大学化工原理第六章蒸馏课件

1、主 讲：杨 虎 TelE-Mail:第六章 蒸 馏教学要求6-0 概述6-1 两组分溶液的汽液平衡6-2 平衡蒸馏与简单蒸馏6-3 精馏原理和流程6-4 两组分连续精馏的计算6-5 间歇精馏6-6 特殊精馏复习材料与化学工程系1化工原理教学要求重 点：两组分的相平衡关系；两组分连续精馏的计算；影响精馏过程的主要因素。覆盖内容：两组分物系的汽液平衡关系，t-x-y图, x-y图，拉乌尔定律，泡点方程、露点方程、相对挥发度及其影响因素；精馏原理；双组分连续精馏塔的物料衡算，恒摩尔流假设，理论板的概念，操作线方程，进料热状况，q的意义及计算，最小回流比的概念及确定，回流比对

2、精馏过程的影响，理论板数的确定（图解法，逐板计算法及简捷法）；点效率、板效率和塔效率的概念，实际塔板数的确定；精馏装置的热衡算；平衡蒸馏、简单蒸馏的特点及计算，间歇精馏的特点及计算步骤；恒沸精馏、萃取精馏的概念；精馏塔全塔效率及点效率的测定方法。材料与化学工程系2化工原理6-0 概述蒸 馏 定义与术语轻组分低沸点组分 重组分高沸点组分特点：直接获得产品，蒸馏操作流 程较为简单。应用广泛，历史悠久。可分离 液体混合物、气体混合物。蒸馏能量消耗大。AB加热A 轻组分B 重组分材料与化学工程系3化工原理6-0 概述蒸馏的分类：本章重点讨论常压下双组分连续精馏的原理和计算按操作流程按操作压强按待分离混

3、合物中组分的数目按蒸馏方式简单蒸馏平衡蒸馏精 馏特殊精馏间歇精馏连续精馏常压蒸馏减压蒸馏加压蒸馏双组分精馏多组分精馏材料与化学工程系4化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡拉乌尔定律示意图 理想气体：对理想溶液，E=在溶液温度下纯A组分的饱和蒸汽压在溶液温度下纯B组分的饱和蒸汽压3.泡点方程纯组分：材料与化学工程系6化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡4.露点方程描述了一定总压下理想体系中汽液平衡时气相组成与纯组分饱和蒸汽压(露点温度)之间的关系，称为露点方程由相组成计算露点（泡点）温度试差计算。泡点方程材料与化学工程系7化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡理想体系：pA0=f(t)、pB0=f

4、(t) ，但随t的变化较小，可视为常数，可取操作温度范围内的平均值。对于双组分溶液，当总压不高时：的意义：描述了该二元物系进行蒸馏分离的难易程度。相平衡方程材料与化学工程系9化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡三.两组分理想溶液的气液平衡相图P=pA0 x+(1-x)pB0y=pA0 x/(pA0 x+(1-x)pB0)单相区：气相区、液相区两相共存区1.Px(y)图等温图材料与化学工程系10化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡t-x-y图和x-y图2.等压图 t-x-y图杠杆规则部分汽化：xyF 分布分离t-x-y图可通过实验测定。对二元理想物系：系统总压影响气液材料与化学工程系11化工原理

5、6-1 两组分溶液的汽液平衡 x-y图txy 图中的数据 xy 图。 x-y线与对角线偏离越远，表示越易分离。若x-y线与对角线重合，则不能用精馏方法分离。精馏过程接近等压。x-y图常用于两组分混合物精馏过程的计算。压强对x-y曲线的影响不大，但压强明显改变时，必须考虑压强的影响。材料与化学工程系12化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡 6-1-2 两组分非理想物系的汽液平衡 几种情况：1）气相为理想气体，液相为非理想溶液；2）液相为理想溶液，气相为非理想气体；3）液相为非理想溶液，气相为非理想气体。 相液平衡，任一组分在气相中的化学等于液相中的化学位：材料与化学工程系13化工原理6-1 两组

6、分溶液的汽液平衡实际物系分为三类：具有一般正负偏差、具有最大正偏差、具有最大负偏差。 在Px(y)图中，PB0PPA0，PB0max；tx(y)图出现最低点，最底恒沸点；xy图中，平衡曲线与对角线相交。 Px(y)图，PminPA0，PB0min，tx(y)图出现最高点，最高恒沸点，xy图，平衡曲线与对角线相交。一、具有一般正负偏差的实际物系二、具有最大正偏差的实际物系三、具有最小正偏差的实际物系材料与化学工程系14化工原理6-1 两组分溶液的汽液平衡最大负偏差溶液：有最高恒沸物tytx材料与化学工程系16化工原理6-2 平衡蒸馏和简单蒸馏一、流程6-2-1平衡蒸馏特点：连续稳定、分离程度不高

7、。计算内容：通常给定F、xF和分离要求（xD、xW)或(W、xW)确定D、W或xD 确定 P 操作温度te 换热器热负荷。约束方程：物、热衡算、平衡关系。范围 基准 轻组分：FxF=DxD+WxW总物料：F=D+W 液化率：q=W/F二.物料衡算材料与化学工程系17化工原理6-2 平衡蒸馏和简单蒸馏1.由P确定平衡曲线xy线及tex线；2.由分离要求或物料衡算计算q，3.作q线，并xy线相交；4.由交点的x坐标确定te。五.步骤对闪蒸罐：r：汽化潜热，KJ/mol；te：平衡温度， 。材料与化学工程系19化工原理6-2 平衡蒸馏和简单蒸馏 6-3-2 简单蒸馏一.流程与装置二.简单蒸馏的原理液

8、相组成：汽相组成：釜液量： 釜液量全部汽化 最终釜液量W=0，无分离作用。只有部分汽化（冷凝），才可得到易挥发组分较高的馏出液。 当料液组成为x1时，所得馏出液最高组成为y1。材料与化学工程系20化工原理6-2 平衡蒸馏和简单蒸馏三.过程计算总：dD+L+dL+LdD = -dL物料衡算：任一瞬间，yx满足平相衡。范围 基准：dt轻组分：图解积分或数值积分材料与化学工程系21化工原理6-2 平衡蒸馏和简单蒸馏轻组分的物料衡算：总物料衡算：比较：对相同的物系，在相同液化率时，简单蒸馏的效果更好。按一个操作周期的物料衡算：材料与化学工程系22化工原理6-3 精馏原理和流程6-4-1 精馏过程原理和

9、条件一次部分汽化（冷凝）结果：部分分离多次部分冷凝（汽化）结果：较大程度的分离缺点：中间产物多，能耗高，产量小，设备庞大。材料与化学工程系23化工原理6-3 精馏原理和流程料液, xF Feed塔顶产品, xDOverhead product液相回流Liquid reflux汽相回流Vapor reflux精馏段Rectifying section提馏段Stripping section再沸器Reboiler冷凝器condenser改进：回流使不处于平衡状态的两相接触热、质传递部分冷凝和部分汽化同时发生。精馏原理：在塔内，对气、液两相同时进行多次部分冷凝和部分汽化。精馏条件：塔顶的液体回流和塔

10、釜的产生的蒸汽回流。材料与化学工程系24化工原理6-3 精馏原理和流程 6-3-2精馏流程连续精馏流程间歇精馏流程精馏段上升蒸汽中轻组分的精制提馏段下降液相中重组分的提浓回流实现精馏操作的必要条件材料与化学工程系26化工原理6-4 两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的工艺设计及计算主要内容:1）确定产品的流量和组成；2）确定精馏塔的类型，根据塔型，计算理论板层数或填料层高度；3）确定塔高和塔径；4）对板式塔，进行塔板结构尺寸的计算和塔板的流体力学验算；5）对填料塔，确定填料的类型和尺寸，并计算填料塔的流动阻力；6）计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸，以及冷却剂和加热剂的用量。材

11、料与化学工程系27化工原理6-4 两组分连续精馏的计算精馏段：提馏段： 服从恒摩尔流假定的精馏过程，塔板上汽液两相接触时，有多少摩尔的蒸汽冷凝，相应就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。 范围 基准xF、xD、xW：进料、馏出液、釜残液的组成（摩尔分率）；F、D、W：进料、馏出液、釜残液的流量（kmol/h）。 6-4-2 物料衡算与操作线一、全塔物料衡算材料与化学工程系29化工原理6-4 两组分连续精馏的计算总物料：轻组分：塔顶轻组分回收率：塔底重组分回收率：注意：规定分离要求：应满足DxDFxf 或(D/F)(Xd/Xw)。材料与化学工程系30化工原理6-4 两组

12、分连续精馏的计算二、精馏段操作线方程范围 基准总物料易挥发组分回流比 满足恒摩尔流，则V=(R+1)L。精馏段操作线特点：直线；过点（xD,xD)和点（0，xD/(R+1)材料与化学工程系31化工原理6-4 两组分连续精馏的计算三.提馏段操作线方程范围 基准总物料易挥发组分提馏段操作线方程特点：直线， 过(xW, xW）点。材料与化学工程系32化工原理6-4 两组分连续精馏的计算提馏操作线：c点：y =x= xW斜率：L/V截距：-WxW /V精馏操作线：a点：y =x= xD斜率：R/(R+1)截距：xD /(R+1) x y 0 1.0 1.0 xD abxW cde材料与化学工程系33化

13、工原理6-4 两组分连续精馏的计算6-4-3 进料热状况的影响第 m 块板加料板范围 基准F, xF, IF， tFV, ym+1, IVV, ym, IVL, xm-1, ILL, xm, IL第m板总物料衡算：轻组分物料衡算：热量衡算：材料与化学工程系34化工原理6-4 两组分连续精馏的计算饱和蒸汽间的显热可不计饱和液体间的显热可不计加料热状态参数精馏段与提馏段的两相流量关系：提馏段操作线方程：材料与化学工程系35化工原理6-4 两组分连续精馏的计算（1）温度低于泡点的冷液体tFtB，IF1;（2）泡点下的饱和液体tF=tB ，IF=IL； q=1 ;（3）汽液混合物tBtFtD，ILIF

14、IV ；0qtD，IFIV ; q1, LL+F, VV(2) 饱和液体 q=1, L=L+F, V=V(3) 汽液混合物 0qL, VV(4) 饱和蒸汽 q=0, L=L, V=F+V(5) 过热蒸汽 q0, LF+V上述各进料热状态下的 q 值，以及受此影响的汽、液摩尔流率分别为 LLFVV（1）冷液体，q1LLFVV（2）饱和液体，q=1LLFVV（3）汽液混合物，0q1LLFVV（4）饱和蒸气，q=0LLFVV（5）过热蒸气，q0进料线方程精馏段操作线与提馏段操作线的交点轨迹方程，也被称为q线方程。精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：材料与化学工程系37化工原理6-4 两组分连续精馏的

15、计算进料方程或q线方程特点：加料热状态一定时，q 线方程式为一直线方程；且必定会过点（xF,xF)。不同加料热状态对应不同的 q 值，也就对应着不同的 q 线。 当饱和液体进料，q=1,q 线方程为x=xF；当饱和蒸汽进料，q=0，q 线方程为y=xF 。材料与化学工程系38化工原理6-4 两组分连续精馏的计算q 线的作法：e点(xF,xF)，斜率=q/(q-1) 进料焓值(温度)增加，q 值减小， 则 q 线与精馏操作线的交点(相应加料热状态下两操作线的交点)沿着精馏操作线向 x、y 减小的方向移动。从塔设备的角度，这意味着加料板位置下移。 q 线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需

16、将此点与对角线上的 x=xW，y=xW 点联结，即得提馏段操作线。实际应用中，常用此法作提馏段操作线。 eacbdq0q=00q101.0 xWxy1.0 xDzF不同加料热状态下的 q 线材料与化学工程系39化工原理6-4 两组分连续精馏的计算6-4-4 理论板层数的求法 对符合恒摩尔流假设的双组分精馏过程，NT 操作线方程和相平衡关系。 一.逐板计算法y1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W, xWF, xFD, xDQ依据：材料与化学工程系40化工原理6-4 两组分连续精馏的计算步 骤：x1y2x2xnxF（仅指饱和液体进料）第n层理论板是进料板，精馏段所需

17、理论板层数为（n-1）此后，可改用提段操作线方程进行类似计算，直至xm xW，m为提馏段理论板数（含再沸器）。若塔顶为全凝器, y1=xDy3材料与化学工程系41化工原理6-4 两组分连续精馏的计算例.二元混合液中轻组分的摩尔分率xF=0.25，采用精馏操作进行分离，要求xD不小于0.98、xW不大于0.0885。操作条件下的相对挥发度为2.47，操作条件为回流比为5、泡点回流、泡点进料，求所需理论板层数。解：相平衡：物料衡算：精馏段操作线：提馏段操作线：材料与化学工程系42化工原理6-4 两组分连续精馏的计算泡点回流，则y1=xD=0.98平衡方程x1 操作线y2 理论板序号板上气相组成板上

18、液相组成10.980.952020.95670.899430.91280.809140.83760.676250.72650.518660.59660.373470.47450.267780.38140.2032xF90.29030.1421100.18420.0837第八块板为进料板，共需要10块理论板（含塔釜再沸器）材料与化学工程系43化工原理6-4 两组分连续精馏的计算二、图解法 梯级图解法以平衡关系与操作关系为依据，将两者绘在图上，便可图解得出达到指定分离任务所须的理论塔板数及加料板位置。 依据：R、q，进料及产品组成。步 骤：1. 作平衡线及对角线； 2. 作精馏段操作线； 3. 作

19、q线； 4. 点(xq，yq)和(xW，xW)作提馏段操作线；5.从a点平衡线与精馏段操作线之间作直角梯级；6. 恰好跨越交点（d点）时，则在平衡线与提馏操作线之间作梯级，直至某梯级的垂直线达到小于xW为止；材料与化学工程系44化工原理6-4 两组分连续精馏的计算7 .每个梯级代表一块理论板。梯级总数即为所需理论板数。y1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W, xWF, xFD, xDQyy1xW12345678910axq 线de01.01.0y2y3y6yqxqxFx2x1xD材料与化学工程系45化工原理6-4 两组分连续精馏的计算进料位置对理论板数的影响：图

20、a最佳进料位置所需的理论板数为最少。图b，c：加料板位置偏离进料组成，两种安排所需的理论板数均有所增加。原因是操作线在局部与平衡线距离很近，传质推动力小（增浓程度小）。 材料与化学工程系46化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 6-4-5 几种特殊情况时理论板层数的求法一.直接蒸气加热适用：重组分为水的体系。易挥发组分衡算： 总物料衡算: 若恒摩尔流假设仍成立，则:V0 :kmol/s(kmol/h) F, xFD, xDW, xW加热蒸气 V0VLVL提馏段操作线:特点？精馏段操作线：提馏段操作线 如何求解NT？材料与化学工程系47化工原理6-4 两组分连续精馏的计算二.多侧线塔多股股进料特

21、点多q线原因：1）多股进料，2）多股采出特点：多塔段、各塔段的两相流量改变。12W, xWF1,q1,xF1D, xD3F2,q2,xF2第1段：第2段：材料与化学工程系48化工原理6-4 两组分连续精馏的计算第3段q2线：q1线：(xD,xD)、(0,xD/(R+1) ， (xq1,yq1)和第2塔段操作线的截距作； (xq2,yq2)和(xW,xW) 。材料与化学工程系49化工原理6-4 两组分连续精馏的计算侧线出料：饱和液体出料、饱和蒸汽出料分成多段12W, xWD, xD (yD)3F, zFD, xDq123yDxD1.001.0 xy饱和蒸汽侧线出料xWzF饱和液体侧线出料q123

22、xD1.001.0 xyxDxWzF三.提馏塔特点：无精馏段材料与化学工程系50化工原理6-4 两组分连续精馏的计算以原料液作液相流时：提馏段操作线方程为 ：q 线方程联立求解可得提馏段操作线与 q 线交点坐标理论板数图解：y=xD 与 q 线的交点即为提馏段操作线的起点，联结点 d 与点 b（xW , xW）得提馏段操作线，由点 d 开始在两线间作梯级至 b 点得所需理论板数。 xWqyq1.001.0dbxDxF材料与化学工程系51化工原理6-4 两组分连续精馏的计算当泡点进料时 q=1，交点为 xq= xF , yq=xD提馏段操作线方程为 ：欲提高馏出液组成，必须减少蒸发量，增大操作线

23、斜率F/D，所需理论板数将增加。当操作线上端移至 e 点，与成平衡的汽相组成为xD,maxedxWxFxDbxD,maxyq1.001.0材料与化学工程系52化工原理6-4 两组分连续精馏的计算四.塔顶设分凝器的精馏 材料与化学工程系53化工原理6-4 两组分连续精馏的计算精馏塔采用冷液回流，回流液温度为T ，控制回流比R=L0/D，第一块下降液体量L，实际回流比R=L/D。（IVIV)1）试证明：R=R(1+cp(TB-T)/r)；2）精馏段操作线。解：对第一块板物、热衡算五.塔顶设分凝器的精馏 材料与化学工程系54化工原理6-4 两组分连续精馏的计算材料与化学工程系55化工原理6-4 两组

24、分连续精馏的计算 6-4-6 回流比的影响及其选择一.全回流与最少理论板数全回流时：R D =0 W =0 F =0特点：对角线NTmin二.芬斯克 (Fenske) 方程第 n 板汽液相平衡关系：操作线离平衡线最远材料与化学工程系56化工原理6-4 两组分连续精馏的计算塔顶为全凝器时:全回流操作线： 材料与化学工程系57化工原理6-4 两组分连续精馏的计算三.最小回流比R NT R=Rmin NT= RRRmin，R操作费用和设备费用。 四.适宜回流比的选择操作费用：加热介质的量、冷冷却介质的量。F、q、D 一定时，R 增大，操作费用相应增加。 操作费费用回流比 RRopt设备费用：塔高、塔

25、径 理论板数 NRmin回流比 RNmin材料与化学工程系61化工原理6-4 两组分连续精馏的计算操作费总费用设备费费用回流比 RRopt 最适宜的回流比总费用最低时的回流比。 根据实验和生产数据统计:例.xF=0.5、q=1、=2、D/F=0.6、NT=。求：1)R=0.8，xD=? xW=? 2)R=1.5，xD=? xW=?材料与化学工程系62化工原理6-4 两组分连续精馏的计算解：1） NT=，R=Rmin=(xD-yq) / (yq-xq)q=1xq=xF=0.5夹紧为x=xF与平衡曲线的交点。代入最小回流比计算式xD=0.8物料衡算2)设仍存在夹紧点，且位于q线与平衡曲线的交点，则

26、：材料与化学工程系63化工原理6-4 两组分连续精馏的计算物料衡算：说明达到了最大分离程度。取F=1mol/h基准，D=0.6mol/hFxF，表明塔釜残液为纯态的重组分。因此：D=0.6F；DxD=FxFxD=0.833精馏段操作线：提馏段操作线：用8个物系，由逐板计算得出的结果绘制而成。吉利兰 (Gilliland) 关联图 6-4-7简捷法求理论板层数材料与化学工程系64化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 应用条件：组分数目=211；进料热状态包括冷液至过热蒸汽的五种情况； Rmin =0.537.0；=1.264.05；理论板数=2.443.1。注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述

27、条件相近。 吉利兰图步骤：(1) 求 Rmin，并选择R；(2) 求Nmin；(3) (R-Rmin)/(R+1)，查 (NT-Nmin)/(NT+1) ，得所需 NT；(4) 确定加料位置。注意：上述计算中，与实际回流比 R 对应的 NT 和与全回流对应的 Nmin，均指包括再沸器的全塔理论板数。 材料与化学工程系65化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 6-4-8 塔高和塔径的计算一、板效率与塔高理论板 实际板 校正1.单板效率物理意义: 分子代表汽相或液相经过一块板后实际的组成变化，分母则为理论板的组成变化。整块板的平均效率点效率材料与化学工程系66化工原理6-4 两组分连续精馏的计算2

28、.全塔板效率反映塔中各层塔板的平均效率3.塔高板式塔：填料塔：二.塔径计算选择操作流速u操作状态下上升蒸汽的体积流量Vs按塔设备的的标准圆整校核操作流速分别计算精馏段和提馏段塔径，若相差较大，应采用异径塔。材料与化学工程系67化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 6-4-9 连续精馏装置的热量衡算冷凝器：塔顶冷凝得到回流液和产品；再沸器：塔底供热产生回流蒸汽。一.冷凝器的热量衡算 对全凝器作热量衡算，若忽略热损失 冷却介质消耗量则为 Qc：热负荷，kJ/s；IV, IL ：塔顶上升蒸汽和馏出液的焓，kJ/kmol；Wc ：冷却介质消耗量，kg/s；Cpc：冷却介质的比热，kJ/(kg)；t1、

29、t2 ：冷却介质在冷凝器进、出口处的温度。 F, CF, tFIIIVVLLL, CL, tLD, CL, tLWc, t1Wc, t2V, IVW, Cw, twG, IGG, IG材料与化学工程系68化工原理6-4 两组分连续精馏的计算二.再沸器加热介质消耗量：材料与化学工程系69化工原理6-4 两组分连续精馏的计算一.灵敏板温度分布原因温度反映各板组成 塔顶塔板序号塔釜温度 t灵敏板：温度改变最显著的塔板。 6-4-10 精馏塔的操作和调节材料与化学工程系70化工原理6-4 两组分连续精馏的计算二.精馏塔的操作与调节xF的影响：可 R 或 D/F 的调节方法。 (1) R，L/V ；L/

30、V，两操作线与平衡线距离，塔板分离能力 。若 xF 下降不大，可在 D/F 不变的情况下维持 xD 不变，但塔顶冷凝器和塔釜再沸器的负荷增加，能耗增加。 (2) V 不变，减少 D/F，精馏段L/V ，精馏段塔板的分离能力变大，故 xF 下降不大时，适当减少采出量 D/F 也可维持 xD 不变。 注意：R ，使xD 提高，受塔板数限制，提高程度有限。材料与化学工程系71化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 q的影响：R 相同，q，进料带入热量，相同分离程度(xD-xW)所需理论板数。1) R 相同:为保持冷凝负荷 V 不变，进料热，塔底供热，塔釜上升蒸汽量，提操线斜率并向平衡线移动，提馏段每一

31、塔板的分离能力 ；2)若V不变，进料带入的热量(q)，精馏段上升汽量 V ，冷凝负荷，R。注意： q 变化时，应根据冷凝器和再沸器的负荷能力来调节塔顶的回流液量与塔釜的汽化量，以满足分离的要求。 若 xF 变化较大而要维持 xD 不变，应适当下调进料位置，并同时加大 R 或减少 D/F 的调节。材料与化学工程系72化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 R的影响：回流比是精馏塔分离效果的主要因素，生产中常用改变回流比来调节、控制产品质量。 在D/F一定时，通过增大R提高xD会受到下列因素的限制：1.再沸器和冷凝器的传热能力；2.精馏塔所具有的理论板数，即使R增大到无穷大，（全回流），xD有一最大

32、值极限；3.全塔物料平衡的极限，即：塔体散热：当塔体的热量损失QL=0，1） QL0，热量从塔环境，从上到下的L或L依次增大，与增大R的效果相同；2） QL0,与减小R的效果相同。材料与化学工程系73化工原理6-4 两组分连续精馏的计算 6-5-11精馏塔的计算类型一.设计型计算设计条件：混合物系、组成、处理量任务：1）选择操作条件；2）选择塔型；3）计算塔的工艺尺寸（塔径、塔高、板间距、塔板布置、流体力学性能验算等）；4）选择加热剂、冷凝剂、再沸器、冷凝器、泵；5）主体设备和附属部件选择，包括塔体壁厚与公称直径、接管尺寸、接管阀栏、群坐、人孔、手孔、等。二、操作型 设备一定，且忽略操作条件变

33、化对ET的影响。1.通过改变操作条件，定量计算分离效果的变化，或定性分析xD、xW的变化趋势。材料与化学工程系74化工原理6-4 两组分连续精馏的计算2.校核：对一定的设备在指定操作条件下操作，判断能否达到分离要求。二元精馏的基本方程相平衡：物料衡算：分离程度：分离结果的变化受物料衡算和各板分离能力的约束。方法：试差法或反证法。材料与化学工程系75化工原理6-4 两组分连续精馏的计算例.某精馏塔具有5块理论板（含塔釜再沸器），含苯50%（摩尔分率）的苯甲苯混合掖预热至泡点后在塔的第三块理论板（从上往下）上进入塔内，泡点回流，回流比为3，塔顶的馏出率为0.44，体系的相对挥发度为2.47。试计算

34、馏出液和釜残液的组成。解：设xW=0.194, xD=(xF-WxW/F)=0.889平衡方程：精馏段操作线：提馏段操作线：材料与化学工程系76化工原理6-4 两组分连续精馏的计算y1= 0.8890、 x1= 0.7642；y2= 0.7955 、x2= 0.6117 ；y3= 0.6810 、 x3= 0.4637 ；y4= 0.5494 、x4= 0.3305； y5= 0.3739 、 x5= 0.1946假设值。所以：xD=0.8890；xW=0.1946。材料与化学工程系77化工原理6-5 间歇精馏特点：非稳态过程；只有精馏段。操作方式：馏出液组成恒定；回流比恒定流程：6-5-1

35、回流比恒定的间歇精馏塔计算 已知F、xF、要求的最终xWe 和馏出液平均组成，确定适宜的回流比和所需的理论板数。 材料与化学工程系78化工原理6-5 间歇精馏R 恒定的间歇精馏，xD 与 xW 均随过程的进行而变。N 一定，任意时刻的 xD 与 xW 相互制约。操作线随过程平行下移，即操作 线的起点和截距均在变。假设xD始 xD始 xF Rmin一.特征二.确定回流比和理论板数xyexD始yRmin+11.001.0 xF= xexD始Rmin R NT 材料与化学工程系79化工原理6-5 间歇精馏xWxy0123412341.01.0 xFxD始xD终任取 xD xW三.残液量 ： W，xW

36、，xD +d ：W+dW，xW+dxW材料与化学工程系80化工原理6-5 间歇精馏得出的 与任务给定的 比较，若相等或稍大即为所求，否则应另设 xD始，重新进行上述各步计算。 总汽化量： 根据总汽化量和操作所需时间可确定单位时间的汽化量，并由此确定精馏塔的塔径与蒸馏釜的传热面积。F、xF 和 xWe 由分离任务给定材料与化学工程系81化工原理6-5 间歇精馏-5-馏出液组成保持恒定的间歇精馏已知F、xF、xD、xW 或 ，确定回流比的变化范围和所需的理论板数。 一.馏出液量和釜残液量的确定 二.理论板数的确定 xD 恒定，过程终了时 xW 最低，则(xD-xW) 最高，NT 最大。设终了时刻釜

37、液组成为 xWe，可用图解法求理论板数。 D, xDW, xWQVLF材料与化学工程系82化工原理6-5 间歇精馏最小回流比R终=(1.12)Rmin NTR终 为 xD 恒定的间歇操作终了时的最大回流比，初期可采用较小的 R。xW 与 R 有对应关系：R 的 xW 瞬间对应值图解xWea1+Rmin1.01.00 xDyWexDa1+R终xWe1+R1.01.00 xWxDxDxD材料与化学工程系83化工原理6-5 间歇精馏汽化量=f( 蒸汽用量, 传热面积 )设： d 内，汽化量： dV ，馏出液量： dD对开始至任一时刻作物料衡算汽化量：回流比： 汽化量：材料与化学工程系84化工原理6-

38、5 间歇精馏若已知蒸馏釜的汽化能力 (kmol/s)，则精馏一釜料液所需时间为： a1+R终xWe1+R1.01.00 xWxDxDxD材料与化学工程系85化工原理6-6 特殊精馏恒沸物或接近于1的物系普通精馏不能特殊精馏 萃取 吸附 膜分离萃取精馏 恒沸精馏 加盐精馏 反应精馏 水蒸气蒸馏可以采用的方法加入第三种物质，改变原来体系的气液平衡关系。因需要回收第三组分，故采用多塔联合操作。偶合技术降低高沸点或热敏性物系操作温度。材料与化学工程系86化工原理6-6 特殊精馏 6-6-1 恒沸精馏形成新恒沸物，改变组分间的 ，再用一般精馏方法分离。最低恒沸物的体系：恒沸物为塔顶产品，塔底得纯组分；最高恒沸物的体系：恒沸物为塔底产品，塔顶得纯组分。恒沸精馏流程取决