第五章蒸餾(應(yīng)化)(化工傳遞過程)

第一節(jié)兩組分溶液的汽-液平衡第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾第三節(jié)精餾原理和流程第四節(jié)兩組分連續(xù)精餾計算第五節(jié)精餾裝置的熱量衡算第六節(jié)特殊蒸餾第五章蒸餾（Distillation）1概述一、蒸餾：利用液體混合物中各組分揮發(fā)性（沸點）的不同，將液體部分氣化，從而使液體混合物達到分離的單元操作。

蒸餾是分離液體混合物的一種傳質(zhì)操作，是蒸發(fā)和冷凝兩種單元操作的聯(lián)合。其優(yōu)點在于不需使用系統(tǒng)組分以外的其它溶劑,從而保證不會引入新的雜質(zhì)。2概述常壓簡單蒸餾裝置

易揮發(fā)組分(A)：沸點低的組分(輕組分)，在汽相中富集；難揮發(fā)組分(B)：沸點高的組分(重組分)，在液相中富集。3二、特點適用于各種濃度（液體）混合物的分離；通過蒸餾可以直接獲得所需的產(chǎn)品；耗能較大。概述

1）石油煉制工業(yè)(原油汽油、煤油、柴油等）；2）石油化工工業(yè)（基本有機原料、石油裂解氣等分離）；3）空氣的分離（氧氣、氮氣的制備）；4概述四、分類壓強：常壓，減壓，加壓組分數(shù)目：雙組分，多組分操作流程：間歇，連續(xù)操作方式：簡單蒸餾，平衡蒸餾，精餾，特殊蒸餾

1）通過加熱使混合物形成氣、液兩相共存體系，為相際傳質(zhì)提供必要的條件；2）各組分間揮發(fā)能力的差異足夠大，以保證蒸餾過程的傳質(zhì)推動力。三、蒸餾過程的必要條件5

5.1.1相律和相組成5.1.2理想溶液的汽液平衡——拉烏爾定律5.1.3氣液平衡相圖5.1.4相對揮發(fā)度5.1.5雙組分非理想溶液的平衡相圖第一節(jié)兩組分溶液的汽-液平衡6一、相律(PhaseRule)5.1.1相律和相組成

相律是研究相平衡的基本規(guī)律，它表示平衡物系中自由度數(shù)、相數(shù)及獨立組分數(shù)間的關(guān)系。

F=C-φ+2式中F——自由度數(shù)

C——獨立組分數(shù)

φ——相數(shù)2——表示外界只有溫度和壓強可以影響物系的平衡關(guān)系。7

兩組分溶液的汽液平衡關(guān)系可用一定壓強下的t～x（y），x～y函數(shù)關(guān)系或相圖表示。5.1.1相律和相組成對雙組份蒸餾體系8

二、相組成(PhaseComposition)A）摩爾分率B）質(zhì)量分率C）換算關(guān)系D）混合分子量5.1.1相律和相組成揮發(fā)組分代表液相中易揮發(fā)和難和)1(xAxA-揮發(fā)組分代表氣相中易揮發(fā)和難和)1(yAyA-95.1.2拉烏爾定律（Raoult’sLaw）理想溶液定義：溶液中同分子間的作用力與異分子間的作用力相等。如：甲醇與乙醇，苯和甲苯，二甲苯和對二甲苯

理想物系：液相為理想溶液，服從拉烏爾定律；氣相為理想氣體，服從道爾頓分壓定律。對二元A、B：105.1.2拉烏爾定律（Raoult’sLaw）拉烏爾定律：當理想溶液的氣液兩相平衡時，溶液上方某一組分的分壓與溶液中該組分的摩爾分率成正比。

p—溶液上方組分的平衡分壓，Pa；po—純組分的飽和蒸氣壓，由Antonie方程或手冊查得；x—組分的（液相）摩爾分率。

〈通常略去下標，以x表示液相中易揮發(fā)組分摩爾分率，（1–x）表示難揮發(fā)組分摩爾分率，以y表示氣相中易揮發(fā)組分摩爾分率，（1–y）表示難揮發(fā)組分摩爾分率〉。11上兩式即為兩組分理想物系的汽液平衡函數(shù)關(guān)系式，據(jù)此可求得一定壓力下溫度-組成（t-x或t-y）和氣-液組成（x-y）關(guān)系。5.1.2拉烏爾定律（Raoult’sLaw）——泡點方程

——露點方程泡點：混合液開始沸騰時的溫度。露點：混合汽開始冷凝時的溫度。125.1.3氣液平衡相圖TX(Y)做t—x—y相圖：

P一定135.1.3氣液平衡相圖一、t-x-y圖——上曲線：平衡時汽相組成與溫度的關(guān)系，稱為汽相線或飽和蒸汽線或露點線；下曲線：平衡時液相組成與溫度的關(guān)系，稱為液相線或飽和液體線或泡點線；三個區(qū)域：液相區(qū)、過熱蒸汽區(qū)、汽液共存區(qū)。

兩條線,三個區(qū)域蒸餾分離操作必須在汽液兩相共存區(qū)內(nèi)進行?。?！14二、x

-

y圖d.加壓對分離不利，但總壓變化不大時，影響可忽略a.對角線為輔助線，平衡線總是位于對角線上方b.偏離越遠，越易分離c.各點具有不同的溫度5.1.3氣液平衡相圖

由于總壓對x-y曲線影響不大，因此蒸餾中使用x-y圖較t

-（x）y圖方便。155.1.4揮發(fā)度與相對揮發(fā)度對于理想溶液則有：一、揮發(fā)度(Volatility)

表示組分由液相揮發(fā)到氣相的難易程度。純液體的揮發(fā)度是指該液體在一定溫度下的飽和蒸氣壓P0?；旌先芤褐?，各組分的揮發(fā)度定義為該組分在蒸氣中的平衡分壓和與之相平衡的液相中的摩爾分率之比，即：165.1.4相對揮發(fā)度二、相對揮發(fā)度（α）定義：溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度與難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比。即：17理想溶液：雙組分物系：yB=1-yA，xB=1-xA，代入上式得：理想氣體：5.1.4相對揮發(fā)度略去下標

185.1.4相對揮發(fā)度汽液相平衡方程討論：●α值的大小可判斷混合溶液能否用普通蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度。●汽液相平衡方程顯示達到平衡時，組分的汽相組成和液相組成之間的相互關(guān)系，其受相對揮發(fā)度α影響。195.1.4相對揮發(fā)度●若>1，表示組分A較B容易揮發(fā)，y>x，且愈大，y比x大得愈多，即氣相組成越高于液相組成，體系愈容易分離（在x-y圖上平衡線愈遠離對角線）。●若=1，即組分A、B揮發(fā)度相等，y=x，則不能用普通蒸餾方法分離（在x-y圖上平衡線與對角線重合）。

α隨t變化不大，可取平均值20

原料液一次加入蒸餾釜中，在恒定壓力下加熱至沸騰，使液體不斷汽化，汽化后y＞

x，產(chǎn)生的蒸汽經(jīng)冷凝后作為頂部產(chǎn)物。餾出液通常是按不同組成范圍分罐收集。5.2.1簡單蒸餾（SimpleDistillation）第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾簡單蒸餾流程21第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾

簡單蒸餾過程在相圖上的表示：從液態(tài)組成為xF

開始：A（xF，t1）→B（第一個氣泡產(chǎn)生，組成y2，最濃）→C（汽相y3，液相x3，且y3＞xF＞x3）→D（最后一滴液體，x4，最少）xF22第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾

簡單蒸餾的特點：23

5.2.2平衡蒸餾（閃蒸）（FLASHDISTILLATION）第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾

原料經(jīng)加壓連續(xù)進入加熱器至一定溫度后，經(jīng)節(jié)流閥驟然減壓到規(guī)定壓力，部分料液迅速汽化，汽液兩相在分離器中分開，得到易揮發(fā)組分濃度較高的頂部產(chǎn)品與易揮發(fā)組分濃度較低的底部產(chǎn)品。加熱器減壓閥分離器原料底部產(chǎn)品冷凝器塔頂產(chǎn)品平衡蒸餾流程加壓泵24第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾屬連續(xù)操作，用于大批量生產(chǎn)且只需粗分的場合原料液一次部分汽化，塔頂與塔底產(chǎn)品呈平衡狀態(tài)；平衡蒸餾為穩(wěn)定連續(xù)過程，生產(chǎn)能力大，但也不能得到高純產(chǎn)物，常用于物料的粗略分離。在石油煉制及石油裂解分離的過程中常使用多組分溶液的平衡蒸餾。平衡蒸餾（閃蒸）是原料從高壓到低壓瞬間汽化（閃蒸）進行輕組分和重組分的分離；25第二節(jié)簡單蒸餾和平衡蒸餾平衡蒸餾的t-x-y圖26第三節(jié)精餾原理和流程5.3.1精餾(Rectification)過程原理1、一次部分汽化

yD>xF>xwyD——加熱原料液時產(chǎn)生的第一個氣泡的組成。xw——原料全部氣化后剩的最后一滴液體的組成。

一次部分氣化：

y

yD，x

xW，故一次部分氣化分離程度不高，需采用多次部分氣化和冷凝，使得：

x

xW，y

yF。yD275.3.1精餾過程原理2、多次部分汽化和多次部分冷凝xF部分汽化y1部分冷凝……x1部分汽化……285.3.1精餾過程原理XFx1x2x3y3y2y1y1→y2→y3→1x1→x2→x3→0y1→y2→y3→1x1→x2→x3→029

氣相中得到較純的易揮發(fā)組分;液相中則得到較純的難揮發(fā)組分。305.3.1精餾過程原理315.3.1精餾過程原理325.3.1精餾過程原理對加料以上，如x3和y1改進措施:把每釜的殘液或蒸汽引回到前釜！—殘液x3溫度t3＜汽相y1溫度t1

x3與y1接觸，x3就可對y1起到部分冷凝作用，而省掉冷凝器，同時還能將x3的部分易揮發(fā)組分轉(zhuǎn)移到y(tǒng)1汽相中。335.3.1精餾過程原理對加料以下，將每釜部分氣化的蒸汽引入上釜如：這樣，就可將各氣相、液相的熱量做到充分利用，但設(shè)備龐大?？捎靡粋€塔板代替一個釜，然后組成一個塔體——精餾塔。345.3.1精餾過程原理3、有回流的多次部分汽化和多次部分冷凝（精餾）對頂端的第一塊板，液相來自于——產(chǎn)品的回流；對低端的最后一塊板，氣相來自于釜液加熱。355.3.1精餾過程原理365.3.1精餾過程原理375.3.1精餾過程原理精餾：

精餾是將由揮發(fā)度不同的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程。385.3.2精餾傳質(zhì)機理引入——精餾XFx1x2x3y3y2y1對頂端的第一塊板，液相來自于產(chǎn)品的回流；對低端的最后一塊板，氣相來自于釜液加熱。引入——簡單蒸餾395.3.2精餾傳質(zhì)機理1.裝置及流程405.3.2精餾傳質(zhì)機理塔內(nèi)氣液的流動41

yn-1ynyn+1

xn-1

xn

xn+1塔板排序：從上到下編號1，2，3……n5.3.2精餾傳質(zhì)機理425.3.2精餾傳質(zhì)機理？？？？n435.3.2精餾傳質(zhì)機理2.塔板上的傳質(zhì)機理

？？？？y3x1液相被部分汽化汽相被部分冷凝——液相被減濃，——汽相被增濃，——傳質(zhì)∵溫度：ty3＞tx1傳熱——以第二塊板為例：即x2＜x1即y2＞y3445.3.2精餾傳質(zhì)機理可見，每塊塔板上都同時發(fā)生傳熱、傳質(zhì)過程；汽相每上升一板，就被部分冷凝一次，使輕組分被增濃一次，愈到塔頂，輕組分濃度愈高；液相每下降一板，則被部分汽化一次，使輕組分被減濃一次，重組分增濃一次，愈到塔底，重組分愈濃；多塊塔板則發(fā)生多次部分冷凝和多次部分汽化，分別在塔頂和塔底可得到含輕組分和重組分較高的產(chǎn)品。455.3.2精餾傳質(zhì)機理塔板上氣液接觸示意圖46回流：提供精餾塔第一塊板的液相。精餾的主要特點就是有回流！精餾段：使汽相濃度不斷提高（增濃），以得到含輕組分較高的塔頂產(chǎn)品。提餾段：濃縮難揮發(fā)組分（減濃），以在塔底得到含重組分較高的產(chǎn)品。再沸器：提供精餾所需的熱量，及供給必須的汽相（蒸汽）。塔板：為汽、液兩相進行傳熱、傳質(zhì)的場所；汽相進行部分冷凝；液相進行部分氣化；冷凝器：將塔頂蒸汽冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂。

475.3.2精餾傳質(zhì)機理——完成精餾必須的條件：①塔頂必須有產(chǎn)品的部分回流——提供液相；②塔底必須有再沸器（加熱釜）——提供汽相；③塔板——提供汽液兩相接觸，并發(fā)生傳熱和傳質(zhì)的場所；④必須在塔中間加料。485.4兩組分連續(xù)精餾計算1、確定產(chǎn)品的流量和組成2、確定精餾塔的理論板層數(shù)和適宜的加料位置3、確定塔高和塔徑4、確定適宜的操作回流比5、計算冷凝器和再沸器熱負荷，確定其類型和尺寸——設(shè)備計算計算主要內(nèi)容：工藝計算491-精餾塔(FractionatingColumn)2-再沸器(Reboiler)3-冷凝器(Condenser)A-進料板(FeedTray)B-精餾段(RectifyingSection)C-提餾段(StrippingSection)ACB5.4兩組分連續(xù)精餾計算505.4.1全塔物料衡算目的：通過全塔物料衡算可求得精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成間的關(guān)系。F----原料液流量,kmol/h;D----塔頂產(chǎn)品（餾出液）流量,kmol/h;W---塔底產(chǎn)品（釜殘液）流量,kmol/h;xF---原料液中易揮發(fā)組分摩爾分率;xD---餾出液中易揮發(fā)組分摩爾分率;xW---釜殘液中易揮發(fā)組分摩爾分率。總物料：輕組分：515.4.1全塔物料衡算塔頂——D/F在精餾計算中，分離程度除用兩產(chǎn)品的摩爾分率表示外，有時還用回收率表示，即：塔頂易揮發(fā)組分回收率＝（DxD/FxF）×100%塔底難揮發(fā)組分回收率＝[W(1-xW)/F(1-xF)]×100%精餾計算的其他指標（采出率）：塔底——W/F525.4.1全塔物料衡算【例】將流量為5000kg/h的正戊烷-正己烷混合液在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離。進料液中正戊烷的摩爾分數(shù)為0.4，要求餾出液與釜液中正戊烷的摩爾分數(shù)分別為0.95和0.05。試求餾出液、釜液的流量以及塔頂易揮發(fā)組分的回收率。解：將進料的質(zhì)量流量換算為摩爾流量。正戊烷摩爾質(zhì)量72kg/kmol，正己烷摩爾質(zhì)量86kg/kmol進料的平均摩爾質(zhì)量MF=0.4×72+0.6×86=80.4kg/kmol∴F=5000/80.4=62.2kmol/h535.4.1全塔物料衡算已知：xF=0.4，xD=0.95，xW=0.05餾出液流量為：釜液流量為：W=F－D=62.2－24.2=38.0kmol/h塔頂易揮發(fā)組分的回收率：545.4.2理論板及恒摩爾流假設(shè)5.4.2.1理論板的概念及恒摩爾流假定一、理論塔板

理論板不存在的原因：氣液間接觸面積和接觸時間是有限的，難以達到平衡狀態(tài)。理論板可作為衡量實際板分離效率的依據(jù)和標準。

理論塔板是指當汽液兩相在其上進行接觸時，離開該塔板的兩相在傳熱、傳質(zhì)方面都達到了平衡，即汽液兩相的溫度相同、組成互呈平衡。55恒摩爾汽流：每層塔板上升的蒸汽的摩爾流量相等。精餾段:L1=L2=…=Ln=L=定值提餾段:L1’=L2’=…=Lm’=L’=定值

但L與L’不一定相等。精餾段:V1=V2=…=Vn=V=定值提餾段:V1’=V2’=…=Vm’=V’=定值

但V與V’不一定相等。恒摩爾液流：每層塔板下降的液體的摩爾流量相等。二、恒摩爾流假設(shè)5.4.2理論板及恒摩爾流假設(shè)56恒摩爾流滿足恒摩爾流的條件

（1）各組分的氣化潛熱相等；（2）氣液接觸時因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。恒摩爾汽流和恒摩爾液流的總稱。5.4.2理論板及恒摩爾流假設(shè)575.4.2.2各塔段物料衡算——操作線方程一、精餾段物料衡算——精餾段操作線方程—回流比V=(R+1)D以精餾段的第n層塔板→塔頂作為衡算范圍，則有：58

描述精餾段任一板(第n層板)的液相組成與自相鄰的下一塔板(第n+1層)上升的蒸汽組成之間的關(guān)系。

當R,D,xD為一定值時，為一直線。其中，斜率為R/(R+1)，截距為xD/(R+1)。5.4.2.2各塔段物料衡算——操作線方程59二、提餾段物料衡算——提餾段操作線方程

以提餾段第m層塔板→塔底作為衡算范圍，則有：5.4.2.2各塔段物料衡算——操作線方程60

與對角線交點（xW，xW）,截距－Wxw/(L′－W)。

表示提餾段內(nèi)自第m層板下降液體組成x?m與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成y?m+1之間的關(guān)系，呈線性關(guān)系。5.4.2.2各塔段物料衡算——操作線方程？61

L′不僅與L有關(guān)，還與進料量F和進料熱狀況有關(guān)。5.4.2.2各塔段物料衡算——操作線方程62(1)冷液tF<ts(2)飽和液體（泡點進料）tF＝ts(3)氣液混合ts<tF<td(4)飽和蒸汽（露點進料）tF＝td(5)過熱蒸汽tF>td5.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響原料液的五種熱狀況：原料液的熱狀況影響到進料板上上升蒸氣量及下降液體量。63一、進料熱狀態(tài)5.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響FLV’L’V（1）冷液進料（2）泡點進料FLV’L’V645.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響FqF(1-q)FLV’L’V（3）汽液混合進料設(shè)：q為進料的液相分率655.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響FLV’L’V（5）過熱蒸汽進料FLV’L’V（4）飽和蒸汽進料66二、進料板的物料衡算和熱量衡算5.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響=q675.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響式中：q——進料熱狀況參數(shù)rm:進料的平均氣化潛熱，KJ/kmol；ts:進料泡點溫度CPm:進料的平均比熱，KJ/（kmol.℃）；tF:進料溫度所以：將精餾段與提餾段關(guān)聯(lián)起來其中飽和液體所占分率為q，飽和蒸汽所占分率為（1－q）。685.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響提餾段操作線方程的另一種形式：又：69三、進料方程（q線方程）5.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響——q線方程聯(lián)立（1）和（2），即得：70q線：過點e(xF,xF)做斜率為q/(q-1)的直線，過精餾段操作線與提餾段操作線的交點d！（1）q線的做法5.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響715.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響（2）進料熱狀況對q線及操作線的影響725.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響

冷液體進料，q>1，——第一象限泡點進料，q=1,——垂直線汽液混合物進料；0<q<1,——第二象限飽和蒸汽進料，q=0,——水平線過熱蒸汽進料，q<0,——第三象限不同進料熱狀態(tài)下的q線圖規(guī)律：進料愈冷，按順時針方向，q線愈向?qū)蔷€靠攏！735.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響精餾段、提餾段和進料q線方程的圖示745.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響提餾段操作線的另一種作圖法：1）先做精餾段操作線aby=x=xD（對角線上a點）xD/R+1截距（b點）755.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響2）再做q線y=x=xF（對角線上e點）q/q-1，斜率（ef線）q線與精餾段操作線交于d點。765.4.2.3進料熱狀態(tài)的影響3）再做提餾段操作線cdy=x=xW（對角線上c點）連接cd，OK！775.4.2.4理論板數(shù)的求法【例一】用一精餾塔分離二元液體混合物，進料量為100kmol/h，易揮發(fā)組分xF=0.5，泡點進料，得塔頂產(chǎn)品xD=0.9，塔底釜液xW=0.05（皆為摩爾分率），操作回流比R=1.61，該物系平均相對揮發(fā)度α=2.25，塔頂為全凝器，求：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；（2）第一塊塔板下降的液體組成x1為多少；（3）寫出提餾段操作線方程。785.4.2.4理論板數(shù)的求法解：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（kmol/h）；

F=D+W=100（1）

兩式聯(lián)立求解得W=47.06kmol/hD=52.94kmol/h

（2）（2）第一塊塔板下降的液體組成x1（塔頂為全凝器）

795.4.2.4理論板數(shù)的求法（3）提餾段操作線方程；

則：

W=47.06kmol/h805.4.2.4理論板數(shù)（NT）的求法設(shè)精餾操作為：全凝器、間接蒸汽加熱，泡點回流。已知：xF、xD、xW、q、R、α，利用相平衡原理和操作線方程可確定精餾塔的理論塔板數(shù)。其方法有：逐板計算法圖解法。81

(平衡關(guān)系)一、逐板計算法（操作關(guān)系）

……（1）精餾段5.4.2.4理論板數(shù)的求法82第n塊為加料板,精餾段層數(shù)為(n-1)(兩操作線交點之液相組成，飽和液體進料為xF)（2）提餾段……提餾段層數(shù)為(m-1)，再沸器相當于一塊理論板5.4.2.4理論板數(shù)的求法精餾塔共需理論塔板m+n-1塊。83p253例5-6xyabcdefxwxFxDx1y112345768二、圖解法(M-T法)(3)繪直角梯級(1)做平衡線和對角線(2)做操作線(4)跨過點d的為進料板,總板數(shù)為n-1(不包括再沸器)。5.4.2.4理論板數(shù)的求法845.4.2.4理論板數(shù)的求法【例】用一常壓操作的連續(xù)精餾塔分離含苯為0.44（摩爾分率，下同）的苯－甲苯混合液，要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于0.975，塔底產(chǎn)品中含苯不高于0.0235。操作回流比為3.5。試用圖解法求以下兩種進料情況時的理論板層數(shù)及加料板位置。（1）原料液為20℃的冷液體；（2）氣液混合物q等于1/3。已知數(shù)據(jù)如下：操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg；甲苯的汽化熱為360kJ/kg。855.4.2.4理論板數(shù)的求法解：（1）20℃的冷液進料繪制平衡線與對角線，確定：做精餾段操作線做q線865.4.2.4理論板數(shù)的求法做提餾段操作線875.4.2.4理論板數(shù)的求法從a點開始畫梯級885.4.2.4理論板數(shù)的求法（2）氣液混合物進料895.4.2.4理論板數(shù)的求法適宜的進料位置的確定：跨過交點的階梯即代表適宜的加料板的位置905.4.3.1全回流和最小理論板數(shù)5.4.3回流比的影響及選擇這時:

D＝0，F(xiàn)＝0，W=0

塔頂上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)稱為全回流。是回流比的最大值。91b.逐板計算法Nmin的求法:a.圖解法5.4.3回流比的影響及選擇yxwxDx沒有進料、沒有產(chǎn)品操作線與對角線重合理論板數(shù)最少（Nmin）特點操作線為yn+1=xn。92芬斯克（Fenske）公式5.4.3.1全回流和最小理論板數(shù)Nmin為全回流時所需的最少理論板數(shù)（不包括再沸器）。為全塔平均相對揮發(fā)度935.4.3.2最小回流比Rmin

在d點上下各板（進料板上下區(qū)域）氣液兩相組成基本不變化，即無增濃作用，點d稱為夾緊點。該區(qū)域稱為恒濃區(qū)（或夾緊區(qū)）。

xD

xq

xFedyq回流比減小，兩操作線向平衡線移動，達到指定分離程度所需的理論塔板數(shù)增多，當兩操作線的交點位于平衡線上時，則需要無窮多的階梯才能達到d點。相應(yīng)的回流比稱為最小回流比。以Rmin表示。對于一定的分離要求，Rmin是回流比的最小值。945.4.3.2最小回流比Rmin

最小回流比Rmin的求法——作圖法或解析法

(1)作圖法

xD

xq

xFeda對于正常曲線（如圖），設(shè)d點坐標為(xq，yq)，則由精餾段的斜率可知：955.4.3.2最小回流比Rmin對于正常曲線，在最小回流比下，q點在平衡線上，則由平衡方程得：(2)解析法965.4.3.2最小回流比Rmin泡點進料時，xq=xF，則飽和蒸汽進料時，yq=yF，則對某些進料狀態(tài)，上式可進一步簡化。975.4.3.3適宜回流比1、適宜回流比的范圍

精餾過程的經(jīng)濟性主要取決于操作費用和設(shè)備費用?；亓鞅仁怯绊懢s過程經(jīng)濟性的一個重要指標。Rmin<R<R∞985.4.3.3適宜回流比2、適宜回流比的選擇

操作費用：設(shè)備費用(塔板數(shù))：加熱蒸汽和冷卻水：R增大時需消耗較多的加熱蒸汽和冷卻水，操作費用相應(yīng)增加。V=(R+1)DV?=V-(1-q)F當為Rmin時，塔板數(shù)無窮大，設(shè)備費無窮大；R繼續(xù)增大時，塔板數(shù)緩慢減少，但上升的蒸汽量增加，從而使得設(shè)備的尺寸增大，即當R增加到一定值時，設(shè)備費又上升。995.4.3.3適宜回流比

總費用是操作費用與設(shè)備費用之和，其最小值所對應(yīng)的回流比即為適宜的回流比，常稱為操作回流比。RminRR費用總費用操作費用設(shè)備費用適宜回流比的確定R適宜=（1.1~2）Rmin

對于難分離的物系，R應(yīng)取得更大些。100一、吉利蘭圖(Gilliland)5.4.4簡捷法求理論板數(shù)適用于初步設(shè)計不適于非理想物系N和Nmin不包括再沸器二、計算理論板數(shù)的方法1．算出Rmin，并選擇R。2．用芬斯克方程算出Nmin。3．算出，查吉利蘭圖，得到再求出N。101一、塔高的計算1、單板效率EM（Murphree）5.4.5塔高和塔徑的計算通過實驗測定1022、全塔效率ET3、塔高的計算二、塔徑的計算5.4.5塔高和塔徑的計算理論塔板數(shù)NT與實際塔板數(shù)Np之比稱為塔板效率。影響全塔效率的因素：傳質(zhì)系數(shù)、傳質(zhì)推動力、傳質(zhì)面積、接觸時間、物料特性等。一般用經(jīng)驗公式估算，或采用生產(chǎn)經(jīng)驗數(shù)據(jù)。

1035.4.5塔高和塔徑的計算[例]常壓精餾塔分離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，飽和蒸汽進料。已知進料量為150kmol/h，進料組成為0.4（摩爾分率），回流比為4，塔頂餾出液中苯的回收率為0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95。試求：（1）塔頂餾出液及塔釜采出液組成；（2）精餾段操作線方程；（3）提餾段操作線方程；（4）回流比與最小回流比的比值；（5）若全回流操作時，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為0.6，全凝器液相組成為0.98，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。1045.4.5塔高和塔徑的計算解：（1）塔頂餾出液及塔釜采出液組成；

（a）

F=D+W=150（c）

聯(lián)立（a）、（b）、（c）和（d）求解得：

W=87.3kmol/h，D=62.7kmol/hxW=0.0206，xD=0.928

由

（b）（d）1055.4.5塔高和塔徑的計算（2）精餾段操作線方程；

（3）提餾段操作線方程；

飽和蒸氣進料，故q=0

，

則

1065.4.5塔高和塔徑的計算（4）回流比與最小回流比的比值；

q=0，

由

，1075.4.5塔高和塔徑的計算（5）求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。

，

而

全回流時，

，代入上式可得：108第六節(jié)特殊蒸餾5.6.1恒沸精餾5.6.2萃取精餾109第六節(jié)特殊蒸餾

一般的精餾操作是以液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同為依據(jù)的。但若溶液中兩組分的揮發(fā)度非常接近，為完成一定分離任務(wù)所需塔板層數(shù)就非常多，故經(jīng)濟上不合理或在操作上難于實現(xiàn)。又若待分離的為恒沸液，則根本不能用普通的精餾方法實現(xiàn)分離。上述二種情況可采用恒沸精餾或萃取精餾來處理。這兩種特殊精餾的基本原理都是在混合液中加入第三組分，以提高各組分間相對揮發(fā)度的差別，使其得以分離。——引入：1105.6.1恒沸精餾

對于具有恒沸點的非理想溶液，通過加入質(zhì)量分離劑即挾帶劑與原溶液其中一個或幾個組分形成更低沸點的恒沸物，從而使原溶液易于采用蒸餾進行分離的方法，稱之為恒沸精餾。目的：分離具有恒沸點或揮發(fā)度很接近的物系。原理：在兩組分溶液中加入第三組分（挾帶劑），以改變原溶液的非理想性或提高相對揮發(fā)度。

挾帶劑與原料液中的一個或兩個組分形成新的恒沸液，其沸點較組分或原恒沸液低得多。111

組成二元:0.894:0.106三元:0.554:0.230:0.226

（苯:醇:水）

沸點乙醇:78.3℃二元:78.15℃三元:64.6℃例：乙醇-水的分離，以苯為挾帶劑5.6.2恒沸精餾112乙醇-水的分離工藝流程5.6.2恒沸精餾原料液與苯進入恒沸精餾塔1中，由于常壓下此三元恒沸液的恒沸點為64.6℃，故