第九章液体精馏

第9章液体精馏9.1蒸馏概述9.2双组分溶液的汽液相平衡（本章重点）9.3平衡蒸馏与简单蒸馏9.4精馏（本章重点）9.5双组分精馏的设计型计算（本章重点）9.6双组分精馏的操作型计算9.7间歇精馏9.8恒沸精馏与萃取精馏引例一引例二引例三9.1蒸馏概述⑴蒸馏及精馏的分离依据液体均具有挥发成蒸汽的能力，但各种液体的挥发性各不相同。蒸馏是利用混合物中各组分挥发性的差异，而将混合物中各组分进行分离的单元操作。蒸馏及精馏分离的依据：混合物中各组分挥发性的差异。习惯上，将液体混合物中的易挥发组分A称为轻组分，难挥发组分B则称为重组分。9.1蒸馏概述例如苯——甲苯溶液苯（易挥发）称易挥发组分（A）成为蒸汽冷凝液（又称馏出液）甲苯（难挥发）称难挥发组分（B）成为残液（又称釜液）冷凝9.1蒸馏概述将液体混合物加热至泡点以上沸腾使之部分汽化必有yA>xA；反之将混合蒸汽冷却到露点以下使之部分冷凝必有xB>yB。上述两种情况所得到的气液组成均满足：部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度的分离。9.1蒸馏概述⑵工业蒸馏过程

①平衡蒸馏（闪蒸）平衡蒸馏又称闪蒸，系连续定态过程，其流程如下图。

动画演示9.1蒸馏概述

②简单蒸馏简单蒸馏为间歇操作过程，其流程如下图。

动画演示9.1蒸馏概述⑶几个相关问题的讨论①平衡蒸馏及简单蒸馏产生的汽液相组成服从什么关系？②平衡蒸馏和简单蒸馏能否实现高纯度的分离，为什么？③如何蒸馏可得到高纯度的产品？④能否利用多次平衡蒸馏或多次简单蒸馏实现高纯度分离？为什么？⑤工业上如何利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理实现连续的高纯度分离，而流程又不太复杂呢？9.1蒸馏概述⑷精馏操作的费用和操作压强

蒸馏和精馏都是能耗很高的单元操作，加热和冷却费用是蒸馏过程的主要操作费用。采用何种措施达到节能降耗是精馏过程研究的重要任务。对于同样的加热量和冷却量，所需费用还与加热温度和冷却温度有关。蒸馏过程中的液体沸腾温度和蒸汽冷凝温度均与操作压强有关，故工业蒸馏的操作压强应进行适当的选择。除一些特殊情况外一般用常压精馏。9.1蒸馏概述（5）蒸馏在工业中的应用石油化工（汽油，煤油，柴油）焦化煤气（回收苯，甲苯，氨，煤焦油）化肥工业（氮气，氧气）食品酿造（酒，啤酒）精细化工(药物提取，香精，色素)9.1蒸馏概述（6）蒸馏操作的分类按蒸馏方式：简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏及特殊精馏等；按物系的组分数：双组分精馏、多组分精馏；按操作压力：常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏；按操作方式：间歇精馏、连续精馏。本章重点讨论：常压下双组分连续精馏9.2双组分溶液的气、液相平衡9.2.1理想物系的气液相平衡9.2.2非理想物系的气液相平衡9.2.1理想物系的气液相平衡（1）气液两相平衡共存时的自由度F=N-Φ+2组分数N=2相数Φ=2平衡物系的自由度F=2恒压下的双组分平衡物系中：液相（或气相）组成与温度之间的一一对应关系气、液组成之间的一一对应关系9.2.1理想物系的气液相平衡（2）双组分理想物系的x~t（泡点）关系式液相为理想溶液，服从拉乌尔定律：

气相为理想气体，服从道尔顿分压定律：9.2.1理想物系的气液相平衡混合液沸腾的条件是各组分的蒸汽压之和等于外压，即：——泡点方程9.2.1理想物系的气液相平衡纯组分的蒸汽压与温度的关系式可用安托因（Antoine）方程表示，即

故p0与t的关系为非线性关系，已知t求p0用上式很方便，但是已知p求泡点t要用试差法（迭代法）求。9.2.1理想物系的气液相平衡（3）y~

t（露点）关系式—露点方程相平衡方程的应用举例例1：已知85℃，常压时，苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为116.9kPa、46kPa，则平衡时液相组成xA=，气相组成yA=?相平衡方程的应用举例例2：苯与甲苯精馏，1）已知塔顶温度82℃，蒸汽中苯的摩尔分率为0.95，求塔顶压力；2）若压力不变，温度升高为85℃，求塔顶组成。饱和蒸汽压与温度的关系见p51例9-1.9.2.1理想物系的气液相平衡（4）t~x（y）图苯-甲苯体系的t-x图t-x（y）图即温度——组成图。①两端点：右端点代表纯易挥发A组分（x=1）左端点代表纯难挥发B组分（x=0）②两线：曲线①为饱和液体线或泡点线，泡点与组成x有关，可由泡点方程得到曲线②为饱和蒸汽线或露点线，露点与组成y有关，可由露点方程得到③三区：分别为过冷液体区，气液共存区和过热蒸汽区。

9.2.1理想物系的气液相平衡t~x线以下为过冷液体区；t~y线以上为过热蒸汽区；在t~x与t~y线之间的区域为气液共存区，在此区域内气液组成y与x是成平衡关系，气液两相的量符合杠杆定律。只有设法使体系落在汽液共存区才能实现一定程度的分离。溶液部分汽化可使原料液得到部分分离，部分冷凝亦可实现一定程度的分离。要实现高纯度分离必须采用多次部分汽化和多次部分冷凝。例题例3：某二元混合物，若液相组成为0.45对应的泡点为t1,气相组成为0.45对应的露点为t2,则（）a.t1>t2,b.t1<t2,c.t1=t2,d.不确定组成一定时，露点温度恒高于泡点温度9.2.1理想物系的气液相平衡（5）y~x图在一定外压下，气相组成y和与之平衡的液相组成x之间的关系曲线，称气液相平衡曲线。1）图中两条线：平衡线，对角线。2）平衡线上任一点即表示汽液平衡时组成，y>x。3）对角线上的点表y=x，不可分离。4）平衡线距对角线愈远，表明挥发性能差异愈大，愈易分离。5）平衡线上各点，既表示不同平衡时的组成，又对应不同温度点。如tA>tB9.2.1理想物系的气液相平衡y-x图可通过t-x-y图作出，例如苯-甲苯混合液的y-x图。

苯-甲苯体系的相平衡曲线例题4：p519-1理想物系泡点及平衡组成的计算某蒸馏釜的操作压强为106.7kPa，其中溶液含苯摩尔分数为0.2，甲苯摩尔分数0.8，求此溶液的泡点及平衡的气相组成。苯-甲苯溶液可作为理想溶液，纯组分的蒸汽压为：苯甲苯式中P0的单位为kPa；温度t的单位为℃（见excel示例）9.2.1理想物系的气液相平衡（6）相对挥发度和相平衡方程纯组分的饱和蒸汽压P0只能反映纯液体挥发性的大小。某组分与其它组分组成溶液后其挥发性将受其它组分的影响。溶液中各个组分的挥发性大小应该怎样表达才符合实际情况呢？挥发度：气相中某一组分的蒸汽分压和与之平衡的液相中的该组份摩尔分率之比，以符号ν表示。※

在理想溶液中，各组分的挥发度在数值上等于其饱和蒸汽压。9.2.1理想物系的气液相平衡混合液中两组分挥发度之比，称为相对挥发度。——相平衡方程对于二元混合物，当总压不高时，可得：即：讨论：1）对理想溶液9.2.1理想物系的气液相平衡即理想溶液的值仅依赖于各纯组分的性质。由于PA

0

，pB0与温度变化同趋势，故随温度变化甚微，在操作温度变化范围内可视为常数而与组成x无关。9.2.1理想物系的气液相平衡2）

的平均值的取法（物系相对挥发度差别不大）（物系相对挥发度差别较大，但小于30%）9.2.1理想物系的气液相平衡3）一定是用易挥发组分与难挥发组分之比α≥1α值愈大则愈易分离α接近于1则难分离α=1用普通蒸馏方式将无法分离α的大小可作为用蒸馏分离某物系的难易程度的标志。9.2.1理想物系的气液相平衡

为常数时，溶液的相平衡曲线如下图所示：相平衡方程的应用举例例5：已知85℃，常压时，苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为116.9kPa、46kPa，则相对挥发度α=？平衡时液相组成xA=，气相组成yA=?9.2.2非理想物系的气液相平衡实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系。根据具体情况，非理想物系又分为两大类：①液相属非理想溶液②气相属非理想气体下面仅限于讨论非理想溶液的相平衡曲线图。9.2.2非理想物系的气液相平衡（1）非理想溶液溶液的非理想性来源于异种分子之间的作用力aAB不同于同种分子间的作用力aAA、aBB，其表现是溶液中各组分的平衡蒸汽压偏离拉乌尔定律。此偏差可以是正偏差，也可以是负偏差，实际溶液尤以正偏差居多。

9.2.2非理想物系的气液相平衡1）正偏差非理想溶液

aAB<aAA，aAB<aBB，即异种分子间的排斥倾向起了主导作用，使溶液的两个组分的平衡分压都比拉乌尔定律所预计的高，如下图所示。

9.2.2非理想物系的气液相平衡※最低恒沸点的溶液：正偏差严重时形成具有最低恒沸点的溶液※图9-7苯-乙醇溶液就是这种溶液，其最低恒沸点为tm＝68.3℃，最低恒沸点的恒沸物组成为xm＝0.552。9.2.2非理想物系的气液相平衡图9-9为乙醇-水溶液的相平衡曲线也是这种情况，其tm＝78.15℃，xm＝0.894

，用普通精馏的方法分离乙醇-水溶液最多只能接近于恒沸物的组成，这就是工业酒精浓度95%（体积分数）的原因，要得到无水酒精，要用特殊精馏的方法。

9.2.2非理想物系的气液相平衡2）负偏差非理想溶液aAB>aAA，aAB>aBB

，异分子间的吸引力大，使得溶液的两个组分的平衡分压都比拉乌尔定律所预计的低，如图9-6b。。

9.2.2非理想物系的气液相平衡※最高恒沸点的溶液：负偏差严重时形成具有最高恒沸点的溶液。※图9-8氯仿-丙酮溶液就是这种溶液，其tm＝64.5℃，xm＝0.65，也不能用普通精馏方法对具有最高恒沸点的恒沸物中的两个组分加以分离。9.2.2非理想物系的气液相平衡3）注意：有正负偏差不一定非是恒沸物。对于恒沸物系统，可加入第三组分或改变总压使恒沸点移动。非理想溶液相对挥发度随组成的变化很大，不能视为常数，故相平衡方程不能用。9.2.2非理想物系的气液相平衡（2）总压对相平衡的影响9.2.2非理想物系的气液相平衡

上述相平衡曲线（包括理想物系及非理想物系）均以恒定总压P为条件。P↑，泡点t↑

、↓，分离较困难，P对t－x（或y）图及y－x图的影响见图9-12，由图可见，当P>PA,临界时，气、液共存区缩小，精馏只能在一定浓度范围内进行，即得不到轻组分的高纯度产物。

9.2.2非理想物系的气液相平衡对高沸点溶液常用低压操作，即降低泡点，使α增加以利于组分的分离，但压力过低，蒸气冷凝温度也相应降低则所需的冷却介质往往要求采用冷冻设备。对于低沸点溶液的分离通常采用加压操作，目的在于提高蒸气的冷凝温度，以避免采用冷冻设备。故生产中压力的确定，应从溶液分离的难易及操作费用全面衡量而定。9.2.2非理想物系的气液相平衡工业酒精：压力101.3KPa沸点78.15℃摩尔分数0.894体积百分数95%思考：P↓，减压精馏，理论上能否得到无水酒精？9.3平衡蒸馏与简单蒸馏9.3.1平衡蒸馏9.3.2简单蒸馏9.3.1平衡蒸馏（1）流程和原理平衡蒸馏又称闪蒸，是一个连续稳定过程，在恒定温度与压力下，蒸汽与釜液处于平衡状态，即平衡蒸馏在闪蒸器内通过一次部分汽化使混合液得到一定程度的分离，属于定常连续操作，适合于大批量生产且物料只需粗分离的场合。9.3.1平衡蒸馏（2）

特点1）汽相、液相组成恒定，沸点也恒定2）可进行连续稳定操作。3）虽然汽相中易挥发组分增多，液相中易挥发组分减少，但得不到较纯净产品，只可作为初步粗分离。9.3.1平衡蒸馏（3）过程的数学描述1）物料衡算式：对连续定态过程做物料衡算可得：总物料衡算：易挥发组分的物料衡算：两式联立可得：9.3.1平衡蒸馏式中：

F,xF——加料流率，kmol/s及料液组成摩尔分数；

D,y——气相产物流率，kmol/s及组成摩尔分数；

W,x——液相产物流率，kmol/s及组成摩尔分数。9.3.1平衡蒸馏

设液相产物占总加料量的分率为q，气化率为，则有：

将组成为xF的料液分为任意两部分时必满足此物料衡算式。以上计算中各股物料流率的单位也可用kg/s，但各组成均须相应用质量分数表示。

9.3.1平衡蒸馏2）热量衡算设加热炉的热流量为Q,则

节流减压后，物料放出显热即供自身的部分气化，故

9.3.1平衡蒸馏式中：

tF,T——分别为料液温度与加热后的液体温度；K;

te——

闪蒸后气、液两相的平衡温度；K；

Cm,p——

混合液的平均摩尔热容，kJ/(kmol•K)；

r——

平均摩尔汽化潜热，kJ/kmol。由此式可求得料液加热温度为：

9.3.1平衡蒸馏3）过程特征方程式平衡蒸汽中可设气、液两相处于平衡状态，即两相温度相同，组成互为平衡。因此，y与x应满足相平衡方程式

若为理想溶液应满足平衡温度te与组成x应满足泡点方程，即

例题9-3,p59x=0.7的苯-甲苯溶液在1atm下进行平衡蒸馏（闪蒸），已知q=2/3,α=2.47,求离开闪蒸塔的汽相组成yD和液相组成xW。9.3.1平衡蒸馏（4）平衡蒸馏过程的计算

当给定气化率(1-q)，可依照下图所示的方法图解求出所求的气、液相组成。9.3.2简单蒸馏（1）流程和原理在一定压强下，料液在加热釜内被加热到沸腾，汽化后y>x，易挥发组分被富集，将蒸汽冷凝，分别收集于不同贮槽作为产品，釜内残液难挥发组分则增浓。9.3.2简单蒸馏（2）特点1）随蒸馏进行，汽相组成和液相组成都在不断下降。2）沸点在不断升高，故操作为间歇、不稳定过程。3）所得产品为混合液，简单蒸馏只能作为初步分离。4）适合于混合物的粗分离，特别适合于沸点相差较大而分离要求不高的场合，例如原油或煤油的初馏。9.3.2简单蒸馏（3）过程的数学描述

描述简单蒸馏过程的物料衡算、热量衡算方程与平衡蒸馏并无本质区别，但简单蒸馏是个时变过程，而平衡蒸馏为定态过程。因此，对简单蒸馏必须选取一个时间微元，对该时间微元的始末作物料衡算。设W——某瞬间釜中的液体量，它随时而变，由初态W1变至终态W2；

x——某瞬间釜中液体的组成，它由初态x1降至终态x2；

y——某一瞬间由釜中蒸出的气相组成，随时间而变。9.3.2简单蒸馏若时间内蒸出物料量为dW，釜内液体组成相应地由x降为(x-dx)，对该时间微元作易挥发组分的物料衡算可得：

略去二阶无穷小量，上式可写为将此式积分得：简单蒸馏过程的特征是任一瞬间的气、液相组成y与x互为平衡，故描述此过程的特征方程仍为相平衡方程，即9.3.2简单蒸馏（4）简单蒸馏的过程计算若为理想溶液原料量W1及原料组成x1一般已知，当给定x2即可联立上式求出残液量W2。9.3.2简单蒸馏由于釜液组成x随时变化，每一瞬间的气相组成y也相应变化。若将全过程的气相产物冷凝后汇集一起，则馏出液的平均组成及数量可对全过程的始末作物料衡算而求出。全过程易挥发组分的物料衡算式为：例题9-3理想溶液简单蒸馏时，某时刻釜残液量W2（kmol）与易挥发组分组成x2（摩尔分率）之间有如下关系式：

式中：W1（kmol）为初始料液量，x1（摩尔分率）为初始浓度，为平均相对挥发度。对苯—甲苯溶液,x1=0.6,W1=10kmol，，在1atm下进行简单蒸馏。试求：（1）蒸馏到残液浓度x2=0.5为止，馏出液的量WD（kmol）和平均浓度；（2）若蒸馏至残液量为原加料的一半时，残液的浓度。例题解析解：（1）将已知数据代入题给方程得解得kmol

kmol

例题解析（2）依题意W2=W1/2，将有关数据代入题给方程整理后得

上式为非线性方程，可用试差法求x2，也可采用牛顿迭代法求x2

。689.4精馏（重中之重）9.4.1精馏过程9.4.2全塔物料衡算9.4.3精馏段操作线方程9.4.4

提馏段操作线方程9.4.5进料热状况的影响9.4.6

进料方程（q线方程）9.4.7理论塔板数的计算9.4.1精馏过程引言：由平衡蒸馏y>xF，x<xF可使汽相多次部分冷凝xF<y1<y2<y3→yA→1使液相多次部分气化xF>x1>x2>x3→xA→0设想可用多个釜来实现使汽相y1经多次部分冷凝y2→y3→y4→1使液相x1

经多次部分汽化x2→x3→x4→09.4.1精馏过程引言：1、收率低；2、设备重复，投资大；3、能耗大。9.4.1精馏过程回流改进：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。9.4.1精馏过程工业上用若干块塔板取代中间各级，这就形成了板式精馏塔。料液塔顶产品,液相回流汽相回流精馏段提馏段再沸器冷凝器精馏原理：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釜的产生的蒸汽回流。精馏原理9.4.1精馏过程板式塔中的精馏过程可以详见下图：装置及流程精馏段全塔分以加料板为界提馏段另有：冷凝器、再沸器、塔体761）塔板的作用塔板提供了汽液分离的场所。每一块塔板是一个混合分离器足够多的板数可使各组分较完全分离对每一块塔板，传热传质的液相来自上一板，汽相来自下一板。9.4.1精馏过程

2）精馏原理进、出第n板的物流有四种：

1．由第n-1板溢流下来的液体量为，其组成为温度为；

2．由第n板上升的蒸汽量为，组成为，温度为；

3．从第n板溢流下去的液体量为，组成为，温度为；

4．由第n+1板上升的蒸汽量为，组成为，温度为。

9.4.1精馏过程温度：tn+1>tn-1传热：从汽相→液相液相被部分汽化、汽相被部分冷凝浓度：yn+1<yn-1*处于不平衡状态传质：从液相→汽相结果：汽相被增浓、液相被减浓（易挥发组分）故塔板上传热、传质同时反向进行9.4.1精馏过程汽相每上升一板，就被部分冷凝一次，而使A组分被增浓一次，愈到塔顶，浓度愈高，最后得到较纯净A组分。液相每下降一板，则被部分汽化一次，使A组分减少，而使B组分增浓，愈到塔底，B组分愈浓，最后可得到较纯B组分。只要塔内有足够多的塔板数，就可使混合物达到所要求的分离纯度。9.4.1精馏过程思考：对第一块板，液相从何而来？思考：对最后一块板，汽相从何而来？产品回流加热釜（再沸器）9.4.1精馏过程精馏之所以区别于蒸馏就在于精馏有“回流”，而蒸馏没有“回流”。3）回流的作用回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。塔顶回流液体（冷凝器）塔底回流蒸汽（再沸器）9.4.1精馏过程思考：为什么只需要部分回流而不必全部回流？答：α>1，唯有如此，塔顶和塔底才有产品，否则没有工业意义。理论板：离开塔板的蒸汽和液体呈平衡的塔板。理论板是一个理想化的塔板。理论板在实际上是不存在的。理论板可以作为衡量实际塔板分离效果的一个重要依据和标准。在设计计算时，先求出理论板数以后，然后用全塔效率予以校正就可以得出实际塔板数。a.塔板传质过程的简化——理论板和板效率4）理论板和衡摩尔流假设845）理论板和衡摩尔流假设两组分的摩尔汽化潜热相等；两相接触交换的显热可忽略不计；塔设备保温良好，热损失可以忽略不计。b.恒摩尔流的假设成立的条件85精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：V1=V2=……V=常数式中：V------精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h;（1）恒摩尔汽化86精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。即：L1=L2=······L=常数式中：L------精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h;（2）恒摩尔溢流9.4.1精馏过程5）完成精馏的条件：（1）塔顶必须有产品的回流；（2）塔底必须有加热釜产生的蒸气回流；（3）在中间加料，加料板位置应该是该板的浓度（液相或汽相）和料液浓度一致。F--进料量kmol/hD--塔顶产品量kmol/hW--塔釜残液量kmol/hxF--进料浓度xD--产品浓度xW--残液浓度9.4.2全塔物料衡算F,xFD,xDW,xW9.4.2物料衡算总物料衡算：

易挥发组分的物料衡算：联立以上两式可得:通常进料组成是给定的，这样，在确定精馏条件时受上式的约束，则有：——馏出液的采出率——釜液的采出率9.4.2物料衡算1）规定塔顶，塔底产品组成时，即规定了产品质量，则可计算产品的采出率。换言之，规定了塔顶，塔底的产品质量，产品的采出率不再能自由选择。2）规定塔顶产品的采出率和质量，则塔底产品的质量及采出率不能自由选择。3）规定塔底产品的采出率和质量，则塔顶产品的质量及采出率不能再自由选择。9.4.2物料衡算三点说明:1）回收率的定义塔顶易挥发组分回收率

塔底难挥发组分回收率9.4.2物料衡算2）在规定分离要求时应使或。如果塔顶产品采出率取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍不可能获得高纯度的产品，因其组成必须满足：3）我们以后会讲对大部分物系来说组分的摩尔汽化潜热相近，满足恒摩尔流假设，在推导操作线方程时以恒摩尔流假设为基础，故对这类物系全塔物料平衡时还是用摩尔流量和摩尔分率。除非是恒质量物系才用质量流量和质量分率。9.4.2物料衡算（3）回流比和能耗回流量的相对大小通常以回流比即塔顶回流量L与塔顶产品量D之比表示：※思考：增大回流比是否意味着产品流率D的减少？增大回流比的措施是增大塔底的加热速率和塔顶的冷凝量。增大回流比的代价是能耗的增大。加大回流比既增加精馏段的液、气比，也增大了提馏段的气、液比，对提高两组分的分离程度都起积极作用。答：否！例9-4-1在一连续操作的精馏塔内，某混合液的流量为40.39kmol/h,轻组分A摩尔分率为0.3，要求溜出液轻组分回收率0.88,塔釜中A含量不超过0.05，求塔顶溜出液的摩尔流量和摩尔分数。解：959.4.3精馏段操作线方程

——回流比

——精馏段操作线方程96精馏段操作线:当R,D,xD为一定值时,该操作线为一直线.yxxD操作线为过点（xD，xD

）斜率:截距:当D一定时，精馏段上升的气体量V以及下降的液体量L由R决定。97例9-4-2：已知精馏段操作线方程为yn+1=0.8xn+0.19则操作回流比R？溜出液组成为？

98全回流（没有塔顶采出）:当R,D,xD为一定值时,操作线为一直线.斜率:截距:yxxD操作线为yn+1=xn，即对角线99例9-4-3.某理想溶液两组份在操作条件下的饱和蒸汽压分别为100、50kpa，全回流操作下，从塔顶往下数第3层x3=0.3,则y3=,y4=,x4=.y3x3y3y4>>100例9-4-4.某两组份混合物的平均相会挥发度α=2.0，回流比R=4，xD=0.9，从塔顶往下数第5层x5=0.3,则y5=,y6=,x6=.101yx例9-4-5精馏塔中相邻两层塔板上取三个样品，yn，yn+1,xn，试判断如下两种操作方式中那个分析结果正确。部分回流（）全回流（）A：

yn>yn+1>xnC：

yn>yn+1=xnD：

xn>yn+1>ynB：

yn>xn>yn+11029.4.4提馏段操作线方程——提馏段操作线方程1039.4.3提馏段操作线方程

参考p66-图9-22——提馏段操作线方程104提馏段操作线:当L’,W,xW为定值时,该操作线为一直线.斜率:截距:yxxw操作线为过点（xw，xw

）105例9-4-6.某两组份混合物精馏时两条操作线分别为：y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172求：塔顶溜出液和塔底釜液组成。精馏段操作线特点？提馏段操作线特点？xD=0.8xD+0.172xD=0.172/(1-0.8)=0.86xw=1.3xw-0.018xw=0.018/(1.3-1)=0.06斜率小于1，过(xD,xD)点斜率大于1，过(xw,xw)点9.4.5进料热状况的影响加料板热量及物料衡算

a.tF<t泡

b.tF=t泡

c.t泡<

tF<t露

d.tF=t露

e.tF>t露1）加料的热状态（共5种）9.4.5进料热状况的影响2）理论加料板（第m块）

不论进入加料板各物流的组成、热状态及接触方式如何，离开加料板的气液两相温度相等，组成互为平衡。

热量衡算：

轻组分物料衡算式：相平衡方程：3）精馏段与提馏段两相流量的关系总物料衡算式

热量衡算9.4.5进料热状况的影响q——进料热状况参数D，R一定时，q影响提溜段下降的液体量及上升的气体量9.4.5进料热状况的影响作业题9-7提示，p99①饱和液体进料（泡点进料）tF=t泡q=19.4.5进料热状况的影响②饱和蒸汽进料（露点进料）tF=t露q=09.4.5进料热状况的影响③汽液混合物进料

t泡<

tF<t露0＜q＜１若进料为F，液体流率qF气体流率(1-q)F9.4.5进料热状况的影响④过热蒸汽tF>t露q<０9.4.5进料热状况的影响⑤冷液进料tF<t泡q＞１9.4.5进料热状况的影响1179.4.5进料热状况的影响

小结(1)过冷液体（O点）(2)饱和液体（A点、泡点进料）(3)气液混合（P点）(4)饱和蒸汽（D点、露点进料）(5)过热蒸汽（Q点）(1)q>1(2)q=1(3)0<q<1(4)q=0(5)q<0xDxW两条操作线斜率不等必然有交点，交点的轨迹？1199.4.6进料方程（q线方程）q线方程或进料方程省略下标的操作线方程q线方程是联立精馏段操作线方程和提馏段操作线方程导出的,它实际上是代表两操作线交点d的轨迹方程。在图上q线是通过对角线（）上点f（xF，xF）的一条直线，斜率为。因此，可从对角线上的f点出发，以为斜率作出q线。物理意义：两操作线交点的轨迹。9.4.6进料方程（q线方程）q线方程完全为进料组成xF和热状况参数q所决定，亦称之为进料方程。讨论：对气液混合物进料0<q<1，q线方程中xF指气相、液相中易挥发组分的总组成，不是指其中液相的易挥发组分组成。思考：求气液混合物进料中液相组成x与气相组成y用什么方法？9.4.6进料方程（q线方程）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q>1q=10<q<1q=0q<0yxxDxWq点y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172泡点进料，求原料液、溜出液、釜液的组成。泡点进料，q=1xF例题9-4-7124yxxDxWq点y=1.3x-0.018；

y=0.8x+0.172露点进料，求原料液、溜出液、釜液的组成。露点进料，q=0xF125可得提馏段操作线方程的另一种型式显然，这种型式更易于计算，因操作参数均为进出料及回流量，更直观些。例题9-4-8将含24%易挥发组分某混合液于泡点温度下送入连续精馏塔，馏出液含易挥发组分95%，残液中含3%易挥发组分（均为mol分率），塔顶蒸汽量为850kmol/h，回流量为670kmol/h，塔顶为全凝器，泡点回流。求：塔顶回收率η及精操线、提操线方程。物料衡算精馏段操作线方程解法二提馏段操作线方程解法二解法三解法四无需知道F值也能写出q线对精馏段和提馏段的操作线的影响？精馏段操作线画法提馏段操作线画法xDabxWcdgc,g两点的数值都很小，提馏段操作线不易准确作出。q线方程或进料方程精馏段操作线与提溜段操作线交点的轨迹方程提馏段操作线画法操作线的作法xDabxWcxFe截距斜率fd138小结（精馏五条线）9.4.7理论塔板数的确定F,xFD,xDW,xW二、逐板计算法一、梯级图解法

2）自对角线上的点a(xD,xD)开始，在精馏段操作线与平衡线之间作由水平线和垂直线构成的阶梯；一、梯级图解法

1）先在x–y图上作出精馏段和提馏段的操作线。1、阶梯画法3）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(xW,xW)为止。xDabxWcxFefd12345NT=4（不包括再沸器）；NT=5（包括再沸器）；NF=3直角阶梯代表一块理论板，直线12的距离代表液相减浓的程度，直线23的距离代表气相增浓的程度。2.最优加料位置的确定加料过晚加料过早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。9.4.7精馏塔的逐板计算二、逐板计算法

思路：从全凝器开始,交替使用相平衡方程以及操作线方程，直到为止，用n次相平衡方程，则需n块理论板。逐板计算不需事先知道方程式的数目，故对板数N为待定变量的设计型问题尤为适合。9.4.7理论塔板数的计算二.逐板计算法xn~yn符合平衡关系；yn+1~xn符合操作关系。塔釜间接加热，塔顶设全凝器，泡点回流。塔顶全凝器F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1146塔顶采用全凝器由y1

=xD(a)x1y2x2y3…xq≥xn(b)(a)(a)(a)(b)精馏段理论板层数：n-1（进料板算在提馏段）每使用一次相平衡方程，表示需要一块理论版。147

…

(a)(a)(a)(c)(c)(c)提馏段理论板层数：m总理论板层数：n+m-1由=xn≤xW9.4.7理论板数的计算说明1）使用一次平衡关系就相当于一块理论板的计算。2）使用一次平衡关系和操作关系就可在平衡线和操作线上形成一个直角三角形，故一个直角三角形就代表一块理论板。当计算到xn≤xq时，换用平衡关系与提馏段操作关系。则精馏段的理论板数N精=n-1块，第n块是加料板。9.5.1理论板数的计算3）当计算到xm≤xW时结束，提馏段共m块板。4）全塔所需的理论板数N=n+m-1块（不包括再沸器）。精馏段所需理论板数N精=n-1块，第n块是加料板，提馏段所需的理论板数N提=m块（不含再沸器，包括加料板）。5）此法准确可计算出各板的汽液组成，但麻烦费时。例题9-4-9有一精馏塔，已知xD=0.97（摩尔分率）R=2平衡关系α=2.4，塔顶全凝器，泡点回流，D=100kmol/h，求塔顶第二块板上升的气量V及组成y2和下降的液量L及组成x2例题9-4-10某精馏塔分离A、B混合液，进塔物料含易挥发组分A为50%（mol分率）的饱和蒸汽，处理量为100kmol/h，塔顶D=50kmol/h，精操线方程为yn+1=0.833xn+0.15，间接蒸汽加热，全凝器。求：1）xD,xW2）全凝器冷凝量V及塔釜蒸汽量3）提馏段操作线方程4）若α=3，求离开第二块板上升汽相y2若塔顶采用分凝器，分凝器内进行的是部分冷凝过程，所以离开分凝器的气、液两相组成、是成平衡的，即

（3）塔顶设分凝器9.5.1理论板数的计算对分凝器做总物料及易挥发组分物料衡算可得对全凝器有：，；令，则

，可得

可看出，塔顶有分凝器的精馏塔，精馏段操作线方程与没有分凝器的塔是一样的，且离开分凝器的汽液组成是成平衡的，所以分凝器也相当于一块理论板。若逐板计算从开始，则所得的理论板数必须再减去一块，即（不含分凝器与再沸器）。9.5双组分精馏的设计型计算9.5.1理论板数的计算9.5.2回流比的选择9.5.3加料热状况的选择9.5.4双组分精馏过程的其他类型9.5.1理论板数的计算

⑴设计型命题

设计型计算的任务是根据规定的分离要求，选择精馏的操作条件，计算所需的理论板数。规定分离要求是对塔顶、塔底产品的质量和纯度提出一定的要求，工业上有时规定分离过程中某个有用产物（如轻组分）的回收率以代替产率：已知：xD，xF，xW，R，α进料状况q求：NT9.5.1理论板数的计算（1）逐板计算法（具有全凝器，间接蒸汽加热，泡点回流）逐板计算法是由塔顶开始交替使用相平衡关系和操作关系进行逐板计算直至塔釜组成符合要求为止，计算过程每使用一次相平衡关系，就代表需要一层理论板。（2）图解法相平衡曲线无法拟合成用α表示的方程。9.5.2回流比的选择一、回流比对精馏过程的影响回流比R=L/D当F,xF,q,W,D固定，则xD,xW

也固定1）如R=L/D↑则R/(R+1)↑精操线远离平衡线，推动力增大结果：NT↓投资费↓但因D固定，则L↑，V=L+D↑

=V-(1-q)F↑蒸汽量（塔釜）↑冷却水量（塔顶）↑xDxWxF回流比与理论板层数的关系R越大

NT越少R1R2R3二.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(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。1.全回流和最少理论板层数2.最少理论板数全回流与最少理论板数操作线：平衡线：第1块板：全凝器则第2块板：3、最少理论板层数计算NT块板后斯芬克公式注意求得的最小理论板层数含再沸器α为全塔平均相对挥发度166三.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e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e（挟点），相应的回流比即为最小回流比，以Rmin表示。xDxWxFR1R2夹紧区挟点最小回流比斜率xeyee9.5.2回流比的选择2、最小回流比Rmin的计算

最小回流比最小回流比Rmin

——为完成一定的分离任务所需塔板为无穷多时的回流比。9.5.2回流比的选择Rmin的求法：

R=Rmin时，，e称为挟点（）。思考：求Rmin关键是挟点坐标xe、ye

值，那么如何来求xe、ye呢?9.5.2回流比的选择1）对理想溶液（视为常数）

将xe代入相平衡方程求ye

或把xe代入精馏段操作线方程即可求出ye

：解出、值有以下两种特殊情况：①泡点进料

9.5.2回流比的选择②饱和蒸汽进料将ye代入相平衡方程求xe或把ye代入精馏段操作线方程即可求出xe

：9.5.2回流比的选择3、对非理想溶液

图9-33不同平衡线形状的最小回流比9.5.2回流比的选择注意：最小回流比一方面与物系的相平衡性质有关，另一方面也与规定的塔顶、塔底摩尔分数有关。对于指定物系，最小回流比只取决于混合物的分离要求，故最小回流比是设计中特有的问题。离开了指定的分离要求，也就不存在最小回流比的问题。9.5.2回流比的选择4、最适宜回流比的选择9.5.2回流比的选择通常适宜回流比可取最小回流比的（）倍，即：近年，由于能源紧张，其倍数有降低的趋势，有的甚至可降到1.05倍。176以上分析主要是从设计角度考虑的。生产中却是另一种情况:设备都已安装好，即理论塔板数固定。若原料及组成、热状态均为定值，倘若加大回流比操作，这时操作线更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度会有所提高。反之，当减少回流比操作，情形正好与上述相反，产品纯度会有所降低。故在生产操作中，经常把调节回流比当作保证产品纯度的重要手段。177例9-5-1：已知α=2,溜出液组成为0.94，塔釜组成为0.04，塔釜残液流量为150kmol/h.回流比为最小回流比的1.2倍，且已知进料方程为y=6x-1.5。写出操作线方程。178精馏段操作线提馏段操作线L’,V’,W=?179例9-5-2：其余同上题，但是F未知。判断进料热状况，能否写出操作线方程。

q点：精馏段、提溜段，q线三条线的交点；如果是挟点e，则e对应四条线（加平衡线）的交点。矿大考研题之一作业题1在连续精馏塔内分离二元理想液体，进料组成为0.4。塔顶上升蒸汽先经过分凝器部分冷凝后组成为0.95的液相回流，气相再经过全凝器作为塔顶产品采出。操作线方程为y=1.36x-0.00653;y=0.798x+0.197。求：1）进料方程并判断进料热状况；2）易挥发组分的回收率；3）相对挥发度。作业题2在连续精馏塔内分离二元理想液体，饱和气体进料，组成为0.55，进料量为120kmol/h。相会挥发度为2.5，釜残液流量为55kmol/h，提溜段上升蒸汽量为140kmol/h,回流比是最小回流比的1.55倍，塔顶全凝器，泡点回流。求：1）回流比；2）塔顶和塔釜组成。（5）理论塔板数的捷算法曲线两端代表两种极限情况:右端Ｒ全回流R=∞，N=Nmin左端R=Rmin，N=∞9.5.2回流比的选择吉利兰图适合:a.组分数：2-11个b.进料：冷液→过热蒸汽五种状况c.Rmin=0.53～7.0d.α=1.26～4.05e.N=2.4～43.1※注意：捷算法中的N与Nmin均指全塔（包括塔釜）的理论板数。185a、全塔效率ENT:不包括塔釜再沸器（6）塔效率b、单板效率(默弗里板效率)Emv,EmLxn*，xn，xn-1yn*ynyn+1作业题2在连续精馏塔内分离二元理想液体，饱和气体进料，组成为0.55，进料量为120kmol/h。相会挥发度为2.5，釜残液流量为55kmol/h，提溜段上升蒸汽量为140kmol/h,回流比是最小回流比的1.55倍，塔顶全凝器，泡点回流。求：1）回流比；2）塔顶和塔釜组成。3)若测得第n块板的液相单板效率为0.5，且xn-1=0.925,计算离开第n块板的气液相组成。9.5.3加料热状态的选择进料热状态对操作线的影响在给定回流比R下，q值的变化不影响精馏段操作线的位置，但明显改变了提馏段操作线的位置。结论：q值愈小，所需理论板数反而愈多。188例9-5-3.某二元混合物以10kmol/h的流量连续进入精馏塔，原料液、溜出液、釜液中轻组分的摩尔分数分别为0.3，0.95和0.03。操作回流比为3，试求q值分别为1.3；1；0.5；0；-0.1时塔釜蒸发量及精馏段操作线斜率。当q=1.3时189q值进料热状况L’kmol/hV’kmol/hL’/V’1.3过冷液体21.7714.721.481.0泡点18.7811.721.640.5气液混合物13.806.722.050露点8.791.725.11-0.1过热蒸汽7.820.7210.86精馏区别于普通蒸馏的区别是？回流（塔内物料循环），这是保证产品质量的前提9.5.3加料热状态的选择为理解此点，应明确比较的标准。精馏的核心是回流。而以上对不同q值进料所作的比较是以固定回流比R为基准的，也即以固定塔顶冷凝量为基准的。※所以一般而言，在热耗不变的情况下，热量应尽可能在塔底输入，使所产生的汽相回流能在全塔中发挥作用；而冷量应尽可能施加于塔顶，使所产生的液体回流能经过全塔而发挥最大的效能。9.5.3加料热状态的选择答:其目的不是为了减少塔板数，而是为了降低能耗并降低塔釜温度，以免结焦。思考：根据以上观点，原料不应经预热或部分汽化，前道工序的来料状态就是进料状态。那么为什么工业上有时采用热态甚至汽态进料呢？9.5.4双组分精馏过程的其它类型

通常设通入的加热蒸汽为饱和蒸汽。满足恒摩尔流假设,故有，。⑴直接蒸汽加热当待分离物系为某种轻组分与水的混合物时，这时可采用直接加热方式，把加热蒸汽直接通入塔釜，可以省掉造价昂贵的再沸器。9.5.4双组分精馏过程的其它类型与间接蒸汽加热精馏塔相比，直接蒸汽加热时精馏操作线、q线均相同。由于塔釜中通入蒸汽直接加热，提馏段物料衡算及全塔物料衡算关系变了。

9.5.4双组分精馏过程的其它类型①全塔物料衡算

易挥发组分物料衡算：总物料衡算：9.5.4双组分精馏过程的其它类型②提馏段操作线方程满足恒摩尔流假设,有，。根据物料衡算可导出提馏段操作线方程：——提馏段操作线方程9.5.4双组分精馏过程的其它类型③图示：直接蒸汽加热时提馏段操作线通过横轴上的点（0，xW）及q线与精馏段操作线的交点（ｙｑ，xｑ）两点。也可用两点求直线的方法求提馏段操作线方程：9.5.4双组分精馏过程的其它类型用上式求直接蒸汽加热时提馏段操作线方程比较方便，问题归结为两操作线交点坐标()如何求？因为线及精馏段操作线均与间接蒸汽加热时相同，所以仍可用前述方法求、值。9.5.4双组分精馏过程的其它类型④比较直接蒸汽加热和间接蒸汽加热9.5.4双组分精馏过程的其它类型因为W直接>W间接。直接蒸汽的加入使釜液排放量W增加，根据物料衡算则xw下降，xw的下降必然引起用直接蒸汽加热所需的理论板数增加。9.5.4双组分精馏过程的其它类型⑵多股进料（以两股进料为例）两种成分相同但浓度不同的料液可在同一塔内进行分离，两股料液应分别在适当位置加入塔内。

9.5.4双组分精馏过程的其它类型①操作线方程Ⅰ段

Ⅱ段

式中

特别，当为泡点进料，则Ⅱ段操作线可写成

9.5.4双组分精馏过程的其它类型

Ⅲ段式中

无论何种进料热状况，操作线斜率必有（Ⅲ）>（Ⅱ）>（Ⅰ）。②全塔物料衡算总物料衡算易挥发组份衡算联立以上两式可得回收率9.5.4双组分精馏过程的其它类型

③线方程线方程数与进料股数相同，两股进料线方程有两个，即，④最小回流比回流比减小，三条操作线均向平衡线靠拢。当减小至某个值时，挟点可能出现在Ⅰ-Ⅱ两段操作线的交点处，也可能出现在Ⅱ-Ⅲ两段操作线的交点处。对非理想性很强的物系，挟点也可能出现在某个中间位置，先出现挟点时的回流比为最小回流比。

9.5.4双组分精馏过程的其它类型⑶侧线出料当需要组成不同的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线抽出产品。9.5.4双组分精馏过程的其它类型整个精馏塔可分成三段，每段均可按图中所示符号用物料衡算推出其操作线方程。以下仅讨论侧线抽出的产品为泡点液体的情况。 操作线方程Ⅰ段

Ⅱ段（泡点采出）以上两式中定义为。9.5.4双组分精馏过程的其它类型Ⅲ段式中

有侧线出料时操作线斜率通常(Ⅱ)<(Ⅰ)，在最小回流比时，挟点一般出现在q线与平衡线交点处。9.5.4双组分精馏过程的其它类型特点：从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供目的：回收A组分，或A组分含量低，但大。加料情况：冷液或泡点进料。（4）回收塔（提馏塔）9.5.4双组分精馏过程的其它类型操作方程：泡点进料9.5.4双组分精馏过程的其它类型最大馏出液含量9.6双组分精馏的操作型计算9.6.1精馏过程的操作型计算9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板9.6.1精馏过程的操作型计算⑴操作型计算的命题：

此类计算的任务是在设备（精馏段板数及全塔理论板数）已定的条件下，由指定的操作条件预计精馏操作的结果。已知量：全塔总板数及加料板位置（第块板）；相平衡曲线或相对挥发度；原料组成与热状态，回流比；并规定塔顶馏出液的采出率。待求量：精馏操作的最终结果——产品组成以及逐板的组成分布。9.6.1精馏过程的操作型计算操作型计算的特点：

①由于众多变量之间的非线性关系，使操作型计算一般均须通过试差（迭代），即先假设一个塔顶（或塔底）组成，再用物料衡算及逐板计算予以校核的方法来解决。②加料板位置（或其它操作条件）一般不满足最优化条件。2131.NT不变，泡点进料，讨论xD,xW如何变化？(1)xF,其它不变，D,W不变。结论：xD,xW9.6.1操作型计算xF

对xD,xW

的影响214(2).R结论：xD,xW

R对xD,xW

的影响(3).q结论：xD,xW

q对xD,xW

的影响216２、一个正常操作的精馏塔，泡点进料，塔顶塔底产品均合乎要求，由于某种原因，xF。问：1）此时产品组成将有何变化？

2）若维持xD不变，可采用哪些措施？9.6.1精馏过程的操作型计算定量计算方法:先设定某一值，可按物料衡算式求出交替使用至加料板，过加料板换提馏段操作线方程与相平衡方程9.6.1精馏过程的操作型计算算出最后一块理论板的液体组成。将此值与所假设的值比较，两者基本接近则计算有效，否则重新试差。※注意:在馏出液流率D/F规定的条件下，藉增加回流比R一提高的方法并非总是有效：①的提高受精馏段塔板数即精馏塔分离能力的限制。9.6.1精馏过程的操作型计算②的提高受全塔物料衡算的限制。加大回流比可提高，但其极限值为。对一定塔板数，即使采用全回流，也只能某种程度趋近于此极限值。③加大操作回流比意味着加大蒸发量与冷凝量。这些数值还将受到塔釜及冷凝器的传热面的限制。9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板⑴精馏塔的温度分布溶液的泡点与总压及组成有关。精馏塔内各块塔板上物料的组成及总压并不相同，因而塔顶至塔底形成某种温度分布。在加压或常压精馏中，各板的总压差别不大，形成全塔温度分布的主要原因是各板组成不同。9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板减压精馏中，各板组成与总压的差别是影响全塔温度分布的重要原因，且后一因素的影响往往更为显著。⑵灵敏板一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的干扰（如回流比、进料组成发生波动等），全塔各板的组成发生变动，全塔的温度分布也将发生相应的变化。因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液的变化。9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板在一定总压下，塔顶温度是馏出液组成的直接反映。但在高纯度分离时，在塔顶（或塔底）相当高的一个塔段中温度变化极小，典型的温度分布曲线如图9-45所示。9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板这样，当塔顶温度有了可觉察的变化，馏出液组成的波动早已超出允许的范围。以乙苯-苯乙烯在8kPa下减压精馏为例，当塔顶馏出液中含乙苯由99.9%降至90%时，泡点变化仅为0.7℃。结论：高纯度分离时一般不能用测量塔顶温度的方法来控制馏出液的质量。9.6.2精馏塔的温度分布和灵敏板仔细分析操作条件变动前后温度分布的变化，即可发现在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化最为显著。或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。将感温元件安置在灵敏板上可以较早觉察精馏操作所受到的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶馏出液组成尚未产生变化之前先感受到进料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定馏出液的组成。9.7间歇精馏当混合液的分离要求较高而料液品种或组成经常变化时，采用间歇精馏的操作方式比较灵活机动。9.7.1间歇精馏过程的特点9.7.1间歇精馏过程的特点间歇精馏过程具有如下特点：①间歇精馏为非定态过程。在精馏过程中，釜液组成不断降低。若在操作时保持回流比不变，则馏出液组成将随之下降；反之，为使馏出液组成保持不变，则在精馏过程中应不断加大回流比。为达到预定的要求，实际操作可以灵活多样。9.7.1间歇精馏过程的特点②间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。9.7.1间歇精馏过程的特点间歇精馏的设计计算方法，首先是选择基准状态（一般以操作的始态或终态）作设计计算，求出塔板数。然后按给定的塔板数，用操作型计算的方法，求取精馏中途其他状态下的回流比或产品组成。为简化起见，在以下计算中均不计塔板上液体的持液量对过程的影响，即取持液量为零。9.7.2保持馏出液组成恒定的间歇精馏设计计算的命题为：已知投料量及料液组成，保持指定的馏出液组成不变，操作至规定的釜液组成或回收率，选择回流比的变化范围，求理论板数。（1）确定理论板数间歇精馏塔在操作过程中的塔板数为定值。不变但不断下降，即分离要求逐渐提高。因此，所设计的精馏塔应能满足过程的最大分离要求，设计应以操作终了时的釜液组成为计算基准。间歇精馏的操作线如图9-47所示。在操作终了时，将组成为的釜液提浓至必有一最小回流比，在此回流比下需要的理论板数为无穷多。9.7.2保持馏出液组成恒定的间歇精馏一般情况下此最小回流比为9.7.2保持馏出液组成恒定的间歇精馏R终选定后，即可从图9-48c中a点开始，以为截距作出操作终了的操作线并求出理论板数。在操作初期可采用较小的回流比，此时的操作线如图9-47c中虚线所示。为使塔板数保持在合理范围内，操作终了的回流比R终应大于Rmin的某一倍数。此最终回流比的选择由经济因素决定。9.7.2保持馏出液组成恒定的间歇精馏设：——每批料液的投料量，kmol；

——馏出液量，kmol，其值随精馏时间而变化；

——釜液的摩尔分数组成，其值在操作中由降为；

——蒸馏釜的气化能力，kmol/s，在操作中可保持为某一常数。在时间内的气化量为，此气化量应等于塔顶的蒸汽量任一瞬时之前已馏出的液体量由物料衡算式确定，即

（2）每批料液的操作时间9.7.2保持馏出液组成恒定的间歇精馏将此式代入式（9-93）积分得在操作过程中因塔板数不变，每一釜液组成必对应一回流比，可用数值积分从上式求出每批料液的精馏时间。9.7.3回流比保持恒定的间歇精馏因塔板数及回流比不变，在精馏过程中塔釜组成与馏出液组成必同时降低。因此只有使操作初期的馏出液组成适当提高，馏出液的平均浓度才能符合产品的质量要求。设计计算的命题：已知料液量及组成，最终的釜液组成