化学分离技术蒸馏与精馏

化学分离技术蒸馏与精馏第1页，课件共122页，创作于2023年2月概述10.1两组分溶液的汽液平衡10.2平衡蒸馏与简单蒸馏10.3精馏原理和流程10.4两组分连续精馏的计算10.5间歇精馏10.6特殊精馏10.7多组分精馏本章总结－联系图第2页，课件共122页，创作于2023年2月概述蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。1.蒸馏分离的依据将液体混合物部分气化，利用其中各组分挥发度不同的特性而达到分离目的的单元操作。这种分离操作是通过液相和气相间的质量传递来实现的。例如：加热甲醇和乙醇的混合液，使之部分气化，由于甲醇的沸点(64.7℃)较乙醇的沸点(78.3℃)低，即其挥发度较乙醇的高，故甲醇较乙醇易于从液相中气化出来。若将气化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，从而使甲醇和乙醇得以分离。将沸点低的组分称为易挥发组分或轻组分，用A表示。将沸点高的组分称为难挥发组分或重组分，用B表示。则混合液：A+B第3页，课件共122页，创作于2023年2月2、蒸馏过程的分类按蒸馏方式分为：

平衡蒸馏和简单蒸馏。多用于待分离混合物中各组分挥发度相差较大而对分离要求不高的场合，是最简单的蒸馏；精馏。适合于待分离的混合物中各组分挥发度相差不大且对分离要求较高的场合，应用最广泛；特殊蒸馏。适合于待分离混合物中各组分的挥发度相差很小甚至形成共沸物，普通蒸馏无法达到分离要求的场合。主要有萃取精馏、恒沸精馏、盐熔精馏、反应精馏及水蒸气蒸馏。按操作流程分为：间歇蒸馏。又称分批蒸馏，属于非稳态操作，主要适用于小规模及某些有特殊要求的场合；连续蒸馏。属于稳态操作，是工业生产中最常用的蒸馏方式，用于大规模生产的场合。第4页，课件共122页，创作于2023年2月2、蒸馏过程的分类按操作压力分为：加压蒸馏。适用于常压下为气态（如空气）或常压下沸点接近室温的混合物；常压蒸馏。适用于常压下沸点在1500C左右的混合物；减压蒸馏。（真空蒸馏）适用于常压下沸点较高或热敏性物质，可降低其沸点。按待分离混合物的组分数分为：两组分精馏。计算简单。常以此精馏原理为计算基础，然后引申到多组分精馏计算中。多组分精馏。工业上常见。本章重点讨论常压两组分连续精馏过程的原理和计算。

第5页，课件共122页，创作于2023年2月3.蒸馏分离的特点直接获取几乎纯态的产品。而吸收、萃取等操作的产品为混合物。应用范围广。可分离液体混合物，气体混合物、固体混合物。能耗高。气化、冷凝需消耗大量的能量。加压、减压，将消耗额外的能量。第6页，课件共122页，创作于2023年2月3.1两组分溶液的气液平衡3.1.1两组分理想物系的汽液关系理想物系是指符合以下条件的物系：液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；汽相为理想气体，遵循道尔顿分压定律，当总压不太高(<104kPa)时汽相可视为理想气体。理想溶液的特点：fAA=fBB=fAB：相同与相异分子间的作用力相等。ΔV混和=0，ΔH混和=0：混和前后体积和焓不变，即所形成的溶液无容积效应和热效应。组分组成采用摩尔分率表示：液相中，A:x，B:1-x汽相中，A:y，B:1-y第7页，课件共122页，创作于2023年2月3.1.1.1相律F=C-φ+n组分数C=2(A，B)相数=2(汽，液)影响因素n=2(温度，压力)∴自由度F=2〖说明〗对两组分汽液平衡物系而言，温度t、压力P、汽相组成y、液相组成x四个参数中，任意确定其中2个变量，其余的2个变量随之确定，两组分汽液平衡物系的状态便确定了。一定压力下:液相（汽相）组成x(y)与温度t存在一一对应关系；气液组成之间x~y存在一一对应关系第8页，课件共122页，创作于2023年2月1.利用饱和蒸汽压计算汽液平衡关系理想溶液的汽液平衡关系符合拉乌尔定律：理想气体混和时遵循道尔顿分压定律：〖说明〗因p。=f(t)，所以，上式表明当P一定时，温度t与液相组成x之间的关系，t～x。泡点：混合液开始沸腾时的温度。3.1.1.2汽液平衡的函数关系——泡点方程第9页，课件共122页，创作于2023年2月——露点方程〖说明〗上式表明当P一定时，温度t与汽相组成y及液相组成x之间的关系，t～x～y。露点：混合汽开始冷凝时的温度。P。=f(t)关系确定：实验测定，查手册；安托尼经验公式计算：第10页，课件共122页，创作于2023年2月2.用相对挥发度表示的汽液平衡关系第11页，课件共122页，创作于2023年2月理想物系：②相对挥发度α相对挥发度：易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。——汽液平衡方程第12页，课件共122页，创作于2023年2月温度对相对挥发度的影响：t↑，α↓平均相对挥发度的计算：理想溶液中，由于t↑，pA。、pB。↑，因此α变化不大，一般可将α视为常数，计算时取平均值。算法为：利用α的大小判断某混合液能否用一般蒸馏方法分离及分离的难易程度：α>1，表示组分A较B容易挥发，可用一般的蒸发方法进行分离。α愈大,平衡线愈远离对角线，物系愈易分离；

α=1,无法用普通蒸馏方法分离。〖说明〗第13页，课件共122页，创作于2023年2月3.1.1.3两组分理想溶液的汽液平衡相图有t~x~y图和x~y图两种。1.t~x~y图（温度～组成图）(1)实验测定法通过实验测定不同温度t下的组成x和y，以组成x(y)为横标，温度t为纵标，标绘所得即为t~x~y图。txYt1t2……x1x2……y1y2……tx(y)(2)计算法设定一温度t1，查取纯A、纯B组分的饱和蒸汽压，利用泡点方程及露点方程计算出对应的x1和y1，改变温度，重复上述步骤……。将各个t、x、y数据以t为纵标，x(y)为横标标绘在直接坐标系中，即得t~x~y图。第14页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗图中有2条曲线。上方曲线为t~y线，表示混合物的平衡温度t与汽相组成y之间的关系，称为饱和蒸汽线。下方曲线为t~x线，表示混合物的平衡温度t与液相组成x之间的关系，称为饱和液体线。tx(y)t~xt~y3个区域。液相区：代表未沸腾液体；过热蒸汽区：代表过热蒸汽；汽液共存区：代表汽液同时存在。2个端点。tA、tB代表纯A、纯B组分的沸点。过热蒸汽区液相区汽液共存区tAtB第15页，课件共122页，创作于2023年2月若将温度为t1，组成为x1的冷液体(A点)加热，升温到B点时溶液开始沸腾，出现第一个气泡，相应的组成为y1，因此饱和液体线又称泡点线。继续升温到C点，进入气液两相共存区，气液组成分别如m、n点坐标所示的x和y，可见此时y>x，两相的量可由杠杆规则进行确定。因此只有将液体部分汽化，才能起到分离作用。所以蒸馏操作必须在气液两相共存区内进行。

mn同理，将温度为t5，组成为y1(点E)的过热蒸汽冷却，当温度降到t4时(点D)，混和气开始冷凝，产生第一滴液体，因此饱和蒸汽线又称露点线，对应的液相组成为x1。第16页，课件共122页，创作于2023年2月2.x~y图（组成图）将t~x~y图中y~x关系标绘在直角坐标系中所得。对角线y=x为参考线

x~y曲线上各点具有不同的温度；

平衡线离对角线越远，挥发性差异越大，物系越易分离。总压对x~y曲线影响不大，因此蒸馏中使用x~y图较t~x~y图方便。第17页，课件共122页，创作于2023年2月3.2平衡蒸馏与简单蒸馏3.2.1平衡蒸馏(闪急蒸馏)1.流程原料液加热到泡点以上，连续地通过一节流阀减压到预定的压强后进入分离器。减压后的液体呈过热状态，产生自蒸发而使液体部分汽化，形成两相平衡物系。汽液两相在分离器中分离后，分别得到易挥发组分浓度高的塔顶产品和易挥发组分浓度低的塔底产品，使混合液得到一定程度的分离。第18页，课件共122页，创作于2023年2月2.特点:连续操作顶部和底部产品组成不随时间而变化一次进料，粗分x,y是一对平衡组成3.计算①物料衡算②热量衡算cp,tte第19页，课件共122页，创作于2023年2月3.2.2简单蒸馏1.流程原料液一次加入蒸馏釜中，在恒定压强下加热至沸腾使溶液不断汽化，产生蒸汽经冷凝后作为顶部产品。简单蒸馏时，气液两相的接触比较充分，因此可认为两相达到了平衡。随着蒸馏的进行，釜内液体的易挥发组分浓度不断下降，相应的气相中易挥发组分的组成将逐渐降低，釜中溶液的温度不断升高，当釜液中易挥发组分的浓度降到某一值时，停止操作，排出残液，进行下一批蒸馏操作。第20页，课件共122页，创作于2023年2月2.特点间歇操作塔顶塔底组成不是一对平衡组成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。3.计算

F,xFW,x2第21页，课件共122页，创作于2023年2月例1理想溶液简单蒸馏时，某时刻釜残液量Wkmol与易挥发组分组成x2（摩尔分率）之间有如下关系式

式中：F为初始料液量，kmol；xF（摩尔分率）为初始浓度，α为平均相对挥发度。对苯—甲苯溶液，xF=0.6，F=10kmol，α=2.5，在101.3kPa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D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。第22页，课件共122页，创作于2023年2月解：（1）解得第23页，课件共122页，创作于2023年2月（2）依题意W=F/2，将有关数据代入题给方程

整理后得试差法求得x2=0.4569第24页，课件共122页，创作于2023年2月平衡蒸馏和简单蒸馏过程在相图上的表示：温度为tF的原料液加热到t1，部分汽化、分离，所得汽相组成为y，液相组成为x。此分离过程不会使y>yD、x<xW。由此可见，将液体混合物进行一次部分汽化的过程，只能起到部分分离的作用。因此，这种方法只适用于要求粗分或粗加工的场合。要使混合物中的组分得到几乎完全的分离，必须进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。txFxyxWyDtFt1第25页，课件共122页，创作于2023年2月3.3精馏原理和流程3.3.1精馏原理将部分汽化得到的汽相经过n次部分冷凝后，最终产品组成为yn。次数愈多，组成愈高，最后可得到几乎纯态的易挥发组分。将部分汽化得到的液相经过m次部分汽化后，最终产品组成为xm。次数愈多，组成愈高，最后可得到几乎纯态的难挥发组分。txFxWyDtFxmyn第26页，课件共122页，创作于2023年2月多次部分汽化和多次部分冷凝缺点：1、收率低；2、设备重复量大，设备投资大；3、能耗大，过程有相变。第27页，课件共122页，创作于2023年2月有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝缺点：设备庞杂第28页，课件共122页，创作于2023年2月工业上的精馏过程时在直立圆形的精馏塔内进行的。3.3.2精馏操作流程

1.连续精馏流程进料板：原料液进入的那层塔板精馏段：进料板以上的塔段提馏段：进料板以下（包括进料板）的塔段。理论板：离开的汽液两相达到平衡状态的塔板。再沸器：加热塔底釜残液。冷凝器：冷凝塔顶上升蒸汽连续精馏流程(板式塔)第29页，课件共122页，创作于2023年2月2.间歇精馏流程原料一次加入到塔内，当釜残液达到指定组成后，精馏停止。无提馏段。精馏段：全部的塔段馏出液组成不断变化，在塔底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液组成不断降低。间歇精馏流程(板式塔)第30页，课件共122页，创作于2023年2月3.塔板的作用塔板提供了汽液分离的场所。汽液两相在板上充分接触，进行传质和传热。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第31页，课件共122页，创作于2023年2月4.精馏过程的回流回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。精馏的主要特点就是有回流。回流包括：塔顶回流液塔底回流汽第32页，课件共122页，创作于2023年2月3.4两组分连续精馏的计算3.4.1理论板的概念和恒摩尔流假定3.4.1.1理论板的概念理论板：离开的汽液两相在组成上互成平衡的塔板。理论上，液相组成均匀一致，汽液两相温度相同。实际上，理论板并不存在，它是作为衡量实际板分离效率的依据和标准。计算中，先求得理论板层数，再用塔板效率予以校正，即得实际板数。第33页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.1.2恒摩尔流假定恒摩尔汽流：但两段上升的汽相摩尔流量不一定相等。恒摩尔液流：但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。若恒摩尔流假定成立，则在塔板上汽液两相接触时，当有1kmol的蒸汽冷凝时便有1kmol液体汽化。第34页，课件共122页，创作于2023年2月当物系满足以下条件时，恒摩尔流假定才能成立：两组分的摩尔汽化潜热相等；汽液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；塔设备保温良好，热损失可以忽略。恒摩尔流虽然是一项假定，当某些物系能基本上符合上述条件，以后介绍的精馏计算均以恒摩尔流假定为前提。第35页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.2物料衡算和操作线方程组成xn、yn表示离开第n块理论板的液、汽相组成。yn～xn关系已知，为平衡关系。若已知yn+1～xn关系，则塔内各板汽液组成可逐板确定，由此可计算出在指定分离要求下的理论板数，yn+1～xn关系由精馏条件确定，通过物料衡算求得，称为操作关系。nn+1xnxn+1ynyn+1第36页，课件共122页，创作于2023年2月F,xFD,xDW,xW3.4.2.1全塔物料衡算式中：F、D、W—原料液、塔顶馏出液、塔底釜残液的流量，kmol/hxF、xD、xW—原料液、塔顶馏出液、塔底釜残液的组成，摩尔分率第37页，课件共122页，创作于2023年2月馏出液采出率釜残液采出率塔顶轻组分回收率塔底重组分回收率〖说明〗物料衡算式中各物理量单位要对应。流量组成

kmol/h摩尔分率

kg/h质量分率分离程度的表示。第38页，课件共122页，创作于2023年2月通常F、xF已知，xD、xW由分离要求确定。规定塔顶,塔底产品组成xD,xW时,即规定了产品质量,则可计算产品的采出率D/F及W/F。换言之,规定了塔顶,塔底的产品质量,产品的采出率D/F及W/F不能自由选择。规定塔顶产品的采出率D/F和质量xD，则塔底产品的质量xW及采出率W/F不能自由选择。规定塔底产品的采出率W/F和质量xW，则塔顶产品的质量xD及采出率D/F不能自由选择。第39页，课件共122页，创作于2023年2月令——回流比—精馏段操作线方程3.4.2.2操作线方程

1.精馏段操作线方程第40页，课件共122页，创作于2023年2月斜率:截距:〖说明〗描述了n与n+1层板间的操作关系，适用于精馏段内任意两板。当R,D,xD为一定值时,该操作线为一直线.过点a(xD,

xD),b(0,)，x~y图上联a、b点得精馏段操作线。yxxDab已知D，可得L，V：L=RD，V=L+D=(R+1)D本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系第41页，课件共122页，创作于2023年2月例2

氯仿-四氯化碳的混合液在一连续精馏塔中进行分离。要求馏出液中氯仿的组成为0.95(摩尔分率)，馏出液流量50Kg/h。塔顶为全凝器。平均相对挥发度1.6。回流比R=2，氯仿、四氯化碳的分子量分别为119.35kg/kmol、153.8kg/kmol。求：（1）第一块塔板下降的液体组成；（2）精馏段各板上升蒸汽V及下降液体L。解：氯仿和四氯化碳混合液可认为是理想溶液。(1)

塔顶为全凝器，y1=xD=0.95根据理论板的概念，

第42页，课件共122页，创作于2023年2月(2)根据恒摩尔流的假定，各板上升的蒸汽摩尔流量相等，并非质量流量相等，因此，需将此值转化为摩尔值。塔顶蒸汽的平均分子量

第43页，课件共122页，创作于2023年2月例题例3.在双组分连续精馏塔中精馏段的某一理论板n上，进入该板的气相组成为0.8(摩尔分率，下同)，离开该板的液相组成为0.7，物系相对挥发度为2.4，气液比为2∶1，计算离开该板的气相组成和进入该板的液相组成。√√？？nn+1xnxn+1ynyn+1xn-1第44页，课件共122页，创作于2023年2月——提馏段操作线方程2.提馏段操作线方程第45页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗描述提馏段内相邻两板间的操作关系。L’、W、xW一定时，为一直线，过点c(xW,xW)。L’与L、F及进料热状况q有关，所以不能直接在x~y图上作出提馏段操作线。本方程只适用于符合恒摩尔流假定的物系。yxxDabcxW第46页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.3进料热状况的影响

3.4.3.1进料热状况

原料液的可能的5种不同的热状况：1.冷液体原料温度低于泡点进料。原料全部进入提馏段。L’由三部分组成：LF提馏段蒸汽冷凝液流量FLV’L’V第47页，课件共122页，创作于2023年2月2.饱和液体（泡点进料）原料温度等于泡点。原料全部进入提馏段。FLV’L’V3.气液混合物原料温度介于泡点和露点之间。进料中液相部分成为L’的一部分，汽相部分成为V的一部分。FqF(1-q)FLV’L’V第48页，课件共122页，创作于2023年2月4.饱和蒸汽（露点进料）原料温度等于露点。原料全部进入精馏段。FLV’L’VFLV’L’V5.过热蒸汽原料全部进入精馏段。V由三部分组成：V’F精馏段回流液体部分汽化的蒸汽流量第49页，课件共122页，创作于2023年2月加料板F,IFL,ILV,IVL’,IL’V’,IV’3.4.3.2加料板的物料及热量衡算1、加料板的物料衡算物料恒算：F+V’+L=V+L’2、热量衡算FIF+LIL’+V’IV’=VIV+L’IL’恒摩尔流假定成立，则：IV’=IV；IL’=IL’联立以上各式，得：F(IV-IF)=(L’-L)(IV-IL)第50页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗q值称为进料热状况参数。从q值的大小可判断加料的状态及温度，并对提馏段的操作状况产生明显的影响。故提馏段操作线方程为：第51页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.3.3q值的意义及计算第52页，课件共122页，创作于2023年2月或：以单位进料量为基准时，提馏段中液体流量较精馏段中的增大的流量数。对于饱和液体、汽液混和物及饱和蒸汽三种进料状况而言，q值就等于进料中的液相分率（液化率）。饱和液体：L’-L=F；q=1饱和蒸汽：L’-L=0；q=0汽液混合物：杠杆规则。第53页，课件共122页，创作于2023年2月例题例4.分离乙醇水溶液的精馏塔，进料量为100kmol/h，进料温度为60℃，含乙醇10%(摩尔分率，下同)，回流比为2。要求馏出液中含乙醇87%，且乙醇回收率达到98%，计算塔顶、塔底产品量及其釜液组成。精馏段和提馏段上升蒸汽及下降液体量。已知10%乙醇泡点为86℃。解：1.第54页，课件共122页，创作于2023年2月第55页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗q线方程是精馏段操作线和提馏段操作线交点的轨迹方程。在x~y图上是过点e(xF,xF)，斜率为q/(q-1)的直线。3.4.3.4进料方程－q线方程加料板处于精馏段和提馏段的结合处，因而进料的操作关系应同时满足精馏段和提馏段操作方程式，将方程式中变量略去下标，使精馏段、提馏段中两式变量相同：第56页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.3.5进料热状况对精馏操作过程的影响1.q值对q线的影响。进料热状况IFqq/(q-1)q线在x~y图上的位置冷液体IF<IL>1+ef1(↗)泡点IF=IL=1∞ef2(↑)汽液混合物IL<IF<IV0~1－ef3(↖)露点IF=IV00ef4(←)过热蒸汽IF>IV<0+ef5(↙)f1f2f3f4f5yxFexDxWabcd2.q值愈大，即进料愈冷，精馏段愈短，操作过程较早地转入提馏段，此时两操作线与平衡线距离愈远，因而有利于分离；3.q值不同，不改变精馏段操作线的位置，仅改变了提馏段操作线的位置。

第57页，课件共122页，创作于2023年2月精馏段（n-1）块板，第n块为加料板。提馏段（m-1）块板，总理论板层数=n+m-2(不含釜)W,xW3.4.4理论板层数的计算采用逐板计算法和图解法。均利用平衡关系和操作关系。1.逐板计算法塔顶设全凝器，塔底间接蒸汽加热。yWF,xFD,xD212n(1)x1x2xnx2’y2y1y2’m-1第58页，课件共122页，创作于2023年2月例5.在连续精馏塔中分离两组分理想溶液。已知操作回流比R为3，馏出液的组成为0.95（摩尔分率），塔顶采用全凝器。该物系在本题所涉及的浓度范围内气液平衡方程为y=0.42x+0.58。试求精馏段内离开第二层理论板（从塔顶往下计）的气液相组成。解：

第59页，课件共122页，创作于2023年2月2.图解法其原理同逐板计算法相同。步骤：在x~y图上绘出平衡曲线和对角线。作出精馏段操作线。作出提馏段操作线。从a点开始出发在平衡线与操作线间绘梯级。至x≤xW为止。xWabcfedyxFxD〖说明〗一个直角梯级代表一块理论板。若塔顶采用分凝器，则精馏段理论板层数=相应阶梯数-1；若塔底采用间接蒸汽加热，则提馏段理论板层数＝相应阶梯数-1。适宜进料板位置为跨过点d的理论板。当q↑，操作线离平衡线愈远，NT↓。第60页，课件共122页，创作于2023年2月梯级的物理意义xn,yn符合平衡关系，由2点表示第61页，课件共122页，创作于2023年2月进料位置过低进料位置过高确定最优进料位置适宜的进料位置应为跨过d点所对应的理论板。对于一定的分离任务，所需理论板数为最少。进料位置过低，使釜残液中轻组分含量偏高，完成指定分离任务时，所需理论板数增加。进料位置过高，使馏出液中轻组分含量偏低，完成指定分离任务时，所需理论板数增加。第62页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5回流比的影响及其选择3.4.5.1.回流比对精馏操作的影响回流比有两个极限：上限是全回流时的回流比，下限是最小回流比。第63页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.2全回流与最少理论板数全回流：将塔顶上升蒸汽冷凝后全部回流至塔内。特点是：全回流操作时塔顶产品为零，因而当过程达到稳定时，既不向塔内进料，也不能取出塔底产品。无精馏段和提馏段之分，二段操作线合二为一，与对角线重合。由于操作线与平衡线距离最远，因而达到一定分离要求(xD，xW)时，所需理论板数最少，以Nmin表示。第64页，课件共122页，创作于2023年2月Nmin求解方法：①图解法：在平衡线和对角线间绘梯级。Nmin=梯级数。若塔釜采用间接蒸汽加热，则Nmin含釜。第65页，课件共122页，创作于2023年2月操作线：平衡线：第1块板：全凝器则第2块板：②解析法－Fenske方程第3块板：第66页，课件共122页，创作于2023年2月（不含釜）全回流时，N=Nmin。对上式取对数，略去下标A、B：第n+1块板(再沸器)：第67页，课件共122页，创作于2023年2月全回流是回流比的上限。其操作因无产品，对生产过程无实际意义。但在精馏塔的开工阶段、调试过程或实验研究时采用，以便于操作过程的稳定和控制。相对挥发度α相差不大时：上式仅适用于两组分精馏时全回流情况下最小理论板数Nmin的计算。将式中xW换为进料组成xF，α取为塔顶和进料处的平均值，亦可用来计算全回流时精馏段的最少理论板数及进料板位置。〖说明〗第68页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.3最小回流比随着回流比R的减小，两条操作线向平衡线移动，使得达到一定分离要求时，所需理论板数增多。当回流比减少到某一数值时，两操作线的交点d恰好落在平衡曲线上，见图。因两操作线交点不可能在平衡曲线上，否则推动力为0，所需理论板数为无穷大，此时对应的回流比称为最小回流比，以Rmin表示。最小回流比：对于一定的分离任务，所需理论板为无穷多时所对应的回流比。第69页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.3最小回流比(续)特点：此时操作关系变为平衡关系，yn+1既与xn平衡，又与xn+1平衡，因而xn+1＝xn，及yn+1＝yn，即经过一块理论板，气液两相浓度无变化，d点称夹紧点，此区域称夹紧区(恒浓区)。因操作已无浓度变化，因此要达到一定的分离要求，理论上需无限多块理论板，实际操作已不能进行。

第70页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.3最小回流比(续)Rmin的求解方法：①图解法正常平衡曲线：读取d点坐标(xq,yq)第71页，课件共122页，创作于2023年2月不正常平衡曲线：过点a或点c作平衡线的切线。过点e作q线，q线与精馏段操作线的交点为d，读取d点坐标(xq,yq)。按下式计算：cc第72页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗饱和液体进料：q=1时，xq=xF饱和蒸汽进料：q=0，yq=yF汽液混和物进料：0<q<1②解析法以正常平衡曲线为例。第73页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.4适宜回流比工程设计和操作时，实际回流比应在最小回流比和全回流之间作出选择。精馏过程的总费用包括设备费和操作费两个方面。1.操作费操作费主要为再沸器加热介质用量Wh、冷凝器冷却介质用量Wc、动力消耗等，均取决于塔内上升蒸汽量。第74页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.4适宜回流比(续)2.设备费若设备类型和材料已经选定，则设备费决定于精馏塔、冷凝器、再沸器、输送泵等设备的尺寸。R=Rmin：N=∞,设备费=∞R>Rmin：N=有限值,设备费↓↓R再增加，N减少的缓慢，但因V增加，使塔、再沸器、冷凝器等尺寸增加，因此设备费反而上升。如红线示。3.R对总费用的影响如蓝线示。第75页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.5.4适宜回流比(续)4.适宜回流比通过经济衡算确定适宜回流比：总费用最低时的回流比为适宜回流比。经济衡算繁琐，根据经验选取：R=(1.1~2.0)Rmin通常对易分离的物系R取得小些，而对难分离的物系，R取得大些。第76页，课件共122页，创作于2023年2月例5在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为1000kmol/h，组成为含苯0.4（摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯0.9，苯在塔顶的回收率为90%，泡点进料，回流比为最小回流比的1.5倍，物系的平均相对挥发度为2.5。试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。解：W=F-D=1000-400=600kmol/h第77页，课件共122页，创作于2023年2月精馏段操作线方程

（1）第78页，课件共122页，创作于2023年2月（2）提馏段操作线方程

第79页，课件共122页，创作于2023年2月例6.在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，已知xF=0.4（摩尔分率、下同），xD=0.97,xW=0.04，相对挥发度α=2.47。试分别求以下三种进料方式下的最小回流比和全回流下的最小理论板数。

（1）冷液进料q=1.387（2）泡点进料（3）饱和蒸汽进料两式联立；xq=0.483,yq=0.698相平衡方程：解：（1）q=1.387,则q线方程：第80页，课件共122页，创作于2023年2月(2)泡点进料，q=1则xq=xF=0.4(3)饱和蒸汽进料，q=0则yq=xF=0.4第81页，课件共122页，创作于2023年2月(4)全回流时的最小理论板数〖结论〗在分离要求一定的情况下，最小回流比Rmin与进料热状况q有关，q,Rmin。Nmin与进料热状况无关。第82页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.6简捷法求理论板层数将N、Nmin、R、Rmin关联成如图形式，称吉利兰关联图。求解N步骤：①求解Rmin：②选择R：R=(1.1~2.0)Rmin第83页，课件共122页，创作于2023年2月注意：N,Nmin不含釜。3.4.6简捷法求理论板层数③求解Nmin：④求解N：第84页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗加料板位置的确定：曲线两端代表两种极限情况：右端：全回流左端：最小回流比条件：组分数为2～11，5种进料状况，Rmin=0.53～0.70，α=1.26～4.05，N=2.4～43.1。横标值X=0.01~0.9时，可用下式计算：第85页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.8.1塔高Z的计算板式塔，先利用塔板效率将理论板层数折算成实际板层数，然后再由实际板层数和板间距相乘计算塔高。填料塔，先计算等板高度，再由理论板层数与等板高度相乘计算塔高。以上计算的塔高，均指塔体有效高度，不包括再沸器和塔顶空间等高度。1.板式塔有效高度的计算①全塔效率ET3.4.8塔高和塔径的计算NT、NP:不包括塔釜第86页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗全塔效率反映全塔传质性能的优劣，是各层塔板的平均效率。影响全塔效率的因素很多，且非常复杂，因此目前不能用理论公式计算。ET的获得：选用经验值；利用经验公式计算。如P189奥康奈尔(O’connell)关联式。第87页，课件共122页，创作于2023年2月②单板效率(默弗里板效率)EM以汽相(或液相)经过实际板的组成变化值与经过理论板的组成变化值之比。yn(yen)yn＋1xn(xen)xn-1n第88页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗单板效率反映单独一块板上传质的优劣。EM通过实验测定获得。一般来说，每块板上的单板效率并不相等，用汽相和液相表示的单板效率也不相等。③点效率EO塔板上某点的局部效率。y—与流经塔板某点的液相浓度x相接触后而离开的气相浓度；ye—与流经塔板某点的液相浓度x成平衡的气相浓度；ny(ye)yn＋1x

(xe)xn-1第89页，课件共122页，创作于2023年2月④塔高Z的计算式中：NP－实际板层数，不含釜。

NT－理论板层数，不含釜。

HETP－等板高度，m，实验测定。第90页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.8.2塔径的计算式中：Vs－塔内上升蒸汽的体积流量，m3/su－空塔速度，m/s精馏段和提馏段上升蒸汽量不一定相等，因此塔径分别计算：1.精馏段Vs的计算第91页，课件共122页，创作于2023年2月〖说明〗若两段上升蒸汽体积流量相差不太大时，两段采用较大一段的塔径；塔径圆整。2.提馏段第92页，课件共122页，创作于2023年2月1.再沸器的热量恒算：1小时，0C为基准。3.4.9连续精馏装置的热量恒算目的：确定再沸器、冷凝器的热负荷，加热介质与冷却介质的用量，为设计这些设备提供数据。QLQBV’,IVWL’,ILmW,ILWL’V’Wh,Ih1Wh,Ih2第93页，课件共122页，创作于2023年2月2.冷凝器的热量恒算以冷凝器为例。1小时,0C为基准，忽略热损失D,ILDQcV,IVDL,ILDWc,Ic1Wc,Ic1VL第94页，课件共122页，创作于2023年2月3.精馏过程的节能途径在精馏操作中热能的消耗是相当大的，因此精馏生产中怎样提高其能量的有效利用率、降低能耗，是进行精馏装置设计时必须考虑的问题。精馏操作的节能途径可以根据具体情况采用以下几种措施。产生低压水蒸汽利用装置排出的余热作加热剂热泵。热泵的循环介质在冷凝器中吸收塔顶蒸汽的热量而蒸发为蒸汽，该蒸汽经过压缩后提高温度进入再沸器中冷凝放热，冷凝后的液体经节流阀减压再进入冷凝器中蒸发吸热，如此循环。优化工艺，合理选择流程，也可达到降低能耗的目的。除上述几种节能措施外,还可在精馏装置上设置中间再沸器或中间冷凝器,或采用多效精馏等方法来达到降低能耗的目的.第95页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.10精馏过程的操作型计算和调节3.4.10.1影响精馏操作的主要因素1.物料平衡的影响据物料衡算，对一定的F和xF，确定了xD和xW后，D、W即确定了。因此，D、W或D/F、W/F只能根据xD、xW确定，而不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，将导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的效果。2.回流比R的影响增大R，将使精馏段操作线斜率L/V变大，推动力变大，馏出液组成变大；同时，使提馏段操作线斜率L’/V’变小，推动力变大，釜残液组成变小；但塔顶产品D减小。R对xD,xW

的影响第96页，课件共122页，创作于2023年2月3.回流液温度的影响回流液温度降低，将增加塔内实际的汽液两相流量，使分离效率提高。但能量消耗增大。4.进料组成xF的影响xF,其它不变，D,W不变。结果：xD,xW。5.进料热状况q的影响q,R不变，D不变，V’结果：xD,xW。q对xD,xW

的影响xF

对xD,xW

的影响第97页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.10.2精馏过程的操作型计算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。已知量为：全塔总板数N及加料板位置（第n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。待求的未知量为精馏操作的最终结果—产品组成xD、xW以及逐板的组成分布。第98页，课件共122页，创作于2023年2月操作型计算的特点：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）法求解，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。第99页，课件共122页，创作于2023年2月3.4.10.3精馏产品的质量控制和调节1.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。图a表示各板组成与温度的对应关系，于是可求出各板的温度并将它标绘在图b中，即得全塔温度分布曲线。

第100页，课件共122页，创作于2023年2月减压精馏中，蒸汽每经过一块塔板有一定压降，如果塔板数较多，塔顶与塔底压强的差别与塔顶绝对压强相比，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。第101页，课件共122页，创作于2023年2月2.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。

第102页，课件共122页，创作于2023年2月在一定总压下，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9-46所示。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℃。可见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。仔细分析操作条件变动前后温度分别的变化，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采取调节手段，以稳定馏出液的组成。第103页，课件共122页，创作于2023年2月3.5间歇精馏间歇蒸馏如图所示。间歇蒸馏又称分批精馏。将原料分批加入釜内，每蒸馏完一批原料后，再加入第二批料。所以，对批量少，品种多，且经常改变产品要求的分离，常采用间歇蒸馏。间歇蒸馏有两种操作方式：（1）恒定回流比R