蒸馏课件讲义整理

在化工生产过程中，常需要将原料、中间产物或粗产物进行分离，以获得符合工艺要求的化工产品或中间产品。例如将原油蒸馏可得到汽油、煤油、柴油及重油等；将混合芳烃蒸馏可得到苯、甲苯及二甲苯等；将液态空气蒸馏可得到纯态的液氧和液氮等。

蒸馏是分离均相液体混合物的一种方法。模块七蒸馏技术1-在化工生产过程中，常需要将原料、任务一了解蒸馏过程及其应用在化工生产过程中，多数原料和半成品都是混合液，要想得到较高纯度的物质，就需要进行分离和精制。例如将石油分离为汽油、煤油、柴油及重油等；又如从粮食、薯类的发酵液中制酒精。石油、乙醇水溶液等很多混合液有一个共同物征——互溶、均质。人们将具有互溶、均质的液体混合物称为均相溶液。蒸馏、萃取等操作均可将均相溶液分离为较纯组分的单元操作。但蒸馏操作是工业生产中应用最为广泛的一种单元操作。实际生产中的蒸馏操作过程可根据溶液性质、生产目的与要求而采用不同的方法。当物质比较容易分离或分离要求不高时，可采用简单蒸馏或闪蒸，较难分离的物质可采用精馏，很难分离的物质或用普通精馏方法不能分离的则可采用特殊精馏。其中应用最为广泛的是精馏。2-任务一了解蒸馏过程及其应用在化工生按操作方式：间歇蒸馏、连续蒸馏按蒸馏方法：简单蒸馏、精馏、特殊精馏按操作压力：常压蒸馏、加压蒸馏、负压蒸馏按分离组分数目：两组分精馏、多组分精馏蒸馏操作的分类3-按操作方式：间歇蒸馏、连续蒸馏蒸馏操作的分类3简单蒸馏

简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。简单蒸馏装置如图8－9所示。混合液在蒸馏釜中受热后部分气化，产生的蒸气随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液不断流入接受器中，作为馏出液产品。由于气相组成y大于液相组成x，因此随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高。通常当馏出液平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即停止蒸馏操作。在一批操作中，馏出液可分批收集，以分别得到不同组成的馏出液。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。4-简单蒸馏

简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏平衡蒸馏

平衡蒸馏（或闪蒸）是一种单级蒸馏操作。在单级釜内进行平衡蒸馏时，釜内液体混合物被部分气化，并使气相与液相处于平衡状态，然后将气液两相分开。这种操作既可以间歇方式又可以连续方式进行。化工生产中多采用如图8－8所示的连续操作的平衡蒸馏装置。混合液先经加热器加热，使液体温度高于分离器压强下液体的沸点，然后通过减压阀使其降压后进入分离器中，此时过热的液体混合物即被部分气化，平衡的气液两相在分离器中得到分离。通常分离器又称为闪蒸罐（塔）。5-平衡蒸馏

平衡蒸馏（或闪蒸）是一种单级蒸馏操作。在原料液溶液由塔中部加入，液体在塔内处于沸腾状态，产生的蒸汽沿塔上升，从塔顶引出进入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作为塔顶产品，一部分回流至塔内液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，进入再沸器被间接加热沸腾汽化，所产生的蒸汽由再沸器引入塔内汽相回流，沿塔上升，没汽化的液相作为塔底产品。由此可知，塔内所进行的精馏过程可视为一股上升的汽流与一股下降液流在塔内逆流流动，直接接触，在两股流体间实现了热量、质量的传递。一、精馏流程6-原料液溶液由塔中部加入，液体在塔内处于沸腾状态二、精馏操作

粗甲醇的精馏7-二、精馏操作

粗甲醇的精馏7-蒸馏的概念定义：将液体均相混合物加热，使之沸腾汽化，利用各组分沸点（挥发度）不同的特性进行分离的一种单元操作。实质：传热和传质过程处理对象：液体均相混合物过程特征：

1）全部汽化、全部冷凝——不能分离

2）部分汽化、部分冷凝——能够分离目的：分离液体混合物专有名词：塔顶产品、塔底产品8-蒸馏的概念定义：将液体均相混合物加热，使之沸腾汽化，利用各组三蒸馏分离的特点可直接获得产品操作简单适用范围广泛可以将气态物先液化再分离，如空分；可将固态物先熔化再分离，如分离脂肪酸混合物。需要消耗大量的能量，对于加压或减压将消耗额外的能量。9-三蒸馏分离的特点可直接获得产品操作简单9-五板式塔

一、板式塔的主要结构：塔体；塔板；气体及液体进口装置10-五板式塔一、板式塔的主要结构：10-塔板结构塔板可分为有降液管式塔板和无降液管式塔板两类。

有降液管式塔板上：气液两相呈错流方式接触，这种塔板效率较高，具有较大操作弹性，使用广泛。

无降液管式塔板上：气液两相呈逆流接触，塔板板面利用率较高，生产能力大，结构简单，但效率较低，操作弹性较小，工业使用较少。

11-塔板结构塔板可分为有降液管式塔板和无降液管式塔板两类。11-12-12-13-13-泡罩塔：主要元件为升气管用泡罩。泡罩的下部周边有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。筛孔塔：筛孔塔板简称筛板，塔板上开有许多均匀的小孔，筛孔在塔板上按一定的规律排列，塔板上设置溢流堰，使板上保证一定厚度的液层。塔板类型14-泡罩塔：主要元件为升气管用泡罩。泡罩的下部周边有很多齿缝，齿浮阀塔：在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。阀片连有几个阀腿，而使阀片不被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气流很小时，保持阀片与塔板间有一定的间距。喷射塔：在喷射型塔板上，气体沿水平方向喷出，不再通过较厚的液层而鼓泡，因而塔板压降降低，可采用较大的操作气速，提高了生产能力。

喷射塔有：舌型塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直筛板15-浮阀塔：在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动塔板的面积分四个区域：鼓泡区；为气液传质的有效区域溢流区：溢流管及受液盘所占的区域安定区：在鼓泡区和溢流区之间的面积边缘区：在靠近塔壁的部分，需留出一圈用于支持塔板边梁使用的边缘区域16-塔板的面积分四个区域：16-17-17-18-18-19-19-塔板上的气液接触状态（增大接触面积）鼓泡接触状态：当气速较低时，气体以鼓泡形式通过液层。由于气泡的数量不多，形成的气液混合物基本上以液体为主，此时塔板上存在着大量的清液。因气泡占的比例较小，气液两相接触的表面积不大，传质效率很低。20-塔板上的气液接触状态（增大接触面积）20-泡沫接触状态：当气速增加，缺泡数量集聚增加，气泡不断的发生碰撞和破裂，此时板上液体大部分以液膜的形式存在于气泡之间，形成一些直径较小、扰动十分剧烈的动态泡沫，由于泡沫接触的表面积大，并不断的更新，为两相传质传热提供了良好的条件。喷射接触状态：当气速继续增加，由于气体动能很大，把板上液体向上喷成大小不等的液滴，直径较大的液滴受重力作用又落回到板上，直径较小的液滴被气体带走，形成液沫夹带。21-泡沫接触状态：当气速增加，缺泡数量集聚增加，气泡不断的发生碰气体通过塔板的压降上升气流通过塔板时需要克服一定的阻力,该阻力形成塔板的压降.它包括：塔板本身的干板阻力；板上气液层的静压力；液体的表面张力液面落差。当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（泡罩、浮阀等）的局部阻力需要一定的液位差。22-气体通过塔板的压降液面落差。22-雾（液）沫夹带

液沫夹带塔板上的部分液体产生与液体主体流动方向相反的流动，即大、小液滴被上升的气体带到上层塔板上。

气泡夹带塔板上部分气体产生与主体流动方向相反的流动，即气泡被下降的液体卷入下层塔板上。液沫夹带和气泡夹带均属“返混现象”，其结果均使传质推动力减小，故对传质不利。

要装除沫器，降液管的工效。23-雾（液）沫夹带23-液泛（淹塔）

一种是降液管液泛，它是由于塔内气气速过大使降液管内液面升高至上层塔板的溢流堰顶，或塔内液体流量过大，使降液管不能及时将液体排出而使降液管内液面升高导致液泛。另一种情况是过量液沫夹带液泛，即由于气速过大使液沫夹带量过大而使降液管无法及时将板上液体排至下一层塔板上所致。总之，液泛是塔操作的上限。为防止液泛产生，应选择适宜的操作气速，以保证塔的正常操作。

24-24-漏液：

是液体不经正常的降液管通道流到下一层塔板。产生漏液的原因是因为气速过小或气体分布不均匀所致。严重漏液是塔板上不能积累液层，使板上气液两相不能良好接触，致使塔板不能正常操作。25-漏液：是液体不经正常的降液管通道流到下一层塔板。产操作参数和负荷性能图当物系性质及塔板结构已定时，塔的操作参数即指气、液负荷。负荷性能图即是将维持塔的正常操作所允许的气、液负荷范围的图示。26-操作参数和负荷性能图当物系性质及塔板结构已定时，塔负荷性能图是由五条线围成，即漏液线、液体流量下限线、液体流量上限线、液泛线和过量液沫夹带线。由五条线所包围的区域为塔板的正常操作区。塔的实际操作液气比应在此区域内。对一定的物系，负荷性能图依塔板的类型、结构尺寸不同而异。对同一类型塔板，塔板开孔率、板间距不同，负荷性能图亦不同。上、下操极限的气体负荷之比称塔板的操作弹性。27-负荷性能图是由五条线围成，即漏液线、液体流量下限线、液体流量任务三获取蒸馏知识一、双组分理想溶液的汽液相平衡

双组分组成表示：x表示液相组成，y表示气相组成。质量分数：A、B的质量分数分别用mA,mB摩尔分数：xA、xB常用A、B分别表示易挥发组分和难挥发组分。为了方便常以x、y分别表示挥发组分A的液、气相组成。28-任务三获取蒸馏知识一、双组分理想溶液的汽液相平衡281、什么是理想物系？液相—--是理想溶液—---遵循拉乌尔定律汽相—--是理想气体—---遵循理想气体状态方程

29-1、什么是理想物系？29-2、什么是理想溶液?

对于双组分溶液,当两组分（A+B）的性质相近、液相内相同分子间的作用力（αAA、αBB）与不同分子间的作用力（αAB）相近、各组分分子体积大小相近。

宏观上表现为：两组分混合时既无热效应又无体积效应，这种溶液称为理相溶液。30-2、什么是理想溶液?对于双组分溶液,当两组

在一定温度下，溶液上方某组分的蒸汽压等于同温度下该纯组分的饱和蒸汽压乘它在溶液中的摩尔分数。

即：PA=PºAxAPB=PºBxB=PºB（1—xA）3、气液相平衡关系：31-在一定温度下，溶液上方某组分的蒸汽压等于同温度下该纯组分的

混合物的总压等于分压之和.

P=PA+PB

P=PºAxA+PºBxB

道尔顿分压定律32-混合物的总压等于分压之和.道尔顿分压定律32-理想溶液的汽-液平衡方程：

该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为泡点方程，表示平衡物系的温度和液相组成的关系。在一定压强下，液体混合物开始沸腾产生第一个汽泡的温度，称为泡点温度（简称泡点）。33-理想溶液的汽-液平衡方程：该式称理想溶液的汽该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为露点方程。该式表示平衡物系的温度与气相组成的关系。在一定的压强下，混合蒸汽冷凝时开始出现第一个液滴时的温度，称为露点温度（简称露点）。气液平衡时，露点温度等于泡点温度。34-该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为露点方例题：某苯-甲苯混合液在45℃时沸腾，外界压力为20.3kPa。此时PºA=22.7kPa；PºB=7.6,kPa试求其液相组成。习题：某庚烷–辛烷混合液在40℃时沸腾，外界压力为101.3kPa。此时PºA=122.7kPa；PºB=70.6,kPa试求其液相组成。35-例题：某苯-甲苯混合液在45℃时沸腾，外界压力为20.3kP三、相对挥发度：挥发度——物质挥发的难易程度。用“ν”表示。·相对挥发度——混合液中两组分挥发度之比称为该两组分的相对挥发度，用α表示。

·用相对挥发度表示的相平衡关系：

36-三、相对挥发度：挥发度——物质挥发的难易程度。用“ν”表示。当α=1时，两组分在汽、液相中浓度相同，用普通精馏是不能分离的；当α＞1时，汽相浓度大于液相浓度，α愈大，愈易分离；当α＜1时，液相浓度大于汽相浓度，可分离。

37-当α=1时，两组分在汽、液相中浓度相同，用普通精馏是不能分离二、汽液平衡相图t-x图、t-y图有二个共同点：纵坐标都是溶液的沸点；横坐标是溶液的浓度x、y，单位是摩尔分数，都是从0-1。1、t-x、t-y图：38-二、汽液平衡相图t-x图、t-y图有二个共同点：纵坐标都是2、t-x-y图：

·作图：以ｔ为纵轴，以ｘ（ｙ）为横轴作图39-2、t-x-y图：·作图：以ｔ为纵轴，以ｘ（ｙ）为横轴·识图：有二个点：A点：x=1纯A组分t=353.2kB点：x=0纯B组分t=383.2k有两条曲线：t-x关系曲线：液相组成与泡点间的关系,液相线，饱和液相线；t-y关系曲线：汽相组成与露点间的关系,汽相线，饱和汽相线。

40-·识图：40-三个区域t-x线下方：液相区，末饱和液相区；t-y线上方：汽相区，过热蒸汽区；t-x,t-y线之间：溶液已沸腾汽化，但并没有全部汽化，汽液共存饱和蒸汽区。

41-三个区域41-·讨论讨论:在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图中点A）的混合液加热，当温度升高到t2（点B）时，溶液开始沸腾，此时产生第一个汽泡，该温度即为泡点温度。继续升温到t3（点C）时，汽液两相共存，其汽相组成为y、液相组成为x，两相互成平衡。同样，若将温度为t5、组成为y1（点E）的过热蒸汽冷却，当温度降到t4（点D）时，过热蒸汽开始冷凝，此时产生第一个液滴，该温度即为露点温度。继续降温到t3（点C）时，汽液两相共存。42-·讨论讨论:在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图结论：通过以上t-x-y图讨论，在液相区，泡点、露点、过热蒸汽区组成都没有改变，只有在汽液共存区，组成发生了变化。汽相中易挥发组成浓度提高了y1＞y0；

液相中难挥发组分浓度提高了x1＜x043-结论：通过以上t-x-y图讨论，在液相区，泡点、露点、过热蒸·t-x-y图的作用：了解t与x，t与y之间的关系；汽相量、液相量、汽发率、液化率计算方法；蒸馏操作原理：部分汽化、部分冷凝。44-·t-x-y图的作用：了解t与x，t与y之间的关系；44-3、x-y图：作图：以x为横坐标，y为纵坐标

在对角线上一点:x=y在平衡线上一点:气、液互成平衡45-3、x-y图：作图：以x为横坐标，y为纵坐标45-·讨论：x-y图表示在一定P下，汽、液相间组成关系平衡曲线偏离对角线愈远，表示y愈大于x.该溶液愈易分离。总压对x-y图的影响不大x-y图可用实验方法或露点方程求取46-·讨论：x-y图表示在一定P下，汽、液相间组成关系46-双组分精馏的工艺计算恒摩尔流假定①恒摩尔气流：在精馏塔内，各层塔板上升蒸气摩尔流量相等，即：精馏段：V1=V2=V3=…=V=常数提馏段：V’1=V’2=V’3=…=V’=常数但两段上升的蒸气摩尔流量不一定相等。47-双组分精馏的工艺计算恒摩尔流假定47-②恒摩尔液流在精馏塔内，各层塔板下降的液体摩尔流量相等，即：精馏段：L1=L2=L3=…=L=常数提馏段：L’1=L’2=L’3=…=L’=常数

但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。48-②恒摩尔液流48-恒摩尔流动假定成立的条件混合物中各组分的摩尔气化热相等。各板上液体显热的差异可忽略。塔设备保温良好，热损失可忽略。49-恒摩尔流动假定成立的条件混合物中各组分的摩尔气化热相等。4950-50-一、物料衡算

式中：F、D、W——分别表示原料、塔顶产品、塔底产品流量，kmol/h；xF、xD、xW——分别表示原料中、塔顶产品、塔底产品易挥发组分的摩尔分数。1、全塔物料衡算

衡算范围：虚线框

衡算基准：单位时间

总物料衡算：F=D+W

易挥发组分：FXF=DXD+WXW

51-一、物料衡算式中：1、全塔物料衡算51-52-52-53-53-54-54-2、操作线方程

①精馏段操作线方程对虚线范围（包括精馏段第n+1板和冷凝器在内）作物料衡算，以单位时间为基准，即：

总物料衡算：V=L+D易挥发组分的物料衡算：Vyn+1=Lxn+1+DxD

式中：V、L——分别表示精馏段内每块塔板上升蒸气的摩尔流量和下降液体的摩尔流量，kmol/h；yn+1——精馏段中任意第n+1层板上升的蒸气组成，摩尔分数；xn——精馏段中任意第n层板下降的液体组成，摩尔分数。

55-2、操作线方程

①精馏段操作线方程对虚线范围（包括精馏段第上式称为精馏段操作线方程式此式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板上升蒸气相组成yn+1之间的关系。56-上式称为精馏段操作线方程式56-②提馏段操作线方程对虚线范围作物料衡算，即：

总物料:L’=V’+W易挥发组分:L’x’m=V’y’m+1+Wxw式中：y’m+1------提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；x’m-----提馏段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。57-②提馏段操作线方程对虚线范围作物料衡算，即：

总物料:L’=该式为提馏段操作线方程。该方程的物理意义是表达在一定的操作条件下，提馏段内自任意第m板下降的液相组成与其相邻的下一层塔板第m+1板上升的蒸汽组成之间的关系。应该指出，提馏段内液体摩尔流量，除回流液外还受进料量及进料热状况的影响。58-58-59-59-3、进料热状况的影响①、精馏塔的进料热状况在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有以下五种不同的热状况：(1)温度低于泡点的冷液体。(2)泡点下的饱和液体。(3)温度介于泡点和露点之间的气液混合物。(4)露点下的饱和蒸气。(5)温度高于露点的过热蒸气。60-3、进料热状况的影响①、精馏塔的进料热状况60-②进料热状况对进料板上、下各流股的影响

冷液进料，提馏段内回流液流量包括以下三部分：精馏段的回流液流量；原料液流量；为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来，冷凝液也成为的一部分。由于这部分蒸气的冷凝，故上升到精馏段的蒸气量比提馏段的要少，其差额即为冷凝的蒸气量。L`>L+FV`>V61-②进料热状况对进料板上、下各流股的影响冷液进进料热状况对进料板上、下各流股的影响对于泡点进料。由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，而两段上升蒸气流量则相等。L`=L+FV`=V62-进料热状况对进料板上、下各流股的影响对于泡点进料。由于原料液进料热状况对进料板上、下各流股的影响气液混合物进料，则进料中液相部分成为L‘的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分。L<L’<L+FV’<V63-进料热状况对进料板上、下各流股的影响气液混合物进料，则进料中进料热状况对进料板上、下各流股的影响饱和蒸气进料。整个进料变为V的一部分，而两段的液体流量则相等，L=L‘V=V’+F64-进料热状况对进料板上、下各流股的影响饱和蒸气进料。整个进料变进料热状况对进料板上、下各流股的影响过热蒸气进料，此种情况与冷液体进料的恰好相反，精馏段上升蒸气流量包括以下三部分：提馏段上升蒸气流量；原料液流量；为将进料温度降到板上温度，必然会有一部分来自精馏段的回流液体被气化，气化的蒸气量也成为中的一部分。由于这部分液体的气化，故下降到提馏段中的液体量将比精馏段的少，其差额即为气化的那部分液体量。

L‘<LV>V’65-进料热状况对进料板上、下各流股的影响过热蒸气进料，此种情况与总物料衡算式为:F+L+V’=V+L’总热量衡算式为：FiF+Li+V’I’=VI+L’I’+热损失对进料板分别作总物料衡算及热量衡算66-总物料衡算式为:对进料板分别作总物料衡算及热量衡算66-忽略设备的热损失及相邻两塔板间汽、液流各自的的变化和组成变化，则：i≈i‘、I≈I‘，热损为零

FiF+Li+V’I=VI+L’I

F（I–iF）=（L’-L）（I–i）

67-忽略设备的热损失及相邻两塔板间汽、液流各自的的变化和组成变化

L’=L+q•F

V’=V-（1-q）Fq值的大小反映了进料的热状况，称为进料的热状况参数。进料的热状况不同，q值不同，对塔内物料变化的影响不同。68-L’=L+q•F

V’=V-（1-q）Fq值不同热状况下的q线69-不同热状况下的q线69-五种不同进料状况总结70-五种不同进料状况总结70-三、理论板层数的求法1、理论板的概念所谓理论板是指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致的。例如，对任意层理论板n而言，离开该板的液相组成yn与气相组成xn符合平衡关系。71-三、理论板层数的求法1、理论板的概念71-2、逐板计算法计算依据气液平衡关系操作关系－－精馏段操作线方程、提馏段操作线方程计算条件塔顶采用全凝器；塔顶回流液体在泡点温度下回流入塔；塔釜（再沸器）采用间接蒸汽加热，再沸器相当于一层理论板。72-2、逐板计算法计算依据72-计算步骤塔顶馏出液ｘＤ与上升蒸气ｙ１相同，即：ｙ１=ｘＤ＝已知值离开理论板的气液两相组成是互成平衡的，故可由y1用气液平衡方程求得x1。第二层塔板的上升蒸汽组成y2与第一层塔板下降液体组成x1符合精馏段操作线关系，故利用精馏段操作线方程可由x1求得y2，即如此重复计算，直至计算到xn≤xF（仅指泡点进料的情况）时。第n层理论板是进料板，精馏段所需理论板数为（n-1）。73-计算步骤第二层塔板的上升蒸汽组成y2与第一层塔板下降液体组成此后，使用提馏段操作线方程和平衡方程，继续采用上述方法进行逐板计算，直至计算到≤xW为止。因再沸器相当一块理论板，故提馏段所需理论板数（m-1）。74-此后，使用提馏段操作线方程和平衡方程，继续采用上述方法进行逐3、图解法：在x-y坐标图上画出平衡曲线和对角线。画精馏段操作线。画ｑ线。画提馏段操作线。画直角梯级。从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，当梯级跨过两操作线交点d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过c点为止。应该指出：当梯级跨过两操作线交点d时，此梯级为进料板，即为适当的进料位置。此时对一定的分离任务而言，如此作图所需理论板数为最少。75-3、图解法：在x-y坐标图上画出平衡曲线和对角线。75-五、实际塔板数和板效率由于气、液两相在塔板上的接触时间有限，使得离开塔板的气相与液相，一般不能达到平衡状态，即每一层塔板实际上起不到一层理论板的作用。因此，在指定条件下在指定条件下进行精馏操作所需要的实际板数N较理论板数NT为多。NT与N之比称为塔板效率ET，即：

单板效率76-五、实际塔板数和板效率由于气、液两相在塔板上的接触时间有限，回流比回流的作用1、向塔内提供一定数量的液流；2、向塔内提供了易挥发组分，维持塔内的稳定操作。

精馏操作中，回流是构成气液两相接触传质、使原料液中各组分进行高纯度分离的必要条件，而回流皆大小则是影响精馏塔设备费和操作费的重要因素。

回流包括：塔顶液相回流和塔底气相回流。77-回流比回流的作用精馏操作中，回流是构成气液两相回流比对精馏操作的影响一、回流比R与理论塔板数NT的关系R增大，L增大，D下降，对生产不利，但R增大，操作线的斜率减小，操作线往对角线上靠，每块板的提浓能力提高，完成相同的分离要求，所需的NT减少，对生产有利。回流比有两个极限值，一是全回流，二是最小回流比。78-回流比对精馏操作的影响一、回流比R与理论塔板数NT的关系78二、全回流与最少理论塔板数Nmin全回流的特点是：F=0，D=0，W=0，R=∞，在(x-y)图上两条操作线合二为一，且与对角线重合。

全回流的操作线方程为

yn+1=xn

对于完成同样的分离任务而言，全回流时所需的理论塔板数为最少。

全回流操作主要用于精馏塔的开工阶段、调试或实验研究等方面。

全回流即回流比R=∞，是所取回流比的上限。79-二、全回流与最少理论塔板数Nmin全回流的特点是：F=0，D

三、最小回流比Rmin

1、最小回流比Rmin的概念当回流比R减至某一数值时，两条操作线的交点d落在平衡曲线上，这时所需的理论板数为无穷多，故称此时的回流比为最小回流比.又因此时d点前后各板上气液两相组成无变化，即无增浓作用，所以也称此区为恒浓区(或称挟紧区)，d点称为挟紧点，显然，最小回流比是回流比的下限。

80-三、最小回流比Rmin80-2、最小回流比Rmin的求取①作图法：

*正常平衡曲线：

*不正常平衡曲线：当回流比减少至某一值时，操作线与平衡线先相切一点，故操作线的斜率：81-2、最小回流比Rmin的求取①作图法：*不正常平衡曲线：8②计算法：正常平衡曲线

精馏段操作线与q线交点落在平衡线上，故：

对于不同的进料状态，q、xq不同，可进一步简化。

不正常平衡曲线

最小回流比的计算只能通过求操作线的斜率82-②计算法：正常平衡曲线对于不同的进料状态，适宜回流比的选择

Rm＜R宜＜全回流可通过经济核算来选择

*操作费用操作费用由全凝器冷却水用量和再沸器加热蒸汽消耗量二项组成。此二项费用取决于上升蒸汽量，D一定，V增加，回流比R增加，操作费用增加。

*设备折旧费用设备折旧费包括精馏塔、冷凝器、再沸器等设备投资乘折旧率估算R宜=（1.2~2）Rm83-适宜回流比的选择

Rm＜R宜＜全回流可连续精馏装置的热量衡算

本节计算内容：冷却水和加热蒸汽的消耗量全塔热量衡算加热蒸汽带入的热量QB

进料带入的热量QF回流液带入的热量QR

塔顶蒸汽带出的热量QV

塔底产品带出的热量QW热损失QL

对于稳定过程，输入的热量＝输出的热量QB+QF+QR=QV+QW+QL84-连续精馏装置的热量衡算

本节计算内容：冷却水和加热蒸汽塔顶冷却水消耗量的计算塔顶蒸汽带入的热QV；冷却水带入的热Ql；冷凝液带出的热QL+D；冷却水带出的热Q2；热损Q损；

Qv+Ql=QL+D+Q2+Q损VIV+GCP水t1=（L+D）IL+GCp水t2V=L+D=D（R+1）IV-IL=rQ损=085-塔顶冷却水消耗量的计算塔顶蒸汽带入的热QV；Qv+塔底加热蒸汽消耗量的计算塔底液流带入的热QD；加热蒸汽带入的热Q1；回流汽带出的热QV；加热蒸汽带出的热Q2；残液带出的热QW；热损Q损。QD+Q1=QV+Q2+QW+Q损

LIL+WhI1=VIv+WhI2+WIw+Q损Q损不计，IL=IwV=L-WI1-I2=r86-塔底加热蒸汽消耗量的计算塔底液流带入的热QD；86-LIL+WhI1=VIv+WhI2+WIw+Q损Q损不计，IL=IwV=L-WI1-I2=r塔底蒸汽加热蒸汽消耗量：87-LIL+WhI1=VIv+WhI2+WIw+Q损87-讨论题1、特殊蒸馏主要有哪几种？各适用于什么场合。2、精馏塔开工前要做哪些准备工作？3、精馏操作的开、停车步骤如何。需注意哪些安全问题？4、精馏过程中有哪些节能方式？5、塔板上气液接触状态有哪几种，各有何特点？6、当精馏操作中出现压力过高该如何调节？88-讨论题1、特殊蒸馏主要有哪几种？各适用于什么场合。88-7、当精馏操作中出现釜温过高该如何调节？8、精馏塔的液泛、漏液现象如何避免？9、精馏塔中可能出现的设备故障有哪些，如何处理？10、精馏塔在操作前为什么要进行清扫？清扫时要注意什么？11、精馏塔操作前、检修时为什么要装拆盲板？12、精馏塔操作前为什么要进行试压、冲洗、干燥、置换等操作？13、精馏塔的操纵变量、干扰变量有哪些？14、精馏塔的控制变量有哪些，如何进行控制？15、精馏塔安全开、停车应注意哪些问题？16、精馏塔检修安全要注意哪几点？89-89-五、板式塔流体力学性能：1、塔板上的气液接触状态鼓泡接触状态：当气速较低时，气体以鼓泡形式通过液层。由于气泡的数量不多，形成的气液混合物基本上以液体为主，此时塔板上存在着大量的清液。因气泡占的比例较小，气液两面三刀相接触的表面积不大，传质效率很低。泡沫接触状态：当气速增加，缺泡数量集聚增加，气泡不断的发生碰撞和破裂，此时板上液体大部分以液膜的形式存在于气泡之间，形成一些直径较小、扰动十分剧烈的动态泡沫，由于泡沫接触的表面积大，并不断的更新，为两相传质传热提供了良好的条件。喷射接触状态：当气速继续增加，由于气体动能很大，把板上液体向上喷成大小不等的液滴，直径较大的液滴受重力作用又落回到板上，直径较小的液滴被气体带走，形成液沫夹带。90-五、板式塔流体力学性能：1、塔板上的气液接触状态90-2、气体通过塔板的压降上升气流通过塔板时需要克服一定的阻力,该阻力形成塔板的压降.它包括：塔板本身的干板阻力；板上气液层的静压力；液体的表面张力3、液面落差。当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（泡罩、浮阀等）的局部阻力需要一定的液位差。91-2、气体通过塔板的压降3、液面落差。91-六、塔板上的异常操作现象雾（液）沫夹带

液沫夹带塔板上的部分液体产生与液体主体流动方向相反的流动，即大、小液滴被上升的气体带到上层塔板上。

气泡夹带塔板上部分气体产生与主体流动方向相反的流动，即气泡被下降的液体卷入下层塔板上。液沫夹带和气泡夹带均属“返混现象”，其结果均使传质推动力减小，故对传质不利。92-六、塔板上的异常操作现象雾（液）沫夹带92-液泛（淹塔）

一种是降液管液泛，它是由于塔内气气速过大使降液管内液面升高至上层塔板的溢流堰顶，或塔内液体流量过大，使降液馪不能及时将液体排出而使降液馪内液面升高导致液泛。另一种情况是过量液沫夹带液泛，即由于气速过大使液沫夹带量过大而使降液管无法及时将板上液体排至下一层塔板上所致。总之，液泛是塔操作的上限。为防止液泛产生，应选择适宜的操作气速，以保证塔的正常操作。漏液：

漏液是液体不经正常的降液管通道流到下一层塔板。产生漏液的原因是因为气速过小或气体分布不均匀所致。严重漏液是塔板上不能积累液层，使板上气液两相不能良好接触，致使塔板不能正常操作。93-93-

在化工生产过程中，常需要将原料、中间产物或粗产物进行分离，以获得符合工艺要求的化工产品或中间产品。例如将原油蒸馏可得到汽油、煤油、柴油及重油等；将混合芳烃蒸馏可得到苯、甲苯及二甲苯等；将液态空气蒸馏可得到纯态的液氧和液氮等。

蒸馏是分离均相液体混合物的一种方法。模块七蒸馏技术94-在化工生产过程中，常需要将原料、任务一了解蒸馏过程及其应用在化工生产过程中，多数原料和半成品都是混合液，要想得到较高纯度的物质，就需要进行分离和精制。例如将石油分离为汽油、煤油、柴油及重油等；又如从粮食、薯类的发酵液中制酒精。石油、乙醇水溶液等很多混合液有一个共同物征——互溶、均质。人们将具有互溶、均质的液体混合物称为均相溶液。蒸馏、萃取等操作均可将均相溶液分离为较纯组分的单元操作。但蒸馏操作是工业生产中应用最为广泛的一种单元操作。实际生产中的蒸馏操作过程可根据溶液性质、生产目的与要求而采用不同的方法。当物质比较容易分离或分离要求不高时，可采用简单蒸馏或闪蒸，较难分离的物质可采用精馏，很难分离的物质或用普通精馏方法不能分离的则可采用特殊精馏。其中应用最为广泛的是精馏。95-任务一了解蒸馏过程及其应用在化工生按操作方式：间歇蒸馏、连续蒸馏按蒸馏方法：简单蒸馏、精馏、特殊精馏按操作压力：常压蒸馏、加压蒸馏、负压蒸馏按分离组分数目：两组分精馏、多组分精馏蒸馏操作的分类96-按操作方式：间歇蒸馏、连续蒸馏蒸馏操作的分类3简单蒸馏

简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。简单蒸馏装置如图8－9所示。混合液在蒸馏釜中受热后部分气化，产生的蒸气随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液不断流入接受器中，作为馏出液产品。由于气相组成y大于液相组成x，因此随着过程的进行，釜中液相组成不断下降，使得与之平衡的气相组成（馏出液组成）亦随时降低，而釜内液体的沸点逐渐升高。通常当馏出液平均组成或釜残液组成降至某规定值后，即停止蒸馏操作。在一批操作中，馏出液可分批收集，以分别得到不同组成的馏出液。简单蒸馏多用于混合液的初步分离。97-简单蒸馏

简单蒸馏又称微分蒸馏，也是一种单级蒸馏平衡蒸馏

平衡蒸馏（或闪蒸）是一种单级蒸馏操作。在单级釜内进行平衡蒸馏时，釜内液体混合物被部分气化，并使气相与液相处于平衡状态，然后将气液两相分开。这种操作既可以间歇方式又可以连续方式进行。化工生产中多采用如图8－8所示的连续操作的平衡蒸馏装置。混合液先经加热器加热，使液体温度高于分离器压强下液体的沸点，然后通过减压阀使其降压后进入分离器中，此时过热的液体混合物即被部分气化，平衡的气液两相在分离器中得到分离。通常分离器又称为闪蒸罐（塔）。98-平衡蒸馏

平衡蒸馏（或闪蒸）是一种单级蒸馏操作。在原料液溶液由塔中部加入，液体在塔内处于沸腾状态，产生的蒸汽沿塔上升，从塔顶引出进入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作为塔顶产品，一部分回流至塔内液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，进入再沸器被间接加热沸腾汽化，所产生的蒸汽由再沸器引入塔内汽相回流，沿塔上升，没汽化的液相作为塔底产品。由此可知，塔内所进行的精馏过程可视为一股上升的汽流与一股下降液流在塔内逆流流动，直接接触，在两股流体间实现了热量、质量的传递。一、精馏流程99-原料液溶液由塔中部加入，液体在塔内处于沸腾状态二、精馏操作

粗甲醇的精馏100-二、精馏操作

粗甲醇的精馏7-蒸馏的概念定义：将液体均相混合物加热，使之沸腾汽化，利用各组分沸点（挥发度）不同的特性进行分离的一种单元操作。实质：传热和传质过程处理对象：液体均相混合物过程特征：

1）全部汽化、全部冷凝——不能分离

2）部分汽化、部分冷凝——能够分离目的：分离液体混合物专有名词：塔顶产品、塔底产品101-蒸馏的概念定义：将液体均相混合物加热，使之沸腾汽化，利用各组三蒸馏分离的特点可直接获得产品操作简单适用范围广泛可以将气态物先液化再分离，如空分；可将固态物先熔化再分离，如分离脂肪酸混合物。需要消耗大量的能量，对于加压或减压将消耗额外的能量。102-三蒸馏分离的特点可直接获得产品操作简单9-五板式塔

一、板式塔的主要结构：塔体；塔板；气体及液体进口装置103-五板式塔一、板式塔的主要结构：10-塔板结构塔板可分为有降液管式塔板和无降液管式塔板两类。

有降液管式塔板上：气液两相呈错流方式接触，这种塔板效率较高，具有较大操作弹性，使用广泛。

无降液管式塔板上：气液两相呈逆流接触，塔板板面利用率较高，生产能力大，结构简单，但效率较低，操作弹性较小，工业使用较少。

104-塔板结构塔板可分为有降液管式塔板和无降液管式塔板两类。11-105-12-106-13-泡罩塔：主要元件为升气管用泡罩。泡罩的下部周边有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。筛孔塔：筛孔塔板简称筛板，塔板上开有许多均匀的小孔，筛孔在塔板上按一定的规律排列，塔板上设置溢流堰，使板上保证一定厚度的液层。塔板类型107-泡罩塔：主要元件为升气管用泡罩。泡罩的下部周边有很多齿缝，齿浮阀塔：在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。阀片连有几个阀腿，而使阀片不被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气流很小时，保持阀片与塔板间有一定的间距。喷射塔：在喷射型塔板上，气体沿水平方向喷出，不再通过较厚的液层而鼓泡，因而塔板压降降低，可采用较大的操作气速，提高了生产能力。

喷射塔有：舌型塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直筛板108-浮阀塔：在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动塔板的面积分四个区域：鼓泡区；为气液传质的有效区域溢流区：溢流管及受液盘所占的区域安定区：在鼓泡区和溢流区之间的面积边缘区：在靠近塔壁的部分，需留出一圈用于支持塔板边梁使用的边缘区域109-塔板的面积分四个区域：16-110-17-111-18-112-19-塔板上的气液接触状态（增大接触面积）鼓泡接触状态：当气速较低时，气体以鼓泡形式通过液层。由于气泡的数量不多，形成的气液混合物基本上以液体为主，此时塔板上存在着大量的清液。因气泡占的比例较小，气液两相接触的表面积不大，传质效率很低。113-塔板上的气液接触状态（增大接触面积）20-泡沫接触状态：当气速增加，缺泡数量集聚增加，气泡不断的发生碰撞和破裂，此时板上液体大部分以液膜的形式存在于气泡之间，形成一些直径较小、扰动十分剧烈的动态泡沫，由于泡沫接触的表面积大，并不断的更新，为两相传质传热提供了良好的条件。喷射接触状态：当气速继续增加，由于气体动能很大，把板上液体向上喷成大小不等的液滴，直径较大的液滴受重力作用又落回到板上，直径较小的液滴被气体带走，形成液沫夹带。114-泡沫接触状态：当气速增加，缺泡数量集聚增加，气泡不断的发生碰气体通过塔板的压降上升气流通过塔板时需要克服一定的阻力,该阻力形成塔板的压降.它包括：塔板本身的干板阻力；板上气液层的静压力；液体的表面张力液面落差。当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（泡罩、浮阀等）的局部阻力需要一定的液位差。115-气体通过塔板的压降液面落差。22-雾（液）沫夹带

液沫夹带塔板上的部分液体产生与液体主体流动方向相反的流动，即大、小液滴被上升的气体带到上层塔板上。

气泡夹带塔板上部分气体产生与主体流动方向相反的流动，即气泡被下降的液体卷入下层塔板上。液沫夹带和气泡夹带均属“返混现象”，其结果均使传质推动力减小，故对传质不利。

要装除沫器，降液管的工效。116-雾（液）沫夹带23-液泛（淹塔）

一种是降液管液泛，它是由于塔内气气速过大使降液管内液面升高至上层塔板的溢流堰顶，或塔内液体流量过大，使降液管不能及时将液体排出而使降液管内液面升高导致液泛。另一种情况是过量液沫夹带液泛，即由于气速过大使液沫夹带量过大而使降液管无法及时将板上液体排至下一层塔板上所致。总之，液泛是塔操作的上限。为防止液泛产生，应选择适宜的操作气速，以保证塔的正常操作。

117-24-漏液：

是液体不经正常的降液管通道流到下一层塔板。产生漏液的原因是因为气速过小或气体分布不均匀所致。严重漏液是塔板上不能积累液层，使板上气液两相不能良好接触，致使塔板不能正常操作。118-漏液：是液体不经正常的降液管通道流到下一层塔板。产操作参数和负荷性能图当物系性质及塔板结构已定时，塔的操作参数即指气、液负荷。负荷性能图即是将维持塔的正常操作所允许的气、液负荷范围的图示。119-操作参数和负荷性能图当物系性质及塔板结构已定时，塔负荷性能图是由五条线围成，即漏液线、液体流量下限线、液体流量上限线、液泛线和过量液沫夹带线。由五条线所包围的区域为塔板的正常操作区。塔的实际操作液气比应在此区域内。对一定的物系，负荷性能图依塔板的类型、结构尺寸不同而异。对同一类型塔板，塔板开孔率、板间距不同，负荷性能图亦不同。上、下操极限的气体负荷之比称塔板的操作弹性。120-负荷性能图是由五条线围成，即漏液线、液体流量下限线、液体流量任务三获取蒸馏知识一、双组分理想溶液的汽液相平衡

双组分组成表示：x表示液相组成，y表示气相组成。质量分数：A、B的质量分数分别用mA,mB摩尔分数：xA、xB常用A、B分别表示易挥发组分和难挥发组分。为了方便常以x、y分别表示挥发组分A的液、气相组成。121-任务三获取蒸馏知识一、双组分理想溶液的汽液相平衡281、什么是理想物系？液相—--是理想溶液—---遵循拉乌尔定律汽相—--是理想气体—---遵循理想气体状态方程

122-1、什么是理想物系？29-2、什么是理想溶液?

对于双组分溶液,当两组分（A+B）的性质相近、液相内相同分子间的作用力（αAA、αBB）与不同分子间的作用力（αAB）相近、各组分分子体积大小相近。

宏观上表现为：两组分混合时既无热效应又无体积效应，这种溶液称为理相溶液。123-2、什么是理想溶液?对于双组分溶液,当两组

在一定温度下，溶液上方某组分的蒸汽压等于同温度下该纯组分的饱和蒸汽压乘它在溶液中的摩尔分数。

即：PA=PºAxAPB=PºBxB=PºB（1—xA）3、气液相平衡关系：124-在一定温度下，溶液上方某组分的蒸汽压等于同温度下该纯组分的

混合物的总压等于分压之和.

P=PA+PB

P=PºAxA+PºBxB

道尔顿分压定律125-混合物的总压等于分压之和.道尔顿分压定律32-理想溶液的汽-液平衡方程：

该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为泡点方程，表示平衡物系的温度和液相组成的关系。在一定压强下，液体混合物开始沸腾产生第一个汽泡的温度，称为泡点温度（简称泡点）。126-理想溶液的汽-液平衡方程：该式称理想溶液的汽该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为露点方程。该式表示平衡物系的温度与气相组成的关系。在一定的压强下，混合蒸汽冷凝时开始出现第一个液滴时的温度，称为露点温度（简称露点）。气液平衡时，露点温度等于泡点温度。127-该式称理想溶液的汽、液相平衡方程，又称为露点方例题：某苯-甲苯混合液在45℃时沸腾，外界压力为20.3kPa。此时PºA=22.7kPa；PºB=7.6,kPa试求其液相组成。习题：某庚烷–辛烷混合液在40℃时沸腾，外界压力为101.3kPa。此时PºA=122.7kPa；PºB=70.6,kPa试求其液相组成。128-例题：某苯-甲苯混合液在45℃时沸腾，外界压力为20.3kP三、相对挥发度：挥发度——物质挥发的难易程度。用“ν”表示。·相对挥发度——混合液中两组分挥发度之比称为该两组分的相对挥发度，用α表示。

·用相对挥发度表示的相平衡关系：

129-三、相对挥发度：挥发度——物质挥发的难易程度。用“ν”表示。当α=1时，两组分在汽、液相中浓度相同，用普通精馏是不能分离的；当α＞1时，汽相浓度大于液相浓度，α愈大，愈易分离；当α＜1时，液相浓度大于汽相浓度，可分离。

130-当α=1时，两组分在汽、液相中浓度相同，用普通精馏是不能分离二、汽液平衡相图t-x图、t-y图有二个共同点：纵坐标都是溶液的沸点；横坐标是溶液的浓度x、y，单位是摩尔分数，都是从0-1。1、t-x、t-y图：131-二、汽液平衡相图t-x图、t-y图有二个共同点：纵坐标都是2、t-x-y图：

·作图：以ｔ为纵轴，以ｘ（ｙ）为横轴作图132-2、t-x-y图：·作图：以ｔ为纵轴，以ｘ（ｙ）为横轴·识图：有二个点：A点：x=1纯A组分t=353.2kB点：x=0纯B组分t=383.2k有两条曲线：t-x关系曲线：液相组成与泡点间的关系,液相线，饱和液相线；t-y关系曲线：汽相组成与露点间的关系,汽相线，饱和汽相线。

133-·识图：40-三个区域t-x线下方：液相区，末饱和液相区；t-y线上方：汽相区，过热蒸汽区；t-x,t-y线之间：溶液已沸腾汽化，但并没有全部汽化，汽液共存饱和蒸汽区。

134-三个区域41-·讨论讨论:在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图中点A）的混合液加热，当温度升高到t2（点B）时，溶液开始沸腾，此时产生第一个汽泡，该温度即为泡点温度。继续升温到t3（点C）时，汽液两相共存，其汽相组成为y、液相组成为x，两相互成平衡。同样，若将温度为t5、组成为y1（点E）的过热蒸汽冷却，当温度降到t4（点D）时，过热蒸汽开始冷凝，此时产生第一个液滴，该温度即为露点温度。继续降温到t3（点C）时，汽液两相共存。135-·讨论讨论:在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图结论：通过以上t-x-y图讨论，在液相区，泡点、露点、过热蒸汽区组成都没有改变，只有在汽液共存区，组成发生了变化。汽相中易挥发组成浓度提高了y1＞y0；

液相中难挥发组分浓度提高了x1＜x0136-结论：通过以上t-x-y图讨论，在液相区，泡点、露点、过热蒸·t-x-y图的作用：了解t与x，t与y之间的关系；汽相量、液相量、汽发率、液化率计算方法；蒸馏操作原理：部分汽化、部分冷凝。137-·t-x-y图的作用：了解t与x，t与y之间的关系；44-3、x-y图：作图：以x为横坐标，y为纵坐标

在对角线上一点:x=y在平衡线上一点:气、液互成平衡138-3、x-y图：作图：以x为横坐标，y为纵坐标45-·讨论：x-y图表示在一定P下，汽、液相间组成关系平衡曲线偏离对角线愈远，表示y愈大于x.该溶液愈易分离。总压对x-y图的影响不大x-y图可用实验方法或露点方程求取139-·讨论：x-y图表示在一定P下，汽、液相间组成关系46-双组分精馏的工艺计算恒摩尔流假定①恒摩尔气流：在精馏塔内，各层塔板上升蒸气摩尔流量相等，即：精馏段：V1=V2=V3=…=V=常数提馏段：V’1=V’2=V’3=…=V’=常数但两段上升的蒸气摩尔流量不一定相等。140-双组分精馏的工艺计算恒摩尔流假定47-②恒摩尔液流在精馏塔内，各层塔板下降的液体摩尔流量相等，即：精馏段：L1=L2=L3=…=L=常数提馏段：L’1=L’2=L’3=…=L’=常数

但两段下降的液体摩尔流量不一定相等。141-②恒摩尔液流48-恒摩尔流动假定成立的条件混合物中各组分的摩尔气化热相等。各板上液体显热的差异可忽略。塔设备保温良好，热损失可忽略。142-恒摩尔流动假定成立的条件混合物中各组分的摩尔气化热相等。49143-50-一、物料衡算

式中：F、D、W——分别表示原料、塔顶产品、塔底产品流量，kmol/h；xF、xD、xW——分别表示原料中、塔顶产品、塔底产品易挥发组分的摩尔分数。1、全塔物料衡算

衡算范围：虚线框

衡算基准：单位时间

总物料衡算：F=D+W

易挥发组分：FXF=DXD+WXW

144-一、物料衡算式中：1、全塔物料衡算51-145-52-146-53-147-54-2、操作线方程

①精馏段操作线方程对虚线范围（包括精馏段第n+1板和冷凝器在内）作物料衡算，以单位时间为基准，即：

总物料衡算：V=L+D易挥发组分的物料衡算：Vyn+1=Lxn+1+DxD

式中：V、L——分别表示精馏段内每块塔板上升蒸气的摩尔流量和下降液体的摩尔流量，kmol/h；yn+1——精馏段中任意第n+1层板上升的蒸气组成，摩尔分数；xn——精馏段中任意第n层板下降的液体组成，摩尔分数。

148-2、操作线方程

①精馏段操作线方程对虚线范围（包括精馏段第上式称为精馏段操作线方程式此式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第n层板下降的液相组成xn与其相邻的下一层板上升蒸气相组成yn+1之间的关系。149-上式称为精馏段操作线方程式56-②提馏段操作线方程对虚线范围作物料衡算，即：

总物料:L’=V’+W易挥发组分:L’x’m=V’y’m+1+Wxw式中：y’m+1------提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；x’m-----提馏段第m+1层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。150-②提馏段操作线方程对虚线范围作物料衡算，即：

总物料:L’=该式为提馏段操作线方程。该方程的物理意义是表达在一定的操作条件下，提馏段内自任意第m板下降的液相组成与其相邻的下一层塔板第m+1板上升的蒸汽组成之间的关系。应该指出，提馏段内液体摩尔流量，除回流液外还受进料量及进料热状况的影响。151-58-152-59-3、进料热状况的影响①、精馏塔的进料热状况在实际生产中，加入精馏塔中的原料液可能有以下五种不同的热状况：(1)温度低于泡点的冷液体。(2)泡点下的饱和液体。(3)温度介于泡点和露点之间的气液混合物。(4)露点下的饱和蒸气。(5)温度高于露点的过热蒸气。153-3、进料热状况的影响①、精馏塔的进料热状况60-②进料热状况对进料板上、下各流股的影响

冷液进料，提馏段内回流液流量包括以下三部分：精馏段的回流液流量；原料液流量；为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来，冷凝液也成为的一部分。由于这部分蒸气的冷凝，故上升到精馏段的蒸气量比提馏段的要少，其差额即为冷凝的蒸气量。L`>L+FV`>V154-②进料热状况对进料板上、下各流股的影响冷液进进料热状况对进料板上、下各流股的影响对于泡点进料。由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，而两段上升蒸气流量则相等。L`=L+FV`=V155-进料热状况对进料板上、下各流股的影响对于泡点进料。由于原料液进料热状况对进料板上、下各流股的影响气液混合物进料，则进料中液相部分成为L‘的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分。L<L’<L+FV’<V156-进料热状况对进料板上、下各流股的影响气液混合物进料，则进料中进料热状况对进料板上、下各流股的影响饱和蒸气进料。整个进料变为V的一部分，而两段的液体流量则相等，L=L‘V=V’+F157-进料热状况对进料板上、下各流股的影响饱和蒸气进料。整个进料变进料热状况对进料板上、下各流股的影响过热蒸气进料，此种情况与冷液体进料的恰好相反，精馏段上升蒸气流量包括以下三部分：提馏段上升蒸气流量；原料液流量；为将进料温度降到板上温度，必然会有一部分来自精馏段的回流液体被气化，气化的蒸气量也成为中的一部分。由于这部分液体的气化，故下降到提馏段中的液体量将比精馏段的少，其差额即为气化的那部分液体量。

L‘<LV>V’158-进料热状况对进料板上、下各流股的影响过热蒸气进料，此种情况与总物料衡算式为:F+L+V’=V+L’总热量衡算式为：FiF+Li+V’I’=VI+L’I’+热损失对进料板分别作总物料衡算及热量衡算159-总物料衡算式为:对进料板分别作总物料衡算及热量衡算66-忽略设备的热损失及相邻两塔板间汽、液流各自的的变化和组成变化，则：i≈i‘、I≈I‘，热损为零

FiF+Li+V’I=VI+L’I

F（I–iF）=（L’-L）（I–i）

160-忽略设备的热损失及相邻两塔板间汽、液流各自的的变化和组成变化

L’=L+q•F

V’=V-（1-q）Fq值的大小反映了进料的热状况，称为进料的热状况参数。进料的热状况不同，q值不同，对塔内物料变化的影响不同。161-L’=L+q•F

V’=V-（1-q）Fq值不同热状况下的q线162-不同热状况下的q线69-五种不同进料状况总结163-五种不同进料状况总结70-三、理论板层数的求法1、理论板的概念所谓理论板是指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀一致的。例如，对任意层理论板n而言，离开该板的液相组成yn与气相组成xn符合平衡关系。164-三、理论板层数的求法1、理论板的概念71-2、逐板计算法计算依据气液平衡关系操作关系－－精馏段操作线方程、提馏段操作线方程计算条件塔顶采用全凝器；塔顶回流液体在泡点温度下回流入塔；塔釜（再沸器）采用间接蒸汽加热，再沸器相当于一层理论板。165-2、逐板计算法计算依据72-计算步骤塔顶馏出液ｘＤ与上升蒸气ｙ１相同，即：ｙ１=ｘＤ＝已知值离开理论板的气液两相组成是互成平衡的，故可由y1用气液平衡方程求得x1。第二层塔板的上升蒸汽组成y2与第一层塔板下降液体组成x1符合精馏段操作线关系，故利用精馏段操作线方程可由x1求得y2，即如此重复计算，直至计算到xn≤xF（仅指泡点进料的情况）时。第n层理论板是进料板，精馏段所需理论板数为（n-1）。166-计算步骤第二层塔板的上升蒸汽组成y2与第一层塔板下降液体组成此后，使用提馏段操作线方程和平衡方程，继续采用上述方法进行逐板计算，直至计算到≤xW为止。因再沸器相当一块理论板，故提馏段所需理论板数（m-1）。167-此后，使用提馏段操作线方程和平衡方程，继续采用上述方法进行逐3、图解法：在x-y坐标图上画出平衡曲线和对角线。画精馏段操作线。画ｑ线。画提馏段操作线。画直角梯级。从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，当梯级跨过两操作线交点d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过c点为止。应该指出：当梯级跨过两操作线交点d时，此梯级为进料板，即为适当的进料位置。此时对一定的分离任务而言，如此作图所需理论板数为最少。168-3、图解法：在x-y坐标图上画出平衡曲线和对角线。75-五、实际塔板数和板效率由于气、液两相在塔板上的接触时间有限，使得离开塔板的气相与液相，一般不能达到平衡状态，即每一层塔板实际上起不到一层理论板的作用。因此，在指定条件下在指定条件下进行精馏操作所需要的实际板数N较理论板数NT为多。NT与N之比称为塔板效率ET，即：

单板效率169-五、实际塔板数和板效率由于气、液两相在塔板上的接触时间有限，回流比回流的作用1、向塔内提供一定数量的液流；2、向塔内提供了易挥发组分，维持塔内的稳定操作。

精馏操作中，回流是构成气液两相接触传质、使原料液中各组分进行高纯度分离的必要条件，而回流皆大小则是影响精馏塔设备费和操作费的重要因素。

回流包括：塔顶液相回流和塔底气相回流。170-回流比回流的作用精馏操作中，回流是构成气液两相回流比对精馏操作的影响一、回流比R与理论塔板数NT的关系R增大，L增大，D下降，对生产不利，但R增大，操作线的斜率减小，操作线往对角线上靠，每块板的提浓能力提高，完成相同的分离要求，所需的NT减少，对生产有利。回流比有两个极限值，一是全回流，二是最小回流比。171-回流比对精馏操作的影响一、回流比R与理论塔板数NT的关系78二、全回流与最少理论塔板数Nmin全回流的特点是：F=0，D=0，W=0，R=∞，在(x-y)图上两条操作线合二为一，且与对角线重合。

全回流的操作线方程为

yn+1=xn

对于完成同样的分离任务而言，全回流时所需的理论塔板数为最少。

全回流操作主要用于精馏塔的开工阶段、调试或实验研究等方面。

全回流即回流比R=∞，是所取回流比的上限。172-二、全回流与最少理论塔板数Nmin全回流的特点是：F=0，D

三、最小回流比Rmin

1、最小回流比Rmin的概念当回流比R减至某一数值时，两条操作线的交点d落在平衡曲线上，这时所需的理论板数为无穷多，故称此时的回流比为最小回流比.又因此时d点前后各板上气液两相组成无变化，即无增浓作用