传质原理及应用

传质原理及应用演示文稿1现在是1页\一共有289页\编辑于星期一（优选）传质原理及应用2现在是2页\一共有289页\编辑于星期一主要内容3.1传质基本概念3.2蒸馏3.3吸收3.5传质设备3现在是3页\一共有289页\编辑于星期一（1）二元物系的气液相平衡关系（包括：拉乌尔定律，温度组成图，气液相平衡图，挥发度及相对挥发度），气体的溶解度和亨利定律，吸收速率方程式；（2）双组分连续精馏的工艺计算（包括：物料衡算与操作线方程，进料状态的影响、理论板数的确定、回流比的讨论及热量衡算）；（3）吸收塔的工艺计算（包括：物料衡算与操作线方程、吸收剂用量的讨论、填料层高度的计算）；（4）塔设备的基本结构，填料塔附件、填料的主要类型及性能、填料塔与板式塔的比较。1．本章重点4现在是4页\一共有289页\编辑于星期一2．本章难点传质机理；非理想体系的气液平衡关系；特殊情况下精馏过程理论板数的确定；板式塔的塔板结构及流体力学性能。5现在是5页\一共有289页\编辑于星期一前言分离：根据混合物性质的不同采用不同的方法混合物分离基本特征：物质由一相转移到另一相或生成新相，过程取决于两相之间的平衡关系，称为相际传质过程均相混合物非均相混合物过程工业中，经常需将混合物加以分离。采用适当的分离方法与设备，并消耗一定的物料和能量。不属于同一相的两种或两种以上的物质混合得到的混合物

6现在是6页\一共有289页\编辑于星期一主要介绍气液传质原理，蒸馏操作和吸收操作的主要工艺计算，以及板式塔和填料塔的设备特点及流体力学特性。在相界面利用平衡关系进行分离操作时，从技术角度来说：（1）尽可能经济地增大两相界面的表面积，以及怎样在界面上充分利用平衡关系；（2）平衡状态为过程的极限，分离不能持续进行，还必须研究如何既偏离平衡状态，又进行所期望的分离。7现在是7页\一共有289页\编辑于星期一3.1传质基本概念质量传递现象蒸馏、吸收、干燥及萃取等单元操作单相内物质传递的原理分子扩散传质

涡流扩散传质涡流扩散时也伴有分子扩散，对流传质物质由一相转移到另一相，或者在一个均相中，其基本机理都相同。8现在是8页\一共有289页\编辑于星期一1、分子扩散概述与费克定律一、分子扩散9现在是9页\一共有289页\编辑于星期一10现在是10页\一共有289页\编辑于星期一分子扩散：在静止或滞流流体内部，若某一组分存在浓度差，则因分子无规则的热运动使该组分由浓度较高处传递至浓度较低处，这种现象称为分子扩散。分子运动论：随机运动,道路曲折,碰撞频繁扩散速率很慢(1)费克定律a.扩散通量：单位时间内通过垂直于扩散方向的单位截面积扩散的物质量，J表示，kmol/(m2·s)。11现在是11页\一共有289页\编辑于星期一JA——组分A扩散速率(扩散通量)，kmol/(m2·s)；—组分A在扩散方向z上的浓度梯度,kmol/m4

DAB——组分A在B组分中的扩散系数，m2/s。

负号：表示扩散方向与浓度梯度方向相反，扩散沿着物质浓度降低的方向进行温度、总压一定，组分A在扩散方向上任一点处的扩散通量与该处A的浓度梯度成正比。b.费克定律12现在是12页\一共有289页\编辑于星期一理想气体：对于气体混合物，费克定律采用组分的分压表示13现在是13页\一共有289页\编辑于星期一

费克定律与傅里叶定律形式上相似，区别在于：A、热传导传递的是能量，分子扩散传递的是物质。B、分子扩散，一个分子转移后，留下相应的空间，必由其他分子补充，即介质中的一个或多个组分是运动的，因此，扩散通量存在一个相对于什么截面的问题；而在热传导中，介质通常是静止的而只有能量以热能的方式进行传递。费克定律与傅里叶定律比较14现在是14页\一共有289页\编辑于星期一（2）分子对称面双组分混合物在总浓度C（对气相是总压P）各处相等的情况下

组分A和组分B等量反方向扩散通过的截面叫分子对称面。特征是，仅对分子扩散而言，该截面上净通量等于零，且该截面既可以是固定的截面，也可以是运动的截面。15现在是15页\一共有289页\编辑于星期一（1）单相扩散吸收操作的分析2、一维稳态分子扩散一维：只沿一个方向扩散，其他方向无扩散或扩散量可以忽略。稳态：扩散速率的大小与时间无关，只随空间位置而变化。假设：只有气相溶质A不断由气相主体通过两相界面进入液相中，而惰性组分B不溶解且吸收剂S不气化。11’FF’22’zJANNBNAJBpA1pA2NA因溶质Ａ扩散到界面溶解于溶剂中，造成界面与主体的微小压差，使得混合物向界面处移动，即产生了宏观上的相对运动，叫做总体流动。也叫摩尔扩散，摩尔扩散指分子群。16现在是16页\一共有289页\编辑于星期一总体流动的特点：

1）由分子扩散引起的宏观流动，不是外力驱动；2）A、B在总体流动中方向相同，流动速度正比于摩尔分率；3）总体流动与溶质的扩散方向一致，有利于传质

取一固定截面F，则该截面不仅有分子扩散，还有总体流动。根据分子对称面的特点，截面F不是分子对称面。若将分子扩散相对应的分子对称面看成一个与总体流动速度相同的运动截面，则一系列运动的分子对称面与固定的截面F重合。F上的净物流通量N’为

N’=N+JA+JB=N

17现在是17页\一共有289页\编辑于星期一固定截面上包括运动的分子对称面，则有：JA=-JBN总体流动通量，由两部分组成总体流动中携带的组分A总体流动中携带的组分B18现在是18页\一共有289页\编辑于星期一在截面F与两相界面间做物料衡算对组分B：上两式相加得：NA：组分A通过两相界面的通量，kmol/(m2·s)对组分A：11’FF’22’zJANNBNAJBpA1pA2NA19现在是19页\一共有289页\编辑于星期一组分B由两相界面向气相主体的分子扩散与由气相主体向两相界面的总体流动所带的组分B数值相等，方向相反，因此宏观上看，组分B是不动的或停滞的。所以由气相主体到两相界面，只有组分A在扩散，称为单向扩散或组分A通过静止组分B的扩散。由（1）可导出单向扩散速率计算式：1、2截面上组分B分压的对数平均值组分A的分压与扩散距离z为对数关系

20现在是20页\一共有289页\编辑于星期一对于液体的分子运动规律远不及气体研究得充分，仿照气相中的扩散速率方程，写出液相中的相应关系式：溶质A在液相中的传质速率，kmol/(m2·s)溶质A在溶剂S中的扩散系数，m2/s1、2两截面上的溶质浓度，kmol/m321现在是21页\一共有289页\编辑于星期一（2）等分子反向扩散理想精馏操作JAJBTPpA2pB2TPpA1pB112等分子反向扩散：任一截面处两个组分的扩散速率大小相等，方向相反。无总体流动现象，分子对称面是一个固定的截面。

JA=NA

JB=NB等分子反向扩散速率计算式pA1pB2pB1pA2z1z2P22现在是22页\一共有289页\编辑于星期一讨论：1）2）组分的分压与扩散距离Z成直线关系。ppB1pA1pA2pB2扩散距离z0zp23现在是23页\一共有289页\编辑于星期一——漂流因子，无因次

漂流因子意义：其大小反映了总体流动对传质速率的影响程度，其值为总体流动使传质速率较单纯分子扩散增大的倍数。

漂流因子的影响因素：

浓度高，漂流因数大，总体流动的影响大。低浓度时，漂流因数近似等于1，总体流动的影响小。

等分子反向扩散速率计算式单向扩散速率计算式24现在是24页\一共有289页\编辑于星期一3、分子扩散系数D（1）D扩散系数，表征单位浓度梯度下的扩散通量，反映了某一组分在介质中分子扩散的快慢程度，是物质的一种传递属性。

（2）D是温度、压力、物质的种类、浓度等因素的函数。（3）D的来源：查手册；半经验公式；实验测定25现在是25页\一共有289页\编辑于星期一（1）气相中的D范围：10-5～10-4m2/s

半经验公式：Fuller等（2）液相中的D范围：10-10～10-9m2/s

很稀的电解质溶液：Wilke等26现在是26页\一共有289页\编辑于星期一二、对流传质1．涡流扩散层流与湍流的本质区别：层流，质点仅沿着主流方向运动；湍流，除沿主流方向运动外，在其他方向上还存在脉动（或出现涡流、漩涡）涡流扩散：由于涡流产生的质量传递过程。

涡流扩散速率比分子扩散速率大得多，强化了相内的物质传递。对流传热同时存在热传导类似，涡流扩散的同时也伴随分子扩散。没有严格的理论描述

27现在是27页\一共有289页\编辑于星期一2．对流传质对流传质模型涡流扩散与分子扩散同时发生的过程称为对流传质膜模型溶质渗透理论表面更新理论28现在是28页\一共有289页\编辑于星期一（1）膜模型三个区层流内层：分子扩散，浓度分布是直线或近似直线过渡区：涡流扩散和分子扩散，曲线湍流区：涡流扩散，近似为一条水平线将流体主体与固体壁面之间的传质阻力折合为与其阻力相当的de厚的层流膜(虚拟膜、当量膜、有效膜)内，对流传质的作用就折合成了相当于物质通过de距离的分子扩散过程，这种简化处理的理论称为膜模型。FCA1CA2GH0czE29现在是29页\一共有289页\编辑于星期一对于气相对于液相kL：液相对流传质系数kG：气相对流传质系数令：（2）对流传质速率方程30现在是30页\一共有289页\编辑于星期一影响对流传质系数的因素：①物性参数，包括分子扩散系数、黏度、密度；②操作参数，包括流速、温度、压力；③传质设备特性参数，几何定性尺寸d由量纲分析得特征数关联式：31现在是31页\一共有289页\编辑于星期一Sc---施密特数，物性的影响Sh---施伍德数，分子扩散阻力/对流扩散阻力Re---雷诺数，流动状态的影响，d当量直径32现在是32页\一共有289页\编辑于星期一（3）其他传质理论简介膜模型适用于有固定相界面的系统或相界面无明显扰动的相间传质过程，如湿壁塔的吸收操作。

有自由界面的系统，尤其是剧烈湍动的相间传质过程，如填料塔的吸收操作，膜模型与实际不符。溶质渗透理论表面更新理论33现在是33页\一共有289页\编辑于星期一溶质渗透理论-希格比（Higbie）1935在很多过程工业的传质设备中，例如填料塔内的气液接触，由于接触时间短且湍动剧烈，所以在任意一个微元液体与气体的界面上，所溶解的气体中的组分向微元液体内部进行非定态分子扩散，经过一个很短暂的接触时间后，这个微元液体又与液体主体混合。假设所有液体微元在界面上和气体相接触的时间都是相同的，导出液膜传质系数为渗透模型参数，是气液相每次接触的时间34现在是34页\一共有289页\编辑于星期一

溶质渗透理论比膜模型理论更符合实际，指明缩短τ可提高液膜传质系数。故，增加液相的湍动程度、增加液相的表面积均为强化传质的途径。35现在是35页\一共有289页\编辑于星期一表面更新理论-丹克沃茨（Danckwerts）1951理论认为溶质渗透理论所假定的每个液体微元在表面和气体相接触的时间都保持相同是不可能的。实际情况是各个液体微元在相界面上的停留时间不同，而是符合随机的寿命分布规律，且不同寿命的表面液体微元被新鲜的液体微元置换的概率是相同的。该理论将液相分为界面和主体两个区域，在界面区里，质量传递是按照渗透模型进行，不同的是这里的微元不是固定的，而是不断地与主体内的微元发生交换进行表面的更新；在主体内，全部液体达到均匀一致的浓度。36现在是36页\一共有289页\编辑于星期一表面更新理论推导出的液膜传质系数为kL，按整个液面的平均值计的液相传质系数；S，表面更新频率，即单位时间内液体表面被更新的百分率，s-137现在是37页\一共有289页\编辑于星期一

三个传质模型都有可接受的物理概念，但都包含一个难以测定的模型参数。实际上，只有少数情况下可由理论推算传质系数。绝大多数情况下，采用量纲分析结合实验测定的方法，确定用无量纲数群表示的对流传质系数关联式，应用到工程实际中。38现在是38页\一共有289页\编辑于星期一小结单相内物质传递原理：一、分子扩散1、分子扩散概述与费克定律2、一维稳态分子扩散3、分子扩散系数二、对流传质1、涡流扩散2、对流传质39现在是39页\一共有289页\编辑于星期一40现在是40页\一共有289页\编辑于星期一3.2蒸馏蒸馏目的：分离液体混合物或液化了的气体混合物，提纯或回收有用组分。蒸馏是应用最广的一类液体混合物的分离方法，特点：①直接获得所需要的产品；②适用范围广：液体、气态或固态混合物的分离；③适用于各种浓度混合物的分离；④对混合物加热建立气液两相体系，气相要冷凝液化。耗能较大，需节能。41现在是41页\一共有289页\编辑于星期一3.2蒸馏一、气液相平衡原理二、蒸馏方式三、精馏原理四、物料衡算与操作线方程五、热量衡算六、精馏设计计算七、回流比的选择及影响八、特殊精馏九、间歇精馏6个学时42现在是42页\一共有289页\编辑于星期一一、气液相平衡原理蒸馏操作是气液两相间的传质过程，气液两相达到平衡状态是传质过程的极限。气液平衡关系是分析精馏原理、解决精馏计算的基础。43现在是43页\一共有289页\编辑于星期一1、自由度分析相律表示平衡物系中的自由度F、相数Ф及独立组分数C之间的关系。外界只有温度和压力两个条件影响物系平衡状态。双组分气液相平衡系统的自由度数为2。四个变量P、T、y(气相)和x（液相）恒压操作，平衡关系可用t-x(y)或x-y的函数关系及相图表示44现在是44页\一共有289页\编辑于星期一2、相平衡组成的计算拉乌尔(Raoult)定律：在某一温度下，稀溶液的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以溶剂的摩尔分数。理想物系：液相为理想溶液(符合拉乌尔定律)，气相为理想气体(符合理想气体和道尔顿分压定律)的体系。理想气体，道尔顿分压定律45现在是45页\一共有289页\编辑于星期一纯组分的饱和蒸汽压和温度的关系可用安托因（Antoine）方程表示泡点方程，即在一定的总压P下，对于某一指定的平衡温度t，可求得饱和蒸汽压pA0=f(t)和pB0=f(t)，由此式可计算气液相平衡时的液相组成xA。a、b、c组分的安托因系数，可查手册。46现在是46页\一共有289页\编辑于星期一据道尔顿分压定律露点方程，即在一定的总压P下，对于某一指定的平衡温度t，由此式可计算气液相平衡时的气相组成yA47现在是47页\一共有289页\编辑于星期一例3-1苯（A）-甲苯（B）理想物系，二者的安托因方程分别为：式中，p0的单位是mmHg，t的单位是℃。求：t=105℃,p=850mmHg时的平衡气液相组成。48现在是48页\一共有289页\编辑于星期一解：由于t=105℃,p=850mmHg作业题P208：249现在是49页\一共有289页\编辑于星期一3、t-x(y)相图当压力一定时，在相平衡状态下，分别以泡点方程和露点方程作图，称为温度组成图。上方曲线代表饱和蒸汽线，也称为露点线，该线上方的区域代表过热蒸汽区；下方曲线代表饱和液体线，也称为泡点线，该线下方的区域代表过冷液体区。两条曲线之间的区域为气液共存区，平衡关系用两曲线间的水平线段表示，显然，只有在气液共存区，才能起到一定的分离作用。50现在是50页\一共有289页\编辑于星期一

如图所示，在恒定的压力下，若将温度为t1、组成为x1（图中点A）的混合液加热，当温度升高点B时，溶液开始沸腾，该温度即为泡点温度。继续升温点C时，汽液两相共存，两相互成平衡。同样，若将温度为t5、组成为y1的点E过热蒸汽冷却，当温度降到点D时，过热蒸汽开始冷凝，此时该温度即为露点温度。说明：(1)曲线两端点分别代表纯组份的沸点，右端点代表纯轻组份沸点，左端点代表纯重组份沸点。(2)混合液的沸点随组成不断变化。在同样组成下，泡点与露点并不相等。51现在是51页\一共有289页\编辑于星期一4、x-y相图

x-y相图可由t-x（y）相图中若干平衡数据点而对应得到。如右图所示，图中的曲线代表液相组成和与之平衡的气相组成间的关系，称为平衡曲线。若已知液相组成x1，可由平衡曲线得出与之平衡的气相组成y1，反之亦然。图中的直线为对角线，该线作为参考线供计算时使用。52现在是52页\一共有289页\编辑于星期一（1）图中曲线上任意点D表示组成为x的液相与组成为y的气相互成平衡，且表示点D有一确定的状态，该曲线称为平衡曲线。（2）当易挥发组分的气相组成y>液相组成x时，平衡线肯定位于对角线上方，平衡线离对角线越远，表示气相中易挥发组分含量越高，表示该溶液越容易分离。（3）在总压P变化不大时(20%--30%)范围，外压对x-y平衡线的影响可忽略，但t-x-y线随压力变化较大，所以使用x-y平衡线更方便。（4）总压P变化较大时，平衡线易发生变化，若总压P减小时，平衡线离对角线越远，则易于分离，若总压P增大时，平衡线离对角线越近，则难于分离。但工业上减压蒸馏的目的不在于易于分离，而是为了降低操作温度，防止物料分解和聚合,即从分离的角度看，减压蒸馏有利，但工业上远不是从这一角度出发，还要考虑经济性。现对x-y相图简要说明如下：53现在是53页\一共有289页\编辑于星期一5、挥发度和相对挥发度（1）挥发度v溶液中各组分的挥发度可用它在蒸气压中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分数之比③挥发度反映出混合液中各组分挥发的难易程度，随温度而变化，使用不方便，故采用相对挥发度的概念。说明：①理想溶液：同理：②对于纯组分：即对于纯液体而言，其挥发度指该液体在一定的温度下的饱和蒸汽压。54现在是54页\一共有289页\编辑于星期一（2）相对挥发度α液体中易挥发组分A的挥发度与难挥发组分B的挥发度之比双组分理想溶液气液平衡关系式说明：（1）a=vA/vB，因vA、vB随温度沿同向变化，故a值变化较小，可做常数处理。（2）a的大小可判断分离程度。当a>1时，即y>x时，可采用蒸馏方法进行分离，而且，a越大，平衡线偏离对角线越远，越容易分离。（3）当a=1时，即y=x时，不能用普通蒸馏方法加以分离，但可采用特殊蒸馏方法处理。55现在是55页\一共有289页\编辑于星期一6、非理想溶液实际生产中所遇到的大多数物系为非理想物系，溶液的非理想性来源于异分子间的作用力与同分子间的作用力不等，表现在其平衡蒸汽压偏离拉乌尔定律，偏差可正可负，其中尤以正偏差居多。(1)正偏差系统若异分子间作用力小于同分子间作用力，排斥力占主要地位，分子较易离开液面而进入气相，所以泡点较理想溶液低，混合时，体积变化ΔＶ>0，容易出现最低恒沸点。56现在是56页\一共有289页\编辑于星期一

例如乙醇－水系统为正偏差系统，其相图如图1-3及图1-4所示。由图可知，气相和液相在M点重合，组成为0.894(摩尔分率)，称为恒沸组成；t=78.15℃，称为恒沸点，则该溶液称为恒沸液。因为该溶液的恒沸点温度最低，则称其为最低恒沸点溶液，在M点处无法用普通蒸馏方法继续分离。57现在是57页\一共有289页\编辑于星期一(2)负偏差系统当异分子间吸引力占主导地位，即液体分子较难离开液相进入气相，所以泡点较理想溶液高，混合时，ΔＶ<0，易出现最高恒沸点。例如硝酸－水系统为负偏差系统，如图1-5及1-6所示。58现在是58页\一共有289页\编辑于星期一（1）分离恒沸物应采用特殊蒸馏方式。（2）恒沸点随总压变化，若采用变化压力来分离恒沸物，要做经济权衡以做最后处理。（3）非理想溶液不一定都有恒沸点，例如甲醇－水系统无恒沸点。说明：59现在是59页\一共有289页\编辑于星期一二、蒸馏方式（1）按操作方式分类：①简单蒸馏②平衡蒸馏：处理较易分离的物系或分离要求不高者③精馏：处理较难分离的物系或分离要求很高者,借助回流技术来实现高纯度和高回收率的连续分离操作，它是应用最广泛的蒸馏方式。④特殊精馏：很难分离或无法用普通精馏分离者（2）按操作压力分类：①常压蒸馏：是通常采用的方式②减压蒸馏：处理沸点高或热敏性物料③加压蒸馏：当常压下是气态的物料，必须加压液化分离60现在是60页\一共有289页\编辑于星期一（3）按物料组分数分类：①双组分蒸馏：讨论基本理论②多组分蒸馏：工业上以多组分最常见（4）按操作形式分类：①间歇蒸馏:主要应用于小规模、多品种或某些有特殊要求的场合,为非定态操作②连续蒸馏:工业中以连续蒸馏为主，连续精馏为定态操作。工业生产中，绝大多数为多组分精馏，但两组分精馏的原理及计算原则同样适用于多组分精馏，只是在处理多组分精馏过程时更为复杂些，因此常以两组分精馏为基础。

蒸馏最基本的原理：依据混合物中各组分的挥发性能的不同来实现分离。61现在是61页\一共有289页\编辑于星期一简单蒸馏（微分蒸馏）F,xFD3,xD3D1,xD1D2,xD2W,xW简单蒸馏是间歇式操作。将一批料液一次加入蒸馏釜中，在外压恒定下加热到沸腾，生成的蒸气及时引入到冷凝器中冷凝后，冷凝液作为产品分批进入贮槽，其中易挥发组分相对富集。过程中釜内液体的易挥发组分浓度不断下降，蒸气中易挥发组分浓度也相应降低，因此釜顶部分批收集流出液，最终将釜内残液一次排出。62现在是62页\一共有289页\编辑于星期一即液体始终处于缓慢沸腾状态，产生的气相被及时引出，再冷凝，顶端产品组成在不断下降，即蒸馏过程沿泡点线微分变化，得到的产品也不断变化。显然，简单蒸馏得不到大量的高纯度的产品。63现在是63页\一共有289页\编辑于星期一平衡蒸馏（闪蒸）闪蒸是一种单级连续蒸馏操作，流程如右图所示。64现在是64页\一共有289页\编辑于星期一平衡蒸馏（闪蒸）操作原理：原料液连续加入到加热器中，预热至一定温度后，经减压阀减至预定压强，由于压力突然降低，过热液体发生自蒸发，液体部分气化，气液两相在分离器中分开，塔顶轻组分产品得到提纯，塔底重组分产品得到增浓。闪蒸操作只经历了一次气液平衡过程，所以对物料的分离程度十分有限。65现在是65页\一共有289页\编辑于星期一三、精馏原理上述的简单蒸馏及平衡蒸馏只能使液体混合物得到有限的分离，远远不能满足工业上高产量连续化高纯度分离的要求。如何利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度的分离？66现在是66页\一共有289页\编辑于星期一以苯-甲苯混合液为例，图3-1为其装置和流程简图，其t-x-y相图如图3-2所示。将组成为xF、温度为t1的混合液加热到t3，使其部分气化，并将气相与液相分开，则所得的气相组成为y3,液相组成为x3。可以看出，y3>xF>x3。简单蒸馏的操作和结果367现在是67页\一共有289页\编辑于星期一368现在是68页\一共有289页\编辑于星期一

由此可知，简单蒸馏，即将液体混合物进行一次部分气化(单级)的过程，只能起到部分分离的作用，只适用于要求粗分或初步加工的场合。如何使混合物中的组分得到高纯度（几乎完全）的分离？

从相图可以看出，用一次部分气化得到的气相产品的组成不会大于yD，而yD是加热原料液xF产生第一个气泡时的平衡气相组成。同时，液相产品的组成不会低于xW，而xW是将原料液全部气化剩下最后一滴液体时的平衡液相组成。组成为xW的液体量及组成为yD的气体量是极少的。将xF的原料液加热到t3时，液相量和气相量之间的关系，可由杠杆规则来确定。

必须进行多次部分气化和部分冷凝的过程69现在是69页\一共有289页\编辑于星期一多次部分气化和部分冷凝

将图3-1所示的蒸馏单级分离加以组合,变成如图3-3所示的多级分离流程(以3级为例)。若将第1级溶液部分气化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝,然后再将冷凝液在第2级中部分气化,此时所得气相组成为y2，y2＞y1,这种部分气化的次数(级数)愈多,所得到的蒸汽浓度也愈高,最后几乎可得到纯态的易挥发组分。同理,若将从各分离器所得到的液相产品分别进行多次部分气化和分离,那么这种级数愈多,得到的液相浓度也愈低,最后可得到几乎纯态的难挥发组分。图3-3多次部分气化的分离示意图1.过程分析70现在是70页\一共有289页\编辑于星期一

上述的气－液相浓度变化情况可以从图3-4中清晰地看到。因此,同时多次地进行部分气化是使混合物得以完全分离的必要条件。

图3-4多次部分气化的t-x-y图71现在是71页\一共有289页\编辑于星期一

虽然上述过程能使产品达到要求的纯度,但是图3-3所示的流程在工业上是不合理的,

因其存在以下两个问题：（1）分离过程得到许多中间馏分，如图中的组成为x1、x2等液相产品，因此最后纯产品的收率就很低；（2）设备庞杂，能量消耗大。

72现在是72页\一共有289页\编辑于星期一

以图3-3中的第3级为例，由图3-4可知，x2<y1<x3，而x2<x3<y2，在x2和y2之间存在y1和x3.

如果冷凝和气化的温度选择恰当，可使y1和x3较为接近。这样，若将第3级中产生的中间产品x3与第2级的料液y1相混合，其结果不但消除了中间产品，且提高了最后产品的收率。－－－传质

同时，由图3-4还可以看出，当第1级所产生的蒸气y1与第3级下降的液体x3直接混合时，由于液相温度t3低于气相温度t1，因此高温的蒸气y1（潜热）将加热低温的液体x3，而使液体部分气化，蒸气自身则被部分冷凝。－－－传热73现在是73页\一共有289页\编辑于星期一

由此可见，不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上一级的液相回流（如液相x3）与下一级的气相（如气相y1)直接接触，就可以将图3-3所示的流程演变为图3-5所示的分离流程，从而省去了逐级使用的中间加热器和冷凝器。

图3-5无中间产品的多次部分气化的分离示意图74现在是74页\一共有289页\编辑于星期一

从图3-5可知，将每一级中间产品返回到下一级中，不仅可以提高产品的收率，而且是过程进行的必不可少条件。例如，对第2级而言，如没有液体x3回流到y1中(无中间加热器和冷凝器)，就不会有溶液的部分气化和蒸气的部分冷凝，第2级也就没有分离作用了。因此每级都需有回流液。实现精馏操作的条件75现在是75页\一共有289页\编辑于星期一

对于增浓难挥发组分来说，道理是完全相同的。进入最低一级的难挥发组分(最高浓度)的蒸气只能由最低一级下降的液体部分气化而得到，此时气化的热量由加热器（称为再沸器）供给。在再沸器中，溶液的部分气化而产生上升蒸气，如同塔顶回流一样，塔底气相回流是精馏连续稳定操作的另一个必要条件。

对于最上一级（图3-5中第3级）而言，将y3冷凝后不是全部作为产品，而把其中一部分返回与y2相混合是最简单的回流方法。通常，将部分产品引回设备的操作称为回流。塔顶的液相回流是保证精馏过程连续稳定操作的必要条件之一。76现在是76页\一共有289页\编辑于星期一

混合液体连续或多次部分汽化，釜液组成沿t-x(y)相图的泡点线变化，可得到难挥发组分含量很高而易挥发组分含量很低的釜液。混合蒸汽连续或多次部分冷凝，蒸汽组成沿t-x(y)相图的露点线变化，可得到易挥发组分含量很高而难挥发组分含量很低的蒸汽。精馏过程正是这二者的有机结合。377现在是77页\一共有289页\编辑于星期一（1）连续精馏操作流程图3-11连续精馏流程

典型的连续精馏流程如图3-11所示。预热到一定温度的原料液送入精馏塔的进料板,在每层塔板上,回流液体与上升蒸气互相接触,进行热和质的传递。

塔顶冷凝器的作用:获得塔顶产品及保证有适宜的液相回流。

塔底再沸器的作用:提供一定量的上升蒸气流。78现在是78页\一共有289页\编辑于星期一图3-11连续精馏流程

精馏段:加料板以上的塔段。上升气相中重组分向液相传递，液相中轻组分向气相传递，完成上升蒸气轻组分精制。

提馏段:加料板及其以下的塔段。下降液体中轻组分向气相传递，气相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。

79现在是79页\一共有289页\编辑于星期一一个完整的精馏塔应包括精馏段、提馏段、塔顶冷凝器和塔底再沸器。在这样的塔内，可将双组分混合液连续地、高纯度地分离为轻、重两组分。说明：（1）全凝器是个换热器，只提供回流液体，无分离作用。（2）再沸器在提供回流气体的同时，也提供液相产品，故有分离作用。80现在是80页\一共有289页\编辑于星期一（2）板式塔简介圆柱形塔内，按一定间距装有若干块塔板。液体：重力自上而下塔底排出气体：压差自下而上塔顶排出气液两相总体逆流，塔板上错流。板式塔主要功能：保证气液两相在塔板上充分接触，为传质过程提供足够大且不断更新的传质表面，获得最大可能的传质推动力，减小传质阻力。81现在是81页\一共有289页\编辑于星期一（3）精馏原理利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分（重组分）却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离的过程。82现在是82页\一共有289页\编辑于星期一（4）精馏操作的必要条件回流是精馏操作能否连续稳定进行的必要条件，包括塔顶的液相回流与塔底的气相回流。回流能提供两相的正常流动，使两相在每块塔板上密切接触，进行传质和传热。

精馏区别于蒸馏就在于回流，回流使精馏塔内气液两相充分接触，最终可达到高纯度的分离要求。思考题：为什么只需要部分回流而不必全部回流？（唯有如此，塔顶和塔底才有产品，否则没有工业意义）83现在是83页\一共有289页\编辑于星期一四、物料衡算与操作线方程1、理想传质型塔板---理论塔板对塔板上气、液两相传质过程进行完整的数学描述，需要物料衡算、热量衡算、传质和传热速率方程。理论塔板：一块气、液两相能够充分混合，最终两相间传质、传热阻力为零的理想化塔板。或者，不论进入塔板的气液两相组成如何，两相在该板上经充分接触后，离开塔板的气液两相达相平衡状态。一块理论塔板即为一个理论级或平衡级。84现在是84页\一共有289页\编辑于星期一理论塔板概念将严格的相平衡及传质、传热理论与复杂的实际精馏操作联系起来，将复杂的精馏问题分解为两个子问题，即求精馏塔的理论塔板数和效率。理论塔板数取决于分离任务、相平衡关系、两相流率等效率取决于物性、两相接触情况、操作条件、塔板结构等许多复杂因素。85现在是85页\一共有289页\编辑于星期一2、恒摩尔流假定

精馏操作时，在精馏段和提馏段内，每层塔板上升的气相摩尔流量和下降的液相摩尔流量一般并不相等，为了简化精馏计算，通常引入恒摩尔流的假定。

若被分离的A、B两种组分的摩尔汽化潜热相近，且能够忽略显热变化和热损失的影响，则精馏段气、液摩尔流率分别保持不变，提馏段的气、液摩尔流率也分别保持不变，称为恒摩尔流假定。少数情况下，若被分离组分的摩尔汽化潜热相差不大，而单位质量汽化潜热相近，则取精馏、提馏段内气液相质量流率分别相等，称为恒质量流假定。86现在是86页\一共有289页\编辑于星期一

恒摩尔流假定成立的前提条件：

①各组分的摩尔汽化潜热相等；②气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；③塔设备保温良好,热损失也可忽略.87现在是87页\一共有289页\编辑于星期一3、物料衡算和操作线方程（1）全塔物料衡算D,xDW,xWF,xF总物料衡算

易挥发组分物料衡算

连续稳态操作的精馏塔进、出精馏塔的物料流率和组成的平衡关系

88现在是88页\一共有289页\编辑于星期一这里需要注意几个重要概念：

说明：（4）塔底采出率（2）塔底难挥发组分回收率＝（3）塔顶采出率（1）塔顶易挥发组分的回收率＝89现在是89页\一共有289页\编辑于星期一(1)当产品质量规定后，采出率和随之确定，不能自由选择。讨论：(2)当规定了Ｄ/Ｆ和xD时，则xW和Ｗ/Ｆ也随之确定，不能自由选择，反之亦然。(3)在规定了分离要求后，应使或。如果Ｄ/Ｆ取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由推出，当xF一定时，Ｄ/Ｆ增大会使xD下降。

90现在是90页\一共有289页\编辑于星期一例3-2：某常压连续精馏装置，分离苯-甲苯溶液，料液含苯41%（质量分数，下同）要求塔顶产品中含苯不低于97.5%，塔底产品中含甲苯不低于98.2%。每小时处理量8570kg。试求塔顶、塔底产品量（kmol/h）？（苯的相对分子质量为78，甲苯的相对分子质量为92）D?W?91现在是91页\一共有289页\编辑于星期一解：将质量分数换算为摩尔分数则：92现在是92页\一共有289页\编辑于星期一由全塔物料衡算93现在是93页\一共有289页\编辑于星期一（2）操作线方程

在精馏塔中，任意塔板下降的液相组成xn与由其下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作线方程可通过塔板间的物料衡算求得A.精馏段操作线方程

对右图虚线范围（包括精馏段第n板和冷凝器在内）作物料衡算,以单位时间为基准,即：

精馏段操作线方程的推导94现在是94页\一共有289页\编辑于星期一塔顶全凝：V=L+D=(R+1)D回流比：R=L/D

精馏段操作线方程的物理意义:在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n层塔板下降的液相组成xn与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成yn+1之间的关系。95现在是95页\一共有289页\编辑于星期一B.提馏段操作线方程

对右图虚线范围（包括提馏段第m板以下塔段和塔釜在内）作物料衡算,即：96现在是96页\一共有289页\编辑于星期一

提馏段操作线方程的物理意义:在一定的操作条件下,提馏段内自任意第m板下降的液相组成xm与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成ym+1之间的关系。应该指出,提馏段内液体摩尔流量L‘不仅与L的大小有关,而且还受进料量F及其进料热状况的影响。97现在是97页\一共有289页\编辑于星期一C.进料方程（q线方程）进料板是精馏段和提馏段的连接处，物料引入，其物料、热量关系与普通板不同，须单独加以讨论。①进料热状况

根据工艺条件和操作要求，精馏塔可以不同的物态进料。如右图所示，组成为xF的原料，其进料状态可有以下几种：

(1)冷液体进料(A点)；(2)饱和液体（泡点）进料(B点)；(3)气液混合进料(C点)；(4)饱和蒸汽(露点)进料(D点)；(5)过热蒸汽进料(E点)。98现在是98页\一共有289页\编辑于星期一②理论进料板

不管进入加料板的各物流情况如何，假定同时离开加料板的气液两相达平衡状态。③精馏段与提馏段气液流率的关系对进料板分别作物料和热量衡算物料衡算式：热量衡算式：99现在是99页\一共有289页\编辑于星期一可近似取：令：100现在是100页\一共有289页\编辑于星期一q值称为进料热状况参数，从q值大小可判断出进料的状态及温度。101现在是101页\一共有289页\编辑于星期一若取则q的含义是进料中的液相分数，而1-q是进料中的气相分数。102现在是102页\一共有289页\编辑于星期一例3-3：分离苯-甲苯溶液的常压精馏塔内，料液处理量为175kmol/h，料液含苯44%（摩尔分数，下同）釜残液含苯小于2%，馏出液含苯93.5%。回流比为2.12，泡点进料，试写出精馏段、提馏段操作线方程，并指出斜率、截距的值。D?W?回流比：R=L/D103现在是103页\一共有289页\编辑于星期一解：由全塔物料衡算可求出：D=80kmol/h，W=95kmol/h则精馏段操作线方程：操作线的斜率为0.68，截距为0.299104现在是104页\一共有289页\编辑于星期一因泡点进料，q=1精馏段的回流量L=RD=2.12×80=169.6kmol/h操作线的斜率为1.38，截距为-0.0076提馏段的回流量L‘=L+F=169.6+175=344.6kmol/h则提馏段操作线方程：105现在是105页\一共有289页\编辑于星期一④q线方程的导出

由于进料板是精、提馏段的交点，所以它的物料衡算应同时满足精、提馏段两个方程，联立得到q线方程，即：精馏段物料衡算式：提馏段物料衡算式：106现在是106页\一共有289页\编辑于星期一

进料方程或q线方程,它描述的是精馏段与提馏段方程交点的轨迹方程，定态操作时，q及xF均为定值，因此，进料板上相互接触的气液两相组成y-x的关系也是直线，斜率为q/(q-1)截距为107现在是107页\一共有289页\编辑于星期一⑤进料热状况的特点进料热状况影响精馏段、提馏段的气液相流率及q线的位置。108现在是108页\一共有289页\编辑于星期一109现在是109页\一共有289页\编辑于星期一q=1q>10<q<1q=0q<0zFxDxW不同进料热状态时的q线和对提馏段操作线的影响110现在是110页\一共有289页\编辑于星期一q值可通过定义式计算计算过冷液体进料的热状况参数时，也可采用下式:ts—进料液的泡点温度,℃t---进料液的实际温度,℃；rm---泡点下混合液的平均气化潜热，kJ/molCPm---定性温度下混合液的平均定压比热容kJ/(kg·℃)111现在是111页\一共有289页\编辑于星期一五、热量衡算可求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，为设计这些设备提供基本数据。1、全凝器热量衡算

对全凝器作热量衡算，以单位时间为基准，并忽略热损失。112现在是112页\一共有289页\编辑于星期一冷却介质消耗量常用的冷却剂为冷却水，t1为当时当地自来水的温度，t2由设计者给定，通常要求t2-t1=10℃左右。113现在是113页\一共有289页\编辑于星期一2、再沸器热量衡算精馏的加热方式直接蒸汽加热间接蒸汽加热加热蒸汽的消耗量可通过精馏塔的物料衡算求得加热蒸汽的消耗量可通过全塔或再沸器的热量衡算求得114现在是114页\一共有289页\编辑于星期一对间接蒸汽加热的再沸器作热量衡算，以单位时间为基准设：

则：加热介质消耗量115现在是115页\一共有289页\编辑于星期一例3-4用一常压连续精馏塔分离含苯0.4（质量分数）的苯-甲苯溶液，进料流量为15000kg/h，进料温度为25℃，回流比为3.5，得到馏出液与釜残液组成分别为0.97和0.02（均为质量分数）。已知再沸器加热蒸汽压力为137kPa(表压)，塔顶回流液为饱和液体，塔的热损失可以不计，求：

（1）再沸器的热负荷及加热蒸汽消耗量；

（2）冷却水进出冷凝器的温度分别为27℃和37℃时，冷凝器的热负荷及冷却水的用量。QB=V’(IV’W-IL’W)V’?

V’=V-(1-q)Fq?

QC=(R+1)D(IVD-ILD)D?116现在是116页\一共有289页\编辑于星期一解：质量分数换算成摩尔分数117现在是117页\一共有289页\编辑于星期一根据物料衡算：可求得：D=76.57kmol/h,W=98.15kmol/h(1)再沸器提馏段上升蒸汽量V’：

V’=V-(1-q)F=(R+1)D+(q-1)F进料的汽化潜热近似为：

rm=(0.44×93×78+0.56×86×92)×4.187

=31900kJ/kmol需要求出q118现在是118页\一共有289页\编辑于星期一当xF=0.44时，溶液的泡点为93℃。计算显热时使用平均温度为(93+25)/2=59℃下的比热容，查59℃下的苯和甲苯的定压比热容近似为1.84kJ/(kg·℃)，故原料液的定压比热容为：则可算出：得：V’=V-(1-q)F=(R+1)D+(q-1)F=404kmol/h119现在是119页\一共有289页\编辑于星期一再沸器的热负荷为查表137kPa（表压）或238kPa（绝压）的加热蒸汽的气化潜热为2240kJ/kg，

蒸汽用量=1.33×107/2240=5955kg/h(2)冷凝器冷却水用量为冷凝器的热负荷为：120现在是120页\一共有289页\编辑于星期一精馏节能

精馏过程中，进入再沸器的95%的热量需要在塔顶冷凝器中取出，所以精馏过程是能量消耗很大的单元操作之一，其消耗通常占整个单元总耗能的40%-50%左右，如何降低精馏过程的能耗，是一个重要课题。减少有效能的损失，是精馏过程节能的基本途径，具体做法如下：①热节减型②热能的综合利用（热回收型）经济合理的回流比

节能新技术-热泵精馏流程

多效精馏121现在是121页\一共有289页\编辑于星期一六、精馏设计计算

二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：一类是设计型，主要是根据分离任务的要求确定设备的主要工艺尺寸；另一类是操作型，主要是在已知设备条件下确定操作时的工况。设计型命题即根据规定的分离要求，选择适宜操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数。本章重点122现在是122页\一共有289页\编辑于星期一规定分离要求：（1）规定产品质量xD，产品数量Ｄ；（2）规定回收率。确定操作条件：（1）操作压力P；（2）回流比R；（3）进料热状况q等利用相平衡关系和操作线方程确定理论塔板层数。计算理论塔板层数：逐板计算法，图解法，简捷法连续精馏塔设计型计算基本步骤123现在是123页\一共有289页\编辑于星期一1、逐板计算法假设:(1)塔顶为全凝器，泡点液体回流；(2)塔底为再沸器，间接蒸汽加热；(3)已知Ｒ,q,α，泡点进料；逐板计算法通常从塔顶开始，计算过程中依次使用相平衡方程和操作线方程，逐板进行计算，直至满足分离要求为止。理论依据：(1)气液相平衡关系；(2)精、提馏段操作线方程。124现在是124页\一共有289页\编辑于星期一125现在是125页\一共有289页\编辑于星期一全塔总理论板数：m-1块（扣除再沸器），其中精馏段为n-1块，提馏段为(m-1)-(n-1)=m-n块，进料板位于第n板上。说明：（1）应将进料板归入提馏段的板数中，位置为第n板。（2）在计算过程中每使用一次相平衡关系，即表示需要一块理论板。126现在是126页\一共有289页\编辑于星期一（3）塔顶采用全凝器时，不起分离作用，此时有y1=xD。若采用分凝器，则有分离作用，相当于一块理论板，此时有：y0=xD

。（4）塔底再沸器中气液相平衡，故起分离作用，也相当于一块理论板。（5）该法计算准确，但手算过程烦琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。

因本方法涉及到基本方程的应用，所以是本章要求掌握的重点内容。127现在是127页\一共有289页\编辑于星期一2、图解法（McCabe-Thiele法）

图解法求理论板数与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取理论板数。此法简捷、明确，作为工程计算在双组分精馏计算中被广泛采用。具体步骤：(1)

在x-y相图上作出精、提馏段操作线、q线；a.精馏段操作线精馏段操作线方程128现在是128页\一共有289页\编辑于星期一（a）定点斜率法利用点坐标xn=xD,yn+1=xD[点（xD,xD）即为对角线上的一点]及直线斜率作图（b）定点截距法利用点坐标xn=xD,yn+1=xD及直线截距作图129现在是129页\一共有289页\编辑于星期一b.提馏段操作线提馏段操作线方程（a）定点斜率法利用点坐标xm=xW,ym+1=xW[点（xW,xW）即为对角线上的一点]及直线斜率作图（b）定点截距法利用点坐标xm=xW,ym+1=xW及直线截距作图130现在是130页\一共有289页\编辑于星期一（c）q线法先做出精馏段操作线，并确定提馏段操作线的定点(xW,

xW)，另一定点(xe,

xe)由q线与精馏段操作线的交点确定，连接两定点，即得提馏段操作线。c.q线定点(xF,xF)

[(xF,xF)即为对角线上的一点]及斜率作图131现在是131页\一共有289页\编辑于星期一先在平衡线与精馏段操作线之间画梯级，当梯级跨过两操作线交点d后，则改在平衡线与提馏段操作线间画梯级，直至到达或跨过c点。其中,跨过q线与精馏段操作线交点的梯级为加料板，(1)加料板以上为精馏段理论板数(2)加料板以下(包括进料板)为提馏段理论板数(3)最后一个梯级为塔釜再沸器（2）在平衡线与操作线之间画梯级

如下图所示，在x-y图上画出平衡线，并画出对角线，即由a点开始，在平衡线和操作线之间画梯级（即画三角形），直至跨过xW为止，梯级数即为理论板数（包括再沸器）。132现在是132页\一共有289页\编辑于星期一（3）讨论：①气、液通过任一理论塔板时组成的变化②梯级的意义

yn+1

xn

xn-1ac

byn水平线长度:通过第n板液相组成变化垂线长度:通过第n板气相组成变化133现在是133页\一共有289页\编辑于星期一N决定于操作线：xD，xW，R，xF，q，平衡线：物系，T，P→（α）xD↑，xW↓分离要求提高，则N↑

③影响N的因素分析

④进料热状态参数q的影响

q

↑，提馏段操作线与平衡线距离↑，提馏段各塔板分离能力↑，N

↓。134现在是134页\一共有289页\编辑于星期一135现在是135页\一共有289页\编辑于星期一例3-5在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物，已知进料流量为80kmol/h，进料中苯含量为0.40（摩尔分数），泡点进料，塔顶馏出液含苯0.90，要求塔顶苯的回收率不低于90%。塔顶为全凝器，回流比取2.在操作条件下，物系的相对挥发度为2.47，试分别用逐板计算法和图解法计算所需的理论塔板数。D、W、xW、L’、V’136现在是136页\一共有289页\编辑于星期一解：（1）根据苯的回收率计算塔顶产品的流量为：由物料衡算计算塔底产品的流量及组成：W=F-D=80-32=48kmol/h已知回流比R=2，所以精馏段操作线方程为：(Ⅰ)137现在是137页\一共有289页\编辑于星期一提馏段上升蒸汽量：下降液体量：V’=V-(1-q)F=V=(R+1)D=(2+1)×32=96kmol/h提馏段操作线方程为：L’=L+qF=RD+qF=2×32+80=144kmol/h相平衡方程为：(Ⅱ)(Ⅲ)138现在是138页\一共有289页\编辑于星期一利用操作线方程（Ⅰ）、（Ⅱ）及相平衡方程（Ⅲ），可自上而下逐板计算所需要的理论塔板数。因塔顶为全凝器，则y1=xD=0.9。由式（Ⅲ）求得第一块板下降液体组成为：利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸汽组成为：139现在是139页\一共有289页\编辑于星期一

交替使用式（Ⅰ）和（Ⅲ）直到xn≤xF，然后改用提馏段操作线，直到xn≤xW为止，计算结果见附表。板号12345678910y0.90.8240.7370.6520.5870.5150.4190.3060.1940.101x0.7850.6550.5280.4310.365<xF0.3010.2260.1510.0890.044<xW附表计算结果-各层塔板上的气液组成精馏塔内理论塔板数为10-1=9，其中精馏段4块，第5块为进料板140现在是140页\一共有289页\编辑于星期一（2）图解法计算理论板数作业题P209：5、7、8、9141现在是141页\一共有289页\编辑于星期一1．塔顶设置分凝器塔顶第一个冷凝器只是将回流液冷凝下来（即部分冷凝）叫分凝器，由分凝器出来的气相再由全凝器全部冷凝下来作为产品。对于分凝器来说，同时离开分凝器的气液两相组成成平衡关系，起到一定的分离作用，相当于一块理论板，设有分凝器时，则计算理论板应从分凝器开始，精馏段操作线方程不变，只是算得精馏段的理论板总数中扣除1块分凝器即可。3、几种特殊情况下理论板数的求取142现在是142页\一共有289页\编辑于星期一因分凝器中气液两相达到相平衡，所以相当于一块理论板，显然y0>x0，将流量为V0，组成为y0的蒸气再引入全凝器中全部冷凝后作为塔顶产品采出，即xD=y0即xD=y0由相平衡关系→x0由精馏段操作线→y1再由相平衡关系→x1再由精馏段操作线→y2…有：且

143现在是143页\一共有289页\编辑于星期一气相液相yD与xL满足相平衡关系，故分凝器相当于一块理论板。144现在是144页\一共有289页\编辑于星期一若待分离的物系是某种轻组分A+H2O（B）混合物时，往往可将水蒸汽直接通入塔釜汽化釜液，其装置如右图所示。(2)塔底采用直接蒸汽加热145现在是145页\一共有289页\编辑于星期一

设蒸汽为饱和蒸汽，精馏段操作线、q线与常规塔相同，提馏段塔底多了一股蒸汽流，由物料衡算可得：

因为恒摩尔流假设成立，则V0=V’,L’=W，且y0=0。在此情况下操作线方程为如下式所示：

146现在是146页\一共有289页\编辑于星期一

当利用该操作线进行图解法求理论板时，x=xW时，y=0，即该点落在横坐标上，如图3-26所示，其它步骤与前述相同。说明：（1）直接蒸汽加热，传热效果好，省去了间接加热装置。（2）但在相同的分离要求下（xF,q,xD），所需理论板数较多，这是因为直接蒸汽加热稀释了釜液，所以需要增加理论板数。147现在是147页\一共有289页\编辑于星期一

如下图所示，若在塔顶进料，则该塔只有提馏段而无精馏段，此时精馏塔称为汽提塔或回收塔。泡点进料时，L’=F,V’=D，且F-D=W所以L’-V’=W，则操作线如下式：

（3）提馏塔同理可采用图解法求理论板层数148现在是148页\一共有289页\编辑于星期一上端:由q线与y=xD的交点坐标确定下端：点b(xw,xw)149现在是149页\一共有289页\编辑于星期一应用：

（1）物系在低浓度下的相对挥发度较大，不要精馏段也可达到所希望的馏出液组成；（2）回收稀溶液中的轻组分而对馏出液组成要求不高的场合。150现在是150页\一共有289页\编辑于星期一

为分离组分相同而含量不同的原料液，在不同塔板位置上设置相应的进料口；为了获得不同规格的精馏产品，可根据所要求的产品组成在塔的不同位置上开设侧线进料口，这两种情况均称为复杂塔型。（4）复杂塔型151现在是151页\一共有289页\编辑于星期一152现在是152页\一共有289页\编辑于星期一七、回流比的选择及影响

精馏的核心是回流，因此回流比R是个重要可调的操作参数，它的大小可影响精馏塔的设备费用和操作费用。当R增大时，精馏段操作线的截距减小，则操作线远离平衡线，梯级跨度增大，即每块塔板的增浓度（yn-yn+1）变大，对于同样的分离要求时所需理论板数减少；但当R增大时，塔顶和塔底的热负荷增加，能耗高，即操作费用增多，所以要通过经济评价来讨论R的适宜范围，因此R是精馏塔设计和操作的重要指标。153现在是153页\一共有289页\编辑于星期一（一）

最小回流比如右图所示，随着回流比R的减小，精、提馏段操作线上移，传质推动力减小，所需理论板数增多。当两线交点落在相平衡线上时，在该点上，y与x之间既是平衡关系又是操作关系，传质推动力为0，无增浓作用，所以此区称为恒浓区（或称挟紧区），e点叫挟紧点。此时R=Rmin，所需N无限多。154现在是154页\一共有289页\编辑于星期一

若R<Rmin，挟紧点将落在平衡线外，则无论怎样操作也无法达到分离要求，所以实际操作中必须有R>Rmin，因此最小回流比是计算的重点。

最小回流比的求取有两种方法：作图法和解析法1．作图法（1）对于理想体系对应的正常的平衡曲线，如图3-29所示，可由图中读得挟紧点e点坐标（xq,yq），由斜率可推出最小回流比的计算式：

155现在是155页\一共有289页\编辑于星期一如图3-30所示，当操作线与平衡线相切，则切点e为挟紧点，此时Ｒ=Rmin，此时e点不是q线与平衡线的交点，q点是精、提馏段交点，但没落在平衡线上。则由图读得q点(xq,yq)或点e(xe,ye)坐标值后，最小回流比的计算如下式所示。(2)对于非理想体系对应的特殊平衡线156现在是156页\一共有289页\编辑于星期一对于理想物系，可根据挟紧点处的气液相平衡关系及Rmin的原始计算式，推出最小回流比的理论计算式。２．解析法即由得式：（31）157现在是157页\一共有289页\编辑于星期一（1）饱和液体进料（q＝1）因此时xq=xF，则（31）所示可化成如（32）式：

（34）

对于某些进料热状态，可直接推导出相应的Rmin计算式，如下所示：（2）饱和蒸汽进料（q＝0）（3）气液混合进料（0<q<1）计算如（34）式所示，

（33）（32）

因此时，则（31）式可化成（33）式：158现在是158页\一共有289页\编辑于星期一

若上升至塔顶的蒸汽经全凝器冷凝后，冷凝液全部回流到塔内，该回流方式称为全回流，全回流时的回流比为无穷大。此时，在x-y相图上，两条操作线（即精、提馏段操作线）均与对角线重合，即操作线离平衡线最远，传质推动力最大，对指定的分离要求下所需的理论板数最少。（二）全回流及最少理论板数159现在是159页\一共有289页\编辑于星期一全回流是回流的上限，生产能力为零，对正常的生产无意义。但开车阶段，先打全回流可尽快达到操作稳定；生产中，当精馏塔前后工序出现故障，也可临时改为全回流操作。实验研究中，多采用全回流操作测定单板效率，这样可排除进料波动等不稳定因素，便于不同结构塔型的比较。利用全回流还可以给出完成一定分离任务所需Nmin的极限概念。综上所述，实际正常操作中：160现在是160页\一共有289页\编辑于星期一L=V什么是全回流？特点：161现在是161页\一共有289页\编辑于星期一1．图解法因精、提馏两条操作线均与对角线重合，所以可由xD（或xW）开始在平衡线与对角线之间画梯级，跨过xW（或xD）为止。2．解析法――芬斯克(Fenske)公式

求取最少理论板数的两种方法：(1)操作线;(2)理想系统相平衡线：求解理论依据162现在是162页\一共有289页\编辑于星期一则芬斯克公式：(35)-----芬斯克（Fenske）方程取为常数163现在是163页\一共有289页\编辑于星期一说明:

(1)上式中计算的Nmin值不包括再沸器；(2)利用芬斯克（Fenske）公式也可进行进料板位置的估算，则如下式：-------精馏段所需的最少理论板数164现在是164页\一共有289页\编辑于星期一（三）适宜回流比的确定

精馏过程的操作费用主要取决于再沸器中加热介质的消耗量、塔顶冷凝器中冷却介质消耗量及两种介质在输送过程中的动力消耗等，均随R而变，如图3-31中的曲线1所示。精馏装置的设备费用主要是指精馏塔、再沸器、冷凝器及其它辅助设备的购置费用。设备费用与回流比的大致关系如图片3-31中的曲线2所示。总费用为操作费用与设备费用之和。总费用与回流比的关系如图片3-31中的曲线3所示，总费用最低时所对应的回流比即为适宜回流比。根据生产数据的统计，一般采用经验值：Ropt＝(1.1～2)Rmin。图3-31132165现在是165页\一共有289页\编辑于星期一例3-6在常压连续精馏塔内分离某理想液体混合物，已知xF=0.40（摩尔分数,下同),xD=0.97,xW=0.04，物系的相对挥发度为2.47。试分别计算以下3种进料状态下的最小回流比及全回流比下的最少理论塔板数：（1）冷液进料q=1.387，(2)泡点进料，(3)饱和蒸汽进料。q线方程与相平衡方程的交点坐标（xq,yq）全回流比下的最少理论塔板数166现在是166页\一共有289页\编辑于星期一解：

（1）冷液进料q=1.387，则q线方程相平衡方程：联立以上两式得：xq=0.483,yq=0.698,167现在是167页\一共有289页\编辑于星期一(2)泡点进料则q=1,则xq=xF=0.4(3)饱和蒸汽进料则q=0,则yq=xF=0.4168现在是168页\一共有289页\编辑于星期一(4)全回流下的最小理论板数

结论：在分离要求一定的情况下，最小回流比与进料热状况有关，q值越大，在满足同样分离要求条件下,最小回流比越小。169现在是169页\一共有289页\编辑于星