长春工大精馏教案

长春工业大学课程教案∕讲稿用纸蒸馏概述

讲 授 内 容9液体精馏

注本章争论分别均相液体混合物最常用最重要的方法—液体蒸馏及精馏。同学们以后要留意蒸馏及精馏的区分。蒸馏及精馏的分别依据液体均具有挥发成蒸汽的力量，但各种液体的挥发性各不一样。习惯上，AB则称为重组分。将液体混合物加热至泡点以上沸腾使之局部汽化必有yA

x AxB足：

y By x Ay xB局部汽化及局部冷凝均可使混合物得到肯定程度的分别，它们均是籍混合物中各组分挥发性的差异而到达分别的目的，这就是蒸馏及精馏分别的依据。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，其流程如图9-1炉，在加热炉内被加热升温至高于分别器压力下的沸点，然后经节流阀减压至预定压强。由于压强的突然降低，液体成为过热液体，其高于沸点的显热随即转变为潜热发生自蒸发，液体局部汽化。气、液两相在分别器中分开，气相为顶部产物，其中难挥发组分获得了增浓。②简洁蒸馏9-2。将一批料液参加蒸馏釜中，在恒压下加热至沸腾，使液体不断汽化。间续产生的蒸汽经冷凝后作为顶部产品，其中易挥发组分相对地富集。在蒸馏过程中，釜内液体的易挥发组分含量不断下降，蒸汽中易挥发组分的含量也相应地随之降低。因此，通常是分罐收集顶部产物，最终将釜液一次排出。争论几个问题①平衡蒸馏及简洁蒸馏产生的汽液相其组成听从什么关系？对了，是气液相平衡关系，故后面要争论蒸馏的气液相长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容蒸馏时各股物料和各组分还应满足另一种关系，是什么关系？对了，是物料衡算关系，故蒸馏计算最根本的两个关系就是汽液相平衡关系和物料衡算，请同学们要认真学习把握。②平衡蒸馏和简洁蒸馏能否实现高纯度的分别，为什么？不能，由于平衡蒸馏只经过一次局部汽化，但其为间歇过程，顶部蒸汽组成随釜液组成的降低而降低，得不到高纯度的顶部产品，虽然可得到高纯度的底部产品，但其量很小。

注③如何蒸馏可得到高纯度的产品？利用屡次局部汽化与屡次局部冷凝可分别得到高纯度的产品。④能否利用屡次平衡蒸馏或屡次简洁蒸馏实现高纯度分别？为什么？不能，由于：a、设备流程太简单，不经济且操作不便；b、中间产品量多，最终得到的高纯度产品量很少。⑤工业上如何利用屡次局部汽化和屡次局部冷凝的原理实现连续的高纯度分别，而流程又不太简单呢？利用精馏〔在塔设备内完成，可以是板式塔、也可以是填料塔〕本章在简洁介绍平衡蒸馏与简洁蒸馏后，将重点争论混合液的精馏问题，也就是说精馏是本章的重点。精馏操作的费用和操作压强蒸馏和精馏都是通过气化、冷凝到达分别提浓的目的的。液体加热气化需要耗热，气相冷凝则需要供给冷却量，因此，蒸馏和精馏都是能耗很高的单元操作，承受何种措施到达节能降耗是精馏过程争论的重要任务。此外，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。加压精馏可使冷凝温度提高以避开使用费用很高的冷凝器或者在常压下为气态混合物〔如烷、烃类混合物，沸点很低，需加压使其成液态后才能精馏分别；减压精馏可使沸点降低以避开使用高温载热体，沸点高且又是热敏性混合物精馏宜用减压精馏；除上述状况外以外一般用常压精馏。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容双组分溶液的气、液相平衡抱负物系的气液想平衡气液两相平衡共存时的自由度FN222222个，在tpy、x4个变量中，任意确定其中的两个变量，则物系的状态被唯一确定，余下的参数已不能任意选择。一般精馏在恒压下操作〔p肯定1个自由度。如指定温度ty、x均为t的函数被确定。后面争论tx(y)xy的函数关系。xt〔泡点〕关系式液相为抱负溶液，听从拉乌尔定律：p p ox p A A A A

注p p oxB B B

p )A气相为抱负气体，符合道尔顿分压定律：py A

p oxAA p p混合液沸腾的条件是各组分的蒸汽压之和等于外压，即pp pA Bp ox p o(1x)A A Bpp ox BPoPoA Bpo与温度t的关系式可用安托因方程表示，即logpoA Btcx与t的关系为非线性关系，tx用上式很便利，xt要用试差法〔迭代法〕求。yt〔露点〕关系式指定tx后y，即p oxy AA ptx(y)图tx(y)的数据画在同一张图上，就得到tx(y)图。此图的的特点如下：①AB.AA〔x1〕，B长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容

注B〔x0〕。t

t 。B,沸点②两线：txxty线为露点线，露y有关。3区：txty线以上为过热蒸汽区；在tx与tyyx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这才能实现肯定程度的分别。例如将组成为x 的过冷溶液加热至C点，产生第1滴气泡，FC点所对应的温度称为泡点，气泡组成为y1，维持加热升温至G点，溶液局部y〔F点〕，yx成平衡关系，G点所对应的温度为气液相的平衡温度；反之将组成为y 的过热混合气体冷却至DF1滴冷凝液消灭，D点所对应的温度为露点，连续冷却至G点气相局部冷凝，液相组成为x，气相组成为y，xy ，yy ，故局部冷凝亦可实现F F肯定程度的分别。要实现高纯度分别必需承受屡次局部汽化和屡次局部冷凝，这个过程在工业生产上是如何实现的呢？yx图在蒸馏计算中广泛应用的是肯定总压下的yx图因p o/p1故在任Axyxyxyx上方。假设平衡曲线离yx曲线上各点对应不同的温度。x、y值越大，泡、露点温度越低。相对挥发度和相平衡方程①相对挥发度纯组分的饱和蒸汽压po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当怎样表达才符合实际状况呢？对了，要用各组分的平衡蒸汽分压与其液相的摩尔分数的比值，即挥发度表示。挥发度 pAA xA

， pBB xB在蒸馏中表示分别难易程度要用两组分挥发度之比，称为相对挥发度相对挥发度 AB

p /xp /xB

y /xB B

yA/yBx /xA B

x/(1x)相平衡方程 y

x1(1)xyx的对应关系。对抱负溶液，将拉乌尔定律带入的定义式可得AB

p /xp /xB

PAP00B0长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容即抱负溶液的值仅依靠于各纯组分的性质。纯组分的饱和蒸汽压p o、Ap o均系温度t的函数，且随温度的上升而加大，因此原则上随温度〔也即随B

注x而变化但p A

/p opB

opB

o单独与温度的关系小得多，并将其视为常数，这样利yx为常数的抱负溶液好用。那么怎么取的平均值呢？9-5所示。1yx〔即对角线〕，xy值越大，可获得的提浓程度越大，的大小可作为用蒸馏分别某物系的难易程度的标志。非抱负物系的气液想平衡实际生产中所遇到的大多数物系为非抱负物系。非抱负物系的气液相平衡关系的计算要涉及逸度、活度系数等参数，计算简单，在学习《物理化学》时同学们有接触，更深入的争论在后续课程《化工热力学》中，我们在《化工原理》中不要求计算，只需把握非抱负物系的相平衡图即可。依据具体状况，非抱负物系又分为：①液相属非抱负溶液；②气相属非抱负气体两大类。后面仅限于争论非抱负溶液的相平衡曲线图。非抱负溶液溶液的非抱负性来源于异种分子之间的作用力a 不同于同种分子间的作AB用力a 、a ，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AA BB可以是正偏差，也可以是负偏差，实际溶液尤以正偏差居多。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容aABaAAaABaBB，即异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估量的高，如下图。正偏差严峻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图9-9为乙醇-水溶液的相平衡曲线也是这种状况，其tM 78.15℃，xM 0.894，用一般精馏的方法分别乙醇-水溶液最多只能接近于恒沸物的组成，这就是工业酒精浓95%的缘由，要得到无水酒精，要用特别精馏的方法。

注长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容

注负偏差：a a ，a a ，异分子间的吸引力大，使得溶液的两个AB AA AB BB组分的平衡分压都比拉乌尔定律所估量的低，如图。负偏差严峻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t Mx 0.65，也不能用一般精馏方法对具有最高恒沸点的恒沸物中的两个组分M加以分别。非抱负溶液相对挥发度x的变化很大，不能示为常数，故相平衡方程不能用。总压对相平衡的影响上述相平衡曲线〔包括抱负物系及非抱负物系〕均以恒定总压p为条件。p，泡点t、p对tx(y)yx图的影响见图9-12pp

时，气、液共存区缩小，精馏只能在肯定浓度范围内进展，即得不到轻组分的高纯度产物。pp12.7kPa时，乙醇-水溶液x 0.99，接近无水，但此时乙醇沸点约34℃，其蒸汽不能M用水冷凝，必需用冷冻剂才行，能耗大，不经济，故工业上不用减压的方法，而承受特别精馏的方法生产无水酒精。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容平衡蒸馏和简洁蒸馏平衡蒸馏过程的数学描述蒸馏过程的数学描述不外为物料衡算式、热量衡算式及反映具体过程特征的方程，现分述如下。物料衡算式：对连续定态过程做物料衡算可得总物料衡算： FDW

注易挥发组分的物料衡算： FxF两式联立可得

DyWxDxFxF yx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；FqDF

1q，代入上式整理可得

y qx xFq1 q1xF

的料液分为任意两局部时必需满足此物料衡算式。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。热量衡算加热炉的热流量Q为QFc

Tt F节流减压后，物料放出显热即供自身的局部气化，故Fcm,p

TtF

1qFr由此式可求得料液加热温度为Tte

rc式中：t

m,pT——分别为料液温度与加F热后的液体温度；K;t e平衡温度；K；Cm,p——混合液的平均摩尔热容，KJ/(kmol•K)；r——平均摩尔气化热，KJ/kmol。过程特征方程式。平衡蒸汽中可设气、液两相处于平衡状长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容yx应满足相平衡方程式：

注假设为抱负溶液应满足

xy1(1)x平衡温度t 与组成x应满足泡点方程，即et xe上述几个式子都是平衡蒸馏过程特征的方程式。平衡蒸馏过程的计算当给定气化率1q简洁蒸馏简洁蒸馏过程的数学描述描述简洁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分，但简洁蒸馏是个时变过程，而平衡蒸馏为定态过程。因此，对简洁蒸馏必需选d，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W1W ；2

变至终态xx1

x；2y ——瞬间由釜中蒸出的气相组成，随时间而变。ddW,x降为xdx，对该时间微元作易挥发组分的物料衡算可得WxydW WdWxdx略去二阶无穷小量，上式可写为dW dxW yx将此时积分得1W x1ln 1W22 x2

dxyxyx过程的特征方程仍未相平衡方程，即联立上述两式可得： lnW1 1

x 1x ln 1ln 2W2简洁蒸馏的过程计算

1 x2

1x1原料量W1

x1

x2

即可联立上述两式求出W 。2xy相产物冷凝后集合一起，则馏出液的平均组成y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长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容W xW xW1 2 1 1 2 2

注yx W2 x x 1 W W 1 21 2〔2〕定性分析承受图解法比较便利，且图解法对非抱负溶液也适用。将式〔d〕中y 、xD

q线方程式〔16-16〕一样的方程，将该方程标绘在xy图上与相平衡曲线有一交点，交点坐标即为y 、x 。D W分析：其它条件不变，即原料液流量F，原料液组成xF

p均txF

不变，相平衡曲线不变。t上升，料液在闪蒸塔内放出的显热增加，因而汽化量V〔即D〕增加，汽化率f变大，液相残留率q变小。由图16-16可看出y 、x 均D W削减。平衡温度te

xW

16-16示意画出了泡点线〔t ~x，由图16-16可看出te

上升。结论：其它条件不变，t上升，则y 、xD W

Dte

上升。、x必满足物料衡算式〔g〕也应满足相平衡方程。式〔g〕与连续精馏q线方程的形式一样。当连续精馏为汽液混合物进料时，即0q1，q线方程实际上就是y、xq线方程也应满足相平衡方程。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸精馏精馏过程精馏原理

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注简洁蒸馏及平衡蒸馏只能使液体混合物得到有限的的分别，远远不能满足工业的要求。如何利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度的分别，是我们在本节要争论的根本内容。①精馏操作前已述及可以反复进展屡次局部汽化，局部冷凝可以实现高纯度的分别。从理论上说，可以用屡次重复蒸馏的方法来到达所要求的分别纯度。①屡次简洁蒸馏；屡次蒸馏可用的方法有 ②屡次平衡蒸馏； 设备，操作简单，不经济③屡次平衡级。0xy00

不平衡，x x*y0 0

y*x0

与y 平衡。此外在平衡级中的0蒸馏过程，汽化热和冷凝热相互补偿，无需从外界加热或冷却，才适宜于屡次进展。这种汽、液的屡次接触，也就是屡次蒸馏，可以在板式塔中实现，我们称之为精馏，板式塔中每一层理论板就是一个平衡级。下面我们就来争论在板式塔中进展的精馏操作。进展充分的接触，实现传质过程。料液自塔的中部某个适当的位置〔该处塔板上的组成与进料的组成最接近〕连续地参加塔内。塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一局部回流入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品〔馏出液〕连续排出。在塔内上半部〔加料板以上〕进展上升蒸汽和回流液体之间的逆流接触和物质传递。塔底设有再沸器〔蒸馏釜〕以加热到达塔底的液体，使之局部汽化，所产生的蒸汽回流入塔，沿塔上升与下降的液体逆流接触并进行物质传递。塔底连续排出局部液体作为塔底产品。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸②精馏原理

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注n板为例来分析精馏过程和原理塔板的形式有多种，最简洁的一种是板上有很多小孔〔称筛板塔，每层板〔n+1层〔n-1层〕nn板上汽液两相亲热接触，进展n板的物流有四种：n-1板溢流下来的液体量为L

n1

x

温度为t

；n1n板上升的蒸汽量为V

yn

，温度为t ；n从第n板溢流下去的液体量为L

xn

，温度为t ；nn+1板上升的蒸汽量为V

y

，温度为t

。n1n板的汽液两相是不平衡的热不平衡t ＞t ；n1 n1y质不平衡 x

x*n1

n1(1)y

n1y

y*n1

n1

n1x

y

n板，由于存在温度差和浓度差，汽液两相在第n板上亲热接触进展传质和传热的结果会使离开第n〔n板的汽液两相成平衡，y

的蒸汽中有一局部难挥发组分被冷凝〔由于t

>tn1

〕下来进入液相中，冷凝放出的潜热传给液相，组成为x

的液体中有一局部易挥发组分得到气相局部难挥发组分冷凝放出的潜热而汽化到气相中，因而离开第n板的yn

>yn1

n

＜x

，假设汽液两相在板上的接触时间长，接触比较充分，那么离开该板的汽液两相相互平衡，通常称这种板为理论板〔x ，ny 成平衡。精馏塔中每层板上都进展着与上述相像的过程，其结果是上升蒸n汽中易挥发组分浓度渐渐增高，而下降的液体中难挥发组分越来越浓，只要塔内有足够多的塔板数，就可使混合物到达所要求的分别纯度。加料板把精馏塔分为二段，加料板以上的塔，即塔上半部完成了上升蒸汽的精巧，即除去其中的难挥发组分，因而称为精馏段。加料板以下〔包括加料板〕的塔的下半部完成了下降液体中难挥发组分的提浓，即除去了易挥发组分，因而称为提馏段。一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段。③回流的作用从上面所争论的精馏操作不难看出，精馏之所以区分于蒸馏就在于精馏有“回流”，而蒸馏没有“回流”。回流包括塔顶的液相回流与塔釜局部汽化造成的气相回流。回流是构成汽、液两相接触传质使精馏过程得以连续进展的必要条件。假设塔顶没有液相回流，或是塔底没有再沸器产生蒸汽回流，则塔板上的气液传质就缺少了相互作用的一方，也就失去了塔板的分别作用。因此，回流液的逐板下降和蒸汽的逐板上升是实现精馏的必要条件。全塔物料衡算DW,组成是恒质量物系才用质量流量和质量分率。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容

注x ,x 和进料量F，组成x 之间的关系。D W F按红色虚线所画的范围,对如下图的连续精馏塔作全塔物料衡算，令；F原料液流量，kmol/h〔kmol/s〕；D塔顶产品〔馏出液〕流W塔底产品〔釜液〕流量x 原料液中易挥发组分的Fx 馏出液中易挥发组分的Dx 釜液中易挥发组分的摩W

量，kmol/h〔koml/s〕；kmol/h〔koml/s〕；摩尔分率；摩尔分率；尔分率。FDWFx联立以上两式可得：

DxF DD x FF xD

WxWxW-xWW D1 F F

x xD Fx xD WDW分别为馏出液和釜液的采出率.x

通常是给定的,这样,F F F在确定精馏条件时受式(10-19),(10-20)的约束，即：当规定塔顶,塔底产品组成x ,xD W

时，即规定了产品质量,则可计算产品的采出率

D,及W。换言之，规定了塔顶，塔底的产品质量 ,产品的采出率F FD W,及 不再能自由选择；F FD规定塔顶产品的采出率FW

和质量x ，,则塔底产品的质量xDWD

及采出率不能自由选择；FW规定塔底产品的采出率FD不能再自由选择；F留意：

xW

及采出率D收率的定义.在精馏计算中,xxD W回收率表示：

表示外，有时还有Dx塔顶易挥发组分回收率： DFxF塔底难挥发组分回收率：

W〔1x 〕WF〔1x〕Fmax

1〈1D xDxD

FxF

，或 DF xW

。假设塔顶产品采出率长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容D取得过大,F

注系来说组分的摩尔汽化潜热相等。满足恒摩尔流假设.在推导操作线方程时恒摩尔流假设为根底，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，除非恒质量物系才用质量流量和质量分率。R和能耗RL/DVLD(R)DDRV〔冷凝器冷凝量，能耗RxD

，xw

，分别程度R对精馏是一个格外重要的参数，后面将具体争论。精馏过程数学描述的根本方法逆流多级的传质操作气液传质设备〔板式塔、填料塔〕对吸取和精馏过程是通用的。吸取以填料塔为例，本章精馏以板式塔为例。过程描述的根本方法物料衡算、热量衡算、过程的特征方程。塔板上过程的数学描述塔板传质过程的简化—理论板和板效率在分析精馏原理时曾提出理论板的概念，下面我们着重再争论一下。塔板上的传质过程格外简单，它涉及到进入该板的汽、液相组成，两相接触面积及混合状况，两相间的传质速率等。总之，它既与塔板的构造有关，很难用简洁的方程来表示。为避开这一困难，引入了理论板的概念。所谓的理论板是一个抱负化的塔板，即不管进入塔板的汽液组成如何，在塔板上充分混合和接触与传质的最终结果表现为离开该板的汽液两相在传热，传质两方面都到达平衡状态，两相的温度相等，组成互成平衡。理论板在实际上是不存在的，这是由于要想使板上的汽液两相到达平衡，汽液两相的接触时间必需为无限长，这明显是不行能的。但理论板的概念之所以重要，是由于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。在设计计算时，先求出理论板数以后，然后用塔板效率予以校正就可以得出实际塔板数。理论塔板数NN

T全塔效率ET固然，一个实际板不同于一个理论板，每块塔板的效率亦不相等，在塔板争论中还常常引入单板效率的概念。①汽相默弗里板效率Emv,nyE n

yn1mv,n

n

n1式中 E ——第n块实际板的汽相默弗里板效率；mv,ny 、y ——分别为离开第n、n1块实际板的汽相组成，摩尔分率；n n1分率。

y*nxn

成平衡的汽相组成，摩尔Eml,n长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容

注x xE n1 nml,n

x

x*n式中

n块实际板的液相默弗里板效率；x xn1

n1n块实际板的液相组成，摩尔分率；分率。

x*n块实际板汽相组成yn

成平衡的液相组成，摩尔单块塔板的热量衡算及其简化—恒摩尔流假设对单块塔板进展热量衡算，无视因组成、温度不同所引起的进出塔板的饱和液体焓ir的区分，结合塔板物料衡算关系，可得精馏段：V V V，L L Ln1 n n n1提馏段：V

VnV

V，Ln

n1LLL②液两相接触时因温度不同而交换的显热可以无视；③设备保温良好，热损失可以无视。⑶塔板物料、热量衡算及传递速率的最终简化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 Vy Lx Vy Lxn1 n1 n n相平衡方程 yn

f(x)nx对二元抱负溶液yn⑷加料板过程分析

n1(1)xn①加料的热状态〔5种〕在实际生产中，参加精馏塔中的原料液可能有一下五种不同的热状况：温度低于泡点的过冷液体；温度等于泡点的饱和液体；温度介于泡点和露点之间的汽、液混合物；温度等于露点的饱和蒸汽；温度高于露点的过热蒸汽。②理论加料板〔第m块〕由于不同进料热状况的影响，使从加料板上升的蒸汽量及下降的液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容到提馏段的液体量发生变化。我们可以通过加料板的物料衡算及热量衡算

注求出VVL,L的关系。FVLVLVVF

LLFiF

ViV

LiL

ViV

LiL③精馏段与提馏段两相流量的关系总物料衡算式FVLVL热量衡算FiF

VILiVILi留意：在热量衡算式中已经应用了恒摩尔流假设，即认为不同的温度和组成下r均相等，液体iI均不加下标。q为加料热状态参数qLLIiF每千摩尔进料从进料状 况变成饱和蒸汽所需的 热量F Ii由以上各式可得

原料的千摩尔汽化潜热LLqFVV(1q)FLL、VV表示。a、过冷液体进料过冷液体温度低于泡点，i iF L

，q1 ，VV(1qFV,LLqFL。冷液进料q值一般按下式计算：q[rF

c (tP

t)]rF Fb、饱和液体进料饱和液体温度等于泡点〔因而也称为泡点进料iFLLF。c、汽液混合物进料

i ，q1，VV，LiLVV(1qFVLLqFL。d、饱和蒸汽进料

i iF

，0q1，饱和蒸汽的温度等于露点〔因而也称为露点进料，i i ，q0，F VVVFVLL。e、过热蒸汽进料过热蒸汽的温度高于露点，iFLLqFL 。

i ，q0，VV(1q)FV ，Vq(LL)Fq1kmol/h进料kmol/hq值。因而，对于饱和液体、汽液混合物及饱和蒸汽三种进料热状况而言，提馏段液kmol/h数〔q值〕q的这肯定义假设是汽液混合物进料题目进料中汽相与液相的摩尔数之比为2:1，则q液相的摩尔数 进料中总摩尔数 1(21)13用这种方法求汽液混合物进料的q值很便利。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容〔5〕精馏塔内的摩尔流率〔全凝器，泡点回流〕精馏段 LRD

注提馏段

VLD(R1)DVV(1q)F冷凝器热负荷Qc

Vrc再沸器热负荷QB

Vrb精馏过程的两种解法方程组的联立求解NmNNx0算式可依次列出如下

N个物料衡第1块 Lx02块Lx

Vy 01 2Lx 1

Lx Vy2

Vy 03加料板〔第m块〕 Lx

Lx

Vy

m1

FxF提馏段任一块板〔第n块〕 Lx最终一块板〔第块〕

n

Vyn

Vy 0n1N Lx

WxN1

Vy 0NNNN个相平衡方程。y fxn n

n1~NL、L、V、L、V、L、WNNx至1x yyN 1

共2N个未知数。但由于相平衡方程式是非线性的，求解过程必须试差或迭代。方程组联立求解的必需条件是方程式数目，故上述方法主要用于塔板数及加料板位置的操作型精馏计算。逐板计算法。y1

-x→y „x1 2

x 为止，用n次相平衡及W物料衡算式，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N为待定变量的设计型问题尤为适合，我们在下面将具体争论。精馏塔的操作线方程由于加料的原因，常规的精馏塔一般分为两段。加料板以上的塔段完成了〔包括加料板〕的塔段完成了下降液体中难挥发组分的提浓，即除去其中的易挥发组分，因而称为提馏段。操作线方程实际上是利用物料衡算关系导出的。精馏段操作线方程在精馏段第nn1板〔塔板序号是从塔顶起往下数〕之间的塔截面到塔顶全凝器之间进展物料衡算可导出精馏段操作线方程为：L Dy x x

R x xDn1 V n V

R1 n R1式中LV——分别为精馏段内下降液体和精馏段内上升蒸汽的流率，kmol/h；长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容RRL/D；yx——气相与液相中易挥发组分的摩尔分率；下标n——精馏段内自上而下的塔板序号。上式是在满足精馏段内气、液两相为恒摩尔流的假设后导出的。表示在一

注nxn

与从相邻的下一层板〔第n1板〕y

之间的物料衡算关系，即精馏段操作关系。图解yxn1n略去得：RyR1

x xDR1xyRR1)，截距为x (R1)，直线过对角线〔yx〕上的点a〔x ,xD D

)y轴上的点c[0,xD

R1)]ac即为精馏段操作线〔如下图。提馏段操作线方程mm1板之间的塔截面到塔底再沸器之间进展物料衡算可导出提馏段操作线方程为：ym1

LxV

WxV

LqFLqFW

Wx xm LqFW W式中 L、V——分别为提馏段内下降液体和提馏段内上升蒸汽的流率，kmol/h；q——进料的热状态参数；下标m——提馏段自上而下的塔板序号。上式是在满足提馏段内汽、液两相为恒摩尔流的假设后导出的。表示在一定的操作条件下，提馏段内自第mxm

与从相邻的下一层板〔m1板〕y

m1

之间的物料衡算关系，即提馏段操作关系。yxm1m略去得：LqFyLqFW

Wx xLqFW W将上式标绘在xy 图上为一条直线，直线的斜率为LqF)(LqFW),截距为WxW

LqFW)，直线过对角线yx)上的点〔x ,xW W

y〔因为x 值通常很小点b与点[0，WxW

LqFW)]靠得很近，作图不易准确，利用点b与提馏段操作线斜率作图不仅麻烦，且不能在图上直接反映出进dbd即为提馏段操作线〔如下图d如何求。理论板的增浓度长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容为什么每一个梯级就代表一块理论板呢？以左图为例。依据理论板的概

注nyn

xn

应满足相平衡关系，这样在xynB点；板间截面〔A-A、C-C截面〕相遇的上升蒸汽与下降液体组成满足操作线方程，故必落A〔x

，yn1

n

，y

〕点。从A点动身引水平B点，B点坐标是〔xn

，y ，即反映了n板上的平衡关系；nBC点，表示汽液组成满足操作线方程。依次绘水平线与垂直线相当于交替使用相平衡关系与操作线关系，每绘出一个直角梯级就代表一块理论板，总的梯级数目即为理论板数。从直角梯级ABC中可以看出，AB边表示下降液体经过第n板后重组分增浓程度〔x

n1

xn

，BC边表示上升蒸汽经第n板后轻组分增

yn

。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，在到达同样分别要求的条件下所需的理论板数就越少。如同人们上楼梯，同样高度的楼层，每级台阶越高，所需的梯级数目就越少一样。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸双组分精馏的设计型计算理论板数的计算设计型命题

设计讲 授 内 容 ∕备注规定分别要求是对塔顶、塔底产品的质量和数量〔产率〕提出肯定的要求，也即某个有用产品的回收率。逐板计算法逐板计算法是由塔顶开头交替使用相平衡关系和操作关系进展逐板下行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。逐板计算步骤如下：塔顶为全凝器，y x 〔x 为值〕式(1623)求x 式(168求y1 D D 1 2式(1623)求x 式(168求y y 式12求x ≤x，则2 3 n n d(60)X求y

式(1623)求

式(1610求

n2

式(1623)求

n2

x

≤xnm

为止。nm次平衡关系，因而全塔所需的理论板数Nnm块〔包括再沸器。假设塔釜承受再沸器间接加热，再沸器内进展的过程是局部汽化，离开再沸器的汽、yW

、x 是成平衡的，对抱负溶液即yW

xW

[1(1)xW

]，所以再沸器相当于一层理论板，应当扣去，故全塔所需的理论板数Nnm1块〔不包括再沸器。精N1

n1n块是加料板，提馏段所需的理论板数N2

m块〔不含再沸器，包括加料板。假设塔顶承受分凝器，分凝器内进展的是局部冷凝过程，所以离开分凝器的汽、液两相组x成y 、x0

是成平衡的，即 y0

01(1)x0对分凝器做总物料及易挥发组分物料衡算可得VLV0Vy Lx1 0

V y0 0V0

D，y0

x RLD，则VLVD

LD(R1D，可得Ly x

V0y R x xD1 V 0

V 0 R1

R1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y0

x 开DNnm2〔不含分凝器与再沸器。最优加料位置确实定xxd

〔即两操作线交点的横坐标。在图解法中，当某梯级跨过两操作线交点d时〔此梯级表示加料板，应准时更换操作线，在xxd

时以提馏段操作线方程代替精馏段操作线方程，这是由于对肯定的分别任务而言，这样做所需的理论板数最少。假设提前使用提馏段操作线或过了交点仍沿用精馏段操作线〔相当于转变了加料板位置论板数增加。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容操作线的实际做法在介绍操作线的实际做法前，我们首先介绍一下精馏计算中的一个重要的方程①q线方程〔进料方程〕将精馏段操作线方程式中yx的下标n1n略去并改写成

注VyLxDxD

，提馏段操作线方程式中yxm1和m略去并改写成VyLxWxW

。以上两式相减得：(VV)y(LL)x(DxD

Wx )WDxD

WxW

FxF

LLqF，VV(q1F代入上式并整理，即可q线方程：y qq1

x xFq1q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dxy图上q线是通过对角线〔xy〕上点f(x ,xF F

q/(q1)f点动身，q/(q1)q线，找出该线与精馏段操作线的交点，连接即为提馏段操作线。qxF

q所打算，亦称之为进料方程。特别对汽液混合物进料，假设题目相对挥发度、进料组成xF

和q值〔此q值等于进料中液相所占的分率yxxF

yxqtxy相图上是落在汽液共存区内，汽液两相是成平衡的也应满足相平衡方程。因此，可以qyx。②进料状况对q线及操作线的影响进料热状况不同，qqq线与精馏段操作线的交点也即两操作线的交点d因进料热状况不同而变动，从而提馏段操作线的位置xF

，回流比R以及分别要求x ,xD W

肯定时，进料热状况对q线及操作线的影响如图16-3所示。连接对角线上b点〔x ,x W Wqqd即得不同q值时提馏段操作线。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸③实际做法

讲 授 内 容

注在图解法计算理论塔板数时，可以从点〔x ,xd d

〕xD

R1)为截距作出精馏段操作线，然后由qq线与精馏段操作线的交点，连接该交点与〔x ,x 〕就得到了提馏段操作线。W W回流比的选择全回流RN

min全回流时精馏塔不加料F0 ，也不出料D0，W0 ，RLDL0，两操作线合二为一且与对角线重合，操作线方程即为对角线y x ，这是全回流的一个重要特点，即两板之间任一截面上，上升蒸汽n1 n组成y 与下降液体组成x相等明显全回流时操作线和平衡线的距离最远，n1 nN的求法有以下两种：

min

N

minxy图上的平衡线和对角线之间画梯级求得。该法繁琐，但对抱负溶液和非抱负溶液均适用。②用芬斯克〔Fenske〕方程计算。该法简便但仅适用于抱负溶液。x x log A

A N min

x B Dlog

xBW多组分精馏 xlog D

1x W 1xD xN

二元精馏min

log长春工业大学课程教案∕讲稿用纸R

min

讲 授 内 容

注

min

N，e称为挟点〔x0y0。

Rmin R 1

x yD ex xmin D ex yR D e求R 关键是挟点坐标x、min e

min

y xe ey值，x、y 既满足相平e e eq线方程，〔〔为常数：x y1(1)x

解出x、y 值。qy xq1

xF e eq1解出有以下两种特别状况：1，xe

x ,将xF

ye

xd

x〔xF F是已知的〕，把xd

代入精馏段操作线方程即可求出y Rxd

(R1)xD

R1)。②饱和蒸汽进料q0，y ye F

x yF

代入相平衡方程求x 。联e想y yd

x 〔yF

或x 是的，把yF

代入精馏段操作线方程即可求出x [(R1)yd

x ]R。D争论：对汽液混合物进料0q1，q线方程中x 指汽相、液相中易挥发F组分的总组成，不是指其中液相的易挥发组分组成。求汽液混合物进料中液相xy用什么方法？〔2〕对非抱负溶液长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容①平衡线没下凹，如甲醇—水溶液

注y x c( )d x 1y 1x 解出x、y x qy x

e eFq1 q1②平衡线有凹，如乙醇—水溶液xyq线与平衡线的交e e点坐标〔q线与平衡线交点处〕又分为两种状况：一是最小回流比时平衡线与精馏段操作线相切〔乙醇—水；二是段操作线相切。

min

时平衡线与提馏适宜回流比的选择最适宜回流比应通过经济衡算来打算，即依据操作费用与设备折旧费用之和为最小的原则来确定，它是介于全回流与最小回流比之间的某个值。通常适宜回流比可取最小回流比的〔1.1~2.0〕倍，即R(1.1~2.0)Rmin近年，由于能源紧急，其倍数有降低的趋势，甚至可小至1.05倍。至于回流比对精馏操作的影响将在操作型问题定性分析中争论。理论塔板数的捷算法NN

RR

0.5667min 0.751

min N1RR

R1 01 min05 均适用。 R1 进料热状况的选择16-3RxF

xxD、 x

q值减小，即进料前原料经过预热和局部汽化，精馏段操作线不变，但提馏段操作线斜率变大越靠近平衡线，所需的理论板数N越多。为理解此点，应明确比较的标准。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生局部汽化的蒸汽回流，塔顶冷凝造成局部液体回流。由全塔的热量衡算可知，塔底加热量、进料带入热量与塔顶冷凝量三者之间有肯定的关系。而以上对不同q值进料所作的比较是以固R为基准的，也即以固定塔顶冷凝量V(R1D为基准的。这样，长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容进料带入热量越多〔即q值减小这意味着塔釜上升的蒸汽量V相应地减小，使提馏段操作线斜率L/V增大[L/V(VW)/V1W/V，W不变，VL/V增大],提馏段操作线向平衡线靠近，所需理论板数增加。固然，假设塔釜供热量不变〔V不变，进料带入热量增加〔q值减小，则VV〔1q〕F变大，塔顶冷凝量必定增大，回流比R相应变变，R变大]，精馏段操作线斜率LVRR1)R变大而增大，该线往对角线靠远离平衡线，所需的理论板数将减小。但须留意，这是以增加热耗为代价的。

备注所以一般而言，在热耗不变的状况下，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。依据以上观点，原料不应经预热或局部汽化，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承受热态甚至汽态进料呢？其目的不是为了削减塔板数，而是为了削减塔釜的加热量。尤其当塔釜温度过高，物料易产生聚合或结焦时，这样做更为有利。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容9.5.4双组分精馏过程的其他类型〔1〕直接蒸汽加热假设待分别的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液接近于纯水，这时可承受如图9-38所示的直接加热方式，把加热水蒸汽直接通入塔釜，以省掉造价昂贵的再沸器。q线均一样，但是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。①全塔物料衡算总物料衡算 FV DW0

注易挥发组分衡算 FxF

V 0

DxD

WxW式中 V——直接加热蒸汽流率，kmol/h；W——直接蒸汽加热时釜液流率，kmol/h；x ——直接蒸汽加热时釜液组成，摩尔分率。W其它符号意义与间接蒸汽加热一样。②提馏段操作线方程直接蒸汽加热时也应满足恒摩尔流假设,故有VV0算可导出提馏段操作线方程为

LW。依据物料衡y Lm1 V

Lx xV

W xW xV V 0 0如下图，直接蒸汽加热时提馏段操作线通过横轴上的点〔x

W,0

〕及q线与精馏段操作线的交点〔x,yd d操作线方程：

〕两点，因此也可用两点求直线的方法求提馏段y0

y 0dxx*W

x x*d W用上式求直接蒸汽加热时提馏段操作线方程比较便利，问题归结为两操作线交点坐标(x,yd d

)如何求。由于q线及精馏段操作线均与间接蒸汽加热时一样，所xyd d

值。假设用式求，则需依据V VV(1qF(R1D(1qF，W*LLqF等关系导出可利0用题给条件的形式才能求解。2〕多股进料两种成分一样但浓度不同的料液可在同一塔内进展分别，两股料液应分别在适当位置参加塔内。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。①操作线方程Ⅰ段 y

R x xDR1 R1Ⅱ段 y

Lx

Dx FxD 1 F1V V式中 LLqF1 1

RDqF1 1VV(1q)F1 1

(R1)D(1q)F1 1长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容

注F1

为泡点进料q1

1)，则Ⅱ段操作线可写成RF/Dy 1 x

x x F/DD F1 1R1 R1Ⅲ段 y

L x W xLW LW W式中 LLqF LqF qF RDqF qF2 2 1 1 1 2 1 1 2 2WF F D1 2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 F F1 2

DW易挥发组份衡算 Fx1 F1

Fx2 F2

DxDWxW联立以上两式可得

DF2

x xF2

xF1xWF F x x1 1 D W

x xD W回收率 DxD

(D/F)x 1 D③q线方程

Fx1 F1

Fx2

x (FF1 2

/F)x1 F2qq线方程有两个，即yR

q1 xq 11

xF1q 1

q2 xq 12

xF2q 12min回流比RR减小至某个值时，挟点可能消灭在Ⅰ-e1

-Ⅲ两段操作线的交点e处。对非抱负性很强的物系，挟点也可能消灭在某个中间位置，先消灭挟点2时的回流比为最小回流比。〔3〕侧线出料长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容16-14413每段均可按图中所示符号用物料衡算推出其操作线方程。以下仅争论侧线抽出的产品x 为泡点液体的状况。D2

注操作线方程Ⅰ段 y

R x xDR1 R1Ⅱ段 y

RD /D2

x (Dx D1 2

/D)x1 D2

〔泡点采出〕RRL/D1

R1 R1。Ⅲ段 y

L x W xLW LW W式中 LLqFLD2qFRD1D2qFWFD1D2有侧线出料时操作线斜率通常Ⅱ、Ⅰ，在最小回流比Rmin时，挟点一般消灭q线与平衡线交点处。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容双组分精馏的操作型计算精馏过程的操作型计算〔1〕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，由指定的操作条件估量精馏操作的结果。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

注RDF

。待求的未知量为精馏操作的最终结果——产品组成x ,xD w

以及逐板的组成分布。操作型计算的特点：①由于众多变量之间的非线形关系，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。下面以两种状况为例，争论此类问题的计算方法。回流比增加对精馏结果的影响设某塔的精馏段有m1)Nm1)R操xx

〔参见图9-43a。D w现将回流比加大至R，精馏段液气比增加，操作线斜率变大；提馏段气液比加大，操作线斜率变小。当操作到达稳定时馏出液组成xD

必有所提高，釜液xw

必将降低，如图〔9-43b〕所示。xw

值，可按物料衡算式求出xx F

x (1D )w FD DFR xxD

y

x R1 n

DR1长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容y

注xn

n(1)yn

进展m1m板的气、x操作线方程

。跨过加料板以后，须改用提馏段my n1(

RqFD x F n

F1D xF wR1)(1q) (R1)(1q)D D及相平衡方程进展Nm次逐板计算算出最终一块理论板的液体组成x 将N此x 值与所假设的xN

值比较，两者根本接近则计算有效，够则重试差。必D非总是有效：

规定的条件下，藉增加回流比R一提高x 的方法并F DxD

的提高受精馏段塔板数即精馏塔分别力量的限制。对肯定板〔全回流〕时，xD

际操作的回流比下不行能超过此极限值。xD

的提高受全塔物料衡算的xD

限值为x D

FxF DD

也只能某中程度趋近于此极限值。如x D

FxF 的D1xD

1。此外，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。〔2〕进料组成变动的影响一个操作中的精馏塔，假设进料组成xF

xR及塔板F数下塔顶馏出液组成xD

xxD

x。进wxxD w

可用前述试差方法确定。图9-44表示进料组成变动后操作线位置的转变。此时欲要维持原馏出液组xDDF。值得留意，以上两种状况的操作型计算中，加料板位置不肯定是最优的。图9-43b说明白这一问题。精馏塔的温度分布和灵敏板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一样，因而塔顶至于塔底形成某中温度分布。长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容9-45a9-45b中，即得全塔温度分布曲线。减压精馏中，蒸汽每经过一块塔板有肯定压降，假设塔板数较多，塔顶与塔底压强的差异与塔顶确定压强相比，其数值相当可观，总压降可能是塔顶压强的几倍。因此，各板组成与总压的差异是影响全塔温度分布的重要缘由，且后一因素的影响往往更为显著。灵敏板〔生波动等的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液的变化。温度是馏出液组成的直当高的一个塔段中温度9-46所示。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

注长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容由99.9%90%0.7℃。可见高纯度分别时一般不能用测量塔顶温度的方法来掌握馏出液的质量。认真分析操作条件变动前后温度分别的变化，即可觉察在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化量最为显著。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即使实行调整手段，以稳定馏出液的组成。

注长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容间歇精馏间歇精馏过程的特点当混合液的分别要求较高而料液品种或组成常常变化时，承受间歇精馏的操作方式比较敏捷机动。从精馏装置看，间歇精馏与连续精馏大致一样。作间歇精馏时，料液成批投入精馏釜，逐步加热气化，待釜液组成降至规定值后将其一次排出。由此不难理解，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。假设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。为到达预定的要求，实际操作可以灵活多样。例如，在操作初期可逐步加大回流比以维持馏出液组成大致恒定；但回流比过大，在经济上并不合理。故在操作后期可保持回流比不变，假设所得的馏出液不符合要求，可将此局部产物并入下一批原料再次精馏。此外，由于过程的非定态性，塔身积存的液体量〔持液量〕的多少将对精馏过程及产品的数量有影响。为尽量削减持液量，间歇精馏往往承受填料塔。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。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。保持馏出液组成恒定的间歇精馏设计计算的命题为：投料量FxF，保持指定的馏出液组成

注x xD W

或回收率，选择回流比的变化范围，求理论板数。确定理论板数间歇精馏塔在操作过程中的塔板数为定植。xD

xW

不断下降，即分别要求渐渐提高。因此，所设计的精馏塔应能满足过程的最大分别要求，设计应以长春工业大学课程教案∕讲稿用纸x

讲 授 内 容为计算基准。W

注间歇精馏的操作先线如图9-48xW

的釜液xD

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。由图9-48b可知，一般状况下此最小回流比R

为minRmin

xDyWy xW W为使塔板数保持在合理范围内，操作终了的回流比R终倍数。此最终回流比的选择由经济因素打算。

R

min

的某一R 9-48ca点开头，以终

xDR 终

为截距作出操作终了的操作线并求出理论板数。在操作初期可承受较小的回流比，此时的操作线如9-48c中虚线所示。每批料液的操作时间F——每批料液的投料量，Kmol；D——馏出液量，Kmol，其值随精馏时间而变化；xx

降为x ；FWFV——蒸馏釜的气化力量，Kmol/s，在操作中可保持为某一常数。在d时间内的气化量为V d，此气化量应等于塔顶的蒸汽量(R1)dDVd(R1)dDD由物料衡算式确定，即DF(xFx)x xDdDF

x xF D dx(x x)2Dx x将此式代入式〔9-93〕 Vd(R1)F F(xDF x

D dxx)2R1积分得 V

(x xD

)FWx (xWD

dxx)2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。回流比保持恒定的间歇精馏长春工业大学课程教案∕讲稿用纸讲 授 内 容xxD

注降低。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。设计计算的命题为：料液量及组成xF

xW

，馏出液x的平均组成 。xD选择适宜的回流比求理论板数。