化學(xué)分離技術(shù)蒸餾與精餾

化學(xué)分離技術(shù)蒸餾與精餾第一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日概述10.1兩組分溶液的汽液平衡10.2平衡蒸餾與簡單蒸餾10.3精餾原理和流程10.4兩組分連續(xù)精餾的計算10.5間歇精餾10.6特殊精餾10.7多組分精餾本章總結(jié)－聯(lián)系圖第二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日概述蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。1.蒸餾分離的依據(jù)將液體混合物部分氣化，利用其中各組分揮發(fā)度不同的特性而達到分離目的的單元操作。這種分離操作是通過液相和氣相間的質(zhì)量傳遞來實現(xiàn)的。例如：加熱甲醇和乙醇的混合液，使之部分氣化，由于甲醇的沸點(64.7℃)較乙醇的沸點(78.3℃)低，即其揮發(fā)度較乙醇的高，故甲醇較乙醇易于從液相中氣化出來。若將氣化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇組成高于原料的產(chǎn)品，從而使甲醇和乙醇得以分離。將沸點低的組分稱為易揮發(fā)組分或輕組分，用A表示。將沸點高的組分稱為難揮發(fā)組分或重組分，用B表示。則混合液：A+B第三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2、蒸餾過程的分類按蒸餾方式分為：

平衡蒸餾和簡單蒸餾。多用于待分離混合物中各組分揮發(fā)度相差較大而對分離要求不高的場合，是最簡單的蒸餾；精餾。適合于待分離的混合物中各組分揮發(fā)度相差不大且對分離要求較高的場合，應(yīng)用最廣泛；特殊蒸餾。適合于待分離混合物中各組分的揮發(fā)度相差很小甚至形成共沸物，普通蒸餾無法達到分離要求的場合。主要有萃取精餾、恒沸精餾、鹽熔精餾、反應(yīng)精餾及水蒸氣蒸餾。按操作流程分為：間歇蒸餾。又稱分批蒸餾，屬于非穩(wěn)態(tài)操作，主要適用于小規(guī)模及某些有特殊要求的場合；連續(xù)蒸餾。屬于穩(wěn)態(tài)操作，是工業(yè)生產(chǎn)中最常用的蒸餾方式，用于大規(guī)模生產(chǎn)的場合。第四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2、蒸餾過程的分類按操作壓力分為：加壓蒸餾。適用于常壓下為氣態(tài)（如空氣）或常壓下沸點接近室溫的混合物；常壓蒸餾。適用于常壓下沸點在1500C左右的混合物；減壓蒸餾。（真空蒸餾）適用于常壓下沸點較高或熱敏性物質(zhì)，可降低其沸點。按待分離混合物的組分?jǐn)?shù)分為：兩組分精餾。計算簡單。常以此精餾原理為計算基礎(chǔ)，然后引申到多組分精餾計算中。多組分精餾。工業(yè)上常見。本章重點討論常壓兩組分連續(xù)精餾過程的原理和計算。

第五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.蒸餾分離的特點直接獲取幾乎純態(tài)的產(chǎn)品。而吸收、萃取等操作的產(chǎn)品為混合物。應(yīng)用范圍廣?？煞蛛x液體混合物，氣體混合物、固體混合物。能耗高。氣化、冷凝需消耗大量的能量。加壓、減壓，將消耗額外的能量。第六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.1兩組分溶液的氣液平衡3.1.1兩組分理想物系的汽液關(guān)系理想物系是指符合以下條件的物系：液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律；汽相為理想氣體，遵循道爾頓分壓定律，當(dāng)總壓不太高(<104kPa)時汽相可視為理想氣體。理想溶液的特點：fAA=fBB=fAB：相同與相異分子間的作用力相等。ΔV混和=0，ΔH混和=0：混和前后體積和焓不變，即所形成的溶液無容積效應(yīng)和熱效應(yīng)。組分組成采用摩爾分率表示：液相中，A:x，B:1-x汽相中，A:y，B:1-y第七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.1.1.1相律F=C-φ+n組分?jǐn)?shù)C=2(A，B)相數(shù)=2(汽，液)影響因素n=2(溫度，壓力)∴自由度F=2〖說明〗對兩組分汽液平衡物系而言，溫度t、壓力P、汽相組成y、液相組成x四個參數(shù)中，任意確定其中2個變量，其余的2個變量隨之確定，兩組分汽液平衡物系的狀態(tài)便確定了。一定壓力下:液相（汽相）組成x(y)與溫度t存在一一對應(yīng)關(guān)系；氣液組成之間x~y存在一一對應(yīng)關(guān)系第八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日1.利用飽和蒸汽壓計算汽液平衡關(guān)系理想溶液的汽液平衡關(guān)系符合拉烏爾定律：理想氣體混和時遵循道爾頓分壓定律：〖說明〗因p。=f(t)，所以，上式表明當(dāng)P一定時，溫度t與液相組成x之間的關(guān)系，t～x。泡點：混合液開始沸騰時的溫度。3.1.1.2汽液平衡的函數(shù)關(guān)系——泡點方程第九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日——露點方程〖說明〗上式表明當(dāng)P一定時，溫度t與汽相組成y及液相組成x之間的關(guān)系，t～x～y。露點：混合汽開始冷凝時的溫度。P。=f(t)關(guān)系確定：實驗測定，查手冊；安托尼經(jīng)驗公式計算：第十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.用相對揮發(fā)度表示的汽液平衡關(guān)系第十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日理想物系：②相對揮發(fā)度α相對揮發(fā)度：易揮發(fā)組分的揮發(fā)度與難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比?！浩胶夥匠痰谑?，共一百二十二頁，2022年，8月28日溫度對相對揮發(fā)度的影響：t↑，α↓平均相對揮發(fā)度的計算：理想溶液中，由于t↑，pA。、pB?！虼甩磷兓淮?，一般可將α視為常數(shù)，計算時取平均值。算法為：利用α的大小判斷某混合液能否用一般蒸餾方法分離及分離的難易程度：α>1，表示組分A較B容易揮發(fā)，可用一般的蒸發(fā)方法進行分離。α愈大,平衡線愈遠離對角線，物系愈易分離；

α=1,無法用普通蒸餾方法分離。〖說明〗第十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.1.1.3兩組分理想溶液的汽液平衡相圖有t~x~y圖和x~y圖兩種。1.t~x~y圖（溫度～組成圖）(1)實驗測定法通過實驗測定不同溫度t下的組成x和y，以組成x(y)為橫標(biāo)，溫度t為縱標(biāo)，標(biāo)繪所得即為t~x~y圖。txYt1t2……x1x2……y1y2……tx(y)(2)計算法設(shè)定一溫度t1，查取純A、純B組分的飽和蒸汽壓，利用泡點方程及露點方程計算出對應(yīng)的x1和y1，改變溫度，重復(fù)上述步驟……。將各個t、x、y數(shù)據(jù)以t為縱標(biāo)，x(y)為橫標(biāo)標(biāo)繪在直接坐標(biāo)系中，即得t~x~y圖。第十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗圖中有2條曲線。上方曲線為t~y線，表示混合物的平衡溫度t與汽相組成y之間的關(guān)系，稱為飽和蒸汽線。下方曲線為t~x線，表示混合物的平衡溫度t與液相組成x之間的關(guān)系，稱為飽和液體線。tx(y)t~xt~y3個區(qū)域。液相區(qū)：代表未沸騰液體；過熱蒸汽區(qū)：代表過熱蒸汽；汽液共存區(qū)：代表汽液同時存在。2個端點。tA、tB代表純A、純B組分的沸點。過熱蒸汽區(qū)液相區(qū)汽液共存區(qū)tAtB第十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日若將溫度為t1，組成為x1的冷液體(A點)加熱，升溫到B點時溶液開始沸騰，出現(xiàn)第一個氣泡，相應(yīng)的組成為y1，因此飽和液體線又稱泡點線。繼續(xù)升溫到C點，進入氣液兩相共存區(qū)，氣液組成分別如m、n點坐標(biāo)所示的x和y，可見此時y>x，兩相的量可由杠桿規(guī)則進行確定。因此只有將液體部分汽化，才能起到分離作用。所以蒸餾操作必須在氣液兩相共存區(qū)內(nèi)進行。

mn同理，將溫度為t5，組成為y1(點E)的過熱蒸汽冷卻，當(dāng)溫度降到t4時(點D)，混和氣開始冷凝，產(chǎn)生第一滴液體，因此飽和蒸汽線又稱露點線，對應(yīng)的液相組成為x1。第十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.x~y圖（組成圖）將t~x~y圖中y~x關(guān)系標(biāo)繪在直角坐標(biāo)系中所得。對角線y=x為參考線

x~y曲線上各點具有不同的溫度；

平衡線離對角線越遠，揮發(fā)性差異越大，物系越易分離?？倝簩~y曲線影響不大，因此蒸餾中使用x~y圖較t~x~y圖方便。第十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.2平衡蒸餾與簡單蒸餾3.2.1平衡蒸餾(閃急蒸餾)1.流程原料液加熱到泡點以上，連續(xù)地通過一節(jié)流閥減壓到預(yù)定的壓強后進入分離器。減壓后的液體呈過熱狀態(tài)，產(chǎn)生自蒸發(fā)而使液體部分汽化，形成兩相平衡物系。汽液兩相在分離器中分離后，分別得到易揮發(fā)組分濃度高的塔頂產(chǎn)品和易揮發(fā)組分濃度低的塔底產(chǎn)品，使混合液得到一定程度的分離。第十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.特點:連續(xù)操作頂部和底部產(chǎn)品組成不隨時間而變化一次進料，粗分x,y是一對平衡組成3.計算①物料衡算②熱量衡算cp,tte第十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.2.2簡單蒸餾1.流程原料液一次加入蒸餾釜中，在恒定壓強下加熱至沸騰使溶液不斷汽化，產(chǎn)生蒸汽經(jīng)冷凝后作為頂部產(chǎn)品。簡單蒸餾時，氣液兩相的接觸比較充分，因此可認為兩相達到了平衡。隨著蒸餾的進行，釜內(nèi)液體的易揮發(fā)組分濃度不斷下降，相應(yīng)的氣相中易揮發(fā)組分的組成將逐漸降低，釜中溶液的溫度不斷升高，當(dāng)釜液中易揮發(fā)組分的濃度降到某一值時，停止操作，排出殘液，進行下一批蒸餾操作。第二十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.特點間歇操作塔頂塔底組成不是一對平衡組成適合于混合物的粗分離，特別適合于沸點相差較大而分離要求不高的場合，例如原油或煤油的初餾。3.計算

F,xFW,x2第二十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例1理想溶液簡單蒸餾時，某時刻釜殘液量Wkmol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：F為初始料液量，kmol；xF（摩爾分率）為初始濃度，α為平均相對揮發(fā)度。對苯—甲苯溶液，xF=0.6，F(xiàn)=10kmol，α=2.5，在101.3kPa下進行簡單蒸餾。試求：（1）蒸餾到殘液濃度x2=0.5為止，餾出液的量D和平均濃度；（2）若蒸餾至殘液量為原加料的一半時，殘液的濃度。第二十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日解：（1）解得第二十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日（2）依題意W=F/2，將有關(guān)數(shù)據(jù)代入題給方程

整理后得試差法求得x2=0.4569第二十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日平衡蒸餾和簡單蒸餾過程在相圖上的表示：溫度為tF的原料液加熱到t1，部分汽化、分離，所得汽相組成為y，液相組成為x。此分離過程不會使y>yD、x<xW。由此可見，將液體混合物進行一次部分汽化的過程，只能起到部分分離的作用。因此，這種方法只適用于要求粗分或粗加工的場合。要使混合物中的組分得到幾乎完全的分離，必須進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。txFxyxWyDtFt1第二十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.3精餾原理和流程3.3.1精餾原理將部分汽化得到的汽相經(jīng)過n次部分冷凝后，最終產(chǎn)品組成為yn。次數(shù)愈多，組成愈高，最后可得到幾乎純態(tài)的易揮發(fā)組分。將部分汽化得到的液相經(jīng)過m次部分汽化后，最終產(chǎn)品組成為xm。次數(shù)愈多，組成愈高，最后可得到幾乎純態(tài)的難揮發(fā)組分。txFxWyDtFxmyn第二十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日多次部分汽化和多次部分冷凝缺點：1、收率低；2、設(shè)備重復(fù)量大，設(shè)備投資大；3、能耗大，過程有相變。第二十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝缺點：設(shè)備龐雜第二十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日工業(yè)上的精餾過程時在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的。3.3.2精餾操作流程

1.連續(xù)精餾流程進料板：原料液進入的那層塔板精餾段：進料板以上的塔段提餾段：進料板以下（包括進料板）的塔段。理論板：離開的汽液兩相達到平衡狀態(tài)的塔板。再沸器：加熱塔底釜殘液。冷凝器：冷凝塔頂上升蒸汽連續(xù)精餾流程(板式塔)第二十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.間歇精餾流程原料一次加入到塔內(nèi)，當(dāng)釜殘液達到指定組成后，精餾停止。無提餾段。精餾段：全部的塔段餾出液組成不斷變化，在塔底上升蒸汽量和塔頂回流液量恒定的條件下，餾出液組成不斷降低。間歇精餾流程(板式塔)第三十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.塔板的作用塔板提供了汽液分離的場所。汽液兩相在板上充分接觸，進行傳質(zhì)和傳熱。每一塊塔板是一個混合分離器足夠多的板數(shù)可使各組分較完全分離第三十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日4.精餾過程的回流回流的作用：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。精餾的主要特點就是有回流?；亓靼ǎ核敾亓饕核谆亓髌谌?，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4兩組分連續(xù)精餾的計算3.4.1理論板的概念和恒摩爾流假定3.4.1.1理論板的概念理論板：離開的汽液兩相在組成上互成平衡的塔板。理論上，液相組成均勻一致，汽液兩相溫度相同。實際上，理論板并不存在，它是作為衡量實際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。計算中，先求得理論板層數(shù)，再用塔板效率予以校正，即得實際板數(shù)。第三十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.1.2恒摩爾流假定恒摩爾汽流：但兩段上升的汽相摩爾流量不一定相等。恒摩爾液流：但兩段下降的液相摩爾流量不一定相等。若恒摩爾流假定成立，則在塔板上汽液兩相接觸時，當(dāng)有1kmol的蒸汽冷凝時便有1kmol液體汽化。第三十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日當(dāng)物系滿足以下條件時，恒摩爾流假定才能成立：兩組分的摩爾汽化潛熱相等；汽液接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。恒摩爾流雖然是一項假定，當(dāng)某些物系能基本上符合上述條件，以后介紹的精餾計算均以恒摩爾流假定為前提。第三十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.2物料衡算和操作線方程組成xn、yn表示離開第n塊理論板的液、汽相組成。yn～xn關(guān)系已知，為平衡關(guān)系。若已知yn+1～xn關(guān)系，則塔內(nèi)各板汽液組成可逐板確定，由此可計算出在指定分離要求下的理論板數(shù)，yn+1～xn關(guān)系由精餾條件確定，通過物料衡算求得，稱為操作關(guān)系。nn+1xnxn+1ynyn+1第三十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日F,xFD,xDW,xW3.4.2.1全塔物料衡算式中：F、D、W—原料液、塔頂餾出液、塔底釜殘液的流量，kmol/hxF、xD、xW—原料液、塔頂餾出液、塔底釜殘液的組成，摩爾分率第三十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日餾出液采出率釜殘液采出率塔頂輕組分回收率塔底重組分回收率〖說明〗物料衡算式中各物理量單位要對應(yīng)。流量組成

kmol/h摩爾分率

kg/h質(zhì)量分率分離程度的表示。第三十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日通常F、xF已知，xD、xW由分離要求確定。規(guī)定塔頂,塔底產(chǎn)品組成xD,xW時,即規(guī)定了產(chǎn)品質(zhì)量,則可計算產(chǎn)品的采出率D/F及W/F。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D/F及W/F不能自由選擇。規(guī)定塔頂產(chǎn)品的采出率D/F和質(zhì)量xD，則塔底產(chǎn)品的質(zhì)量xW及采出率W/F不能自由選擇。規(guī)定塔底產(chǎn)品的采出率W/F和質(zhì)量xW，則塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量xD及采出率D/F不能自由選擇。第三十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日令——回流比—精餾段操作線方程3.4.2.2操作線方程

1.精餾段操作線方程第四十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日斜率:截距:〖說明〗描述了n與n+1層板間的操作關(guān)系，適用于精餾段內(nèi)任意兩板。當(dāng)R,D,xD為一定值時,該操作線為一直線.過點a(xD,

xD),b(0,)，x~y圖上聯(lián)a、b點得精餾段操作線。yxxDab已知D，可得L，V：L=RD，V=L+D=(R+1)D本方程只適用于符合恒摩爾流假定的物系第四十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例2

氯仿-四氯化碳的混合液在一連續(xù)精餾塔中進行分離。要求餾出液中氯仿的組成為0.95(摩爾分率)，餾出液流量50Kg/h。塔頂為全凝器。平均相對揮發(fā)度1.6?；亓鞅萊=2，氯仿、四氯化碳的分子量分別為119.35kg/kmol、153.8kg/kmol。求：（1）第一塊塔板下降的液體組成；（2）精餾段各板上升蒸汽V及下降液體L。解：氯仿和四氯化碳混合液可認為是理想溶液。(1)

塔頂為全凝器，y1=xD=0.95根據(jù)理論板的概念，

第四十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日(2)根據(jù)恒摩爾流的假定，各板上升的蒸汽摩爾流量相等，并非質(zhì)量流量相等，因此，需將此值轉(zhuǎn)化為摩爾值。塔頂蒸汽的平均分子量

第四十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例題例3.在雙組分連續(xù)精餾塔中精餾段的某一理論板n上，進入該板的氣相組成為0.8(摩爾分率，下同)，離開該板的液相組成為0.7，物系相對揮發(fā)度為2.4，氣液比為2∶1，計算離開該板的氣相組成和進入該板的液相組成?！獭?？？nn+1xnxn+1ynyn+1xn-1第四十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日——提餾段操作線方程2.提餾段操作線方程第四十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗描述提餾段內(nèi)相鄰兩板間的操作關(guān)系。L’、W、xW一定時，為一直線，過點c(xW,xW)。L’與L、F及進料熱狀況q有關(guān)，所以不能直接在x~y圖上作出提餾段操作線。本方程只適用于符合恒摩爾流假定的物系。yxxDabcxW第四十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.3進料熱狀況的影響

3.4.3.1進料熱狀況

原料液的可能的5種不同的熱狀況：1.冷液體原料溫度低于泡點進料。原料全部進入提餾段。L’由三部分組成：LF提餾段蒸汽冷凝液流量FLV’L’V第四十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.飽和液體（泡點進料）原料溫度等于泡點。原料全部進入提餾段。FLV’L’V3.氣液混合物原料溫度介于泡點和露點之間。進料中液相部分成為L’的一部分，汽相部分成為V的一部分。FqF(1-q)FLV’L’V第四十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日4.飽和蒸汽（露點進料）原料溫度等于露點。原料全部進入精餾段。FLV’L’VFLV’L’V5.過熱蒸汽原料全部進入精餾段。V由三部分組成：V’F精餾段回流液體部分汽化的蒸汽流量第四十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日加料板F,IFL,ILV,IVL’,IL’V’,IV’3.4.3.2加料板的物料及熱量衡算1、加料板的物料衡算物料恒算：F+V’+L=V+L’2、熱量衡算FIF+LIL’+V’IV’=VIV+L’IL’恒摩爾流假定成立，則：IV’=IV；IL’=IL’聯(lián)立以上各式，得：F(IV-IF)=(L’-L)(IV-IL)第五十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗q值稱為進料熱狀況參數(shù)。從q值的大小可判斷加料的狀態(tài)及溫度，并對提餾段的操作狀況產(chǎn)生明顯的影響。故提餾段操作線方程為：第五十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.3.3q值的意義及計算第五十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日或：以單位進料量為基準(zhǔn)時，提餾段中液體流量較精餾段中的增大的流量數(shù)。對于飽和液體、汽液混和物及飽和蒸汽三種進料狀況而言，q值就等于進料中的液相分率（液化率）。飽和液體：L’-L=F；q=1飽和蒸汽：L’-L=0；q=0汽液混合物：杠桿規(guī)則。第五十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例題例4.分離乙醇水溶液的精餾塔，進料量為100kmol/h，進料溫度為60℃，含乙醇10%(摩爾分率，下同)，回流比為2。要求餾出液中含乙醇87%，且乙醇回收率達到98%，計算塔頂、塔底產(chǎn)品量及其釜液組成。精餾段和提餾段上升蒸汽及下降液體量。已知10%乙醇泡點為86℃。解：1.第五十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日第五十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗q線方程是精餾段操作線和提餾段操作線交點的軌跡方程。在x~y圖上是過點e(xF,xF)，斜率為q/(q-1)的直線。3.4.3.4進料方程－q線方程加料板處于精餾段和提餾段的結(jié)合處，因而進料的操作關(guān)系應(yīng)同時滿足精餾段和提餾段操作方程式，將方程式中變量略去下標(biāo)，使精餾段、提餾段中兩式變量相同：第五十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.3.5進料熱狀況對精餾操作過程的影響1.q值對q線的影響。進料熱狀況IFqq/(q-1)q線在x~y圖上的位置冷液體IF<IL>1+ef1(↗)泡點IF=IL=1∞ef2(↑)汽液混合物IL<IF<IV0~1－ef3(↖)露點IF=IV00ef4(←)過熱蒸汽IF>IV<0+ef5(↙)f1f2f3f4f5yxFexDxWabcd2.q值愈大，即進料愈冷，精餾段愈短，操作過程較早地轉(zhuǎn)入提餾段，此時兩操作線與平衡線距離愈遠，因而有利于分離；3.q值不同，不改變精餾段操作線的位置，僅改變了提餾段操作線的位置。

第五十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日精餾段（n-1）塊板，第n塊為加料板。提餾段（m-1）塊板，總理論板層數(shù)=n+m-2(不含釜)W,xW3.4.4理論板層數(shù)的計算采用逐板計算法和圖解法。均利用平衡關(guān)系和操作關(guān)系。1.逐板計算法塔頂設(shè)全凝器，塔底間接蒸汽加熱。yWF,xFD,xD212n(1)x1x2xnx2’y2y1y2’m-1第五十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例5.在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知操作回流比R為3，餾出液的組成為0.95（摩爾分率），塔頂采用全凝器。該物系在本題所涉及的濃度范圍內(nèi)氣液平衡方程為y=0.42x+0.58。試求精餾段內(nèi)離開第二層理論板（從塔頂往下計）的氣液相組成。解：

第五十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.圖解法其原理同逐板計算法相同。步驟：在x~y圖上繪出平衡曲線和對角線。作出精餾段操作線。作出提餾段操作線。從a點開始出發(fā)在平衡線與操作線間繪梯級。至x≤xW為止。xWabcfedyxFxD〖說明〗一個直角梯級代表一塊理論板。若塔頂采用分凝器，則精餾段理論板層數(shù)=相應(yīng)階梯數(shù)-1；若塔底采用間接蒸汽加熱，則提餾段理論板層數(shù)＝相應(yīng)階梯數(shù)-1。適宜進料板位置為跨過點d的理論板。當(dāng)q↑，操作線離平衡線愈遠，NT↓。第六十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日梯級的物理意義xn,yn符合平衡關(guān)系，由2點表示第六十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日進料位置過低進料位置過高確定最優(yōu)進料位置適宜的進料位置應(yīng)為跨過d點所對應(yīng)的理論板。對于一定的分離任務(wù)，所需理論板數(shù)為最少。進料位置過低，使釜殘液中輕組分含量偏高，完成指定分離任務(wù)時，所需理論板數(shù)增加。進料位置過高，使餾出液中輕組分含量偏低，完成指定分離任務(wù)時，所需理論板數(shù)增加。第六十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5回流比的影響及其選擇3.4.5.1.回流比對精餾操作的影響回流比有兩個極限：上限是全回流時的回流比，下限是最小回流比。第六十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.2全回流與最少理論板數(shù)全回流：將塔頂上升蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)。特點是：全回流操作時塔頂產(chǎn)品為零，因而當(dāng)過程達到穩(wěn)定時，既不向塔內(nèi)進料，也不能取出塔底產(chǎn)品。無精餾段和提餾段之分，二段操作線合二為一，與對角線重合。由于操作線與平衡線距離最遠，因而達到一定分離要求(xD，xW)時，所需理論板數(shù)最少，以Nmin表示。第六十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日Nmin求解方法：①圖解法：在平衡線和對角線間繪梯級。Nmin=梯級數(shù)。若塔釜采用間接蒸汽加熱，則Nmin含釜。第六十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日操作線：平衡線：第1塊板：全凝器則第2塊板：②解析法－Fenske方程第3塊板：第六十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日（不含釜）全回流時，N=Nmin。對上式取對數(shù)，略去下標(biāo)A、B：第n+1塊板(再沸器)：第六十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日全回流是回流比的上限。其操作因無產(chǎn)品，對生產(chǎn)過程無實際意義。但在精餾塔的開工階段、調(diào)試過程或?qū)嶒炑芯繒r采用，以便于操作過程的穩(wěn)定和控制。相對揮發(fā)度α相差不大時：上式僅適用于兩組分精餾時全回流情況下最小理論板數(shù)Nmin的計算。將式中xW換為進料組成xF，α取為塔頂和進料處的平均值，亦可用來計算全回流時精餾段的最少理論板數(shù)及進料板位置?！颊f明〗第六十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.3最小回流比隨著回流比R的減小，兩條操作線向平衡線移動，使得達到一定分離要求時，所需理論板數(shù)增多。當(dāng)回流比減少到某一數(shù)值時，兩操作線的交點d恰好落在平衡曲線上，見圖。因兩操作線交點不可能在平衡曲線上，否則推動力為0，所需理論板數(shù)為無窮大，此時對應(yīng)的回流比稱為最小回流比，以Rmin表示。最小回流比：對于一定的分離任務(wù)，所需理論板為無窮多時所對應(yīng)的回流比。第六十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.3最小回流比(續(xù))特點：此時操作關(guān)系變?yōu)槠胶怅P(guān)系，yn+1既與xn平衡，又與xn+1平衡，因而xn+1＝xn，及yn+1＝y(tǒng)n，即經(jīng)過一塊理論板，氣液兩相濃度無變化，d點稱夾緊點，此區(qū)域稱夾緊區(qū)(恒濃區(qū))。因操作已無濃度變化，因此要達到一定的分離要求，理論上需無限多塊理論板，實際操作已不能進行。

第七十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.3最小回流比(續(xù))Rmin的求解方法：①圖解法正常平衡曲線：讀取d點坐標(biāo)(xq,yq)第七十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日不正常平衡曲線：過點a或點c作平衡線的切線。過點e作q線，q線與精餾段操作線的交點為d，讀取d點坐標(biāo)(xq,yq)。按下式計算：cc第七十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗飽和液體進料：q=1時，xq=xF飽和蒸汽進料：q=0，yq=yF汽液混和物進料：0<q<1②解析法以正常平衡曲線為例。第七十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.4適宜回流比工程設(shè)計和操作時，實際回流比應(yīng)在最小回流比和全回流之間作出選擇。精餾過程的總費用包括設(shè)備費和操作費兩個方面。1.操作費操作費主要為再沸器加熱介質(zhì)用量Wh、冷凝器冷卻介質(zhì)用量Wc、動力消耗等，均取決于塔內(nèi)上升蒸汽量。第七十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.4適宜回流比(續(xù))2.設(shè)備費若設(shè)備類型和材料已經(jīng)選定，則設(shè)備費決定于精餾塔、冷凝器、再沸器、輸送泵等設(shè)備的尺寸。R=Rmin：N=∞,設(shè)備費=∞R>Rmin：N=有限值,設(shè)備費↓↓R再增加，N減少的緩慢，但因V增加，使塔、再沸器、冷凝器等尺寸增加，因此設(shè)備費反而上升。如紅線示。3.R對總費用的影響如藍線示。第七十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.5.4適宜回流比(續(xù))4.適宜回流比通過經(jīng)濟衡算確定適宜回流比：總費用最低時的回流比為適宜回流比。經(jīng)濟衡算繁瑣，根據(jù)經(jīng)驗選?。篟=(1.1~2.0)Rmin通常對易分離的物系R取得小些，而對難分離的物系，R取得大些。第七十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例5在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.4（摩爾分率，下同）餾出液組成為含苯0.9，苯在塔頂?shù)幕厥章蕿?0%，泡點進料，回流比為最小回流比的1.5倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）精餾段操作線方程；（2）提餾段操作線方程。解：W=F-D=1000-400=600kmol/h第七十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日精餾段操作線方程

（1）第七十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日（2）提餾段操作線方程

第七十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日例6.在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩爾分率、下同），xD=0.97,xW=0.04，相對揮發(fā)度α=2.47。試分別求以下三種進料方式下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。

（1）冷液進料q=1.387（2）泡點進料（3）飽和蒸汽進料兩式聯(lián)立；xq=0.483,yq=0.698相平衡方程：解：（1）q=1.387,則q線方程：第八十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日(2)泡點進料，q=1則xq=xF=0.4(3)飽和蒸汽進料，q=0則yq=xF=0.4第八十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日(4)全回流時的最小理論板數(shù)〖結(jié)論〗在分離要求一定的情況下，最小回流比Rmin與進料熱狀況q有關(guān)，q,Rmin。Nmin與進料熱狀況無關(guān)。第八十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.6簡捷法求理論板層數(shù)將N、Nmin、R、Rmin關(guān)聯(lián)成如圖形式，稱吉利蘭關(guān)聯(lián)圖。求解N步驟：①求解Rmin：②選擇R：R=(1.1~2.0)Rmin第八十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日注意：N,Nmin不含釜。3.4.6簡捷法求理論板層數(shù)③求解Nmin：④求解N：第八十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗加料板位置的確定：曲線兩端代表兩種極限情況：右端：全回流左端：最小回流比條件：組分?jǐn)?shù)為2～11，5種進料狀況，Rmin=0.53～0.70，α=1.26～4.05，N=2.4～43.1。橫標(biāo)值X=0.01~0.9時，可用下式計算：第八十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.8.1塔高Z的計算板式塔，先利用塔板效率將理論板層數(shù)折算成實際板層數(shù)，然后再由實際板層數(shù)和板間距相乘計算塔高。填料塔，先計算等板高度，再由理論板層數(shù)與等板高度相乘計算塔高。以上計算的塔高，均指塔體有效高度，不包括再沸器和塔頂空間等高度。1.板式塔有效高度的計算①全塔效率ET3.4.8塔高和塔徑的計算NT、NP:不包括塔釜第八十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗全塔效率反映全塔傳質(zhì)性能的優(yōu)劣，是各層塔板的平均效率。影響全塔效率的因素很多，且非常復(fù)雜，因此目前不能用理論公式計算。ET的獲得：選用經(jīng)驗值；利用經(jīng)驗公式計算。如P189奧康奈爾(O’connell)關(guān)聯(lián)式。第八十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日②單板效率(默弗里板效率)EM以汽相(或液相)經(jīng)過實際板的組成變化值與經(jīng)過理論板的組成變化值之比。yn(yen)yn＋1xn(xen)xn-1n第八十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗單板效率反映單獨一塊板上傳質(zhì)的優(yōu)劣。EM通過實驗測定獲得。一般來說，每塊板上的單板效率并不相等，用汽相和液相表示的單板效率也不相等。③點效率EO塔板上某點的局部效率。y—與流經(jīng)塔板某點的液相濃度x相接觸后而離開的氣相濃度；ye—與流經(jīng)塔板某點的液相濃度x成平衡的氣相濃度；ny(ye)yn＋1x

(xe)xn-1第八十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日④塔高Z的計算式中：NP－實際板層數(shù)，不含釜。

NT－理論板層數(shù)，不含釜。

HETP－等板高度，m，實驗測定。第九十頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.8.2塔徑的計算式中：Vs－塔內(nèi)上升蒸汽的體積流量，m3/su－空塔速度，m/s精餾段和提餾段上升蒸汽量不一定相等，因此塔徑分別計算：1.精餾段Vs的計算第九十一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日〖說明〗若兩段上升蒸汽體積流量相差不太大時，兩段采用較大一段的塔徑；塔徑圓整。2.提餾段第九十二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日1.再沸器的熱量恒算：1小時，0C為基準(zhǔn)。3.4.9連續(xù)精餾裝置的熱量恒算目的：確定再沸器、冷凝器的熱負荷，加熱介質(zhì)與冷卻介質(zhì)的用量，為設(shè)計這些設(shè)備提供數(shù)據(jù)。QLQBV’,IVWL’,ILmW,ILWL’V’Wh,Ih1Wh,Ih2第九十三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.冷凝器的熱量恒算以冷凝器為例。1小時,0C為基準(zhǔn)，忽略熱損失D,ILDQcV,IVDL,ILDWc,Ic1Wc,Ic1VL第九十四頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.精餾過程的節(jié)能途徑在精餾操作中熱能的消耗是相當(dāng)大的，因此精餾生產(chǎn)中怎樣提高其能量的有效利用率、降低能耗，是進行精餾裝置設(shè)計時必須考慮的問題。精餾操作的節(jié)能途徑可以根據(jù)具體情況采用以下幾種措施。產(chǎn)生低壓水蒸汽利用裝置排出的余熱作加熱劑熱泵。熱泵的循環(huán)介質(zhì)在冷凝器中吸收塔頂蒸汽的熱量而蒸發(fā)為蒸汽，該蒸汽經(jīng)過壓縮后提高溫度進入再沸器中冷凝放熱，冷凝后的液體經(jīng)節(jié)流閥減壓再進入冷凝器中蒸發(fā)吸熱，如此循環(huán)。優(yōu)化工藝，合理選擇流程，也可達到降低能耗的目的。除上述幾種節(jié)能措施外,還可在精餾裝置上設(shè)置中間再沸器或中間冷凝器,或采用多效精餾等方法來達到降低能耗的目的.第九十五頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.10精餾過程的操作型計算和調(diào)節(jié)3.4.10.1影響精餾操作的主要因素1.物料平衡的影響據(jù)物料衡算，對一定的F和xF，確定了xD和xW后，D、W即確定了。因此，D、W或D/F、W/F只能根據(jù)xD、xW確定，而不能任意增減，否則進、出塔的兩個組分的量不平衡，將導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化，操作波動，使操作不能達到預(yù)期的效果。2.回流比R的影響增大R，將使精餾段操作線斜率L/V變大，推動力變大，餾出液組成變大；同時，使提餾段操作線斜率L’/V’變小，推動力變大，釜殘液組成變??；但塔頂產(chǎn)品D減小。R對xD,xW

的影響第九十六頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.回流液溫度的影響回流液溫度降低，將增加塔內(nèi)實際的汽液兩相流量，使分離效率提高。但能量消耗增大。4.進料組成xF的影響xF,其它不變，D,W不變。結(jié)果：xD,xW。5.進料熱狀況q的影響q,R不變，D不變，V’結(jié)果：xD,xW。q對xD,xW

的影響xF

對xD,xW

的影響第九十七頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.10.2精餾過程的操作型計算此類計算的任務(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)計精餾操作的結(jié)果。已知量為：全塔總板數(shù)N及加料板位置（第n塊板）；相平衡曲線或相對揮發(fā)度；原料組成xF與熱狀態(tài)q，回流比R；并規(guī)定塔頂餾出液的采出率D/F。待求的未知量為精餾操作的最終結(jié)果—產(chǎn)品組成xD、xW以及逐板的組成分布。第九十八頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日操作型計算的特點：①由于眾多變量之間的非線形關(guān)系，使操作型計算一般均須通過試差（迭代）法求解，即先假設(shè)一個塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計算予以校核的方法來解決。②加料板位置（或其它操作條件）一般不滿足最優(yōu)化條件。第九十九頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.4.10.3精餾產(chǎn)品的質(zhì)量控制和調(diào)節(jié)1.精餾塔的溫度分布溶液的泡點與總壓及組成有關(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。圖a表示各板組成與溫度的對應(yīng)關(guān)系，于是可求出各板的溫度并將它標(biāo)繪在圖b中，即得全塔溫度分布曲線。

第一百頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日減壓精餾中，蒸汽每經(jīng)過一塊塔板有一定壓降，如果塔板數(shù)較多，塔頂與塔底壓強的差別與塔頂絕對壓強相比，其數(shù)值相當(dāng)可觀，總壓降可能是塔頂壓強的幾倍。因此，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。第一百零一頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日2.靈敏板一個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、進料組成發(fā)生波動等），全塔各板的組成發(fā)生變動，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。

第一百零二頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日在一定總壓下，塔頂溫度是餾出液組成的直接反映。但在高純度分離時，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高的一個塔段中溫度變化極小，典型的溫度分布曲線如圖9-46所示。這樣，當(dāng)塔頂溫度有了可覺察的變化，餾出液組成的波動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，泡點變化僅為0.7℃。可見高純度分離時一般不能用測量塔頂溫度的方法來控制餾出液的質(zhì)量。仔細分析操作條件變動前后溫度分別的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化量最為顯著?；蛘哒f，這些塔板的溫度對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察精餾操作所受到的干擾；而且靈敏板比較靠近進料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生變化之前先感受到進料參數(shù)的變動并即使采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。第一百零三頁，共一百二十二頁，2022年，8月28日3.5間歇精餾間歇蒸餾如圖所示。間歇蒸餾又稱分批精餾。將原料分批加入釜內(nèi)，每蒸餾完一批原料后，再加入第二批料。所以，對批量少，品種多，且經(jīng)常改變產(chǎn)品要求的分離，常采用間歇蒸餾。間歇蒸餾有兩種操作方式：（1）恒定回流比R（2）恒定塔頂組成間歇蒸餾有以下特點：