蒸馏药学学时

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1第5章蒸馏21.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3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4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、相际传质过程与分离分离过程（沉降、过滤）5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6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7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8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）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9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10速率分离过程

(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、传质分离离方法的分类类(压力差、电位位差等)（电场、磁场等等）11各种分离技术术的发展现状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工业上应用最最广、

技术术最成熟、最最典型的传质质单元操作12本章主要内容容5.1概概述

5.2两组组分溶液的气气液平衡5.3平平衡蒸馏和和简单蒸馏（（了解）5.4精精馏原理理和流程5.5两两组分连续续精馏的计算算

5.6恒沸精精馏和萃取精精馏（了解））

5.7多组组分精馏（自自学）131.两组分理想物系的气气液平衡关系系。2.精馏过程的原原理。。3.两组分连续精精馏的计算：：1)理论板与与恒摩尔流的的概念；2)物料衡算与操操作线方程；3)进料热状状况的影响；；4)回流比的的影响及选择择；5)简捷法求求理论板层数数。7)塔板效率。6)理论板层数的的计算；本章重点掌握握的内容145.1概概述（p87）

5.1.1蒸蒸馏的原理理与应用5.1.2蒸馏的的特点与分类类15板式蒸馏塔动动画16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与糠醇的分离（液相＋气相）蒸馏一、蒸馏过程程的原理5.1.1蒸蒸馏馏的的原原理理与与应应用用17———利利用用混混合合液液中中各各组组分分挥挥发发度度不不同同，，从而而实实现现各各组组分分的的分分离离。蒸馏馏目目的的———分分离离液液体体混混合合物物(获获得得高高纯纯度度组组分分)。苯、、甲甲苯苯混合合溶溶液液加热

部分汽化苯(xA)、、甲甲苯苯(xB)混混合合液液(其其中中甲甲苯苯含含量量高高于于原原料料液液)苯(yA)、、甲甲苯苯(yB)混混合合气气(其其中中苯苯含含量量高高于于原原料料液液)蒸馏馏依依据据蒸馏馏原原理理简简介介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∴蒸馏馏过过程程极极限限————气液液两两相相达达到到平平衡衡状状态态。。气相相液相相18连续续精精馏馏流流程程简简介介连续续精精馏馏系系统统：：精馏馏塔塔：：原料料从从塔塔中中部部进进料料塔顶顶：：冷冷凝凝器器塔底底：：蒸蒸馏馏釜釜（（再再沸沸器器））塔顶顶产产品品（（馏馏出出液液））：：易挥挥发发组组分分含含量量很很高高；；塔底底产产品品（（釜釜残残液液））：：难挥挥发发组组分分含含量量很很高高，，也称称残残液液。。191.液液体体混混合合物物分分离离混合合芳芳烃烃蒸蒸馏馏可可得得到到苯苯、、甲甲苯苯及及二二甲甲苯苯等等。。2.气气体体混混合合物物分分离离空气气液液化化蒸蒸馏馏可可得得到到纯纯态态的的液液氧氧和和液液氮氮等等。。3.固固体体混混合合物物分分离离固体体脂脂肪肪酸酸加加热热融融化化后后用用蒸蒸馏馏方方法法分分离离。。加压压液液化化加热热熔熔化化二、、蒸蒸馏馏过过程程的的应应用用按照照物物质质三三态态分分为为：：20按照照蒸蒸馏馏在在工工业业上上主要要应应用用分分为为1石石油油炼炼制制工工业业(原原油油汽汽油油、、煤煤油油、、柴柴油油等等））；；2石石油油化化工工工工业业（（有有机机合合成成产产品品的的提提纯纯与与精精制制））；；3食食品品饮饮料料及及医医药药生生产产（（药药物物及及其其原原料料的的提提纯纯））；；4原原料料制制备备：：空空气气的的分分离离（（氧氧气气、、氮氮气气的的制制备备））；；5环环保保：：溶溶剂剂的的回回收收和和废废液液排排放放前前的的达达标标处处理理等等。。21二、、蒸蒸馏馏过过程程的的应应用用炼油油生生产产装装置置22乙烯烯生生产产装装置置23二、、蒸蒸馏馏过过程程的的应应用用己内内酰酰胺胺生生产产装装置置24丙烯烯腈腈生产产装装置置25第1章蒸蒸馏馏5.1.2蒸蒸馏馏的的特特点点与与分分类类一、、蒸蒸馏馏分分离离的的特特点点①通过过蒸蒸馏馏分分离离，，可可以以直接接获获得得所需需要要的的产品品。③蒸馏馏过过程程适适用用于于各各种种浓浓度度混混合合物物的的分分离离。。④蒸馏馏操操作作耗耗能能较较大大，，节节能能是是个个值值得得重重视视的的问问题题。。蒸馏馏分分离离具具有有以以下下特特点点：：②适用用范范围围广广，，可可分分离离液液态态、、气气态态或或固固态态混混合合物物。。261.按按混混合合液液中中组组分分多多少少两组组分分（（基基础础））多组组分分（（实实际际应应用用较较多多））2.按按操操作作方方法法连续续蒸蒸馏馏间间歇歇蒸蒸馏馏3.按按蒸蒸馏馏方方法法简单单蒸蒸馏馏(微微分分蒸蒸馏馏)、、平平衡衡蒸蒸馏馏精馏馏特殊殊精精馏馏（（恒恒沸沸精精馏馏、、萃萃取取精精馏馏））4.按按操操作作压压力力常压压减压压加压压两组组分分连续续蒸蒸馏馏精馏馏常压压二、、蒸蒸馏馏过过程程的的分分类类本章章重重点点讨讨论论常压压下两组组分分理想想物物系系的的连续续精精馏馏分别别用用于于常常压压下下沸沸点点不不同同的的液液体体（）275.2两两组组分溶液的的气液平衡衡（p88）

5.2.1两两组分分理想物系系的气液平平衡

5.2.2两两组分分非理想物物系的气液液平衡(自自学)285.2.1两组组分理想物物系的气液液平衡一、相律研究相平衡衡的基本规规律。相相律律表示平衡衡体系中自自由度数F、独立组分分数C和相数Φ的关系：两组分物系系的气液平平衡：29即：两组分分物系气、、液相平衡衡的自由度度为2。。两组分气液液物系的独独立变量(4个）：气相组成y、液相组成成x、温度t、压力p。可见：规定定其中的两两个，则系系统平衡状状态即定。。一一般蒸蒸馏压力恒定，故仅有一一个自由度度。结论：在一一定压力p（通常为常常压）下平平衡时，两组分物系系的气相组组成y、液相组成成x和温度t这3个个变量中，，只要一个个固定，则则另外两个个就有对应的定值值。30当理想溶液液气液两相相呈平衡时时，溶液上上方组分的的分压与溶溶液中该组组分的摩尔尔分数成正正比。拉乌尔定律律二、两组分分理想物系系气液平衡函函数关系1.拉乌尔尔定律1.拉乌尔尔定律（以饱和蒸蒸汽压表示示的气液平平衡方程））理想物系：：液相为理想想溶液，遵遵循拉乌尔尔定律；气气相为理想想气体，遵遵循道尔顿顿分压定律律（总压＜＜104kPa）。。31整理，得溶液上方的的总压p等于各组分分的分压之之和气液平衡时时液相组成成与平衡温温度间的关关系安托尼方程程泡点方程泡点方程xA=f(t)32设平衡的气气相遵循道道尔顿分压压定律，即即令相平衡常数数以相平衡常常数表示的的气液平衡衡方程则2.以平平衡常数表表示的气液液平衡方程程或33代入泡点方方程，得将气液平衡时时气相组成成与平衡温温度间的关关系露点方程露点方程yA=f(t)34对于理想物物系，有(1)挥挥发度3.以相对挥发发度表示的的气液平衡衡方程35对于理想物物系，有相对挥发度度(2)相对对挥发度≥1总总或36由道尔顿分分压定律，，有(3)以相相对挥发度度表示的气气液平衡方方程37用相对挥发发度a表示的相平平衡方程（p90））若a=1，则y=x，此系统不不能用普通通精馏分离离(恒沸溶溶液)若a>1，则则y﹥x，可以用普通通精馏分离离；a越大，分离离越容易。。气液平衡方方程注意：式中x、y分别表示易易挥发组分分液相、气气相组成，，简简便便起见，省省略角标A（本章章依此约定定，下同））38对理想溶液液温度变，PA*、PB*变，但比值值PA*/PB*变化不大，，a可取全塔平平均值（一一般取塔顶顶和塔底的的几何平均均数)a可取全塔平平均值（一一般取塔顶顶和塔底的的几何平均均数)39气液相平衡衡动画40例5-1【例5––1】苯（A）与与甲苯（B）的饱和和蒸气压与与温度的关关系可用安安托尼方程程表达，即即式中p*的单位为kPa，，温度t的单位为℃℃。苯和甲苯可可视作理想想物系。现现测得某精精馏塔的塔塔顶压力p1=103.3kPa，塔塔顶的液相相温度为t1=81.5℃℃，塔釜压压力p2=109.3kPa，塔塔釜液相温温度为t2=112℃，试试分别求塔顶平衡时时、塔釜平平衡时的液液相和气相相组成。41解:分析：：本题既可可用饱和蒸蒸气压的平平衡关系来来计算，也也可用相对对挥发度的的平衡关系系来计算，，关键是确定塔顶、、塔釜温度度下各组分的饱和蒸气压压。(1)塔顶的液、、气相组成成塔顶温度下下，苯和甲甲苯的饱和和蒸气压用用安托尼方方程计算即42再由相对挥发发度计算气气相组成。。由于苯和和甲苯可视视作理想物物系，于是是可见两种方方法求得的的y值基本相等等。则则43(2)塔釜的液气气相组成(109.3kPa,112℃)和塔顶相同同的方法求求得各有关关参数为pA*=251.8kPapB*=105.9kPa则比较可见：：随温度升升高，相对对挥发度值值变小，即即则(α1=2.63)a2<a1441.温度度—组成图图在恒定的总总压下，溶溶液的平衡衡温度随组组成而变，，将平衡温温度与液（（气）相的的组成关系系标绘成曲曲线图，该该曲线图即即为温度-组成图。。t–x–y图三、两组分分理想溶液液的气液平平衡相图（（p92））45露点线(气相线））泡点线(液相线)液相区气相区气液平衡区区（两相区））泡点露点苯－甲苯混混合液的t–x––y图46①曲线t-x表示恒定压压力下，饱饱和液体组组成与泡点点的关系，，称为饱和和液体线或或泡点曲线。②曲线t–y表示恒定压压力下，饱饱和蒸气的的组成和露露点的关系系，称为饱饱和蒸气线线或露点曲线。③在t-x线下方为过过冷液相区区。④在t-y线上方为过过热气相区区。⑤在两线之间间为两相共共存区，即即气、液相相平衡区。。t–x––y图线说明：：472.气——液相组成成图气—液相组组成图直观观地表达了了在一定压压力下，处处于平衡状状态的气液液两相组成成的关系，，在蒸馏计计算中应用用最为普遍遍。y–x图48yy2y1

x1

x2

xt

t1

t2x1

x2

y1

y2y–x图——压力恒恒定时直接接由t–x(y)图得到：y–x图有两条线线在精馏计算算中多采用用y–x图。露点线泡点线对角线平衡线t–x(y)图y–x图49D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－甲苯混混合液的x–y图50输入:pxi；Antoine常数数Tb初值pi*Kiyi,δ=yi-1N输出：Tb,xi,yi结束YTb=Tb-fn/fn’计算步骤：：四、气液平平衡方程的的应用（（p95））1.计算泡泡点温度已知p、x，求t、y。51已知：p、y，求t、x设：t0KixiNOYEStd=t0≤2.计算露露点温度52已知：p、t，求：x－y关系tKi给定xiyi列表xiyi

3.计算气气液平衡组组成53关于平衡计计算的说明明：（2）已知知x，求与与之平衡的的y,t或已知y求与之平衡衡的x,t，试差计算算试算过程为为：假设tx判断xy假设txy判断yx（1）已知知P、t，求相互平平衡的x、y，不必试试差t→pA*,pB*→x,y541.由安安托尼方程程求取2.由手手册查得权威的气液液平衡数据据手册GmehlimgJ,etal.《Vapor-LiquidEquilibriumDataCollection》3.由实实验测定安托尼方程程资料：气液液平衡数据据获取途径径55第1章蒸蒸馏5.3平平衡蒸馏馏(p95)56将混合液在在压力p1下加热，然然后通过减减压阀使压压力降低至至p2后进入分离离器。过热热液体混合合物在分离离器中部分分汽化，将将平衡的气气、液两相相分别从分分离器的顶顶部、底部部引出，即即实现了混混合液的初初步分离。。平衡蒸馏的的原理平衡蒸馏为为单级蒸馏操作。。闪蒸一、平衡蒸蒸馏装置57平衡蒸馏装装置简图1－加热器器2－减压阀阀3－分离器器58总物料衡算算易挥发组分分物料衡算算气相产品的的流量为1－加热器器2－加加压阀3－分离器器二、平衡蒸蒸馏过程的的计算1.物料衡衡算59设则整理得直线方程斜率过点液化率汽化率平衡蒸馏中中气液相组成的关关系式60对加热器作作热量衡算算，忽略热热损失，得得对减压阀和和分离器作作热量衡算算，忽略热热损失，得得整理得二、平衡蒸蒸馏过程的的计算2.热量衡衡算61平衡蒸馏中中，气液两两相处于平平衡状态，，即两相温温度相等，，组成互为为平衡。在平衡蒸馏馏中，气液液组成关系系同时满足足平衡方程程与物料衡衡算方程。。二、平衡蒸蒸馏过程的的计算注意3.气液平平衡关系62第1章蒸蒸馏5.4精精馏原理理和流程(p98)

5.4.1精精馏过程程原理和条条件

5.4.2精精馏操操作流程63液体混合物物的初步分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混合物的完完全分离5.4.1精馏馏过程原理理和条件一、多次部部分汽化和和冷凝64精馏原理示示意动画65AB多次部分汽汽化和冷凝凝的t－x－－y图66精馏原理进料板之上上为精馏段；进料板之之下为提馏段。进料量量：Fkmol/h，组成成：xF馏出液量:Dkmol/h，组成成：xD（塔顶产品品）高纯度A，xD接近于1；釜残液量:Wkmol/h，组成成：xW（塔底产品品）高纯度B，xw接近于0。四个问题：：1、为什么么精馏装置置可分离出出两种较纯纯的产品？？2、塔顶为为什么要有有液体的回回流？3、塔底为为什么要有有蒸气的回回流？4、进料为为什么从中中间，而不不从顶部或或底部？提馏段精馏段F,zFW,xWD,xDF,xF原料馏出液釜残液670t/Cx(y)xpypxf精馏原理图图解xeyeyf<yp<ye,ye≈1气体混合物物经过多次次部分冷凝凝，可得到到高纯度A物质质。xf>xp>xe，xe≈0液体混合物物经过多次次部分汽化化，可得到到高纯度B物质质。精馏原理：将体系内液液体混合物物的多次部部分汽化与与气体混合合物的多次次部分冷凝凝同时联合合操作。精馏目的：使液体混合合物彻底分分离(获得得高纯组分分)GL68ntn精馏原理1n-1tn-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：：tn-1<tn<tn+1浓度自上而下逐步降低：：xn-1>xn>xn+1yn-1>yn>yn+1yn+1tn+1

yntn

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tn1.为什么么蒸馏装置置可分离出出两种较纯纯的产品？？1.1针针对n塔板：来液部分汽汽化(tn>tn-1),汽化气体汇汇合到气流流主体中仍针对n塔板：来气部分冷冷凝(tn<tn+1),冷凝液体汇汇合到液流流主体中液体部分汽汽化所需热热量，恰好好由气体的部部分冷凝放放热提供；；69精馏原理21.2来液供A（xn-1>xn必然有A到气相）nyn+1tn+1

yntn

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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反反向扩散；；1.3塔板作用传质设备传热设备中间再沸器器中间分凝器器1.4气体每经过一块块塔板,就就经过一次次部分冷凝，，全塔气体体经过了多次部分冷冷凝，得高纯度度A液体每经过一块块塔板,就就经过一次次部分汽化，，全塔液体体经过了多次部分汽汽化，得高纯度度B精馏=体体系内混混合液体的的多次部分分汽汽化与与混合气体体的多次部部分冷冷凝凝的同时联联合操作。。0t/Cx(y)xpypxfxeye70精馏原理3气相和液相相的部分回流是精馏操作作的必要条条件3、塔底为为什么要有有蒸气的回回流？塔内任一板板要进行相相际传质、、传热，必必须有两相相，而塔底底只有残液液，无气相相，必须引引入蒸气，，且满足y入<ym，则釜残液液汽化引入入最方便（（再沸器：：xw=y入)料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux气相回流Vaporreflux精馏段Rectifyingsection提馏段Strippingsection再沸器Reboiler冷凝器condenser2、塔顶为为什么要有有液体的回回流？塔内任一板板要进行相相际传质、、传热，必必须有两相相，而塔顶顶只有蒸气气，无液相相，必须引引入液相，，且满足x入>x1，则xD引入最方便便（全凝器器：xD=y1)精馏

段提

馏段段714、进料为为什么从中中间，而不不从顶部或或底部？F,xFW,xW纯BF,xFD,xD纯A原料中液体体经过多次次部分汽化化，可得到到纯B；但对原料料而言，只只有一次蒸蒸气的部分分冷凝，得得不到纯A。塔顶进料塔底进料原料中气体体经过多次次部分冷凝凝可得到到纯A但对原料而而言，只有有一次液体体的部分汽汽化，得不不到纯B。精馏与普通通蒸馏的本本质区别———回流72精馏过程中中的多次部部分汽化和和多次部分分冷凝过程程是在精馏馏塔内进行行的。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、精馏塔塔模型73塔板上的操操作情况精馏塔模型型745.4.2精馏馏操作流程程一、连续精精馏操作流流程化工生产过过程以连续续精馏为主主。操作时时，原料液液连续地加加入精馏塔塔内，连续续地从再沸沸器取出部部分液体作作为塔底产产品（称为为釜残液）；部分液液体被汽化化，产生上上升蒸气，，依次通过过各层塔板板。塔顶蒸蒸气进入冷冷凝器被全全部冷凝，，将部分冷冷凝液用泵泵（或借重重力作用））送回塔顶顶作为回流流液体，其其余部分作作为塔顶产产品（称为为馏出液）采出。751－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装置示意图图精馏段提馏段76与连续精馏馏不同之处处是：原料料液一次加加入精馏釜釜中，因而而间歇精馏馏塔只有精精馏段而无无提馏段。。在精馏过过程中，精精馏釜的釜釜液组成不不断变化，，在塔底上上升蒸气量量和塔顶回回流液量恒恒定的条件件下，馏出出液的组成成也逐渐降降低。当釜釜液达到规规定组成后后，精馏操操作即被停停止。二、间歇精精馏操作流流程771－精馏塔塔2－再沸器器3－全凝器器4－观察罩罩5－储槽槽间歇精馏装装置示意图图78第1章蒸蒸馏5.5两两组分连连续精馏的的计算（p100））

5.5.1计计算的的基本假定定

5.5.2物物料衡衡算和操作作线方程5.5.3进进料热状状况的影响响

5.5.4理理论板板层数的求求法5.5.5回流流比的影响响及其选择择

5.5.6简简捷法法求理论板板层数5.5.7塔塔高和塔径径的计算795.5双双组分连连续精馏塔塔的计算计算可分为为设计型与操作型,其其计算原则则在各单元元操作中是是相同的。。设计型计算算主要包括括以下6方方面：（1）根据据给定的分分离要求，，计算进、、出精馏装装置各股物物料的量和和组成(物料衡算算)；（2）选择择合适的操操作条件：：包括操作作压强、回回流比和进进料的热状状况等（热量衡算算、物料衡算)；(物料衡算算)（3）确定定精馏塔所所需的理论论塔板数和和进料位置置(平衡关关系)（4）选选择精馏馏塔的类类型(塔塔板类型型)，确确定塔径径和塔高高；（5）进进行塔板板结构尺尺寸计算算及塔板板流体力力学性能能的验证证;（6）计计算冷凝凝器和再再沸器的的热负荷荷，确定定其类型型和尺寸寸。80计算要用用到的基基本方程程相平衡关系物料衡算

热量衡算∑输入=∑输出归一方程程（液相））（气相））操作线方方程进料方程程81用作衡量实际际板分离离效率的的依据和和标准。通常常，在在工程程设计计中，，先求求得理理论板板层数数，再再用塔塔板效效率予予以校校正，，即可可求得得实际际塔板板层数数。①离离开该该板的的气液液两相相互成成平衡衡；②塔塔板上上各处处的液液相组组成均均匀一一致。。理论板板的概概念理论板板提出出的意意义5.5.1计计算算的基基本假假定一、理理论板板的假假定821.恒恒摩摩尔气气流精馏段段提馏段段注意：：两段的的气相相（或或液相相）摩摩尔流流量不不一定定相等等。精馏段段中上上升蒸气摩摩尔流流量提馏段段中上上升蒸蒸气摩摩尔流流量二、恒恒摩尔尔流假假定2.恒恒摩摩尔液液流精馏段段提馏段段精馏段段中下下降液体摩摩尔流流量提馏段段中下下降液体摩摩尔流流量83恒摩尔尔流动动的假假定成成立的的条件件：恒摩尔尔流动动虽是是一项项简化化假设设，但但某些些物系系能基基本上上符合合上述述条件件，因因此，，可将将这些些系统统在精精馏塔塔内的的气液液两相相视为为恒摩摩尔流流动。。①混混合物物中各各组分分的摩摩尔汽汽化潜潜热相相等；；②气气液接接触时时因温温度不不同交交换的的显热热可忽忽略；；③塔塔设备备保温温良好好，热热损失失可以以忽略略。此后介介绍的的精馏计计算均均以恒恒摩尔尔流为为前提提843.恒摩尔尔流假假定的的实际际意义义：使过程程变量量减少少，计计算简简化：：对两组组分体体系，，仅需需易挥发发组分分物料衡衡算式式与相平衡衡关系系式2个个方程程。对精馏馏段而而言，，仅需需下面面2个个方程程即可可完成成计算算。精馏段段操操作线线方程程(相平平衡方方程)气液平平衡方方程85第1章蒸蒸馏馏5.5.2物物料料衡算算和操操作线线方程程（p101））一、全全塔物物料衡衡算精馏塔塔各股股物料料(包包括进进料、、塔顶顶产品品和塔塔底产产品)的流流量、、组成成之间间的关关系可可通过过全塔塔物料料衡算算来确确定。。精馏塔塔的物物料衡衡算原料液液馏出液液釜残液液86总物料料衡算算易挥发发组分分衡算算馏出液液采出率率易挥发发组分分回收收率难挥发发组分分回收收率釜残液液采出率率87在精馏馏段中中，任任意塔塔板（（n板）下下降的的液相相组成成xn与由其其下一一层塔塔板（（n+1板板））上升升的蒸蒸气组组成yn+1之间的的关系系称为为操作作关系系，描描述该该关系系的方方程称称为精馏段段操作作线方方程。1.精馏段段操作作线方方程精馏段段的物物料衡衡算二、操操作线线方程程88精馏段段总物物料衡衡算精馏段段易挥挥发组组分衡衡算整理得得令回流比比则精馏段段操作线方方程LV89根据恒恒摩尔尔流假假定，，L为定值值，且且在稳稳态操操作时时，D及xD为定值值，故故R也是常常量。。精馏馏段操操作线线方程程为一一直线线方程程。直线方程斜率截距精馏段段操作线线提馏段段操操作线线两组分分y-x图902.提馏段段操作作线方方程在提馏段中，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。提馏段段的物物料衡衡算91提馏段段总物物料衡衡算提馏段段易挥挥发组组分衡衡算整理得得提馏段段操作线方方程92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分y-x图精馏段段操作线线提馏段段操操作线线93第1章章蒸蒸馏馏5.5.3进进料料热状状况对对提馏馏段操操作线线方程程的影影响一、精精馏塔塔的进进料热热状况况（（p104））精馏塔塔五种种进料料热状状况①冷冷液进进料②饱饱和液液体进进料（泡点进料））③气气液混混合物物进料料④饱饱和蒸蒸气进进料（露点进料））⑤过过热蒸蒸气进进料精馏塔的进料热状况941.冷液进进料冷液进进料冷液进进料952.饱和液液体（（泡点点）进进料饱和液液体进进料饱和液液体进进料963.气液混混合物物进料料气液混混合物物进料料气液混混合物物进料料974.饱和蒸蒸气（（露点点）进进料饱和蒸蒸气进进料饱和蒸蒸气进进料985.过热蒸蒸气进进料过热蒸蒸气进进料过热蒸蒸气进进料991.进料热热状况况参数数的定定义为了定定量地地分析析进料料量及及其热热状况况对于于精馏馏操作作的影影响，，现引引入进进料热热状况况参数数的概概念。。进料板的物料衡算和热量衡算二、进进料热热状况况参数数100进料板板物料料衡算算进料板板热量量衡算算根据恒恒摩尔尔流假假定进料板的物料衡算和热量衡算101q：进料热热状况参参数则整理得得令则1022.进料热热状况况参数数对提提馏段段操作作线方方程的的影响响由则提馏馏段段操操作线线方方程程1033.进料料热热状状况况参参数数的的计计算算对于于冷冷液液进进料料，，设设进进料料温温度度为为tF、泡泡点点温温度度为为tb泡点进料定性性温温度度定性性温温度度：：tb生产产中中常常采采用用104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种进进料料热热状状况况105第1章蒸蒸馏馏5.5.4理理论论板板层层数数的的求求法法（（p107））一、、逐逐板板计计算算法法逐板板计计算算法法通通常常从从塔塔顶顶开开始始，，计计算算过过程程中中依依次次使使用用平平衡衡方方程程和和操操作作线线方方程程，，逐逐板板进进行行计计算算，，直直至至满满足足分分离离要要求求为为止止。。（a)平衡衡方方程程（b)（c)操作线方程106逐板板计计算算法法示示意意图图107塔顶采用全凝器进料料板板NF：第第n层由y1=xD(a)x1y2x2(b)(a)y3…

xn≤xF（泡点进料）(a)(a)(b)精馏馏段段理理论论板板层层数数为为：：n-1（（进料料板板计计入入提提馏馏段段）逐板板计计算算法法计计算算步步骤骤108总理理论论板板层层数数NT：n+m-2（（不不包包括括再再沸沸器器））…

≤xW(a)(c)由=

xn(a)(c)(c)提馏馏段段理理论论板板层层数数：：m-1（（不不包包括括再再沸沸器器））(a)109梯级级图图解解法法又又称称麦麦克克布布——蒂蒂利利法法，，简简称称M—T法法。。1.操作作线线的的作作法法用图图解解法法求求理理论论板板层层数数时时，，需需先先在在x–y图上上作作出出精精馏馏段段和和提提馏馏段段的的操操作作线线。。作作图图时时，，先先找找出出操操作作线线与与对对角角线线的的交交点点，，然然后后根根据据已已知知条条件件求求出出操操作作线线的的斜斜率率（（或或截截距距）），，即即可可作作出出操操作作线线。。二、、梯梯级级图图解解法法（（p108））110xDabxWcdg精馏馏塔塔的的操操作作线线示示意意图图111由在交交点点处处两两式式中中的的变变量量相相同同，，略略去去有有关关变变量量的的上上下下标标，，经经整整理理得得又二、、梯梯级级图图解解法法提馏馏段段操操作作线线的的截截距距数数值值很很小小，，因因此此提提馏馏段段操操作作线线不不易易准准确确作作出出，，且且这这种种作作图图法法不不能能直直接接反反映映进进料料热热状状况况的的影影响响。。故故提提馏馏段段操操作作线线通通常常按按以以下下方方法法作作出出：：先先确确定定提提馏馏段段操操作作线线与与对对角角线线的的交交点点c，再再找找出出提提馏馏段段操操作作线线与与精精馏馏段段操操作作线线的的交交点点d，直直线线cd即为为提提馏馏段段操操作作线线。。q线方方程程或或进进料料方方程程112与对对角角线线联联立立解解得得交交点点e。过过点点e作斜斜率率为为q/(q-1)的的直直线线与与精精馏馏段段操操作作线线交交于于点点d，连连接接cd即得得提提馏馏段段操操作作线线。。直线方程斜率截距q线方方程程或或进进料料方方程程113xDabxWcxFe截距斜率fd截距斜率截距斜率截距斜率操作作线线的的作作法法示示意意图图1142.梯级级图图解解法法求求理理论论板板层层数数自对对角角线线上上的的点点a开始始，，在在精精馏馏段段操操作作线线与与平平衡衡线线之之间间作作由由水水平平线线和和铅铅垂垂线线构构成成的的阶阶梯梯，，当当阶阶梯梯跨跨过过两两操操作作线线的的交交点点d时，，改改在在提提馏馏段段操操作作线线与与平平衡衡线线之之间间绘绘阶阶梯梯，，直直至至阶阶梯梯的的垂垂线线达达到到或或跨跨过过点点c为止止。。二、、梯梯级级图图解解法法115xDabxWcxFefd12345NT=4（（不不包包括括再再沸沸器器））；；NT=5（（包包括括再再沸沸器器））；；NF=3梯级级图图解解法法示示意意图图1163.适适宜宜的的进进料料位位置置进料位位置对对应于于两操操作线线交点点d所在的的梯级级，这这一位位置即即为适适宜的的进料料位置置。适宜的的进料料板位位置示示意图图4.进进料料热状状况对对理论论板层层数的的影响响进料热热状况况参数数q值不同同，q线的斜斜率也也就不不同，，q线与精精馏段段操作作线的的交点点d随之而而变动动，从从而影影响提提馏段段操作作线的的位置置，进进而影影响所所需的的理论论板层层数。。117进料热热状况况对q线的影影响进料热状况q值q/(q-1)q线的形状冷液进进料泡点进进料气液混混合物进料料露点进进料过热蒸蒸气进进料118q值越大大，进进料温温度越越低，，平衡衡线与与操作作线距距离越越远，，所需需的理理论板板层数数越少少。进料热热状况况对理理论板板层数数的影影响示示意图图119abxWcefdxDxF操作线线的作作法示示意图图120第1章蒸蒸馏馏5.5.5回回流流比的的影响响及其其选择择（p111））一、全全回流流和最最小回回流比比1.全回流流和最最少理理论板板层数数(1)全回流流的概概念若上升升至塔塔顶的的蒸气气经全全凝器器冷凝凝后，，冷凝凝液全全部回回流到到塔内内，该该回流流方式式称为为全回回流。。全回流流精馏操操作的的开工工阶段段。全回流流的应应用121操作线线的斜斜率和和截距距分别别为全回流操作作时不向塔塔内进料，，也不从塔塔内取出产产品，全塔塔无精馏段段和提馏段段之区分，，两段的操操作线合二二为一并与对角线重重合。操作线与对对角线重合合，操作线线方程为122(2)最少理论板板层数回流比愈大大，完成一一定的分离离任务所需需的理论板板层数愈少少。当回流流比为无限限大，两操操作线与对对角线重合合，此时，，操作线距平平衡线最远远，气液两两相间的传传质推动力力最大，因此所需需理论板层层数最少，，以Nmin表示。123xDxWxFR越大NT越少R1R2R3回流比与理理论板层数数的关系示示意图124Nmin用芬斯克(Fenske)方程式计算算，芬斯克克方程式通通过逐板计计算法推得得。由气液平衡衡方程得操作线方程程为125对于塔顶全全凝器第1层层理论板的的气液平衡衡关系为第1层和第第2层理论论板之间操作作关系为所以126第2层层理论板的的气液平衡衡关系为则重复上述的的计算过程程，直至塔塔釜（塔釜釜视作第N+1层理论板））为止，可可得127令对于全回流流操作，N=Nmin几何平均128对两组分物物系，略去去下标A、B注意芬斯克方程式①求得的最小小理论板层层数不含再再沸器。②

为全塔平均相对挥发度1292.最小回流比比(1)最最小回流比比的概念对于一定分分离任务，，减小操作作回流比，，两操作线线向平衡线线靠近，所所需理论板板层数增多多。当回流流比减小到到某一数值值，两操作作线的交点点d落到平衡线线上时，若若在平衡线线与操作线线之间绘阶阶梯，将需需要无穷多多阶梯才能能到达点d，相应的回回流比即为为最小回流流比，以Rmin表示。130xDxWxFR1R2夹紧区夹紧点最小回流比比斜率xqyqg131(2)最最小回流比比的求法1）作图法法最小回流比比计算式非正常平衡衡曲线最小小回流比的的求法1322)解析析法泡点进料露点进料一、全回流和最最小回流比比133分离任务一一定R～～操作费用设备费用塔径～能耗L、VVL¢¢、二、适宜回回流比的选选择～R设备费用塔高理论板数～～1341－操作费费用2－设备费费用3－总费用用适宜回流比比的选择示示意图135选择适宜的回回流比需进行行经济权衡，根据生产实实践经验，取取统计表明，实实际生产中的的操作回流比比以下列范围围使用较多：：适宜回流比计算式1365.5.6简简捷法求求理论板层数数一、吉利兰(Gilliland)关联图精馏塔理论板板层数除了可可用前述的逐逐板计算法和和图解法求算算外，还可用用简捷法计算算。通常采用用的简捷法为为吉利兰关联联图。吉利兰关联图图137①先按设计计条件求出最最小回流比Rmin，并选择操作作回流比R。②计算全全回流下的最最少理论板层层数Nmin。③利用吉利利兰关联图，，计算全塔理理论板层数N。④用精馏段段的最小理论论板层数Nmin1代替全塔的Nmin，确定适宜的的进料板位置置。二、求理论板板层数的步骤骤138由芬斯克方程程式

m1为精馏段平均相对挥发度139第1章蒸馏馏5.5.7塔塔高和塔塔径的计算（（p153））一、塔高的计计算1.板式塔有效高高度的计算（1）基本计计算公式板式塔有效高高度是指安装装塔板部分的的高度，其计计算方法是，，先通过板效效率将理论板板层数换算为为实际板层数数，再选择合合适的板间距距计算板式塔塔的有效高度度。实际塔板层数数塔板间距（参考p156表格）140（2）塔板效效率塔板效率反映映了实际塔板板的气液两相相传质的完善善程度。1）总板效率率

(全全塔效率)总板效率反映映塔中各层塔塔板的平均效效率，因此它它是理论板层层数的一个校校正系数，其其值恒小于1。2）单板效率率单板效率又称称默弗里（Murphree）效率，它是以以混合物经过过实际板的组组成变化与经经过理论板的的组成变化之之比来表示的的。单板效率率既可用气相相组成表示，，也可用液相相组成表示，，分别称为气相单板效率率和液相单板效率率。估算式(p154)注意：单板效率和全全塔效率基准准不同，数值值不等141气相单板效率率液相单板效率率单板效率分析析1423）点效率点效率是指塔塔板上各点的局部效效率。点效率分析示示意图2.填料塔有有效高度的计计算基本计算公式式等板高度获取途径①经验公式计算；②查有关填料手册；③实验测定。1431.基本计算公式式①精馏段与与提馏段分别别计算，相差差不大取较大大者作为塔径径，相差较大大采用变径塔塔。②计算塔径径后应进行圆圆整。精馏塔直径计算式提示二、塔径的计计算1442.蒸气体积积流量的计算算（1）精馏段段体积流量的的计算操作压力较低低时，气相可可视为理想气气体混合物，V：摩尔流量kmol/h，角标“0””

表示标准准状况145（2）提馏段段体积流量的的计算操作压力较低低时，气相可可视为理想气气体混合物1465.6恒恒沸精馏和萃萃取精馏5.6.1恒恒沸精馏馏

一、恒沸沸精馏的概念念若在两组分恒恒沸液中加入入第三组分（（称为夹带剂），该组分能能与原料液中中的一个或两两个组分形成成新的恒沸液液，从而使原原料液能用普普通精馏方法法予以分离，，这种精馏操操作称为恒沸精馏。恒沸精馏可可分离具有最最低恒沸点的的溶液、具有有最高恒沸点点的溶液以及及挥发度相近近的物系。1471－脱水塔2－苯回收塔塔5－分层器器4－冷凝器乙醇—水物系系恒沸精馏流流程示意图3－乙醇回收收塔二、恒沸精馏馏应用示例1485.6.2萃萃取精馏馏一、萃取精馏馏的概念向原料液中加加入第三组分分（称为萃取剂），以改变原原有组分间的的相对挥发度度，从而使原原料液能用普普通精馏方法法予以分离，，这种精馏操操作称为萃取精馏。对萃取剂的要要求是，萃取剂的的沸点较原料料液中各组分分的沸点高得得多，且不与与组分形成恒恒沸液，容易易回收。萃取取精馏常用于于分离各组分分挥发度差别别很小的溶液液。1491－萃取精馏馏塔2－萃取剂段段4－冷凝器苯—环己烷萃萃取精馏流程程示意图3－苯回收塔塔环己烷苯二、萃取精馏馏应用示例150例5-2【例5––2】在连续精馏塔塔中分离苯-甲苯混合液液，原料液的的处理量为15000kg/h，其中中苯的质量分分数为0.46，要求求馏出液中苯苯的回收率为为98%，，釜残液中甲甲苯的回收率率不低于97%，试求求馏出液和釜釜残液的流量量和组成（摩摩尔流量和摩摩尔分数）。。151解：两股产品的流流量和组成苯和甲苯的摩摩尔质量分别别为78kg/kmol和和92kg/kmol进料料组成为进料的平均摩摩尔质量为152则由题意知(a)(b)153又由全塔物料料衡算得D+W=F=176.5kmol/h及DxD+Wxw=FxF=176.5×0.5012kmol/h=88.46kmol/h(c)(d)联立式（a））~（d），，得到D=89.33kmol/hW=87.17kmol/hxD=0.9704xw=0.0203154例5-3【例5-3】在连续精馏塔塔中分离由二二硫化碳和四四氯化碳所组组成的混合液液。已知原料料液流量为4000kg/h，组成为为0.3（（二硫化碳的的质量分数，，下同），若若要求