化工第四章-精馏课件

可以根据液体挥发度差异精馏液体混合物如何分离？

概念

1.易挥发组分：轻组分，A

液相中A摩尔分数：xA

蒸气中A摩尔分数：yA 2.难挥发组分：重组分，B 3.泡点：混合液开始沸腾的温度

4.露点：混合蒸气开始凝结的温度

可以根据液体挥发度差异精馏液体混合物如何分离？概本章线索1.精馏原理 双组分溶液气液相平衡：t-x-y图，x-y图 理想物系非理想物系 精馏原理

4.板式塔2.简单蒸馏计算平衡蒸馏3.连续精馏计算实际塔板数理论塔板数塔效率操作线方程物料衡算气液平衡本章线索4.板式塔2.简单蒸馏计算平衡蒸馏实际塔板数1.精馏原理1.1理想双组份互溶体系气液相平衡

（1）液相为理想溶液，服从拉乌尔定律：

精馏需知双组分的气液平衡关系，可根据纯液体饱和蒸气压求得双组分理想体系有两个含义：pApBxAxB

溶液沸腾时，各组分蒸气压之和等于外压p：1.精馏原理（1）液相为理想溶液，服从拉乌尔定律：（2）气相为理想气体，符合道尔顿分压定律：

根据不同温度下各组分的饱和蒸汽压PA*、PB*，可求出各温度下的气、液相浓度xA、yA

例4.1-1

已知苯和甲苯的饱和蒸气压，作出常压下的t-x-y图（2）气相为理想气体，符合道尔顿分压定律：根

t/C苯

kPa

甲苯

kPa80.1101.339.384.0113.644.488.0127.650.692.0143.757.696.0160.565.7100.0179.274.5104.0199.383.3108.0221.293.9110.8233.0101.300.20.40.60.81.0110100

90

8070

60101.32KPat

xA或yA液相区气相区气液共存区t-xt-y得到表2，直观表示为t/C苯甲苯80.1101.339.3t-x-y图 两点：纯易挥发A组分(x=1)，纯难挥发B组分（x=0）。

三区:t-x线以下为液相区；t-y线以上为气相区；t-x与t-y线之间为气液共存区。

两线：t-x线为泡点线；t-y线为露点线。 xA=0.50，泡点时蒸气组成yA=0.713。00.20.40.60.81.0110100

90

8070

60101.32KPat

xA或yA液相区气相区气液共存区t-xt-yt-x-y图 三区:t-x线以下为液相区；t-y线以y-x图

从每个点可读出平衡时气、液相组成，对应一个温度

t-x-y图上的泡点线和露点线，在x-y图上合并为一条平衡线。

xA=0.50，蒸气组成yA=0.713平衡线1.001.0yAxA0.7130.5y-x图 从每个点可读出平衡时气、液相组成，对应一个相对挥发度

所以，比较溶液中各组分挥发度，不能只比较蒸气分压，应为组分的平衡蒸气分压与其液相摩尔分数之比，即挥发度：

蒸馏：根据液体挥发度差异进行分离

纯液体的挥发度，以纯液体的饱和蒸气压表示。 溶液中各组分的蒸气压比纯液体时低，与液相摩尔分数等有关。对于理想溶液,相对挥发度 所以，比较溶液中各组分挥发度，不能只比较蒸气分压体系服从拉乌尔定律时：体系服从道尔顿定律时：相对挥发度：即：气相中两组分摩尔分数之比/液相中摩尔分数比体系服从拉乌尔定律时：体系服从道尔顿定律时：相对挥发度：即：

α值越大，同一液相组成xA对应的yA值越大，分离越易。α可作为蒸馏分离某物系难易程度的标志。

给出一个xA值，求出相应的yA值。

例4.1-2

已知α值，求气液平衡数据。α值越大，同一液相组成xA对应的yA值越大，分离越1.2非理想物系的气液相平衡（1）非理想溶液溶液的非理想性，源于异种分子间作用力不同于同种分子间作用力，或因缔合、解离等原因引起混合前后分子数目的改变，导致溶液中各组分产生的分压偏离拉乌尔定律。

正偏差：异种分子间的排斥力大于同种分子间排斥力，溶液组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的高1.00总压

pxA正偏差负偏差理想最低恒沸点最高恒沸点

正偏差严重时，形成具有最低恒沸点的溶液

1.2非理想物系的气液相平衡（1）非理想溶液

苯-乙醇溶液，其最低恒沸点为tm＝68.3℃，xm＝0.552。 乙醇-水溶液，tm＝78.15℃，xm＝0.894。 制备无水酒精，需用特殊精馏。

苯-乙醇溶液，其最低恒沸点为tm＝68.3℃，x

负偏差：异分子间的吸引力大于同分子间吸引力，溶液两个组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的低。 1.00总压

pxA正偏差负偏差理想最低恒沸点最高恒沸点

负偏差严重时，形成具有最高恒沸点的溶液。氯仿-丙酮溶液，tm＝64.5℃，xm＝0.65。负偏差：异分子间的吸引力大于同分子间吸引力，溶液两（2）压力对气液平衡的影响

通常，压力降低，泡点变小，相对挥发度α增大，分离容易。

氮-氧体系，体系压强提高到3.5MPa以上时，体系出现恒沸点，恒沸点组成随压强改变而变化

1.001.0yAxA1MPa3.5MPa4.5MPa压力对氮氧体系平衡的影响（2）压力对气液平衡的影响氮-氧体系，体系压强提1.3.1简单蒸馏

将组成为x=0.50的苯-甲苯溶液加热至B点，产生第1个气泡，对应的温度为泡点t1，气泡组成为y1（苯）=0.71。1.3精馏原理

y2y1x2xt2

t1

导出蒸气（微量）冷凝，馏出液x

（苯）=0.71。馏残液中苯含量降低，加热到t2才沸腾，气泡组成y21.3.1简单蒸馏1.3精馏原理 y2y1

间歇操作,非定态（时变过程）应用：不精密的分离，如蒸馏发酵液得到饮用酒，煤焦油的粗分。

简单蒸馏所得溶液纯度不高，如何提高纯度？间歇操作,非定态（时变过程）

多次部分气化

将组成为x0的苯-甲苯溶液加热至两相区。分出蒸气，再将馏残液部分气化和分出蒸气，如此反复，最终所余液体接近纯的难挥发组分1.3.2精馏

多次部分气化1.3.2精馏

多次部分气化和多次部分冷凝，可得到纯易挥发组分和纯的难挥发组分。多次部分冷凝 反之，将组成为y0的蒸气部分冷凝，液相组成x1，气相组成y1。再将蒸气部分冷凝，如此反复，最终所余蒸气接近纯易挥发组分部多次部分气化和多次部分冷凝，可得到纯易挥发组3连续精馏3.1连续精馏的实现

由t-x-y图知，相同组成蒸气的露点高于同组成溶液的泡点。

蒸气V1（组成y1）与组成相近的溶液L1（组成x1）接触，热量由蒸气向溶液传递，造成蒸气部分冷凝、溶液部分气化，同时发生传质，得到蒸气V2（组成y2）和液体L2（组成x2）。y2>y1,x2<x1,即蒸气富集了轻组分，溶液富集了重组分00.20.40.60.81.0110100

90

8070

60t

xA或yAL1,x1V1,y1L2,x2V2,y23连续精馏由t-x-y图知，相同组成蒸气的露点

精馏塔中，上层塔板流下的液体Ln-1与下层塔板上升的蒸气Vn+1在第n块板接触，两者组成接近，蒸气露点高于溶液泡点，将引起蒸气部分冷凝和溶液部分气化。

传热传质的结果，两者温度趋于一致，新生蒸气Vn比下层上升蒸气Vn+1富含轻组分，新生溶液Ln比上层流下液体Ln-1富含重组分。nn-1n+1VnynVn+1yn+1LnxnLn-1xn-1yn>yn+1,xn<xn-1塔板数从上往下数精馏塔中，上层塔板流下的液体Ln-1与下层塔板

往塔顶方向，蒸气中轻组分越来越富集，往塔底方向溶液重组分越富集。

（1）将塔顶蒸气的冷凝液回流一部分，称为回流液。

（2）塔底应提供蒸气，所以，在塔底安装加热器（称再沸器），使釜残液部分气化。

塔板数由上向下数1234往塔顶方向，蒸气中轻组分越来越富集，往塔底方

（3）进料组成介于馏出液和釜残液之间，进料不应在塔顶或塔底，应在液相组成与进料接近的塔板上，称为进料板。

进料板以上各层塔板，轻组分含量均比进料中高，称为精馏段。

进料板以下（包括进料板）各层塔板，重组分含量比进料中高，称为提馏段。

1234（3）进料组成介于馏出液和釜残液之间，进料不

只有精馏段的塔，只能将进料分割为纯的轻组分和粗的釜残液。如将粗苯分割成精苯和动力苯

只有提馏段的塔，只能将进料分割为粗的馏出液和纯的重组分。如稀硫酸的浓缩只有精馏段的塔，只能将进料分割为纯的轻组分

塔顶蒸气（V）经冷凝后，部分作为回流L，其他作为馏出液D。回流比R为：回流比 L，D，V：回流液体、馏出液、上升蒸气的摩尔流量

1234VLD塔顶蒸气（V）经冷凝后，部分作为回流L，其

连续精馏中，连续进料，馏出液和釜残液连续引出，系统各点操作条件和物相组成不随时间变化。

釜残液经换热器冷却回收热量后，作为产品。连续精馏流程

再沸器：釜残液部分气化

塔顶全凝器：蒸气全部冷凝塔顶分凝器：蒸气部分冷凝连续精馏中，连续进料，馏出液和釜残液连续引3.2理论塔板数的计算

进入塔板的气液，在塔板上充分混合、接触、传质，离开该板的气液两相达到传热、传质平衡，即两相温度相等，组成互成平衡，称为理论板。

再沸器内，釜残液部分气化，气液接近平衡，可视为一块理论板。

塔顶分凝器：蒸气部分冷凝，气液接近平衡，可视为一块理论板。3.2理论塔板数的计算进入塔板的气液，在塔板上充3.2.1全塔物料衡算总物料衡算:易挥发组分的物料衡算联立以上两式可得:

1234FWD3.2.1全塔物料衡算总物料衡算:易挥发组分的物料衡算联立

进料浓度XF一般给定，规定塔顶、塔底产品组成,产品的采出率不能自由选择馏出液采出率釜液采出率从两公式得出什么结论？

1234FWD进料浓度XF一般给定，规定塔顶、塔底基本假设3.2.2操作线方程

（1）进料液预热到泡点，温度与进料板上液体温度接近，即饱和液体进料（2）塔身绝热，无热损失

1234

（3）回流由塔顶全凝器供给，回流组成与产品相同，回流温度为溶液泡点基本假设3.2.2操作线方程（1）进料液预nn-1n+1VnynVn+1yn+1LnxnLn-1xn-1yn>yn+1,xn<xn-1Vn=Vn+1,Ln=Ln-1

（4）轻、重组分摩尔气化热相等。各层塔板上每气化1mol液体，必然有1mol蒸气冷凝。

全塔上升蒸气量(V)相等，精馏段回流量(L)相等；提馏段回流量(L

)相等,且L

=L+Fnn-1n+1VnynVn+1yn+1LnxnLn-3.2.2.1精馏段操作线方程

在第n板与第n+1板之间的塔截面到塔顶全凝器之间进行物料衡算：3.2.2.1精馏段操作线方程在第n板与第n

两相邻塔板之间上升蒸汽和下降液体中轻组分摩尔分率yn+1和xn之间的关系，称为操作关系，其方程式称为操作线方程

直线斜率为R/(R+1)，在y轴截距是xd/(R+1)。xdxdxw

令xn=xd,则yn+1=xd，即操作线过点（xd，xd）两相邻塔板之间上升蒸汽和下降液体中轻组分摩尔分率3.2.2.2提馏段操作线方程

从第m板与第m+1板之间的塔截面到塔底再沸器之间进行物料衡算：f=F/DVF+LW对于轻组分：3.2.2.2提馏段操作线方程从第m

直线斜率为(f+R)/(R+1)，因为f>1，所以，斜率大于1。在y轴截距是-(f-1)xw/(R+1)xdxdxwxwxf

令xm=xw,则ym+1=xw，即过点（xw，xw）直线斜率为(f+R)/(R+1)，因为f

从点(xd,xd)出发，以xd/(R+1)为截距，作出精馏段操作线;

精馏段操作线与x=xf相交，连接交点与（xw,xw），得到提馏段操作线。

交点横坐标为xf

将精馏段、提馏段操作线方程联立，求交点xdxdxwxwxf从点(xd,xd)出发，以x3.2.3图解法计算理论塔板数

通常从塔顶开始进行计算。塔顶回流液由全凝器提供，回流至第一块塔板的回流液组成xd，等于该块塔板产生的蒸气组成y1：

1234y1=xd

各塔板为理论板，离开第一块塔板的液体（x1）必与该块塔板产生的蒸气（y1）平衡，即（x1,y1）必在平衡线上。3.2.3图解法计算理论塔板数通常从

由点(xd,xd)作水平线，与平衡线交点为（x1,y1），求得x1

离开第一块塔板的液体（x1）与第二块板上升的蒸气（y2）服从精馏段操作线方程

即（x1,y2）在操作线上，由（x1,y1）作垂线与操作线相交于（x1,y2），得到y2

。(x1,y1)(x1,y2)由点(xd,xd)作水平线，与平衡

离开第n块板的气相组成yn与液相组成xn满足相平衡关系，代表该板的点B（xn，yn）在平衡线上；

第n+1块板上升蒸气yn+1与第n块板下降液体xn满足操作线方程，C（xn，yn+1）在操作线上。离开第n块板的气相组成yn与液相组成x

依次绘水平线与垂直线，每绘出一个直角梯级就代表一块理论板，总梯级数目为理论板数。

(x1,y1)(x1,y2)图解方法

最佳进料板位置，应使全塔所需总理论板数最少。

确定条件：离开该板的液相组成x等于或略小于xf。某梯级跨两操作线交点时，应更换操作线，该梯级为进料板，属提馏段依次绘水平线与垂直线，每绘出一个直角梯级就代表

例

苯-甲苯混合物泡点进料，xf=0.50,xd=0.95,xw=0.05，R=2，求理论塔板数(x1,y1)(x1,y2)

图解法对理想溶液和非理想溶液均适用。例苯-甲苯混合物泡点进料，xf=0

（1）作操作线：（xd，xd），y轴截距xd/(R+1),得精馏段操作线；x=xf线与精馏段线交点，(xw,xw)，得提馏段操作线

（2）画梯级x5<xf,在第五块板加料；x11<xw

，故理论塔板数为11，再沸器相当于1块塔板，故理论塔板数为10（不含再沸器），其中精馏段4块，提馏段6块(x1,y1)(x1,y2)（1）作操作线：(x1,y1)(x1,y3.2.4逐板计算法

例

苯-甲苯混合物泡点进料，相对挥发度为2.45，塔顶全凝器，xf=0.50,xd=0.95,xw=0.05，R=2，求理论塔板数

1234

回流至第一块塔板的回流液组成xd，等于该块塔板产生的蒸气组成y1：y1=xd=0.95

对理想溶液，根据气液平衡关系，由y1求得x1x1=0.8863.2.4逐板计算法例苯-甲苯混

1234

根据精馏段操作线，由x1

求得y2=0.908求得x5=0.506，又因为xf=0.50，应在第5块板加料1根据精馏段操作线，由x1求得y2

根据物料恒算：

求得f=F/D=2,得到提馏段操作线方程

求得x11=0.044≤xw

，得到塔板数为11

该法适于理想体系根据物料恒算：3.2.5回流比的影响3.2.5.1全回流

塔顶冷凝液全部作为回流，称为全回流，不加料，也不出料F=0,D=0,W=0,R=L/D=∞

重要特点：两操作线合二为一,yn+1=xn，与对角线y=x重合。

两板之间任一截面上，上升蒸气组成yn+1与下降液体xn组成相等。3.2.5回流比的影响塔顶冷凝液全

操作线和平衡线的距离最远，达到指定分离程度所需的理论板数最少。

全回流时，得不到产品，在工业上不采用。在精馏塔的开工调试阶段常采用。 操作线和平衡线的距离最远，达到指定分离程度所需的全回流下最小理论塔板数NMin体系为理想体系时，根据相对挥发度定义，离开每块板的气液平衡，满足关系：对于第一块板：对于第二块板：全回流下操作线方程为：yn+1=xn所以：yA2=xA1yB2=1-yA2=1-xA1=xB1全回流下最小理论塔板数NMin体系为理想体系时，根据相对挥发将yA2=xA1yB2=xB1

代入同理得：将塔顶yA1=xd塔釜

xAN=xW

代入芬斯克方程（Fenske，含塔釜）将yA2=xA1yB2=xB1代入同理3.2.5.2最小回流比

回流比减小，精馏段操作线斜率变小，提馏段操作线斜率增大，到达某一极限时，两操作线与平衡线交于(xf,yf)，精馏需要无穷多塔板

将(xf,yf)代入精馏段操作线方程xfyf3.2.5.2最小回流比回流比减小，精馏段xfyf

对某些体系，当R减小到与平衡线相切时，精馏也无法达到预期效果

xfyf对某些体系，当R减小到与平衡线相切时，精馏也回流比的选择

应使精馏总成本最低回流比为Rmin,塔为无穷高，投资费用无穷大。

R适当提高，投资费用下降。回流比继续增大，能耗随之增大，操作费用迅速增大建议R=1.1～2.0Rmin回流比的选择

应使精馏总成本最低

将许多不同精馏塔的回流比R、最小回流比Rmin、理论板数N、最小理论板数Nmin四个参数进行定量的关联，称为吉利兰图（Gillilad）图，3.2.6理论塔板数的捷算法将许多不同精馏塔的回流比R、最小回流比Rmi

该法简便，但仅适用于泡点进料的理想体系。

（1）计算最小回流比Rmin

,确定回流比R

（3）查吉利兰图，计算理论塔板数N（含再沸器）

（2）计算全回流下最小理论塔板数Nmin该法简便，但仅适用于泡点进料的理想体系。塔板型式

（1）错流塔板：有降液管，应用最广（2）逆流塔板：穿流塔板错流式塔板

3.8板式塔

在总体上，两相呈逆流流动，而在每一块塔板上，两相呈错流接触。

在重力作用下，液体自上而下横向流过各层塔板，由塔底排出；

在压差推动下，气体由下而上穿过塔板开孔、通过板上液层，两相进行接触传质，最后由塔顶排出。塔板型式错流式塔板3.8板式塔在总体上，两相呈

结构简单，板面利用率也高，但需要较高气速才能维持板上液层，操作范围较小，分离效率也低，工业上应用较少。穿流式塔板

不设降液管，气液同时由板上孔道逆向穿流而过。结构简单，板面利用率也高，但需要较高气速才能维持1）筛孔塔板

1832年开始用于工业生产。塔板上开有许多均匀的小孔，孔径一般为3～8mm。通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。

结构简单、造价低，气体压降低，生产能力大，传质效率高。筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应用日趋广泛。错流式塔板

1）筛孔塔板结构简单、造价低，气体压降低，生产2）泡罩塔板

1813年Cellier提出，工业应用最早，由升气管及泡罩构成。泡罩下部周边开有很多齿缝。上升气体通过齿缝进入液层，被分散成细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层。

操作弹性较大，塔板不易堵塞；结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，板效率较低，逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。2）泡罩塔板操作弹性较大，塔板不易堵