食品工程原理

食品工程原理第1頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月白酒蒸餾器第2頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月三塔蒸餾流程圖第3頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月精餾流程圖第4頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月一組冷凝器第5頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月兩塔蒸餾流程圖第6頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月蒸餾：將液體部分氣化，利用各組分揮發(fā)度的不同從而使混合物達到分離的單元操作。蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作。易揮發(fā)組分：沸點低的組分，又稱為輕組分。難揮發(fā)組分：沸點高的組分，又稱為重組分。第7頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月蒸餾操作的分類按操作方式分：簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾按操作壓力分：常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾按原料中所含組分數(shù)目分：雙組分蒸餾及多組分蒸餾按操作流程分：連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾

本章主要討論常壓雙組分連續(xù)精餾。第8頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月蒸餾是氣液兩相間的傳質(zhì)過程；組分在兩相中的濃度（組成）偏離平衡的程度來衡量傳質(zhì)推動力的大小，傳質(zhì)過程以兩相達到相平衡為極限；氣液相平衡是分析蒸餾原理和進行蒸餾設備計算的理論基礎。第一節(jié)雙組分溶液的氣液平衡第9頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月相律是研究相平衡的基本規(guī)律，它表示平衡物系中自由度數(shù)、相數(shù)及獨立組分數(shù)間的關系。F=C-φ+2式中F——自由度數(shù)

C——獨立組分數(shù)

φ——相數(shù)2表示外界只有溫度和壓強可以影響物系的平衡關系。

一、相關概念及氣液平衡圖

1相律第10頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月汽液相平衡(vapor--liquidphaseequilibrium)：溶液與其上方蒸汽達到平衡時汽液兩相各組分組成的關系。溶液的分類：理想溶液和非理想溶液。理想溶液的氣液平衡關系遵循拉烏爾定律，即式中p——溶液上方組分的平衡分壓

p0——同溫度下純組分的飽和蒸氣壓

x——溶液中組分的摩爾分率2拉烏爾定律第11頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月根據(jù)道爾頓分壓定律，溶液上方的蒸汽總壓為

當總壓P不高時，平衡的氣相可視為理想氣體，服從道爾頓分壓定律，即式（a）和（b）為兩組分理想物系的氣液平衡關系式。（a）（b）第12頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月純液體的揮發(fā)度是指該液體在一定溫度下的飽和蒸氣壓。相對揮發(fā)度（RelativeVolatility）是指溶液中兩組分揮發(fā)度之比，常以易揮發(fā)組分的揮發(fā)度為分子。溶液中各組分的揮發(fā)度定義為該組分在蒸氣中的分壓和與之相平衡的液相中的摩爾分率之比，即α=vA/vB=（PA/XA）/（PB/XB）

vA=PA/xA

vB=PB/xB

3相對揮發(fā)度及氣液平衡方程第13頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月當總壓不高時，蒸氣服從道爾頓分壓定律對于二元溶液

xB=1-xAyB=1-yA整理后，略去下標相平衡方程第14頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月相對揮發(fā)度的意義其值的大小可用于判斷某混合溶液能否用蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度。當α>1時，表示組分A較B容易揮發(fā)，α愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈容易。當α=1時，氣相組成與液相組成相同，不能用普通精餾方法加以分離。第15頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月上曲線：平衡時汽相組成與溫度的關系，稱為汽相線（露點曲線）；下曲線：平衡時液相組成與溫度的關系，稱為液相線（泡點曲線）。兩曲線將圖分成三個區(qū)域：液相區(qū)、過熱蒸汽區(qū)、汽液共存區(qū)。T---X(Y)

x1(y1)

t4BHJA

t-x

t-yTt3t2t14氣液平衡圖(GraphofG—LEquilibrium)

4.1溫度–組成圖（t–x–y圖）

第16頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月TX(Y)T—X—Y圖的作法第17頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月液相組成x氣相組成y110X—Y

圖平衡線位于對角線的上方；平衡線離對角線越遠，表示該溶液越易分離。注意：總壓對t-y-x

關系比對y-x關系的影響大；當總壓變化不大時,總壓對y-x關系的影響可以忽略不計蒸餾中使用y-x圖較t-y-x圖更為方便。4.2汽液相平衡圖（X—Y

圖）第18頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月與理想溶液發(fā)生正偏差的溶液：如乙醇–水、正丙醇–水等物系。對于乙醇–水體系，其恒沸組成為x=y=0.894，恒沸點t=78.15℃(常壓下)。稱為具有最低恒沸點的溶液。與理想溶液發(fā)生負偏差的溶液：如硝酸–水、氯仿–丙酮等物系。對于硝酸–水體系，其恒沸組成為x=y=0.383，恒沸點t=121.9℃(常壓下)。稱為具有最高恒沸點的溶液。同一種溶液的恒沸組成隨壓強而變。在理論上可采用改變壓強的方法來分離恒沸溶液。但在實際使用時，則應該考慮經(jīng)濟性和操作可能性。4.3兩組分非理想溶液的氣液平衡相圖第19頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月歷史上最早應用的蒸餾方法；一種單級蒸餾操作，常以間歇方式進行；簡單蒸餾多用于混合液的初步分離。第二節(jié)平衡蒸餾和簡單蒸餾

一、簡單蒸餾（微分蒸餾）第20頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月將料液加熱至泡點，溶液汽化，產(chǎn)生的蒸汽隨即進入冷凝器，冷凝成餾出液；隨著過程的進行，釜中液相組成不斷下降，使得與之相平衡的氣相組成（餾出液組成）亦隨時降低，而釜內(nèi)液體的沸點逐漸升高；當餾出液的平均組成或釜殘液組成降至某規(guī)定值后，即可停止蒸餾操作；在同一批操作中，餾出液分批收集，可得到不同組成的餾出液。

1簡單蒸餾操作原理第21頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月蒸汽原料液冷卻水冷凝器蒸餾釜收集器2簡單蒸餾流程第22頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

將一定組分的液體加熱至泡點以上，使其部分氣化，或者將一定組分的蒸汽冷卻至露點以下，使其部分冷凝，兩相達到平衡，然后將兩相分離。此過程的結(jié)果是易揮發(fā)組分在氣相中富集，難揮發(fā)組分在液相中富集。二、平衡蒸餾（閃蒸）第23頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月加熱器減壓閥分離器原料底部產(chǎn)品冷凝器塔頂產(chǎn)品平衡蒸餾流程第24頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

yF>xF>xwyF——加熱原料液時產(chǎn)生的第一個氣泡的組成。xw——原料全部氣化后剩的最后一滴液體的組成。

xwx1xFy1yF

ABCDP=定值TX（Y）E

第三節(jié)精餾原理和流程

一、一次部分氣化和部分冷凝第25頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

xw

ABDP=定值TX（Y）Cx1xFy2x2y1yF第26頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月從氣相得到較純的易揮發(fā)組分；Multi-partialgasificationandcondensing

AP=定值Tx(y)

xm

yn

xFB從液相中則得到較純的難揮發(fā)組分。二、多次部分氣化和多次部分冷凝第27頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月xFx2x1y1x3y2y3

y3(或xD)y1冷凝器分離器加熱器多次部分氣化示意圖第28頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月分離過程得到的中間餾分多，純產(chǎn)品的收率低。解決方法：上圖所示的流程存在的問題：對任一分離器有來自下一級的蒸汽和來自上一級的液體，氣液兩相在本級接觸，蒸汽部分冷凝，同時液體部分氣化，又產(chǎn)生新的氣液兩相。蒸汽逐級上升，液體逐級下降。省卻中間加熱器和冷凝器。工業(yè)上采用塔板取代中間各級。流程龐雜，設備繁多，能量消耗大。第29頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月xFx2x1y1x3y2y3

y3(或xD)冷凝器分離器加熱器有回流的多次部分氣化和冷凝示意圖第30頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

回流：升到塔頂?shù)钠鹘M成在冷凝器中冷凝后，只放出一部份作為塔頂產(chǎn)品，另一部分返回塔頂作為液流，這部份液流稱為回流。再沸器：提供一定量上升的蒸氣流。三、精餾原理

1精餾的定義

精餾是將由揮發(fā)度不同的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程。

2精餾連續(xù)穩(wěn)定進行的條件

第31頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

如圖所示，考察篩板塔中任意第n層板的操作情況。理論塔板(Idealplate)

：若yn和xn滿足氣液平衡方程，則此層塔板稱為理論塔板。

yn-1yn

yn+1

xn-1

xn

xn+1塔內(nèi)氣液的流動注：x*n+1

表示與yn+1

成相平衡的液相的組成。

tn+1>tn-1

xn-1>x*n+1

在任一塔板上易揮發(fā)組分由液相轉(zhuǎn)移到氣相，而難揮發(fā)組分從氣相轉(zhuǎn)移到液相，即

xn-1>xn

yn>yn+1精餾塔(DistillingColumn)第32頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月設備：包括精餾塔、塔底再沸器、塔頂冷凝器、原料預熱器、回流液泵等。加料板：當某塊塔板上的濃度與原料的濃度相近或相等時,料液由此加入，該板稱為加料板。精餾段：加料板以上的部分，它起著回收原料中易揮發(fā)組分增濃的作用。提餾段：加料板以下的部分（包括加料板），它起著回收原料中易揮發(fā)組分的作用。精餾操作分為連續(xù)精餾和間歇精餾，流程如下圖所示。3精餾操作流程精餾操作的不正常現(xiàn)象：漏液、液沫夾帶液泛反混第33頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月冷凝水水蒸氣液體蒸汽塔頂產(chǎn)品冷卻水蒸汽塔底產(chǎn)品進料進料板再沸器連續(xù)精餾操作流程第34頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月回流液餾出液進料加熱蒸汽釜液冷凝水觀察罩全凝器貯槽間歇精餾操作流程第35頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月確定產(chǎn)品的流量；確定合適的操作條件:操作壓強、回流比和加料狀態(tài)等；確定精餾塔所需的理論塔板數(shù)和加料位置；選擇精餾塔的類型、確定塔徑、塔高及塔的其它參數(shù)；冷凝器和再沸器的設計計算。第四節(jié)兩組分連續(xù)精餾的計算

一、兩組分連續(xù)精餾工藝計算的主要內(nèi)容第36頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

理論板是指離開該塔板的蒸汽和液體呈平衡狀態(tài)的塔板。理論板不存在的原因：氣液間接觸面積和接觸時間是有限的，難以達到平衡狀態(tài)。理論板可作為衡量實際板分離效率的依據(jù)和標準。二、理論塔板的概念(Idealplateortray)第37頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月恒摩爾汽化：每層塔板上升的蒸汽的摩爾流量相等。精餾段:L1=L2=L3=…Ln=L=定值提餾段:L1’=L2’=L3’=…Lm’=L’=定值但L與L’不一定相等.精餾段:V1=V2=V3=…Vn=V=定值提餾段:V1’=V2’=V3’=…Vm’=V’=定值但V與V’不一定相等.恒摩爾溢流：每層塔板溢流的液體的摩爾流量相等。三、恒摩爾流的假設第38頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月恒摩爾流

滿足恒摩爾流的條件

（1）各組分的氣化潛熱相等；（2）氣液接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；（3）塔設備保溫良好，熱損失可以忽略。恒摩爾汽化和恒摩爾溢流的總稱。第39頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月原料液釜殘液餾出液QBLD,XD,ILDF,XF,IFV’,IVW’QcL’,ILMV,IVDW,XW,ILW四、全塔物料衡算(MassBalance)第40頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月總物料F=D+W

式中F——原料液流量，kmol/h；

D——餾出液流量，kmol/h；

W——釜殘液流量，kmol/h；xF——原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xD——餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；xW——釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率；塔頂易揮發(fā)組分回收率=DxD/FxF×100%易揮發(fā)組分FxF=DxD+WxW

塔底難揮發(fā)組分回收率=第41頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月D,XDL,XDV,y1F,xFx1x2xn

yn+1

yny212nn+1五、精餾段操作線方程第42頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

以精餾段的第n+1層塔板以上塔段及冷凝器作為衡算范圍，以單位時間為基準，則有總物料衡算：V=L+D

易揮發(fā)組分：Vyn+1=Lxn+DxD式中V—精餾段每塊塔板上升的蒸汽流量，kmol/h；

L—精餾段每塊塔板溢流的液體流量，kmol/h；

D—餾出液流量，kmol/h；

yn+1—精餾段第n+1板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的mol分率；

xn

—精餾段第n板下降的液體中易揮發(fā)組分的mol分率；第43頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月由上兩物料恒算式得

根據(jù)恒摩爾流假設，L為定值，且在穩(wěn)定操作時，D及xD為定值，故R為常量。令R=L/D（R稱為回流比），則有上式即為精餾段操作線方程。它描述了任一板(第n層板)的液體組成與自相鄰的下一塔板(第n+1層)上升的蒸汽組成之間的關系，為一線性關系，其中，斜率為R/(R+1)，截距為xD/(R+1)。第44頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月WxWF,xFx?Nx?my?Ny?m+1mN

以提餾段第m層塔板以下塔段及再沸器作為衡算范圍，則有總物料衡算:L’=V’+W

xm—提餾段第m板下降液體易揮發(fā)組分mol分率；ym+1—提餾段第m+1板上升蒸汽易揮發(fā)組分mol分率；式中：L’—提餾段每板下降液體流量,kmol/h；V’—提餾段每板上升蒸汽流量,kmol/h；W—釜液流量,kmol/h；易揮發(fā)組分:L’xm=V’ym+1+Wxw

六、提餾段操作線方程第45頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月由上兩物料恒算式可得

上式稱為提餾段操作線方程。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自第m層板下降液體組成x?m與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成y?m+1之間的關系，呈線性關系。L’=L+qF

注：提餾段液體量L?

不容易求，它除了與

L

有關外，還受進料量及進料熱狀況的影響。第46頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

初始條件提餾段操作線方程精餾段操作線方程相平衡方程七、理論塔板數(shù)的確定

利用相平衡原理和操作線方程可確定理論塔板數(shù)，其方法有逐板計算法和圖解法。

1逐板計算法

第47頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月xD=y1x1y2x2

xn(xn<xd)相平衡關系操作線方程相平衡關系相平衡關系操作線方程操作線方程x1’(=xn)y1’

x2’y2’xm’(xm’<xw)

xd為精餾線與提餾線交點處的x（當為飽和液體進料時，計算至xn<xF即可），則第n塊板為加料板,精餾段有n-1層,需n-1塊板。當求得xm’<xw時,則提餾段需塔板m-1層(塊)，第m層為再沸器，精餾塔共需塔板m+n-1塊。同理,可求得提餾段理論塔板數(shù)。第48頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月在坐標上繪出雙組分混合液的y-x平衡曲線，并作出對角線，對角線為y=x。在同一坐標上作精餾段操作線，此操作線通過位于對角線的點（x=xD，y=xD）和y軸上的點（x=0，y=xD/R+1），此操作線的斜率為R/R+1，截距為xD/R+1。在同一坐標上作提餾段操作線，此操作線通過位于對角線的點（x=xW，y=xW）和y軸上的點（x=0，y=-WxW/L+qF-W），此操作線的斜率為（L+qF/L+qF-W）。從點（x=xD，y=xD）開始在操作線與平衡線作直角階梯直至作后一個階梯的垂線達到xW或略小于xW為止。注：所畫的每一個階梯代表理論塔板，跨過兩操作線交點的那層塔板為加料板，最后一層塔板為再沸器。2圖解法第49頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

xW

xD12345678baxFecd11

畫坐標圖；

f

作平衡線和對角線線；作精餾線（ab線）；

作q線（ef線）；作提餾線（cd線）；作梯級。圖解過程第50頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

如圖所示，對進料板作總物料衡算和熱量衡算式中：

IF

——原料液的焓，kJ/kmol；

IV、

IV?

——分別為進料板上下處飽和蒸氣的的焓，kJ/kmol；

IL、IL?

——分別為進料板上下處飽和液體的焓，kJ/kmol；V,IVL,ILV?,IV?L?,IL?F,IF加料板物料衡算：F+L+V?=L?+V熱量衡算：

FIF+LIL+V?IV?=VIV+L?IL?

八、進料熱狀況的影響第51頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

因為塔板上液相和汽相呈飽和狀態(tài)，且進料板上下處的溫度及氣相組成各自都比較相近，所以有：IVIV?

ILIL?代入熱量衡算式整理得：將物料衡算式代入（V-V?）IV=FIF-（L?-L）IL[F-（L?-L）]IV=FIF-（L?-L）IL第52頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月令

q稱為進料熱狀況參數(shù)。將上式整理可得到：L’=L+qFV’=V-(q-1)Fq的意義：以1kmol/h進料為基準時，提餾段的液體流量較精餾段液體流量增大的kmol數(shù)。對于飽和液體、氣液混合物及飽和蒸氣而言，q值等于進料中的液相分率。第53頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

通常，進料狀況有5種情況：冷液體進料、泡點進料、汽液混合物進料、飽和蒸汽進料和過熱蒸汽進料。

IF<IV<V’L’>L+FL’-L>Fq>1FLVL?V?原料溫度<加熱板上沸騰液的溫度(料溫<板溫(泡點))。1冷液體進料第54頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月FLVL?V?進料溫度與板溫相等(料溫=泡點=板溫,近似)IF=IV=V’L’=L+FL’-L=F

q=1

2泡點進料第55頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月原料液已被汽化一部分(料溫>板溫)FLVL?V?

q值表示進料中液體量占總進料量的分率。IV>IF>IL

0<q<1

3汽液混合物進料第56頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月原料加熱至飽和蒸汽(料溫>板溫)FLL?V?VIF=IVV=V’+FL’=L

q=04飽和蒸汽進料第57頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月原料加熱至過熱蒸汽(料溫>板溫)FLL?V?VIF>IVV>V’+FL’<Lq<05過熱蒸汽進料第58頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月即精餾線與提餾線交點的軌跡方程

此式即為q線方程或進料方程。它反映了加料板上汽液組成為一線性關系。當x=xF時，y=xF，從而得

e點(x=xF,x=y

的交點)，即q

線總是過e

點。Vy=Lx+DxD——精餾段關系式；V’y=L’x-WxW——提餾段關系式；V’-V=(q-1)F——熱狀態(tài)關系式；L’-L=qF——熱狀態(tài)關系式；FxF=DxD+WxW——物料衡算關系式；九、

q

線方程(進料方程)第59頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月第一相線,q>1,冷液體進料；垂直線,q=1,泡點進料；第二相線,0<q<1,汽液混合物進料；水平線,q=0,飽和蒸汽進料；第三相線,q<0,過熱蒸汽進料。q>1q=10<q<1q=0q<0eXFaXDXwb不同熱狀態(tài)下的q線圖第60頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月進料狀況進料的焓IF

q

值q線斜率q/q-1

q線在y-x

圖上的位置冷液體IF<IL

q>1+飽和液體IF=IL

q=1無窮大氣液混合物IL<IF<IV0<q<1–飽和蒸汽IF=IVq=00過熱蒸汽IF>IVq<0+表進料狀況對q線的影響第61頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月例：用一常壓操作的連續(xù)精餾塔分離進料組成為0.44（摩爾分率）的苯—甲苯混合物，求在下述進料狀況下的邊q

值：（1）氣、液的摩爾流率各占一半；（2）進料溫度為20℃；（3）進料溫度為180℃；已知數(shù)據(jù)：操作條件下苯的氣化潛熱為389kJ/kg，甲苯的氣化潛熱為360kJ/kg。苯蒸氣和甲苯蒸氣的平均比熱為1.256kJ/(kg·℃)解：（1）根據(jù)q為進料液相分率的定義，可直接得出q=1/2。如果按公式計算，則有例題第62頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月（2）原料液的氣化潛熱為：rm=0.44×389×78+0.56×360×92=31900kJ/kmol查苯—甲苯物系在常壓下的溫度—組成圖，知組成為0.44的進料，泡點為94℃（露點為100.5℃）。料液的平均溫度=(94+20)/2=57℃,由附錄17查的在57℃下苯和甲苯的比熱為1.84kJ/(kg·℃),則原料的平均比熱為：

Cp=1.84×78×0.44+1.84×92×56=158kJ/(kmol·℃)第63頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月（3）進料的平均分子量為：

Mm=78×0.44+92×0.56=85.8

組成為0.44的進料，其露點為100.5℃，則將進料的過熱蒸汽轉(zhuǎn)化為飽和蒸汽應移走的熱量為：

I=IF-IV=85.8×1.256×(180-100.5)=8567.3kJ/kmol第64頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

利用上方程式作提餾段的操作線方程較復雜。由于q線的引入，簡化了提餾段操作線的繪制。

xD

xW

xFedd(1)過坐標為（x=xF，y=yF）的e

點作斜率為q/q-1的直線即為q

線。(2)q

線與精餾段操作線相交于一點，聯(lián)結(jié)該點與

e點即為提餾段操作線。十、提餾段操作線的作法第65頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

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xD1234565?R一定,q不改變精餾線的位置；R一定,q對提餾線有較大影響（見右圖）。隨q減小，提餾線相平衡線靠近，所需理論塔板數(shù)越多。（3）進料狀況對操作線的影響第66頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月在圖解求理論塔板的過程中，當某階梯跨過兩操作線的交點時，應變更操作線?？邕^交點的階梯即代表適宜的加料板的位置（逐板計算也相同），這是因為對一定的分離任務而言，如此作圖所需的理論塔板數(shù)最少。不改換操作線或提早更換操作線都會使理論塔板數(shù)增加。（4）適宜的進料板位置第67頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月影響塔板效率的因素：傳質(zhì)系數(shù)、傳質(zhì)推動力、傳質(zhì)面積、接觸時間、物料特性等。理論塔板的概念：分離的實際情況：由于氣液兩相接觸時間、接觸面積有限，因此在實際分離過程中不存在理論塔板，完成一定任務所需的實際塔板數(shù)比理論塔板數(shù)多。塔板效率：理論塔板數(shù)NT與實際塔板數(shù)NR之比稱為塔板效率，用ET表示。

式中ET稱為全塔效率或總板效率注：計算塔板數(shù)時應圓整，如7/0.6=11.7≈12九、實際塔板數(shù)與塔板效率第68頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月(1)R↑，精餾段操作線向?qū)蔷€靠近，N↓，但L↑，即冷凝器的負荷加大。(2)R↓，精餾段遠離對角線，N↑，當精餾操作線和q線的交點在平衡線上時，則N→∞，此時R

稱為Rmin，全回流。十、回流比的影響與選擇

1回流比R=L/D的改變對精餾操作的影響第69頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月(1)R↑,q點下降，提餾段接近對角線，板數(shù)減少，再沸器負荷加大，純度↑(2)R↓，提餾段與操作線相距越遠，當與平衡線相交(q線)，N↑。

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xFe2回流比R=L/D的改變對提餾段操作線的影響第70頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月全回流：若塔頂上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)稱為全回流（totalreflux）。D=0，F(xiàn)=0，W=0，無精餾段和提餾段之分。回流比R=L/D→∞，是回流比的最大值。精餾操作線為yn+1=xn，所需理論塔板數(shù)最少，以Nmin表示。3全回流與最小理論塔板數(shù)第71頁，課件共82頁，創(chuàng)作于2023年2月

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對于雙組分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：Nmin為全回流時所需的最少理論板數(shù)（不包括再沸器）。為全塔平均相對揮發(fā)