化工原理-精餾課件

下冊第1章蒸餾與精餾DistillationandRectification基本要求

1、掌握精餾原理和塔板數(shù)的計算2、理解回流比對精餾操作的影響3、了解精餾塔的基本結(jié)構(gòu)和主要性能重點：精餾原理、塔板數(shù)的計算；回流比對精餾的影響難點：連續(xù)精餾的基本原理和塔板數(shù)的計算.下冊第1章蒸餾與精餾基本要求.1下冊第1章蒸餾與精餾基本要求.下冊第1章蒸餾蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.2蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.蒸餾的有關(guān)1.1概述蒸餾distillation

蒸餾與精餾的區(qū)別蒸餾分類.1.1概述蒸餾distillation蒸餾與精餾的區(qū)31.1概述蒸餾distillation蒸餾與精餾的區(qū)..4..4定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系中各組分揮發(fā)度不同的特性而實現(xiàn)分離的目的。分離液相混合物的典型單元操作，屬于質(zhì)量傳遞化工生產(chǎn)中蒸餾的應(yīng)用：基本化工----液化空氣，高溫下加熱空氣，通過蒸餾分離出氮氣和氧氣。石油煉制----常減壓蒸餾分離汽油、柴油、重油煉焦化工----蒸餾的方法分離焦油高聚物工業(yè)----提純單體.定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系分離液相混5定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系分離液相混蒸餾----當(dāng)生產(chǎn)上對產(chǎn)品的純度要求不高，只需要初步分離時采用的分離方法；蒸餾沒有回流，而精餾有回流。區(qū)別在于“回流reflux”回流的作用----通過回流，造成氣液兩相接觸，從而進(jìn)行質(zhì)量傳遞和熱量傳遞。通過多次部分氣化、部分冷凝來達(dá)到純化的目的。精餾----當(dāng)產(chǎn)品的純度要求高，特別是在混合物揮發(fā)度比較接近時采取的分離。.蒸餾----當(dāng)生產(chǎn)上對產(chǎn)品的純度要求不高，只需要初蒸餾沒有回6蒸餾----當(dāng)生產(chǎn)上對產(chǎn)品的純度要求不高，只需要初蒸餾沒有回按蒸餾的方法或產(chǎn)品要求不同，可以分為：.按蒸餾的方法或產(chǎn)品要求不同，可以分為：.7按蒸餾的方法或產(chǎn)品要求不同，可以分為：.按蒸餾的方法或產(chǎn)品根據(jù)操作的壓力，可以分為：.根據(jù)操作的壓力，可以分為：.8根據(jù)操作的壓力，可以分為：.根據(jù)操作的壓力，可以分為：.8

按液體混合物的組分類：.

按液體混合物的組分類：.9

按液體混合物的組分類：.

按液體混合物的組分類：.91.2蒸餾原理——氣液相平衡

vapor-liquidphaseequlibrium1.2.1雙組分理想物系的氣液相平衡雙組分在溶液中的溶解情況.1.2蒸餾原理——氣液相平衡

vapor-liquid101.2蒸餾原理——氣液相平衡

vapor-liquid理想物系----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的混合物系理想物系實際上并不存在，但低壓下當(dāng)各組分性質(zhì)相近，分子結(jié)構(gòu)相似，分子與分子之間無締合作用的混合體系可視為理想體系。例如：苯-甲苯，甲醇-乙醇，正己烷-正庚烷，正庚烷-甲基環(huán)己烷等，石油化工中處理的大部分烴類混合物。.理想物系----液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律；理想物系實際11理想物系----液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律；理想物系實際拉烏爾定律：一定溫度下，理想溶液上方氣相中任意組分i的分壓pi等于該純組分在該溫度下的飽和蒸氣壓pio與它在溶液中的摩爾分率xi的乘積。pi=pioxi對于AB雙組分，則：pA=pAoxAA----易揮發(fā)組分volatilecomponentpB=pBoxB=pBo(1-xA)B--難揮發(fā)組分lessvolatilecomponent.拉烏爾定律：一定溫度下，理想溶液上方氣相中任意組分ipi12拉烏爾定律：一定溫度下，理想溶液上方氣相中任意組分ipi假設(shè)系統(tǒng)的總壓為p，則p=pA+pB=pAoxA+pBo

xB=pAo

xA+pBo(1-xA)

∴當(dāng)達(dá)到相平衡時，A組分在液相中的摩爾分率xA為A組分在氣相中的摩爾分率yA，由道爾頓分壓定律：pA=p

yA.假設(shè)系統(tǒng)的總壓為p，則p=pA+pB=pAoxA+13假設(shè)系統(tǒng)的總壓為p，則p=pA+pB=pAoxA+純組分的po與t的關(guān)系通?？捎葾ntonine方程表示：A、B、C為組分的Antonine常數(shù)，可查手冊。.純組分的po與t的關(guān)系通?？捎葾ntonine方程表示：A14純組分的po與t的關(guān)系通?？捎葾ntonine方程表示：A雙組份理想溶液的氣液平衡相圖.雙組份理想溶液的氣液平衡相圖.15雙組份理想溶液的氣液平衡相圖.雙組份理想溶液的氣液平衡相圖...16..16雙組份非理想物系的氣液相平衡實際生產(chǎn)所遇到的大多數(shù)物系為非理想物系。.雙組份非理想物系的氣液相平衡實際生產(chǎn)所遇到的大多數(shù)物系為非理17雙組份非理想物系的氣液相平衡實際生產(chǎn)所遇到的大多數(shù)物系為非理1、非理想溶液非理想溶液的實質(zhì)----異種分子間的作用力不同于同種分子間的作用力。表現(xiàn)----溶液中各組分的平衡分壓偏離于拉烏爾定律。此偏差可正可負(fù)，分別稱為正偏差溶液或負(fù)偏差溶液典型實例：正偏差：乙醇-水、正丙醇-水等物系；負(fù)偏差：硝酸-水、氯仿-丙酮等物系.1、非理想溶液非理想溶液的實質(zhì)----異種分子間的作用力不同181、非理想溶液非理想溶液的實質(zhì)----異種分子間的作用力不同非理想溶液引入活度系數(shù)γ來修正對拉烏爾定律的偏差pA=pAoxAγApB=pBoxBγB若總壓p不太高，則氣相為理想氣體，仍服從道爾頓分壓定律，∴平衡氣相的組成為：

.非理想溶液引入活度系數(shù)γ來修正對拉烏爾定律的偏差pA=pA19非理想溶液引入活度系數(shù)γ來修正對拉烏爾定律的偏差pA=pA..20..202、非理想氣體非理想氣體則用逸度來代替壓強。.2、非理想氣體非理想氣體則用逸度來代替壓強。.212、非理想氣體非理想氣體則用逸度來代替壓強。.2、非理想氣體揮發(fā)度與相對揮發(fā)度

volatilityandrelativevolatility揮發(fā)性----液體具有的揮發(fā)變成蒸氣的能力揮發(fā)度----某組分由液相揮發(fā)到氣相中的趨勢，是該組分揮發(fā)性大小的標(biāo)志。符號：υiυi大小-----某組分在氣相中的平衡分壓pi與該組分在液相中的摩爾分率xi之比。.揮發(fā)度與相對揮發(fā)度

volatilityandrelat22揮發(fā)度與相對揮發(fā)度

volatilityandrelat對于雙組分理想溶液，則有：溶液的po是隨溫度而變化的，∴各組分的揮發(fā)度υ也隨溫度而變，使用不方便。

相對揮發(fā)度α：兩組分的揮發(fā)度之比。通常為易揮發(fā)組分的揮發(fā)度與難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比。.對于雙組分理想溶液，則有：溶液的po是隨溫度而變化的，∴23對于雙組分理想溶液，則有：溶液的po是隨溫度而變化的，∴如果操作壓強不高，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：如果是雙組分理想溶液，則有：雖然理想溶液的pAo、

pBo是隨溫度而變化的，但比值pAo/pBo的變化卻不大。∴α可視為常數(shù)，α值就有了相對穩(wěn)定的意義。.如果操作壓強不高，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：如果是雙組分24如果操作壓強不高，氣相遵循道爾頓分壓定律，則：如果是雙組分計算時α可取操作溫度范圍內(nèi)的平均值，或者取兩個純組分在各自沸點下的相對揮發(fā)度的幾何平均值易揮發(fā)組分A在氣、液相中的摩爾分率yA、xA之間的關(guān)系可以用相對揮發(fā)度α來表示由道爾頓分壓定律：pA=p

yA，pB=p

yB.計算時α可取操作溫度范圍內(nèi)的平均值，或者取兩個純組分在各自沸25計算時α可取操作溫度范圍內(nèi)的平均值，或者取兩個純組分在各自沸yB=1-yA，xB=1-xA

整理得：----氣液相平衡方程phaseequilibriumequation.yB=1-yA，xB=1-xA整理得：----氣液相平衡方26yB=1-yA，xB=1-xA整理得：----氣液相平衡方①由α可求出一系列溫度下的y、x數(shù)據(jù)②由α可判斷混合液分離的難易程度若α=1，則y=x，在y-x相圖上與對角線重合，說明氣液相組成相同，∴不能采用普通的精餾方法分離。α越大，相同的x值下易揮發(fā)組分在氣相中的含量y越高，互成平衡的氣液兩相濃度差別越大，∴越容易分離。.①由α可求出一系列溫度下的y、x數(shù)據(jù)②由α可判斷混合液27①由α可求出一系列溫度下的y、x數(shù)據(jù)②由α可判斷混合液1.3.1平衡蒸餾（閃蒸餾）FlashDistillation1、平衡蒸餾的過程及特點原料在加熱器內(nèi)加熱到超過進(jìn)料的泡點，然后經(jīng)減壓閥減壓后進(jìn)入分離器中。壓強↓，過熱液體被部分汽化。蒸氣并不分出而使體系保持為蒸氣-液體共存的混合相。氣、液兩相在分離器中處于平衡。在平衡蒸餾過程中，各參數(shù)維持恒定不變。.1.3.1平衡蒸餾（閃蒸餾）FlashDistillat281.3.1平衡蒸餾（閃蒸餾）FlashDistillat2、平衡蒸餾過程計算(1)物料衡算設(shè)原料液摩爾流量為F，摩爾分率xF產(chǎn)品摩爾流量為D，摩爾分率y

液相產(chǎn)物摩爾流量為W，摩爾分率x，連續(xù)定態(tài)過程作物料衡算：總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF

=Dy+Wx.2、平衡蒸餾過程計算(1)物料衡算設(shè)原料液摩爾流量為F，292、平衡蒸餾過程計算(1)物料衡算設(shè)原料液摩爾流量為F，設(shè)液化率q=W/F，液相產(chǎn)物占總加料量F的分率1-q=D/F

氣化率,代入上式得:.設(shè)液化率q=W/F，液相產(chǎn)物占總加料量F的分率1-q=D/F30設(shè)液化率q=W/F，液相產(chǎn)物占總加料量F的分率1-q=D/F(2)熱量衡算設(shè)Cp----原料液的平均摩爾比熱，

kJ/(kmol·℃)tF---原料液的起始溫度，K；T—加熱后原料液的溫度，℃則單位時間內(nèi)加熱器的熱負(fù)荷為：.(2)熱量衡算設(shè)Cp----原料液的平均摩爾比熱，則單位時31(2)熱量衡算設(shè)Cp----原料液的平均摩爾比熱，則單位時減壓后，液體部分氣化所需的熱量來自于物料放出的顯熱，設(shè)分離器中的平均溫度為te，平均摩爾氣化熱為rkJ/kmol則：(3)氣液平衡關(guān)系.減壓后，液體部分氣化所需的熱量來自于物料放出的顯熱，設(shè)分離器32減壓后，液體部分氣化所需的熱量來自于物料放出的顯熱，設(shè)分離器1.3.2簡單蒸餾BatchDistillation1、簡單蒸餾過程.1.3.2簡單蒸餾BatchDistillation331.3.2簡單蒸餾BatchDistillation2、簡單蒸餾的特點：①不能從原始母液中得到大量高純度的產(chǎn)品。②釜液與蒸氣的組成都是隨時間而變化的?！嗍且环N非定態(tài)過程。③由于裝卸物料和升溫比較費時，∴只能進(jìn)行初步分離，而且生產(chǎn)能力低，適合于當(dāng)組分揮發(fā)度相差較大的情況。.2、簡單蒸餾的特點：①不能從原始母液中得到大量高純度的產(chǎn)品342、簡單蒸餾的特點：①不能從原始母液中得到大量高純度的產(chǎn)品3、簡單蒸餾計算假設(shè)某瞬間釜液量Lkmol,經(jīng)dτ時間后變?yōu)長+dL，組成為x+dx，餾出液量為dD，組成為y，y與x為平衡關(guān)系dτ時間內(nèi)作物料衡算：總物料:dD=-dL易揮發(fā)組分：整理得：L=F時，x=x1；L=W時，x=x2積分得：.3、簡單蒸餾計算假設(shè)某瞬間釜液量Lkmol,經(jīng)dτ時間后353、簡單蒸餾計算假設(shè)某瞬間釜液量Lkmol,經(jīng)dτ時間后改進(jìn).改進(jìn).36改進(jìn).改進(jìn).361.4精餾rectification1.4.1精餾塔rectificationcolumn(tower).1.4精餾rectification1.4.1精餾371.4精餾rectification1.4.1精餾1.4.2精餾原理及流程.1.4.2精餾原理及流程.381.4.2精餾原理及流程.1.4.2精餾原理及流程.38..39..39..40..40連續(xù)精餾的流程.連續(xù)精餾的流程.41連續(xù)精餾的流程.連續(xù)精餾的流程.41..42..42間歇精餾流程.間歇精餾流程.43間歇精餾流程.間歇精餾流程.431.5連續(xù)精餾的計算任務(wù)確定產(chǎn)品的流量或組成確定或選擇適宜的操作條件

計算理論塔板數(shù)確定塔高與塔徑再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷.1.5連續(xù)精餾的計算任務(wù)確定產(chǎn)品的流量或組成確定或選擇441.5連續(xù)精餾的計算任務(wù)確定產(chǎn)品的流量或組成確定或選擇1.5.1理論板的基本假設(shè)①塔身對外界是絕熱的，可以忽略熱損失。②每層塔板的上升蒸氣的摩爾流量恒定精餾段:V1=V2=…=Vn=V提餾段:V1’

=V2’

=…=V

n’

=V

’③各段每層塔板下降液體的摩爾流量也恒定。精餾段:L1=L2=…=Ln=L提餾段:L1’

=L2’

=…=Lm’=L

’④氣液兩相離開塔板時已達(dá)到相平衡狀態(tài)，即塔內(nèi)各塔板均為理論塔板，氣液兩相間的組成關(guān)系可由平衡關(guān)系來確定。.1.5.1理論板的基本假設(shè)①塔身對外界是絕熱的，可以忽略熱451.5.1理論板的基本假設(shè)①塔身對外界是絕熱的，可以忽略熱連續(xù)精餾的實現(xiàn)----全塔的操作情況每層塔板上都發(fā)生部分氣化和部分冷凝，各層塔板提供一定的接觸時間（或接觸表面）使蒸氣-液體兩相發(fā)生傳熱和傳質(zhì)過程。2.向上往塔頂方向，蒸氣中易揮發(fā)組分越來越富集；向下往塔底方向，液體中難揮發(fā)組分越來越富集。在塔頂應(yīng)有冷凝裝置保證回流，使得塔內(nèi)的部分氣化和部分冷凝穩(wěn)定持續(xù)地進(jìn)行。塔底安裝加熱器（再沸器）使餾殘液部分氣化提供蒸氣，且蒸氣的組成應(yīng)與塔底餾殘液相近。.連續(xù)精餾的實現(xiàn)----全塔的操作情況每層塔板上都發(fā)生部分氣化46連續(xù)精餾的實現(xiàn)----全塔的操作情況每層塔板上都發(fā)生部分氣化5.進(jìn)料的位置：不在塔頂，也不在塔底在塔體的某一層塔板上，這層塔板上的液體組成與進(jìn)料的組成應(yīng)接近，這層塔板為進(jìn)料板6.加料板以上的部分為精餾段rectificationsection，以下的部分為提餾段strippingsection。精餾段的作用：把上升的蒸氣中的難揮發(fā)組分冷凝下來，使塔頂餾出液更接近純的易揮發(fā)組分；提餾段的作用：把向下回流的液體中的難揮發(fā)組分提濃，使降到塔底的液體更接近純的難揮發(fā)組分。.5.進(jìn)料的位置：不在塔頂，也不在塔底在塔體的某一層塔板上，475.進(jìn)料的位置：不在塔頂，也不在塔底在塔體的某一層塔板上，1.5.2物料衡算與操作線方程1、全塔物料衡算設(shè)進(jìn)料摩爾流量為F，kmol/h塔頂產(chǎn)品為D,kmol/h塔底產(chǎn)品為W，kmol/hxF、xD、xw分別表示原料液、塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品的易揮發(fā)組分的摩爾分率總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分的物料衡算：FxF=Dx

D+Wxw.1.5.2物料衡算與操作線方程1、全塔物料衡算設(shè)481.5.2物料衡算與操作線方程1、全塔物料衡算設(shè)通常已知進(jìn)料量F及其組成xF，根據(jù)對餾出液（塔頂產(chǎn)品）和殘液（塔底產(chǎn)品）的組成xD、xw的要求，可求出餾出液和塔底殘液量。塔頂易揮發(fā)組分的回收率為：塔底難揮發(fā)組分的回收率為：塔底易揮發(fā)組分的損失率為：.通常已知進(jìn)料量F及其組成xF，根據(jù)對餾出液（塔頂產(chǎn)品）和殘液49通常已知進(jìn)料量F及其組成xF，根據(jù)對餾出液（塔頂產(chǎn)品）和殘液2、精餾段物料衡算和操作線方程如圖：對精餾段第n+1塊塔板以上作總物料衡算和易揮發(fā)組分的物料衡算：Vn+1=Ln+DVn+1yn+1=Lnxn+D

xD根據(jù)假設(shè)：精餾段內(nèi)各層塔板上升蒸氣的摩爾流量相等,下降的摩爾流量相等。

∴V1=V2=…=V,L1=L2=…

=L.2、精餾段物料衡算和操作線方程如圖：對精餾段第n+1塊塔板502、精餾段物料衡算和操作線方程如圖：對精餾段第n+1塊塔板若用回流比R=L/D表示，則：-----精餾段物操作線方程

.若用回流比R=L/D表示，則：-----精餾段物操作線方程

51若用回流比R=L/D表示，則：-----精餾段物操作線方程

或者：下一塊塔板上升蒸氣與上一塊塔板回流液中易揮發(fā)組分的含量的關(guān)系。在y-x相圖上為一直線斜率截距當(dāng)xn=xD時，yn+1=xD，∴該直線通過對角線上的A點（xD，xD）。精餾段操作方程表示在精餾段內(nèi)任意兩相鄰的兩塊塔板之間上升蒸氣與下降液體的組成的關(guān)系.或者：下一塊塔板上升蒸氣與上一塊塔板回流液中在y-x相圖上52或者：下一塊塔板上升蒸氣與上一塊塔板回流液中在y-x相圖上3、提餾段物料衡算和操作線方程*由于原料液從加料板上加入，在提餾段中，回流液的摩爾流量和上升蒸氣的摩爾流量發(fā)生了變化，與精餾段中的情況不同了?！嗵狃s段各塔板上液體的組成與來自下層塔板的蒸氣組成的關(guān)系也必隨之改變，描述這一關(guān)系的操作線方程式與精餾段操作線方程式也就不同.3、提餾段物料衡算和操作線方程*由于原料液從加料板上加入，533、提餾段物料衡算和操作線方程*由于原料液從加料板上加入，根據(jù)假設(shè)：提餾段各層塔板上升的蒸氣量V

′均應(yīng)相等，從各層塔板下降的液體量L

′也相等。對提餾段任一截面m塊以下部分進(jìn)行物料衡算，得：L′=V

′+WL′xm′

=V

′

ym+1′

+W

xW----提餾段操作線方程式.根據(jù)假設(shè)：提餾段各層塔板上升的蒸氣量V′均應(yīng)相等，從各層塔54根據(jù)假設(shè)：提餾段各層塔板上升的蒸氣量V′均應(yīng)相等，從各層塔∵在連續(xù)精餾過程中L′、W、xw保持不變∴提餾段操作線也是一條直線表示在提餾段,來自任意塔板上的液體組成xm與來自下層塔板上的蒸氣組成ym+1的關(guān)系。當(dāng)xm=xw時，ym+1=xw,說明該直線過y-x圖中對角線上的一點，即B（xw，xw）。另外一個點應(yīng)為精餾段與提餾段相交的交點，也就是說，有一個點應(yīng)該在加料板上。.∵在連續(xù)精餾過程中L′、W、xw保持不變∴提餾段操作線也是一55∵在連續(xù)精餾過程中L′、W、xw保持不變∴提餾段操作線也是一⑤加料液已成為溫度高于露點的過熱蒸氣，即過熱蒸氣進(jìn)料直線的斜率或截距都與回流量L′,有關(guān)，而L′與加料的預(yù)熱狀況有關(guān)，不同的加料預(yù)熱方式，L′不同，交點的位置也就不同。加料的預(yù)熱狀況有哪些？①加料液沒有達(dá)到沸騰，即冷液進(jìn)料②加料液的溫度達(dá)到沸點，即泡點進(jìn)料③加料液的溫度達(dá)到沸點，且有一部分氣化，介于泡點與露點之間。稱氣-液進(jìn)料④加料液全部成為露點時的蒸氣，即飽和蒸氣進(jìn)料.⑤加料液已成為溫度高于露點的過熱蒸氣，即過熱直線的斜率或截距56⑤加料液已成為溫度高于露點的過熱蒸氣，即過熱直線的斜率或截距1.5.3進(jìn)料熱狀況的影響.1.5.3進(jìn)料熱狀況的影響.571.5.3進(jìn)料熱狀況的影響.1.5.3進(jìn)以泡點進(jìn)料為例：V

′

=V

L′=L+F設(shè)f=單位餾出液所需的進(jìn)料量，即f=F/DL’=L+fD,R=L/D.以泡點進(jìn)料為例：V′=VL′=L+F設(shè)f=單位58以泡點進(jìn)料為例：V′=VL′=L+F設(shè)f=單位泡點進(jìn)料時提餾段的操作線連接W、F兩點，可得提餾段操作線。提餾段操作線在y-x圖上xm=xw處與對角線相交一點W在xm=xF處與精餾段操作線相交一點F.泡點進(jìn)料時提餾段的操作線連接W、F兩點，可得提餾段操作線。提59泡點進(jìn)料時提餾段的操作線連接W、F兩點，可得提餾段操作線。提精餾段操作線和提餾段操作線的交點方程

----q線方程對加料板作物料衡算：F+L+V’=V+L’對加料板作熱量衡算：I

F:原料液的焓，kJ/kmolI

L,IL’：進(jìn)入和離開加料板的液體的焓IV,IV’：離開和進(jìn)入加料板的蒸氣的焓，F(xiàn)IF+LIL+

V’IV’=VIV+L’I

L’.精餾段操作線和提餾段操作線的交點方程

----q線方程對加料60精餾段操作線和提餾段操作線的交點方程

----q線方程對加料則：F

IF-[L’-

L]IL

=[V-V’]IV定義：進(jìn)料熱狀況參數(shù)q塔中液體和蒸氣都呈飽和狀態(tài)，且進(jìn)料板上下處溫度和濃度都比較接近，∴I

V≈IV’，IL≈I

L’.則：FIF-[L’-L]IL=[V-V’]IV61則：FIF-[L’-L]IL=[V-V’]IV∴精餾段和提餾段的氣液流量之間的關(guān)系：L’=L

+qFV’

=V+(q–1)F----提餾段操作線方程式對于一定的操作而言，L、F、W、xW、

q值都是已知∴此操作線也是一條直線。不同的進(jìn)料狀況，q值大小不同?！啻瞬僮骶€的斜率、截距也不同。精餾段與提餾段的交點的軌跡----- q線方程也不同。.∴精餾段和提餾段的氣液流量之間的關(guān)系：L’=L+qF62∴精餾段和提餾段的氣液流量之間的關(guān)系：L’=L+qF如何求精餾段與提餾段操作線交點的軌跡，即q線方程整理得：∴q線方程在y-x座標(biāo)上為一直線斜率截距.如何求精餾段與提餾段操作線交點的軌跡，即q線方程整理得：∴q63如何求精餾段與提餾段操作線交點的軌跡，即q線方程整理得：∴q∴精餾段操作線與q線的交點也是q線與提餾段操作線的交點?！嘧鱭線的關(guān)鍵是先求出q值，q值隨進(jìn)料熱狀況的不同而改變?！遯線是精餾段與提餾段兩操作線的交點軌跡當(dāng)xq=xF時，yq=xF---q線通過y-x圖中對角線上的點e（xF，xF）過e點作直線即q線ef斜率截距.∴精餾段操作線與q線的交點也是q線與提餾段操作線的交點?！?4∴精餾段操作線與q線的交點也是q線與提餾段操作線的交點?！嗖僮骶€的作圖步驟①在y-x圖上畫出對角線作為輔助線。②在橫坐標(biāo)上標(biāo)出xD、xF、xW三點，并通過此三點各作x軸的垂線，與對角線分別交于A、e、B三點。③找出的C點，截距為連接AC即得精餾段操作線④根據(jù)進(jìn)料的熱狀況，求出q值。⑤過e點作直線ef即為q線，斜率為⑥q線與AC相交于點d，連接Bd即為提餾段操作線。.操作線的作圖步驟①在y-x圖上畫出對角線作為輔助線。②在橫坐65操作線的作圖步驟①在y-x圖上畫出對角線作為輔助線。②在橫坐進(jìn)料的熱狀況對q線和提餾段操作線有很大影響。精餾段的蒸氣量為V，回流液量為L提餾段的蒸氣量為V’

，回流液量為L’

L’=L

+q×FV’=V+(q-1)F①若冷液進(jìn)料，上升的蒸氣有部分被冷凝IF＜IL→＞1提餾段回流液的量L’＞L

+F蒸氣量：V’＞V.進(jìn)料的熱狀況對q線和提餾段操作線有很大影響。精餾段的蒸氣量為66進(jìn)料的熱狀況對q線和提餾段操作線有很大影響。精餾段的蒸氣量為斜率＞0，截距＜0q線位于第一象限內(nèi)的ef1.斜率＞0，截距＜0q線位于第一象限內(nèi)的ef1.67斜率＞0，截距＜0q線位于第一象限內(nèi)的ef1.斜率＞0，截距②若在泡點下進(jìn)料，即飽和液體進(jìn)料，IF=IL→=1提餾段的蒸氣量V’=V，回流量L’=L+F斜率=∞q線為通過（xF,xF）并垂直于x軸的ef2.②若在泡點下進(jìn)料，即飽和液體進(jìn)料，IF=IL→=1提餾68②若在泡點下進(jìn)料，即飽和液體進(jìn)料，IF=IL→=1提餾q線位于第二象限內(nèi)，如ef3③如果在泡點下的氣液混合進(jìn)料Iv＞IF＞IL→0＜＜1提餾段的蒸氣量為：V’=V

-（1-q）F回流液的量為：L’

=L

+qF斜率＜0截距＞0.q線位于第二象限內(nèi)，如ef3③如果在泡點下的氣液混合進(jìn)料I69q線位于第二象限內(nèi)，如ef3③如果在泡點下的氣液混合進(jìn)料I提餾段的回流液的量為：

L’

=L蒸氣量為：V

=V’+F④若進(jìn)料為飽和蒸氣IF=Iv→=0=0q線為過點（xF，xF）并平行于x軸的水平線，如ef4.提餾段的回流液的量為：④若進(jìn)料為飽和蒸氣IF=Iv→=070提餾段的回流液的量為：④若進(jìn)料為飽和蒸氣IF=Iv→=0提餾段的回流液：L’＜L，蒸氣：V

＞V’+F，⑤若進(jìn)料為過熱蒸氣，將使部分回流的液體氣化。IF＞IV

→＜0=正值q線位于第三象限內(nèi)，為ef5

截距＞0.提餾段的回流液：L’＜L，⑤若進(jìn)料為過熱蒸氣，將使部71提餾段的回流液：L’＜L，⑤若進(jìn)料為過熱蒸氣，將使部1.5.4理論塔板數(shù)的求法1.逐板計算法----反復(fù)運用平衡線方程和操作線方程進(jìn)行逐板計算，是一種最基本、最精確的方法。分兩步：先用平衡線方程和精餾段操作線方程計算精餾段的理論塔板數(shù)；再用平衡線方程和提餾段操作線方程計算提餾段的理論塔板數(shù)。二者之和為整個精餾塔的理論塔板數(shù)。.1.5.4理論塔板數(shù)的求法1.逐板計算法----反復(fù)721.5.4理論塔板數(shù)的求法1.逐板計算法----反復(fù)精餾段的理論塔板數(shù)∵y1=xD為工藝要求所定,∴可先從塔頂算起一直算到xn≤xF為止，則第n塊板為進(jìn)料板，那么n-1為精餾段的理論塔板數(shù)（不包括進(jìn)料板）；提餾段的理論塔板數(shù)用提餾段操作線方程計算到xm≤xW為止，則m-1即為提餾段的理論塔板數(shù)（不包括塔釜）∴精餾塔總的理論塔板數(shù)=n-1+m（不包括塔釜）。.精餾段的理論塔板數(shù)∵y1=xD為工藝要求所定,一直算到xn73精餾段的理論塔板數(shù)∵y1=xD為工藝要求所定,一直算到xn在塔釜內(nèi)，xw和yw是處于相平衡狀態(tài)，∴塔釜也起一塊理論板的作用，計算時應(yīng)考慮到塔釜的作用。.在塔釜內(nèi)，xw和yw是處于相平衡狀態(tài)，∴塔釜也起一塊理論板的74在塔釜內(nèi)，xw和yw是處于相平衡狀態(tài)，∴塔釜也起一塊理論板的總的理論塔板數(shù)為n-1+m（不包括塔釜）.總的理論塔板數(shù)為n-1+m（不包括塔釜）.75總的理論塔板數(shù)為n-1+m（不包括塔釜）.總的理論塔板數(shù)為n例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔頂產(chǎn)品組成為xD=0.95,塔底產(chǎn)品組成xW=0.05，選用R=2，泡點進(jìn)料，試用逐板計算法求理論塔板數(shù)NT。已知αm=2.45(2)精餾段操作線方程為：解：(1)苯-甲苯的氣液平衡關(guān)系式為：.例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔(2)精餾段76例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔(2)精餾段(3)提餾段操作線方程為：假設(shè)以F=100mol/s為計算基準(zhǔn),則∴D=F-W=50(mol/s)L′=L+F

=RD

+F

=2×50+100=200(mol/s)∴ym+1=1.33xm-0.017或者xm=0.752ym+1+0.013.(3)提餾段操作線方程為：假設(shè)以F=100mol/s為計算基77(3)提餾段操作線方程為：假設(shè)以F=100mol/s為計算基第一塊板:y1=xD=0.95，∴由平衡關(guān)系得x1=0.886第二塊板:y2=0.667x1+0.317=0.908,由平衡關(guān)系得x2=0.801第三塊板:y3=0.667x2+0.317=0.851,由平衡關(guān)系得x3=0.700第四塊板:y4=0.667x3+0.317=0.784,由平衡關(guān)系得x4=0.597第五塊板:y5=0.667x4+0.317=0.715,由平衡關(guān)系得x5=0.506第六塊板:y6=0.667x5+0.317=0.784,由平衡關(guān)系得x6=0.437∵x5=0.506≈xF,∴加料板為自塔頂向下數(shù)第五塊精餾段的理論塔板數(shù)=n-1=5-1=4塊。(4)逐板計算:精餾段的理論塔板數(shù):.第一塊板:y1=xD=0.95，∴由平衡關(guān)系得x1=0.8878第一塊板:y1=xD=0.95，∴由平衡關(guān)系得x1=0.88塔釜：∵xw=0.05，由平衡關(guān)系得yW=0.114第一塊板：x1=0.752yW+0.013=0.099,由平衡關(guān)系得y1=0.212第二塊板：x2=0.752y1+0.013=0.172,由平衡關(guān)系得y2=0.337第三塊板：x3=0.752y2+0.013=0.266,由平衡關(guān)系得y3=0.470第四塊板：x4=0.752y3+0.013=0.366,由平衡關(guān)系得y4=0.586第五塊板：x5=0.752y4+0.013=0.454,由平衡關(guān)系得y5=0.671第六塊板：x6=0.752y5+0.013=0.518,由平衡關(guān)系得y6=0.725提餾段理論塔板數(shù):從提餾段的計算看，x6=0.518＞xF,而x5=0.454＜xF,∴提餾段的理論塔板數(shù)m=6塊∴該精餾塔總的理論塔板數(shù)NT=5-1+6=10塊（不含塔釜）.塔釜：∵xw=0.05，由平衡關(guān)系得yW=0.114提餾段79塔釜：∵xw=0.05，由平衡關(guān)系得yW=0.114提餾段2.圖解法----應(yīng)用塔內(nèi)的氣液相平衡關(guān)系和操作關(guān)系，在y-x圖上作圖的方法來求理論塔板數(shù)。與逐板計算法本質(zhì)上是相同的①根據(jù)被分離混合液的氣液相平衡關(guān)系或?qū)嶒灁?shù)據(jù)，在y-x圖上作出平衡曲線，并畫出對角線。找到相應(yīng)的a,e,c三點②根據(jù)已知的工藝條件，在y-x圖上作出精餾段操作線--ab。精餾段操作線方程.2.圖解法----應(yīng)用塔內(nèi)的氣液相平衡關(guān)系和操作關(guān)系，在y802.圖解法----應(yīng)用塔內(nèi)的氣液相平衡關(guān)系和操作關(guān)系，在y③過e點作q線----ed,與精餾段物操作線相交于d點④過c點連接cd即為提餾段操作線.⑤從a,點開始在平衡曲線與操作線之間作階梯，當(dāng)水平線跨越兩操作線交點時，其垂直線落在提餾段操作線上，而后在提餾段操作線和平衡曲線之間作階梯，直到xn≤xw或跨越xw為止.每一個階梯相當(dāng)于一塊理論塔板..③過e點作q線----ed,與精餾段物操作線相交于d點④過81③過e點作q線----ed,與精餾段物操作線相交于d點④過1.5.5回流比的影響及選擇1全回流操作時塔內(nèi)氣液組成的分布全回流----自塔頂引出的蒸氣經(jīng)冷凝后全部回流入塔，而不導(dǎo)出餾出液（產(chǎn)品）。為什么要全回流？①

提供精餾塔中每一層塔板所必需的液層②使每一層塔板上的液體組成有合理的濃度分布，維護全塔正常的操作。使氣相中難揮發(fā)組分向液相擴散，液相中難揮發(fā)組分含量越來越多；液相中易揮發(fā)組分向氣相擴散，氣相中易揮發(fā)組分含量越來越多。.1.5.5回流比的影響及選擇1全回流操作時塔內(nèi)氣液組成821.5.5回流比的影響及選擇1全回流操作時塔內(nèi)氣液組成全回流時，沒有餾出液，∴D=0通過物料衡算來求算任意一層塔板的氣液組成由總的物料衡算：上升的蒸氣量V=D+L∵全回流時D=0，∴V=L由易揮發(fā)組分的物料衡算得：V·yn+1=L·xn.全回流時，沒有餾出液，∴D=0通過物料衡算來求算任意一層塔83全回流時，沒有餾出液，∴D=0通過物料衡算來求算任意一層塔∴yn+1=xn說明在全回流下，來自任何一層塔板的回流液的組成xn都等于下層塔板上升的蒸氣組成yn+1。.∴yn+1=xn說明在全回流下，來自任何一層塔板的回流液84∴yn+1=xn說明在全回流下，來自任何一層塔板的回流液如：全回流下要求產(chǎn)品含量為xD，求第二塊塔板的液相組成x2。（設(shè)α為已知）

∵是全回流，∴y1=xD由平衡關(guān)系可求出x1,∵y2=x1，∴再由y2與x2的平衡關(guān)系確定x2.如：全回流下要求產(chǎn)品含量為xD，求第二塊塔板∵是全回流，∴y85如：全回流下要求產(chǎn)品含量為xD，求第二塊塔板∵是全回流，∴y2全回流操作時塔內(nèi)理論塔板數(shù)全回流的R=∞物料在進(jìn)行蒸餾時，塔頂蒸氣冷凝后全部流回塔內(nèi)，塔頂、塔底不出任何產(chǎn)品，物料在塔內(nèi)循環(huán)D=0，W=0，R=∞，精餾段操作線yn+1=xn；提餾段操作線斜率y’m+1=x’m。∴全回流時精餾段與提餾段的操作線與對角線重合，與平衡線之間的距離最大∴從xD到xW作出的階梯數(shù)目最少即：全回流條件下，將組成為xF的雙組分混合液分離成組成為xD和xW的產(chǎn)物所需要的理論塔板數(shù)最小。對塔板數(shù)一定的精餾塔，每一層塔板的分離能力最強，∴在全回流時能達(dá)到最好的分離效果。.2全回流操作時塔內(nèi)理論塔板數(shù)全回流的R=∞物料在進(jìn)行蒸餾862全回流操作時塔內(nèi)理論塔板數(shù)全回流的R=∞物料在進(jìn)行蒸餾全回流時的最少理論塔板數(shù)Nmin（不包括再沸器）----芬斯克方程.全回流時的最少理論塔板數(shù)Nmin（不包括再沸器）----芬斯87全回流時的最少理論塔板數(shù)Nmin（不包括再沸器）----芬斯如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)料板的位置，則需要用xF代替xw，.如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)88如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)當(dāng)回流比R↓，精餾段的操作線從C1向C3變動，但全回流得不到任何產(chǎn)品，在生產(chǎn)上無意義。但可用來評價精餾設(shè)備的效率。斜率↓截距↑提餾段操作線由Bd1向Bd3移動斜率↑，操作線離平衡曲線的距離越來越近，∴同樣的分離要求所需理論塔板數(shù)↑。.當(dāng)回流比R↓，精餾段的操作線從C1向C3變動，但全回流得不到89當(dāng)回流比R↓，精餾段的操作線從C1向C3變動，但全回流得不到此時氣液已達(dá)到平衡，傳質(zhì)推動力為0，說明要達(dá)到一定的分離效果，理論上需要無數(shù)個塔板。隨著R↓，精餾段與提餾段操作線在q線上的交點d向上移動。當(dāng)R減小到某一臨界值時，兩操作線的交點恰好落在平衡線上（d2）此時對應(yīng)的回流比為最小回流比Rmin。比Rmin小的回流比是不可能的。.此時氣液已達(dá)到平衡，傳質(zhì)推動力為0，說明要達(dá)到一定的分離效果90此時氣液已達(dá)到平衡，傳質(zhì)推動力為0，說明要達(dá)到一定的分離效果全回流和最小回流比表示回流的上下極限，這種情況雖對生產(chǎn)實際無直接意義，但生產(chǎn)上實際回流比R的確定是建立在Rmin基礎(chǔ)上的。在精餾設(shè)備開工前，需要先進(jìn)行一段時間的全回流操作，而后逐漸過渡到實際回流比下操作。①．圖解法求最小回流比Rmin整理得：yq與xq可通過平衡關(guān)系求出。當(dāng)泡點進(jìn)料時，xq=xF，則：.全回流和最小回流比表示回流的上下極限，這種情況雖對生產(chǎn)實際無91全回流和最小回流比表示回流的上下極限，這種情況雖對生產(chǎn)實際無當(dāng)某雙組分互溶體系符合理想體系，若為泡點進(jìn)料，則：xq=xF，②．解析法求最小回流比.當(dāng)某雙組分互溶體系符合理想體系，若為泡點進(jìn)料，則：xq=xF92當(dāng)某雙組分互溶體系符合理想體系，若為泡點進(jìn)料，則：xq=xF總費用隨回流比的變化有一個最低值，最低值對應(yīng)的回流比為最適宜回流比R適宜。通常取R適宜=1.1~2.0Rmin

3.實際適宜回流比的選擇精餾塔的經(jīng)濟指標(biāo)：----設(shè)備費和操作費設(shè)備費主要取決于設(shè)備的大小，如塔高和塔徑等。操作費主要取決于加熱蒸汽和冷卻水的耗用量,即取決于上升蒸氣的量上升蒸氣量V=L+D

=(R+1)D∴操作費隨回流比的加大而↑.總費用隨回流比的變化有一個最低值，最低值對應(yīng)的回流比為最適宜93總費用隨回流比的變化有一個最低值，最低值對應(yīng)的回流比為最適宜當(dāng)體系接近理想體系時，αm視為常數(shù)，通常取塔頂和塔底溫度下相對揮發(fā)度的幾何平均值用于計算。由芬斯克公式：“+1”的含義表示塔釜，而Nmin為不含塔釜的最小理論塔板數(shù)。1.5.6捷算法計算理論塔板數(shù)---利用芬斯克公式和吉利蘭圖的方法。僅適用于理想體系泡點進(jìn)料的情況。包括三個步驟：（1）

求全回流時的最小理論塔板數(shù)Nmin.當(dāng)體系接近理想體系時，αm視為常數(shù)，通常取塔頂和塔底溫度下相94當(dāng)體系接近理想體系時，αm視為常數(shù)，通常取塔頂和塔底溫度下相如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)料板的位置，則需要用xF代替xw，.如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)95如果求精餾段的最小理論塔板數(shù)N′min（不含進(jìn)料板）或確定進(jìn)（3）求適宜回流比下的理論塔板數(shù)捷算法得到的理論塔板數(shù)誤差在10%±。（2）求出最小回流比Rmin，確定適宜的R利用芬斯克公式結(jié)合吉利蘭圖可以求出近似于理想體系在任何回流比下的理論塔板數(shù)。與的關(guān)系.（3）求適宜回流比下的理論塔板數(shù)捷算法得到的理論塔板數(shù)誤差在96（3）求適宜回流比下的理論塔板數(shù)捷算法得到的理論塔板數(shù)誤差在例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔頂產(chǎn)品組成為xD=0.95,塔底產(chǎn)品組成xW=0.05，選用R=2，泡點進(jìn)料，試用捷算法求理論塔板數(shù)NT。已知α=2.45=2.45×0.5÷(1+1.45×0.5)=0.71=(0.95-0.71)/(0.71-0.5)=1.14=(2-1.14)/3=0.287解：求最小回流比.例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔=2.45×97例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩爾%），要求塔=2.45×求最小理論塔板數(shù):=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器)∴當(dāng)不包括塔釜時最小理論塔板數(shù)Nmin=5.6=0.287查吉利蘭圖=0.40.求最小理論塔板數(shù):=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器98求最小理論塔板數(shù):=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器1.5.8塔高和塔徑理論塔板的基本假設(shè)是進(jìn)入第n塊塔板的氣相（yn+1）與液相（xn-1）在n板上經(jīng)過完全混合，充分接觸，進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱，當(dāng)離開n板的氣、液兩相（yn和xn）互成平衡。但實際上進(jìn)入n板的氣、液兩相不能均勻地完全混合，接觸時間也有限，離開n板的氣、液兩相（yn和xn）未達(dá)平衡，還有難免的泡沫夾帶?！鄬嶋H塔板與理論塔板有很大的差異，其差異的程度可用塔板效率來表示。.1.5.8塔高和塔徑理論塔板的基本假設(shè)是進(jìn)入第n塊塔板的991.5.8塔高和塔徑理論塔板的基本假設(shè)是進(jìn)入第n塊塔板的影響實際塔板效率的主要因素：氣液兩相的物理性質(zhì)：μ、α、ρ、表面張力、擴散系數(shù)等。操作條件：上升蒸氣速度、下降液體流速、塔板上存液量、操作溫度、壓強、回流比的大小等塔板結(jié)構(gòu)：板間距、塔徑、塔板上液流流程長度等。板間距過小，塔高會↓，但液沫夾帶會↑，塔板效率↓；板間距過大，液沫夾帶會↓，但塔高會↑，塔的造價↑。塔板上液流流程長度增大，減少返混，使塔板效率↑，但增大流程，造成蒸氣分布不均勻，會使操作惡化，塔板效率↓。.影響實際塔板效率的主要因素：氣液兩相的物理性質(zhì)：μ、α、ρ、100影響實際塔板效率的主要因素：氣液兩相的物理性質(zhì)：μ、α、ρ、總板效率(ET)：達(dá)到同樣分離效果，所需的理論板數(shù)（NT）與實際板數(shù)（NP）之比，即ET=NT/NP。是全塔塔板效率的平均值。yn+1，yn--分別表示進(jìn)入和離開第n塊塔板的氣相組成xn-1，xn--分別表示進(jìn)入和離開第n塊塔板的液相組成y*n--與離開第n板的液體xn相平衡的氣相組成x*n--與離開第n板的蒸氣yn相平衡的液相組成單板效率(EM)：也稱莫夫里效率.總板效率(ET)：達(dá)到同樣分離效果，所需的理論板數(shù)（NT101總板效率(ET)：達(dá)到同樣分離效果，所需的理論板數(shù)（NT塔高zz=(NP-1)×HTNp----實際塔板數(shù)HT----板間距，m塔高主要與塔板數(shù)和板間距有關(guān)板間距小，塔高↓，液沫夾帶↑，塔板效率↓板間距大，液沫夾帶↓，塔高↑，造價↑選擇板間距：當(dāng)采用較大的板間距時，塔高↑，此時提高氣速也不會引起液沫夾帶，∴選小塔徑當(dāng)采用較小的板間距時，則需要增大塔徑

.塔高zz=(NP-1)×HTNp----實際塔板數(shù)HT102塔高zz=(NP-1)×HTNp----實際塔板數(shù)HT塔徑Du--空塔速度emptytowervelocity：蒸氣通過塔截面的速度u↑，D↓，塔的投資↓，但過大會引起液沫夾帶和液泛液泛----當(dāng)塔板上氣速很高時，液體被帶到上一層塔板的量猛增，整個塔板間充滿液體∴空塔速度最大不能發(fā)生液泛，最小不能低于漏液的速度.塔徑Du--空塔速度emptytowervelocit103塔徑Du--空塔速度emptytowervelocit①精餾段的Vs假設(shè)精餾段的摩爾流量為Vkmol/h,氣相的密度為ρv,平均摩爾質(zhì)量為Mmkg/kmol②提餾段的V’s假設(shè)提餾段的摩爾流量為V’kmol/h,.①精餾段的Vs假設(shè)精餾段的摩爾流量為Vkmol/h,氣相104①精餾段的Vs假設(shè)精餾段的摩爾流量為Vkmol/h,氣相→用上下塔板之間的液相組成表示的精餾的推動力yn+1~xn→操作關(guān)系→無關(guān)系yn+2~xn+1→操作關(guān)系yn+2~yn+1→用上下塔板之間的氣相組成表示的精餾的推動力xn+1~xnyn+2~xn.→用上下塔板之間的液相組成表示的精餾的推動力yn+1~xn→105→用上下塔板之間的液相組成表示的精餾的推動力yn+1~xn→1.5.8連續(xù)精餾的熱量衡算①冷凝器假設(shè)精餾塔塔頂上升的蒸氣的焓為IVDkJ/kmol,塔頂餾出液的焓為ILDkJ/kmol,全凝器的熱負(fù)荷為QckJ/hQc=VIVD–(LILD+D

ILD)V=L+D=(R+1)D

Qc=(R+1)D(IVD–ILD)若冷凝器進(jìn)出口的溫度分別為t1,t2則需要的冷卻劑的量為:.1.5.8連續(xù)精餾的熱量衡算①冷凝器Qc=VIVD1061.5.8連續(xù)精餾的熱量衡算①冷凝器Qc=VIVD②再沸器假設(shè)再沸上升的蒸氣的焓為IVWkJ/kmol,釜殘液的焓為ILWkJ/kmol,提餾段底層塔板下降的液體的焓為IlmkJ/kmol,再沸器的熱損失為QLkJ/h,則再沸器的熱負(fù)荷為QBkJ/hQB=V’IVW+WILW–L’Ilm+QLV’=L’–W假設(shè)ILW≈Ilm則QB=V’(IVW–Ilm)

+QL若加熱劑進(jìn)出再沸器的焓為IB1,IB2則加熱劑的量為.②再沸器QB=V’IVW+WILW–L’Ilm107②再沸器QB=V’IVW+WILW–L’Ilm

例1：用連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯和甲苯，原料液含苯25%，產(chǎn)品含苯98%（均為摩爾%），回流比為Rmin的2.5倍，原料液沸點進(jìn)料，在此溫度下苯的蒸氣為1344mmHg，為了計算簡便，設(shè)操作時一塊理論板等于一塊實際板，求進(jìn)料板上一層塔板的液相組成。已知xF=0.25,xD=0.98,R=2.5Rmin,P*=1344mmHg求：xn.例1：用連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯和甲苯，原料液含苯25108例1：用連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯和甲苯，原料液含苯25解：xn屬于精餾段,∴要用精餾段操作線方程R=2.5Rmin∴只要知道回流比Rmin即可得到精餾段操作線方程，而∴如果能求出yF，則問題就解決了?？深}目沒告訴相對揮發(fā)度α，公式?jīng)]法用。

由道爾頓分壓定律有：

.解：xn屬于精餾段,∴要用精餾段R=2.5Rmin∴只要知道109解：xn屬于精餾段,∴要用精餾段R=2.5Rmin∴只要知道=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2.65∴R=2.5Rmin=2.5×2.65=6.63

∴yn+1=0.87xn+0.128∵yF=yn+1=0.87xn+0.128=0.4475∴xn=0.367.=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2110=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2

例2：某二元系統(tǒng)精餾塔連續(xù)地液相（泡點條件）進(jìn)料，現(xiàn)對其進(jìn)行理論分析，全塔共三個理論塔板，一個再沸器（精餾塔塔釜），一個冷凝器，進(jìn)料位置在第二塊理論板上。已知進(jìn)料組成xF=50%，二元系統(tǒng)相對揮發(fā)度α=4，提餾段蒸氣流率與殘液流率之比為V’/W=2.0，塔底產(chǎn)品組成xw=10%，求升到第二塊理論板下面物料的氣相組成（可假設(shè)為恒摩爾回流）.例2：某二元系統(tǒng)精餾塔連續(xù)地液相（泡點.111例2：某二元系統(tǒng)精餾塔連續(xù)地液相（泡點.例2：某解：題目要求的是y3，因此用提餾段操作線方程更方便。

提餾段操作線方程為：或者：∵V′/W=2，∴L

′

=V′+

W=3

W∴ym+1=1.5xm-0.5xw由圖知：yw=ym+1=1.5x3-0.5xw如果求出x3，則可利用相平衡關(guān)系求出y3∵yw與xw也是平衡關(guān)系，即：.解：題目要求的是y3，因此用提餾段操作線方程更方便。或者：∵112解：題目要求的是y3，因此用提餾段操作線方程更方便?；蛘撸骸?/p>

∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(1+3×0.1)=0.39將yw代入yw=ym+1=1.5x3-0.5xw中，得x3=0.24.∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(113∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(例5：一連續(xù)精餾塔處理含苯50%的苯-甲苯混合液，處理量為100kmol/h，現(xiàn)要求塔頂產(chǎn)品至少含苯98%（均為mol%）已知精餾釜的上升蒸汽量為120kmol/h，回流比R=1.3Rmin,原料液是泡點進(jìn)料，平衡關(guān)系式為y=1.425x，塔頂氣相溫度為81℃時蒸汽的冷凝潛熱為L=400kJ/kg，求：1、塔頂產(chǎn)品的量2、塔頂產(chǎn)品在全凝器中冷凝，所用的冷卻水進(jìn)出口溫度為297K和317K，求冷卻水用量。3、若冷凝器的傳熱系數(shù)為K=300W/m2·℃，求冷凝器的面積.例5：一連續(xù)精餾塔處理含苯50%的苯-甲苯混合液，處理量為1114例5：一連續(xù)精餾塔處理含苯50%的苯-甲苯混合液，處理量為1解：1、塔頂產(chǎn)品量D∵R=

L/DV=(R+1)D∴D=V/(R+1)∵是泡點進(jìn)料，∴q=1根據(jù)題意：xq=xF=0.5∴yq=1.425xq=1.425×0.5

=0.7125

∴R=1.3Rmin=1.64.解：1、塔頂產(chǎn)品量D∵R=L/DV=(R115解：1、塔頂產(chǎn)品量D∵R=L/DV=(R∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45kmol/h2、全凝器中冷卻水的用量Wm,c冷凝器中需要移走的熱量Q=Wm,hL=Cp·Wm,c(t2-t1)Wm,h=Wn,h

·Mm平均分子量Mm=0.98×78＋0.02×92=78.3∴Wm,h=Wn,h

·Mm=120×78.3=9393.6kg/h∴Q=Wm,hL=9393.6×400=3.76×106kJ/hWm,c=Q/Cp·

(t2-t1)=3.76×106/4.19(317-97)=4.49×104kJ/h.∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45km116∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45km3、全凝器的傳熱面積SS=Q/K·△tm△tm=(△t1+

△t2)/2=[(273+81-297)+(273+81-317)]/2=47K∴S=3.76×106×1000/300/47/3600=74.07m2

.3、全凝器的傳熱面積SS=Q/K·△tm△tm=(△t11173、全凝器的傳熱面積SS=Q/K·△tm△tm=(△t1例3：有一分離CS2和CCl4溶液的精餾塔，進(jìn)料組成為CS230%，CCl470%，要求原料液中88%的CS2能進(jìn)入餾出液，殘留液中CS2濃度不高于5%（以上均為質(zhì)量%），塔系常壓操作，進(jìn)料溫度為20℃，料液沸點為57.3℃，回流比為2.34，試求：精餾段和提餾段操作線方程。CS2和CCl4的分子量分別為76和153.8,1atm時CS2和CCl4的汽化潛熱分別為6350kJ/kmol，7600kJ/kmol，比熱分別為0.235kJ/kg·℃，0.27kJ/kg·℃，忽略兩者混合時的熱效應(yīng)。.例3：有一分離CS2和CCl4溶液的精餾塔，進(jìn)料組成.118例3：有一分離CS2和CCl4溶液的精餾塔，進(jìn)料組成.例3：解：⑴求精餾段的操作線方程將質(zhì)量分率換成摩爾分率進(jìn)料組成：釜液組成：以100kmol進(jìn)料液為基準(zhǔn)總的物料衡算式：F=D+W=100CS2的物料衡算式：F

xF=D

xD+W

xW100×0.465=D

xD+0.0965W

根據(jù)題意：D

xD=

0.88F

xF.解：⑴求精餾段的操作線方程釜液組成：以100kmol進(jìn)料液為119解：⑴求精餾段的操作線方程釜液組成：以100kmol進(jìn)料液為∴100×0.465=0.88×100×0.465

+0.0965WW

=57.8kmolD

=F

-

W

=

42.2kmolxD=0.88×100×0.465

/42.2=0.97∴精餾段的操作線方程：.∴100×0.465=0.88×100×0.465120∴100×0.465=0.88×100×0.465(2)求提餾段的操作線方程---應(yīng)先求q值氣化熱=6350×0.465＋7600×0.535=7000kJ/kmol混合液的比熱Cp=Cp1x1M1+Cp2x2M2=0.235×0.465×76＋0.27×0.535×153.8=30.5kJ/kg?℃.(2)求提餾段的操作線方程---應(yīng)先求q值氣化熱=6350×121(2)求提餾段的操作線方程---應(yīng)先求q值氣化熱=6350×提餾段的操作線方程L=

L+q×FL

=R

D

=

2.34×42.2=98.8kmol∴.提餾段的操作線方程L=L+q×FL=RD=2.122提餾段的操作線方程L=L+q×FL=RD=2.1.6間歇精餾流程batchrectification.1.6間歇精餾流程batchrectificatio1231.6間歇精餾流程batchrectificatio1.6.1回流比恒定時的間歇精餾間歇精餾操作過程中，如果回流比R保持不變，隨著精餾的進(jìn)行，蒸餾釜內(nèi)液體混合物中易揮發(fā)組分的濃度不斷↓，產(chǎn)品的濃度不斷↓如果回流比R保持不變，通常的操作是當(dāng)釜液與餾出液的平均組成達(dá)到規(guī)定值時，即停止精餾操作1.理論塔板數(shù)回流比R=(1.1~2)Rmin間歇精餾操作線方程.1.6.1回流比恒定時的間歇精餾間歇精餾操作過程中，如1241.6.1回流比恒定時的間歇精餾間歇精餾操作過程中，如2.操作過程中各瞬間的xD和xW的關(guān)系設(shè)蒸餾開始時，餾出液組成為xD1回流比R不變操作線斜率R/(R+1)就不變隨著蒸餾的進(jìn)行，當(dāng)釜殘液的組成下降到xw2時，餾出液的組成也隨著變成xD2。操作線將平行下移。在每一條操作線和平衡線之間作階梯,都會有一個xDi與xWi的一一對應(yīng)的值在回流比不變的條件下操作，所得餾出液組成是精餾開始xD1到精餾結(jié)束時餾出液組成xD2的中間值xDm。.2.操作過程中各瞬間的xD和xW的關(guān)系設(shè)蒸餾開始時，餾出液1252.操作過程中各瞬間的xD和xW的關(guān)系設(shè)蒸餾開始時，餾出液間歇精餾時一批操作的物料衡算與連續(xù)精餾是相似的，總物料：D+W=F易揮發(fā)組分：DxDm+WxW=FxF.間歇精餾時一批操作的物料衡算與連續(xù)精餾是相似的，總物料：D+126間歇精餾時一批操作的物料衡算與連續(xù)精餾是相似的，總物料：D+1.6.1餾出液恒定時的間歇精餾要保持產(chǎn)品的濃度不變，必須調(diào)整回流比R為了保證餾出液的質(zhì)量，即保持xD不變，必須增大回流比R精餾過程中，雖然釜中易揮發(fā)組分的量在減少，但由于每一層塔板的分離能力↑，∴餾出液中易揮發(fā)組分的濃度xD可以維持不變。1.確定理論塔板數(shù)回流比R=(1.1~2)Rmin.1.6.1餾出液恒定時的間歇精餾要保持產(chǎn)品的濃度不變，必須1271.6.1餾出液恒定時的間歇精餾要保持產(chǎn)品的濃度不變，必須增大回流比R則操作線的斜率R/(R+1)↑精餾過程中，雖然釜中易揮發(fā)組分的量在減少，但由于每一層塔板的分離能力↑，∴餾出液中易揮發(fā)組分的濃度xD可以維持不變。回流比R↓,每一層塔板的分離能力↓,∴很難保證xD不變.增大回流比R則操作線的斜率R/(R+1)↑精餾過程中，雖然128增大回流比R則操作線的斜率R/(R+1)↑精餾過程中，雖然下冊第1章蒸餾與精餾DistillationandRectification基本要求

1、掌握精餾原理和塔板數(shù)的計算2、理解回流比對精餾操作的影響3、了解精餾塔的基本結(jié)構(gòu)和主要性能重點：精餾原理、塔板數(shù)的計算；回流比對精餾的影響難點：連續(xù)精餾的基本原理和塔板數(shù)的計算.下冊第1章蒸餾與精餾基本要求.129下冊第1章蒸餾與精餾基本要求.下冊第1章蒸餾蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.130蒸餾的有關(guān)基本概念蒸餾原理平衡蒸餾與簡單蒸餾精餾.蒸餾的有關(guān)1.1概述蒸餾distillation

蒸餾與精餾的區(qū)別蒸餾分類.1.1概述蒸餾distillation蒸餾與精餾的區(qū)1311.1概述蒸餾distillation蒸餾與精餾的區(qū)..132..132定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系中各組分揮發(fā)度不同的特性而實現(xiàn)分離的目的。分離液相混合物的典型單元操作，屬于質(zhì)量傳遞化工生產(chǎn)中蒸餾的應(yīng)用：基本化工----液化空氣，高溫下加熱空氣，通過蒸餾分離出氮氣和氧氣。石油煉制----常減壓蒸餾分離汽油、柴油、重油煉焦化工----蒸餾的方法分離焦油高聚物工業(yè)----提純單體.定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系分離液相混133定義：將液體混合物加熱造成氣、液兩相物質(zhì)，利用物系分離液相混蒸餾----當(dāng)生產(chǎn)上對產(chǎn)品的純度要求不高，只需要初步分離時采用的分離方法；蒸餾沒有回流，而精餾有回流。區(qū)別在于“回流reflux”回流的作用----通過回流，造成氣液兩相接觸，從而進(jìn)行質(zhì)量傳遞和熱量傳遞。通過多次