《化工原理》下册+第一章蒸馏

1、2 通过本章学习，应掌握两组分理想物系的气液平衡关系、平衡蒸馏与简单蒸馏、精馏的原理与流程和两组分连续精馏的基本计算方法；了解间歇精馏与特殊精馏过程。学习目的与要求第 1 1 章 蒸 馏31.1 概述1.1.1 蒸馏的原理与应用第 1 1 章 蒸 馏4分离物系：形成两相体系的方法：传质原理：示例：液体混合物部分汽化和冷凝各组分挥发度不同丙酮与水的分离（液相气相） 一、蒸馏过程的原理蒸馏51.液体混合物分离 二、蒸馏过程的应用 混合芳烃蒸馏可得到苯、甲苯及二甲苯等。2.气体混合物分离 空气液化蒸馏可得到纯态的液氧和液氮等。3.固体混合物分离 固体脂肪酸加热融化后用蒸馏方法分离。加压液化加热熔化6

2、二、蒸馏过程的应用炼油生产装置7二、蒸馏过程的应用乙烯生产装置8二、蒸馏过程的应用己内酰胺生产装置9二、蒸馏过程的应用丙烯腈生产装置101.1 概述1.1.1 蒸馏的原理与应用1.1.2 蒸馏的特点与分类第 1 1 章 蒸 馏11通过蒸馏分离，可以直接获得所需要的产品。一、蒸馏分离的特点蒸馏过程适用于各种浓度混合物的分离。 蒸馏操作耗能较大，节能是个值得重视的问题。蒸馏分离具有以下特点：适用范围广，可分离液态、气态或固态混合物。12按蒸馏操作方式分类蒸馏按蒸馏操作流程分类二、蒸馏过程的分类简单蒸馏 平衡蒸馏 精 馏特殊精馏 蒸馏间歇蒸馏 连续蒸馏 按物系中组分数目分类蒸馏两组分蒸馏 多组分蒸馏

3、 按操作压力分类蒸馏常压蒸馏 加压蒸馏 减压蒸馏 131.2 两组分溶液的气液平衡1.2.1 两组分理想物系的气液平衡第 1 1 章 蒸 馏14一、气液平衡相图1. 温度组成图 在恒定的总压下，溶液的平衡温度随组成而变，将平衡温度与液（气）相的组成关系标绘成曲线图，该曲线图即为温度一组成图。 t x y图15苯甲苯混合液的 t x y图气相线液相线液相区气相区两相区FxFtABbtCxyFtEDdt泡点露点162. 气液相组成图 气液相组成图直观地表达了在一定压力下，处于平衡状态的气液两相组成的关系，在蒸馏计算中应用最为普遍。x y图一、气液平衡相图17D苯甲苯混合液的 x y图平衡线对角线平

4、衡线与对角线之间的距离越大分离越容易x1与y1互成平衡1x1yxy 181.拉乌尔定律 oAAApp xooBB BBA(1)pp xpx二、两组分气液平衡关系式 当理想溶液气液两相呈平衡时，溶液上方组分的分压与溶液中该组分的摩尔分数成正比。 拉乌尔定律19ABpppooAABA(1)pp xpx整理，得oBAooABppxpp溶液上方的总压 p 等于各组分的分压之和 气液平衡时液相组成与平衡温度间的关系ooAB()( )ppf t安托尼方程泡点方程二、气液平衡关系式20二、气液平衡关系式2.以平衡常数表示的气液平衡方程AApypoAAApyxp设平衡的气相遵循道尔顿分压定律，即oAApKpA

5、AAyK x令平衡常数以平衡常数表示的气液平衡方程则21二、气液平衡关系式代入泡点方程，得ooABAooABpppyppp将oAAApyxp气液平衡时气相组成与平衡温度间的关系露点方程22二、气液平衡关系式3.以相对挥发度表示的气液平衡方程AAApxBBBpxoAApoBBp对于理想物系，有(1)挥发度挥发度23二、气液平衡关系式(2)相对挥发度AAABBB/pxpxoAoBpp对于理想物系，有相对挥发度相对挥发度24二、气液平衡关系式由道尔顿分压定律，有AAABBBBA/pyxy xpyxy xAABByxyxAAAA11yxyx(3)以相对挥发度表示的气液平衡方程25 蒸馏操作 1， 值愈

6、大，分离愈容易。二、气液平衡关系式略去下标，经整理可得xxy) 1(1讨论： 若 =1，不能用普通蒸馏方法分离。以相对挥发度表示的气液平衡方程261.计算气液平衡组成已知p、 t, 求 x y关系tKi给定 xioipyi列表xiyi 三、气液平衡方程的应用27课外资料：气液平衡数据获取途径1.由安托尼方程求取olgiiiiBpAtC2.由手册查得 权威的气液平衡数据手册 Gmehlimg J, et al.Vapor-Liquid Equilibrium Data Collection 3.由实验测定安托尼方程281.2 两组分溶液的气液平衡1.2.1 两组分理想物系的气液平衡1.2.2 两

7、组分非理想物系的气液平衡(选读)1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏1.3.1 平衡蒸馏第 1 1 章 蒸 馏29一、平衡蒸馏装置 将混合液在压力p1下加热，然后通过减压阀使压力降低至p2后进入分离器。过热液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的气、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的初步分离。 平衡蒸馏的原理平衡蒸馏为单级蒸馏操作。 闪蒸30平衡蒸馏装置简图1加热器2减压阀3分离器31二、平衡蒸馏过程的计算1.物料衡算 总物料衡算 WDF易挥发组分物料衡算 FFxDyWx气相产品的流量为 FxxDFyx1加热器 2加压阀 3分离器32FWq/设FDq/1则F11xqyxqq整理得直线方程

8、斜率1qq过点FF(,)xx液化率汽化率平衡蒸馏中气液相组成的关系式二、平衡蒸馏过程的计算332.气液平衡关系 平衡蒸馏中，气液两相处于平衡状态，即两相温度相等，组成互为平衡。 xxy)1(1 在平衡蒸馏中，气液组成关系同时满足平衡方程与物料衡算方程。二、平衡蒸馏过程的计算注意343.热量衡算 对加热器作热量衡算，忽略热损失，得 F()pQFc Tt对减压阀和分离器作热量衡算，忽略热损失，得 e()(1)pFc Ttq rFe(1)prTtqc整理得二、平衡蒸馏过程的计算351.3 平衡蒸馏和简单蒸馏1.3.1 平衡蒸馏1.3.2 简单蒸馏第 1 1 章 蒸 馏36一、简单蒸馏装置 原料液在蒸

9、馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。简单蒸馏为间歇、单级蒸馏操作。 微分蒸馏37简单蒸馏装置简图1蒸馏釜2冷凝器3接受器38三、简单蒸馏过程的计算 简单蒸馏为非稳态过程。因此，简单蒸馏的计算应该进行微分衡算。设在某瞬间釜液量为L，kmol 釜液组成为 x经时间釜液量为L - dL，kmol 釜液组成为 x - dxd馏出量 dD ，kmol 馏出组成为 y39总物料衡算 ddLD易挥发组分衡算 (d )(d )dLxLLxxy D联立以上两式，并略去二阶无穷小量，得ddLxLyx三

10、、简单蒸馏过程的计算40设积分FWdlnxxFxWyxFWddFxWxLxLyx得简单蒸馏过程物料衡算关系初始时，釜液量为F， 组成为xF 。 结束时，釜液量为W，组成为xW。三、简单蒸馏过程的计算41设气液平衡关系为 xxy)1(1积分，可得WFWF11lnlnln11xxFWxx三、简单蒸馏过程的计算42WFDFWFxWxyFWFWDyFxWx联立得馏出液的平均组成三、简单蒸馏过程的计算 馏出液的平均组成 可通过一批操作的物料衡算求得y431.4 精馏原理和流程1.4.1 精馏过程原理和条件第 1 1 章 蒸 馏44蒸馏的操作和结果蒸馏的操作和结果 以苯以苯-甲苯混合液为例，右图甲苯混合液

11、为例，右图为其装置和流程简图，其为其装置和流程简图，其t-x-y 相相图如图所示。将组成为图如图所示。将组成为xF、温度温度为为t1的混合液加热到的混合液加热到t3，使其部分使其部分汽化，并将气相与液相分开，则汽化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为所得的气相组成为y3,液相组成为液相组成为x3。可以看出，可以看出，y3xFx3 。t/ Cx(y)01.0露点线露点线泡点线泡点线x3y3xf45多次部分汽化和冷凝的 t x y 图FxFt1x1y2x2y3x3y123yyyA2x2y3x3y123xxxB46一、多次部分汽化和冷凝平衡蒸馏简单蒸馏单级过程精馏多级过程液体混合物的初步分离进行

12、一次部分汽化比较进行多次部分汽化和冷凝实现液体混合物的完全分离47若将第若将第1级溶液部分气级溶液部分气化所得气相产品在冷化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝凝器中加以冷凝, 然后然后再将冷凝液在第再将冷凝液在第2级中级中部分气化部分气化, 此时所得气此时所得气相组成为相组成为y2，y2y1, 这种部分气化的次数这种部分气化的次数（级数）愈多（级数）愈多, 所得到所得到的蒸汽浓度也愈高的蒸汽浓度也愈高, 最最后几乎可得到纯态的后几乎可得到纯态的易挥发组分易挥发组分. 图图1-3 多次部分气化的分离示意图多次部分气化的分离示意图1. 过程分析过程分析 上述的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到上述

13、的气液相浓度变化情况可以从图中清晰地看到. .因此因此, ,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离地必要条件. . 48 （1）分离过程得到许多中间馏分，如图）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为中的组成为x1.x2 等液相产品，因此最后纯产等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低；品的收率就很低； （2）设备庞杂，能量消耗大。）设备庞杂，能量消耗大。 不难看出不难看出, 图图1-3所示的流程在工业上所示的流程在工业上是不能采用的是不能采用的, 因其存在以下两个问题：因其存在以下两个问题：49 今以图今以图1-3中的第中的第3级为例

14、，由级为例，由图图1-4可知，可知，x2y1x3，而，而x2x3y2，-在在x2和和y2之间存在之间存在y1和和x3. 如果冷凝如果冷凝和气化的温度选择恰当，可使和气化的温度选择恰当，可使y1和和x3 较为接近。这样，若将第较为接近。这样，若将第3级中产生级中产生的中间产品的中间产品x3与第与第2级的料液级的料液y1相混相混合合,.，其结果不但消除了中间产品，其结果不但消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。且提高了最后产品的收率。传质传质 同时，由图还可以看出，当第同时，由图还可以看出，当第1级所产生的蒸气级所产生的蒸气y1与第与第3级下降的级下降的液体液体x3直接混合时，由于液相温度直接混

15、合时，由于液相温度t3低于气相温度低于气相温度t1，因此高温的蒸因此高温的蒸气气y1（潜热）将加热低温的液体潜热）将加热低温的液体x3，而使液体部分气化，蒸气自身则而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝。被部分冷凝。传热传热50 由此可见，不同温度且互不由此可见，不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流（如液所以使上一级的液相回流（如液相相x3）与下一级的气相（如气相与下一级的气相（如气相y1)直接接触，就可以将图直接接触，就可以将图6-3所示的所示的流程演变为图流程演变为图1-5所

16、示的分离流程，所示的分离流程，从而省去了逐级使用的中间加热从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。器和冷凝器。 图图 1-5 无中间产品的无中间产品的 多次部分多次部分气化的分离示意图气化的分离示意图 从图从图1-5可知，将每一级中间产品返回到下一级中，可知，将每一级中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。因此每级都需有回流液。条件。因此每级都需有回流液。2. 实现精馏操作的条件实现精馏操作的条件51 52二、精馏塔模型 上述的多次部分汽化和冷凝过程是在精馏塔内进行的。精馏塔板式塔： 塔内装有若干层塔板填料塔

17、： 塔内装有一定高度的填料层53精馏塔模型塔板上的操作情况54塔板操作分析1ntnt1nttn-1 tn tn+11nxnx1nx1nynyyn+1 yn yn-1xn+1 xn xn-11ny551.4 精馏原理和流程1.4.1 精馏过程原理和条件1.4.2 精馏操作流程第 1 1 章 蒸 馏56连续精馏装置示意图精馏段提馏段1精馏塔5回流液泵4冷却器2全凝器3储槽6再沸器7原料液预热器57二、间歇精馏操作流程 与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸气量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐

18、渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。58间歇精馏装置示意图1精馏塔2再沸器3全凝器4观察罩5储 槽59思考题1. 平衡蒸馏的原理是什么？2. 精馏原理是什么，精馏与简单蒸馏有何不同？3. 塔顶液体回流和塔底上升蒸气流的作用如何？练 习 题 目作业题: 4601.5 两组分连续精馏的计算1.5.1 计算的基本假定第 1 1 章 蒸 馏61一、理论板的假定 用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即可求得实际塔板层数。 离开该板的气液两相互成平衡； 塔板上各处的液相组成均匀一致。理论板的概念理论板提出的意义621.恒摩尔气流 精馏

19、段 常数VVVVn21提馏段 常数VVVVm21注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等 。二、恒摩尔流假定精馏段中上升蒸气摩尔流量提馏段中上升蒸气摩尔流量632.恒摩尔液流 精馏段 常数LLLLn21提馏段 常数LLLLm21注意：两段下降的液相摩尔流量不一定相等 。精馏段中下降液体摩尔流量提馏段中下降液体摩尔流量二、恒摩尔流假定64恒摩尔流动的假定成立的条件 恒摩尔流动虽是一项简化假设，但某些物系能基本上符合上述条件，因此，可将这些系统在精馏塔内的气液两相视为恒摩尔流动。后面介绍的精馏计算均是以恒摩尔流为前提的。混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等；塔设备保温良好，热损失可以忽略。二、恒摩尔流假

20、定651.5 两组分连续精馏的计算1.5.1 计算的基本假定1.5.2 物料衡算和操作线方程第 1 1 章 蒸 馏66一、全塔物料衡算 精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全塔物料衡算来确定。 精馏塔的物料衡算VLVL原料液馏出液釜残液67总物料衡算 WDF易挥发组分衡算 FDWFxDxWx馏出液采出率FWDWxxDFxxDDF100%DxFx易挥发组分回收率 WWF(1)100%(1)WxFx难挥发组分回收率 一、全塔物料衡算 68二、操作线方程 在精馏段中，任意塔板（n 板）下降的液相组成 xn与由其下一层塔板（n+1 板）上升的蒸气组成 yn1之间的

21、关系称为操作关系，描述该关系的方程称为精馏段操作线方程。 1.精馏段操作线方程 精馏段的物料衡算69总物料衡算 易挥发组分衡算 1DnnVyLxDxDLV整理得 1DnnLDyxxVV令 DLR 1D111nnRyxxRR则 精馏段操作线方程回流比精馏段操作线方程二、操作线方程 70 根据恒摩尔流假定，L为定值，且在稳态操作时，D及 xD为定值，故R也是常量。精馏段操作线方程为一直线方程。直线方程斜率1RR截距D1xR二、操作线方程 71 在提馏段中，任意塔板（m 板）下降的液相组成 与由其下一层塔板（m+1 板）上升的蒸气组成 之间的关系称为操作关系，描述它们间关系的方程称为提馏段操作线方程

22、。 2.提馏段操作线方程 mx1my提馏段的物料衡算二、操作线方程 72总物料衡算 易挥发组分衡算 整理得 WVL1WmmL xV yWx 1WmmLWyxxVV1WmmLWyxxLWLW提馏段操作线方程二、操作线方程 73 根据恒摩尔流假定， 为定值，且在稳态操作时，W及 xW为定值。提馏段操作线方程为一直线方程。LWLLWWxLW直线方程斜率截距二、操作线方程 741.5 两组分连续精馏的计算1.5.1 计算的基本假定1.5.2 物料衡算和操作线方程1.5.3 进料热状况的影响 第1章 蒸馏75一、精馏塔的进料热状况 精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况 冷液进料 饱和液体进料 （泡点进

23、料） 气液混合物进料 饱和蒸气进料 （露点进料） 过热蒸气进料FxABCDE761.冷液进料Fbtt冷液进料FLLVV 冷液进料一、精馏塔的进料热状况 772.饱和液体（泡点）进料Fbtt饱和液体进料FLLVV 饱和液体进料一、精馏塔的进料热状况 783.气液混合物进料bFdttt气液混合物进料FLLLVV 气液混合物进料一、精馏塔的进料热状况 794.饱和蒸气（露点）进料Fdtt饱和蒸气进料LL FVV饱和蒸气进料一、精馏塔的进料热状况 805.过热蒸气进料Fdtt过热蒸气进料LL FVV过热蒸气进料一、精馏塔的进料热状况 81二、进料热状况参数 1.进料热状况参数的定义 为了定量地分析进料

24、量及其热状况对于精馏操作的影响，现引入进料热状况参数的概念。 进料板的物料衡算和热量衡算82物料衡算 LVLVF热量衡算 FVLVLFIV ILIVIL I设 LLIIVVIIFVLVLFIV ILIVIL IVFL()()VV IFILL I二、进料热状况参数 831kmolkmol将进变为饱气热潜热料和蒸所需量原料液的汽化进料热状况参数qFLLFqVV) 1( 则VFVLIILLIIF整理得令VFVLIIqII二、进料热状况参数 842.进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响由则qFLLFqVV) 1( 1WmmL qFWyxxL qF WL qF W1WmmLWyxxLWLW二、进料热状

25、况参数 提馏段操作线方程85由冷液进料FLL1qqFLL泡点进料FLL1q气液混合物进料10 q露点进料LL 0q过热蒸气进料LL 0qFLLL二、进料热状况参数 861.5 两组分连续精馏的计算1.5.1 计算的基本假定1.5.2 物料衡算和操作线方程1.5.3 进料热状况的影响1.5.4 理论板层数的求法第 1 1 章 蒸 馏87一、逐板计算法 逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。 1WmmLWyxxLWLW1D111nnRyxxRRxxy)1(1（a)（b)（c)平衡方程操作线方程88逐板计算法示意图89塔顶采用全凝器 1

26、Dyx由 y1 =xD(a)x1y2 x2 y3 xF xn（泡点进料）进料板 NF ：第 n 层(b)(a)(a)(a)(b)精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）一、逐板计算法 90由 =xn xW总理论板层数 NT ：nm-2 （不包括再沸器）1x2y2x3y3xmx(a)(a)(a)(c)(c)(c)提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）一、逐板计算法 91二、梯级图解法 梯级图解法又称麦克布蒂利法，简称MT法。 1.操作线的作法 用图解法求理论板层数时，需先在xy图上作出精馏段和提馏段的操作线。作图时，先找出操作线与对角线的交点，然后根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即

27、可作出操作线。92xDabxWcd精馏塔的操作线D1xR WxL Wg93 提馏段操作线的截距数值很小，因此提馏段操作线不易准确作出，且这种作图法不能直接反映进料热状况的影响。故提馏段操作线通常按以下方法作出：先确定提馏段操作线与对角线的交点c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，直线cd即为提馏段操作线。二、梯级图解法 94由1DnnLDyxxVV1WmmLWyxxVV 在交点处两式中的变量相同，略去有关变量的上下标，经整理得 qFLLFqVV) 1( 又F11xqyxqqq 线方程或进料方程二、梯级图解法 95F11xqyxqqF1xq1qq 与对角线联立解得交点e。过点 e作斜率为

28、q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，连接cd 即得提馏段操作线。 直线方程斜率截距二、梯级图解法 96操作线的作法xDaD1xR bxWcxFe1qq截距斜率fd972.梯级图解法求理论板层数 自对角线上的点 a开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，当阶梯跨过两操作线的交点 d时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘阶梯，直至阶梯的垂线达到或跨过点c为止。二、梯级图解法 98xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=399 例例 常压下用连续精馏塔分离含苯常压下用连续精馏塔分离含苯44%的苯一甲苯混合物的苯一甲苯混合物.

29、 进料为泡点进料为泡点液体，进料流率取液体，进料流率取100 kmol/h为计算基准。要求馏出液中含苯不小于为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于釜液中含苯不大于8 %(以上均为摩尔百分率以上均为摩尔百分率). 设该物系为理想溶液相对挥设该物系为理想溶液相对挥发度为发度为2.47. 塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3. 试计算精馏塔两试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。端产品的流率及所需的理论塔板数。1001013.适宜的进料位置 进料位置对应于两操作线交点d所在的梯级，这一位置即为适宜的进料位置。适宜的进料板位置

30、二、梯级图解法 1024.进料热状况对理论板层数的影响 进料热状况参数 q 值不同，q 线的斜率也就不同，q 线与精馏段操作线的交点 d 随之而变动，从而影响提馏段操作线的位置，进而影响所需的理论板层数。 二、梯级图解法 103进料热状况对q线的影响进料热状况q 值q/(q-1)q线的形状 冷液进料1q泡点进料1q气液混合物进料10 q露点进料0q过热蒸气进料0q0二、梯级图解法 104进料热状况对理论板层数的影响q 值越大，进料温度越低，平衡线与操作线距离越远，所需的理论板层数越少。1051.为什么说理论板是一种假定？理论板的引入 在精馏计算中有何重要意义？2. 恒摩尔流假定的内容是什么？3

31、. 操作线表示何种关系？它是如何获得的？4.进料热状况参数有何物理意义？练 习 题 目思考题作业题: 5、6、71061.5 两组分连续精馏的计算1.5.4 理论板层数的求法1.5.5 回流比的影响及其选择第 1 1 章 蒸 馏1071.全回流和最少理论板层数 (1)全回流的概念 若上升至塔顶的蒸气经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，该回流方式称为全回流。 全回流0LDLR精馏的开工阶段。一、全回流和最小回流比 全回流的应用108操作线的斜率和截距分别为 全回流操作时不向塔内进料，也不从塔内取出产品，全塔无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一 。11RRD01xR操作线与对角线重合，操

32、作线方程为nnxy1一、全回流和最小回流比 109(2)最少理论板层数 回流比愈大，完成一定的分离任务所需的理论板层数愈少。当回流比为无限大，两操作线与对角线重合，此时，操作线距平衡线最远，气液两相间的传质推动力最大，因此所需理论板层数最少，以Nmin表示。一、全回流和最小回流比 110 xDxWxF回流比与理论板层数的关系 R 越大 NT 越少 R1 R2 R3111 Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬斯克方程式通过逐板计算法推得。 由气液平衡方程得 AABBnnnyxyx操作线方程为 一、全回流和最小回流比 1nnyx112对于塔顶全凝器AABB1Dyxyx第1层理论板的气液平

33、衡关系为 第1层和第2层理论板之间操作关系为 AABB21yxyx所以 AA1BBD2xyxy一、全回流和最小回流比 AAA1BBB11Dyxxyxx113第2层理论板的气液平衡关系为 AA2BB22yxyx则 AA12BBD2xx xx 重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视作第 N+1 层理论板）为止，可得AA121BBDWNxx xxL一、全回流和最小回流比 114令 1m121NN 1AAmBBDWNxxxx对于全回流操作，N =NminABDWBAminmlg () ()1lgxxxxN几何平均一、全回流和最小回流比 115对两组分物系，略去下标 A、BWDDWminm1lg11lgx

34、xxxN注意 mDW= 芬斯克方程式 求得的最小理论板层数不含再沸器。 为全塔平均相对挥发度m一、全回流和最小回流比 1162. 最小回流比 (1)最小回流比的概念 对于一定分离任务，减小操作回流比，两操作线向平衡线靠近，所需理论板层数增多。当回流比减小到某一数值，两操作线的交点d落到平衡线上时，若在平衡线与操作线之间绘阶梯，将需要无穷多阶梯才能到达点d，相应的回流比即为最小回流比，以Rmin表示。 一、全回流和最小回流比 117xDxWxF R1 R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率1minminRRxqyq g118(2)最小回流比的求法1）作图法 DminminD1qqxyRRxxDminqq

35、qxyRyx最小回流比计算式一、全回流和最小回流比 119非正常平衡曲线最小回流比的求法一、全回流和最小回流比 1202)解析法 泡点进料 FqxxDDminFF(1)1 11xxRxx露点进料 FqyyDDminFF11 1 11xxRyy一、全回流和最小回流比 121二、适宜回流比的选择 分离任务一定R操作费用设备费用塔径能耗R设备费用塔高理论板数L、VVL、122适宜回流比的选择1操作费用 2设备费用 3总费用123 选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取 min0 . 21 . 1RR 统计表明，实际生产中的操作回流比以下列范围使用较多：min9 . 16 . 1RR 适

36、宜回流比计算式二、适宜回流比的选择 124思考题作业题: 81.进料量对理论板层数有无影响，为什么？2.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？3.回流比如何计算，对理论板层数有何影响？ 练 习 题 目1251.5 两组分连续精馏的计算1.5.5 回流比的影响及其选择1.5.6 简捷法求理论板层数第 1 1 章 蒸 馏126一、吉利兰(Gilliland)关联图 精馏塔理论板层数除了可用前述的逐板计算法和图解法求算外，还可用简捷法计算。通常采用的简捷法为吉利兰关联图。吉利兰关联图127二、求理论板层数的步骤 先按设计条件求出最小回流比Rmin，并选择操作回流比R。 计算全回流下的最少理论板层数N

37、min。 利用吉利兰关联图，计算全塔理论板层数N。 用精馏段的最小理论板层数Nmin1代替全塔的 Nmin ，确定适宜的进料板位置。简捷法求理论板层数的步骤128WDDWminm1lg11lgxxxxN由芬斯克方程式DFDFmin1m11lg11lgxxxxNm1DF= 二、求理论板层数的步骤 m1为精馏段平均相对挥发度1291.5 两组分连续精馏的计算1.5.5 回流比的影响及其选择1.5.6 简捷法求理论板层数1.5.7 几种特殊情况下理论板层数的求法(自学)第 1 1 章 蒸 馏1301.5 两组分连续精馏的计算1.5.5 回流比的影响及其选择1.5.6 简捷法求理论板层数1.5.7 几

38、种特殊情况下理论板层数的求法（自学）1.5.8 塔高的计算（自学）1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能（自学）第 1 1 章 蒸 馏1311.5 两组分连续精馏的计算1.5.8 塔高和塔径的计算1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能1.5.10 精馏塔的操作和调节（自学）第 1 1 章 蒸 馏132精馏塔的操作和调节（自学） 物料平衡对精馏操作的影响和制约。 塔顶回流对精馏操作的影响和制约。 进料组成和热状况对精馏操作的影响和制约。 精馏产品的质量控制和调节。自学提纲1331.5 两组分连续精馏的计算1.6 间歇精馏1.7 恒沸精馏和萃取精馏1.7.1 恒沸精馏第 1 1 章 蒸 馏13

39、4 具有恒沸点或相对挥发度接近具有恒沸点或相对挥发度接近1 1的物系，不宜采用普通精的物系，不宜采用普通精馏方法分离。馏方法分离。 方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。 方法二：采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组方法二：采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变得易于分离分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变得易于分离。 根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏和萃取精馏。和萃取精馏。第三组分使物系组分数增加，操作流程更复

40、杂第三组分使物系组分数增加，操作流程更复杂，一般不再是单塔操作。，一般不再是单塔操作。 为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液-液萃液萃取联合流程。取联合流程。 135第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。恒沸精馏中合适挟带剂的选用：恒沸精馏中合适挟带剂的选用：（1 1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值）恒沸物恒沸点与溶液中纯

41、组分沸点有相当差值，一般不小于，一般不小于1010。（2 2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省。越少操作费用越省。（3 3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。 136工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。苯苯-水二水二元恒沸物（恒沸点元恒沸物（恒沸点78.15，乙醇摩尔分率为，乙醇摩尔分率为0.894） 三元恒沸物：三元恒沸物：苯：苯： 0.539乙醇：乙醇： 0.228水：水： 0.233沸点：沸点：64.85上层苯相上层苯相苯：苯：

42、 0.745乙醇：乙醇： 0.217少量水少量水下层水相下层水相苯：苯： 0.0428乙醇：乙醇： 0.35其余为水其余为水无水酒精无水酒精水水恒恒沸沸精精馏馏塔塔分层器分层器乙乙醇醇回回收收塔塔苯苯回回收收塔塔冷凝器冷凝器冷凝器冷凝器三元非均相三元非均相恒沸物恒沸物三元非均相三元非均相恒沸物恒沸物稀乙醇稀乙醇水溶液水溶液二元恒沸物二元恒沸物二元恒沸物二元恒沸物乙醇水恒沸物乙醇水恒沸物137萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物

43、，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。萃取剂应具备：萃取剂应具备：（1 1）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高（2 2）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收; ;（3 3）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好

44、以及价格便宜等。 138苯苯- -环乙烷溶液的萃取分离：环乙烷溶液的萃取分离：苯沸点苯沸点 80.1，环乙烷沸点为，环乙烷沸点为 80.73，其相对挥发度为，其相对挥发度为 0.98，苯，苯- -环乙环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。 循环糠醛循环糠醛补充糠醛补充糠醛环己烷环己烷脱溶剂脱溶剂底部产品底部产品苯苯+ +环己烷环己烷（原料）（原料）溶溶剂剂分分离离塔塔萃萃取取精精馏馏塔塔冷凝器冷凝器冷凝器冷凝器环己烷环己

45、烷糠醛糠醛- -苯混合液苯混合液苯苯x糠醛糠醛 0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7139 两组分理想物系的气液平衡关系。 学 习 指 导本章重点掌握的内容 精馏过程的原理。 。 两组分连续精馏的计算：a)理论板与恒摩尔流的概念；b)物料衡算与操作线方程；c)进料热状况的影响；e)回流比的影响及选择；d)理论板层数的计算；140习题v 一选择题v 1 1 蒸馏是利用各组分（蒸馏是利用各组分（ ）不同的特性实现分离的目的。）不同的特性实现分离的目的。v A A 溶解度；溶解度；B B 等规度；等规度；C C 挥发度；挥发度；D D 调和度。调和度。

46、v 2 2在二元混合液中，沸点低的组分称为（在二元混合液中，沸点低的组分称为（ ）组分。）组分。 v A A 可挥发；可挥发；B B 不挥发；不挥发；C C 易挥发；易挥发；D D 难挥发。难挥发。 v 3 3（ ）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。v A A 液相回流；液相回流；B B 进料；进料；C C 侧线抽出；侧线抽出；D D 产品提纯。产品提纯。v 4 4在（在（ ）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条件。定操作的一个必不可少条件。v A A

47、 冷凝器；冷凝器；B B 蒸发器；蒸发器；C C 再沸器；再沸器；D D 换热器。换热器。v 5 5再沸器的作用是提供一定量的（再沸器的作用是提供一定量的（ ）流。）流。 A A 上升物料；上升物料；B B 上升上升组分；组分；C C 上升产品；上升产品；D D 上升蒸气上升蒸气1416冷凝器的作用是提供（冷凝器的作用是提供（ ）产品及保证有适宜的液相回流。）产品及保证有适宜的液相回流。 A 塔顶气相；塔顶气相；B 塔顶液相；塔顶液相；C 塔底气相；塔底气相；D 塔底液相。塔底液相。 7在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（在精馏塔中，原料液进入的那层板称为（ ）。）。 A 浮阀板；浮阀板；B

48、喷射板；喷射板；C 加料板；加料板；D 分离板。分离板。 8在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（ ）。）。 A 精馏段；精馏段；B 提馏段；提馏段；C 进料段；进料段；D 混合段。混合段。 9某二元混合物，进料量为某二元混合物，进料量为100 kmol/h，xF = 0.6，要求塔顶，要求塔顶xD 不小于不小于0.9，则塔顶最大产量为（，则塔顶最大产量为（ ）。）。 A 60 kmol/h；B 66.7 kmol/h；C 90 kmol/h；D 100 kmol/h。142填空题填空题1 1溶液被加热到鼓起第一个气泡时的温度称为溶液被

49、加热到鼓起第一个气泡时的温度称为 温度。温度。 2 2气相混合物被冷却到有第一滴液滴析出时的温度称为气相混合物被冷却到有第一滴液滴析出时的温度称为 温温度。度。 3 3精馏过程是利用精馏过程是利用 和和 的原理进行完成的。的原理进行完成的。 4 4最小回流比是指最小回流比是指 。 5 5对于二元理想溶液对于二元理想溶液, , 若轻组分含量越高若轻组分含量越高, , 则泡点温则泡点温度度 。 6 6. . 某精馏塔操作时，若在理论板数不变某精馏塔操作时，若在理论板数不变, ,保持进料流率及组成、保持进料流率及组成、进料热状况和塔顶蒸气量不变，增加回流比，则此时塔顶产品进料热状况和塔顶蒸气量不变，增加回流比，则此时塔顶产品组成组成 ，塔底产品组成，塔底产品组成 ，塔顶产品流，塔顶产品流率率 ，精馏段液气比，精馏段液气比 。 1437对于二元理想溶液对于二元理想溶液, 相对挥发度相对挥发度大大, 说明该物系说明该物系 。 8对于二元理想溶液对于二元理想溶液, x-y图上的平衡曲线离对角线越近图上的平衡曲线离对角线越近, 说明该物说明该物系系 。 9完成一个精馏操作的两个必要条件是塔顶完成一个精馏操作的两个必要条件是塔顶 和塔底和塔底 。 10精馏操作中，再沸