化工原理B精馏课件

第六章蒸馏

Chap.6Distillation第一节概述第二节双组分溶液的汽液相平衡第三节蒸馏与精馏原理第四节双组分连续精馏塔的计算第五节间歇精馏第六节恒沸精馏与萃取精馏第七节板式塔第六章蒸馏

Chap.6Distill1第一节概述

Introduction工作原理：利用液体混合物中各组分（component）挥发性（volatility）差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分液相富集重组分而分离的方法。

闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀第一节概述

Introduction工作原理：闪蒸罐2概述〔Introduction〕蒸馏操作实例：石油炼制中使用的

250万吨常减压装置概述〔Introduction〕蒸馏操作实例：石油炼制中使3概述〔Introduction〕简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分离要求不高的情况下。精馏：分离纯度要求很高时采用。特殊精馏：混合物中各组分挥发性相差很小，难以用普通精馏分离，借助某些特殊手段进行的精馏。间歇精馏：多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。连续精馏：多用于大批量工业生产中。常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。减压蒸馏：常压下物系沸点较高或热敏性物质不能承受高温的情况加压蒸馏：常压下为气体的物系精馏分离，加压提高混合物的沸点。多组分精馏：例如原油的分离。双组分精馏：如乙纯-水体系。本章着重讨论常压下双组分连续精馏。许多生产工艺常常涉及到互溶液体混合物的分离问题，如石油炼制品的切割，有机合成产品的提纯，溶剂回收和废液排放前的达标处理等等。分离的方法有多种，工业上最常用的是蒸馏或精馏。蒸馏操作的用途概述〔Introduction〕简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分4气液两相的接触方式连续接触（也称微分接触）气液两相浓度呈连续变化，如填料塔。级式接触气液两相逐级接触传质，两相组成呈阶跃变化，如板式塔。散装填料塑料鲍尔环填料规整填料塑料丝网波纹填料

DJ塔盘新型塔板、填料气液两相的接触方式连续接触（也称微分接触）气液两相浓度呈连续5第二节双组分溶液的气液相平衡关系

Vapor-liquidequilibriainbinarysystems

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔（Raoult）定律

蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。理想溶液服从拉乌尔（Raoult）定律，理想气体服从理想气体定律或道尔顿分压定律。根据拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为

式中：poA、poB——溶液温度下纯组分饱和蒸汽压。理想物系：第二节双组分溶液的气液相平衡关系

Vapor-liquid6理想溶液的汽液平衡——拉乌尔〔Raoult〕定律溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分分压之和，即泡点方程（bubble-pointequation）A、B、C为安托因常数，可由相关的手册查到。poA、poB取决于溶液沸腾温度，上式表达一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可算出溶液泡点。纯组分饱和蒸汽压与温度的关系，用安托因（Antoine）方程表示：

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔〔Raoult〕定律溶液沸腾时，7理想溶液的汽液平衡——拉乌尔定律当汽相为理想气体时上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点（dew-point），上式又称为露点方程。严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠实验测定。

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔定律当汽相为理想气体时上式为一定8汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕根据相律，双组分两相物系自由度为2，即相平衡时，在温度t、压强P、汽相组成x和液相组成y这四个变量中，只有两个独立变量。F=C－φ+2若物系的温度和压强一定，汽液两相的组成就一定；若压强和某相的组成一定，则物系的温度和另一相组成将被唯一确定。双组分汽液相平衡关系可由某变量与另两个独立变量的函数关系表达。相图、相平衡常数或相对挥发度是常用的三种汽液相平衡关系。

双组分汽液两相，当固定一个独立变量，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为相图。相图有压强一定的温度-组成T-x(y)图、液相组成和汽相组成x-y图，以及温度一定的压强-组成p-x图。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕根据相9汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕10汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-x(y)图

T-x(y)图代表的是在总压P一定的条件下，相平衡时汽（液）相组成与温度的关系。在总压一定的条件下，将组成为xf

的溶液加热至该溶液的泡点tA，产生第一个气泡的组成为yA。继续加热，随温度升高，物系变为互成平衡的汽液两相，两相温度相同组成分别为yA和xA。t/Cx(y)01.0露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为yA=xf

的气相，最后一滴液相的组成为xA。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-11汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-x(y)图

乙醇-水溶液物系的泡点线和露点线在M点重合，该点溶液的泡点比两纯组分的沸点都低，这是因为该溶液为具有较大正偏差的溶液，组成在M点时两组分的蒸汽压之和出现最大值。M点称为恒沸点，具有这一特征的溶液称为具有最低恒沸点的溶液。常压下，乙醇-水物系恒沸组成摩尔分数为0.894，相应温度为78.15℃(纯乙醇为78.3℃)。与之相反，硝酸-水溶液为负偏差较大的溶液，在硝酸摩尔分数为0.383时，两组分的蒸汽压之和最低，T-x(y)图上对应出现一最高恒沸点（M点），其沸点为121.9℃。此溶液称为具有最高恒沸点的溶液。在恒沸点时汽液两相组成相同，用一般的蒸馏方法不能实现该组成下混合溶液的分离。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-12汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕x-y图x-y图代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。x-y图可通过T-x(y)图作出，图中对角线(y=x)为一参考线。大多数溶液，两相平衡时，y总是大于x，平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线越远，该溶液越易分离。恒沸点时，x-y线与对角线相交，该点处汽液相组成相等。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕x-13相对挥发度〔Relativevolatility〕溶液中各组分的挥发性由挥发度来量衡，定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压与在液相中的摩尔分数的比值。对双组分物系对纯组分液体，其挥发度就等于该温度下液体的饱和蒸汽压。溶液中两组分挥发度之比称为相对挥发度，用表示当操作压强不高，气相服从道尔顿分压定律时，上式可改写为大小可以判断能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。相对挥发度〔Relativevolatility〕溶液中各14相对挥发度〔Relativevolatility〕对双组分物系有yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标A可得——相平衡方程对理想溶液，组分的挥发度=

po，所以值随温度变化相对较小，在一定的温度范围内，常取的平均值用于相平衡计算。>1，表示组分A较B易挥发；值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两组分分离；若=1，yA=xA，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。若已知两组分的相对挥发度，可由上式确定汽液平衡组成。相对挥发度〔Relativevolatility〕对双组分15平衡蒸馏与简单蒸馏

平衡蒸馏平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。生产工艺中溶液的闪蒸分离是平衡蒸馏的典型应用。闪蒸操作流程：一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸室，液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底引出的汽、液两相即为闪蒸产品。闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀第三节蒸馏与精馏原理

Principlesofdistillationandrectification平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或16简单蒸馏

简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unsteadybatchoperation)，在蒸馏过程中系统的温度和汽液相组成均随时间改变。分批加入蒸馏釜的原料液持续加热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续引入冷凝器得馏出液产品。釜内任一时刻的汽液两相组成互成平衡。y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器简单蒸馏简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unstea17简单蒸馏

任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量y始终大于剩余在釜内的液相中的含量x，釜内易挥发组分含量x由原料的初始组成xF­沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时组成xE，釜内溶液的沸点温度不断升高，蒸汽相组成y也随之沿露点线不断降低。t/Cx(y)01.0露点线泡点线xAyAxf简单蒸馏任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量y始终大于剩18精馏原理

多次部分汽化部分冷凝精馏原理多次部分汽化部分冷凝19屡次局部冷凝和汽化的改进：后一级冷凝液相参加前一级汽相中(对前级汽相起冷凝作用)；后一级汽化汽相参加前一级液相中(对前级液相起加热作用)。可使操作连续、稳定。但设备仍然太多，操作不便，控制也困难。将每一个别离装置设置成一块塔板，形成精馏塔。每一塔板代替局部冷凝汽化的别离设备，使操作更方便灵活，控制更容易。精馏塔的塔顶回流、塔底上升蒸汽是保证过程连续稳定进展的必要条件。精馏装置一般必须包括冷凝器和再沸器。精馏过程也可用填料塔代替板式塔，其余装置一样。屡次局部冷凝和汽化的改进：后一级冷凝液相参加前一级汽相中(对20化工原理B精馏课件21精馏原理

原料中汽体上升，液体下流；塔顶凝液回流，塔底蒸汽回流；两相在塔板液层中接触；流动和接触料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux再沸器Reboiler冷凝器condenser12mm+1N进料板精馏段提馏段精馏原理原料中汽体上升，液体下流；流动和接触料液,xF22精馏原理n-1

tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1回流液中轻组分含量为塔内液相的最高值，塔釜上升的蒸汽中轻组分含量为塔内蒸汽相的最低值，塔顶的温度最低，塔底则最高，即汽液两相温度由塔顶至塔底递增。传热与传质蒸汽上升入n板，遇冷液而部分冷凝，轻组份浓度提升，重组分浓度下降；液体下流入n板，遇热液而部分汽化，重组份浓度提升，轻组分浓度下降；汽体冷凝放出潜热，液体汽化吸收潜热；汽体每上升一板，经历一次部分气化，轻组份浓度提高一次，至塔顶，得轻组份纯度高的塔顶产品；液体每下降一板，经历一次部分汽化，重组分浓度提高一次，至塔底，得重组分浓度高的塔底产品。精馏原理n-1tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+123精馏原理精馏与蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。提馏段作用：下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。精馏段作用：上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux再沸器Reboiler冷凝器condenser12mm+1N进料板精馏段提馏段精馏原理精馏与蒸馏的区别：提馏段作用：精馏段作用：料液,x24精馏原理精馏过程的基础是混合液中组分间挥发度的差异，而塔内的汽液回流则是实现精馏的必要条件，二者缺一不可。精馏设备可以是微分接触式或分级接触式。传质设备对吸收和蒸馏过程是通用的。本章以板式塔为重点。

精馏原理精馏过程的基础是混合液中组分间挥发度的差异，而塔内的25第四节双组分连续精馏塔的计算

Calculationofcontinuerectificationtoweroftwocomponents工业蒸馏过程一般为连续精馏。精馏塔的计算内容包括：物料衡算、塔板数、进料口位置等。第四节双组分连续精馏塔的计算

Calculat26理论板和板效率〔Idealplateandplateefficiency〕理论塔板：（1）汽、液两相在板上充分接触混合；（2）离开塔板的汽、液两相达到平衡。离开理论板汽液两相：温度相等，组成互成平衡，满足t-x(y)相图。实际塔板--两相接触的时间和充分程度有限，气液两相未达到平衡。实际塔板的传递过程十分复杂，与物系性质、塔板操作条件和塔板结构等因素有关，离开实际塔板的汽液两相其温度和组成关系很难用简单的关系式表达。设计计算中，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。理论板的概念（Conceptofidealplate）

理论板和板效率〔Idealplateandplate27恒摩尔流假定〔Constantmolaloverflowhypothesis〕整个精馏段均有

精馏段每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。即为精馏段恒摩尔流假定。服从恒摩尔流假定的精馏过程，塔板上有多少摩尔的蒸汽冷凝，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。同理，提馏段恒摩尔流假定

恒摩尔流假定〔Constantmolaloverflow28物料衡算与操作线方程

全塔物料衡算（Overallmaterialbalance）对稳定操作的连续精馏塔，料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和。全塔物料衡算总物料衡算易挥发组分物料衡算

进料流率F和组成xF以及釜液组成xW一定，馏出液中轻组分含量xD值越大，馏出液流率D值就越小。釜液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。物料衡算与操作线方程全塔物料衡算（Overallmat29进料状态的影响

实际生产中，加入精馏塔的原料可能有以下五种不同的热状态：（1）温度低于泡点的过冷液体；（2）泡点下的饱和液体；（3）温度介于泡点和露点之间的汽液两相混合物；（4）露点下的饱和蒸汽；（5）温度高于露点的过热蒸汽。

进料状态的影响实际生产中，加入精馏塔的原料可能有30加料热状态对塔内摩尔流率的影响

可得：设第m块板为加料板，进、出该板各股的摩尔流率、组成可由物料衡算得出

总物料衡算：单位进料量所引起精馏段与提馏段下降液体流量之差为q—加料热状态参数F,zF,IFV’,ym+1,IV’V,ym,IVL,xm-1,ILL’,xm,IL’第m板加料热状态对塔内摩尔流率的影响可得：设第m块板为加料板31（1）过冷液体[(tF

<tb)

q>1,L’>L+F,V<V’]（2）饱和液体L’=L+F,V=V’q=1,

（3）汽液混合0<q<1,L’>L,V>V’（4）饱和蒸汽q=0,L’=L,V=F+V’

（5）过热蒸汽q<0,L’<L,V>F+V’加料热状态对塔内摩尔流率的影响

L’LFVV’（1）冷液体，q>1L’LFVV’（2）饱和液体，q=1L’LFVV’（3）汽液混合物，0<q<1L’LFVV’（4）饱和蒸气，q=0L’LFVV’（5）过热蒸气，q<00<q<1q<0（1）过冷液体[(tF<tb)q>1,L’32操作线方程〔Operatingline〕进入任一板蒸汽中轻组分摩尔流率与离开该板液相中轻组分摩尔流率的差值相等。1

2

3

n

n+1

V,y1D,xDL,xDV,yn+1L,xn——精馏段操作线方程精馏段作物料衡算有：塔顶全凝：V=L+D=(R+1)D回流比：R=L/D精馏段操作线方程（Operatingline）

操作线方程〔Operatingline〕进入任一板蒸汽中33提馏段操作线方程〔Operatingline〕提馏段进入任一板液相中轻组分摩尔流率与离开该板汽相中轻组分摩尔流率的差值等于塔底产品中轻组分摩尔流率

对提馏段作物料衡算有：——提馏段操作线方程——提馏段操作线方程塔釜回流比：R’=V’/W——提馏段操作线方程V’,yWW,xWL’,xWn

n+1

L’,xnV’,yn+1提馏段操作线方程〔Operatingline〕提馏段进34提馏段操作线与加料热状态有关。两操作线交点的坐标也与加料热状态有关。应用两操作线方程可导出以q

值为参变量的交点轨迹方程。由两操作线方程加料热状态对操作线交点的影响

——q线方程或进料方程加料热状态一定时，q线方程式为一直线方程。不同的加料热状态对应着不同的q值，也就对应着不同的q线。两式相减提馏段操作线与加料热状态有关。加料热状态对操作线交点的影响35操作线方程的在图上的画法

精馏段操作线方程提馏段操作线方程q线方程或进料方程xy01.01.0xD

abxW

cdxF

操作线方程的在图上的画法精馏段操作线方程提馏段操作线方程q36理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。

理论板数的求法

逐板计算法与图解法

yy1xW12345678910axq线de01.01.0y2y3y6yqxqzFx2x1xD料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux再沸器Reboiler冷凝器condenser12mm+1N进料板精馏段提馏段理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。理论板数的求法逐板37逐板计算法条件：塔顶全凝，泡点回流提馏段操作线方程：相平衡方程式：或第一板：第二板：第三板：精馏段操作线方程：第m板：第m板为进料板……y1y1x1x2y212yN-2xN-2xN-1yNN-1NmN-2W,xWF,zFD,xDQ逐板计算法条件：塔顶全凝，泡点回流提馏段操作线方程：相平衡方38第m+1板：第N板：结果：塔内共有理论板N块，第N板为釜，其中，精馏段m-1块，提馏段N-m+1块（包括塔釜），第m板为进料板。……第N板为釜【例】利用逐板计算法求例10-6中苯—甲苯溶液于47℃进料所需的理论板数并确定加料板位置。塔顶为全凝器。常压下苯—甲苯物系相对挥发度为2.47。解：根据例10-6:相平衡方程：

精馏段操作线：，

提馏段操作线：，

第m+1板：第N板：结果：塔内共有理论板N块，第N板为釜，其39精馏段：第一块板上升蒸汽组成：第一块板下降液体组成：

第二板上升的汽相组成：

第二板下降的液体组成：

第三板上升的汽相组成：第三板下降的液体组成：

如此反复计算：

故第7块板为加料板精馏段：第一块板下降液体组成：第二板上升的汽相组成：40提馏段第八板上升蒸汽组成：第八板下降液体组成：如此反复计算：故总理论板数为13块，精馏段6块，第7板为进料板，第13块为塔釜。

提馏段第八板下降液体组成：如此反复计算：41图解法

首先根据相平衡数据，回流比R，加料热状态q及进料和产品组成(zF,xD,xW），在y-x图上作对角线、平衡线、精馏段和提馏操作线。自对角线上a点（xD,xD）始，在平衡线与精馏段操作线间作梯级。当梯级跨过两操作线交点（d点）时，改在平衡线与提馏操作线间作梯级，直至某梯级的垂直线小于xW为止。每一个梯级代表一块理论板。梯级总数即为所需理论板数。梯级含义：如第一梯级由a点作水平线与平衡线交于点1（y1，x1），相当于用平衡关系由y1求得x1；再自点1作垂线与精馏段操作线相交，交点坐标为（y2，x1），即相当于用操作线关系由x1求得y2。可见：作图法与逐板计算法等价。图解法梯级含义：如第一梯级42yy1xW12345678910axq线de01.01.0y2y3y6yqxqzFx2x1xDyy1xW12345678910axq线de01.01.043跨过两操作线交点的梯级确定为加料板，加料板的汽液相组成与进料组成相近，完成一定分离任务所需梯级最少，称为适宜加料位置。若不在此板进料，则理论板数较多。最宜的加料位置〔Feed-platelocation〕适宜的加料位置123567812346781234567adccdacda0001.01.01.01.01.01.0yxyxxygf跨过两操作线交点的梯级确定为加料板，加料板的汽液相组成与进料44原则：进料在组成接近的的塔板上。当进料组成波动时，为了保证最佳进料，一般设置多个进料位置，一般在进料组成变化时，改变进料位置。原则：45精馏塔理论板数、塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关。精馏过程的投资费用和操作费用都取决于回流比的值。回流比的选择〔Determinationofrefluxratio〕全回流与最少理论板数Totalrefluxandminimumnumberofplate全回流时：RD=0W=0F=0精馏段操作线：全回流时操作线和平衡线的距离为最远，达到相同的分离程度所需的理论板数最少，以Nmin表示。提馏段操作线：对角线精馏塔理论板数、塔顶冷凝器和塔釜再沸器的热负荷均与回流比有关46第N板：芬斯克(Fenske)方程即塔釜的液体组成：

略去下标A、B式中N即为全回流时所需的最少理论板数Nmin。若取平均相对挥发度—芬斯克Fenske方程……第N板：芬斯克(Fenske)方程即塔釜的液体组成：47减少回流比，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；操作线交点d将向平衡线靠近，提馏段操作线也向平衡线移动。结论：减少回流比，达到指定分离程度所需理论板数将增多。最小回流比Minimumrefluxratio回流比减至某一数值时，两操作线交点d落在平衡线上，所需理论板数为无穷多。此时的回流比称为最小回流比Rmin，d点称为挟点，其附近称为恒浓区或挟紧区。

qadydxWxdxFxD1.001.0减少回流比，精馏段操作线截距增大，操作线向平衡线移动；操作线48对某些平衡线有下凹部分的情况，减小回流比时，在两操作线的交点还未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切于e点。此时对应的回流比为最小回流比。最小回流比Minimumrefluxratioyeqdea01.01.0ydxWxdzFxexDqdea01.01.0yeydxWxdzFxexD对某些平衡线有下凹部分的情况，减小回流比时，在两操作线的交点49由全回流与最小回流比定义知，实际回流比应介于这两者之间。适宜回流比根据经济核算确定，应在操作费用和设备费用间作权衡。适宜回流比的选择〔Determinationofoptimumrefluxratio〕操作费用：精馏的操作费用主要决定于再沸器中产生上升蒸汽V’所消耗加热介质的量和冷凝器中冷凝塔顶蒸汽V所消耗的冷却介质的量。可见，当F、q、D一定时，R增大，塔内上升蒸汽量增加，加热和冷却介质的消耗量亦随之增多，操作费用相应增加。总费用设备费操作费费用回流比RRopt由全回流与最小回流比定义知，实际回流比应介于这两者之间。适宜50设备费用：R为Rmin

，需无穷多块塔板，设备费用无穷大。R稍大于Rmin，所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减。随R增大，理论板数减小趋势渐缓。适宜回流比的选择〔Determinationofoptimumrefluxratio〕最适宜的回流比：精馏总费用为最低时的回流比。根据实验和生产数据统计，最适宜回流比的范围为而随R的进一步增大，塔内上升蒸汽V’和V增大，使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，设备费用又开始上升。理论板数NRmin回流比RNmin设备费用：适宜回流比的选择〔Determinationof51精馏条件：(1)组分数目=2~11；(2)进料热状态包括五种情况；(3)Rmin=0.53~7.0；(4)组分间相对挥发度=1.26~4.05；(5)理论板数=2.4~43.1。吉利兰(Gilliland)关联图理论板数的简捷求法

吉利兰图在精馏塔的初步计算中，常借助于最小回流比Rmin和最少理论板数Nmin的概念估算所需的理论塔板数。注意：使用该图计算时，条件应尽量与上述条件相近。精馏条件：吉利兰(Gilliland)关联图理论板数的简52（1）根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择适宜的R；（2）求出全回流下的Nmin，接近理想物系溶液，用Fenske方程计算；（3）算出(R-Rmin)/(R+1)，查吉利兰图得(N-Nmin)/(N+1)，可求得N；（4）确定加料位置。理论板数的简捷求法

将该图用于双组分和多组分精馏的计算，其大致步骤是：注意：上述计算中，与实际回流比R对应的N和与全回流对应的Nmin，均指包括再沸器的全塔理论板数。吉利兰图（1）根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择适宜的R53恒沸精馏第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。具有最低恒沸物的体系：形成的恒沸物是易挥发的塔顶产品，理论上塔底可得纯组分。具有最高恒沸物的体系：形成的恒沸物是难挥发的塔底产品，理论上塔顶可得纯组分。恒沸精馏中合适挟带剂的选用：（1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于10℃。（2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省。（3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。第六节恒沸精馏和萃取精馏(略)

Azeotropicandextractiverectification恒沸精馏第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的54恒沸精馏举例工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。乙醇-水二元恒沸物（恒沸点78.15℃，乙醇摩尔分率为0.894）

三元恒沸物：苯：0.539乙醇：0.228水：0.233沸点：64.85℃上层苯相苯：0.745乙醇：0.217少量水下层水相苯：0.0428乙醇：0.35其余为水无水酒精水恒沸精馏塔分层器乙醇回收塔苯回收塔冷凝器冷凝器三元非均相恒沸物三元非均相恒沸物稀乙醇水溶液二元恒沸物二元恒沸物乙醇水恒沸物恒沸精馏举例工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。乙55萃取精馏萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。萃取剂应具备：（1）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高；（2）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收;（3）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。萃取精馏萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入56萃取精馏举例苯-环乙烷溶液的萃取分离：苯沸点80.1℃，环乙烷沸点为80.73℃，其相对挥发度为0.98，苯-环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点161.7℃），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。循环糠醛补充糠醛环己烷脱溶剂底部产品苯+环己烷（原料）溶剂分离塔萃取精馏塔冷凝器冷凝器环己烷糠醛-苯混合液苯x糠醛0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7萃取精馏举例苯-环乙烷溶液的萃取分离：循环糠醛补充糠醛环己烷57第七节板式塔在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流动液层；气体则在压强差的推动下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔顶排出。气、液在塔内逐板接触进行质、热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。第七节板式塔在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔58塔板类型

液相降液管堰气相溢流塔板(错流式塔板)：塔板间有专供液体溢流的降液管(溢流管)，横向流过塔板的流体与由下而上穿过塔板的气体呈错流流动。板上液体的流径与液层的高度可通过适当安排降液管的位置及堰的高度给予控制，从而可获得较高的板效率，但降液管将占去塔板的传质有效面积，影响塔的生产能力。溢流式塔板应用很广，按塔板的具体结构形式可分为：泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板、网孔塔板、舌形塔板等。一.塔板结构塔板类型液降液管堰气相溢流塔板(错流式塔板)：塔板间有专59塔板类型

逆流塔板（穿流式塔板）：塔板间没有降液管，气、液两相同时由塔板上的孔道或缝隙逆向穿流而过，板上液层高度靠气体速度维持。优点：塔板结构简单，板上无液面差，板面充分利用，生产能力较大；缺点：板效率及操作弹性不及溢流塔板。与溢流式塔板相比，逆流式塔板应用范围小得多，常见的板型有筛孔式、栅板式、波纹板式等。液相气相塔板类型逆流塔板（穿流式塔板）：与溢流式塔板相比，逆流式塔60泡罩塔板〔Bubble-capTray〕在工业上最早（1813年）应用的一种塔板，其主要元件由升气管和泡罩构成，泡罩安装在升气管顶部，泡罩底缘开有若干齿缝浸入在板上液层中，升气管顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。液体横向通过塔板经溢流堰流入降液管，气体沿升气管上升折流经泡罩齿缝分散进入液层，形成两相混合的鼓泡区。优点：操作稳定，升气管使泡罩塔板低气速下也不致产生严重的漏液现象，故弹性大。缺点：结构复杂，造价高，塔板压降大，生产强度低。

泡罩塔板〔Bubble-capTray〕在工业上最早（61筛孔塔板〔SieveTray〕筛孔塔板即筛板出现也较早（1830年），是结构最简单的一种板型。但由于早期对其性能认识不足，为易漏液、操作弹性小、难以稳定操作等问题所困，使用受到极大限制。1950年后开始对筛孔塔板进行较系统全面的研究，从理论和实践上较好地解决了有关筛板效率，流体力学性能以及塔板漏液等问题，获得了成熟的使用经验和设计方法，使之逐渐成为应用最广的塔板类型之一。筛孔塔板〔SieveTray〕筛孔塔板即筛板出现也较早62浮阀塔板〔ValveTray〕自1950年代问世后，很快在石油、化工行业得到推广，至今仍为应用最广的一种塔板。结构：以泡罩塔板和筛孔塔板为基础基础。有多种浮阀形式，但基本结构特点相似，即在塔板上按一定的排列开若干孔，孔的上方安置可以在孔轴线方向上下浮动的阀片。阀片可随上升气量的变化而自动调节开启度。在低气量时，开度小；气量大时，阀片自动上升，开度增大。因此，气量变化时，通过阀片周边流道进入液体层的气速较稳定。同时，气体水平进入液层也强化了气液接触传质。优点：结构简单，生产能力和操作弹性大，板效率高。综合性能较优异。浮阀塔板〔ValveTray〕自1950年代问世63浮阀塔板〔ValveTray〕F1型浮阀结构简单，易于制造，应用最普遍，为定型产品。阀片带有三条腿，插入阀孔后将各腿底脚外翻90°，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度；阀片周边有三块略向下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度。F1型浮阀分轻阀和重阀。轻阀塔板漏液稍严重，除真空操作时选用外，一般均采用重阀。浮阀塔板〔ValveTray〕F1型浮阀结构简单64舌形塔板一种斜喷射型塔板。结构简单，在塔板上冲出若干按一定排列的舌形孔，舌片向上张角以20°左右为宜。20=ao50R25气相优点：气流由舌片喷出并带动液体沿同方向流动。气液并流避免了返混和液面落差，塔板上液层较低，塔板压降较小。气流方向近于水平。相同的液气比下，舌形塔板的液沫夹带量较小，故可达较高的生产能力。缺点：张角固定，在气量较小时，经舌孔喷射的气速低，塔板漏液严重，操作弹性小。液体在同一方向上加速，有可能使液体在板上的停留时间太短、液层太薄，板效率降低。舌形塔板一种斜喷射型塔板。结构简单，在塔板上冲出若干按65在舌形塔板上发展的斜孔塔板，斜孔的开口方向与液流垂直且相邻两排开孔方向相反，既保留了气体水平喷出、气液高度湍动的优点，又避免了液体连续加速，可维持板上均匀的低液面，从而既能获得大的生产能力，又能达到好的传质效果。

斜孔塔板浮舌塔板为使舌形塔板适应低负荷生产，提高操作弹性，研制出了可变气道截面（类似于浮阀塔板）的浮舌塔板。19R20R1683731o20降液管a斜孔结构b塔板布置受液区导向孔在舌形塔板上发展的斜孔塔板，斜孔的开口方向与液流垂直且相邻两66网孔塔板网孔塔板由冲有倾斜开孔的薄板制成，具有舌形塔板的特点。这种塔板上装有倾斜的挡沫板，其作用是避免液体被直接吹过塔板，并提供气液分离和气液接触的表面。网孔塔板具有生产能力大，压降低，加工制造容易的特点。挡沫板塔板AA降液管A-A剖视图受液盘网孔塔板网孔塔板由冲有倾斜开孔的薄板制成，具有舌形塔板的特点67垂直筛板〔VerticalSieveTray〕在塔板上开按一定排列的若干大孔(直径100~200mm)，孔上设置侧壁开有许多筛孔的泡罩，泡罩底边留有间隙供液体进入罩内。气流将由泡罩底隙进入罩内的液体拉成液膜形成两相上升流动，经泡罩侧壁筛孔喷出后两相分离，即气体上升液体落回塔板。液体从塔板入口流至降液管将多次经历上述过程。与普通筛板相比，垂直筛板为气液两相提供了很大的不断更新的相际接触表面，强化了传质过程；且气液由水平方向喷出，液滴在垂直方向的初速度为零，降低了液沫夹带量，因此垂直筛板可获得较高的塔板效率和较大的生产能力。垂直筛板〔VerticalSieveTray〕在塔板上68二.塔板上的气液两相的流动现象浮阀塔板上的气、液流程浮阀塔板的板面结构：鼓泡区（有效区、开孔区）降液管区受液盘区液体安定区边缘区溢流堰塔身溢流堰板降液管塔板受液盘安定区降液管区受液盘区鼓泡区液体从上一塔板的降液管流入板面上的受液盘区，经进口安定区进入鼓泡区与浮阀吹出的气体进行质、热交换后，再由溢流堰溢出进入降液管流入下一塔板。二.塔板上的气液两相的流动现象浮阀塔板上的气、液流程69塔板上的不正常操作现象漏液：部分液体不是横向流过塔板后经降液管流下，而是从阀孔直接漏下。原因：气速较小时，气体通过阀孔的速度压头小，不足以抵消塔板上液层的重力；气体在塔板上的不均匀分布也是造成漏液的重要原因。后果：严重的漏液使塔板上不能形成液层，气液无法进行传热、传质，塔板将失去其基本功能。若设计不当或操作时参数失调，轻则会引起板效率大降低，重则会出现一些不正常现象使塔无法工作。漏液（Weeping）气体分布均匀与否，取决于板上各处阻力均等否。气体穿过塔板的阻力由干板阻力和液层阻力两部分组成。当板上结构均匀、各处干板阻力相等时，板上液层阻力即液层厚度的均匀程度将直接影响气体的分布。塔板上的不正常操作现象漏液：部分液体不是横向流过塔板后经降液70漏液〔Weeping〕板上液层厚度不均匀：液层波动和液面落差。液层波动：波峰处液层厚，阀孔气量小、易漏液。由此引起的漏液是随机的。可在设计时适当增大干板阻力。液面落差：塔板入口侧的液层厚于塔板出口侧，使气流偏向出口侧，入口侧的阀孔则因气量小而发生漏液。塔板上设入口安定区可缓解此现象。单流型双流型多流型阶梯流型双流型、多流型或阶梯型塔板：在塔径或液体流量很大时可减少液面落差。漏液〔Weeping〕板上液层厚度不均匀：液层波动和液面落差71漏液〔Weeping〕双流型多流型漏液〔Weeping〕双流型多流型72液沫夹带和气泡夹带〔Entrainment〕液沫夹带：气体鼓泡通过板上液层时，将部分液体分散成液滴，而部分液滴被上升气流带入上层塔板。由两部分组成：(1)小液滴的沉降速度小于液层上方空间上升气流的速度，夹带量与板间距无关；(2)较大液滴的沉降速度虽大于气流速度，但它们在气流的冲击或气泡破裂时获得了足够的向上初速度而被弹溅到上层塔板。夹带量与板间距有关。气泡夹带：液体在降液管中停留时间太短，大量气泡被液体卷进下层塔板。后果：液沫夹带是液体的返混，气泡夹带是气体的返混，均对传质不利。严重时可诱发液泛，完全破坏塔的正常操作。液沫夹带和气泡夹带是不可避免的，但夹带量必需严格地控制在最大允许值范围内。液沫夹带和气泡夹带〔Entrainment〕液沫夹带：气体鼓73液泛〔Dumpingofliquid〕塔内液体不能顺畅逐板流下，持液量增多，气相空间变小，大量液体随气体从塔顶溢出。夹带液泛：板间距过小，操作液量过大，上升气速过高时，过量液沫夹带量使板间充满气、液混合物而引发的液泛。溢流液泛：液体在降液管内受阻不能及时往下流动而在板上积累所致。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定的液柱高度Hdhf+hHTh0howhw式中：hf——板压降。h——液体经过降液管的阻力损失。液泛〔Dumpingofliquid〕塔内液体不能顺畅逐74三、塔板效率(一)常用莫弗里(Murphree)板效率表示。以汽相表示的单板效率

以液相表示的单板效率

三、塔板效率75(二)全塔效率理论板数与实际板数之比称为全塔效率。影响全塔效率的因素很多，物性、塔板构造、操作条件等都有影响。一般双组分混合液的全塔效率在50~70%。(二)全塔效率76四、塔高确实定

板式塔有效段高度由实际板数和板间距决定。板间距板间距为经历值，取200,250,300,350,400,500mm等。空间要足够，以利于检修维护。对于填料塔可用等板高度的经历值来确定塔高。一些填料的等板高度经历值见表6-6。HETP/mHETP/m25mm填料0.46吸收1.5~1.838mm填料0.66小直径塔塔径50mm填料0.90真空塔塔径+0.1四、塔高确实定

板式塔有效段高度由实际板数和板间距决定。77五、塔径的计算根据流量关系易得计算塔径的关键是适宜的空塔气速.空塔气速与板间距的关系。按经历值初步选取板间距后可计算最大允许空塔汽速：实际空塔汽速u=(0.6~0.8)umaxC汽相负荷因子由图6-58查得。五、塔径的计算根据流量关系易得C汽相负荷因子由图6-58查得78例1含甲醇0.35(摩尔分率,以下同)的甲醇水溶液,在常压连续精馏塔中分离,进料100kmol/h，泡点进料，R=3，进料中甲醇的96%进入馏出液，要求馏出液组成为0.93，α=4。试求1）产品量；2）残液中甲醇的含量；3）进入第二块板的气液相组成。例2在连续精馏塔中分离某组成为0.5（摩尔分率,以下同）的两组分理想溶液，泡点进料，塔顶采用分凝器和全凝器，分凝器向塔内提供回流液，其组成为0.88，全凝器提供组成为0.95的产品，塔顶馏出液中易挥发组分的回收率为96%，若测得第一块板的液相组成为0.79，求1）回流比与最小回流比；2）若馏出液良为100kmol/h，进料量为多少？例1含甲醇0.35(摩尔分率,以下同)的甲醇水溶液,在常压79例3用一连续精馏塔分离组分A和B所组成的两组分理想溶液，原料液中含A0.44，馏出液中含A0.957（均为摩尔分率），已知溶液平均相对挥发度为2.5，最小回流比为1.63，求进料方式。例4某两组分溶液在连续精馏塔内进行精馏，泡点进料，xF=0.5，xW=0.1，

α=4，理论板为4块（包括再沸器），料液从第二块板进入，提馏段上升蒸汽摩尔流量为塔底产品的2倍，求第三块理论板上升的蒸汽组成。例3用一连续精馏塔分离组分A和B所组成的两组分理想溶液，80第六章蒸馏

Chap.6Distillation第一节概述第二节双组分溶液的汽液相平衡第三节蒸馏与精馏原理第四节双组分连续精馏塔的计算第五节间歇精馏第六节恒沸精馏与萃取精馏第七节板式塔第六章蒸馏

Chap.6Distill81第一节概述

Introduction工作原理：利用液体混合物中各组分（component）挥发性（volatility）差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分液相富集重组分而分离的方法。

闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀第一节概述

Introduction工作原理：闪蒸罐82概述〔Introduction〕蒸馏操作实例：石油炼制中使用的

250万吨常减压装置概述〔Introduction〕蒸馏操作实例：石油炼制中使83概述〔Introduction〕简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分离要求不高的情况下。精馏：分离纯度要求很高时采用。特殊精馏：混合物中各组分挥发性相差很小，难以用普通精馏分离，借助某些特殊手段进行的精馏。间歇精馏：多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。连续精馏：多用于大批量工业生产中。常压蒸馏：蒸馏在常压下进行。减压蒸馏：常压下物系沸点较高或热敏性物质不能承受高温的情况加压蒸馏：常压下为气体的物系精馏分离，加压提高混合物的沸点。多组分精馏：例如原油的分离。双组分精馏：如乙纯-水体系。本章着重讨论常压下双组分连续精馏。许多生产工艺常常涉及到互溶液体混合物的分离问题，如石油炼制品的切割，有机合成产品的提纯，溶剂回收和废液排放前的达标处理等等。分离的方法有多种，工业上最常用的是蒸馏或精馏。蒸馏操作的用途概述〔Introduction〕简单蒸馏或平衡蒸馏：用在分84气液两相的接触方式连续接触（也称微分接触）气液两相浓度呈连续变化，如填料塔。级式接触气液两相逐级接触传质，两相组成呈阶跃变化，如板式塔。散装填料塑料鲍尔环填料规整填料塑料丝网波纹填料

DJ塔盘新型塔板、填料气液两相的接触方式连续接触（也称微分接触）气液两相浓度呈连续85第二节双组分溶液的气液相平衡关系

Vapor-liquidequilibriainbinarysystems

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔（Raoult）定律

蒸馏分离的物系由加热至沸腾的液相和产生的蒸汽相构成。相平衡关系是蒸馏过程分析的重要基础。液相为理想溶液、汽相为理想气体的物系。理想溶液服从拉乌尔（Raoult）定律，理想气体服从理想气体定律或道尔顿分压定律。根据拉乌尔定律，两组分物系理想溶液上方的平衡蒸汽压为

式中：poA、poB——溶液温度下纯组分饱和蒸汽压。理想物系：第二节双组分溶液的气液相平衡关系

Vapor-liquid86理想溶液的汽液平衡——拉乌尔〔Raoult〕定律溶液沸腾时，溶液上方的总压应等于各组分分压之和，即泡点方程（bubble-pointequation）A、B、C为安托因常数，可由相关的手册查到。poA、poB取决于溶液沸腾温度，上式表达一定总压下液相组成与溶液泡点温度关系。已知溶液的泡点可由上式计算液相组成；反之，已知溶液组成也可算出溶液泡点。纯组分饱和蒸汽压与温度的关系，用安托因（Antoine）方程表示：

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔〔Raoult〕定律溶液沸腾时，87理想溶液的汽液平衡——拉乌尔定律当汽相为理想气体时上式为一定总压下汽相组成与温度的关系式。该温度又称为露点（dew-point），上式又称为露点方程。严格地说没有完全理想的物系。对那些性质相近、结构相似的组分所组成的溶液，如苯-甲苯，甲醇-乙醇等，可视为理想溶液；若汽相压力不太高，可视为理想气体，则物系可视为理想物系。对非理想物系不能简单地使用上述定律。汽液相平衡数据更多地依靠实验测定。

理想溶液的汽液平衡——拉乌尔定律当汽相为理想气体时上式为一定88汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕根据相律，双组分两相物系自由度为2，即相平衡时，在温度t、压强P、汽相组成x和液相组成y这四个变量中，只有两个独立变量。F=C－φ+2若物系的温度和压强一定，汽液两相的组成就一定；若压强和某相的组成一定，则物系的温度和另一相组成将被唯一确定。双组分汽液相平衡关系可由某变量与另两个独立变量的函数关系表达。相图、相平衡常数或相对挥发度是常用的三种汽液相平衡关系。

双组分汽液两相，当固定一个独立变量，可用二维坐标中的曲线图来表示两相的平衡关系，称为相图。相图有压强一定的温度-组成T-x(y)图、液相组成和汽相组成x-y图，以及温度一定的压强-组成p-x图。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕根据相89汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕90汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-x(y)图

T-x(y)图代表的是在总压P一定的条件下，相平衡时汽（液）相组成与温度的关系。在总压一定的条件下，将组成为xf

的溶液加热至该溶液的泡点tA，产生第一个气泡的组成为yA。继续加热，随温度升高，物系变为互成平衡的汽液两相，两相温度相同组成分别为yA和xA。t/Cx(y)01.0露点线泡点线露点泡点xAyAxf气相区液相区两相区当温度达到该溶液的露点，溶液全部汽化成为组成为yA=xf

的气相，最后一滴液相的组成为xA。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-91汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-x(y)图

乙醇-水溶液物系的泡点线和露点线在M点重合，该点溶液的泡点比两纯组分的沸点都低，这是因为该溶液为具有较大正偏差的溶液，组成在M点时两组分的蒸汽压之和出现最大值。M点称为恒沸点，具有这一特征的溶液称为具有最低恒沸点的溶液。常压下，乙醇-水物系恒沸组成摩尔分数为0.894，相应温度为78.15℃(纯乙醇为78.3℃)。与之相反，硝酸-水溶液为负偏差较大的溶液，在硝酸摩尔分数为0.383时，两组分的蒸汽压之和最低，T-x(y)图上对应出现一最高恒沸点（M点），其沸点为121.9℃。此溶液称为具有最高恒沸点的溶液。在恒沸点时汽液两相组成相同，用一般的蒸馏方法不能实现该组成下混合溶液的分离。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕T-92汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕x-y图x-y图代表在总压一定下，液相组成和与之成平衡的汽相组成的关系。x-y图可通过T-x(y)图作出，图中对角线(y=x)为一参考线。大多数溶液，两相平衡时，y总是大于x，平衡线位于对角线上方。平衡线偏离对角线越远，该溶液越易分离。恒沸点时，x-y线与对角线相交，该点处汽液相组成相等。汽液相平衡图〔equilibriumdiagram〕x-93相对挥发度〔Relativevolatility〕溶液中各组分的挥发性由挥发度来量衡，定义为组分在汽相中的平衡蒸汽压与在液相中的摩尔分数的比值。对双组分物系对纯组分液体，其挥发度就等于该温度下液体的饱和蒸汽压。溶液中两组分挥发度之比称为相对挥发度，用表示当操作压强不高，气相服从道尔顿分压定律时，上式可改写为大小可以判断能否用蒸馏方法加以分离以及分离的难易程度。相对挥发度〔Relativevolatility〕溶液中各94相对挥发度〔Relativevolatility〕对双组分物系有yB=1-yA，xB=1-xA，代入并略去下标A可得——相平衡方程对理想溶液，组分的挥发度=

po，所以值随温度变化相对较小，在一定的温度范围内，常取的平均值用于相平衡计算。>1，表示组分A较B易挥发；值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用蒸馏方法将两组分分离；若=1，yA=xA，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合物。若已知两组分的相对挥发度，可由上式确定汽液平衡组成。相对挥发度〔Relativevolatility〕对双组分95平衡蒸馏与简单蒸馏

平衡蒸馏平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或蒸汽的一次部分冷凝的蒸馏操作。生产工艺中溶液的闪蒸分离是平衡蒸馏的典型应用。闪蒸操作流程：一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸室，液体因沸点下降变为过热而骤然汽化，汽化耗热使得液体温度下降，汽、液两相温度趋于一致，两相组成趋于平衡。由闪蒸室塔顶和塔底引出的汽、液两相即为闪蒸产品。闪蒸罐塔顶产品yAxA加热器原料液塔底产品Q减压阀第三节蒸馏与精馏原理

Principlesofdistillationandrectification平衡蒸馏与简单蒸馏平衡蒸馏平衡蒸馏是液体的一次部分汽化或96简单蒸馏

简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unsteadybatchoperation)，在蒸馏过程中系统的温度和汽液相组成均随时间改变。分批加入蒸馏釜的原料液持续加热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续引入冷凝器得馏出液产品。釜内任一时刻的汽液两相组成互成平衡。y原料液x蒸气xD1xD2xD3冷凝器简单蒸馏简单蒸馏也称微分蒸馏，间歇非稳态操作(unstea97简单蒸馏

任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量y始终大于剩余在釜内的液相中的含量x，釜内易挥发组分含量x由原料的初始组成xF­沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时组成xE，釜内溶液的沸点温度不断升高，蒸汽相组成y也随之沿露点线不断降低。t/Cx(y)01.0露点线泡点线xAyAxf简单蒸馏任一时刻，易挥发组分在蒸汽中的含量y始终大于剩98精馏原理

多次部分汽化部分冷凝精馏原理多次部分汽化部分冷凝99屡次局部冷凝和汽化的改进：后一级冷凝液相参加前一级汽相中(对前级汽相起冷凝作用)；后一级汽化汽相参加前一级液相中(对前级液相起加热作用)。可使操作连续、稳定。但设备仍然太多，操作不便，控制也困难。将每一个别离装置设置成一块塔板，形成精馏塔。每一塔板代替局部冷凝汽化的别离设备，使操作更方便灵活，控制更容易。精馏塔的塔顶回流、塔底上升蒸汽是保证过程连续稳定进展的必要条件。精馏装置一般必须包括冷凝器和再沸器。精馏过程也可用填料塔代替板式塔，其余装置一样。屡次局部冷凝和汽化的改进：后一级冷凝液相参加前一级汽相中(对100化工原理B精馏课件101精馏原理

原料中汽体上升，液体下流；塔顶凝液回流，塔底蒸汽回流；两相在塔板液层中接触；流动和接触料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux再沸器Reboiler冷凝器condenser12mm+1N进料板精馏段提馏段精馏原理原料中汽体上升，液体下流；流动和接触料液,xF102精馏原理n-1

tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1ynyn-1xn-2xn-1xnxn+1回流液中轻组分含量为塔内液相的最高值，塔釜上升的蒸汽中轻组分含量为塔内蒸汽相的最低值，塔顶的温度最低，塔底则最高，即汽液两相温度由塔顶至塔底递增。传热与传质蒸汽上升入n板，遇冷液而部分冷凝，轻组份浓度提升，重组分浓度下降；液体下流入n板，遇热液而部分汽化，重组份浓度提升，轻组分浓度下降；汽体冷凝放出潜热，液体汽化吸收潜热；汽体每上升一板，经历一次部分气化，轻组份浓度提高一次，至塔顶，得轻组份纯度高的塔顶产品；液体每下降一板，经历一次部分汽化，重组分浓度提高一次，至塔底，得重组分浓度高的塔底产品。精馏原理n-1tn-1ntnn+1tn+1yn+2yn+1103精馏原理精馏与蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。提馏段作用：下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。精馏段作用：上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux再沸器Reboiler冷凝器condenser12mm+1N进料板精馏段提馏段精馏原理精馏与蒸馏的区别：提馏段作用：精馏段作用：料液,x104精馏原理精馏过程的基础是混合液中组分间挥发度的差异，而塔内的汽液回流则是实现精馏的必要条件，二者缺一不可。精馏设备可以是微分接触式或分级接触式。传质设备对吸收和蒸馏过程是通用的。本章以板式塔为重点。

精馏原理精馏过程的基础是混合液中组分间挥发度的差异，而塔内的105第四节双组分连续精馏塔的计算

Calculationofcontinuerectificationtoweroftwocomponents工业蒸馏过程一般为连续精馏。精馏塔的计算内容包括：物料衡算、塔板数、进料口位置等。第四节双组分连续精馏塔的计算

Calculat106理论板和板效率〔Idealplateandplateefficiency〕理论塔板：（1）汽、液两相在板上充分接触混合；（2）离开塔板的汽、液两相达到平衡。离开理论板汽液两相：温度相等，组成互成平衡，满足t-x(y)相图。实际塔板--两相接触的时间和充分程度有限，气液两相未达到平衡。实际塔板的传递过程十分复杂，与物系性质、塔板操作条件和塔板结构等因素有关，离开实际塔板的汽液两相其温度和组成关系很难用简单的关系式表达。设计计算中，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。理论板的概念（Conceptofidealplate）

理论板和板效率〔Idealplateandplate107恒摩尔流假定〔Constantmolaloverflowhypothesis〕整个精馏段均有

精馏段每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。即为精馏段恒摩尔流假定。服从恒摩尔流假定的精馏过程，塔板上有多少摩尔的蒸汽冷凝，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。同理，提馏段恒摩尔流假定

恒摩尔流假定〔Constantmolaloverflow108物料衡算与操作线方程

全塔物料衡算（Overallmaterialbalance）对稳定操作的连续精馏塔，料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和。全塔物料衡算总物料衡算易挥发组分物料衡算

进料流率F和组成xF以及釜液组成xW一定，馏出液中轻组分含量xD值越大，馏出液流率D值就越小。釜液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。物料衡算与操作线方程全塔物料衡算（Overallmat109进料状态的影响

实际生产中，加入精馏塔的原料可能有以下五种不同的热状态：（1）温度低于泡点的过冷液体；（2）泡点下的饱和液体；（3）温度介于泡点和露点之间的汽液两相混合物；（4）露点下的饱和蒸汽；（5）温度高于露点的过热蒸汽。

进料状态的影响实际生产中，加入精馏塔的原料可能有110加料热状态对塔内摩尔流率的影响

可得：设第m块板为加料板，进、出该板各股的摩尔流率、组成可由物料衡算得出

总物料衡算：单位进料量所引起精馏段与提馏段下降液体流量之差为q—加料热状态参数F,zF,IFV’,ym+1,IV’V,ym,IVL,xm-1,ILL’,xm,IL’第m板加料热状态对塔内摩尔流率的影响可得：设第m块板为加料板111（1）过冷液体[(tF

<tb)

q>1,L’>L+F,V<V’]（2）饱和液体L’=L+F,V=V’q=1,

（3）汽液混合0<q<1,L’>L,V>V’（4）饱和蒸汽q=0,L’=L,V=F+V’

（5）过热蒸汽q<0,L’<L,V>F+V’加料热状态对塔内摩尔流率的影响

L’LFVV’（1）冷液体，q>1L’LFVV’（2）饱和液体，q=1L’LFVV’（3）汽液混合物，0<q<1L’LFVV’（4）饱和蒸气，q=0L’LFVV’（5）过热蒸气，q<00<q<1q<0（1）过冷液体[(t