变量增多使得该板计算所需相关方程数增加其基本计算式仍由三个衡课件

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、理论板的假定理论板的概念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。理论板提出的意义tntn+1n-1

tn-1nn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1一、理论板的假定理论板的概念用作衡量实际板分离效率的实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操作条件以及塔板结构和安装状况等因素有关，很难用简单地确定离开实际塔板的气、液两相温度和组成关系。设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离任务计算出所需的理论板数，然后再根据所选塔板类型以塔板效率进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。板效率*塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操作板效率*单板效率:

Em又称默弗里板效率，可用气相单板效率EmV或液相单板效率EmL表示，其定义分别为xn,yn——

离开第n

板的液相与气相的实际组成；yn*,

xn*——与离开第n

板的液(气)相组成xn(yn)成平衡的气(液)相组成；分子代表经过一块板后组成的实际变化，分母则为将该板视为理论板时的组成变化。单板效率通常由实验测定。注意：单板效率是一块板的平均效率，板上各点的传质差异可进一步由点效率来表达。板效率*单板效率:xn,yn——离开第n板的液相全塔板效率:全塔板效率ET（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数N和实际塔板数NT之比：ET代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算。对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率，便可求得实际板数。

板效率*全塔板效率:全塔板效率ET（总板效率）为完成一定分离任务料液,xF塔顶产品,xD（馏出液）塔底产品,xW液相回流蒸汽精馏段提馏段再沸器冷凝器蒸汽回流液体二、恒摩尔流的假定假设精馏塔各段上升或下降的流量相等。料液,xF塔顶产品,xD（馏出液）塔底产品,xW液相1.恒摩尔气流

精馏段

提馏段

注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等

。二、恒摩尔流的假定精馏段中上升气体摩尔流量提馏段中上升气体摩尔流量1.恒摩尔气流精馏段提馏段注意：两段上升的气相摩尔流量2.恒摩尔液流

精馏段

提馏段

二、恒摩尔流假定注意：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2.恒摩尔液流精馏段提馏段二、恒摩尔流假定注意：两段下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、恒摩尔流假定恒摩尔流动的假定成立的条件恒摩尔流动虽是一项第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。精馏塔的物料衡算馏出液釜残液原料液一、全塔物料衡算精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品总物料衡算

易挥发组分衡算

馏出液采出率易挥发组分回收率一、全塔物料衡算

难挥发组分回收率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一二、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）上升的气相组成yn＋1之间的关系称之为操作关系，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二、操作线方程在精馏段中，任意塔板（n板）下降的总物料衡算

易挥发组分衡算

整理得令

则二、操作线方程

精馏段操作线方程回流比精馏段操作线方程总物料衡算易挥发组分衡算整理得令则二、操作线方程

根据恒摩尔流假定，qn,L为定值，且在稳态操作时，qn,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。精馏段操作线——直线方程斜率截距二、操作线方程

根据恒摩尔流假定，qn,L为定值，且在稳态操作时，q

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）上升的气相组成之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为提馏段操作线方程。2.提馏段操作线方程提馏段的物料衡算二、操作线方程

在提馏段中，任意塔板（m板）下降的液相组成与总物料衡算

易挥发组分衡算

整理得二、操作线方程

提馏段操作线方程总物料衡算易挥发组分衡算整理得二、操作线方程提馏段操二、操作线方程

提馏段操作线——直线方程斜率截距

根据恒摩尔流假定，为定值，且在稳态操作时，及xW为定值。提馏段操作线方程为一直线方程。二、操作线方程提馏段操作线斜率截距根据恒摩尔流假定因有物料自塔外引入，故进、出加料板的气液两相摩尔流率一般不相等。变量增多使得该板计算所需相关方程数增加，其基本计算式仍由三个衡算式和相平衡关系式组成。加料板的基本计算式：设第

m块板为加料板，进、出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算得出。F,xF,IFV’,ym+1,IV’V,ym,IVL,xm-1,ILL’,xm,IL’第m板三、进料热状况的影响

因有物料自塔外引入，故进、出加料板的气液两相摩尔流率一般不相三、进料热状况的影响

精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况（1）冷液进料（2）饱和液体进料（泡点进料）（3）气液混合物进料（4）饱和蒸气进料（露点进料）（5）过热蒸气进料1.精馏塔的进料状况三、进料热状况的影响精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况冷液进料对于冷液进料冷液进料三、进料热状况的影响

冷液进料对于冷液进料冷液进料三、进料热状况的影响饱和液体（泡点）进料对于饱和液体进料饱和液体进料三、进料热状况的影响

饱和液体（泡点）进料对于饱和液体进料饱和液体进料三、进料热状气液混合物进料对于气液混合物进料气液混合物进料三、进料热状况的影响

气液混合物进料对于气液混合物进料气液混合物进料三、进料热状况饱和蒸气（露点）进料对于饱和蒸气进料饱和蒸气进料三、进料热状况的影响

饱和蒸气（露点）进料对于饱和蒸气进料饱和蒸气进料三、进料热状过热蒸气进料对于过热蒸气进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响

过热蒸气进料对于过热蒸气进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响2.进料热状况参数

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三、进料热状况的影响

（1）进料热状况参数定义2.进料热状况参数为了定量地分析进料量及其热物料衡算：热量衡算：三、进料热状况的影响

物料衡算：热量衡算：三、进料热状况的影响进料热状况参数则整理得令三、进料热状况的影响

（9-38）（9-39）进料热状则整理得令三、进料热状况的影响（9-38）（9-3（2）进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响将上两式得提馏段方程：三、进料热状况的影响

代入：（9-40）（2）进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响将上两式得提馏段（3）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泡点进料定性温度三、进料热状况的影响

（3）进料热状况参数的计算对于冷液进料，设进料温度为tF由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三、进料热状况的影响

作业：自学例题9-6q的物理意义:提馏段中液相量较精馏段的增加值由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三、进料第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。平衡方程操作线方程（a)（b)（c)一、逐板计算法逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中逐板计算法示意图逐板计算法示意图塔顶采用全凝器

由y1

=xD(a)x1y2x2

y3…

xF≥xn（泡点进料）进料板NF：第n层一、逐板计算法

(b)(a)(a)(a)(b)精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）塔顶采用全凝器由y1=xD(a)x1y2x2y3由=xn

…

≤xW总理论板层数NT：n＋m-2（不包括再沸器）一、逐板计算法

(a)(a)(a)(c)(c)(c)提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）由=xn…二、梯级图解法

梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T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、梯级图解法梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T法。xDabxWcd精馏塔的操作线gxDabxWcd精馏塔的操作线g

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

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联解：

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

q线方程或进料方程（9-29)（9-33)（9-41)联解：在交点处两式中的变量相同，略去有关变量

与对角线联立解得交点e（xF,xF)。过点e作斜率为q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，联接cd即得提馏段操作线。二、梯级图解法

直线方程斜率截距与对角线联立解得交点e（xF,xF)。过点e操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd2.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

2.梯级图解法求理论板层数自对角线上的点a开始，xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；进料板NF=3x1y1y2xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；3.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。适宜的进料板位置二、梯级图解法

3.适宜的进料位置进料位置对应于两操作线交点d所在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。二、梯级图解法

4.进料热状况对理论板层数的影响进料热状况参数q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二、梯级图解法

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。进料热状况对理论板层数的影响q值越大，进料温度越低，平衡线三、影响理论塔板数的因素1.影响的主要因素有、xF、q、R、xD、xW。

一般减少、xF减少、xD增加

、xW减少——塔板数增加。2.进料液热状态q的影响：q越小（热）板数越多。3.适宜的进料位置：两操作线交点台阶对应的板。4.回流比R减少，塔板数增加（后面讨论）5.特别说明，处理原料量qn,F大小与塔板数无关.三、影响理论塔板数的因素1.影响的主要因素有、xF、q、R

8．在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，其组成为0.48（苯的摩尔分数，下同），泡点进料。要求馏出液组成为0.95，釜残液组成为0.05。操作回流比为2.5，平均相对挥发度为2.46，试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。例题：习题8

x00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0解：由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。8．在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，其组成为0.4在x–y图上作出平衡线，如本题附图所示。由已知的xD，xF，xW在附图上定出点a、e、c。精馏段操作线的截距为，在y轴上定出点b，连接点a及点b，即为精馏段操作线。过点e作q线（垂直线）交精馏段操作线于点d。连接cd即得提馏段操作线。从点a开始，在平衡线与操作线之间绘阶梯，达到指定分离程度需11层理论板，第5层理论板进料。在x–y图上作出平衡线，如本题附图所示。第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

9.5.4回流比的影响及其选择

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.11.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。

全回流精馏的开工阶段全回流的应用一、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。操作线与对角线重合，操作线方程为一、全回流和最小回流比

操作线的斜率和截距分别为全回流操作时不向塔(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

eacbd01.0xWxy1.0xDxF全回流时作图法求塔板数(2)最少理论板层数回流比愈大，完成一定的分离任务xDxWxF回流比与理论板层数的关系

R越大

NT越少R1<R2<R3R1R2R3xDxWxF回流比与理论板层数的关系R越大R1

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*。由汽液平衡方程得

操作线方程为

一、全回流和最小回流比

Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬对于塔顶全凝器第1层理论板的汽液平衡关系为

第1层和第2层理论板之间操作关系为

所以

一、全回流和最小回流比

对于塔顶全凝器第1层理论板的汽第1层和第2层理论所以一、全第2层理论板的气液平衡关系为

则

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，可得一、全回流和最小回流比

第2层理论板的气则重复上述的计算过程，直至塔釜（塔令

对于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比

几何平均令对于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比几对两组分物系，略去下标A、B注意

一、全回流和最小回流比

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对两组分物系，略去下标A、B注意一、全回流和最小回流比2.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，此时，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

2.最小回流比(1)最小回流比的概念对于一定分离xDxWxF

R1

R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyq

gxDxWxFR1R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyq(2)最小回流比的求法①作图法(斜率)一、全回流和最小回流比

最小回流比计算式qadyqxWxqxFxD1.001.0(2)最小回流比的求法①作图法(斜率)一、全回流和最小回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

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②解析法*

泡点进料

露点进料

一、全回流和最小回流比

②解析法*泡点进料露点进料一、全回流和最小回流比二、适宜回流比的选择

分离任务一定（塔顶产品量等一定）R～～操作费用设备费用塔径～能耗～R设备费用塔高理论板数～～二、适宜回流比的选择分离任务一定（塔顶产品量等一定）R～～适宜回流比的选择1－操作费用2－设备费用3－总费用适宜回流比的选择1－操作费用

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：二、适宜回流比的选择

适宜回流比计算式选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

9.5.4回流比的影响及其选择

9.5.5简捷法求理论板层数

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。吉利兰关联图一、吉利兰(Gilliland)关联图*精馏塔理论二、求理论板层数的步骤简捷法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，确定适宜的进料板位置。例题9-9（自学）二、求理论板层数的步骤简捷法求理论板层数的步骤先按设计条件第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.6几种特殊情况理论板层数的计算*

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.6一、直接蒸汽加热

待分离的物系为水溶液1.直接蒸汽加热应用背景及意义直接蒸汽加热的应用背景直接蒸汽加热的意义

省掉再沸器，减少设备费

水为难挥发组分

提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费一、直接蒸汽加热待分离的物系为水溶液1.直接蒸汽加热应用直接蒸汽加热直接蒸汽加热

直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和q线与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。2.直接蒸汽加热理论板层数的计算提馏段总物料衡算：易挥发组分衡算

一、直接蒸汽加热

直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和q线与常规塔相对于塔内恒摩尔流动当则提馏段操作线与横轴的交点坐标为g(xW,0)一、直接蒸汽加热

提馏段操作线方程对于塔内恒摩尔流动当则提馏段操作线与横轴的交点坐标为g(xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加热时理论板层数的图解法xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加热时理论板层数的

物系在低浓度下的相对挥发度较大，无精馏

段也可达到希望的馏出液组成1.提馏塔的特点及应用背景提馏塔的应用背景

塔顶进料，塔顶馏出物全部采出，无回流提馏塔的特点

只有提馏段，而没有精馏段

回收稀溶液中的轻组分二、提馏塔物系在低浓度下的相对挥发度较大，无精馏

段也可提馏塔装置示意图提馏塔装置示意图正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图提馏塔正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图提馏塔2.提馏塔的理论板层数的计算

提馏塔的操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。二、提馏塔2.提馏塔的理论板层数的计算提馏塔的操作线方程与一般对于泡点进料操作线方程为

二、提馏塔对于泡点进料操作线方程为二、提馏塔xDabxWcxFefd1234提馏塔理论板层数的图解法xDabxWcxFefd1234提馏塔理论板层数的图解法三、塔顶采用分凝器

精馏塔的上升蒸气先进入分凝器，在分凝器中蒸气部分冷凝，冷凝液作为回流返回塔内，未被冷凝的蒸气进入全凝器，在全凝器中被全部冷凝，冷凝液作为产品采出。通过调整分凝器中冷却介质的流量或进口温度，即可调整精馏塔的回流比。三、塔顶采用分凝器精馏塔的上升蒸气先进入分塔顶采用分凝器的精馏装置1－精馏塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=xD）yL与

xL平衡关系y1与

xL操作关系操作线方程塔顶采用1－精馏塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=x四、多侧线的精馏塔

在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要采用多侧线的精馏塔。多侧线进料多侧线出料多侧线的精馏塔四、多侧线的精馏塔在工业生产中，时常会遇到1.多侧线进料

分离组分相同而浓度不同原料液，则应在不同塔板位置上设置相应进料口多侧线进料。两股进料的精馏塔四、多侧线的精馏塔

精馏段提馏段中间段1.多侧线进料分离组分相同而浓度不同原料液，则应在不总物料衡算

易挥发组分衡算操作线方程

中间段

四、多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精各段间气、液负荷的关系四、多侧线的精馏塔

各段间气、液负荷的关系四、多侧线的精馏塔四、多侧线的精馏塔

四、多侧线的精馏塔两股进料的精馏塔最小回流比的确定由ab线斜率求Rmin1由ck线斜率求Rmin2选则较大者作为Rmin两股进料的精馏塔由ab线斜率求由ck线斜率求选则较大者作为两股进料的精馏塔理论板的图解NT=17（包括再沸器）NF1=5（包括再沸器）NF2=9两股进料的精馏塔理论板的图解NT=172.多侧线出料

为了获得不同规格的精馏产品，则可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线出料口多侧线出料。四、多侧线的精馏塔

有侧线采出的精馏塔精馏段提馏段中间段2.多侧线出料为了获得不同规格的精馏产品，则总物料衡算

易挥发组分衡算操作线方程

中间段

四、多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精有侧线采出精馏塔的操作线有侧线采出精馏塔的操作线第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.7连续精馏装置的热量衡算与节能

一、连续精馏装置的热量衡算第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.7一、连续精馏装置的热量衡算冷凝器的热量衡算kJ/h冷凝器的热负荷

以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽略热损失）1.冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量

一、连续精馏装置的热量衡算冷凝器的kJ/h冷凝器的以冷却介质消耗量由则kg/h故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算冷却介质消耗量由则kg/h故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算再沸器的热量衡算以单位时间为基准，对再沸器热量衡算kJ/h再沸器的热负荷一、连续精馏装置的热量衡算2.再沸器的热负荷及加热介质消耗量

再沸器的以单位时间为基准，对再沸器热量衡算kJ/h再沸器的一由设则故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算由设则故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算再沸器热损失加热介质消耗量饱和蒸汽加热

QL

=(0.2～0.3)QBkg/h加热蒸汽的汽化热一、连续精馏装置的热量衡算再沸器热损失加热介质消耗量饱和蒸汽加热QL=(0.2二、精馏过程的节能途径1.减小操作回流比R～～～能耗R～NTNP一定，需提高ET示例采用高性能新型塔板代替原有塔板，提高效率采用高效塔填料代替原有塔板，提高效率二、精馏过程的节能途径1.减小操作回流比R～～～能耗R～2.降低塔釜操作温度

塔压降△P～釜温tW～能耗采用高效塔填料代替原有塔板，降低塔压降示例二、精馏过程的节能途径2.降低塔釜操作温度塔压降△P～釜温tW～能耗采用高效塔3.热泵精馏

将塔顶蒸汽绝热压缩升温，作为再沸器的热源，将再沸器中的液体部分汽化，而压缩气体本身冷凝成液体，经节流阀后一部分作为塔顶产品采出，另一部分作为塔顶回流液。二、精馏过程的节能途径3.热泵精馏将塔顶蒸汽绝热压缩升温，作为再沸器的热热泵精馏技术1.精馏塔；2.压缩机3.再沸器；4.节流阀二、精馏过程的节能途径热泵精馏技术1.精馏塔；2.压缩机二、精馏过程的节能途径4.多效精馏

将几个精馏塔串联，操作压力依次降低，前一精馏塔的塔顶蒸汽作为后一精馏塔的再沸器的加热介质，故除两端精馏塔外，中间的精馏塔不需从外界引入加热和冷却介质。

二、精馏过程的节能途径4.多效精馏将几个精馏塔串联，操作压力依次降低，前多效精馏技术p1>p2>p3t1>t2>t3二、精馏过程的节能途径多效精馏技术p1>p2>p3二、精馏过程5.原料预热

将原料预热可回收精馏过程的热能，减少精馏过程的能耗。原料预热有两种流程：

用塔顶蒸气预热原料

用塔釜采出液预热原料二、精馏过程的节能途径5.原料预热将原料预热可回收精馏过程的热能，减少精二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能二、精馏过程的节能途径原料预热回收精馏过程的热能第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.8精馏过程的调节第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.8一、精馏塔的调节进料浓度的影响：当xF降至x’F，若R和D/F(得率）不变，精操线斜率不变。但xF下降使塔板上y,x均减小，xD和xW

也随之下降，精馏段操作线将平行下移。要维持原xD不变，可采取增大R或减少D/F的调节方法。(1)R，精溜段操线斜率L/V；而提馏段操线斜率L’/V’，两操作线与平衡线距离，传质推动力，塔板分离能力。若x’F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，即能耗增加。xy01.01.0

xD

abxW

cdxF

一、精馏塔的调节进料浓度的影响：当xF降至x’F，若xy01.01.0

xD

abxW

cdxF

当xF变化较大而要维持xD不变时，应适当下调进料位置，使精馏段的板数增加，并同时辅以加大R或减少D/F的调节手段。一般精馏塔常设有几个进料位置，以保证进料状态变化时仍能在适宜位置进料。注意：加大R，xD

虽可有所提高，但受塔板数的限制，提高程度一般很有限。(2)若冷凝器负荷量V不变，减少D/F，则回流L增大，精馏段L/V（等同于R增加），精馏段塔板的分离能力变大，故x’F下降不大时，适当减少采出量D/F也可维持xD不变。xy01.01.0xDabxWcdxF当进料热状态的影响：R相同，q，进料带入的热量，相同分离程度所需理论板数。若V’不变，进料带入的热量(q)，精馏段上升气量V，冷凝负荷，R，对一定的xD所需N，或对一定N，xD。eacbdq<0q=00<q<1q=1q>101.0xWxy1.0xDzF不同加料热状态下的q线注意：N或xD都是以增加能耗为代价的。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气化量，以满足分离的要求。进料热状态的影响：eacbdq<0q=00<q<1q=1q二、精馏塔的灵敏板精馏塔内温度不同分布：由塔底至塔顶逐渐降低。原因：各塔板上物料组成不同，气相的压强不同（压降）。塔顶塔板序号塔釜温度t温度在塔顶（或塔底）相当一段高度内变化极小。操作中常通过监测塔顶和塔底温度来反映馏出液组成和釜残液组成。二、精馏塔的灵敏板精馏塔内温度不同分布：由塔底至塔顶逐渐降低操作条件（F,q,R,再沸器与冷凝器的热负荷等）改变必然引起分离效果的变化，但每一块板改变的程度不等。灵敏板：温度改变最显著的塔板。以该塔板上的温度监控全塔的操作状态，有利于对精馏塔进行预见性调节。灵敏板通常靠近进料口。例：高纯度分离时，塔顶（或塔底）若干块塔板间的温度差都很小，若通过塔顶和塔釜温度来监控产品质量将发生严重的滞后。塔顶塔板序号塔釜温度t高纯度分离二、精馏塔的灵敏板操作条件（F,q,R,再沸器与冷凝器的热负荷等）改变1.精馏原理是什么，精馏与简单蒸馏有何不同？2.塔顶液体回流和塔底上升蒸汽流的作用如何？3.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？4.进料热状况参数有何物理意义？5.q线方程或进料方程是如何获得的？6.进料量对理论板层数有无影响，为什么？7.在分离任务一定时，进料热状况对所需的理论

板层数有何影响？8.全回流操作的特点是什么，有何实际意义？9.回流比对理论板层数有何影响？10.何为冷凝器和再沸器的热负荷，如何计算？思考题练习题目作业题:4、5、

7、101.精馏原理是什么，精馏与简单蒸馏有何不同？思考题练习第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、理论板的假定理论板的概念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。理论板提出的意义tntn+1n-1

tn-1nn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1一、理论板的假定理论板的概念用作衡量实际板分离效率的实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操作条件以及塔板结构和安装状况等因素有关，很难用简单地确定离开实际塔板的气、液两相温度和组成关系。设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离任务计算出所需的理论板数，然后再根据所选塔板类型以塔板效率进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。板效率*塔板效率（板效率）表征的是实际塔板的分离效果接近理论板的程度。单板效率与全塔板效率是常用的两种表示方法。实际塔板上气液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质、操作板效率*单板效率:

Em又称默弗里板效率，可用气相单板效率EmV或液相单板效率EmL表示，其定义分别为xn,yn——

离开第n

板的液相与气相的实际组成；yn*,

xn*——与离开第n

板的液(气)相组成xn(yn)成平衡的气(液)相组成；分子代表经过一块板后组成的实际变化，分母则为将该板视为理论板时的组成变化。单板效率通常由实验测定。注意：单板效率是一块板的平均效率，板上各点的传质差异可进一步由点效率来表达。板效率*单板效率:xn,yn——离开第n板的液相全塔板效率:全塔板效率ET（总板效率）为完成一定分离任务所需的理论塔板数N和实际塔板数NT之比：ET代表了全塔各层塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由实验确定或用经验公式计算。对一定结构形式的板式塔，由分离任务和工艺条件确定出理论板数后，若已知一定操作条件下的全塔效率，便可求得实际板数。

板效率*全塔板效率:全塔板效率ET（总板效率）为完成一定分离任务料液,xF塔顶产品,xD（馏出液）塔底产品,xW液相回流蒸汽精馏段提馏段再沸器冷凝器蒸汽回流液体二、恒摩尔流的假定假设精馏塔各段上升或下降的流量相等。料液,xF塔顶产品,xD（馏出液）塔底产品,xW液相1.恒摩尔气流

精馏段

提馏段

注意：两段上升的气相摩尔流量不一定相等

。二、恒摩尔流的假定精馏段中上升气体摩尔流量提馏段中上升气体摩尔流量1.恒摩尔气流精馏段提馏段注意：两段上升的气相摩尔流量2.恒摩尔液流

精馏段

提馏段

二、恒摩尔流假定注意：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2.恒摩尔液流精馏段提馏段二、恒摩尔流假定注意：两段下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、恒摩尔流假定恒摩尔流动的假定成立的条件恒摩尔流动虽是一项第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。精馏塔的物料衡算馏出液釜残液原料液一、全塔物料衡算精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品总物料衡算

易挥发组分衡算

馏出液采出率易挥发组分回收率一、全塔物料衡算

难挥发组分回收率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一二、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）上升的气相组成yn＋1之间的关系称之为操作关系，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二、操作线方程在精馏段中，任意塔板（n板）下降的总物料衡算

易挥发组分衡算

整理得令

则二、操作线方程

精馏段操作线方程回流比精馏段操作线方程总物料衡算易挥发组分衡算整理得令则二、操作线方程

根据恒摩尔流假定，qn,L为定值，且在稳态操作时，qn,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。精馏段操作线——直线方程斜率截距二、操作线方程

根据恒摩尔流假定，qn,L为定值，且在稳态操作时，q

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）上升的气相组成之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为提馏段操作线方程。2.提馏段操作线方程提馏段的物料衡算二、操作线方程

在提馏段中，任意塔板（m板）下降的液相组成与总物料衡算

易挥发组分衡算

整理得二、操作线方程

提馏段操作线方程总物料衡算易挥发组分衡算整理得二、操作线方程提馏段操二、操作线方程

提馏段操作线——直线方程斜率截距

根据恒摩尔流假定，为定值，且在稳态操作时，及xW为定值。提馏段操作线方程为一直线方程。二、操作线方程提馏段操作线斜率截距根据恒摩尔流假定因有物料自塔外引入，故进、出加料板的气液两相摩尔流率一般不相等。变量增多使得该板计算所需相关方程数增加，其基本计算式仍由三个衡算式和相平衡关系式组成。加料板的基本计算式：设第

m块板为加料板，进、出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算得出。F,xF,IFV’,ym+1,IV’V,ym,IVL,xm-1,ILL’,xm,IL’第m板三、进料热状况的影响

因有物料自塔外引入，故进、出加料板的气液两相摩尔流率一般不相三、进料热状况的影响

精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况（1）冷液进料（2）饱和液体进料（泡点进料）（3）气液混合物进料（4）饱和蒸气进料（露点进料）（5）过热蒸气进料1.精馏塔的进料状况三、进料热状况的影响精馏塔五种进料热状况精馏塔的进料热状况冷液进料对于冷液进料冷液进料三、进料热状况的影响

冷液进料对于冷液进料冷液进料三、进料热状况的影响饱和液体（泡点）进料对于饱和液体进料饱和液体进料三、进料热状况的影响

饱和液体（泡点）进料对于饱和液体进料饱和液体进料三、进料热状气液混合物进料对于气液混合物进料气液混合物进料三、进料热状况的影响

气液混合物进料对于气液混合物进料气液混合物进料三、进料热状况饱和蒸气（露点）进料对于饱和蒸气进料饱和蒸气进料三、进料热状况的影响

饱和蒸气（露点）进料对于饱和蒸气进料饱和蒸气进料三、进料热状过热蒸气进料对于过热蒸气进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响

过热蒸气进料对于过热蒸气进料过热蒸气进料三、进料热状况的影响2.进料热状况参数

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三、进料热状况的影响

（1）进料热状况参数定义2.进料热状况参数为了定量地分析进料量及其热物料衡算：热量衡算：三、进料热状况的影响

物料衡算：热量衡算：三、进料热状况的影响进料热状况参数则整理得令三、进料热状况的影响

（9-38）（9-39）进料热状则整理得令三、进料热状况的影响（9-38）（9-3（2）进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响将上两式得提馏段方程：三、进料热状况的影响

代入：（9-40）（2）进料热状况参数对提馏段操作线方程的影响将上两式得提馏段（3）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泡点进料定性温度三、进料热状况的影响

（3）进料热状况参数的计算对于冷液进料，设进料温度为tF由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三、进料热状况的影响

作业：自学例题9-6q的物理意义:提馏段中液相量较精馏段的增加值由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三、进料第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。平衡方程操作线方程（a)（b)（c)一、逐板计算法逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中逐板计算法示意图逐板计算法示意图塔顶采用全凝器

由y1

=xD(a)x1y2x2

y3…

xF≥xn（泡点进料）进料板NF：第n层一、逐板计算法

(b)(a)(a)(a)(b)精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）塔顶采用全凝器由y1=xD(a)x1y2x2y3由=xn

…

≤xW总理论板层数NT：n＋m-2（不包括再沸器）一、逐板计算法

(a)(a)(a)(c)(c)(c)提馏段理论板层数：m-1（不包括再沸器）由=xn…二、梯级图解法

梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T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、梯级图解法梯级图解法又称麦克布—蒂利法，简称M—T法。xDabxWcd精馏塔的操作线gxDabxWcd精馏塔的操作线g

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

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联解：

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

q线方程或进料方程（9-29)（9-33)（9-41)联解：在交点处两式中的变量相同，略去有关变量

与对角线联立解得交点e（xF,xF)。过点e作斜率为q/(q-1)的直线与精馏段操作线交于点d，联接cd即得提馏段操作线。二、梯级图解法

直线方程斜率截距与对角线联立解得交点e（xF,xF)。过点e操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd2.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

2.梯级图解法求理论板层数自对角线上的点a开始，xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；进料板NF=3x1y1y2xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；3.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。适宜的进料板位置二、梯级图解法

3.适宜的进料位置进料位置对应于两操作线交点d所在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。二、梯级图解法

4.进料热状况对理论板层数的影响进料热状况参数q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二、梯级图解法

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。进料热状况对理论板层数的影响q值越大，进料温度越低，平衡线三、影响理论塔板数的因素1.影响的主要因素有、xF、q、R、xD、xW。

一般减少、xF减少、xD增加

、xW减少——塔板数增加。2.进料液热状态q的影响：q越小（热）板数越多。3.适宜的进料位置：两操作线交点台阶对应的板。4.回流比R减少，塔板数增加（后面讨论）5.特别说明，处理原料量qn,F大小与塔板数无关.三、影响理论塔板数的因素1.影响的主要因素有、xF、q、R

8．在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，其组成为0.48（苯的摩尔分数，下同），泡点进料。要求馏出液组成为0.95，釜残液组成为0.05。操作回流比为2.5，平均相对挥发度为2.46，试用图解法确定所需理论板层数及适宜加料板位置。例题：习题8

x00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0解：由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。8．在连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，其组成为0.4在x–y图上作出平衡线，如本题附图所示。由已知的xD，xF，xW在附图上定出点a、e、c。精馏段操作线的截距为，在y轴上定出点b，连接点a及点b，即为精馏段操作线。过点e作q线（垂直线）交精馏段操作线于点d。连接cd即得提馏段操作线。从点a开始，在平衡线与操作线之间绘阶梯，达到指定分离程度需11层理论板，第5层理论板进料。在x–y图上作出平衡线，如本题附图所示。第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

9.5.4回流比的影响及其选择

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.11.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。

全回流精馏的开工阶段全回流的应用一、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。操作线与对角线重合，操作线方程为一、全回流和最小回流比

操作线的斜率和截距分别为全回流操作时不向塔(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

eacbd01.0xWxy1.0xDxF全回流时作图法求塔板数(2)最少理论板层数回流比愈大，完成一定的分离任务xDxWxF回流比与理论板层数的关系

R越大

NT越少R1<R2<R3R1R2R3xDxWxF回流比与理论板层数的关系R越大R1

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*。由汽液平衡方程得

操作线方程为

一、全回流和最小回流比

Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算，芬对于塔顶全凝器第1层理论板的汽液平衡关系为

第1层和第2层理论板之间操作关系为

所以

一、全回流和最小回流比

对于塔顶全凝器第1层理论板的汽第1层和第2层理论所以一、全第2层理论板的气液平衡关系为

则

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，可得一、全回流和最小回流比

第2层理论板的气则重复上述的计算过程，直至塔釜（塔令

对于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比

几何平均令对于全回流操作，N=Nmin一、全回流和最小回流比几对两组分物系，略去下标A、B注意

一、全回流和最小回流比

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对两组分物系，略去下标A、B注意一、全回流和最小回流比2.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，此时，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

2.最小回流比(1)最小回流比的概念对于一定分离xDxWxF

R1

R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyq

gxDxWxFR1R2夹紧区夹紧点最小回流比斜率xqyq(2)最小回流比的求法①作图法(斜率)一、全回流和最小回流比

最小回流比计算式qadyqxWxqxFxD1.001.0(2)最小回流比的求法①作图法(斜率)一、全回流和最小回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

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②解析法*

泡点进料

露点进料

一、全回流和最小回流比

②解析法*泡点进料露点进料一、全回流和最小回流比二、适宜回流比的选择

分离任务一定（塔顶产品量等一定）R～～操作费用设备费用塔径～能耗～R设备费用塔高理论板数～～二、适宜回流比的选择分离任务一定（塔顶产品量等一定）R～～适宜回流比的选择1－操作费用2－设备费用3－总费用适宜回流比的选择1－操作费用

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：二、适宜回流比的选择

适宜回流比计算式选择适宜的回流比需进行经济权衡，根据生产实践经验，取第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1计算的基本假定9.5.2物料衡算与操作线方程9.5.3理论板层数的计算

9.5.4回流比的影响及其选择

9.5.5简捷法求理论板层数

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.1一、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。吉利兰关联图一、吉利兰(Gilliland)关联图*精馏塔理论二、求理论板层数的步骤简捷法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，确定适宜的进料板位置。例题9-9（自学）二、求理论板层数的步骤简捷法求理论板层数的步骤先按设计条件第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.6几种特殊情况理论板层数的计算*

第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.6一、直接蒸汽加热

待分离的物系为水溶液1.直接蒸汽加热应用背景及意义直接蒸汽加热的应用背景直接蒸汽加热的意义

省掉再沸器，减少设备费

水为难挥发组分

提高加热蒸汽利用率，节约能耗，减少操作费一、直接蒸汽加热待分离的物系为水溶液1.直接蒸汽加热应用直接蒸汽加热直接蒸汽加热

直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和q线与常规塔相同，但提馏段操作线方程应予修正。2.直接蒸汽加热理论板层数的计算提馏段总物料衡算：易挥发组分衡算

一、直接蒸汽加热

直接蒸汽加热精馏塔的精馏段操作线和q线与常规塔相对于塔内恒摩尔流动当则提馏段操作线与横轴的交点坐标为g(xW,0)一、直接蒸汽加热

提馏段操作线方程对于塔内恒摩尔流动当则提馏段操作线与横轴的交点坐标为g(xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加热时理论板层数的图解法xDabxWcxFefd12345直接蒸汽加热时理论板层数的

物系在低浓度下的相对挥发度较大，无精馏

段也可达到希望的馏出液组成1.提馏塔的特点及应用背景提馏塔的应用背景

塔顶进料，塔顶馏出物全部采出，无回流提馏塔的特点

只有提馏段，而没有精馏段

回收稀溶液中的轻组分二、提馏塔物系在低浓度下的相对挥发度较大，无精馏

段也可提馏塔装置示意图提馏塔装置示意图正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图提馏塔正丁醇－水物系分离的双塔流程示意图提馏塔2.提馏塔的理论板层数的计算

提馏塔的操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。二、提馏塔2.提馏塔的理论板层数的计算提馏塔的操作线方程与一般对于泡点进料操作线方程为

二、提馏塔对于泡点进料操作线方程为二、提馏塔xDabxWcxFefd1234提馏塔理论板层数的图解法xDabxWcxFefd1234提馏塔理论板层数的图解法三、塔顶采用分凝器

精馏塔的上升蒸气先进入分凝器，在分凝器中蒸气部分冷凝，冷凝液作为回流返回塔内，未被冷凝的蒸气进入全凝器，在全凝器中被全部冷凝，冷凝液作为产品采出。通过调整分凝器中冷却介质的流量或进口温度，即可调整精馏塔的回流比。三、塔顶采用分凝器精馏塔的上升蒸气先进入分塔顶采用分凝器的精馏装置1－精馏塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=xD）yL与

xL平衡关系y1与

xL操作关系操作线方程塔顶采用1－精馏塔2－分凝器3－全凝器y1≠xD（yL=x四、多侧线的精馏塔

在工业生产中，时常会遇到所分离的原料液组成不同或所需的产品组成不同，此种情况需要采用多侧线的精馏塔。多侧线进料多侧线出料多侧线的精馏塔四、多侧线的精馏塔在工业生产中，时常会遇到1.多侧线进料

分离组分相同而浓度不同原料液，则应在不同塔板位置上设置相应进料口多侧线进料。两股进料的精馏塔四、多侧线的精馏塔

精馏段提馏段中间段1.多侧线进料分离组分相同而浓度不同原料液，则应在不总物料衡算

易挥发组分衡算操作线方程

中间段

四、多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精各段间气、液负荷的关系四、多侧线的精馏塔

各段间气、液负荷的关系四、多侧线的精馏塔四、多侧线的精馏塔

四、多侧线的精馏塔两股进料的精馏塔最小回流比的确定由ab线斜率求Rmin1由ck线斜率求Rmin2选则较大者作为Rmin两股进料的精馏塔由ab线斜率求由ck线斜率求选则较大者作为两股进料的精馏塔理论板的图解NT=17（包括再沸器）NF1=5（包括再沸器）NF2=9两股进料的精馏塔理论板的图解NT=172.多侧线出料

为了获得不同规格的精馏产品，则可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线出料口多侧线出料。四、多侧线的精馏塔

有侧线采出的精馏塔精馏段提馏段中间段2.多侧线出料为了获得不同规格的精馏产品，则总物料衡算

易挥发组分衡算操作线方程

中间段

四、多侧线的精馏塔

总物料衡算易挥发组分衡算操作线方程中间段四、多侧线的精有侧线采出精馏塔的操作线有侧线采出精馏塔的操作线第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.7连续精馏装置的热量衡算与节能

一、连续精馏装置的热量衡算第九章蒸馏9.5两组分连续精馏的计算9.5.7一、连续精馏装置的热量衡算冷凝器的热量衡算kJ/h冷凝器的热负荷

以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽略热损失）1.冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量

一、连续精馏装置的热量衡算冷凝器的kJ/h冷凝器的以冷却介质消耗量由则kg/h故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算冷却介质消耗量由则kg/h故汽化热一、连续精馏装置的热量衡算再沸器的热量衡算以单位时间为基准，对再沸器热量衡算kJ/h再沸器的热负荷一、连续精馏装置的热量衡算2.再沸器的热负荷及加热介