交對(duì)角線于c點(diǎn)，連接c、d兩點(diǎn)即得提餾段操作線cd。5、畫直角階梯，求理論塔板數(shù)從a點(diǎn)開始，在平衡線與兩操作線之間作水平線和鉛垂線構(gòu)成的階梯，直到鉛垂線跨過c點(diǎn)為止，階梯數(shù)減一即為精餾過程所需理論塔板數(shù)（不含再沸器）2）圖解方法1、作平衡線（x-y圖）和對(duì)角線y xWC（xw，xW）xF（4）進(jìn)料熱狀況對(duì)q線及操作線的影響（4）進(jìn)料熱狀況對(duì)q線及操作線的影響進(jìn)料線方程(q線方程)xy

xFe（xF，xF）①②③④⑤討論:①、冷液進(jìn)料，q＞1，K＞1，q線 ②、泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，K=∞，q線③、氣液混合進(jìn)料，0＜q＜1，K＜0，q線④、飽和蒸氣進(jìn)料，q=0，K=0，q線⑤、過熱蒸氣進(jìn)料，q＜0，0＜K＜1，q線特點(diǎn)：精餾段操作線、提餾段操作線和進(jìn)料線三條直線交于一點(diǎn)d同理，d點(diǎn)的坐標(biāo)均滿足三線方程。進(jìn)料線方程(q線方程)xy xFe（xF，xF）①②③④⑤討化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件3）適宜的進(jìn)料位置3）適宜的進(jìn)料位置例1－6用一常壓操作的連續(xù)精餾塔分離含苯為0.44（摩爾分率，下同）的苯－甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進(jìn)料情況時(shí)的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體；（2）原料為液化率等于1/3的氣液混合物。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg；甲苯的汽化熱為360kJ/kg。苯－甲苯混合液的氣液平衡數(shù)據(jù)及t-x-y圖見例1－1和圖1－1。解：例1－6用一常壓操作的連續(xù)精餾塔分離含苯為0.44（摩爾（1）20℃的冷液進(jìn)料繪制平衡線與對(duì)角線，確定做精餾段操作線做q線（1）20℃的冷液進(jìn)料做提餾段操作線從a點(diǎn)開始畫梯級(jí)做提餾段操作線化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件（2）氣液混合物進(jìn)料（2）氣液混合物進(jìn)料化工原理(下冊(cè))第二版天津大學(xué)出版社課件第4講小結(jié)精餾過程理論板數(shù)的計(jì)算途徑是交替使用操作線方程與平衡關(guān)系，在計(jì)算過程中使用平衡關(guān)系的次數(shù)便是理論板數(shù)。當(dāng)計(jì)算中的液相濃度近似等于進(jìn)料組成時(shí)，要更換提餾段操作線方程，而這塊理論板便是最佳加料板。分凝器與再沸器中的氣、液相組成呈平衡關(guān)系，應(yīng)各視為一塊理論板。進(jìn)料熱狀態(tài)q會(huì)影響提餾段操作線位置，進(jìn)而影響為完成規(guī)定分離要求所需的理論板數(shù)及加料板位置。是一個(gè)需綜合考慮才能確定的設(shè)計(jì)參數(shù)。第4講小結(jié)5.4.5回流比的影響及其選擇

（1）全回流的特點(diǎn)操作線與對(duì)角線重合理論板數(shù)最少?zèng)]有進(jìn)料、沒有產(chǎn)品（2）應(yīng)用工廠開工階段，目的是：①潤(rùn)濕塔板或填料，②提高分離能力，使系統(tǒng)盡快達(dá)到穩(wěn)態(tài)操作出現(xiàn)意外而產(chǎn)品純度低于要求純度時(shí)，先采取全回流操作，然后再進(jìn)行部分回流操作?？茖W(xué)研究，測(cè)定塔板效率1、全回流和最少理論板數(shù)F=0,D=0,W=0

精餾塔頂上升的蒸氣經(jīng)過冷凝后，全部回到塔內(nèi)，這種方操作方式稱為全回流。

5.4.5回流比的影響及其選擇（1）全回y

xWxDx

圖解法(3)理論板層數(shù)的計(jì)算最少理論塔板數(shù)的計(jì)算方法:逐板計(jì)算法、圖解法和解析法y xWxDx 圖解法(3)理論板層數(shù)的計(jì)算最少理論塔板數(shù)的解析法解析法上兩式稱為芬斯克方程式對(duì)于雙組分溶液對(duì)于雙組分溶液2、最小回流比Rminy

xFxD（xF，xF）ega（xD，xD）xeye

兩操作線向平衡線靠近，所需理論塔板數(shù)增多。當(dāng)回流比減小到使兩操作線交點(diǎn)正好落壓在平衡線上e點(diǎn)處時(shí)，所需理論塔板數(shù)為無(wú)窮多。N=∞恒濃區(qū)（夾緊區(qū)），d點(diǎn)稱為夾緊點(diǎn)。此時(shí)對(duì)應(yīng)的回流比為最小回流比Rmin2、最小回流比Rminy xFxD（xF，xF）ega（xD求法：（1）作圖法正常的平衡曲線：q線與平衡線的交點(diǎn)e(xq，yq)y

xFxD（xF，xF）ega（xD，xD）xeyexy xFxD（xF，xF）ega（xD，xD）xeyex

對(duì)于某些不正常的平衡曲線，象乙醇和水的平衡曲線，具有下凹部分。當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切于h點(diǎn)，此時(shí)恒濃區(qū)出現(xiàn)在點(diǎn)h附近，對(duì)應(yīng)的回流比為最小回流比。Rmin的求法：由點(diǎn)a（xD、xD）向平衡線作出切線，由切線的截距xD/(Rmin+1)求Rmin。不正常平衡曲線:對(duì)于某些不正常的平衡曲線，象乙醇和水的平衡曲線，具有下凹不正常的平衡線：切線與q線的交點(diǎn)不正常的平衡線：切線與q線的交點(diǎn)（2）解析法（理想物系）聯(lián)立平衡線與q線方程：xq，yq即（2）解析法（理想物系）聯(lián)立平衡線與q線方程：xq，yq即1）、泡點(diǎn)進(jìn)料xq=xF，則最小回流比Rmin為：2）、飽和蒸氣進(jìn)料yq=yF，則最小回流比Rmin為：1）、泡點(diǎn)進(jìn)料xq=xF，則最小回流比Rmin為：2）、飽和3、適宜回流比的選擇對(duì)于一定的分離任務(wù)：①、若采用全回流操作，R=∞

，雖然理論塔板數(shù)最少，但得不到產(chǎn)品。②、若采用最小回流比操作，需要的理論塔板數(shù)為無(wú)窮多，不現(xiàn)實(shí)。

實(shí)際的回流比，應(yīng)選在兩個(gè)極限Rmin和∞之間，適宜的回流比應(yīng)根據(jù)經(jīng)濟(jì)衡算決定，即操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)之和為最低時(shí)的回流比作為適宜的回流比3、適宜回流比的選擇對(duì)于一定的分離任務(wù)：實(shí)際的②設(shè)備費(fèi)用:設(shè)備的類型和材料一經(jīng)確定，此項(xiàng)費(fèi)用主要決于設(shè)備的尺寸。當(dāng)R=Rmin時(shí)，N=∞，設(shè)備費(fèi)為無(wú)窮大.

當(dāng)R＞Rmin時(shí)，N由∞迅速下降為有限層數(shù)，設(shè)備費(fèi)下降較快.R繼續(xù)增大，導(dǎo)致塔內(nèi)上升蒸氣量增加,設(shè)備尺寸加大，設(shè)備費(fèi)用又上升.討論：①、操作費(fèi)用：主要取決于再沸器的蒸氣消耗量和冷凝器中冷卻水的消耗量，此兩項(xiàng)又取決于塔內(nèi)上升的蒸氣量。

V=（R+1）D，V′=V+（q-1）FV和V′與回流比R成正比，R增加，操作費(fèi)用呈直線上升，使得再沸器、冷凝器的熱負(fù)荷增加，而且塔徑d也應(yīng)相應(yīng)增大，設(shè)備費(fèi)亦隨之增大。②設(shè)備費(fèi)用:討論：總費(fèi)用=操作費(fèi)+設(shè)備費(fèi)總費(fèi)用最低時(shí)對(duì)應(yīng)回流比為最適宜回流比?？傎M(fèi)用=操作費(fèi)根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般取例1－7:根據(jù)例1－6的數(shù)據(jù)，試求實(shí)際回流比為最小回流比的倍數(shù)。解：R=（1.1～2）Rmin根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般取R=（1.1～2）Rmin（1）冷液進(jìn)料（2）氣液混合物進(jìn)料（1）冷液進(jìn)料3）最小回流比的影響因素進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)分離要求平衡關(guān)系3）最小回流比的影響因素5.4.6

捷算法求理論板層數(shù)1、吉利蘭（Gilliland）圖

吉利蘭圖是描述操作回流比R、最小回流比Rmin、理論塔板數(shù)N及最少理論塔板數(shù)Nmin四者之間關(guān)系的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)圖。吉利蘭關(guān)聯(lián)圖由雙對(duì)數(shù)坐標(biāo)繪制，縱坐標(biāo)中N和Nmin均包含再沸器。5.4.6捷算法求理論板層數(shù)1、吉利蘭（Gillilan吉利蘭（Gilliland）圖八個(gè)物系，組分?jǐn)?shù)目2－11，五種進(jìn)料熱狀況，Rmin為0.53～7.0

，相對(duì)揮發(fā)度為1.26～4.05，理論板數(shù)2.4～43.1吉利蘭（Gilliland）圖回歸公式2、計(jì)算步驟計(jì)算Rmin，并選擇R；計(jì)算Nmin；計(jì)算橫坐標(biāo)，查圖得到縱坐標(biāo)，計(jì)算N；確定進(jìn)料板位置。注意：簡(jiǎn)捷計(jì)算法盡管簡(jiǎn)便、快捷，但誤差較大，該法常用于精餾塔的初步設(shè)計(jì)計(jì)算?；貧w公式2、計(jì)算步驟注意：例1－8利用例1－7的結(jié)果，用簡(jiǎn)捷法重算例1－6中氣液混合物進(jìn)料時(shí)的理論板數(shù)和加料板位置。塔頂、進(jìn)料和塔底條件下純組分的飽和蒸汽壓列于本題附表中。解：例1－8利用例1－7的結(jié)果，用簡(jiǎn)捷法重算例1－6中氣液混（1）平均相對(duì)揮發(fā)度（2）全塔理論板數(shù)（1）平均相對(duì)揮發(fā)度查吉利蘭圖或用回歸公式查吉利蘭圖或用回歸公式（3）精餾段理論板數(shù)（3）精餾段理論板數(shù)1655.5其它精餾方式5.5.1直接蒸汽加熱5.5.2回收塔（提餾塔）5.5.3多股進(jìn)料5.5.4分凝器5.5.5間歇精餾1655.5其它精餾方式5.5.1直接蒸汽加熱1665.5.1直接蒸汽加熱操作前提：1、原料液中有水2、水是重組分，從塔釜出去提餾段物料恒算：提餾段操作線方程：1665.5.1直接蒸汽加熱操作前提：1、原料液中有水提餾167間接加熱直接蒸汽加熱167間接加熱直接蒸汽加熱168168169例1－9在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇－水混合液。原料液組成為0.3（甲醇摩爾分?jǐn)?shù)，下同），冷液進(jìn)料（q=1.2），xD=0.9，甲醇回收率90％，R=2.5。分別寫出間接蒸汽加熱和直接蒸汽加熱時(shí)的操作線方程并對(duì)兩種加熱方式予以比較。169例1－9在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇－水混合液。原1705.5.2回收塔（提餾塔）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。加料情況：冷液或泡點(diǎn)進(jìn)料。FxFDxDWxW1705.5.2回收塔（提餾塔）特點(diǎn)：加料情況：FxFD171已知：xF,F,xW,泡點(diǎn)進(jìn)料L’=F,V’=D例：回收塔分離乙醇水溶液，塔內(nèi)有蒸餾釜，一塊理論板，已知為泡點(diǎn)進(jìn)料，要求xD=0.6,xW=0.1。求：xF,D/F171已知：xF,F,xW,泡點(diǎn)進(jìn)料例：回收塔分離乙1725.5.3多側(cè)線的塔多個(gè)進(jìn)料或多個(gè)出料或二者都有。分段計(jì)算：i個(gè)側(cè)線有i+1段。F1,xF1;F2,xF2分別與相應(yīng)塔板組成與xF1，xF2相當(dāng);

F1q1xF1F2q2xF2DxD?ПШWxW1）多股進(jìn)料1725.5.3多側(cè)線的塔F1q1xF1F2q2173兩股進(jìn)料將塔分成三段，得三個(gè)操作線方程第一段：第二段：第三段：173兩股進(jìn)料將塔分成三段，得三個(gè)操作線方程第一段：第二段：174操作線交點(diǎn)的軌跡：第一段操作線方程：第二段操作線方程：兩式相減：第一段、第二段操作線的交點(diǎn)軌跡方程----q1線方程第二段、第三段操作線的交點(diǎn)軌跡方程----q2線方程得：同理：174操作線交點(diǎn)的軌跡：第一段操作線方程：第二段操作線方程：175例1－10在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇－水溶液，組成為xF1=0.6及xF2=0.2的兩股原料液分別被送到不同的塔板，進(jìn)入塔內(nèi)。兩股原料液的流量之比為F1/F2=0.5，均為飽和液體進(jìn)料。操作回流比為2。若要求餾出液組成為0.8，釜液組成為0.02，試求理論板層數(shù)及兩股原料液的進(jìn)料板位置常壓下乙醇－水溶液的平衡數(shù)據(jù)見附表。175例1－10在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇－水溶液，組176解：第一段第二段176解：177177178第三段與無(wú)側(cè)線塔的提餾段操作線相同操作線交點(diǎn)的軌跡方程178第三段179179180例：泡點(diǎn)回流，塔釜間接加熱，理想液體第一股加料：F1=10kmol/h,XF1=0.6q1=1第二股加料：F2=5kmol/h,XF2=0.4,q2=0要求：XD=0.99,Xw=0.02求：1)D,W2)R=1時(shí)求第二段操作線

3)若α=3Rmin=?180例：泡點(diǎn)回流，塔釜間接加熱，理想液體1812）側(cè)線出料

飽和液體或飽和蒸汽獲得不同餾分的產(chǎn)品中間段操作線方程V”VLL”q’D2(1-q’)D21812）側(cè)線出料V”VLL”q’D2(1-q’)D2182將塔分成三段，得三個(gè)操作線方程第一段：第二段：第三段：182將塔分成三段，得三個(gè)操作線方程第一段：第二段：第三段：183操作線交點(diǎn)的軌跡：第一段操作線方程：第二段操作線方程：兩式相減：第一段、第二段操作線的交點(diǎn)軌跡方程----側(cè)線出料的q線方程第二段、第三段操作線的交點(diǎn)軌跡方程----進(jìn)料的q線方程得：同理：183操作線交點(diǎn)的軌跡：第一段操作線方程：第二段操作線方程：184D,xD分凝器全凝器

分凝器也相當(dāng)于一塊理論板，可以x0、y0計(jì)，其它相同。5.5.4分凝器184D,xD分凝器全凝器分凝器也相當(dāng)于一塊理論板185T℃86889092PA0mmHg908.2963.21020.81081PB0mmHg356.1381.1406.7433.7分凝器例：分離苯-甲苯混合液，塔頂裝有分凝器與全凝器，已知塔頂?shù)恼羝隹跍囟?2℃，分凝器出口的汽液溫度為88℃（汽液溫度同），p=1atm,若上述兩個(gè)溫度均下降2℃，即90℃與86℃，試問回流比與流出液組成有何變化？苯-甲苯沸點(diǎn)與飽和蒸汽壓數(shù)A0mmHg908.2963.2101865.5.5間歇精餾特點(diǎn)：（1）過程非定態(tài)（2）塔底加料，無(wú)提餾段（3）獲得xD,xW一定的產(chǎn)品，能耗大于連續(xù)精餾兩種操作：(1)恒回流比R=常數(shù),定xW(2)恒流出液組成,定xD1865.5.5間歇精餾特點(diǎn)：兩種操作：187(1)恒回流比R=常數(shù),定xW回流比以開始的狀態(tài)計(jì)算已知:FxF,xW終,xD,選擇適宜的R求:NT187(1)恒回流比R=常數(shù),定xW回流比以開始的狀188(2)恒流出液組成,定xD188(2)恒流出液組成,定xD189第5講小結(jié)回流比是精餾操作的重要參數(shù)，為完成規(guī)定分離要求，全回流時(shí)所需理論板數(shù)最少；在最小回流比下操作時(shí)，需要無(wú)窮塊理論板。適宜回流比應(yīng)在全回流與最小回流比之間選取，這是一個(gè)經(jīng)濟(jì)上的優(yōu)化問題，即存在最佳回流比，其優(yōu)化目標(biāo)是使精餾的操作費(fèi)與設(shè)備折舊費(fèi)之和為最小。在精餾塔釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，而且在濃度較低又具有較高的相對(duì)揮發(fā)度時(shí)，可以采用直接水蒸氣加熱的方式。雖然由于直接水蒸氣對(duì)塔釜起一定稀釋作用，而使提餾段的塔板數(shù)有所增加，但是，由于這種加熱方式可以采用低壓水蒸氣作為加熱劑，并節(jié)省了一個(gè)間接加熱設(shè)備，因而在經(jīng)濟(jì)上是合算的。189第5講小結(jié)190

在連續(xù)精餾塔操作中，若需要組成不同的產(chǎn)品，可采用安裝側(cè)線的方法實(shí)現(xiàn)。由于設(shè)置側(cè)線改變了側(cè)線以上(如為汽相采出)的汽相流率，或側(cè)線以下(如為液相采出)的液相流率，因而受其影響的各有關(guān)塔段的操作線可通過物料衡算導(dǎo)出。求解理論板數(shù)的方法與普通精餾塔一樣，只是算出側(cè)線板的組成應(yīng)與所要求的側(cè)線產(chǎn)品組成一樣．否則需改變回流比加以調(diào)整。190在連續(xù)精餾塔操作中，若需要組成不同的產(chǎn)品，可1915.6塔高塔徑的計(jì)算5.6.1塔效率5.6.4精餾裝置的熱量恒算5.6.3、塔徑的計(jì)算5.6.2塔高的計(jì)算1915.6塔高塔徑的計(jì)算5.6.1塔效率5.6.4精1921、全塔效率ETNT:不包括塔釜5.6.1塔效率影響因素：物系性質(zhì)，塔板結(jié)構(gòu)，操作條件1921、全塔效率ETNT:不包括塔釜5.6.1塔效率影響193估算方法:A.I.Ch.E法經(jīng)驗(yàn)計(jì)算法193估算方法:1942、單板效率(默弗里板效率)Emv,EmL1942、單板效率(默弗里板效率)Emv,EmL1953、點(diǎn)效率1953、點(diǎn)效率196例：用一個(gè)蒸餾釜和一層實(shí)際板組成的精餾塔分離二元理想溶液。組成為0.2的料液在泡點(diǎn)溫度下有塔頂加入，系統(tǒng)的相對(duì)揮發(fā)度為2.5。若使塔頂輕組分的回收率為80%，并要求塔頂產(chǎn)品組成為0.80，試求該層塔板的液相默弗里板效率。196例：用一個(gè)蒸餾釜和一層實(shí)際板組成的精餾塔分離二元理想溶1975.6.2塔高的計(jì)算1）板式塔的有效高度：

HT2）填料塔填料層高度的計(jì)算傳質(zhì)單元法等板高度法1975.6.2塔高的計(jì)算1）板式塔的有效高度：HT2）198精餾段提餾段由于q及操作條件不同，Vs,Vs’可能不同，D精與D提可能不同，若相差不大，可統(tǒng)一。5.6.3塔徑的計(jì)算注意：將兩段的摩爾流量換成體積流量198精餾段提餾段由于q及操作條件不同，Vs,Vs’可能不同1995.6.4精餾裝置的熱量衡算目的：加熱劑與冷卻劑的用量帶入系統(tǒng)的熱：1、再沸器的熱量衡算：QB,QF,QR帶出系統(tǒng)的熱：Qv,Qw,Q’對(duì)全塔作熱量衡算，以1小時(shí)，0C為基準(zhǔn)。QFQDQWQcQ’QvQRQB熱量衡算：1995.6.4精餾裝置的熱量衡算目的：加熱劑與冷卻劑的用200蒸汽用量:Wh-----加熱蒸汽消耗量,kg/h;r-------加熱蒸氣的汽化潛熱,kJ/kg或?qū)υ俜衅鬟M(jìn)行熱量衡算：若近似取ILW=ILm，又因V′=L′－W,則200蒸汽用量:Wh-----加熱蒸汽消耗量,kg/h;或201冷凝器為全凝器,作熱量衡算，以1小時(shí)，0C為基準(zhǔn)，忽略熱損失2、冷凝器的熱量衡算冷卻劑的消耗量:

201冷凝器為全凝器,作熱量衡算，以1小時(shí)，0C為基準(zhǔn)，忽202例1－10求例1－6中冷液進(jìn)料情況下的再沸器熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量以及冷凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量。已知數(shù)據(jù)如下：（1）原料液流量為15000kg/h。（2）加熱蒸汽絕壓為200kPa，冷凝液在飽和溫度下排出。（3）冷卻水進(jìn)出口溫度分別為25℃及35℃

。假設(shè)熱損失可忽略。解：（1）求V及V’原料液的平均摩爾質(zhì)量202例1－10求例1－6中冷液進(jìn)料情況下的再沸器熱負(fù)荷203（2）冷凝器203（2）冷凝器204（3）再沸器結(jié)論:冷進(jìn)料對(duì)傳質(zhì)有利；全塔總耗熱量相同；實(shí)際多采用熱進(jìn)料，以利用廢熱查附錄，p為200kPa時(shí)水的汽化熱為2205kJ/kg204（3）再沸器結(jié)論:查附錄，p為200kPa時(shí)水的汽化熱2053、精餾過程的節(jié)能合理的回流比利用余熱優(yōu)化控制減小有效能損失

1）熱泵精餾

2）多效精餾

3）設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器2053、精餾過程的節(jié)能2061.5.7精餾塔的操作與調(diào)節(jié)1影響精餾操作的主要因素簡(jiǎn)析1）物料平衡的影響和制約xD與xW決定于α、xF、q、R、NT、進(jìn)料位置采出率D/F與W/F由xD和xW確定F=D+W2061.5.7精餾塔的操作與調(diào)節(jié)1影響精餾操作的主2072）回流比的影響實(shí)際生產(chǎn)中通常采用改變回流比來(lái)調(diào)節(jié)、控制產(chǎn)品質(zhì)量R增大，塔內(nèi)氣液負(fù)荷增大，若超過允許值，應(yīng)減小原料液流量R增大，冷凝器、再沸器熱負(fù)荷增大受理論板數(shù)的限制，xD有一極大值受全塔物料平衡限制，其極限值為xD＝Fx·F/D2072）回流比的影響2083）進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響進(jìn)料組成變化，進(jìn)料位置也要相應(yīng)變化；組成增大，進(jìn)料位置上移，組成降低，進(jìn)料位置下移；進(jìn)料熱狀況變化，進(jìn)料位置也要相應(yīng)變化；隨q值增加，進(jìn)料位置上移；同時(shí)應(yīng)改變回流比；xF減小，則xD、xW均減小，此時(shí)應(yīng)增大回流比；q=1.2改為q=1，則xD、xW均減小，此時(shí)應(yīng)增大回流比。2083）進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響2092精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量控制和調(diào)節(jié)一般通過控制溫度調(diào)節(jié)產(chǎn)品質(zhì)量；靈敏板：溫度變化最顯著的那塊板。3精餾過程的操作型計(jì)算圖解試差或迭代，進(jìn)料板位置一般不滿足優(yōu)化條件2092精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量控制和調(diào)節(jié)2101.NT不變，泡點(diǎn)進(jìn)料，討論xD,xW如何變化？a.xF,其它不變，D,W不變。結(jié)論：xD,xW操作型計(jì)算xF對(duì)xD,xW的影響2101.NT不變，泡點(diǎn)進(jìn)料，討論xD,xW如何變化？a.211b.加料板位置上移結(jié)論：xD,xW加料板位置對(duì)xD,xW的影響211b.加料板位置上移結(jié)論：xD,xW加料板位212c.R結(jié)