化學(xué)分離技術(shù)-第十章蒸餾與精餾

化學(xué)分離技術(shù)-第十章蒸餾與精餾第10章蒸餾與精餾

Distillation目的及要求：（1）了解簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾的概念及原理；（2）掌握精餾的依據(jù)、原理、必要條件以及精餾的實(shí)質(zhì)；（3）掌握全塔物料衡算及輕組分的物料衡算。（4）掌握精餾段、提餾段及進(jìn)料線方程（5）掌握不同進(jìn)料狀況下，q值得大小及q線的位置（6）熟練地運(yùn)用逐板計(jì)算法和圖解法求取理論板數(shù)（7）掌握最小回流比及適宜回流比的計(jì)算重點(diǎn)和難點(diǎn)：精餾段、提餾段及進(jìn)料線方程;不同進(jìn)料狀況下，q值得大小及q線的位置概述10.1兩組分溶液的汽液平衡10.2平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾10.3精餾原理和流程10.4兩組分連續(xù)精餾的計(jì)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(dá)到分離目的的單元操作。這種分離操作是通過(guò)液相和氣相間的質(zhì)量傳遞來(lái)實(shí)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(diǎn)(64.7℃)較乙醇的沸點(diǎn)(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(lái)。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(diǎn)低的組分稱為易揮發(fā)組分或輕組分，用A表示。將沸點(diǎn)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+B2、蒸餾過(guò)程的分類按蒸餾方式分為：

平衡蒸餾和簡(jiǎn)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(duì)分離要求不高的場(chǎng)合，是最簡(jiǎn)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(duì)分離要求較高的場(chǎng)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(wú)法達(dá)到分離要求的場(chǎng)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(chǎng)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(chǎng)合。2、蒸餾過(guò)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(diǎn)接近室溫的混合物；常壓蒸餾。適用于常壓下沸點(diǎn)在1500C左右的混合物；減壓蒸餾。（真空蒸餾）適用于常壓下沸點(diǎn)較高或熱敏性物質(zhì)，可降低其沸點(diǎn)。按待分離混合物的組分?jǐn)?shù)分為：兩組分精餾。計(jì)算簡(jiǎn)單。常以此精餾原理為計(jì)算基礎(chǔ)，然后引申到多組分精餾計(jì)算中。多組分精餾。工業(yè)上常見(jiàn)。本章重點(diǎn)討論常壓兩組分連續(xù)精餾過(guò)程的原理和計(jì)算。

3.蒸餾分離的特點(diǎn)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。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(shí)汽相可視為理想氣體。理想溶液的特點(diǎn)：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(wú)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-y3.1.1.1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(shuō)明〗對(duì)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(gè)參數(shù)中，任意確定其中2個(gè)變量，其余的2個(gè)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(duì)應(yīng)關(guān)系；氣液組成之間x~y存在一一對(duì)應(yīng)關(guān)系1.利用飽和蒸汽壓計(jì)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(shí)遵循道爾頓分壓定律：〖說(shuō)明〗因p。=f(t)，所以，上式表明當(dāng)P一定時(shí)，溫度t與液相組成x之間的關(guān)系，t～x。泡點(diǎn)：混合液開(kāi)始沸騰時(shí)的溫度。3.1.1.2汽液平衡的函數(shù)關(guān)系——泡點(diǎn)方程——露點(diǎn)方程〖說(shuō)明〗上式表明當(dāng)P一定時(shí)，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(diǎn)：混合汽開(kāi)始冷凝時(shí)的溫度。P。=f(t)關(guān)系確定：實(shí)驗(yàn)測(cè)定，查手冊(cè)；安托尼經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：2.用相對(duì)揮發(fā)度表示的汽液平衡關(guān)系理想物系：②相對(duì)揮發(fā)度α相對(duì)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?！浩胶夥匠虦囟葘?duì)相對(duì)揮發(fā)度的影響：t↑，α↓平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：理想溶液中，由于t↑，pA。、pB?！?，因此α變化不大，一般可將α視為常數(shù)，計(jì)算時(shí)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(jìn)行分離。α愈大,平衡線愈遠(yuǎn)離對(duì)角線，物系愈易分離；α=1,無(wú)法用普通蒸餾方法分離?！颊f(shuō)明〗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(shí)驗(yàn)測(cè)定法通過(guò)實(shí)驗(yàn)測(cè)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(jì)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(diǎn)方程及露點(diǎn)方程計(jì)算出對(duì)應(yīng)的x1和y1，改變溫度，重復(fù)上述步驟……。將各個(gè)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?！颊f(shuō)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(gè)區(qū)域。液相區(qū)：代表未沸騰液體；過(guò)熱蒸汽區(qū)：代表過(guò)熱蒸汽；汽液共存區(qū)：代表汽液同時(shí)存在。2個(gè)端點(diǎn)。tA、tB代表純A、純B組分的沸點(diǎn)。過(guò)熱蒸汽區(qū)液相區(qū)汽液共存區(qū)tAtB若將溫度為t1，組成為x1的冷液體(A點(diǎn))加熱，升溫到B點(diǎn)時(shí)溶液開(kāi)始沸騰，出現(xiàn)第一個(gè)氣泡，相應(yīng)的組成為y1，因此飽和液體線又稱泡點(diǎn)線。繼續(xù)升溫到C點(diǎn)，進(jìn)入氣液兩相共存區(qū)，氣液組成分別如m、n點(diǎn)坐標(biāo)所示的x和y，可見(jiàn)此時(shí)y>x，兩相的量可由杠桿規(guī)則進(jìn)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(jìn)行。

mn同理，將溫度為t5，組成為y1(點(diǎn)E)的過(guò)熱蒸汽冷卻，當(dāng)溫度降到t4時(shí)(點(diǎn)D)，混和氣開(kāi)始冷凝，產(chǎn)生第一滴液體，因此飽和蒸汽線又稱露點(diǎn)線，對(duì)應(yīng)的液相組成為x1。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(duì)角線y=x為參考線

x~y曲線上各點(diǎn)具有不同的溫度；

平衡線離對(duì)角線越遠(yuǎn)，揮發(fā)性差異越大，物系越易分離?？倝簩?duì)x~y曲線影響不大，因此蒸餾中使用x~y圖較t~x~y圖方便。3.2平衡蒸餾與簡(jiǎn)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(diǎn)以上，連續(xù)地通過(guò)一節(jié)流閥減壓到預(yù)定的壓強(qiáng)后進(jìn)入分離器。減壓后的液體呈過(guò)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。2.特點(diǎn):連續(xù)操作頂部和底部產(chǎn)品組成不隨時(shí)間而變化一次進(jìn)料，粗分x,y是一對(duì)平衡組成3.計(jì)算①物料衡算②熱量衡算cp,tte3.2.2簡(jiǎn)單蒸餾1.流程原料液一次加入蒸餾釜中，在恒定壓強(qiáng)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(jiǎn)單蒸餾時(shí)，氣液兩相的接觸比較充分，因此可認(rèn)為兩相達(dá)到了平衡。隨著蒸餾的進(jìn)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(shí)，停止操作，排出殘液，進(jìn)行下一批蒸餾操作。2.特點(diǎn)間歇操作塔頂塔底組成不是一對(duì)平衡組成適合于混合物的粗分離，特別適合于沸點(diǎn)相差較大而分離要求不高的場(chǎng)合，例如原油或煤油的初餾。3.計(jì)算

F,xFW,x2例1理想溶液簡(jiǎn)單蒸餾時(shí)，某時(shí)刻釜?dú)堃毫縒kmol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(duì)揮發(fā)度。對(duì)苯—甲苯溶液，xF=0.6，F(xiàn)=10kmol，α=2.5，在101.3kPa下進(jìn)行簡(jiǎn)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(shí)，殘液的濃度。解：（1）解得（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平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾過(guò)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(guò)程不會(huì)使y>yD、x<xW。由此可見(jiàn)，將液體混合物進(jìn)行一次部分汽化的過(guò)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(chǎng)合。要使混合物中的組分得到幾乎完全的分離，必須進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程。txFxyxWyDtFt13.3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(guò)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(guò)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多次部分汽化和多次部分冷凝缺點(diǎn)：1、收率低；2、設(shè)備重復(fù)量大，設(shè)備投資大；3、能耗大，過(guò)程有相變。有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝缺點(diǎn)：設(shè)備龐雜工業(yè)上的精餾過(guò)程時(shí)在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的。3.3.2精餾操作流程

1.連續(xù)精餾流程進(jìn)料板：原料液進(jìn)入的那層塔板精餾段：進(jìn)料板以上的塔段提餾段：進(jìn)料板以下（包括進(jìn)料板）的塔段。理論板：離開(kāi)的汽液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)的塔板。再沸器：加熱塔底釜?dú)堃?。冷凝器：冷凝塔頂上升蒸汽連續(xù)精餾流程(板式塔)2.間歇精餾流程原料一次加入到塔內(nèi)，當(dāng)釜?dú)堃哼_(dá)到指定組成后，精餾停止。無(wú)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)3.塔板的作用塔板提供了汽液分離的場(chǎng)所。汽液兩相在板上充分接觸，進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱。每一塊塔板是一個(gè)混合分離器足夠多的板數(shù)可使各組分較完全分離4.精餾過(guò)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(diǎn)就是有回流。回流包括：塔頂回流液塔底回流汽3.4兩組分連續(xù)精餾的計(jì)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(kāi)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(shí)際上，理論板并不存在，它是作為衡量實(shí)際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。計(jì)算中，先求得理論板層數(shù)，再用塔板效率予以校正，即得實(shí)際板數(shù)。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(shí)，當(dāng)有1kmol的蒸汽冷凝時(shí)便有1kmol液體汽化。當(dāng)物系滿足以下條件時(shí)，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(shí)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(xiàng)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(jì)算均以恒摩爾流假定為前提。3.4.2物料衡算和操作線方程組成xn、yn表示離開(kāi)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(jì)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(guò)物料衡算求得，稱為操作關(guān)系。nn+1xnxn+1ynyn+1F,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?dú)堃旱牧髁?，kmol/hxF、xD、xW—原料液、塔頂餾出液、塔底釜?dú)堃旱慕M成，摩爾分率餾出液采出率釜?dú)堃翰沙雎仕斴p組分回收率塔底重組分回收率〖說(shuō)明〗物料衡算式中各物理量單位要對(duì)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。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(shí),即規(guī)定了產(chǎn)品質(zhì)量,則可計(jì)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。令——回流比—精餾段操作線方程3.4.2.2操作線方程

1.精餾段操作線方程斜率:截距:〖說(shuō)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(shí),該操作線為一直線.過(guò)點(diǎn)a(xD,

xD),b(0,)，x~y圖上聯(lián)a、b點(diǎn)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例2氯仿-四氯化碳的混合液在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)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(duì)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(rèn)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，

(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

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(jìn)入該板的氣相組成為0.8(摩爾分率，下同)，離開(kāi)該板的液相組成為0.7，物系相對(duì)揮發(fā)度為2.4，氣液比為2∶1，計(jì)算離開(kāi)該板的氣相組成和進(jìn)入該板的液相組成?！獭蹋?？nn+1xnxn+1ynyn+1xn-1——提餾段操作線方程2.提餾段操作線方程〖說(shuō)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(shí)，為一直線，過(guò)點(diǎn)c(xW,xW)。L’與L、F及進(jìn)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。yxxDabcxW3.4.3進(jìn)料熱狀況的影響

3.4.3.1進(jìn)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(diǎn)進(jìn)料。原料全部進(jìn)入提餾段。L’由三部分組成：LF提餾段蒸汽冷凝液流量FLV’L’V2.飽和液體（泡點(diǎn)進(jìn)料）原料溫度等于泡點(diǎn)。原料全部進(jìn)入提餾段。FLV’L’V3.氣液混合物原料溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間。進(jìn)料中液相部分成為L(zhǎng)’的一部分，汽相部分成為V的一部分。FqF(1-q)FLV’L’V4.飽和蒸汽（露點(diǎn)進(jìn)料）原料溫度等于露點(diǎn)。原料全部進(jìn)入精餾段。FLV’L’VFLV’L’V5.過(guò)熱蒸汽原料全部進(jìn)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)〖說(shuō)明〗q值稱為進(jìn)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(duì)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：3.4.3.3q值的意義及計(jì)算或：以單位進(jìn)料量為基準(zhǔn)時(shí)，提餾段中液體流量較精餾段中的增大的流量數(shù)。對(duì)于飽和液體、汽液混和物及飽和蒸汽三種進(jìn)料狀況而言，q值就等于進(jìn)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。例題例4.分離乙醇水溶液的精餾塔，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)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(dá)到98%，計(jì)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(diǎn)為86℃。解：1.〖說(shuō)明〗q線方程是精餾段操作線和提餾段操作線交點(diǎn)的軌跡方程。在x~y圖上是過(guò)點(diǎn)e(xF,xF)，斜率為q/(q-1)的直線。3.4.3.4進(jìn)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(jìn)料的操作關(guān)系應(yīng)同時(shí)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：3.4.3.5進(jìn)料熱狀況對(duì)精餾操作過(guò)程的影響1.q值對(duì)q線的影響。進(jìn)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(diǎn)IF=IL=1∞ef2(↑)汽液混合物IL<IF<IV0~1－ef3(↖)露點(diǎn)IF=IV00ef4(←)過(guò)熱蒸汽IF>IV<0+ef5(↙)f1f2f3f4f5yxFexDxWabcd2.q值愈大，即進(jìn)料愈冷，精餾段愈短，操作過(guò)程較早地轉(zhuǎn)入提餾段，此時(shí)兩操作線與平衡線距離愈遠(yuǎn)，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。

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(jì)算采用逐板計(jì)算法和圖解法。均利用平衡關(guān)系和操作關(guān)系。1.逐板計(jì)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(kāi)第二層理論板（從塔頂往下計(jì)）的氣液相組成。解：

2.圖解法其原理同逐板計(jì)算法相同。步驟：在x~y圖上繪出平衡曲線和對(duì)角線。作出精餾段操作線。作出提餾段操作線。從a點(diǎn)開(kāi)始出發(fā)在平衡線與操作線間繪梯級(jí)。至x≤xW為止。xWabcfedyxFxD〖說(shuō)明〗一個(gè)直角梯級(jí)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(jìn)料板位置為跨過(guò)點(diǎn)d的理論板。當(dāng)q↑，操作線離平衡線愈遠(yuǎn)，NT↓。梯級(jí)的物理意義xn,yn符合平衡關(guān)系，由2點(diǎn)表示進(jìn)料位置過(guò)低進(jìn)料位置過(guò)高確定最優(yōu)進(jìn)料位置適宜的進(jìn)料位置應(yīng)為跨過(guò)d點(diǎn)所對(duì)應(yīng)的理論板。對(duì)于一定的分離任務(wù)，所需理論板數(shù)為最少。進(jìn)料位置過(guò)低，使釜?dú)堃褐休p組分含量偏高，完成指定分離任務(wù)時(shí)，所需理論板數(shù)增加。進(jìn)料位置過(guò)高，使餾出液中輕組分含量偏低，完成指定分離任務(wù)時(shí)，所需理論板數(shù)增加。3.4.5回流比的影響及其選擇3.4.5.1.回流比對(duì)精餾操作的影響回流比有兩個(gè)極限：上限是全回流時(shí)的回流比，下限是最小回流比。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(diǎn)是：全回流操作時(shí)塔頂產(chǎn)品為零，因而當(dāng)過(guò)程達(dá)到穩(wěn)定時(shí)，既不向塔內(nèi)進(jìn)料，也不能取出塔底產(chǎn)品。無(wú)精餾段和提餾段之分，二段操作線合二為一，與對(duì)角線重合。由于操作線與平衡線距離最遠(yuǎn)，因而達(dá)到一定分離要求(xD，xW)時(shí)，所需理論板數(shù)最少，以Nmin表示。Nmin求解方法：①圖解法：在平衡線和對(duì)角線間繪梯級(jí)。Nmin=梯級(jí)數(shù)。若塔釜采用間接蒸汽加熱，則Nmin含釜。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：（不含釜）全回流時(shí)，N=Nmin。對(duì)上式取對(duì)數(shù)，略去下標(biāo)A、B：第n+1塊板(再沸器)：全回流是回流比的上限。其操作因無(wú)產(chǎn)品，對(duì)生產(chǎn)過(guò)程無(wú)實(shí)際意義。但在精餾塔的開(kāi)工階段、調(diào)試過(guò)程或?qū)嶒?yàn)研究時(shí)采用，以便于操作過(guò)程的穩(wěn)定和控制。相對(duì)揮發(fā)度α相差不大時(shí)：上式僅適用于兩組分精餾時(shí)全回流情況下最小理論板數(shù)Nmin的計(jì)算。將式中xW換為進(jìn)料組成xF，α取為塔頂和進(jìn)料處的平均值，亦可用來(lái)計(jì)算全回流時(shí)精餾段的最少理論板數(shù)及進(jìn)料板位置。〖說(shuō)明〗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(dòng)，使得達(dá)到一定分離要求時(shí)，所需理論板數(shù)增多。當(dāng)回流比減少到某一數(shù)值時(shí)，兩操作線的交點(diǎn)d恰好落在平衡曲線上，見(jiàn)圖。因兩操作線交點(diǎn)不可能在平衡曲線上，否則推動(dòng)力為0，所需理論板數(shù)為無(wú)窮大，此時(shí)對(duì)應(yīng)的回流比稱為最小回流比，以Rmin表示。最小回流比：對(duì)于一定的分離任務(wù)，所需理論板為無(wú)窮多時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比。3.4.5.3最小回流比(續(xù))特點(diǎn)：此時(shí)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(guò)一塊理論板，氣液兩相濃度無(wú)變化，d點(diǎn)稱夾緊點(diǎn)，此區(qū)域稱夾緊區(qū)(恒濃區(qū))。因操作已無(wú)濃度變化，因此要達(dá)到一定的分離要求，理論上需無(wú)限多塊理論板，實(shí)際操作已不能進(jìn)行。

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(diǎn)坐標(biāo)(xq,yq)不正常平衡曲線：過(guò)點(diǎn)a或點(diǎn)c作平衡線的切線。過(guò)點(diǎn)e作q線，q線與精餾段操作線的交點(diǎn)為d，讀取d點(diǎn)坐標(biāo)(xq,yq)。按下式計(jì)算：cc〖說(shuō)明〗飽和液體進(jìn)料：q=1時(shí)，xq=xF飽和蒸汽進(jìn)料：q=0，yq=yF汽液混和物進(jìn)料：0<q<1②解析法以正常平衡曲線為例。3.4.5.4適宜回流比工程設(shè)計(jì)和操作時(shí)，實(shí)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(guò)程的總費(fèi)用包括設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)兩個(gè)方面。1.操作費(fèi)操作費(fèi)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(dòng)力消耗等，均取決于塔內(nèi)上升蒸汽量。3.4.5.4適宜回流比(續(xù))2.設(shè)備費(fèi)若設(shè)備類型和材料已經(jīng)選定，則設(shè)備費(fèi)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(fèi)=∞R>Rmin：N=有限值,設(shè)備費(fèi)↓↓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(fèi)反而上升。如紅線示。3.R對(duì)總費(fèi)用的影響如藍(lán)線示。3.4.5.4適宜回流比(續(xù))4.適宜回流比通過(guò)經(jīng)濟(jì)衡算確定適宜回流比：總費(fèi)用最低時(shí)的回流比為適宜回流比。經(jīng)濟(jì)衡算繁瑣，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選?。篟=(1.1~2.0)Rmin通常對(duì)易分離的物系R取得小些，而對(duì)難分離的物系，R取得大些。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(diǎn)進(jìn)料，回流比為最小回流比的1.5倍，物系的平均相對(duì)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精餾段操作線方程

（1）（2）提餾段操作線方程

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(duì)揮發(fā)度α=2.47。試分別求以下三種進(jìn)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(jìn)料q=1.387（2）泡點(diǎn)進(jìn)料（3）飽和蒸汽進(jìn)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：(2)泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1則xq=xF=0.4(3)飽和蒸汽進(jìn)料，q=0則yq=xF=0.4(4)全回流時(shí)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(jìn)料熱狀況q有關(guān)，q

,Rmin

。Nmin與進(jìn)料熱狀況無(wú)關(guān)。3.4.6簡(jiǎn)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注意：N,Nmin不含釜。3.4.6簡(jiǎn)捷法求理論板層數(shù)③求解Nmin：④求解N：〖說(shuō)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(jìn)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(shí)，可用下式計(jì)算：3.4.8.1塔高Z的計(jì)算板式塔，先利用塔板效率將理論板層數(shù)折算成實(shí)際板層數(shù)，然后再由實(shí)際板層數(shù)和板間距相乘計(jì)算塔高。填料塔，先計(jì)算等板高度，再由理論板層數(shù)與等板高度相乘計(jì)算塔高。以上計(jì)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(jì)算①全塔效率ET3.4.8塔高和塔徑的計(jì)算NT、NP:不包括塔釜〖說(shuō)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(jì)算。ET的獲得：選用經(jīng)驗(yàn)值；利用經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算。如P189奧康奈爾(O’connell)關(guān)聯(lián)式。②單板效率(默弗里板效率)EM以汽相(或液相)經(jīng)過(guò)實(shí)際板的組成變化值與經(jīng)過(guò)理論板的組成變化值之比。yn(yen)yn＋1xn(xen)xn-1n〖說(shuō)明〗單板效率反映單獨(dú)一塊板上傳質(zhì)的優(yōu)劣。EM通過(guò)實(shí)驗(yàn)測(cè)定獲得。一般來(lái)說(shuō)，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(diǎn)效率EO塔板上某點(diǎn)的局部效率。y—與流經(jīng)塔板某點(diǎn)的液相濃度x相接觸后而離開(kāi)的氣相濃度；ye—與流經(jīng)塔板某點(diǎn)的液相濃度x成平衡的氣相濃度；ny(ye)yn＋1x

(xe)xn-1④塔高Z的計(jì)算式中：NP－實(shí)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(shí)驗(yàn)測(cè)定。3.4.8.2塔徑的計(jì)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(jì)算：1.精餾段Vs的計(jì)算〖說(shuō)明〗若兩段上升蒸汽體積流量相差不太大時(shí)，兩段采用較大一段的塔徑；塔徑圓整。2.提餾段1.再沸器的熱量恒算：1小時(shí)，0

C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(fù)荷，加熱介質(zhì)與冷卻介質(zhì)的用量，為設(shè)計(jì)這些設(shè)備提供數(shù)據(jù)。QLQBV’,IVWL’,ILmW,ILWL’V’Wh,Ih1Wh,Ih22.冷凝器的熱量恒算以冷凝器為例。1小時(shí),0

C為基準(zhǔn)，忽略熱損失D,ILDQcV,IVDL,ILDWc,Ic1Wc,Ic1VL3.精餾過(guò)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(jìn)行精餾裝置設(shè)計(jì)時(shí)必須考慮的問(wèn)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(guò)壓縮后提高溫度進(jìn)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(jìn)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(dá)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(lái)達(dá)到降低能耗的目的.3.4.10精餾過(guò)程的操作型計(jì)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(duì)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(jìn)、出塔的兩個(gè)組分的量不平衡，將導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化，操作波動(dòng)，使操作不能達(dá)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(dòng)力變大，餾出液組成變大；同時(shí)，使提餾段操作線斜率L’/V’變小，推動(dòng)力變大，釜?dú)堃航M成變?。坏敭a(chǎn)品D減小。R對(duì)xD,xW

的影響3.回流液溫度的影響回流液溫度降低，將增加塔內(nèi)實(shí)際的汽液兩相流量，使分離效率提高。但能量消耗增大。4.進(jìn)料組成xF的影響xF,其它不變，D,W不變。結(jié)果：xD

,xW。5.進(jìn)料熱狀況q的影響q,R不變，D不變，V’結(jié)果：xD

,xW。q對(duì)xD,xW

的影響xF

對(duì)xD,xW

的影響3.4.10.2精餾過(guò)程的操作型計(jì)算此類計(jì)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(jì)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(duì)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。操作型計(jì)算的特點(diǎn)：①由于眾多變量之間的非線形關(guān)系，使操作型計(jì)算一般均須通過(guò)試差（迭代）法求解，即先假設(shè)一個(gè)塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計(jì)算予以校核的方法來(lái)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。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(diǎn)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(duì)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。

減壓精餾中，蒸汽每經(jīng)過(guò)一塊塔板有一定壓降，如果塔板數(shù)較多，塔頂與塔底壓強(qiáng)的差別與塔頂絕對(duì)壓強(qiáng)相比，其數(shù)值相當(dāng)可觀，總壓降可能是塔頂壓強(qiáng)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。2.靈敏板一個(gè)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(jìn)料組成發(fā)生波動(dòng)等），全塔各板的組成發(fā)生變動(dòng)，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(cè)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。

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(shí)，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高的一個(gè)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(jué)察的變化，餾出液組成的波動(dòng)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(shí)，泡點(diǎn)變化僅為0.7℃?？梢?jiàn)高純度分離時(shí)一般不能用測(cè)量塔頂溫度的方法來(lái)控制餾出液的質(zhì)量。仔細(xì)分析操作條件變動(dòng)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(shuō)，這些塔板的溫度對(duì)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