5-蒸馏-08药学(8学时)

1、2021/9/131世间自有公道付出总有回报说到不如做到要做就做最好与同学们共勉2021/9/132第 5 章 蒸馏2021/9/1331. 分离过程在化工过程中的应用3. 传质单元操作的主要类型2. 相际传质过程与分离4. 传质分离方法的分类传质与分离过程概述预备知识2021/9/134示例：糠醇和糠酸的制备、己二酸的合成等示例：炼油过程原料反应产物目的产物副产物分离过程反应过程原料目的产物副产物分离过程一、分离过程在化工过程中的应用2021/9/135非均相物系分离均相物系分离可通过机械方法分离，易实现分离。不能通过简单的机械方法分离，需通过某种物理（或化学）过程实现分离，难实现分离。二、

2、相际传质过程与分离分离过程（沉降、过滤）2021/9/136均相物系某种过程两相物系根据不同组分在各相中物性的差异，使某组分由一相向另一相转移：相际传质过程实现均相物系的分离相际传质过程均相物系分离均相物系的分离方法2021/9/137空气+ 氨水空气氨水吸收塔示例：空气和氨分离 乙醇和水分离乙醇水溶液乙醇气乙醇精馏塔水2021/9/138分离物系：形成两相体系的方法：传质原理：示例：液体混合物多次部分汽化和冷凝各组分的挥发度（沸点）不同苯与甲苯的分离（液相气相） 1.蒸馏三、传质单元操作的主要类型2021/9/139分离物系：形成两相体系的方法：传质原理：示例：气体混合物引入一液相（吸收剂）

3、各组分在吸收剂中溶解度不同水吸收空气中的氨气 （液相气相） 2.吸收3.萃取分离物系：形成两相体系的方法：传质原理：示例：液体混合物引入另一液相（萃取剂）各组分在萃取剂中溶解度不同用三氯乙烷萃取分离丙酮水溶液 （液相 E 液相 R ） 3.萃取2021/9/1310分离物系：形成两相体系的方法：示例：传质原理：液体混合物溶液冷却过饱和产生晶体各组分的凝固点不同对苯甲酚、邻苯甲酚、间苯甲酚分离 （液相固相） 4.结晶5.干燥分离物系：形成两相体系的方法：传质原理：示例：固体中的湿分引入一气相（干燥介质）气、固相中所含湿分不同湿尿素干燥成尿素产品 （固相气相） 5.干燥2021/9/1311速率分

4、离过程(单相)平衡分离过程(相际 传质)分离过程气液传质过程液液传质过程气固传质过程液固传质过程膜分离场分离吸收蒸馏萃取干燥结晶四、传质分离方法的分类(压力差、电位差等)（电场、磁场等）2021/9/1312各种分离技术的发展现状技术成熟度工业应用度精馏吸收结晶特殊精馏溶剂萃取吸附分离色谱分离亲和分离液膜超临界萃取膜分离离子交换精馏是目前工业上应用最广、技术最成熟、最典型的传质单元操作2021/9/1313 本章主要内容 5.1 概述 5.2 两组分溶液的气液平衡 5.3 平衡蒸馏和简单蒸馏（了解） 5.4 精馏原理和流程 5.5 两组分连续精馏的计算 5.6 恒沸精馏和萃取精馏（了解） 5.

5、7 多组分精馏（自学）2021/9/13141. 两组分理想物系的气液平衡关系。 2. 精馏过程的原理。 。3. 两组分连续精馏的计算：1)理论板与恒摩尔流的概念；2)物料衡算与操作线方程；3)进料热状况的影响；4)回流比的影响及选择；5)简捷法求理论板层数。7)塔板效率。6)理论板层数的计算；本章重点掌握的内容2021/9/1315 5.1 概述（p87） 5.1.1 蒸馏的原理与应用 5.1.2 蒸馏的特点与分类2021/9/1316板式蒸馏塔动画2021/9/1317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部分冷凝各组分挥发度不同丙酮与水的分离乙醇与水的分离乙醚

6、与糠醇的分离 （液相气相） 蒸馏一、蒸馏过程的原理5.1.1 蒸馏的原理与应用2021/9/1318 利用混合液中各组分挥发度不同， 从而实现各组分的分离。蒸馏目的 分离液体混合物(获得高纯度组分) 。苯、甲苯混合溶液 加热 部分汽化苯(xA)、甲苯 (xB)混合液(其中甲苯含量高于原料液) 苯(yA)、甲苯 (yB)混合气 (其中苯含量高于原料液)蒸馏依据蒸馏原理简介A 易挥发（低沸点，轻 ）组分 (苯) ； B 难挥发（高沸点，重 ）组分 (甲苯) 。规定 蒸馏过程极限 气液两相达到平衡状态。气相液相2021/9/1319连续精馏流程简介 连续精馏系统： 精馏塔：原料从塔中部进料 塔顶：冷

7、凝器 塔底：蒸馏釜（再沸器）塔顶产品（馏出液）： 易挥发组分含量很高；塔底产品（釜残液）： 难挥发组分含量很高，也称残液。 2021/9/13201.液体混合物分离 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。加压液化加热熔化二、蒸馏过程的应用按照物质三态分为：2021/9/1321按照蒸馏在工业上主要应用分为1 石油炼制工业 (原油 汽油、煤油、柴油等）；2 石油化工工业（有机合成产品的提纯与精制）；3 食品饮料及医药生产（药物及其原料的提纯）；4 原料制备：空气的分离（氧气、氮气的制

8、备）；5 环保：溶剂的回收和废液排放前的达标处理等。2021/9/1322二、蒸馏过程的应用炼油生产装置2021/9/1323乙烯生产装置2021/9/1324二、蒸馏过程的应用己内酰胺生产装置2021/9/1325丙烯腈生产装置2021/9/1326第 1 章 蒸 馏5.1.2 蒸馏的特点与分类一、蒸馏分离的特点通过蒸馏分离，可以直接获得所需要的产品。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。2021/9/13271.按混合液中组分多少两组分 （基础）多组分（实际应用较多）2.按操作方法连续

9、蒸馏间歇蒸馏3.按蒸馏方法简单蒸馏(微分蒸馏) 、平衡蒸馏精 馏 特殊精馏（恒沸精馏、萃取精馏）4.按操作压力常 压减 压加 压 两组分连续蒸馏精 馏 常 压二、 蒸馏过程的分类本章重点讨论常压下两组分理想物系的连续精馏分别用于常压下沸点不同的液体（）2021/9/13285.2 两组分溶液的气液平衡（p88）5.2.1 两组分理想物系的气液平衡5.2.2 两组分非理想物系的气液平衡(自学)2021/9/13295.2.1 两组分理想物系的气液平衡一、相律 研究相平衡的基本规律。 相律表示平衡体系中自由度数 F、独立组分数 C 和相数 的关系：两组分物系的气液平衡：2021/9/1330即：两

10、组分物系气、液相平衡的自由度为 2 。两组分气液物系的独立变量 ( 4 个）： 气相组成 y 、液相组成 x、温度 t 、 压力 p 。可见：规定其中的两个，则系统平衡状态即定。 一般蒸馏压力恒定，故仅有一个自由度。结论：在一定压力 p（通常为常压）下平衡时，两组分物系的气相组成 y 、液相组成 x 和温度 t 这 3 个变量中，只要一个固定，则另外两个就有对应的定值。2021/9/1331 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。 拉乌尔定律二、两组分理想物系气液平衡函数关系 1.拉乌尔定律 1.拉乌尔定律（以饱和蒸汽压表示的气液平衡方程）理想物系：液相

11、为理想溶液，遵循拉乌尔定律；气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律（总压104kPa）。 2021/9/1332整理，得溶液上方的总压 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安托尼方程泡点方程泡点方程xA= f ( t )2021/9/1333设平衡的气相遵循道尔顿分压定律，即令相平衡常数以相平衡常数表示的气液平衡方程则2. 以平衡常数表示的气液平衡方程或2021/9/1334代入泡点方程，得将气液平衡时气相组成与平衡温度间的关系露点方程露点方程yA= f ( t )2021/9/1335对于理想物系，有(1) 挥发度3. 以相对挥发度表示的气液平衡方程2021/9/133

12、6对于理想物系，有相对挥发度(2)相对挥发度1总总或2021/9/1337由道尔顿分压定律，有(3)以相对挥发度表示的气液平衡方程2021/9/1338用相对挥发度 a 表示的相平衡方程（p90） 若a = 1，则 y = x，此系统不能用普通精馏分离 ( 恒沸溶液 )若a 1，则 yx，可以用普通精馏分离； a 越大，分离越容易。 气液平衡方程注意：式中 x 、 y 分别表示易挥发组分液相、气相组成， 简便起见，省略角标 A（本章依此约定，下同）2021/9/1339对理想溶液 温度变，PA*、PB* 变，但比值 PA*/ PB*变化不大，a 可取全塔平均值（一般取塔顶和塔底的几何平均数)a

13、 可取全塔平均值（一般取塔顶和塔底的几何平均数)2021/9/1340气液相平衡动画2021/9/1341例 5 - 1【例 51】苯（A）与甲苯（B）的饱和蒸气压与温度的关系可用安托尼方程表达，即式中 p* 的单位为 kPa，温度 t 的单位为 。 苯和甲苯可视作理想物系。现测得某精馏塔的塔顶压力p1 = 103.3 kPa，塔顶的液相温度为 t1 = 81.5 ，塔釜压力 p2 = 109.3 kPa，塔釜液相温度为 t2 = 112 ，试分别求塔顶平衡时、塔釜平衡时的液相和气相组成。2021/9/1342解: 分析：本题既可用饱和蒸气压的平衡关系来计算，也可用相对挥发度的平衡关系来计算，

14、关键是确定塔顶、塔釜温度下各组分的饱和蒸气压。(1) 塔顶的液、气相组成塔顶温度下，苯和甲苯的饱和蒸气压用安托尼方程计算即2021/9/1343再由相对挥发度计算气相组成。由于苯和甲苯可视作理想物系，于是可见两种方法求得的 y 值基本相等。则则2021/9/1344(2) 塔釜的液气相组成(109.3 kPa, 112 ) 和塔顶相同的方法求得各有关参数为 pA* = 251.8 kPa pB* = 105.9 kPa 则比较可见：随温度升高，相对挥发度值变小，即则(1=2.63)a2 a12021/9/13451. 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

15、的组成关系标绘成曲线图，该曲线图即为温度-组成图。 t x y图三、两组分理想溶液的气液平衡相图（p92）2021/9/1346露点线(气相线）泡点线(液相线)液相区气相区气液平衡区（两相区）泡点露点苯甲苯混合液的 t x y 图2021/9/1347 曲线 t - x 表示恒定压力下，饱和液体组成与泡点的关系，称为饱和液体线或泡点曲线。 曲线 t y 表示恒定压力下，饱和蒸气的组成和露点的关系，称为饱和蒸气线或露点曲线。 在 t - x 线下方为过冷液相区。 在 t - y 线上方为过热气相区。 在两线之间为两相共存区，即气、液相平衡区。t x y 图线说明：2021/9/13482. 气液

16、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。yx 图2021/9/1349yy2y1 x1 x2 x t t1 t2x1 x2 y1 y2y x 图压力恒定时直接由 t x ( y ) 图得到： y x 图有两条线在精馏计算中多采用 y x 图。露点线泡点线对角线平衡线t x ( y ) 图y x 图2021/9/1350D平衡线对角线平衡线与对角线之间的距离越大分离越容易x1 与 y1 互成平衡苯甲苯混合液的 x y 图2021/9/1351输入: p xi ； Antoine常数Tb初值 pi* Kiyi, =yi-1N输出：

17、Tb, xi, yi结束YTb=Tb-fn/fn计算步骤：四、气液平衡方程 的应用（p95） 1.计算泡点温度已知 p、x ，求 t、y 。2021/9/1352已知： p、 y ， 求 t 、x设：t0KixiNOYEStd = t02.计算露点温度2021/9/1353已知：p、 t ，求： x y 关系tKi给定 xi yi列表xiyi3.计算气液平衡组成2021/9/1354关于平衡计算的说明：（2）已知 x ， 求与之平衡的 y, t 或 已知 y 求与之平衡的 x , t ，试差计算 试算过程为：假设 tx判断xy假设 txy判断 yx（1）已知 P、 t ， 求 相互平衡的 x

18、、 y ， 不必试差 t pA*, pB* x , y2021/9/13551. 由安托尼方程求取2. 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资料：气液平衡数据获取途径2021/9/1356第 1 章 蒸 馏5.3 平衡蒸馏(p95)2021/9/1357 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

19、平衡蒸馏为单级蒸馏操作。 闪蒸一、平衡蒸馏装置2021/9/1358平衡蒸馏装置简图1加热器2减压阀3分离器2021/9/1359总物料衡算 易挥发组分物料衡算 气相产品的流量为 1加热器 2加压阀 3分离器二、平衡蒸馏过程的计算 1.物料衡算 2021/9/1360设则整理得直线方程斜率过点液化率汽化率平衡蒸馏中气液相组成的关系式2021/9/1361对加热器作热量衡算，忽略热损失，得 对减压阀和分离器作热量衡算，忽略热损失，得 整理得二、平衡蒸馏过程的计算2.热量衡算2021/9/1362 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。 在平衡蒸馏中，气液组成关系同时满足

20、平衡方程与物料衡算方程。二、平衡蒸馏过程的计算注意3.气液平衡关系2021/9/1363第 1 章 蒸 馏5.4 精馏原理和流程(p98)5.4.1 精馏过程原理和条件5.4.2 精馏操作流程2021/9/1364液体混合物的初步分离平衡蒸馏简单蒸馏单级过程进行一次部分汽化比较精馏多级过程进行多次部分汽化和冷凝实现液体混合物的完全分离5.4.1 精馏过程原理和条件一、多次部分汽化和冷凝2021/9/1365精馏原理示意动画2021/9/1366AB多次部分汽化和冷凝的 t x y 图2021/9/1367精馏原理 进料板之上为精馏段；进料板之下为提馏段。 进 料 量：F kmol/h，组成：x

21、F 馏出液量: D kmol/h，组成：xD （塔顶产品） 高纯度 A，xD 接近于 1； 釜残液量: W kmol/h，组成：xW （塔底产品） 高纯度 B，xw 接近于 0。四个问题： 1、为什么精馏装置可分离出两种较纯的产品？ 2、塔顶为什么要有液体的回流？ 3、塔底为什么要有蒸气的回流？ 4、进料为什么从中间，而不从顶部或底部？提馏段精馏段F, zFW, xWD, xDF , xF原料馏出液釜残液2021/9/13680t/Cx ( y )xpypxf精馏原理图解xeye yf yp xp xe ， xe 0 液体混合物经过多次部分汽化，可得到高纯度 B 物质。 精馏原理：将体系内液体

22、混合物的多次部分汽化与气体混合物的多次部分冷凝同时联合操作。精馏目的：使液体混合物彻底分离(获得高纯组分) GL2021/9/1369ntn精馏原理1n-1 tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1塔板规定：塔板数自上而下升序排列。 温度自上而下逐步升高： t n-1 tn xn xn+1 y n-1 yn yn+1yn+1 tn+1 yn tn xn-1 tn-1xn tn1.为什么蒸馏装置可分离出两种较纯的产品？1.1 针对n塔板：来液部分汽化 ( t n tn- 1 ), 汽化气体汇合到气流主体中仍针对n塔板：来气部分冷凝 (t n xn 必然

23、有 A 到气相） nyn+1 tn+1 yn tn xn-1 tn-1xn tntn图10-9 理论板上的蒸馏1+ntnt1-ntnx1+ny1-nxny01.0)(yxb1+nx1-ny来气供 B（ yn yn+1 必然有 B 到液相） A、B 反向扩散； 1.3 塔板作用传质设备传热设备中间再沸器中间分凝器1.4 气体每经过一块塔板,就经过一次 部分冷凝，全塔气体经过了 多次部分冷凝，得高纯度 A 液体每经过一块塔板,就经过一次 部分汽化，全塔液体经过了 多次部分汽化，得高纯度 B精馏 = 体系内混合液体的多次部分 汽化与混合气体的多次部分 冷凝的同时联合操作。0t/Cx ( y )xpy

24、pxfxeye2021/9/1371精馏原理3气相和液相的部分回流是精馏操作的必要条件3、塔底为什么要有蒸气的回流？塔内任一板要进行相际传质、传热，必须有两相，而塔底只有残液，无气相，必须引入蒸气，且满足 y入 x 1，则 xD 引入最方便（全凝器：xD = y1 )精馏段提馏段2021/9/13724、进料为什么从中间，而不从顶部或底部？F,xFW,xW 纯BF,xFD,xD 纯A 原料中液体经过多次部分汽化，可得到纯B ；但对原料而言，只有一次蒸气的部分冷凝，得不到纯 A。塔顶进料塔底进料 原料中气体经过多次部分冷凝 可得到纯 A 但对原料而言，只有一次液体的部分汽化，得不到纯 B。精馏与

25、普通蒸馏的本质区别回流2021/9/1373 精馏过程中的多次部分汽化和多次部分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：塔内装有一定高度的填料层二、精馏塔模型2021/9/1374塔板上的操作情况精馏塔模型2021/9/13755.4.2 精馏操作流程一、连续精馏操作流程 化工生产过程以连续精馏为主。操作时，原料液连续地加入精馏塔内，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。 2021

26、/9/13761精馏塔5回流液泵4冷却器2全凝器3储槽6再沸器7原料液预热器连续精馏装置示意图精馏段提馏段2021/9/1377 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，馏出液的组成也逐渐降低。当釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。二、间歇精馏操作流程2021/9/13781精馏塔2再沸器3全凝器4观察罩5储 槽间歇精馏装置示意图2021/9/1379第 1 章 蒸 馏5.5 两组分连续精馏的计算（p100） 5.5.1 计算的基本假定 5.5.2 物料衡算和操作线方

27、程 5.5.3 进料热状况的影响 5.5.4 理论板层数的求法 5.5.5 回流比的影响及其选择 5.5.6 简捷法求理论板层数 5.5.7 塔高和塔径的计算2021/9/13805.5 双组分连续精馏塔的计算计算可分为设计型与操作型,其其计算原则在各单元操作中是相同的。设计型计算主要包括以下6方面：（1）根据给定的分离要求，计算进、出精馏装置各股物料的量和组成 (物料衡算)；（2）选择合适的操作条件：包括操作压强、回流比和进料的热状况等（热量衡算、物料衡算) ； (物料衡算)（3）确定精馏塔所需的理论塔板数和进料位置(平衡关系)（4）选择精馏塔的类型(塔板类型)，确定塔径和塔高；（5）进行塔

28、板结构尺寸计算及塔板流体力学性能的验证;（6）计算冷凝器和再沸器的热负荷，确定其类型和尺寸。2021/9/1381计算要用到的基本方程 相平衡关系物料衡算热量衡算输入 = 输出归一方程 （液相）（气相）操作线方程进料方程2021/9/1382 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5.5.1 计算的基本假定一、理论板的假定2021/9/13831. 恒摩尔气流 精馏段 提馏段 注意：两段的气相（或液相）摩尔流量不一定相等 。精

29、馏段中上升蒸气摩尔流量提馏段中上升蒸气摩尔流量二、恒摩尔流假定2. 恒摩尔液流 精馏段 提馏段 精馏段中下降液体摩尔流量提馏段中下降液体摩尔流量2021/9/1384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。 混合物中各组分的摩尔汽化潜热相等； 气液接触时因温度不同交换的显热可忽略； 塔设备保温良好，热损失可以忽略。此后介绍的精馏计算均以恒摩尔流为前提2021/9/13853.恒摩尔流假定的实际意义： 使过程变量减少，计算简化： 对两组分体系，仅需 易挥发组分物料衡算式 与相平衡关系式 2 个

30、方程。 对精馏段而言，仅需下面 2 个方程即可完成计算。精馏段操作线方程(相平衡方程)气液平衡方程2021/9/1386第 1 章 蒸 馏5.5.2 物料衡算和操作线方程（p101）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。 精馏塔的物料衡算原料液馏出液釜残液2021/9/1387总物料衡算 易挥发组分衡算 馏出液采出率易挥发组分回收率 难挥发组分回收率 釜残液采出率2021/9/1388 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 yn+1 之间的关系称为操作关系，描述该

31、关系的方程称为精馏段操作线方程。 1. 精馏段操作线方程 精馏段的物料衡算二、操作线方程2021/9/1389精馏段总物料衡算 精馏段易挥发组分衡算 整理得 令 回流比则 精馏段操作线方程 L V2021/9/1390 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。直线方程斜率截距精馏段操作线提馏段操作线两组分 y-x 图2021/9/13912. 提馏段操作线方程 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。 提

32、馏段的物料衡算2021/9/1392提馏段总物料衡算 提馏段易挥发组分衡算 整理得 提馏段操作线方程2021/9/1393 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。直线方程斜率截距两组分 y-x 图精馏段操作线提馏段操作线2021/9/1394 第1章 蒸馏5.5.3 进料热状况对提馏段操作线方程的影响一、精馏塔的进料热状况 （p104）精馏塔五种进料热状况 冷液进料 饱和液体进料 （泡点进料） 气液混合物进料 饱和蒸气进料 （露点进料） 过热蒸气进料精馏塔的进料热状况2021/9/13951. 冷液进料冷液进料 冷液进料2021/9/1

33、3962. 饱和液体（泡点）进料饱和液体进料饱和液体进料2021/9/13973. 气液混合物进料气液混合物进料气液混合物进料2021/9/13984. 饱和蒸气（露点）进料饱和蒸气进料饱和蒸气进料2021/9/13995. 过热蒸气进料过热蒸气进料过热蒸气进料2021/9/131001. 进料热状况参数的定义 为了定量地分析进料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二、进料热状况参数2021/9/13101进料板物料衡算 进料板热量衡算 根据恒摩尔流假定 进料板的物料衡算和热量衡算2021/9/13102q：进料热状况参数则整理得令则2021

34、/9/131032. 进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响由则提馏段操作线方程2021/9/131043. 进料热状况参数的计算 对于冷液进料，设进料温度为 tF 、泡点温度为 tb泡点进料定性温度定性温度：tb生产中常采用2021/9/13105冷液进料由泡点进料露点进料过热蒸气进料气液混合物进料五种进料热状况2021/9/13106第 1 章 蒸 馏5.5.4 理论板层数的求法（p107）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。 （a)平衡方程（b)（c)操作线方程2021/9/13107逐板计算法示意图202

35、1/9/13108塔顶采用全凝器 进料板 NF ：第 n 层由 y1 = xD(a)x1y2 x2 (b)(a)y3 xn xF（泡点进料）(a)(a)(b)精馏段理论板层数为：n-1（进料板计入提馏段）逐板计算法计算步骤2021/9/13109总理论板层数 NT ：n + m - 2 （不包括再沸器） xW(a)(c)由 = xn(a)(c)(c)提馏段理论板层数：m - 1（不包括再沸器）(a)2021/9/13110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 x y 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

36、根据已知条件求出操作线的斜率（或截距），即可作出操作线。二、梯级图解法（p108）2021/9/13111xDabxWcdg精馏塔的操作线示意图2021/9/13112由 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 又二、梯级图解法 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。q 线方程或进料方程2021/9/13113 与对角线联立解得交点 e。过点 e 作斜率为 q/(q-1)的

37、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q 线方程或进料方程2021/9/13114xDabxWcxFe截距斜率fd截距斜率截距斜率截距斜率操作线的作法示意图2021/9/131152. 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 2021/9/13116xDabxWcxFefd12345NT= 4（不包括再沸器）；NT= 5（包括再沸器）；NF = 3梯级图解法示意图202

38、1/9/131173. 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。适宜的进料板位置示意图4. 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。 2021/9/13118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 冷液进料泡点进料气液混合物进料露点进料过热蒸气进料2021/9/13119q 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。进料热状况对理论板层数的影响示意图

39、2021/9/13120abxWcefdxDxF操作线的作法示意图2021/9/13121第 1 章 蒸 馏5.5.5 回流比的影响及其选择（p111）一、全回流和最小回流比1. 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。 全回流精馏操作的开工阶段。全回流的应用2021/9/13122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并与对角线重合 。操作线与对角线重合，操作线方程为2021/9/13123(2) 最少理论板层数 回流比愈大，完

40、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。2021/9/13124xDxWxF R 越大 NT 越少 R1 R2 R3回流比与理论板层数的关系示意图2021/9/13125 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 操作线方程为 2021/9/13126对于塔顶全凝器第 1 层理论板的气液平衡关系为 第1层和第2层理论板之间操作关系为 所以 2021/9/13127第 2 层理论板的气液平衡关系为 则 重复

41、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2021/9/13128令 对于全回流操作，N =Nmin几何平均2021/9/13129对两组分物系，略去下标 A、B注意 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2021/9/131302. 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。 2021/9/131

42、31xDxWxF R1 R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyq g2021/9/13132(2) 最小回流比的求法1）作图法 最小回流比计算式非正常平衡曲线最小回流比的求法2021/9/131332) 解析法 泡点进料 露点进料 一、全回流和最小回流比 2021/9/13134分离任务一定R操作费用设备费用塔径能耗L、VVL、二、适宜回流比的选择R设备费用塔高理论板数2021/9/131351操作费用 2设备费用 3总费用适宜回流比的选择示意图2021/9/13136 选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取 统计表明，实际生产中的操作回流比以下列范围使用较多：适宜回流比计算式20

43、21/9/131375.5.6 简捷法求理论板层数一、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2021/9/13138 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 Nmin。 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。二、求理论板层数的步骤2021/9/13139由芬斯克方程式 m1 为精馏段平均相对挥发度2021/9/13140第 1 章 蒸 馏5.

44、5.7 塔高和塔径的计算（p153）一、塔高的计算1.板式塔有效高度的计算 （1）基本计算公式 板式塔有效高度是指安装塔板部分的高度，其计算方法是，先通过板效率将理论板层数换算为实际板层数，再选择合适的板间距计算板式塔的有效高度。 实际塔板层数塔板间距（参考p156表格）2021/9/13141（2）塔板效率 塔板效率反映了实际塔板的气液两相传质的完善程度。 1）总板效率 (全塔效率) 总板效率反映塔中各层塔板的平均效率，因此它是理论板层数的一个校正系数，其值恒小于 1。 2）单板效率 单板效率又称默弗里（Murphree）效率，它是以混合物经过实际板的组成变化与经过理论板的组成变化之比来表示

45、的。单板效率既可用气相组成表示，也可用液相组成表示，分别称为气相单板效率和液相单板效率。估算式( p154 )注意：单板效率和全塔效率基准不同，数值不等2021/9/13142气相单板效率 液相单板效率 单板效率分析2021/9/13143 3）点效率 点效率是指塔板上各点的局部效率。点效率分析示意图2.填料塔有效高度的计算 基本计算公式 等板高度获取途径 经验公式计算； 查有关填料手册； 实验测定。2021/9/131441.基本计算公式 精馏段与提馏段分别计算，相差不大取较大者作为塔径，相差较大采用变径塔。 计算塔径后应进行圆整。 精馏塔直径计算式提示二、塔径的计算2021/9/13145

46、2.蒸气体积流量的计算 （1）精馏段体积流量的计算 操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物 ，V：摩尔流量 kmol/h，角标“0”表示标准状况2021/9/13146（2）提馏段体积流量的计算 操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物 2021/9/131475.6 恒沸精馏和萃取精馏5.6.1 恒沸精馏一、恒沸精馏的概念 若在两组分恒沸液中加入第三组分（称为夹带剂），该组分能与原料液中的一个或两个组分形成新的恒沸液，从而使原料液能用普通精馏方法予以分离，这种精馏操作称为恒沸精馏。恒沸精馏可分离具有最低恒沸点的溶液、具有最高恒沸点的溶液以及挥发度相近的物系。 2021/9/131481脱水

47、塔2苯回收塔5 分层器4冷凝器乙醇水物系恒沸精馏流程示意图 3乙醇回收塔二、恒沸精馏应用示例2021/9/131495.6.2 萃取精馏一、萃取精馏的概念 向原料液中加入第三组分（称为萃取剂），以改变原有组分间的相对挥发度，从而使原料液能用普通精馏方法予以分离，这种精馏操作称为萃取精馏。 对萃取剂的要求是，萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多，且不与组分形成恒沸液，容易回收。萃取精馏常用于分离各组分挥发度差别很小的溶液。 2021/9/131501萃取精馏塔2萃取剂段4冷凝器苯环己烷萃取精馏流程示意图 3苯回收塔环己烷苯二、萃取精馏应用示例2021/9/13151例 5 - 2【例 5 2

48、】 在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液的处理量为 15000 kg / h，其中苯的质量分数为 0.46，要求馏出液中苯的回收率为 98%，釜残液中甲苯的回收率不低于 97%，试求馏出液和釜残液的流量和组成（摩尔流量和摩尔分数）。2021/9/13152解：两股产品的流量和组成苯和甲苯的摩尔质量分别为 78 kg / kmol 和92 kg / kmol进料组成为进料的平均摩尔质量为2021/9/13153则由题意知(a)(b)2021/9/13154又由全塔物料衡算得D + W= F = 176.5 kmol / h及 D x D + W x w = F x F = 176.5 0.5012 kmol / h = 88.46 kmol / h(c)(d)联立式（a）（d），得到 D = 89.33 kmol / h W = 87.17 kmol / h x D =0.9704 x w = 0.02032021/9/13155例 5 -3【例 5 -3】 在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液流量为 4000 kg / h，组成为 0.3（二硫化碳的质量分数