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1、第一章 蒸 餾第一節(jié) 概 述,一、定義 1質(zhì)量傳遞過程（傳質(zhì)過程）：由濃度差引起的物質(zhì)轉(zhuǎn)移過程。 2蒸餾：利用液體混合物中各組分揮發(fā)性的差異來分離液體混合物的傳質(zhì)過程。 3精餾：多次部分汽化，多次部分冷凝。 二、分類 簡單蒸餾 常壓蒸餾 雙組分蒸餾 間歇蒸餾 平衡蒸餾（閃蒸） 減壓蒸餾 多組分蒸餾 連續(xù)蒸餾 精 餾 加壓蒸餾 特殊精餾（恒沸精餾、萃取精餾）,第一節(jié) 兩組分溶液的氣液平衡1-2-1 兩組分理想物系的氣液平衡,一、相律：只受溫度和壓力影響的平衡物系的自由度數(shù)，等于物系的獨(dú)立組分?jǐn)?shù)減去相數(shù)再加上二，即 式中 F自由度數(shù)； C獨(dú)立組分?jǐn)?shù)； 相數(shù)。 對兩組分的氣液平衡， 若恒定壓力，則

2、，即該物系只有一個獨(dú)立變量，其它變量都是它的函數(shù)，所以可以用平面相圖來表示各變量間的關(guān)系。 二、兩組分理想物系的氣液平衡關(guān)系 1理想物系：液相為理想溶液、氣相為理想氣體的物系。 2拉烏爾定律：理想溶液中某組分的溶液蒸汽壓等于該組分同溫度下的液體蒸汽壓與該組分的液相摩爾分率的乘積，即 式中 pA組分A的溶液蒸汽壓，Pa；即溶液上方組分A的平衡分壓； p0A組分A的液體蒸汽壓，Pa；即純液體的飽和蒸汽壓； xA組分A的液相摩爾分率。,由 得 由 得 3. 相對揮發(fā)度 (1) 揮發(fā)度：某組分的溶液蒸汽壓與該組分的摩爾分率之比， 即： 對理想溶液，有 。 (2) 相對揮發(fā)度：易揮發(fā)組分揮發(fā)度與難揮發(fā)組

3、分揮發(fā)度之比， 即： 對理想溶液，有 (3) Antoine方程,(4) 氣液平衡方程(相平衡方程) 若氣相為理想氣體， 則 所以 對雙組分溶液， 有 整理并略去下標(biāo)，得 三、兩組分理想物系的氣液平衡相圖 (1) 溫度組成（t-x-y）圖 （2） x-y圖 1-2-2 兩組分非理想物系的氣液平衡,第一節(jié) 平衡蒸餾和簡單蒸餾1-3-1 平衡蒸餾,平衡蒸餾又稱為閃蒸，是一種單級蒸餾操作，常以連續(xù)方式進(jìn)行。原料連續(xù)進(jìn)入 加熱器中，加熱到一定溫度后經(jīng)節(jié)流閥減到規(guī)定的壓力，部分液體迅速汽化，汽液兩 相在分離器中分開，得到了組成不同的塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品。由于汽液兩相成平衡狀 態(tài)，所以稱為平衡蒸餾。,1-3

4、-2 簡單蒸餾,簡單蒸餾又稱微分蒸餾，也是一種單級蒸餾操作，常以間歇方式進(jìn)行。在恒定壓 力下，將蒸餾釜中的溶液加熱至沸騰，并使液體不斷汽化，產(chǎn)生的蒸汽隨即進(jìn)入冷凝 器中冷凝，冷凝液用多個罐子收集。由于整個蒸餾過程中，氣相的組成和液相的組成 都是不斷降低的，所以每個罐子收集的溶液的組成是不同的，因此混合液得到了初步 的分離。,第四節(jié) 精餾原理和流程1-4-1 精餾過程原理和條件,一、部分汽化和部分冷凝 由A點(diǎn)的冷液體到B點(diǎn)的過熱蒸汽的加熱過程，B點(diǎn)的過熱蒸汽到A點(diǎn)的冷液體的冷卻過程可知，部分汽化或部分冷凝可以獲得濃度有顯著差異的汽液兩相，將該汽液兩相分開，便可使液體混合物得到初步分離。 二、多次

5、部分汽化和多次部分冷凝 若將該汽液兩相分別多次部分汽化和多次部分冷凝，則可將液體混合物幾乎完全分離。多次部分汽化、冷凝的流程示意圖如下，該過程原理可在t-x-y圖上看出，而且溫度是塔底高、塔頂?shù)汀?多次部分汽化、多次部分冷凝雖然能獲得幾乎純凈的兩個組分，但由于每次汽化時就有部分液體變成蒸汽，每次冷凝時就有部分蒸汽變成液體，所以最后得到的幾乎純凈的組分的量很少，另外，流程復(fù)雜、能耗高，因此，這種方法(流程)實(shí)際上是行不通的。 三、初始精餾操作流程 如果將部分汽化、部分冷凝分別得到的液體L2，L3，Ln、氣體V2，V3Vm分別送回到它們的前一分離器中，則任一分離器有來自下一級的蒸汽和來自上一級的液

6、體。汽液兩相在該分離器接觸，同時實(shí)現(xiàn)部分冷凝和部分汽化，并產(chǎn)生新的汽液兩相。這樣除最上和最下一級外，中間各級的冷凝器和汽化器都可省去。若用塔板取代中間各級的分離器，就得到板式精餾塔。,四、精餾操作條件 板式精餾塔如圖所示。精餾塔除了塔板外，在塔頂還有冷凝器，在塔底還有再沸器。因為塔頂如果沒有回流液體返回精餾塔，則塔頂最上一層塔板的傳質(zhì)就無法進(jìn)行，同樣塔底如果沒有上升蒸汽返回精餾塔，則塔底最下一層塔板的傳質(zhì)也無法進(jìn)行。 五、塔板的作用 塔板是開有許多小孔的圓板，在精餾塔內(nèi)放有許多塔板，以第n層板為例來說明塔板的作用，其上為第n-1層板，其下為第n+1層板。來自n-1層板組成為xn-1的液體與來自

7、n+1層板組成為yn+1的蒸汽在第n層板上接觸。由于xn-1與yn+1不平衡，而且蒸汽的溫度（tn+1）比液體的溫度（tn-1）高，所以，組成為yn+1的蒸汽在第n層板上部分冷凝，并使xn-1的液體部分汽化。假設(shè)蒸汽和液體充分接觸，并在離開第n層板時達(dá)到相平衡，則yn與xn平衡，且ynyn+1，xnxn-1。這說明塔板主要起到了傳質(zhì)作用，使蒸汽中易揮發(fā)組分的濃度增加，同時也使液體中易揮發(fā)組分的濃度減少。,1-4-2 精餾操作流程示意圖：,第五節(jié)兩組分連續(xù)精餾的計算1-5-1 理論板的概念及恒摩爾流假定,一、理論板的概論 理論板：離開該塔板的蒸汽和液體成平衡的塔板，即yn與xn成平衡關(guān)系的塔板。

8、 二、恒摩爾流假定 1恒摩爾汽流：精餾段和提餾段內(nèi)由每層塔板上升蒸汽的摩爾流量分別相等， 即 2恒摩爾液流：精餾段和提餾段內(nèi)由每層塔板下降液體的摩爾流量分別相等， 即 3恒摩爾流假定成立的條件 （1）各組分的摩爾潛熱相等 （2）汽液交換的顯熱可以忽略 （3）保溫良好，塔的熱損失可以忽略,1-5-2 物料衡算和操作線方程,一、全塔物料衡算 如圖所示，設(shè) F原料(液)摩爾流量，kmol/h； D餾出液摩爾流量，kmol/h； W釜?dú)堃耗柫髁?，kmol/h； xF、xD、xW原料液、餾出液、釜?dú)堃旱囊讚]發(fā)組分的摩爾分率。 對全塔進(jìn)行總物料衡算， 則 對全塔進(jìn)行易揮發(fā)組分的物料衡算， 則 解之 定義

9、 易揮發(fā)組分的回收率。 難揮發(fā)組分的回收率。,二、精餾段操作線方程 如圖所設(shè)，對虛線范圍進(jìn)行總物料衡算， 則 對虛線范圍進(jìn)行易揮發(fā)組分的物料衡算， 則 所以 所以,令 回流比 則 精餾段操作線方程 顯然，精餾段操作線為一直線。 三、提餾段操作線方程 如圖所設(shè)，對虛線范圍進(jìn)行總物料衡算， 則 對虛線范圍進(jìn)行易揮發(fā)組分的物料衡算， 則 所以 提餾段操作線方程 顯然，提餾段操作線為一直線。,1-5-3 進(jìn)料熱狀況的影響,一、五種進(jìn)料熱狀況 1溫度低于泡點(diǎn)的冷液體 2溫度等于泡點(diǎn)的飽和液體 3溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的汽液混合物 4溫度等于露點(diǎn)的飽和蒸汽 5. 溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸汽,一、 進(jìn)料熱狀況參

10、數(shù) 對加料板虛線范圍進(jìn)行物料衡算，得 對加料板虛線范圍進(jìn)行熱量衡算，得 式中 相應(yīng)物流的焓，kJ/kmol。 ，( ) 由于相鄰兩板的溫度和濃度變化不大，所以可以假設(shè) 則 所以 代入式(2)： 所以,令 則 代入(1)式： 對冷液體， 三、提餾段操作方程的一般形式 將（3）式代入前面的提餾段操作方程，即得 四、q線方程（進(jìn)料方程） 略去精餾段操作線方程 下標(biāo) 和提餾段操作線方程 的下標(biāo)和上標(biāo)，得 兩式相減，得 而,所以 q線方程 從q線方程的推導(dǎo)可知， q線為經(jīng)過兩操作線交點(diǎn)的一直線。 （設(shè) 為兩相交直線，交點(diǎn)坐標(biāo)為（x0,y0）， 則 將方程（1）、（2）線性組合，得 由式（3）、（4），得

11、 所以，方程（5）代表經(jīng)過點(diǎn)（x0,y0）的直線束。 若選定，則方程（5）代表經(jīng)過點(diǎn)（x0,y0）的一直線。 若（x0,y0）移動，則方程（5）代表經(jīng)過點(diǎn)（x0,y0）的另一直線束。）,一、進(jìn)料熱狀況對q線的影響 由 ， 得 冷液體 飽和液體 汽液混合物 飽和蒸汽 過熱蒸汽 當(dāng)時 ，,1-5-4 理論板層數(shù)的求法,設(shè)塔頂為全凝器， 則 又x1與y1成平衡， 由汽液平衡方程,得 由精餾段操作線方程 得 如此類推，就可以逐板計算，即 當(dāng)計算得到的 時，則第n層板已是加料板。再往下計算，要用提餾段操作線方程，即 當(dāng)計算得到的 時，就停止計算。由于再沸器中的汽液兩相達(dá)到平衡，所以再沸 器相當(dāng)于一塊理論

12、板，因此總的理論板數(shù)就等于使用相平衡方程的次數(shù)減一。 二、圖解法 1精餾段操作線的作法 略去精餾段操作線方程的下標(biāo)，得 一點(diǎn)a： 截距b： 兩點(diǎn)聯(lián)線即得精餾段操作線。 a點(diǎn)代表塔頂用全凝器，,2q線的作法 q線方程為 一點(diǎn)e： 斜率 用點(diǎn)斜式即可作出q線。 3提餾段操作線方程的作法 略去精餾段操作線方程的下標(biāo)和上標(biāo)，得 d：q線與精餾段操作線的交點(diǎn) 另一點(diǎn)c： 兩點(diǎn)聯(lián)線即得提餾段操作線。 4. 圖解法求理論板數(shù)的步驟 (1) 建立平面直角坐標(biāo)系xOy。 (2) 在xOy中畫出平衡線，并作對角線。 (3) 在xOy中畫出精餾段操作線、q線和提餾段操作線。 (4) 從a點(diǎn)開始，在精餾段操作線與平衡

13、線之間作直角梯級，當(dāng)梯級跨過d點(diǎn)時，則改在提餾段操作線與平衡線之間作直角梯級，直至梯級的水平線達(dá)到或超過c點(diǎn)。 (5) 每個梯級在平衡線上的頂點(diǎn)代表一層理論板，跨過d點(diǎn)的頂點(diǎn)代表加料板，加料板頂點(diǎn)以上的頂點(diǎn)數(shù)即為精餾段的理論板數(shù)，加料板頂點(diǎn)及其以下頂點(diǎn)數(shù)減一，即為提餾段的理論板數(shù)。精餾段理論板數(shù)與提餾段理論板數(shù)之和為總理論板數(shù)。 水平線a1表示液體經(jīng)第一層板后組成自xD減小到x1。 垂直線11表示蒸汽經(jīng)第一層板后組成自y2增大到y(tǒng)1。 所以點(diǎn)1或梯級a11代表一層理論板。,三、適宜的進(jìn)料位置 由于跨過d點(diǎn)后，更換操作線作梯級數(shù)最少，所以跨過d點(diǎn)的梯級頂點(diǎn)代表適宜的加 料板。,1-5-5 幾種特

14、殊情況時理論板數(shù)的求法,一、直接蒸汽加熱 對提餾段操作線方程進(jìn)行修正。 對虛線范圍進(jìn)行物料衡算， 由總物料衡算，得 由易揮發(fā)組分的物料衡算，得 若恒摩爾流假定成立， 則 取 （一般情況）， 則 所以 ，（ ） 上式即為直接蒸汽加熱時的提餾段操作線方程，顯然也是直線方程，它和精餾段操作線的 交點(diǎn)軌跡方程仍然是q線，但與對角線的交點(diǎn)不在點(diǎn)c(xw，xw)，但通過點(diǎn)g(xw，0)。聯(lián)結(jié)qg點(diǎn) ，即得直接蒸汽加熱時的提餾段操作線。 二、多側(cè)線的塔（略）,1-5-6 回流比的影響及其選擇,一、全回流和最少理論板層數(shù) 全回流：塔頂上升蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)。 由全回流，得D = 0。取F = 0（一般情

15、況），則W = 0。（無精餾段和提餾段之分） 又 得 精餾段操作線與對角線重合 又由 得 提餾段操作線與對角線重合 此時操作線與平衡線的距離達(dá)到最大，所需的理論板數(shù)為最少。 全回流時理論板數(shù)可用前述的逐板計算法或圖解法確定，也可用下述的芬斯克（Fenske）方程計算而得。 由相對揮發(fā)度定義 得 又由操作線方程 得 （對任一組分操作線方程都成立） 所以 所以,而 所以 類推 又由全凝器，得 令 幾何平均揮發(fā)度 則 取對數(shù) 所以 對雙組分溶液，略去下標(biāo)，得 二、最小回流比 1圖解法 設(shè)兩操作線（與平衡線）交點(diǎn)d的坐標(biāo)為（xq, yq），則精餾段操作線斜率為,而 所以 所以 所以 2. 解析法 設(shè)兩

16、操作線與平衡線交點(diǎn)d的坐標(biāo)為（xq, yq）， 則由相平衡方程 得 代入 得 整理,三、適宜回流比的選擇 適宜的回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)衡算決定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時的回流比，是適宜的回流比。 由 知，當(dāng)F、q、D一定時， 在精餾設(shè)計中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)核算，而是根據(jù)經(jīng)驗選取操作回流比：,1-5-7 簡捷法求理論板層數(shù),一、吉利蘭圖 吉利蘭圖 二、簡捷法步驟,1-5-8 塔高和塔徑的計算,一、塔高的計算 1單板效率EM（默弗里效率） 汽相單板效率 液相單板效率 2總塔效率E（全塔效率） 3等板高度和填料層高度 等板高度（HETP）：與一層理論板的傳質(zhì)作用相當(dāng)?shù)奶盍蠈痈叨取?填料層

17、高度=理論板數(shù)等板高度 二、塔徑的計算 由 得 ，（ ）,1-5-9 連續(xù)精餾裝置的熱量衡算,一、冷凝器 由冷凝器的熱量衡算 得 而 所以 冷卻劑的耗量為 二、再沸器 由再沸器的熱量衡算 得 而 所以 加熱劑的耗量為,1-5-10 精餾塔的操作和調(diào)節(jié),一、影響精餾操作的主要因素簡析 1物料平衡的影響和制約 由 ，知當(dāng)F、xF、xD、xW一定時，D、W被確定。而xD、xW由理論 板數(shù) NT確定，NT又由xF、汽液平衡方程（）、R、q確定，所以D、W不能任意增減。 2.回流比的影響 3.進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響 二、精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量控制和調(diào)節(jié) 生產(chǎn)上常用測量和控制靈敏板的溫度來保證產(chǎn)品的質(zhì)量。,

18、第六節(jié) 間歇精餾,特點(diǎn)：1不穩(wěn)定過程。2只有精餾段 1-6-1 回流比恒定時的間歇精餾計算 一、確定理論板層數(shù) 1計算最小回流比和確定適宜回流比 已知：xF、xDm、xWe 設(shè) xD1（ xDm） 則 （與連續(xù)精餾飽和液體（xF=x1）進(jìn)料的精餾段一樣） 從而 2圖解法求理論板層數(shù)：同前述精餾段圖解法求理論板層數(shù) 二、對具有一定理論板層數(shù)的精餾塔，確定操作過程中各瞬間的xD和xW的關(guān)系 恒回流比時，餾出液組成與釜液組成具有對應(yīng)關(guān)系。 任意選定xDi，通過點(diǎn)（xDi，xDi）作斜率為R/(R+1)的操作線，在操作線與平衡線之間作梯級， 最后一個梯級達(dá)到的液相組成即為xWi。,三、對具有一定理論板層數(shù)的精餾塔，確定操作過程中xD（或xW）與釜液量W、餾出液D之間的關(guān)系 如圖所設(shè)，在d時間內(nèi) 對釜液所占范圍進(jìn)行總物料衡算， 則 對釜液所占范圍進(jìn)行易揮發(fā)組分的物料衡算， 則 所以 由上式可求出任一xD(xW)對應(yīng)的W。再由總物料衡算可求D=F-W。 在一批操作時間內(nèi)，對系統(tǒng)進(jìn)行總物料衡算， 則 對系統(tǒng)進(jìn)行易揮發(fā)組分的物料衡算， 則 解之 另外,1-5-