化工原理-精馏课件

下册第1章蒸馏与精馏DistillationandRectification基本要求

1、掌握精馏原理和塔板数的计算2、理解回流比对精馏操作的影响3、了解精馏塔的基本结构和主要性能重点：精馏原理、塔板数的计算；回流比对精馏的影响难点：连续精馏的基本原理和塔板数的计算.下册第1章蒸馏与精馏基本要求.1下册第1章蒸馏与精馏基本要求.下册第1章蒸馏蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.2蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.蒸馏的有关1.1概述蒸馏distillation

蒸馏与精馏的区别蒸馏分类.1.1概述蒸馏distillation蒸馏与精馏的区31.1概述蒸馏distillation蒸馏与精馏的区..4..4定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系中各组分挥发度不同的特性而实现分离的目的。分离液相混合物的典型单元操作，属于质量传递化工生产中蒸馏的应用：基本化工----液化空气，高温下加热空气，通过蒸馏分离出氮气和氧气。石油炼制----常减压蒸馏分离汽油、柴油、重油炼焦化工----蒸馏的方法分离焦油高聚物工业----提纯单体.定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系分离液相混5定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系分离液相混蒸馏----当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；蒸馏没有回流，而精馏有回流。区别在于“回流reflux”回流的作用----通过回流，造成气液两相接触，从而进行质量传递和热量传递。通过多次部分气化、部分冷凝来达到纯化的目的。精馏----当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥发度比较接近时采取的分离。.蒸馏----当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初蒸馏没有回6蒸馏----当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初蒸馏没有回按蒸馏的方法或产品要求不同，可以分为：.按蒸馏的方法或产品要求不同，可以分为：.7按蒸馏的方法或产品要求不同，可以分为：.按蒸馏的方法或产品根据操作的压力，可以分为：.根据操作的压力，可以分为：.8根据操作的压力，可以分为：.根据操作的压力，可以分为：.8

按液体混合物的组分类：.

按液体混合物的组分类：.9

按液体混合物的组分类：.

按液体混合物的组分类：.91.2蒸馏原理——气液相平衡

vapor-liquidphaseequlibrium1.2.1双组分理想物系的气液相平衡双组分在溶液中的溶解情况.1.2蒸馏原理——气液相平衡

vapor-liquid101.2蒸馏原理——气液相平衡

vapor-liquid理想物系----液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律的混合物系理想物系实际上并不存在，但低压下当各组分性质相近，分子结构相似，分子与分子之间无缔合作用的混合体系可视为理想体系。例如：苯-甲苯，甲醇-乙醇，正己烷-正庚烷，正庚烷-甲基环己烷等，石油化工中处理的大部分烃类混合物。.理想物系----液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；理想物系实际11理想物系----液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律；理想物系实际拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分i的分压pi等于该纯组分在该温度下的饱和蒸气压pio与它在溶液中的摩尔分率xi的乘积。pi=pioxi对于AB双组分，则：pA=pAoxAA----易挥发组分volatilecomponentpB=pBoxB=pBo(1-xA)B--难挥发组分lessvolatilecomponent.拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分ipi12拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分ipi假设系统的总压为p，则p=pA+pB=pAoxA+pBo

xB=pAo

xA+pBo(1-xA)

∴当达到相平衡时，A组分在液相中的摩尔分率xA为A组分在气相中的摩尔分率yA，由道尔顿分压定律：pA=p

yA.假设系统的总压为p，则p=pA+pB=pAoxA+13假设系统的总压为p，则p=pA+pB=pAoxA+纯组分的po与t的关系通常可由Antonine方程表示：A、B、C为组分的Antonine常数，可查手册。.纯组分的po与t的关系通常可由Antonine方程表示：A14纯组分的po与t的关系通常可由Antonine方程表示：A双组份理想溶液的气液平衡相图.双组份理想溶液的气液平衡相图.15双组份理想溶液的气液平衡相图.双组份理想溶液的气液平衡相图...16..16双组份非理想物系的气液相平衡实际生产所遇到的大多数物系为非理想物系。.双组份非理想物系的气液相平衡实际生产所遇到的大多数物系为非理17双组份非理想物系的气液相平衡实际生产所遇到的大多数物系为非理1、非理想溶液非理想溶液的实质----异种分子间的作用力不同于同种分子间的作用力。表现----溶液中各组分的平衡分压偏离于拉乌尔定律。此偏差可正可负，分别称为正偏差溶液或负偏差溶液典型实例：正偏差：乙醇-水、正丙醇-水等物系；负偏差：硝酸-水、氯仿-丙酮等物系.1、非理想溶液非理想溶液的实质----异种分子间的作用力不同181、非理想溶液非理想溶液的实质----异种分子间的作用力不同非理想溶液引入活度系数γ来修正对拉乌尔定律的偏差pA=pAoxAγApB=pBoxBγB若总压p不太高，则气相为理想气体，仍服从道尔顿分压定律，∴平衡气相的组成为：

.非理想溶液引入活度系数γ来修正对拉乌尔定律的偏差pA=pA19非理想溶液引入活度系数γ来修正对拉乌尔定律的偏差pA=pA..20..202、非理想气体非理想气体则用逸度来代替压强。.2、非理想气体非理想气体则用逸度来代替压强。.212、非理想气体非理想气体则用逸度来代替压强。.2、非理想气体挥发度与相对挥发度

volatilityandrelativevolatility挥发性----液体具有的挥发变成蒸气的能力挥发度----某组分由液相挥发到气相中的趋势，是该组分挥发性大小的标志。符号：υiυi大小-----某组分在气相中的平衡分压pi与该组分在液相中的摩尔分率xi之比。.挥发度与相对挥发度

volatilityandrelat22挥发度与相对挥发度

volatilityandrelat对于双组分理想溶液，则有：溶液的po是随温度而变化的，∴各组分的挥发度υ也随温度而变，使用不方便。

相对挥发度α：两组分的挥发度之比。通常为易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比。.对于双组分理想溶液，则有：溶液的po是随温度而变化的，∴23对于双组分理想溶液，则有：溶液的po是随温度而变化的，∴如果操作压强不高，气相遵循道尔顿分压定律，则：如果是双组分理想溶液，则有：虽然理想溶液的pAo、

pBo是随温度而变化的，但比值pAo/pBo的变化却不大。∴α可视为常数，α值就有了相对稳定的意义。.如果操作压强不高，气相遵循道尔顿分压定律，则：如果是双组分24如果操作压强不高，气相遵循道尔顿分压定律，则：如果是双组分计算时α可取操作温度范围内的平均值，或者取两个纯组分在各自沸点下的相对挥发度的几何平均值易挥发组分A在气、液相中的摩尔分率yA、xA之间的关系可以用相对挥发度α来表示由道尔顿分压定律：pA=p

yA，pB=p

yB.计算时α可取操作温度范围内的平均值，或者取两个纯组分在各自沸25计算时α可取操作温度范围内的平均值，或者取两个纯组分在各自沸yB=1-yA，xB=1-xA

整理得：----气液相平衡方程phaseequilibriumequation.yB=1-yA，xB=1-xA整理得：----气液相平衡方26yB=1-yA，xB=1-xA整理得：----气液相平衡方①由α可求出一系列温度下的y、x数据②由α可判断混合液分离的难易程度若α=1，则y=x，在y-x相图上与对角线重合，说明气液相组成相同，∴不能采用普通的精馏方法分离。α越大，相同的x值下易挥发组分在气相中的含量y越高，互成平衡的气液两相浓度差别越大，∴越容易分离。.①由α可求出一系列温度下的y、x数据②由α可判断混合液27①由α可求出一系列温度下的y、x数据②由α可判断混合液1.3.1平衡蒸馏（闪蒸馏）FlashDistillation1、平衡蒸馏的过程及特点原料在加热器内加热到超过进料的泡点，然后经减压阀减压后进入分离器中。压强↓，过热液体被部分汽化。蒸气并不分出而使体系保持为蒸气-液体共存的混合相。气、液两相在分离器中处于平衡。在平衡蒸馏过程中，各参数维持恒定不变。.1.3.1平衡蒸馏（闪蒸馏）FlashDistillat281.3.1平衡蒸馏（闪蒸馏）FlashDistillat2、平衡蒸馏过程计算(1)物料衡算设原料液摩尔流量为F，摩尔分率xF产品摩尔流量为D，摩尔分率y

液相产物摩尔流量为W，摩尔分率x，连续定态过程作物料衡算：总物料衡算：F=D+W易挥发组分：FxF

=Dy+Wx.2、平衡蒸馏过程计算(1)物料衡算设原料液摩尔流量为F，292、平衡蒸馏过程计算(1)物料衡算设原料液摩尔流量为F，设液化率q=W/F，液相产物占总加料量F的分率1-q=D/F

气化率,代入上式得:.设液化率q=W/F，液相产物占总加料量F的分率1-q=D/F30设液化率q=W/F，液相产物占总加料量F的分率1-q=D/F(2)热量衡算设Cp----原料液的平均摩尔比热，

kJ/(kmol·℃)tF---原料液的起始温度，K；T—加热后原料液的温度，℃则单位时间内加热器的热负荷为：.(2)热量衡算设Cp----原料液的平均摩尔比热，则单位时31(2)热量衡算设Cp----原料液的平均摩尔比热，则单位时减压后，液体部分气化所需的热量来自于物料放出的显热，设分离器中的平均温度为te，平均摩尔气化热为rkJ/kmol则：(3)气液平衡关系.减压后，液体部分气化所需的热量来自于物料放出的显热，设分离器32减压后，液体部分气化所需的热量来自于物料放出的显热，设分离器1.3.2简单蒸馏BatchDistillation1、简单蒸馏过程.1.3.2简单蒸馏BatchDistillation331.3.2简单蒸馏BatchDistillation2、简单蒸馏的特点：①不能从原始母液中得到大量高纯度的产品。②釜液与蒸气的组成都是随时间而变化的。∴是一种非定态过程。③由于装卸物料和升温比较费时，∴只能进行初步分离，而且生产能力低，适合于当组分挥发度相差较大的情况。.2、简单蒸馏的特点：①不能从原始母液中得到大量高纯度的产品342、简单蒸馏的特点：①不能从原始母液中得到大量高纯度的产品3、简单蒸馏计算假设某瞬间釜液量Lkmol,经dτ时间后变为L+dL，组成为x+dx，馏出液量为dD，组成为y，y与x为平衡关系dτ时间内作物料衡算：总物料:dD=-dL易挥发组分：整理得：L=F时，x=x1；L=W时，x=x2积分得：.3、简单蒸馏计算假设某瞬间釜液量Lkmol,经dτ时间后353、简单蒸馏计算假设某瞬间釜液量Lkmol,经dτ时间后改进.改进.36改进.改进.361.4精馏rectification1.4.1精馏塔rectificationcolumn(tower).1.4精馏rectification1.4.1精馏371.4精馏rectification1.4.1精馏1.4.2精馏原理及流程.1.4.2精馏原理及流程.381.4.2精馏原理及流程.1.4.2精馏原理及流程.38..39..39..40..40连续精馏的流程.连续精馏的流程.41连续精馏的流程.连续精馏的流程.41..42..42间歇精馏流程.间歇精馏流程.43间歇精馏流程.间歇精馏流程.431.5连续精馏的计算任务确定产品的流量或组成确定或选择适宜的操作条件

计算理论塔板数确定塔高与塔径再沸器和冷凝器的热负荷.1.5连续精馏的计算任务确定产品的流量或组成确定或选择441.5连续精馏的计算任务确定产品的流量或组成确定或选择1.5.1理论板的基本假设①塔身对外界是绝热的，可以忽略热损失。②每层塔板的上升蒸气的摩尔流量恒定精馏段:V1=V2=…=Vn=V提馏段:V1’

=V2’

=…=V

n’

=V

’③各段每层塔板下降液体的摩尔流量也恒定。精馏段:L1=L2=…=Ln=L提馏段:L1’

=L2’

=…=Lm’=L

’④气液两相离开塔板时已达到相平衡状态，即塔内各塔板均为理论塔板，气液两相间的组成关系可由平衡关系来确定。.1.5.1理论板的基本假设①塔身对外界是绝热的，可以忽略热451.5.1理论板的基本假设①塔身对外界是绝热的，可以忽略热连续精馏的实现----全塔的操作情况每层塔板上都发生部分气化和部分冷凝，各层塔板提供一定的接触时间（或接触表面）使蒸气-液体两相发生传热和传质过程。2.向上往塔顶方向，蒸气中易挥发组分越来越富集；向下往塔底方向，液体中难挥发组分越来越富集。在塔顶应有冷凝装置保证回流，使得塔内的部分气化和部分冷凝稳定持续地进行。塔底安装加热器（再沸器）使馏残液部分气化提供蒸气，且蒸气的组成应与塔底馏残液相近。.连续精馏的实现----全塔的操作情况每层塔板上都发生部分气化46连续精馏的实现----全塔的操作情况每层塔板上都发生部分气化5.进料的位置：不在塔顶，也不在塔底在塔体的某一层塔板上，这层塔板上的液体组成与进料的组成应接近，这层塔板为进料板6.加料板以上的部分为精馏段rectificationsection，以下的部分为提馏段strippingsection。精馏段的作用：把上升的蒸气中的难挥发组分冷凝下来，使塔顶馏出液更接近纯的易挥发组分；提馏段的作用：把向下回流的液体中的难挥发组分提浓，使降到塔底的液体更接近纯的难挥发组分。.5.进料的位置：不在塔顶，也不在塔底在塔体的某一层塔板上，475.进料的位置：不在塔顶，也不在塔底在塔体的某一层塔板上，1.5.2物料衡算与操作线方程1、全塔物料衡算设进料摩尔流量为F，kmol/h塔顶产品为D,kmol/h塔底产品为W，kmol/hxF、xD、xw分别表示原料液、塔顶产品、塔底产品的易挥发组分的摩尔分率总物料衡算：F=D+W易挥发组分的物料衡算：FxF=Dx

D+Wxw.1.5.2物料衡算与操作线方程1、全塔物料衡算设481.5.2物料衡算与操作线方程1、全塔物料衡算设通常已知进料量F及其组成xF，根据对馏出液（塔顶产品）和残液（塔底产品）的组成xD、xw的要求，可求出馏出液和塔底残液量。塔顶易挥发组分的回收率为：塔底难挥发组分的回收率为：塔底易挥发组分的损失率为：.通常已知进料量F及其组成xF，根据对馏出液（塔顶产品）和残液49通常已知进料量F及其组成xF，根据对馏出液（塔顶产品）和残液2、精馏段物料衡算和操作线方程如图：对精馏段第n+1块塔板以上作总物料衡算和易挥发组分的物料衡算：Vn+1=Ln+DVn+1yn+1=Lnxn+D

xD根据假设：精馏段内各层塔板上升蒸气的摩尔流量相等,下降的摩尔流量相等。

∴V1=V2=…=V,L1=L2=…

=L.2、精馏段物料衡算和操作线方程如图：对精馏段第n+1块塔板502、精馏段物料衡算和操作线方程如图：对精馏段第n+1块塔板若用回流比R=L/D表示，则：-----精馏段物操作线方程

.若用回流比R=L/D表示，则：-----精馏段物操作线方程

51若用回流比R=L/D表示，则：-----精馏段物操作线方程

或者：下一块塔板上升蒸气与上一块塔板回流液中易挥发组分的含量的关系。在y-x相图上为一直线斜率截距当xn=xD时，yn+1=xD，∴该直线通过对角线上的A点（xD，xD）。精馏段操作方程表示在精馏段内任意两相邻的两块塔板之间上升蒸气与下降液体的组成的关系.或者：下一块塔板上升蒸气与上一块塔板回流液中在y-x相图上52或者：下一块塔板上升蒸气与上一块塔板回流液中在y-x相图上3、提馏段物料衡算和操作线方程*由于原料液从加料板上加入，在提馏段中，回流液的摩尔流量和上升蒸气的摩尔流量发生了变化，与精馏段中的情况不同了。∴提馏段各塔板上液体的组成与来自下层塔板的蒸气组成的关系也必随之改变，描述这一关系的操作线方程式与精馏段操作线方程式也就不同.3、提馏段物料衡算和操作线方程*由于原料液从加料板上加入，533、提馏段物料衡算和操作线方程*由于原料液从加料板上加入，根据假设：提馏段各层塔板上升的蒸气量V

′均应相等，从各层塔板下降的液体量L

′也相等。对提馏段任一截面m块以下部分进行物料衡算，得：L′=V

′+WL′xm′

=V

′

ym+1′

+W

xW----提馏段操作线方程式.根据假设：提馏段各层塔板上升的蒸气量V′均应相等，从各层塔54根据假设：提馏段各层塔板上升的蒸气量V′均应相等，从各层塔∵在连续精馏过程中L′、W、xw保持不变∴提馏段操作线也是一条直线表示在提馏段,来自任意塔板上的液体组成xm与来自下层塔板上的蒸气组成ym+1的关系。当xm=xw时，ym+1=xw,说明该直线过y-x图中对角线上的一点，即B（xw，xw）。另外一个点应为精馏段与提馏段相交的交点，也就是说，有一个点应该在加料板上。.∵在连续精馏过程中L′、W、xw保持不变∴提馏段操作线也是一55∵在连续精馏过程中L′、W、xw保持不变∴提馏段操作线也是一⑤加料液已成为温度高于露点的过热蒸气，即过热蒸气进料直线的斜率或截距都与回流量L′,有关，而L′与加料的预热状况有关，不同的加料预热方式，L′不同，交点的位置也就不同。加料的预热状况有哪些？①加料液没有达到沸腾，即冷液进料②加料液的温度达到沸点，即泡点进料③加料液的温度达到沸点，且有一部分气化，介于泡点与露点之间。称气-液进料④加料液全部成为露点时的蒸气，即饱和蒸气进料.⑤加料液已成为温度高于露点的过热蒸气，即过热直线的斜率或截距56⑤加料液已成为温度高于露点的过热蒸气，即过热直线的斜率或截距1.5.3进料热状况的影响.1.5.3进料热状况的影响.571.5.3进料热状况的影响.1.5.3进以泡点进料为例：V

′

=V

L′=L+F设f=单位馏出液所需的进料量，即f=F/DL’=L+fD,R=L/D.以泡点进料为例：V′=VL′=L+F设f=单位58以泡点进料为例：V′=VL′=L+F设f=单位泡点进料时提馏段的操作线连接W、F两点，可得提馏段操作线。提馏段操作线在y-x图上xm=xw处与对角线相交一点W在xm=xF处与精馏段操作线相交一点F.泡点进料时提馏段的操作线连接W、F两点，可得提馏段操作线。提59泡点进料时提馏段的操作线连接W、F两点，可得提馏段操作线。提精馏段操作线和提馏段操作线的交点方程

----q线方程对加料板作物料衡算：F+L+V’=V+L’对加料板作热量衡算：I

F:原料液的焓，kJ/kmolI

L,IL’：进入和离开加料板的液体的焓IV,IV’：离开和进入加料板的蒸气的焓，FIF+LIL+

V’IV’=VIV+L’I

L’.精馏段操作线和提馏段操作线的交点方程

----q线方程对加料60精馏段操作线和提馏段操作线的交点方程

----q线方程对加料则：F

IF-[L’-

L]IL

=[V-V’]IV定义：进料热状况参数q塔中液体和蒸气都呈饱和状态，且进料板上下处温度和浓度都比较接近，∴I

V≈IV’，IL≈I

L’.则：FIF-[L’-L]IL=[V-V’]IV61则：FIF-[L’-L]IL=[V-V’]IV∴精馏段和提馏段的气液流量之间的关系：L’=L

+qFV’

=V+(q–1)F----提馏段操作线方程式对于一定的操作而言，L、F、W、xW、

q值都是已知∴此操作线也是一条直线。不同的进料状况，q值大小不同。∴此操作线的斜率、截距也不同。精馏段与提馏段的交点的轨迹----- q线方程也不同。.∴精馏段和提馏段的气液流量之间的关系：L’=L+qF62∴精馏段和提馏段的气液流量之间的关系：L’=L+qF如何求精馏段与提馏段操作线交点的轨迹，即q线方程整理得：∴q线方程在y-x座标上为一直线斜率截距.如何求精馏段与提馏段操作线交点的轨迹，即q线方程整理得：∴q63如何求精馏段与提馏段操作线交点的轨迹，即q线方程整理得：∴q∴精馏段操作线与q线的交点也是q线与提馏段操作线的交点。∴作q线的关键是先求出q值，q值随进料热状况的不同而改变。∵q线是精馏段与提馏段两操作线的交点轨迹当xq=xF时，yq=xF---q线通过y-x图中对角线上的点e（xF，xF）过e点作直线即q线ef斜率截距.∴精馏段操作线与q线的交点也是q线与提馏段操作线的交点。∴64∴精馏段操作线与q线的交点也是q线与提馏段操作线的交点。∴操作线的作图步骤①在y-x图上画出对角线作为辅助线。②在横坐标上标出xD、xF、xW三点，并通过此三点各作x轴的垂线，与对角线分别交于A、e、B三点。③找出的C点，截距为连接AC即得精馏段操作线④根据进料的热状况，求出q值。⑤过e点作直线ef即为q线，斜率为⑥q线与AC相交于点d，连接Bd即为提馏段操作线。.操作线的作图步骤①在y-x图上画出对角线作为辅助线。②在横坐65操作线的作图步骤①在y-x图上画出对角线作为辅助线。②在横坐进料的热状况对q线和提馏段操作线有很大影响。精馏段的蒸气量为V，回流液量为L提馏段的蒸气量为V’

，回流液量为L’

L’=L

+q×FV’=V+(q-1)F①若冷液进料，上升的蒸气有部分被冷凝IF＜IL→＞1提馏段回流液的量L’＞L

+F蒸气量：V’＞V.进料的热状况对q线和提馏段操作线有很大影响。精馏段的蒸气量为66进料的热状况对q线和提馏段操作线有很大影响。精馏段的蒸气量为斜率＞0，截距＜0q线位于第一象限内的ef1.斜率＞0，截距＜0q线位于第一象限内的ef1.67斜率＞0，截距＜0q线位于第一象限内的ef1.斜率＞0，截距②若在泡点下进料，即饱和液体进料，IF=IL→=1提馏段的蒸气量V’=V，回流量L’=L+F斜率=∞q线为通过（xF,xF）并垂直于x轴的ef2.②若在泡点下进料，即饱和液体进料，IF=IL→=1提馏68②若在泡点下进料，即饱和液体进料，IF=IL→=1提馏q线位于第二象限内，如ef3③如果在泡点下的气液混合进料Iv＞IF＞IL→0＜＜1提馏段的蒸气量为：V’=V

-（1-q）F回流液的量为：L’

=L

+qF斜率＜0截距＞0.q线位于第二象限内，如ef3③如果在泡点下的气液混合进料I69q线位于第二象限内，如ef3③如果在泡点下的气液混合进料I提馏段的回流液的量为：

L’

=L蒸气量为：V

=V’+F④若进料为饱和蒸气IF=Iv→=0=0q线为过点（xF，xF）并平行于x轴的水平线，如ef4.提馏段的回流液的量为：④若进料为饱和蒸气IF=Iv→=070提馏段的回流液的量为：④若进料为饱和蒸气IF=Iv→=0提馏段的回流液：L’＜L，蒸气：V

＞V’+F，⑤若进料为过热蒸气，将使部分回流的液体气化。IF＞IV

→＜0=正值q线位于第三象限内，为ef5

截距＞0.提馏段的回流液：L’＜L，⑤若进料为过热蒸气，将使部71提馏段的回流液：L’＜L，⑤若进料为过热蒸气，将使部1.5.4理论塔板数的求法1.逐板计算法----反复运用平衡线方程和操作线方程进行逐板计算，是一种最基本、最精确的方法。分两步：先用平衡线方程和精馏段操作线方程计算精馏段的理论塔板数；再用平衡线方程和提馏段操作线方程计算提馏段的理论塔板数。二者之和为整个精馏塔的理论塔板数。.1.5.4理论塔板数的求法1.逐板计算法----反复721.5.4理论塔板数的求法1.逐板计算法----反复精馏段的理论塔板数∵y1=xD为工艺要求所定,∴可先从塔顶算起一直算到xn≤xF为止，则第n块板为进料板，那么n-1为精馏段的理论塔板数（不包括进料板）；提馏段的理论塔板数用提馏段操作线方程计算到xm≤xW为止，则m-1即为提馏段的理论塔板数（不包括塔釜）∴精馏塔总的理论塔板数=n-1+m（不包括塔釜）。.精馏段的理论塔板数∵y1=xD为工艺要求所定,一直算到xn73精馏段的理论塔板数∵y1=xD为工艺要求所定,一直算到xn在塔釜内，xw和yw是处于相平衡状态，∴塔釜也起一块理论板的作用，计算时应考虑到塔釜的作用。.在塔釜内，xw和yw是处于相平衡状态，∴塔釜也起一块理论板的74在塔釜内，xw和yw是处于相平衡状态，∴塔釜也起一块理论板的总的理论塔板数为n-1+m（不包括塔釜）.总的理论塔板数为n-1+m（不包括塔釜）.75总的理论塔板数为n-1+m（不包括塔釜）.总的理论塔板数为n例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔顶产品组成为xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05，选用R=2，泡点进料，试用逐板计算法求理论塔板数NT。已知αm=2.45(2)精馏段操作线方程为：解：(1)苯-甲苯的气液平衡关系式为：.例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔(2)精馏段76例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔(2)精馏段(3)提馏段操作线方程为：假设以F=100mol/s为计算基准,则∴D=F-W=50(mol/s)L′=L+F

=RD

+F

=2×50+100=200(mol/s)∴ym+1=1.33xm-0.017或者xm=0.752ym+1+0.013.(3)提馏段操作线方程为：假设以F=100mol/s为计算基77(3)提馏段操作线方程为：假设以F=100mol/s为计算基第一块板:y1=xD=0.95，∴由平衡关系得x1=0.886第二块板:y2=0.667x1+0.317=0.908,由平衡关系得x2=0.801第三块板:y3=0.667x2+0.317=0.851,由平衡关系得x3=0.700第四块板:y4=0.667x3+0.317=0.784,由平衡关系得x4=0.597第五块板:y5=0.667x4+0.317=0.715,由平衡关系得x5=0.506第六块板:y6=0.667x5+0.317=0.784,由平衡关系得x6=0.437∵x5=0.506≈xF,∴加料板为自塔顶向下数第五块精馏段的理论塔板数=n-1=5-1=4块。(4)逐板计算:精馏段的理论塔板数:.第一块板:y1=xD=0.95，∴由平衡关系得x1=0.8878第一块板:y1=xD=0.95，∴由平衡关系得x1=0.88塔釜：∵xw=0.05，由平衡关系得yW=0.114第一块板：x1=0.752yW+0.013=0.099,由平衡关系得y1=0.212第二块板：x2=0.752y1+0.013=0.172,由平衡关系得y2=0.337第三块板：x3=0.752y2+0.013=0.266,由平衡关系得y3=0.470第四块板：x4=0.752y3+0.013=0.366,由平衡关系得y4=0.586第五块板：x5=0.752y4+0.013=0.454,由平衡关系得y5=0.671第六块板：x6=0.752y5+0.013=0.518,由平衡关系得y6=0.725提馏段理论塔板数:从提馏段的计算看，x6=0.518＞xF,而x5=0.454＜xF,∴提馏段的理论塔板数m=6块∴该精馏塔总的理论塔板数NT=5-1+6=10块（不含塔釜）.塔釜：∵xw=0.05，由平衡关系得yW=0.114提馏段79塔釜：∵xw=0.05，由平衡关系得yW=0.114提馏段2.图解法----应用塔内的气液相平衡关系和操作关系，在y-x图上作图的方法来求理论塔板数。与逐板计算法本质上是相同的①根据被分离混合液的气液相平衡关系或实验数据，在y-x图上作出平衡曲线，并画出对角线。找到相应的a,e,c三点②根据已知的工艺条件，在y-x图上作出精馏段操作线--ab。精馏段操作线方程.2.图解法----应用塔内的气液相平衡关系和操作关系，在y802.图解法----应用塔内的气液相平衡关系和操作关系，在y③过e点作q线----ed,与精馏段物操作线相交于d点④过c点连接cd即为提馏段操作线.⑤从a,点开始在平衡曲线与操作线之间作阶梯，当水平线跨越两操作线交点时，其垂直线落在提馏段操作线上，而后在提馏段操作线和平衡曲线之间作阶梯，直到xn≤xw或跨越xw为止.每一个阶梯相当于一块理论塔板..③过e点作q线----ed,与精馏段物操作线相交于d点④过81③过e点作q线----ed,与精馏段物操作线相交于d点④过1.5.5回流比的影响及选择1全回流操作时塔内气液组成的分布全回流----自塔顶引出的蒸气经冷凝后全部回流入塔，而不导出馏出液（产品）。为什么要全回流？①

提供精馏塔中每一层塔板所必需的液层②使每一层塔板上的液体组成有合理的浓度分布，维护全塔正常的操作。使气相中难挥发组分向液相扩散，液相中难挥发组分含量越来越多；液相中易挥发组分向气相扩散，气相中易挥发组分含量越来越多。.1.5.5回流比的影响及选择1全回流操作时塔内气液组成821.5.5回流比的影响及选择1全回流操作时塔内气液组成全回流时，没有馏出液，∴D=0通过物料衡算来求算任意一层塔板的气液组成由总的物料衡算：上升的蒸气量V=D+L∵全回流时D=0，∴V=L由易挥发组分的物料衡算得：V·yn+1=L·xn.全回流时，没有馏出液，∴D=0通过物料衡算来求算任意一层塔83全回流时，没有馏出液，∴D=0通过物料衡算来求算任意一层塔∴yn+1=xn说明在全回流下，来自任何一层塔板的回流液的组成xn都等于下层塔板上升的蒸气组成yn+1。.∴yn+1=xn说明在全回流下，来自任何一层塔板的回流液84∴yn+1=xn说明在全回流下，来自任何一层塔板的回流液如：全回流下要求产品含量为xD，求第二块塔板的液相组成x2。（设α为已知）

∵是全回流，∴y1=xD由平衡关系可求出x1,∵y2=x1，∴再由y2与x2的平衡关系确定x2.如：全回流下要求产品含量为xD，求第二块塔板∵是全回流，∴y85如：全回流下要求产品含量为xD，求第二块塔板∵是全回流，∴y2全回流操作时塔内理论塔板数全回流的R=∞物料在进行蒸馏时，塔顶蒸气冷凝后全部流回塔内，塔顶、塔底不出任何产品，物料在塔内循环D=0，W=0，R=∞，精馏段操作线yn+1=xn；提馏段操作线斜率y’m+1=x’m。∴全回流时精馏段与提馏段的操作线与对角线重合，与平衡线之间的距离最大∴从xD到xW作出的阶梯数目最少即：全回流条件下，将组成为xF的双组分混合液分离成组成为xD和xW的产物所需要的理论塔板数最小。对塔板数一定的精馏塔，每一层塔板的分离能力最强，∴在全回流时能达到最好的分离效果。.2全回流操作时塔内理论塔板数全回流的R=∞物料在进行蒸馏862全回流操作时塔内理论塔板数全回流的R=∞物料在进行蒸馏全回流时的最少理论塔板数Nmin（不包括再沸器）----芬斯克方程.全回流时的最少理论塔板数Nmin（不包括再沸器）----芬斯87全回流时的最少理论塔板数Nmin（不包括再沸器）----芬斯如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进料板的位置，则需要用xF代替xw，.如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进88如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进当回流比R↓，精馏段的操作线从C1向C3变动，但全回流得不到任何产品，在生产上无意义。但可用来评价精馏设备的效率。斜率↓截距↑提馏段操作线由Bd1向Bd3移动斜率↑，操作线离平衡曲线的距离越来越近，∴同样的分离要求所需理论塔板数↑。.当回流比R↓，精馏段的操作线从C1向C3变动，但全回流得不到89当回流比R↓，精馏段的操作线从C1向C3变动，但全回流得不到此时气液已达到平衡，传质推动力为0，说明要达到一定的分离效果，理论上需要无数个塔板。随着R↓，精馏段与提馏段操作线在q线上的交点d向上移动。当R减小到某一临界值时，两操作线的交点恰好落在平衡线上（d2）此时对应的回流比为最小回流比Rmin。比Rmin小的回流比是不可能的。.此时气液已达到平衡，传质推动力为0，说明要达到一定的分离效果90此时气液已达到平衡，传质推动力为0，说明要达到一定的分离效果全回流和最小回流比表示回流的上下极限，这种情况虽对生产实际无直接意义，但生产上实际回流比R的确定是建立在Rmin基础上的。在精馏设备开工前，需要先进行一段时间的全回流操作，而后逐渐过渡到实际回流比下操作。①．图解法求最小回流比Rmin整理得：yq与xq可通过平衡关系求出。当泡点进料时，xq=xF，则：.全回流和最小回流比表示回流的上下极限，这种情况虽对生产实际无91全回流和最小回流比表示回流的上下极限，这种情况虽对生产实际无当某双组分互溶体系符合理想体系，若为泡点进料，则：xq=xF，②．解析法求最小回流比.当某双组分互溶体系符合理想体系，若为泡点进料，则：xq=xF92当某双组分互溶体系符合理想体系，若为泡点进料，则：xq=xF总费用随回流比的变化有一个最低值，最低值对应的回流比为最适宜回流比R适宜。通常取R适宜=1.1~2.0Rmin

3.实际适宜回流比的选择精馏塔的经济指标：----设备费和操作费设备费主要取决于设备的大小，如塔高和塔径等。操作费主要取决于加热蒸汽和冷却水的耗用量,即取决于上升蒸气的量上升蒸气量V=L+D

=(R+1)D∴操作费随回流比的加大而↑.总费用随回流比的变化有一个最低值，最低值对应的回流比为最适宜93总费用随回流比的变化有一个最低值，最低值对应的回流比为最适宜当体系接近理想体系时，αm视为常数，通常取塔顶和塔底温度下相对挥发度的几何平均值用于计算。由芬斯克公式：“+1”的含义表示塔釜，而Nmin为不含塔釜的最小理论塔板数。1.5.6捷算法计算理论塔板数---利用芬斯克公式和吉利兰图的方法。仅适用于理想体系泡点进料的情况。包括三个步骤：（1）

求全回流时的最小理论塔板数Nmin.当体系接近理想体系时，αm视为常数，通常取塔顶和塔底温度下相94当体系接近理想体系时，αm视为常数，通常取塔顶和塔底温度下相如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进料板的位置，则需要用xF代替xw，.如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进95如果求精馏段的最小理论塔板数N′min（不含进料板）或确定进（3）求适宜回流比下的理论塔板数捷算法得到的理论塔板数误差在10%±。（2）求出最小回流比Rmin，确定适宜的R利用芬斯克公式结合吉利兰图可以求出近似于理想体系在任何回流比下的理论塔板数。与的关系.（3）求适宜回流比下的理论塔板数捷算法得到的理论塔板数误差在96（3）求适宜回流比下的理论塔板数捷算法得到的理论塔板数误差在例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔顶产品组成为xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05，选用R=2，泡点进料，试用捷算法求理论塔板数NT。已知α=2.45=2.45×0.5÷(1+1.45×0.5)=0.71=(0.95-0.71)/(0.71-0.5)=1.14=(2-1.14)/3=0.287解：求最小回流比.例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔=2.45×97例：苯-甲苯混合液，含苯50%（摩尔%），要求塔=2.45×求最小理论塔板数:=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器)∴当不包括塔釜时最小理论塔板数Nmin=5.6=0.287查吉利兰图=0.40.求最小理论塔板数:=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器98求最小理论塔板数:=6.6解得：NT=10.7(不包括再沸器1.5.8塔高和塔径理论塔板的基本假设是进入第n块塔板的气相（yn+1）与液相（xn-1）在n板上经过完全混合，充分接触，进行传质和传热，当离开n板的气、液两相（yn和xn）互成平衡。但实际上进入n板的气、液两相不能均匀地完全混合，接触时间也有限，离开n板的气、液两相（yn和xn）未达平衡，还有难免的泡沫夹带。∴实际塔板与理论塔板有很大的差异，其差异的程度可用塔板效率来表示。.1.5.8塔高和塔径理论塔板的基本假设是进入第n块塔板的991.5.8塔高和塔径理论塔板的基本假设是进入第n块塔板的影响实际塔板效率的主要因素：气液两相的物理性质：μ、α、ρ、表面张力、扩散系数等。操作条件：上升蒸气速度、下降液体流速、塔板上存液量、操作温度、压强、回流比的大小等塔板结构：板间距、塔径、塔板上液流流程长度等。板间距过小，塔高会↓，但液沫夹带会↑，塔板效率↓；板间距过大，液沫夹带会↓，但塔高会↑，塔的造价↑。塔板上液流流程长度增大，减少返混，使塔板效率↑，但增大流程，造成蒸气分布不均匀，会使操作恶化，塔板效率↓。.影响实际塔板效率的主要因素：气液两相的物理性质：μ、α、ρ、100影响实际塔板效率的主要因素：气液两相的物理性质：μ、α、ρ、总板效率(ET)：达到同样分离效果，所需的理论板数（NT）与实际板数（NP）之比，即ET=NT/NP。是全塔塔板效率的平均值。yn+1，yn--分别表示进入和离开第n块塔板的气相组成xn-1，xn--分别表示进入和离开第n块塔板的液相组成y*n--与离开第n板的液体xn相平衡的气相组成x*n--与离开第n板的蒸气yn相平衡的液相组成单板效率(EM)：也称莫夫里效率.总板效率(ET)：达到同样分离效果，所需的理论板数（NT101总板效率(ET)：达到同样分离效果，所需的理论板数（NT塔高zz=(NP-1)×HTNp----实际塔板数HT----板间距，m塔高主要与塔板数和板间距有关板间距小，塔高↓，液沫夹带↑，塔板效率↓板间距大，液沫夹带↓，塔高↑，造价↑选择板间距：当采用较大的板间距时，塔高↑，此时提高气速也不会引起液沫夹带，∴选小塔径当采用较小的板间距时，则需要增大塔径

.塔高zz=(NP-1)×HTNp----实际塔板数HT102塔高zz=(NP-1)×HTNp----实际塔板数HT塔径Du--空塔速度emptytowervelocity：蒸气通过塔截面的速度u↑，D↓，塔的投资↓，但过大会引起液沫夹带和液泛液泛----当塔板上气速很高时，液体被带到上一层塔板的量猛增，整个塔板间充满液体∴空塔速度最大不能发生液泛，最小不能低于漏液的速度.塔径Du--空塔速度emptytowervelocit103塔径Du--空塔速度emptytowervelocit①精馏段的Vs假设精馏段的摩尔流量为Vkmol/h,气相的密度为ρv,平均摩尔质量为Mmkg/kmol②提馏段的V’s假设提馏段的摩尔流量为V’kmol/h,.①精馏段的Vs假设精馏段的摩尔流量为Vkmol/h,气相104①精馏段的Vs假设精馏段的摩尔流量为Vkmol/h,气相→用上下塔板之间的液相组成表示的精馏的推动力yn+1~xn→操作关系→无关系yn+2~xn+1→操作关系yn+2~yn+1→用上下塔板之间的气相组成表示的精馏的推动力xn+1~xnyn+2~xn.→用上下塔板之间的液相组成表示的精馏的推动力yn+1~xn→105→用上下塔板之间的液相组成表示的精馏的推动力yn+1~xn→1.5.8连续精馏的热量衡算①冷凝器假设精馏塔塔顶上升的蒸气的焓为IVDkJ/kmol,塔顶馏出液的焓为ILDkJ/kmol,全凝器的热负荷为QckJ/hQc=VIVD–(LILD+D

ILD)V=L+D=(R+1)D

Qc=(R+1)D(IVD–ILD)若冷凝器进出口的温度分别为t1,t2则需要的冷却剂的量为:.1.5.8连续精馏的热量衡算①冷凝器Qc=VIVD1061.5.8连续精馏的热量衡算①冷凝器Qc=VIVD②再沸器假设再沸上升的蒸气的焓为IVWkJ/kmol,釜残液的焓为ILWkJ/kmol,提馏段底层塔板下降的液体的焓为IlmkJ/kmol,再沸器的热损失为QLkJ/h,则再沸器的热负荷为QBkJ/hQB=V’IVW+WILW–L’Ilm+QLV’=L’–W假设ILW≈Ilm则QB=V’(IVW–Ilm)

+QL若加热剂进出再沸器的焓为IB1,IB2则加热剂的量为.②再沸器QB=V’IVW+WILW–L’Ilm107②再沸器QB=V’IVW+WILW–L’Ilm

例1：用连续精馏塔在常压下分离苯和甲苯，原料液含苯25%，产品含苯98%（均为摩尔%），回流比为Rmin的2.5倍，原料液沸点进料，在此温度下苯的蒸气为1344mmHg，为了计算简便，设操作时一块理论板等于一块实际板，求进料板上一层塔板的液相组成。已知xF=0.25,xD=0.98,R=2.5Rmin,P*=1344mmHg求：xn.例1：用连续精馏塔在常压下分离苯和甲苯，原料液含苯25108例1：用连续精馏塔在常压下分离苯和甲苯，原料液含苯25解：xn属于精馏段,∴要用精馏段操作线方程R=2.5Rmin∴只要知道回流比Rmin即可得到精馏段操作线方程，而∴如果能求出yF，则问题就解决了。可题目没告诉相对挥发度α，公式没法用。

由道尔顿分压定律有：

.解：xn属于精馏段,∴要用精馏段R=2.5Rmin∴只要知道109解：xn属于精馏段,∴要用精馏段R=2.5Rmin∴只要知道=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2.65∴R=2.5Rmin=2.5×2.65=6.63

∴yn+1=0.87xn+0.128∵yF=yn+1=0.87xn+0.128=0.4475∴xn=0.367.=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2110=（0.98-0.4475）/(0.4475-0.25)=2

例2：某二元系统精馏塔连续地液相（泡点条件）进料，现对其进行理论分析，全塔共三个理论塔板，一个再沸器（精馏塔塔釜），一个冷凝器，进料位置在第二块理论板上。已知进料组成xF=50%，二元系统相对挥发度α=4，提馏段蒸气流率与残液流率之比为V’/W=2.0，塔底产品组成xw=10%，求升到第二块理论板下面物料的气相组成（可假设为恒摩尔回流）.例2：某二元系统精馏塔连续地液相（泡点.111例2：某二元系统精馏塔连续地液相（泡点.例2：某解：题目要求的是y3，因此用提馏段操作线方程更方便。

提馏段操作线方程为：或者：∵V′/W=2，∴L

′

=V′+

W=3

W∴ym+1=1.5xm-0.5xw由图知：yw=ym+1=1.5x3-0.5xw如果求出x3，则可利用相平衡关系求出y3∵yw与xw也是平衡关系，即：.解：题目要求的是y3，因此用提馏段操作线方程更方便。或者：∵112解：题目要求的是y3，因此用提馏段操作线方程更方便。或者：∵

∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(1+3×0.1)=0.39将yw代入yw=ym+1=1.5x3-0.5xw中，得x3=0.24.∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(113∴y3=4x3/(1+3x3)=0.56=4×0.1/(例5：一连续精馏塔处理含苯50%的苯-甲苯混合液，处理量为100kmol/h，现要求塔顶产品至少含苯98%（均为mol%）已知精馏釜的上升蒸汽量为120kmol/h，回流比R=1.3Rmin,原料液是泡点进料，平衡关系式为y=1.425x，塔顶气相温度为81℃时蒸汽的冷凝潜热为L=400kJ/kg，求：1、塔顶产品的量2、塔顶产品在全凝器中冷凝，所用的冷却水进出口温度为297K和317K，求冷却水用量。3、若冷凝器的传热系数为K=300W/m2·℃，求冷凝器的面积.例5：一连续精馏塔处理含苯50%的苯-甲苯混合液，处理量为1114例5：一连续精馏塔处理含苯50%的苯-甲苯混合液，处理量为1解：1、塔顶产品量D∵R=

L/DV=(R+1)D∴D=V/(R+1)∵是泡点进料，∴q=1根据题意：xq=xF=0.5∴yq=1.425xq=1.425×0.5

=0.7125

∴R=1.3Rmin=1.64.解：1、塔顶产品量D∵R=L/DV=(R115解：1、塔顶产品量D∵R=L/DV=(R∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45kmol/h2、全凝器中冷却水的用量Wm,c冷凝器中需要移走的热量Q=Wm,hL=Cp·Wm,c(t2-t1)Wm,h=Wn,h

·Mm平均分子量Mm=0.98×78＋0.02×92=78.3∴Wm,h=Wn,h

·Mm=120×78.3=9393.6kg/h∴Q=Wm,hL=9393.6×400=3.76×106kJ/hWm,c=Q/Cp·

(t2-t1)=3.76×106/4.19(317-97)=4.49×104kJ/h.∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45km116∴D=V/(R+1)=120/2.64=45.45km3、全凝器的传热面积SS=Q/K·△tm△tm=(△t1+

△t2)/2=[(273+81-297)+(273+81-317)]/2=47K∴S=3.76×106×1000/300/47/3600=74.07m2

.3、全凝器的传热面积SS=Q/K·△tm△tm=(△t11173、全凝器的传热面积SS=Q/K·△tm△tm=(△t1例3：有一分离CS2和CCl4溶液的精馏塔，进料组成为CS230%，CCl470%，要求原料液中88%的CS2能进入馏出液，残留液中CS2浓度不高于5%（以上均为质量%），塔系常压操作，进料温度为20℃，料液沸点为57.3℃，回流比为2.34，试求：精馏段和提馏段操作线方程。CS2和CCl4的分子量分别为76和153.8,1atm时CS2和CCl4的汽化潜热分别为6350kJ/kmol，7600kJ/kmol，比热分别为0.235kJ/kg·℃，0.27kJ/kg·℃，忽略两者混合时的热效应。.例3：有一分离CS2和CCl4溶液的精馏塔，进料组成.118例3：有一分离CS2和CCl4溶液的精馏塔，进料组成.例3：解：⑴求精馏段的操作线方程将质量分率换成摩尔分率进料组成：釜液组成：以100kmol进料液为基准总的物料衡算式：F=D+W=100CS2的物料衡算式：F

xF=D

xD+W

xW100×0.465=D

xD+0.0965W

根据题意：D

xD=

0.88F

xF.解：⑴求精馏段的操作线方程釜液组成：以100kmol进料液为119解：⑴求精馏段的操作线方程釜液组成：以100kmol进料液为∴100×0.465=0.88×100×0.465

+0.0965WW

=57.8kmolD

=F

-

W

=

42.2kmolxD=0.88×100×0.465

/42.2=0.97∴精馏段的操作线方程：.∴100×0.465=0.88×100×0.465120∴100×0.465=0.88×100×0.465(2)求提馏段的操作线方程---应先求q值气化热=6350×0.465＋7600×0.535=7000kJ/kmol混合液的比热Cp=Cp1x1M1+Cp2x2M2=0.235×0.465×76＋0.27×0.535×153.8=30.5kJ/kg•℃.(2)求提馏段的操作线方程---应先求q值气化热=6350×121(2)求提馏段的操作线方程---应先求q值气化热=6350×提馏段的操作线方程L=

L+q×FL

=R

D

=

2.34×42.2=98.8kmol∴.提馏段的操作线方程L=L+q×FL=RD=2.122提馏段的操作线方程L=L+q×FL=RD=2.1.6间歇精馏流程batchrectification.1.6间歇精馏流程batchrectificatio1231.6间歇精馏流程batchrectificatio1.6.1回流比恒定时的间歇精馏间歇精馏操作过程中，如果回流比R保持不变，随着精馏的进行，蒸馏釜内液体混合物中易挥发组分的浓度不断↓，产品的浓度不断↓如果回流比R保持不变，通常的操作是当釜液与馏出液的平均组成达到规定值时，即停止精馏操作1.理论塔板数回流比R=(1.1~2)Rmin间歇精馏操作线方程.1.6.1回流比恒定时的间歇精馏间歇精馏操作过程中，如1241.6.1回流比恒定时的间歇精馏间歇精馏操作过程中，如2.操作过程中各瞬间的xD和xW的关系设蒸馏开始时，馏出液组成为xD1回流比R不变操作线斜率R/(R+1)就不变随着蒸馏的进行，当釜残液的组成下降到xw2时，馏出液的组成也随着变成xD2。操作线将平行下移。在每一条操作线和平衡线之间作阶梯,都会有一个xDi与xWi的一一对应的值在回流比不变的条件下操作，所得馏出液组成是精馏开始xD1到精馏结束时馏出液组成xD2的中间值xDm。.2.操作过程中各瞬间的xD和xW的关系设蒸馏开始时，馏出液1252.操作过程中各瞬间的xD和xW的关系设蒸馏开始时，馏出液间歇精馏时一批操作的物料衡算与连续精馏是相似的，总物料：D+W=F易挥发组分：DxDm+WxW=FxF.间歇精馏时一批操作的物料衡算与连续精馏是相似的，总物料：D+126间歇精馏时一批操作的物料衡算与连续精馏是相似的，总物料：D+1.6.1馏出液恒定时的间歇精馏要保持产品的浓度不变，必须调整回流比R为了保证馏出液的质量，即保持xD不变，必须增大回流比R精馏过程中，虽然釜中易挥发组分的量在减少，但由于每一层塔板的分离能力↑，∴馏出液中易挥发组分的浓度xD可以维持不变。1.确定理论塔板数回流比R=(1.1~2)Rmin.1.6.1馏出液恒定时的间歇精馏要保持产品的浓度不变，必须1271.6.1馏出液恒定时的间歇精馏要保持产品的浓度不变，必须增大回流比R则操作线的斜率R/(R+1)↑精馏过程中，虽然釜中易挥发组分的量在减少，但由于每一层塔板的分离能力↑，∴馏出液中易挥发组分的浓度xD可以维持不变。回流比R↓,每一层塔板的分离能力↓,∴很难保证xD不变.增大回流比R则操作线的斜率R/(R+1)↑精馏过程中，虽然128增大回流比R则操作线的斜率R/(R+1)↑精馏过程中，虽然下册第1章蒸馏与精馏DistillationandRectification基本要求

1、掌握精馏原理和塔板数的计算2、理解回流比对精馏操作的影响3、了解精馏塔的基本结构和主要性能重点：精馏原理、塔板数的计算；回流比对精馏的影响难点：连续精馏的基本原理和塔板数的计算.下册第1章蒸馏与精馏基本要求.129下册第1章蒸馏与精馏基本要求.下册第1章蒸馏蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.130蒸馏的有关基本概念蒸馏原理平衡蒸馏与简单蒸馏精馏.蒸馏的有关1.1概述蒸馏distillation

蒸馏与精馏的区别蒸馏分类.1.1概述蒸馏distillation蒸馏与精馏的区1311.1概述蒸馏distillation蒸馏与精馏的区..132..132定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系中各组分挥发度不同的特性而实现分离的目的。分离液相混合物的典型单元操作，属于质量传递化工生产中蒸馏的应用：基本化工----液化空气，高温下加热空气，通过蒸馏分离出氮气和氧气。石油炼制----常减压蒸馏分离汽油、柴油、重油炼焦化工----蒸馏的方法分离焦油高聚物工业----提纯单体.定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系分离液相混133定义：将液体混合物加热造成气、液两相物质，利用物系分离液相混蒸馏----当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；蒸馏没有回流，而精馏有回流。区别在于“回流reflux”回流的作用----通过回流，造成气液两相接触，从而进行质量传递和热量传递。通过多次