1、蒸馏蒸馏：利用液体混合物各组分挥发度的不同将：利用液体混合物各组分挥发度的不同将液体部分气化，从而使混合物达到分离的单元操液体部分气化，从而使混合物达到分离的单元操作。蒸馏是作。蒸馏是分离液相混合物分离液相混合物的典型单元操作。的典型单元操作。易挥发组分易挥发组分：沸点低的组分，又称为轻组分沸点低的组分，又称为轻组分。难挥发组分难挥发组分：沸点高的组分，又称为重组分沸点高的组分，又称为重组分。6.1 概述概述蒸馏操作的分类蒸馏操作的分类v按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏按操作方式分：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏v按操作压力分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏按操作压力
2、分：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏v按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏按原料中所含组分数目分：双组分蒸馏及多组分蒸馏v按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏按操作流程分：连续蒸馏和间歇蒸馏 本章主要讨论常压双组分连续精馏。本章主要讨论常压双组分连续精馏。挥发度的差异挥发度的差异：液体混合物气化达到气液相平衡时，各：液体混合物气化达到气液相平衡时，各组分在两相中的相对含量不同，气相中易挥发组分的含组分在两相中的相对含量不同，气相中易挥发组分的含量就会高于液相中该组分的含量，而液相中难挥发组分量就会高于液相中该组分的含量，而液相中难挥发组分也会高于该组分在气相中的含量。也会高于该组分在
3、气相中的含量。精馏的原理精馏的原理：利用各组分挥发度的差异，对液体混合物：利用各组分挥发度的差异，对液体混合物进行进行多次部分气化和部分冷凝相结合多次部分气化和部分冷凝相结合的操作，就会使气的操作，就会使气相中的易挥发组分含量越来越高，液相中难挥发组分含相中的易挥发组分含量越来越高，液相中难挥发组分含量也越来越高，从而达到分离混合物的目的。量也越来越高，从而达到分离混合物的目的。气液相平衡是分析精馏原理和进行精馏设备计算的理气液相平衡是分析精馏原理和进行精馏设备计算的理论基础。论基础。以组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程以组分在两相中的浓度（组成）偏离平衡的程度来衡量传质推动力的大小，传质
4、过程以两相达度来衡量传质推动力的大小，传质过程以两相达到相平衡为极限；到相平衡为极限；6.2 双组分溶液的气液平衡双组分溶液的气液平衡气液相平衡关系气液相平衡关系就是在一定温度和压力的条件就是在一定温度和压力的条件下，气液两相达到平衡状态时其组成在气液两相下，气液两相达到平衡状态时其组成在气液两相间的分配关系间的分配关系精馏是气液两相间的传质过程；精馏是气液两相间的传质过程；)1 (000ABBBBAAAxpxppxpp溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。溶液的分类：理想溶液和非理想溶液。理想溶液理想溶液的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：的气液平衡关系遵循拉乌尔定律：气液相平衡气液相平衡时，溶液上方
5、某一组分的蒸汽压与溶液中该组分的摩尔分时，溶液上方某一组分的蒸汽压与溶液中该组分的摩尔分数成正比数成正比，即，即式中式中 p溶液上方组分的平衡分压溶液上方组分的平衡分压 p0同温度下同温度下纯组分纯组分的饱和蒸气压的饱和蒸气压 x溶液中组分的摩尔分率溶液中组分的摩尔分率6.2.16.2.1 拉乌尔定拉乌尔定律律溶液上方的蒸汽总压为溶液上方的蒸汽总压为)1 (00ABAABAxpxpppP 当总压当总压P不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道不高时，平衡的气相可视为理想气体，服从道尔顿分压定律，即尔顿分压定律，即 AAPyp式（式（a）和（和（b）为为两组分理想物系的气液平衡关系式两组分理想物
6、系的气液平衡关系式。000BABApppPx（a）AAAxPpy0（b）纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。纯液体的挥发度是指该液体在一定温度下的饱和蒸气压。相对挥发度相对挥发度定义为溶液中易挥发组分的挥发度与难挥定义为溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分挥发度之比。发组分挥发度之比。 溶液中各组分溶液中各组分的的挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和挥发度定义为该组分在蒸气中的分压和与之相平衡的液相中的摩尔分率之比与之相平衡的液相中的摩尔分率之比，即，即vA=pA/xA vB=pB/xB 6.2.26.2.2 相对挥发度及气液平衡方程相对挥发度及气液平衡方程BBAABAxpxpBB
7、AABAxpxpvvBBAABBAAxyxyxPyxPyAAAAxxyy11xxy)1(1当总压不高时，蒸气当总压不高时，蒸气服从道尔顿分压定律服从道尔顿分压定律对于二元溶液对于二元溶液 xB=1-xAyB=1-yA整理后，整理后，略去下标略去下标相平衡方程相平衡方程相对挥发度的意义相对挥发度的意义 其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加其值的大小可用于判断某混合溶液能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。以分离以及分离的难易程度。当当1时，表示组分时，表示组分A较较B容易挥发，容易挥发， 愈大，挥发度差愈大，挥发度差异愈大，分离愈容易。异愈大，分离愈容易。当当=1时，气相组成与液相
8、组成相同，不能用普通精馏时，气相组成与液相组成相同，不能用普通精馏方法加以分离。方法加以分离。上曲线：平衡时汽相上曲线：平衡时汽相组成与温度的关系，称组成与温度的关系，称为汽相线（为汽相线（露点曲线露点曲线）；）；下曲线：平衡时液相下曲线：平衡时液相组成与温度的关系，称组成与温度的关系，称为液相线（为液相线（泡点曲线泡点曲线）。）。两曲线将图分成三个两曲线将图分成三个区域：液相区、过热蒸区域：液相区、过热蒸汽区、汽液共存区。汽区、汽液共存区。 T-X(Y) x1(y1) t4BHJA t - x t - yTt3t2t16.2.3 气液平衡图气液平衡图 1 温度温度组成图（组成图（t x y图
9、）图）FEC液相组成液相组成 x气气相相组组成成 y110X Y 图图相平衡曲线：液相浓度相平衡曲线：液相浓度x和与之平衡的气相浓度和与之平衡的气相浓度y之之间的关系间的关系平衡线位于对角线的上方；平衡线位于对角线的上方；平衡线离对角线越远，表平衡线离对角线越远，表示该溶液越易分离。示该溶液越易分离。 实验表明：实验表明：总压对总压对 t-y-x 关系比对关系比对 y-x 关系的影响大；关系的影响大；当总压变化不大时当总压变化不大时,总压对总压对 y-x 关系的影响可忽略不计关系的影响可忽略不计精馏中使用精馏中使用 y-x 图较图较t-y-x 图更为方便。图更为方便。2 2 汽液相平衡图汽液相
10、平衡图（ X X Y Y 图图 ）6.3 精馏原理和流程精馏原理和流程只有设法使体系落在汽液共只有设法使体系落在汽液共存区这才能实现一定程度的存区这才能实现一定程度的分离。分离。如将组成为如将组成为xF的过冷溶液加的过冷溶液加热至热至B点，混合液部分气化，点，混合液部分气化，气相组成为气相组成为y1，液相组成，液相组成x1， 可知可知y1 xF x1将组成将组成y1的气相部分冷凝到的气相部分冷凝到温度温度t2, 可知其气相组成可知其气相组成y2 y1，若继续若继续.气相中可得到较高气相中可得到较高浓度的易挥发组分浓度的易挥发组分 AP=定定值值Tx(y) xm ynBt1y1x1t2y2从气相
11、得到较纯的易挥发组分从气相得到较纯的易挥发组分； AP=定定值值Tx(y) xm yn xFB从液相中则得到较纯的难挥发组分从液相中则得到较纯的难挥发组分 。多次部分气化和多次部分冷凝多次部分气化和多次部分冷凝如将如将B点组成为点组成为x1的液相加的液相加热至热至t2使其部分气化，液使其部分气化，液相组成相组成x2， 可知可知x2 x1将组成将组成x2的液相继续加热的液相继续加热到温度到温度t3, 可知其液相组成可知其液相组成x3 x2 x1 ，若继续若继续.液液相中可得到较高浓度的难相中可得到较高浓度的难挥发组分挥发组分t1t2x1x2xFx2x1y1x3y2y3 y3(或或xD)y1冷凝器
12、冷凝器分离器分离器加热器加热器多次部分气化示意图多次部分气化示意图分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。分离过程得到的中间馏分多，纯产品的收率低。解决方法解决方法：上图所示的流程存在的问题上图所示的流程存在的问题： 对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液对任一分离器有来自下一级的蒸汽和来自上一级的液体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部体，气液两相在本级接触，蒸汽部分冷凝，同时液体部分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐分气化，又产生新的气液两相。蒸汽逐级上升，液体逐级下降。省却中间加热器和冷凝器。级下降。省却中间加热器和冷凝器。流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。
13、流程庞杂，设备繁多，能量消耗大。nnyV ,分凝器回流液体,nL降液管塔板加料板再沸器mmxL,上升蒸汽,mV 提馏段精馏段FxF ,工业上采用塔板取代中间各级工业上采用塔板取代中间各级精馏塔下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引入后逐板下流，使各板上保持一定液层。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度，由下 向上逐渐降低。 yn
14、-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动来自来自n-1层板组成为层板组成为xn-1的液体与的液体与来自来自n+1层板组成为层板组成为yn+1的蒸汽在的蒸汽在第第n层板上接触。层板上接触。由于由于xn-1与与yn+1不不平衡，而且蒸汽的温度（平衡，而且蒸汽的温度（tn+1）比）比液体的温度（液体的温度（tn-1）高，）高，所以，组所以，组成为成为yn+1的蒸汽在第的蒸汽在第n层板上部分层板上部分冷凝，冷凝，难挥发组分从气相转移到难挥发组分从气相转移到液相，液相，并使并使xn-1的液体部分汽化的液体部分汽化,易易挥发组分由液相转移到气相，挥发组分由液相转移到气相，结果结果xnyn
15、+1。以第以第n层板为例来说明塔板组成的关系，其上为第层板为例来说明塔板组成的关系，其上为第n-1层板，层板，其下为第其下为第n+1层板。层板。理论塔板理论塔板 ： 若若yn和和xn满满足气液平衡方程，此种塔板足气液平衡方程，此种塔板称为理论称为理论 塔板。塔板。 yn-1yn yn+1 xn-1 xn xn+1塔内气液的流动假设蒸汽和液体充分接触，并假设蒸汽和液体充分接触，并在离开第在离开第n层板时达到相平衡，层板时达到相平衡，即即yn与与xn平衡，这说明塔板主平衡，这说明塔板主要起到了传质作用。要起到了传质作用。l回流：升到塔顶的汽流组成在冷凝器中冷凝后，只放出回流：升到塔顶的汽流组成在冷
16、凝器中冷凝后，只放出一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部一部份作为塔顶产品，另一部分返回塔顶作为液流，这部份液流称为回流。份液流称为回流。 l再沸器：提供一定量上升的蒸气流。再沸器：提供一定量上升的蒸气流。精馏连续稳定操作的条件精馏连续稳定操作的条件l上一层塔板下降的液体和下一层塔板上升的气体的充分上一层塔板下降的液体和下一层塔板上升的气体的充分接触是保证气液两相进行部分气化和部分冷凝的必要条件接触是保证气液两相进行部分气化和部分冷凝的必要条件设备设备：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料：包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、原料预热器、回流液泵等。预热器、回流液泵等。加料板
17、加料板：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等：当某块塔板上的浓度与原料的浓度相近或相等时时, ,料液由此加入，该板称为加料板。料液由此加入，该板称为加料板。精馏段精馏段：加料板以上的部分，作用是：加料板以上的部分，作用是利用回流液利用回流液将上升将上升气体中的难挥发组分部分冷凝，起到蒸馏提纯作用，在塔气体中的难挥发组分部分冷凝，起到蒸馏提纯作用，在塔顶得到较纯的易挥发组分顶得到较纯的易挥发组分提馏段提馏段：加料板以下的部分（包括加料板），作用是：加料板以下的部分（包括加料板），作用是利利用上升的蒸气用上升的蒸气使料液和精馏段回流液的混合物中易挥发组使料液和精馏段回流液的混合物中易挥发组分气
18、化，在塔底得到较纯的难挥发组分。分气化，在塔底得到较纯的难挥发组分。 精馏操作精馏操作流程流程精馏操作分为连续精馏和间歇精馏。精馏操作分为连续精馏和间歇精馏。连续精馏：达到定常态时，每一层塔板气液两相的温连续精馏：达到定常态时，每一层塔板气液两相的温度和组成不变，可得到质量稳定的产品度和组成不变，可得到质量稳定的产品间歇精馏：无提馏段，每一层塔板上气液两相组间歇精馏：无提馏段，每一层塔板上气液两相组成不断变化成不断变化恒摩尔汽化：除加料板外，恒摩尔汽化：除加料板外，每层塔板上升的蒸汽的摩尔每层塔板上升的蒸汽的摩尔流量相等流量相等。精馏段精馏段: qn,L,1=qn,L, 2=qn,L =定值定
19、值提馏段提馏段: =定值定值但但qn,L与与qn,L不一定相等不一定相等. 精馏段精馏段: qn,V,1=qn,V, 2=qn,V =定值定值提馏段提馏段: =定值定值但但qn,V与与qn,V不一定相等不一定相等. 恒摩尔溢流恒摩尔溢流： 每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。每层塔板溢流的液体的摩尔流量相等。6.4.16.4.1恒摩尔流的假恒摩尔流的假设设6.4 双组分连续精馏塔的物料衡算和能量衡算双组分连续精馏塔的物料衡算和能量衡算,2 ,1 ,.vnvnvnqqq,2 ,1 ,.LnLnLnqqq恒摩尔流恒摩尔流 满足恒摩尔流的条件满足恒摩尔流的条件 （1 1）各组分物质的量气化潜热相等；）
20、各组分物质的量气化潜热相等；（2 2）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；）气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；（3 3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。）塔设备保温良好，热损失可以忽略。因此，因此，气液两相在塔板上接触时，蒸汽冷凝量和液体汽气液两相在塔板上接触时，蒸汽冷凝量和液体汽化量相等化量相等。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。恒摩尔汽化和恒摩尔溢流的总称。原料液原料液釜残液釜残液馏出液馏出液QBqn,L , xDqn,D ,xDqn,F xFqn,VQcqn,Lqn,Vqn,W xW6.4.26.4.2全塔物料衡算全塔物料衡算总物料总物料 衡算衡算 qn,F = qn,D +
21、qn,W 进入塔的易挥发组分进入塔的易挥发组分=离开塔的易挥发组分离开塔的易挥发组分 qn,F xF = qn,D xD+ qn,W xW 式中式中 qn,F原料液流量，原料液流量，kmol/h； qn,D馏出液流量，馏出液流量，kmol/h； qn,W塔底产物流量，塔底产物流量，kmol/h；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率；釜残液中易挥发组分的摩尔分率；塔顶易挥发组分回收率塔顶易挥发组分回收率 = = qn,D xD / / qn,F xF 100%100%塔底难
22、挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率 = =qn,D ,xDqn,L , xDqn,V, y1qn,F,xFx1x2qn,L xn qn,V, yn+1 yny212nn+1精馏段操作线方程精馏段操作线方程 以精馏段的第以精馏段的第n+1n+1层塔板层塔板以上塔段及冷凝器作为衡算以上塔段及冷凝器作为衡算范围，以单位时间为基准，范围，以单位时间为基准，则有则有qn,V = qn,D + qn,L 易挥发组分：易挥发组分： qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD 式中式中 qn,V 精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，精馏段每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/hkmol/h； qn,L 精
23、馏段每块塔板溢流的液体流量，精馏段每块塔板溢流的液体流量，kmol/hkmol/h； qn,D 馏出液流量，馏出液流量，kmol/hkmol/h； y yn+1n+1 精馏段第精馏段第n+1n+1板上升蒸汽中易挥发组分的板上升蒸汽中易挥发组分的molmol分率；分率； x xn n 精馏段第精馏段第n n板下降的液体中易挥发组分的板下降的液体中易挥发组分的molmol分率；分率；qn,V = qn,D + qn,L qn,V yn+1 = qn,L xn+ qn,D xD DDnLnDnnDnLnLnnxqqqxqqqy,1DnnxRxRRy1111 根据恒摩尔流假设，根据恒摩尔流假设，qn,
24、L为定值，且在稳定操作时，为定值，且在稳定操作时，qn,D及及xD为定值，故为定值，故R为常量。为常量。 令令R=qn,L/qn,D（R称为回流比），则有称为回流比），则有上式即为上式即为精馏段操作线方程精馏段操作线方程。它描述了任一板。它描述了任一板( (第第n n层板层板) )的液体组的液体组成与自相邻的下一塔板成与自相邻的下一塔板( (第第n+1n+1层层) )上升的蒸汽组成之间的关系，为上升的蒸汽组成之间的关系，为一线性关系，其中，斜率为一线性关系，其中，斜率为R/(R+1)R/(R+1)， 截距为截距为x xD D/(R+1)/(R+1)。DDnLnDnnDnLnLnnxqqqxqq
25、qy,1例例6-1 将含将含24%（摩尔分数，下同）易挥发组（摩尔分数，下同）易挥发组分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求分的某液体混合物送入一连续精馏塔中。要求馏出液含馏出液含95%易挥发组分，釜液含易挥发组分，釜液含3%易挥发易挥发组分。送入冷凝器的蒸气量为组分。送入冷凝器的蒸气量为850kmol/h，流，流入精馏塔的回流液为入精馏塔的回流液为670kmol/h，试求：，试求：1、每小时能获得多少、每小时能获得多少kmol/h的馏出液？多少的馏出液？多少kmol/h的釜液？的釜液？2、回流比、回流比R为多少？为多少？3、精馏段操作线方程？、精馏段操作线方程？qn,W xWF,xFxNq
26、n,L,xmyNqn,V, ym+1mN 以提馏段第以提馏段第m层塔板以下塔段及层塔板以下塔段及再沸器作为衡算范围，则有再沸器作为衡算范围，则有总物料衡算总物料衡算: qn,L=qn,V+ qn,W xm 提馏段第提馏段第m板下降液体易挥发组分板下降液体易挥发组分mol分率；分率；ym+1 提馏段第提馏段第m+1板上升蒸汽易挥发组分板上升蒸汽易挥发组分mol分率；分率； 式中：式中：qn,L 提馏段每板下降液体流量提馏段每板下降液体流量,kmol/h；qn,V 提馏段每板上升蒸汽流量提馏段每板上升蒸汽流量,kmol/h；qn,W 釜液流量釜液流量,kmol/h； 易挥发组分易挥发组分: qn,
27、Lxm=qn,Vym+1+ qn,W xw 提馏段操作线方程提馏段操作线方程qn,Vqn,LWWnLnWnmWnLnLnmxqqqxqqqy,1由上两物料恒算式可得由上两物料恒算式可得 上式称为上式称为提馏段操作线方程提馏段操作线方程。此式表示在一定操作条。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自第件下，提馏段内自第m m层板下降液体组成层板下降液体组成x xm m与其相邻的下与其相邻的下层板（第层板（第m+1m+1层）上升蒸气组成层）上升蒸气组成y ym+1m+1之间的关系，呈线性之间的关系，呈线性关系。关系。 注：注：提馏段液体量提馏段液体量 qn,L不容易求，它除了与不容易求，它除了与 qn
28、,L有关有关外，还受进料量及进料热状况的影响外，还受进料量及进料热状况的影响 。 通常，进料状况有通常，进料状况有5 种情况：种情况：冷液体进料冷液体进料、泡点进料泡点进料、汽液混合物进料汽液混合物进料、饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料和和过热蒸汽进料过热蒸汽进料。提馏段内下降的液体流量提馏段内下降的液体流量包括三部分，由于上升的包括三部分，由于上升的蒸气有部分冷凝，因此蒸气有部分冷凝，因此qn,V qn,L+qn,Fqn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V原料温度原料温度 板温板温)qn,Fqn,Lqn,Vqn,Lqn,V3 3 汽液混合物进料汽液混合物进料qn,V qn,Vqn,L qn,L 板温
29、板温 )qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V4 4 饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料qn,V = qn,V+qn,Fqn,L = qn,L原料为高于露点温度的过热蒸汽原料为高于露点温度的过热蒸汽(料温料温 板温板温)qn,Fqn,Lqn,Lqn,Vqn,V5 5 过热蒸汽进料过热蒸汽进料精馏段内上升的蒸气流量包括三部分，由于原料温度降至进料精馏段内上升的蒸气流量包括三部分，由于原料温度降至进料板温度释放出的热量使部分回流液体气化，因此板温度释放出的热量使部分回流液体气化，因此qn,V qn,V +qn,F qn,L 1, 冷液体进料；冷液体进料； 垂直线垂直线, = 1, 泡点进料；泡点进料； 第
30、二相线第二相线, 0 1, 汽液混合物进料；汽液混合物进料； 水平线水平线, = 0, 饱和蒸汽进料；饱和蒸汽进料； 第三相线第三相线, 1 = 10 1 = 0 0eXFaXDXwb不同热状态下的不同热状态下的 线图线图 利用上方程式作提馏段的操作利用上方程式作提馏段的操作线方程较复杂。由于线方程较复杂。由于 线的引入，线的引入，简化了提馏段操作线的绘制。简化了提馏段操作线的绘制。 xD xW xFedd(1) 过坐标为（过坐标为（x=xF，y=yF）的的 e 点作斜率为点作斜率为 / ( -1)的直线即的直线即为为线。线。(2) 线与精馏段操作线相交线与精馏段操作线相交于一点，联结该点与对
31、角线于一点，联结该点与对角线上点（上点（x=xW，y=xW） 即为提即为提馏段操作线。馏段操作线。提馏段操作线的作法提馏段操作线的作法WWnFnLnWnmWnFnLnFnLnmxqqqqxqqqqqy,.,1l 画坐标图；画坐标图； xW xD12345678baxFecd11fl 作平衡线和对角线线作平衡线和对角线线 ；l作精馏线（作精馏线（abab线）；线）；l 作作线（线（efef线）；线）；l作提馏线（作提馏线（cdcd线）；线）；l 作梯级作梯级 。图解过程图解过程从点（从点（x=xD，y=xD）开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至开始在操作线与平衡线作直角阶梯直至最后一个阶梯的垂线达
32、到最后一个阶梯的垂线达到xW或略小于或略小于xW为止。为止。 注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点注：所画的每一个阶梯代表理论塔板，跨过两操作线交点的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。的那层塔板为加料板，最后一层塔板为再沸器。11Fxxy xD xW xF xW xF xD1234565R一定一定, 不改变精馏线的位置；不改变精馏线的位置；R一定一定, 对提馏线有较大影响对提馏线有较大影响随随减小，提馏线向平衡线靠近，所需理论塔板数越多。减小，提馏线向平衡线靠近，所需理论塔板数越多。进料状况对操作线的影响进料状况对操作线的影响例例6-4 在连续精馏塔中分离苯在连续精馏塔中分
33、离苯-甲苯混合物，已甲苯混合物，已知原料液流量为知原料液流量为80kmol/h，苯的组成为，苯的组成为40%，馏出液含苯为馏出液含苯为90%（以上均为（以上均为mol分数），要分数），要求苯回收率不低于求苯回收率不低于90% ，若塔顶为全凝器，进，若塔顶为全凝器，进料为泡点进料，操作回流比为料为泡点进料，操作回流比为2，在操作条件，在操作条件下，物系的相对挥发度为下，物系的相对挥发度为2.47，试用图解法计，试用图解法计算所需理论塔板数算所需理论塔板数l全回流：若塔顶为全凝器，上升的蒸汽冷凝后全部回流全回流：若塔顶为全凝器，上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔内称为全回流至塔内称为全回流。lqn,D=
34、0，两条操作线合而为一，与对角线重合，无精馏两条操作线合而为一，与对角线重合，无精馏段和提馏段之分。段和提馏段之分。l回流比回流比R=qn,F/qn,D ，是回流比的最大值。是回流比的最大值。l精馏操作为精馏操作为yn+1=xn，线斜率为线斜率为1，截距为，截距为0，操作线与平，操作线与平衡线之间距离最大，传质推动力最大，所需理论塔板数最衡线之间距离最大，传质推动力最大，所需理论塔板数最少，以少，以Nmin表示表示。6.5.6.5.3 3 全回流与最小理论塔板数全回流与最小理论塔板数全回流特征：全回流特征： xDxW 全回流时，可由平衡线方程全回流时，可由平衡线方程和操作线方程导出如下公式和操
35、作线方程导出如下公式（芬斯克公式（芬斯克公式Fenske）：）：axxxxNWWDDlog)1)(1(logminNmin为为全回流时全回流时所需的最少理论板数（包括再沸器）。所需的最少理论板数（包括再沸器）。底顶aaa为全塔平均相对挥发度。为全塔平均相对挥发度。 当塔顶和塔底的相对挥发度相差不大当塔顶和塔底的相对挥发度相差不大时，时，最少理论板数计算最少理论板数计算a xD xq xFedyq R减小，精馏段操作线截距增大，两操作线向平衡线减小，精馏段操作线截距增大，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，移动，达到指定分离程度所需的理论塔板数增多，当两当两操作线的交点位
36、于平衡线上时操作线的交点位于平衡线上时，则需要无穷多的阶梯才，则需要无穷多的阶梯才能达到能达到d点。相应的回流比称为点。相应的回流比称为最小回流比最小回流比。以。以Rmin表示。表示。对于一定的分离要求，对于一定的分离要求， Rmin是回流比的最小值。是回流比的最小值。6.5.6.5.4 4 最小回流比最小回流比xxyxxxyyRRDDD1minmin1xyyxRDmin 对于正常曲线（如图），设对于正常曲线（如图），设d d点坐标为点坐标为( (x x，y y) )，则则由精馏段的斜率可知由精馏段的斜率可知1 1 最小回流比的求法：作图法或解析法最小回流比的求法：作图法或解析法(1)(1)
37、作图法作图法 xD x xFeday1由图查得x，y ，即可得到Rminy yxxy)1(1xxaxxaxyyxRDDD1)1 (11min若精馏物系为理想溶液，若精馏物系为理想溶液，在最小回流比下，在最小回流比下，点在平衡线点在平衡线上上，则由平衡线方程和进料线方程得交点，则由平衡线方程和进料线方程得交点 , ,求得最求得最小回流比小回流比xyyxRDmin(2) (2) 解析法解析法),(yx11Fxxyl泡点进料时，泡点进料时，x=xF，则则FDFDxxaxxaR1)1 (11minl饱和蒸汽进料时，饱和蒸汽进料时，y=yF，则则11111minFDFDyxyaxaR对某些进料状态，上式
38、可进一步简化。对某些进料状态，上式可进一步简化。实际回流比的范围实际回流比的范围 精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回精馏过程的经济性主要取决于操作费用和设备费用。回流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。流比是影响精馏过程经济性的一个重要指标。RminRR2.2.适宜回流比的选择适宜回流比的选择正确选择适宜回流比正确选择适宜回流比l操作费：操作费：l设备费设备费(塔板数塔板数)：加热蒸汽和冷却水加热蒸汽和冷却水：R增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，增大时需消耗较多的加热蒸汽和冷却水，操作费用相应增加。操作费用相应增加。qn,V=(R+1) qn,D qn,V=qn,V (1-)
39、qn,F 当为当为Rmin时，塔板数无穷大，设备费无穷大；时，塔板数无穷大，设备费无穷大；R增大时，增大时，塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的塔板数缓慢减少，但上升的蒸汽量增加，从而使得设备的尺寸增大，即当尺寸增大，即当R增加到一定值时，设备费又上升。增加到一定值时，设备费又上升。 总费用是操作费用与设备费用之和，其最小值所对应的总费用是操作费用与设备费用之和，其最小值所对应的回流比即为回流比即为适宜的回流比适宜的回流比，常称为，常称为操作回流比操作回流比。RminRR费费用用总费用总费用操作费用操作费用设备费用设备费用适宜回流比的确定适宜回流比的确定R=（1.12）Rmin对
40、于难分离的物系，对于难分离的物系，R应取得更大些应取得更大些。例例6-5在连续精馏塔中分离苯在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物，已甲苯混合物，已知进料液苯的组成为知进料液苯的组成为40%，馏出液含苯为，馏出液含苯为97%，釜底液组成为釜底液组成为4%（以上均为（以上均为mol分数），在操分数），在操作条件下，物系的相对挥发度为作条件下，物系的相对挥发度为2.47，试分别，试分别求以下三种进料方式的最小回流比和全回流时求以下三种进料方式的最小回流比和全回流时的最少理论塔板数（的最少理论塔板数（1）冷液进料）冷液进料=1.387；（；（2）泡点进料；（泡点进料；（3）饱和蒸汽进料）饱和蒸汽进料例例6
41、-6 用一连续精馏塔分离苯用一连续精馏塔分离苯-甲苯物系，已甲苯物系，已知进料组成知进料组成xF=0.44，要求塔顶组成达，要求塔顶组成达xD=0.9（摩尔分率，上同）。已知物系的平均相对（摩尔分率，上同）。已知物系的平均相对挥发度挥发度=2.47，最小回流比，最小回流比Rm=3，试求此时，试求此时的进料状况参数的进料状况参数值。值。根据前面讨论，如能设法找出根据前面讨论，如能设法找出Nm、Rm与与N、R之间的之间的关系，就可从计算出的关系，就可从计算出的Nm、Rm值及选取的值及选取的R很快确定很快确定达到规定分离要求所需的理论塔板数达到规定分离要求所需的理论塔板数N。Gilliland图图解
42、决了此问题，其计算步骤如下。解决了此问题，其计算步骤如下。求出求出Rm，并确定，并确定R值；值；用用Fenske方程方程(或图解法或图解法)求出求出Nm；计算计算(RRm)/(R+1)值，在值，在Gilliland图上查取对应的图上查取对应的(NNm)/(N+1)值，从此可算出值，从此可算出N值值(其中包括塔釜其中包括塔釜)；6.5.5.简捷法求理论塔板数简捷法求理论塔板数5667. 0minmin1175. 01RRRNNN5 . 011 . 0minRRR例例6-7 在连续精馏塔中分离苯在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物，已知甲苯混合物，已知进料液苯的组成为进料液苯的组成为44%，要求馏出液
43、含苯为，要求馏出液含苯为93.4%，釜底液含苯为，釜底液含苯为2.35%（以上均为（以上均为mol分分数），操作条件为泡点进料，物系的平均相对挥数），操作条件为泡点进料，物系的平均相对挥发 度 为发 度 为 2 . 4 6 ， 精 馏 段 的 操 作 线 方 程 为， 精 馏 段 的 操 作 线 方 程 为y=0.68x+0.299，试用简捷法计算所需理论塔板，试用简捷法计算所需理论塔板数数RTTNNE 分离的实际情况分离的实际情况：由于气液两相接触时间、接触面积有由于气液两相接触时间、接触面积有限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定限，因此在实际分离过程中不存在理论塔板，完成一定任
44、务所需的实际塔板数比理论塔板数多。任务所需的实际塔板数比理论塔板数多。 塔板效率塔板效率： 1.总板效率总板效率：达到相同分离效果所需：达到相同分离效果所需理论塔板数理论塔板数NT与与实际实际塔板数塔板数NR之比称为塔板效率，用之比称为塔板效率，用ET表示。表示。 式中式中ET称为全塔效率或总板效率称为全塔效率或总板效率6.5.6实际塔板数与塔板效率实际塔板数与塔板效率总板效率既反映了塔中各单板效率的平均值，又体现了理论塔板总板效率既反映了塔中各单板效率的平均值，又体现了理论塔板数和实际塔板效率的接近程度。数和实际塔板效率的接近程度。2单板效率EM， 又称为默弗里板效率，用实际塔板上气相或液相
45、组成的变化与理论塔板上气相或液相组成的变化之比表示 气相单板效率 、 分别为离开第n、n+1块实际板的汽相组成，摩尔分率； 与离开第n块实际板液相组成平衡的汽相组成，摩尔分率液相单板效率由于板上浓度的不均匀性，各单板效率并不一定相同，有可能超过100%。11nnnnMGyyyyEnnnnMLxxxxE11)1 (MLMLMLMGELmVEEEny1ny*ny3点效率点效率EO 是指塔板上各点的局部效率，反映塔是指塔板上各点的局部效率，反映塔板上局部位置的传质效果板上局部位置的传质效果若塔板上若塔板上某点的液相浓度为某点的液相浓度为x，与其称成平衡的气相，与其称成平衡的气相浓度为浓度为y，经该点
46、上升的蒸气组成为y，则点效率为 MGOGEE当塔板上的液体混合均匀时，当塔板上的液体混合均匀时，11nnOGyyyyE影响塔板效率的因素影响塔板效率的因素：1.物性因素：物性因素：物料的密度、粘度物料的密度、粘度 气液两相流动与混合气液两相流动与混合 传质面积和传质系数传质面积和传质系数表面张力表面张力 泡沫生成的数量、大小和稳定性泡沫生成的数量、大小和稳定性 气液接触面积气液接触面积相对挥发度相对挥发度 传质过程推动力传质过程推动力扩散系数扩散系数 传质速率传质速率2.结构因素：结构因素：塔板类型、板间距、塔径、溢流方式和堰高等。塔板类型、板间距、塔径、溢流方式和堰高等。3.操作因素：操作因
47、素：温度、压强、气速和气液比。温度、压强、气速和气液比。 塔板效率的估算塔板效率的估算mpa.s,)(49. 0245. 0下液体的粘度为塔顶与塔底平均温度mmTE1.奥康奈尔法奥康奈尔法该法主要考虑了液体粘度和相对挥发度对总板效率的影响该法主要考虑了液体粘度和相对挥发度对总板效率的影响2.朱汝谨公式朱汝谨公式考虑了液体粘度和相对挥发度对总塔板效率的影响，还考虑到塔结构和操作因素的影响，比较准确m30. 0)lg(25. 0)lg(30. 067. 1lg,，为塔板上实际液层厚度LLmVnLnThhqqE6.6影响精馏操作的主要因素影响精馏操作的主要因素思考：思考：影响精馏塔操作的因素有哪些？
48、每一种因素影响精馏塔操作的因素有哪些？每一种因素是如何影响的？是如何影响的？ 物料平衡的影响和制约物料平衡的影响和制约根据总物料衡算，对于一定的根据总物料衡算，对于一定的q qn,Fn,F和组成和组成x xF F，只要确定分，只要确定分离程度离程度x xD D和和x xW W，q qn,Dn,D和和q qn,Wn,W也就被确定了。也就被确定了。采出率采出率q qn,Dn,D/q/qn,Fn,F: :WDWFFnDnxxxxqq,不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化。致塔内组成变化。在精馏塔的操作中，需维持塔顶
49、和塔底产品的稳定，在精馏塔的操作中，需维持塔顶和塔底产品的稳定，保持精馏保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。通常由塔底液通常由塔底液位来控制精馏塔的物料平衡。位来控制精馏塔的物料平衡。精馏塔稳态操作的必要条件精馏塔稳态操作的必要条件1）二元精馏塔的简化物理模型要点是：塔内各板为）二元精馏塔的简化物理模型要点是：塔内各板为理论板；塔内物流为恒摩尔流。理论板；塔内物流为恒摩尔流。2）操作线方程是物料衡算的数学表达式，若回流比与）操作线方程是物料衡算的数学表达式，若回流比与进料状态恒定，并满足恒摩尔流假定，精馏段与提馏段进料状态恒定，并满足恒摩尔
50、流假定，精馏段与提馏段操作线都是直线。操作线都是直线。3）描述精馏塔简化数学模型方程是：精馏段、提馏段）描述精馏塔简化数学模型方程是：精馏段、提馏段操作线方程和各塔板的特征方程操作线方程和各塔板的特征方程(相平衡方程相平衡方程)二元精馏的知识点二元精馏的知识点4）理论板数的计算是交替使用操作线方程与平衡关）理论板数的计算是交替使用操作线方程与平衡关系，计算过程系，计算过程使用平衡关系的次数便是理论板数使用平衡关系的次数便是理论板数。当。当计算中的液相浓度近似等于进料组成时，要更换提馏计算中的液相浓度近似等于进料组成时，要更换提馏段操作线方程，而这块理论板为最佳进料板。段操作线方程，而这块理论板
