9 蒸馏课件完整版

9.1概述一氯苯的生产

【苯、一氯苯、二氯苯的常压沸点/℃】苯一氯苯对二氯苯邻二氯苯80.11321731791.蒸馏及精馏的分离依据例:乙醇例:水液体混合物加热至泡点以上沸腾使之部分汽化混合蒸汽冷却到露点以下使之部分冷凝

结论:部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度的分离蒸馏及精馏分离的依据:混合物中各组分挥发性的差异2分类蒸馏方式(4类)平衡蒸馏简单蒸馏精馏特殊精馏:萃取精馏、恒沸精馏、盐效应精馏、反应精馏、分子蒸馏等平衡蒸馏（闪蒸）简单蒸馏(1)连续定态过程(2)初步分离(1)间歇操作过程(2)初步分离过程特点：特点：加压蒸馏常压蒸馏减压蒸馏适用性目的:提高冷凝温度以避免使用冷冻剂

常压下泡点为室温的混合物适用性：常压下泡点为室温~150℃的混合物常压下泡点较高降低混合物的沸点以避免使用高温载热体热敏性混合物高温下发生分解，聚合等变质现象常压为气态如空气、石油气操作压力(3类)被分离混合物中组分的数目双组分精馏操作流程间歇精馏多组分精馏连续精馏本章讨论重点:常压下双组分连续精馏过程3.蒸馏分离的特点可直接获得需要的产品

适用范围广：可分离气、液、固态混合物

能耗高:该单元操作得通过引入能量获得气液两相4精馏操作的费用加热气化所需热量气相冷凝所需冷量9.2双组分溶液的气液相平衡9.2.1理想物系的气液平衡9.2.2非理想物系的气液相平衡9.2双组分溶液的气液相平衡9.2.1理想物系的气液平衡1理想物系①气相为理想气体，遵循理想气体定律或道尔顿分压定律。当总压不太高（一般不高于1MPa）时，气相可视为理想气体；②液相为理想溶液，服从拉乌尔定律2.气液两相平衡时的自由度对双组分平衡物系，据相律分析：变量数：t，p，x，y

自由度：2

变量数：t，p，x，y

自由度：2

通常，精馏在恒压下操作

t，x，y

3个变量中仅有一个自由变量恒压下的双组分平衡物系的特点：液相组成与温度一一对应x=f(t)

气相组成与温度一一对应y=f(t)气液两相组成一一对应y=f(x)3.气液相平衡的函数关系(1)液相组成x—温度t（泡点）关系式混合液沸腾的条件是各组分的蒸汽压之和等于外压pA0、pB0为溶液温度下纯组分A和B的饱和蒸气压;其值可查有关手册或由下面安托因方程求得：——Atonine方程问题：(1)已知p、t，求xA，yA(2)已知p、xA，求t，yA试差法t(1)＝t(0)＋（xA,cal－xA）(tB0－tA0)

t(0)=xAtA0+(1-xA)tB0

例

泡点计算某蒸馏釜的操作压强为106.7kPa，其中溶液含苯摩尔分数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。其中苯－甲苯溶液可作为理想溶液，纯组分的蒸汽压为

式中p0的单位为kPa；温度t的单位为℃。

苯甲苯解：设苯与甲苯在106.7kPa时的泡点分别tA0、tB0。据Antoine方程有lg106.7＝6.031－1211/(tA0＋220.8)解得tA0＝81.74℃lg106.7＝6.080－1345/(tB0＋219.5)解得tB0＝112.45℃t(1)＝0.2×81.74＋0.8×112.45＝106.31℃注:t(n+1)＝t(n)＋（xA,cal－0.2）(112.45-81.74)

故泡点为103.89℃，气相摩尔分数为迭代次数t/℃pA0/kPapB0/kPaxAcalerr11106.31213.1989.470.139330.512104.44203.0584.720.18577.133104.00200.7083.630.19711.464103.91200.2283.400.19940.295103.89200.1283.360.19990.036(2)气相组成y—温度t（露点）关系式(1)已知p、t，求xA，yA(2)已知p、yA，求t，xA试差法问题：(3)气液两相平衡组成间的关系式通用表达式

K——相平衡常数吸收精馏

注意:当总压不变时，相平衡常数K并非常数，随温度变化.——纯组分的饱和蒸汽压a.反映纯液体挥发性的大小的量b.反映溶液中各个组分的挥发性大小的量xA相同,pA越大组分A愈易挥发pA相同,xA越小挥发度①挥发度ν——表示溶液中各个组分的挥发性大小近似表达式②相对挥发度α——表示溶液中两组分间挥发性的差异问题：溶液中两组分间挥发性的差异如何表示？相对挥发度

③以相对挥发度α表示的相平衡关系式对双组分理想物系，其气相为理想气体理想溶液的相对挥发度α

与温度的关系较或单独与温度的关系小得多，因而可在操作的温度范围内取一个平均的相对挥发度α并将其视为常数。用α表示的理想物系的y-x近似式中算术平均：几何平均：线性化：的取法α的用途

①α的大小可作为用蒸馏分离某物系的难易程度的标志。

α值偏离1愈大，分离愈容易③α=1表示组分A、B的挥发性无差异组分A、B的挥发性有差异②4.恒压下双组分理想溶液的气液平衡相图(1)t-x(y)图两端点A与B：纯组分两线

t~x线为泡点线

t~y线为露点线

3区

溶液于同一组成下的泡点与露点不相等。过冷液体区气液共存区过热蒸汽区xA=zA,泡点为tb;yA=zA,露点为td,则td>tb注意:已知某二元混合物,与xA对应的泡点为tb,与yA对应的露点td,且xA与yA满足平衡关系,则td=tb.（2）

易挥发组分的y~x图a.相平衡曲线y=f(x)必位于对角线y=x的上方平衡曲线离对角线越远，越有利于精馏分离b.y~x曲线上各点对应不同的温度。y、x值越大，泡、露点温度越低

c.y~x曲线受总压变化的影响不显著。

总压变化30%，y~x曲线的变化一般不超过2%对同一物系而言，混合液的平衡温度愈高，各组分间挥发度差异愈小，即相对挥发度α愈小，因此蒸馏压强愈高，平衡温度随之升高，α减小，分离变得愈难，反之亦然。注意9.2.2非理想物系的气液相平衡1.非理想物系分类本节讨论液相属非理想溶液的非理想物系的相平衡曲线图。①液相属非理想溶液；②气相属非理想气体。2.溶液非理想性的根源①溶液的非理想性来源异种分子之间的作用力αAB不同于同种分子间的作用力αAA化工生产中遇到的物系大多为非理想物系。②表现溶液中各组分的平衡蒸汽压偏离拉乌尔定律对组分i为正偏差对组分i为负偏差实际溶液以正偏差居多恒温下，组分在高浓度范围内，服从拉乌尔定律

恒温下，组分在低浓度范围内，服从亨利定律

亨利定律并不能说明溶液的理想性，服从拉乌尔定律才能表明溶液的理想性(1)正偏差溶液特点②异分子间的排斥倾向起主导作用①3.气液平衡相图最低恒沸点的溶液含义:恒温下溶液在某一组成时其两组分的蒸汽压之和出现最大值，该溶液称为最低恒沸点溶液.恒沸组成:恒温下出现两组分的蒸汽压之和最大时的溶液组成.恒沸温度:恒压下恒沸组成下的泡点或露点温度。恒沸组成特点：气液两相的组成相同二元物系常压沸点/℃最低恒沸点MABtM/℃xM乙醇(A)-苯(B)78.380.168.30.448乙醇(A)-水(B)78.310078.150.8943乙醇-水溶液的y-x相图(正偏差)(p=0.1MPa)(2)负偏差溶液特点

②异分子间的吸引力大①最高恒沸点的溶液恒温下溶液在某一组成时其两组分的蒸汽压之和出现最小值，恒压下此种组成的溶液的泡点比两纯组分的沸点都高，该组成称为恒沸组成，温度为恒沸温度。恒沸组成特点：气液两相的组成相同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举例二元物系常压沸点/℃最高恒沸点MABtM/℃xM丙酮(A)-氯仿(B)56.261.264.50.65硝酸(A)-水(B)86100121.90.383在一定的外压下，恒沸混合物的组成一定，如果外压改变，恒沸混合物的组成也随之变化。这说明恒沸混合物只是气液两相具有相同组成的混合物。p/kPa13.3320.026.6653.32101.33146.6193.3tM/℃34.242.047.862.878.1587.595.3xM,A0.9920.9620.9380.9140.8940.8930.890乙醇-水溶液的恒沸组成随压力的变化表3.总压对恒沸组成的影响问题:

减压精馏，理论上能否得到无水酒精？答:

p=12.7kPa,乙醇-水溶液的沸点组成为xM=0.99，接近无水，但此时乙醇沸点约34℃，其蒸汽不能用水冷凝，必须用冷冻剂才行，能耗大，不经济，故工业上不用减压的方法，而采用特殊精馏的方法生产无水酒精。4.总压对相平衡的影响组分分离较困难p↑泡点t↑,相对挥发度α↓结论:p<pc蒸馏在全含量范围(x=0~1)内操作.p>pc(轻组分)气、液共存区缩小，精馏只能在一定浓度范围内进行，得不到轻组分的高纯度产物.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平衡蒸馏问题：已知F、xF、W/F，求x、y、te、T、Q。1过程的数学描述(1)物料衡算式：总物料衡算：易挥发组分的物料衡算：两式联立可得令液相产物占原料的分率,液化率式中：

(2)热量衡算加热炉的热流量料液加热温度为节流减压后，物料放出显热即供自身的部分汽化，故——分别为料液温度与加热后的液体温度，K——闪蒸后气、液两相的平衡温度，K——混合液的平均摩尔热容，kJ/(kmol•K)——平均摩尔气化热，kJ/kmol(3)过程特征方程式平衡温度te与组成x应满足泡点方程上述几个方程都是平衡蒸馏过程特征的方程式。平衡蒸馏时气、液两相处于平衡状态即两相温度相同，组成互为平衡理想溶液——相平衡方程其中x、y、te的计算也可用图解法，见下图。2平衡蒸馏过程的计算解：问题：已知F、xF、q，求x、y、te、T、Q。9.3.2简单蒸馏问题：已知W1、x1、x2，求W2，1过程的数学描述过程特点：时变过程，非定态过程衡算方法：对时间微元dτ的始末作物料衡算。

x——某瞬间釜中液体的组成，它由初态x1降至终态x2dτ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(1)物料衡算y——某瞬间由釜中蒸出的气相组成，随时间而变.W——某瞬间釜中的液体量，它随时而变，由W1降至W2略去二阶无穷小量积分上式（2）

过程的特征方程简单蒸馏过程的特征为任一瞬间的气、液相组成y与x互为平衡——相平衡方程理想溶液2简单蒸馏的过程计算根据料液组成和料液量，确定馏出液与釜残液的量与组成间的关系。(1)命题(2)计算依据：物料衡算式与相平衡方程

相平衡方程(4)馏出液平均组成的计算(3)求解（以理想溶液为例）9.4精馏9.4.1精馏过程9.4.2精馏过程数学描述的基本方法9.4.3塔板上过程的数学描述9.4.4精馏过程的两种解法9.4.5精馏塔的操作方程一、精馏原理9.4.1精馏过程1.精馏问题的提出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？不能。因为：a、流程过于庞大，设备费用极高；b.部分汽化需要加热剂，部分冷凝需要冷却剂，能量消耗大；c.纯产品的收率很低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？组成为y3与组成为x1的液相混合时的热量与质量传递?传热：t3＞t1

高温蒸汽加热低温液体传质：y3＜y1

轻组分从液相向汽相相传递(1)不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然产生传热与传质的双重作用(2)回流是实现高纯度分离的必要条件和手段t1,t2与t3间的相对大小?y1,y2与y3间的相对大小?结论：2.精馏将挥发度不同的组分组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使其分离为几乎纯态的过程。3.实现精馏的条件①设备条件：精馏塔②回流条件：塔底汽相回流，塔顶液相回流③相平衡条件：组分的挥发度有差异。4.精馏塔连续的圆筒形设备，其内部装有若干层塔板或充填一定高度的填料，分别称为板式精馏塔或填料精馏塔塔板上的液层和填料表面均是气液两相进行热交换和质交换的场所。提醒:本章以板式精馏塔为例进行分析精馏段：加料位置以上，自下而上分析，实现上升蒸汽的精制，即除去重组分提馏段：加料位置以下（若为板式塔，则包括加料板），自上而下分析，实现下降液体中重组分的提浓，即提出了轻组分一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，但也有仅有精馏段或提馏段的精馏塔。

二、全塔物料衡算总物料衡算易挥发组分的物料衡算釜液的采出率

馏出液的采出率①由全塔物料衡算知，在F、xF、D、xD、W、xW6个变量中任意4个量已知，则另外2个变量的值已被唯一地确定。讨论：直接规定产品的质量和数量塔顶易挥发组分回收率：塔底难挥发组分回收率：

直接规定尾气组成

规定回收率②分离要求的规定方法③在规定分离要求时应使

规定回收率吸收三、回流比R和能耗

V↑能耗↑D一定R↑分离程度↑

xD↑xW↓9.4.2精馏过程数学描述的基本方法一、逆流多级的传质操作

板式精馏塔的传递特点：气体籍压差穿过塔板上的小孔与板上液体接触，两相进行热、质交换。气相在上升过程中轻组分浓度逐板提高，液相在下降过程中轻组分浓度逐板降低。每块塔板为一个气液接触单元。二、过程描述的基本方法吸收以微元塔高为研究对象精馏以每块塔板为考察对象列物料衡算、热量衡算、过程的特征方程，然后联立求解由多块塔板所构成的代数方程组。9.4.3塔板上过程的数学描述一、单块塔板的物料衡算考察对象：自塔顶算起的任意第n块板（加料板除外)总物料衡算式轻组分的衡算式V—上升蒸汽流率,kmol/s

L—下降液体流率,kmol/s

I—饱和蒸汽的焓,kJ/kmol

i—饱和液体的焓,kJ/kmoly—蒸汽中轻组分的摩尔分数x—液体中轻组分的摩尔分数二、单块塔板的热量衡算及其简化前提：忽略热量损失考察对象：自塔顶算起的任意第n块板（加料板除外）热量衡算式：

若忽略组成与温度所引起的饱和液体焓i及气化潜热r的差别

精馏段：提馏段：

说明：①由于加料的原因，两段之间的流量不一定相等②假设成立条件

a.组分的摩尔汽化潜热相等；

b.气液两相接触时因温度不同而交换的显热可以忽略

c.设备保温良好，热损失可以忽略。

精馏段：提馏段：

恒摩尔假设三、塔板传质过程的简化—理论板和板效率1.理论板概念：它是一个气、液两相皆充分混合而且传热与传质过程的阻力皆为零的理想化板表现：离开理论板的汽液两相，温度相等，组成互为平衡。应用：它可以作为衡量实际塔板分离效果的一个重要依据和标准2实际板与理论板传质差异的表征——效率②默弗里板效率

汽相默弗里板效率液相默弗里板效率①全塔效率③引入理论板的好处吸收填料层高度传质单元数反映分离任务的难易,与设备型式无关传质单元高度反映设备效能的高低精馏实际塔板数理论板数反映分离任务的难易,与设备型式无关全塔效率反映设备效能的高低引入理论板的概念及恒摩尔流假设使塔板过程的物料衡算、热量衡算及传递速率最终简化为物料衡算式④塔板物料、热量衡算及传递速率的最终简化相平衡方程对二元理想溶液三、理论加料板过程分析假定：满足恒摩尔流假设。1.加料的热状态（共5种）①温度高于露点td的过热蒸汽②温度等于露点td的饱和蒸汽⑤温度低于泡点tb的过冷液体④温度等于泡点tb的饱和液体原料组成为xF,根据原料温度不同分为以下5种情况:③温度介于泡点和露点之间的汽、液混合物2.理论加料板(第m块)的数学描述总物料衡算：热量衡算：相平衡方程：3.加料热状态参数q以1kmol/h进料为基准，提馏段中的液体流量较精馏段的液体流量增大的kmol/h数即为q值b.饱和液体进料(泡点进料)饱和液体温度等于泡点a.过冷液体进料过冷液体温度低于泡点

c.汽液混合物进料汽液混合物的温度介于泡点和露点之间q=x(液相分率)已知进料中汽相与液相的摩尔数之比为2:1，轻组分的摩尔分数为0.55,则q=_____.A.1/3B.0.55C.不能确定

d.饱和蒸汽进料(露点进料)

饱和蒸汽的温度等于露点

e.过热蒸汽进料(过热蒸汽的温度高于露点)在实际生产中，以接近泡点的冷进料和泡点进料居多。

四、冷凝器的数学描述1.全凝器(泡点回流)

总物料衡算：轻组分物料衡算：冷凝器热负荷rc为组成为xD的混合液的平均气化热2.分凝器

总物料衡算：轻组分物料衡算：结论:分凝器相当于一块理论板相平衡关系五、再沸器(或蒸馏釜)的数学描述总物料衡算：轻组分物料衡算：相平衡关系：结论：塔釜相当于一块理论板蒸馏釜热负荷：式中rb为组成为xW的混合液的平均汽化热。9.4.4精馏过程的两种解法一、方程组的联立求解第1块第2块加料板（第m块）提馏段任一块板（第n块）最后一块板（第N块)本方法主要用于塔板数及加料板位置已知的操作型精馏计算方程数2N变量数x1

∙

∙∙xN,y1∙∙∙

yN某精馏塔共有N块理论板，其中m块板为加料板，塔顶设全凝器，最末一块是蒸馏釜.二、逐板计算法若能得到两板间气液相组成的关系式，则可从全凝器开始，y1→x1用N次相平衡及物料衡算式，则需N块理论板。x1→y2逐板计算不需事先知道方程式的数目，故尤为适合塔板数为待定变量的设计型问题.对理论板满足相平衡关系?9.4.5精馏塔的操作方程一、精馏段操作线方程从塔顶至任意第n板,塔顶设全凝器总物料衡算：轻组分衡算：控制体：操作方程二、提馏段操作线方程从塔顶至提馏段任意第n板(或提馏段任意第n+1板至塔釜)。控制体：总物料衡算：轻组分的物料衡算：令操作方程三、操作方程的讨论1.操作方程反映相邻两块板气相组成与液相组成之间的关系2.方程为直线的前提:4.操作方程的图示——操作线3.方程的本质:恒摩尔流假设。物料衡算方程。4．提馏段操作线的实际作法精馏段操作线方程提馏段操作线方程(a)(b)(b)-(a)q线方程进料方程提馏段操作线的实际作法：(5)连接点d与点c,得提馏段操作线线上特殊点

(1)确定精馏段操作线

(2)确定q线

(3)确定q线与精馏段操作线的交点d

(4)确定点c(xW,xW)

5.理论板的增浓度板上组成点A

板下组成点C

离开板n的组成点BAB边表示下降液体经过第n板后重组分增浓程度BC边表示上升蒸汽经第n板后轻组分增浓程度操作线与平衡线的偏离程度越大，表示每块理论板的增浓程度越高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进料热状况的选择9.5.4双组分精馏过程的其他类型用精馏方法分离乙烯-乙烷(常压泡点分别为-88.6℃，-103.7℃）混合物。已知xF=0.78(指乙烯的摩尔分数，下同)。要求：试设计一板式精馏塔来完成上述设计任务。目标:确定塔板类型、实际塔板数、塔径和塔板结构设计要选择的变量：操作压力、回流比、加料热状态。9.5.1理论板数的计算一、设计型计算的命题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：对塔顶、塔底产品的质量和数量（产率或回收率）提出一定的要求，即在D、W、xD、xW、η中规定任意2个条件。二、逐板计算法先考虑操作压力、回流比、加料热状态均已知时理论板数的计算。假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔釜为间接蒸汽加热。1.计算依据相平衡方程：理想溶液精馏段操作方程：提馏段操作方程：精馏段与提馏段交点坐标(1)(2)(3)(1)(2)(3)使用相平衡方程的总次数，就是总理论板数。冷凝器类型塔板数塔顶为全凝器n(包括塔釜)n-1(不包括塔釜)塔顶为分凝器n-1(包括塔釜)n-2(不包括塔釜)三、图解法

1、绘对角线

2、绘相平衡曲线

3、绘精馏段操作线

4、绘提馏段操作线

5、绘直角梯级从a点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线，当梯级首次跨过d点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间作直角梯级，直至梯级的垂直线达到或跨过c点为止。其中过d点的梯级为加料板，最后一个梯级为再沸器。四、最优加料位置的确定1.加料位置的体现？

2.设计型计算时加料位置的改变会不会影响操作线的位置？不会。图解法中，更换操作线；逐板计算法中更换操作方程。3.加料位置是否可任选？不能，必须在pm之间。加料过早或过晚，都会使某些梯级的增浓程度减少而使理论板数增加。4.分离要求不变，改变加料位置对塔板数的影响？加料位置偏高：馏出液难挥发组分含量偏高。5.总板数不变，改变加料位置偏低或偏高对分离要求的影响？表现：釜残液与馏出液不能同时达到规定的分离要求。加料位置偏低：釜残液易挥发组分含量偏高。6.最优加料位置该板的液相组成x等于或略低于xq的板作为加料板。第i板为最优加料位置的判据:9.5.2回流比的选择问:回流比R是否有极大值?是否有极小值?R=L/DD=0R=∞L≠0R≠09.5.2回流比的选择一、全回流(R=∞)与最少理论板数Nmin1.全回流的特点①不加料，也不出料。F=0,D=0,W=0②R=L/D=L/0=∞.两操作线合二为一且与对角线重合。

③两板之间任一截面上，上升蒸汽组成yn+1与下降液体组成xn相等④全回流时操作线和平衡线的距离最远，因此达到指定分离程度所需的理论板数最少，以Nmin表示。2.最少理论板数Nmin的求法①图解法。该法繁琐，但对理想溶液和非理想溶液均适用。②芬斯克（Fenske）方程法待分离物系：理想溶液相平衡方程操作方程自塔顶开始计算…令（包括塔釜）二元精馏

（包括塔釜）3.应用开工、调试、实验研究及一些特殊的场合

例1：操作中当生产中因意外而产生低于纯度要求的产品时，进行一定时间的全回流，能较快地达到操作正常；

例2：在实验中测定塔的分离效能（塔板效率等）或实验室研究的目的是得到几滴极高纯度的产品二、回流比的选择1技术限制——存在最小回流比Rmin

前提：分离要求xD、xW，加料组成xF、加料热状态q、物系的相平衡关系已知。

分析：当回流比自全回流逐渐减小的过程中会发生什么现象，回流比能否降至零？①理想溶液两操作线的交点只能落在ef线段上交点为e时R=∞交点为f时R=Rmin

恒浓区:在e点上下塔板无增浓作用，所以此区称为恒浓区（或称挟紧区），e点称为挟紧点xe、ye泡点进料q=1，xe=xF

露点进料q=0，ye=xF

②非理想体系平衡线没下凹，如甲醇—水溶液xeye平衡线有凹，如乙醇—水溶液

最小回流比的特点：完成分离要求所需理论板数为无穷大。

最小回流比：对规定的分离要求，特定的加料组成与加料热状态，平衡线已定的情况下，回流比从无穷大减小的过程中，首次出现挟紧点时的回流比。

影响最小回流比的因素：分离要求、物系的汽液相平衡、加料热状况2.经济优化——存在最优回流比比较基准：F、xF、q、xD、xW相同结论：R↑，操作费用增加

R↑冷凝器Qc↑Qb↑再沸器操作费用①回流比对费用的影响设备费用精馏段R↑(L/V)↑提馏段↑↓操作线远离平衡线操作线远离平衡线最适宜回流比应通过经济衡算来决定，即按照操作费用与设备折旧费用之和为最小的原则来确定

R↑,塔板数下降，设备费用降低。结论：②最适宜回流比通常适宜回流比可取最小回流比的(1.1~2.0)倍，即近年，由于能源紧张，其倍数有降低的趋势，甚至可小至1.05倍。

三．适宜回流比的选择四．理论塔板数的捷算法将已有的实验数据以作图。对2.Gilliland关联图

8种物系在广泛的精馏条件下，由逐板计算得到的结果：组分数目2~11,加料热状况包括过冷至过热等5种情况，Rmin为0.53~7.0；组分间的相对挥发度为1.26~4.05；理论板层数为2.4~43.1。1.思路吉利兰关联图的依据：吉利兰关联图可用于两组分和多组分精馏的计算。对甲醇-水一类非理想物系也可适用，但其条件应尽量与上述条件相似。3.应用适用条件：适用条件：4．吉利兰关联式9.5.3进料热状况的选择讨论前提：处理量Ｆ、xF及分离要求xD、xW不变一、R不变时q对过程的影响q↓即进料前原料经过预热和部分汽化结论:R不变,q

↓,塔板数增加总结论：在总供热量不变的情况下，热量尽可能自塔低输入。二、q↓即进料前原料经过预热和部分汽化这是以增加热耗为代价的。不变时q对过程的影响提馏段不变结论:不变,q↓,塔板数减小,三、加料状态的选择依据1.一般而言，在热耗不变的情况下热量应尽可能在塔底输入冷量应尽可能施加于塔顶2.前道工序的来料状态就是进料状态3.工业上有时采用热态甚至汽态进料的原因减少塔釜的加热量。尤其是塔釜温度过高，物料易产生聚合或结焦的情况。

例:一连续操作的常压精馏塔用于分离某二元液体混合物。原料液组成为0.40(轻组分的摩尔分数，下同)，进料温度为50℃，要求塔顶产品组成达到0.98，塔釜馏出液组成不高于0.01。该物系的相对挥发度为2.5，实际回流比为最小回流比的1.5倍。已知，xF=0.4时，混合溶液的泡点为95.2℃，定性温度下原料液的平均比热容cp=163kJ/(kmol·℃)，泡点温度下混合液的汽化潜热为3.68×104kJ/(kmol·℃)。试计算：(1)组分A的回收率；(2)提馏段操作方程；(3)若塔顶第一块板气相默弗里板效率为60%，求离开该板的下降液体组成。例

在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔底间接蒸汽加热。原料处理量为4000kg/h，组成为0.4(苯的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液组成为0.96，苯的回收率不低于98%，泡点进料。已知体系的相对挥发度=2.5，实际回流比为最小回流比的1.5倍。已知苯、甲苯的摩尔质量分别为78.11kg/kmol和92.13kg/kmol。试求：(1)塔顶产品量D(kmol/h)、塔底残液量W(kmol/h)及组成xW；(2)自塔顶算起的第二板的下降液体中苯的组成；(3)离开最后一块塔板的液体中苯的组成；(4)因长期操作，再沸器内结垢，试问对塔顶、塔底产品质量有何影响？写出分析过程(假设此时F、D、q、xF不变)。为维持塔顶、塔底产品质量不变，应采取何种措施？并说明理由。9.5.4双组分精馏过程的其他类型一、直接蒸汽加热操作前提：1、物料中有水2、水是重组分，从塔釜出去特殊点:(xw,0)二、多股进料1．应用场合两种成分相同但浓度不同的料液2.过程的数学描述(以两股进料为例)Ⅰ段Ⅱ段

Ⅲ段回流比R减小，三条操作线均向平衡线靠拢。当R减小至某个值时，挟点可能出现在Ⅰ-Ⅱ两段操作线的交点e1处，也可能出现在Ⅱ-Ⅲ两段操作线的交点e2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。最小回流比Rmin三、侧线出料有侧线出料时操作线斜率通常Ⅱ<Ⅰ，在最小回流比Rmin时，挟点一般出现在q线与平衡线交点处。四、回收塔（提馏塔）从第一块板加料，无精馏段，无回流，下降的液体由进料提供。一般用于回收稀溶液中的易挥发组分。加料情况：冷液或泡点进料。操作线方程塔板数求取从y1=xD的a点作为起点开始作梯级。

注意：a点只是操作线上的一特殊点，并无物理意义，并不表示第一板上方的汽液浓度间的操作关系。因回收塔的操作线不适用于第一板的上方截面。最大可能获得的馏出液含量xDmax(以泡点加料为例)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9.6.1精馏过程的操作型计算一、操作型计算的内容设备已定（总理论板数与加料位置，有时加料位置也可变动）的条件下，指定的操作条件，预计精馏操作的结果或要求一定的操作结果，确定必须的操作条件（如回流比、加料位置）。二、操作型计算在实际生产中的预计作用

1.产品质量；

2.操作条件变化时产品质量和采出量的变化；

3.为保证产品质量应采取的措施；

4.设计新装置时应用操作型的计算方法确定精馏所需的理论板数。三、计算命题(举例)

已知：全塔总板数N及加料板位置(第m块板）；相平衡曲线或相对挥发度；原料组成xF与热状态q，回流比R；并规定塔顶馏出液的采出率D/F。

求：精馏操作的最终结果——产品组成xD，xW以及逐板的组成分布。操作型计算的特点:①操作型计算一般均须试差(迭代)。②加料板位置（或其它操作条件）一般不满足最优化条件。四、举例1.回流比增加对精馏结果的影响

已知：一操作中的精馏塔，塔顶馏出液的采出率D/F一定，其他条件不变（指总板数，加料位置，处理量，加料组成与热状态），回流比R增加.试分析产品组成的变化规律。定性分析：精馏段L/V=R/(R+1)R↑L/V↑操作线向对角线方向移动提馏段操作线向对角线方向移动精馏段、提馏段塔板的分离能力都得到提高，因此xD↑、xW↓定量计算：例9-8

用精馏塔分离苯-甲苯物系，α=2.47，m=8，N=10，xf=0.25，

q=1，D/F=0.1844。RxDxW50.980.08580.99280.0825推论：实际生产中可通过增大回流比提高产品的纯度。

注意：藉增加回流比R来提高xD的方法并非总是有效。

b．xD的提高受全塔物料衡算的限制。加大回流比可提高xD，但其极限值为xD=FxF/D。对一定塔板数，即使采用全回流，xD也只能某中程度趋近于此极限值。如xD的数值大于1，则xD的极限值为1。

c.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。

a．xD的提高受精馏段塔板数即精馏塔分离能力的限制。对一定板数，即使回流比增至无穷大（全回流）时，xD也有确定的最高极限值；在实际操作的回流比下不可能超过此极限值。2.进料组成变动的影响一个操作中的精馏塔，若进料组成xF下降至则在同一回流比R及塔板数下塔顶馏出液组成xD将下降为提馏段塔釜组成也将由