蒸餾-化工原理.ppt

1、化工原理(下),第一章 蒸餾,第一節(jié) 概 述,均相物系分離的條件：形成兩相物系；,舉例：,水-酒精共混體系,苯-甲苯共混體系,石油共混體系,傳質(zhì)過(guò)程：物質(zhì)在相間的轉(zhuǎn)移過(guò)程；,均相物系,均相物系的分離吸收、蒸餾、萃取等操作，共 同特點(diǎn)是存在傳質(zhì)過(guò)程。,1、蒸餾：是分離液體混合物的典型單元操作。將液體部分汽化，利用各組分揮發(fā)度的不同從而使混合物達(dá)到一定的分離。,一、蒸餾基本概念,苯-甲苯 混合液,苯分子,甲苯分子,2、蒸餾操作的分類 按操作方式分：簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特 殊蒸餾 按原料中的組分分：雙組分蒸餾及多組分蒸餾 按操作壓力分：常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真 空）蒸餾 按操作流程分：連續(xù)

2、蒸餾和間歇蒸餾,實(shí)驗(yàn)室蒸餾操作,二、學(xué)習(xí)內(nèi)容和目的 本章主要學(xué)習(xí)常壓下雙組分溶液的連續(xù)精餾過(guò)程 1、掌握雙組分溶液的汽液相平衡及相圖； 2、掌握雙組分連續(xù)精餾塔的物料計(jì)算； 3、掌握平衡級(jí)數(shù)的確定及回流比的選擇； 4、了解蒸餾裝置及蒸餾方法。,蒸餾：將液體部分氣化，利用各組分揮發(fā)度的不同從而使混合物達(dá)到分離的單元操作。蒸餾是分離液相混合物的典型單元操作。,易揮發(fā)組分：沸點(diǎn)低的組分，又稱為輕組分。,難揮發(fā)組分：沸點(diǎn)高的組分，又稱為重組分。,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(dú)立組分?jǐn)?shù)間的關(guān)系。,F = C-P+2,式中 F自由度數(shù) C獨(dú)立組分?jǐn)?shù) P相數(shù) 2 外界只有溫度

3、和壓強(qiáng)可以影響物系的平衡關(guān)系。,一、相關(guān)概念及氣液平衡圖1 相律,氣液相平衡(vapor-liquid phase equilibrium)：溶液與其上方蒸汽達(dá)到平衡時(shí)汽液兩相各組分組成的關(guān)系。,2 拉烏爾定律,溶液的分類：理想溶液和非理想溶液。,理想物系,液相為理想溶液,氣相為理想溶液,遵循拉烏爾定律,遵循道爾頓定律,理想溶液的氣液平衡關(guān)系遵循拉烏爾定律，即,式中 p溶液上方組分的平衡分壓 p0同溫度下純組分的飽和蒸氣壓 x溶液中組分的摩爾分率,以飽和蒸汽壓和相平衡常數(shù)表示氣液平衡關(guān)系,當(dāng)溶液沸騰時(shí)，溶液上方的總壓=各組分的蒸汽壓力之和,氣液平衡下液相組成與平衡溫度的關(guān)系(泡點(diǎn)方程),當(dāng)總壓

4、P不高時(shí)，平衡的氣相可視為理想氣體，服從道爾頓分壓定律，即,氣相平衡時(shí)氣相組成與平衡溫度的關(guān)系(露點(diǎn)方程),用飽和蒸汽壓表示的氣液平衡關(guān)系式,(a),(b),引入相平衡常數(shù)KA,其中，,注意：KA不是常數(shù)，隨溫度的變化而變化；,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。,溶液中各組分的揮發(fā)度定義為該組分在蒸氣中的分壓和與之相平衡的液相中的摩爾分率之比，即,vA=PA /xA vB=PB /xB,3 相對(duì)揮發(fā)度及氣液平衡方程,對(duì)于理想溶液：,揮發(fā)度隨溫度變化而變化,相對(duì)揮發(fā)度（Relative Volatility）是指溶液中兩組分揮發(fā)度之比，常以易揮發(fā)組分的揮發(fā)度為分子。,對(duì)于理想溶液

5、：,理想溶液中組分的相對(duì)揮發(fā)度等于同溫度下兩 純組分的飽和蒸汽壓之比。,相對(duì)揮發(fā)度的意義,其值的大小可用于判斷某混合溶液能否用蒸餾方法加以分離以及分離的難易程度。,當(dāng)1時(shí)，表示組分A較B容易揮發(fā)， 愈大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈容易。,當(dāng)=1時(shí)，氣相組成與液相組成相同，不能用普通精餾方法加以分離。,當(dāng)總壓不高時(shí)，蒸氣服從道爾頓分壓定律,對(duì)于二元溶液 xB=1-xA yB=1-yA,整理后，略去下標(biāo),氣液平衡方程,=1，相平衡關(guān)系為對(duì)角線； 越大，偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)， 同一液相組分x對(duì)應(yīng)的y值越 大，可以得到濃度較高的輕 組分，分離越容易；,上曲線：平衡時(shí)汽相組成與溫度的關(guān)系，稱為汽相線（露點(diǎn)曲線）；

6、,下曲線：平衡時(shí)液相組成與溫度的關(guān)系，稱為液相線（泡點(diǎn)曲線）。,兩曲線將圖分成三個(gè)區(qū)域：液相區(qū)、過(guò)熱蒸汽區(qū)、汽液共存區(qū)。,4 氣液平衡圖(Graph of GL Equilibrium) 4.1 溫度組成圖（t x y圖）,苯-甲苯氣液平衡的t-x-y相圖,t-x-y圖的分析 設(shè)B組分難揮發(fā)，即沸點(diǎn)高；A組分易揮發(fā)，沸點(diǎn)低。 左端點(diǎn)：x=0，y=0；即汽液相中A組分含量都為0，只有B組分，而且此時(shí)的t為B的沸點(diǎn)。 右端點(diǎn)：對(duì)應(yīng)的t為組分A的沸點(diǎn)。 t-x線和t-y線將整個(gè)圖形分為三個(gè)區(qū)，t-y線以上為汽相區(qū)，t-x線以下為液項(xiàng)區(qū)，中間為汽液共存區(qū)。 t-x線又稱作泡點(diǎn)線， t-y線又稱作露點(diǎn)線

7、。, 二元理想溶液的沸點(diǎn)不是一個(gè)定值，而有一定范圍，其沸點(diǎn)隨溶液中A組分減少而增加。 同樣的組成下，開(kāi)始沸騰溫度(泡點(diǎn))與蒸汽冷凝溫度(露點(diǎn))并不相等。 溶液處于t-y線以上全部為汽相，t-x線以下全部為液相，無(wú)法分離，只有汽液共存區(qū)，可達(dá)到一定的分離。 汽液相成平衡狀時(shí)，氣相組成大于液相組成。,平衡線位于對(duì)角線的上方； 平衡線離對(duì)角線越遠(yuǎn)，表示該溶液越易分離。,注意： 總壓對(duì) t-y-x 關(guān)系比對(duì) y-x 關(guān)系的影響大； 當(dāng)總壓變化不大時(shí),總壓對(duì) y-x 關(guān)系的影響可以忽略不計(jì) 蒸餾中使用 y-x 圖較t-y-x 圖更為方便。,4.2 汽液相平衡圖（ X Y 圖 ）,苯-甲苯體系的x-y圖,

8、x-y圖的分析 1. 當(dāng)總壓P變化時(shí)，因t隨P變化大，t-x-y圖形狀變化較大。但x，y隨總壓P變化不大，所以x-y圖使用較為方便； 2. 平衡時(shí)，一般汽相中A組分（易揮發(fā)組分）分率總是大于液相中A組分分率，所以x-y圖向上突出，且平衡線越突出，表示汽相中A組分越多，分離效果越好； 3. 對(duì)角線作為參考，表示汽液相中A組分含量相等，兩個(gè)端點(diǎn)中，x=0（y=0）表示只有組分B，x=1（y=1）表示只有組分A。,與理想溶液發(fā)生正偏差的溶液：如乙醇水、正丙醇水等物系。對(duì)于乙醇水體系，其恒沸組成為x=y=0.894，恒沸點(diǎn)t=78.15 (常壓下)。稱為具有最低恒沸點(diǎn)的溶液。,與理想溶液發(fā)生負(fù)偏差的溶

9、液：如硝酸水、氯仿丙酮等物系。對(duì)于硝酸水體系，其恒沸組成為x=y=0.383，恒沸點(diǎn)t=121.9 (常壓下) 。稱為具有最高恒沸點(diǎn)的溶液。,同一種溶液的恒沸組成隨壓強(qiáng)而變。在理論上可采用改變壓強(qiáng)的方法來(lái)分離恒沸溶液。但在實(shí)際使用時(shí)，則應(yīng)該考慮經(jīng)濟(jì)性和操作可能性。,4.3 兩組分非理想溶液的氣液平衡相圖,1.3 平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾,混合液經(jīng)加熱升溫后，其溫度高于分離器壓力下液體的沸點(diǎn)， 在通過(guò)減壓閥后壓力降低，進(jìn)入分離器，此時(shí)過(guò)熱的液體混合物 被部分氣化，汽液兩相達(dá)到平衡，然后將兩相分離。此過(guò)程的結(jié) 果是易揮發(fā)組分在氣相中富集，難揮發(fā)組分在液相中富集。,平衡蒸餾(閃蒸),平衡蒸餾流程,F,xF

10、,D,y,W,x,物料衡算,總物料,易揮發(fā)組分,聯(lián)立解得,令：,，則有,液化分率,氣化分率,熱量衡算,忽略熱損失，則有：,其中：Q：加熱器的熱負(fù)荷； F：原料液流量； cp：原料液平均比熱容； tF：原料液的溫度； T：通過(guò)加熱器后原料液的溫度；,原料液節(jié)流減壓后進(jìn)入分離器，物料放出的顯熱等于 部分汽化所需的潛熱,氣液平衡關(guān)系,平衡蒸餾中，氣液兩相處于平衡狀態(tài)，則兩相溫度相等；,對(duì)于理想溶液，則有,其中te為分離器中的平衡溫度；,聯(lián)立方程,求得平衡的氣液相組成 及溫度,例：對(duì)某兩組份理想溶液進(jìn)行閃蒸，已知xF為0.5，若要求 氣化率為60%，試求閃蒸后平衡的氣液相組成及溫度。,常壓下該兩組份理

11、想溶液的xy及tex關(guān)系如圖所示,作業(yè)： 常壓下將含苯（A）60%，甲苯（B）40%（均指摩爾百分?jǐn)?shù)） 的混合液閃蒸（即平衡蒸餾），得平衡汽、液相，汽相摩爾數(shù) 占總摩爾數(shù)的分率-汽化率（1-q）為0.30。物系相對(duì)揮發(fā)度 =2.47，試求：閃蒸所得平衡汽、液相的濃度。,歷史上最早應(yīng)用的蒸餾方法； 一種單級(jí)蒸餾操作，常以間歇方式進(jìn)行； 簡(jiǎn)單蒸餾多用于混合液的初步分離。,簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）,將料液加熱至泡點(diǎn)，溶液汽化，產(chǎn)生的蒸汽隨即進(jìn)入冷凝器，冷凝成餾出液； 隨著過(guò)程的進(jìn)行，釜中液相組成不斷下降，使得與之相平衡的氣相組成（餾出液組成）亦隨時(shí)降低，而釜內(nèi)液體的泡點(diǎn)逐漸升高； 當(dāng)餾出液的平均組成或釜

12、殘液組成降至某規(guī)定值后，即可停止蒸餾操作； 在同一批操作中，餾出液分批收集，可得到不同組成的餾出液。,1 簡(jiǎn)單蒸餾操作原理,2 簡(jiǎn)單蒸餾流程,簡(jiǎn)單蒸餾為間歇操作，平衡蒸餾為連續(xù)操作； 簡(jiǎn)單蒸餾需要從外界不斷加熱，閃蒸一次加熱到 一定溫度； 3. 簡(jiǎn)單蒸餾所剩下的殘液是與最后一個(gè)輕組分含量不高 的微量蒸汽相平衡的液相；閃蒸剩下的殘液是與全部氣 相處于平衡狀態(tài)； 4. 簡(jiǎn)單蒸餾所得到的液體中輕組分含量低于閃蒸所得到 的液體中輕組分含量； 5. 簡(jiǎn)單蒸餾的分離效率高于閃蒸；,簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾的區(qū)別：,多級(jí)蒸餾示意圖,xF,y1,y2,y3,x1,x2,x3,精餾是多級(jí)分離過(guò)程，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化

13、和部分冷凝,混合液達(dá)到幾乎完全的分離,精餾分離的依據(jù)和前提：混合液中組分間的揮發(fā)度差異,精餾原理和流程,從氣相得到較純的易揮發(fā)組分；,從液相中則得到較純的難揮發(fā)組分 。,如圖所示，考察篩板塔中任意第n層板的操作情況。,理論塔板 (Ideal plate) ：若 yn和xn滿足氣液平衡方程，則此層塔板稱為理論塔板。,注： x*n+1 表示與yn+1 成相平衡的 液相的組成。,tn+1tn-1 xn-1x*n+1 在任一塔板上易揮發(fā)組分由液相轉(zhuǎn)移到氣相，而難揮發(fā)組分從氣相轉(zhuǎn)移到液相，即 xn-1 xn yn yn+1,精餾塔(Distilling Column),精餾操作流程,精餾塔主要組成,設(shè)備

14、：包括精餾塔、塔底再沸器、塔頂冷凝器、原料預(yù)熱器、回流液泵等。,加料板：當(dāng)某塊塔板上的濃度與原料的濃度相近或相等時(shí),料液由此加入，該板稱為加料板。,精餾段：加料板以上的部分，它起著回收原料中易揮發(fā)組分增濃的作用。,提餾段：加料板以下的部分（包括加料板），它起著回收原料中易揮發(fā)組分的作用。,精餾操作分為連續(xù)精餾和間歇精餾，流程如下圖所示。,3 精餾操作流程,顯然，精餾過(guò)程存在熱量和質(zhì)量?jī)蓚€(gè)傳遞過(guò)程,熱量傳遞過(guò)程：氣相的熱量傳遞給低溫的液相； 質(zhì)量傳遞過(guò)程：氣相中的重組分傳遞給液相， 液相中的輕組分傳遞給氣相；,確定產(chǎn)品的流量； 確定合適的操作條件:操作壓強(qiáng)、回流比和加料狀態(tài)等； 確定精餾塔所需的

15、理論塔板數(shù)和加料位置； 選擇精餾塔的類型、確定塔徑、塔高及塔的其它參數(shù)； 冷凝器和再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算。,兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算,一、兩組分連續(xù)精餾工藝計(jì)算的主要內(nèi)容,理論板是指離開(kāi)該塔板的蒸汽和液體呈平衡狀態(tài)的塔板。,理論板不存在的原因：氣液間接觸面積和接觸時(shí)間是有限的，難以達(dá)到平衡狀態(tài)。,理論板可作為衡量實(shí)際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。,二、理論塔板的概念( Ideal plate or tray ),在理論板上，兩相溫度相等，組成互成平衡。,恒摩爾氣流：每層塔板上升的蒸汽的摩爾流量相等。,精餾段: L1=L2=L3=Ln=L=定值 提餾段: L1=L2=L3=Lm=L=定值 但L與L不一定相等.,

16、精餾段: V1=V2=V3=Vn=V=定值 提餾段: V1=V2=V3=Vm=V=定值 但V與V不一定相等.,恒摩爾液流： 每層塔板溢流的液體的摩爾流量相等。,三、恒摩爾流的假設(shè),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(shí)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。,全塔物料衡算 (Mass Balance ),總物料 F = D+W,塔頂易揮發(fā)組分回收率 = (DxD/ FxF)100%,易揮發(fā)組分 FxF = DxD+WxW,塔底難揮發(fā)組分回收率 =,例： 每小時(shí)將15000kg含苯(40%，質(zhì)量分?jǐn)?shù))和甲苯(60%)的溶液，在 連續(xù)精餾

17、塔中進(jìn)行分離，要求釜?dú)堃褐泻讲怀^(guò)2%，塔頂餾 出液中苯的回收率為97.1%，試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁考敖M成。,某二元物系，原料液濃度xf=0.42，連續(xù)精餾分離得塔頂產(chǎn)品 濃度xD=0.95。已知塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分回收率=0.92， 求塔底產(chǎn)品濃度xw。以上濃度皆指易揮發(fā)組分的摩爾分率。,精餾段操作線方程,以精餾段的第n+1層塔板以上塔段及冷凝器作為衡算范圍，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，則有,總物料衡算： V=L+D,易揮發(fā)組分： Vyn+1=Lxn+DxD,式中 V 精餾段每塊塔板上升的蒸汽流量，kmol/h； L 精餾段每塊塔板溢流的液體流量，kmol/h； D 餾出液流量，kmol/h； y

18、n+1 精餾段第n+1板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的mol分率； xn 精餾段第n板下降的液體中易揮發(fā)組分的mol分率；,由上兩物料恒算式得,根據(jù)恒摩爾流假設(shè)，L為定值，且在穩(wěn)定操作時(shí)，D及xD為定值，故R為常量。,令R=L/D（R稱為回流比），則有,上式即為精餾段操作線方程。它描述了任一板(第n層板)的液體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，為一線性關(guān)系，其中，斜率為R/(R+1)， 截距為xD/(R+1)。,在一常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液。原料液流量 100kmol/h，組成為0.5(苯摩爾分率，下同)，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液 組成為0.9，釜?dú)堃航M成為0.1，操作回

19、流比為2.0，試求： (1)塔頂和塔底產(chǎn)品流量(kmol/h); (2)若要求溜出液流量為56 kmol/h是否可行？最大餾出液流量為 多少？ (3) 回流比增加，對(duì)精餾效果有何影響？,以提餾段第m層塔板以下塔段及再沸器作為衡算范圍，則有,總物料衡算: L=V+W,易揮發(fā)組分: Lxm=Vym+1+Wxw,提餾段操作線方程,由上兩物料恒算式可得,上式稱為提餾段操作線方程。此式表示在一定操作條件下，提餾段內(nèi)自第m層板下降液體組成xm與其相鄰的下層板（第m+1層）上升蒸氣組成ym+1之間的關(guān)系，呈線性關(guān)系。,注：提餾段液體量 L 不容易求，它除了與 L 有關(guān)外，還受進(jìn)料量及進(jìn)料熱狀況的影響 。,進(jìn)

20、料熱狀況的影響,(a)冷液進(jìn)料 (b)飽和液體進(jìn)料 (c)氣液混合物進(jìn)料 (d)飽和蒸汽進(jìn)料 (e)過(guò)熱蒸汽進(jìn)料,如圖所示，對(duì)進(jìn)料板作總物料衡算和熱量衡算,式中： IF 原料液的焓，kJ/kmol； IV、 IV 分別為進(jìn)料板上下處飽和蒸氣的的焓， kJ/kmol； IL 、IL 分別為進(jìn)料板上下處飽和液體的焓，kJ/kmol；,物料衡算： F+L+V = L+V,熱量衡算： FIF+LIL+VIV = VIV+LIL,進(jìn)料熱狀況的影響,因?yàn)樗迳弦合嗪推喑曙柡蜖顟B(tài)，且進(jìn)料板上下處的溫度及氣相組成各自都比較相近，所以有： IV IV IL IL,代入熱量衡算式整理得：,將物料衡算式代入,（V

21、- V ）IV= FIF-（ L -L）IL,F-（ L -L ） IV= FIF- （ L -L）IL,令,q稱為進(jìn)料熱狀況參數(shù)。,將上式整理可得到： L = L + qF V = V - (q-1)F,q的意義：以1kmol/h進(jìn)料為基準(zhǔn)時(shí)，提餾段的液體流量較精餾段液體流量增大的kmol數(shù)。,對(duì)于飽和液體、氣液混合物及飽和蒸氣而言，q 值等于進(jìn)料中的液相分率。,IF L+F L-L F q 1,原料溫度加熱板上沸騰液的溫度(料溫板溫(泡點(diǎn))。,1 冷液體進(jìn)料,進(jìn)料溫度與板溫相等(料溫=泡點(diǎn)=板溫, 近似),IF = I V = V L = L+F L-L = F q = 1,2 泡點(diǎn)進(jìn)料,

22、原料液已被汽化一部分(料溫 板溫),q值表示進(jìn)料中液體量占總進(jìn)料量的分率。,IV IF IL 0 q 1,3 汽液混合物進(jìn)料,原料加熱至飽和蒸汽( 料溫 板溫 ),IF = IV V = V + F L = L q = 0,4 飽和蒸汽進(jìn)料,原料加熱至過(guò)熱蒸汽(料溫 板溫),IF IV V V + F L L q 0,5 過(guò)熱蒸汽進(jìn)料,理論塔板數(shù)的確定,利用相平衡原理和操作線方程可確定理論塔 板數(shù)，其方法有逐板計(jì)算法和圖解法。,初始條件,提餾段操作線方程,精餾段操作線方程,相平衡方程,理論塔板數(shù)的確定 利用相平衡原理和操作線方程可確定理論塔板數(shù)，其方法有逐板計(jì)算法和圖解法。 1 逐板計(jì)算法,x

23、d為精餾線與提餾線交點(diǎn)處的x（當(dāng)為飽和液體進(jìn)料時(shí)，計(jì)算至xnxF即可），則第n塊板為加料板,精餾段有n-1層, 需n-1塊板。,當(dāng)求得xmxw時(shí), 則提餾段需塔板m-1層(塊)，第m層為再沸器，精餾塔共需塔板m+n-1塊。,同理, 可求得提餾段理論塔板數(shù)。,2 圖解法,精餾段操作方程,提留段操作方程,即精餾線與提餾線交點(diǎn)的軌跡方程,此式即為q線方程或進(jìn)料方程。它反映了加料板上汽液組成為一線性關(guān)系。當(dāng)x=xF時(shí)，y=xF，從而得 e 點(diǎn)(x=xF, x=y 的交點(diǎn))，即q 線總是過(guò) e 點(diǎn)。,Vy = Lx+DxD 精餾段關(guān)系式； Vy = Lx-WxW 提餾段關(guān)系式； V-V=(q-1)F 熱

24、狀態(tài)關(guān)系式； L-L =qF 熱狀態(tài)關(guān)系式； FxF=DxD+WxW 物料衡算關(guān)系式；,q線方程(進(jìn)料方程),第一相線, q 1, 冷液體進(jìn)料； 垂直線, q = 1, 泡點(diǎn)進(jìn)料； 第二相線, 0 q 1, 汽液混合物進(jìn)料； 水平線, q = 0, 飽和蒸汽進(jìn)料； 第三相線, q 0, 過(guò)熱蒸汽進(jìn)料。,不同熱狀態(tài)下的q 線圖,表 進(jìn)料狀況對(duì)q線的影響,在坐標(biāo)上繪出雙組分混合液的y-x平衡曲線，并作出對(duì)角線，對(duì)角線為y = x。,在同一坐標(biāo)上作精餾段操作線，此操作線通過(guò)位于對(duì)角線的點(diǎn)（x=xD，y=xD）和y軸上的點(diǎn)（x=0，y=xD/R+1），此操作線的斜率為R/R+1，截距為xD/R+1。,

25、在同一坐標(biāo)上作提餾段操作線，此操作線通過(guò)位于對(duì)角線的點(diǎn)（x=xW，y=xW）和y軸上的點(diǎn)（x=0，y=-WxW/L+qF-W），此操作線的斜率為（L+qF/L+qF-W） 。,從點(diǎn)（x=xD，y=xD）開(kāi)始在操作線與平衡線作直角階梯直至作后一個(gè)階梯的垂線達(dá)到xW或略小于xW為止。,注：所畫的每一個(gè)階梯代表理論塔板，跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)的那層塔板為加料板，最后一層塔板為再沸器。,2 圖解法,xW,xD,1,2,3,4,5,6,7,8,b,a,xF,e,c,d,1,1,畫坐標(biāo)圖；,f,作平衡線和對(duì)角線線 ；,作精餾線（ab線）；,作q線（ef線）；,作提餾線（cd線）；,作梯級(jí) 。,圖解過(guò)程,利用上方

26、程式作提餾段的操作線方程較復(fù)雜。由于 q 線的引入，簡(jiǎn)化了提餾段操作線的繪制。,(1) 過(guò)坐標(biāo)為（x=xF，y=yF）的 e 點(diǎn)作斜率為q/q-1的直線即為q 線。,(2) q 線與精餾段操作線相交于一點(diǎn)，聯(lián)結(jié)該點(diǎn)與 e 點(diǎn)即為提餾段操作線。,十、提餾段操作線的作法,R一定, q不改變精餾線的位置； R一定, q對(duì)提餾線有較大影響（見(jiàn)右圖）。 隨q減小， 提餾線相平衡線靠近，所需理論塔板數(shù)越多。,（3） 進(jìn)料狀況對(duì)操作線的影響,全回流：若塔頂上升的蒸汽冷凝后全部回流至塔內(nèi)稱為全回流（total reflux）。,D=0，F(xiàn)=0，W=0，無(wú)精餾段和提餾段之分。,回流比R=L/D ，是回流比的最大

27、值。,精餾操作線為yn+1=xn，所需理論塔板數(shù)最少，以Nmin表示。,3 全回流與最小理論塔板數(shù),全回流 與最少理論板數(shù),對(duì)于雙組分溶液，有如下公式（芬斯克公式Fenske）：,全回流的特征： 1、回流比R為無(wú)限大； 2、全回流時(shí)只有精餾段，沒(méi)有提留段， 并且操作線方程為y=x，即為對(duì)角線； 3、全回流時(shí)所需理論塔板數(shù)最少； 4、全回流時(shí)無(wú)精餾產(chǎn)品，無(wú)生產(chǎn)實(shí)際意義，在 開(kāi)工或?qū)嶒?yàn)階段穩(wěn)定流量時(shí)采用；,在d點(diǎn)上下各板（進(jìn)料板上下區(qū)域）氣液兩相組成基本不變化，即無(wú)增濃作用，點(diǎn)d 稱為夾緊點(diǎn)。該區(qū)域稱為恒濃區(qū)（或夾緊區(qū)）。,yq,回流比減小，兩操作線向平衡線移動(dòng)，達(dá)到指定分離程度所需的理論塔板數(shù)增

28、多，當(dāng)兩操作線的交點(diǎn)位于平衡線上時(shí)，則需要無(wú)窮多的階梯才能達(dá)到d點(diǎn)。相應(yīng)的回流比稱為最小回流比。以Rmin表示。對(duì)于一定的分離要求， Rmin是回流比的最小值。,4 最小回流比,最小回流比的特征： 1、回流比R為最?。?2、兩操作線的交點(diǎn)落在平衡線上； 3、所需理論塔板數(shù)最多；,對(duì)于正常曲線（如圖），設(shè)d點(diǎn)坐標(biāo)為(xq，yq)，則由精餾段的斜率可知,4.1 最小回流比的求法：作圖法或解析法(1) 作圖法,對(duì)于非正常曲線（如圖），過(guò)a或c點(diǎn)作平衡線的切線，根據(jù)切點(diǎn)坐標(biāo)求Rmin。,對(duì)于正常曲線，在最小回流比下，q點(diǎn)在平衡線上，則由平衡方程得,(2) 解析法,泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，xq=xF，則,飽和蒸汽進(jìn)

29、料時(shí)，yq=yF，則,對(duì)某些進(jìn)料狀態(tài)，上式可進(jìn)一步簡(jiǎn)化。,1 實(shí)際回流比的范圍,精餾過(guò)程的經(jīng)濟(jì)性主要取決于操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用?；亓鞅仁怯绊懢s過(guò)程經(jīng)濟(jì)性的一個(gè)重要指標(biāo)。,RminRR,十一、適宜回流比的選擇,2 正確選擇適宜回流比,操作費(fèi)：,設(shè)備費(fèi)(塔板數(shù))：,加熱蒸汽和冷卻水：R增大時(shí)需消耗較多的加熱蒸汽和冷卻水，操作費(fèi)用相應(yīng)增加。V=(R+1)D V=V-(1-q)F,設(shè)備折舊、維修：指精餾塔、蒸餾釜、冷凝器等設(shè)備的投資乘以相應(yīng)的折舊費(fèi)，當(dāng)設(shè)備類型和所用材料已選定時(shí)，此項(xiàng)費(fèi)用主要取決于設(shè)備尺寸。,當(dāng)為Rmin時(shí)，塔板數(shù)無(wú)窮大，設(shè)備費(fèi)無(wú)窮大；R繼續(xù)增大時(shí)，塔板數(shù)緩慢減少，但上升的蒸汽量增加，

30、從而使得設(shè)備的尺寸增大，即當(dāng)R增加到一定值時(shí)，設(shè)備費(fèi)又上升。,總費(fèi)用是操作費(fèi)用與設(shè)備折舊費(fèi)用之和，其最小值所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜的回流比，常稱為操作回流比。,R=（1.12）Rmin,對(duì)于難分離的物系，R應(yīng)取得更大些。,某精餾段操作線方程為y=0.72x+0.275，則該塔的操作回流 比為多少？餾出液組成為多少？,精餾塔進(jìn)料有（）種不同的進(jìn)料熱狀況，當(dāng)進(jìn)料為氣液混 合混合物時(shí)，氣液摩爾比為2:3時(shí)，進(jìn)料熱狀況q為多少？,精餾操作實(shí)現(xiàn)的依據(jù)是： 實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是：,某兩組份溶液，相對(duì)揮發(fā)度為3，在全回流下進(jìn)行精餾操作， 對(duì)第n、n+1層塔板計(jì)算，如果yn=0.4，則yn+1=( )；全回

31、流通 常使用于( )；,已知某精餾塔操作以飽和蒸汽進(jìn)料，操作線方程分別如下： 精餾線 提餾線 試求該塔操作的回流比、進(jìn)料組成及塔頂、塔底產(chǎn)品中輕組 分的摩爾分率,在連續(xù)精餾塔中分離兩組份理想溶液，原料液流量為100kmol/h， 組成為0.3(易揮發(fā)組分摩爾分率)，其精餾段和提留段操作線方程 分別為y=0.714x+0.257，y=1.686x-0.0343，試求 1. 塔頂餾出液流量和精餾段下降的液體流量； 2. 進(jìn)料熱狀況參數(shù)；,理論塔板數(shù)的捷算法,R=,R=Rmin,理論板數(shù)的簡(jiǎn)介求法：,計(jì)算出Rmin，并選擇R，,利用公式,利用公式,計(jì)算出Nmin，,查閱吉利蘭圖，確定加料版位置和理論

32、板數(shù),直接蒸汽加熱,幾種特殊情況下理論板層數(shù)的求法,全塔物料衡算 總物料衡算 易揮發(fā)組分衡算 式中 直接加熱蒸汽流率，kmol/h； 直接蒸汽加熱時(shí)釜液流率， kmol/h； 直接蒸汽加熱時(shí)釜液組成，摩爾分率。 其它符號(hào)意義與間接蒸汽加熱相同。 提餾段操作線方程 直接蒸汽加熱時(shí)也應(yīng)滿足恒摩爾流假設(shè),有 ， 。根據(jù)物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程為,如圖所示，直接蒸汽加熱時(shí)提餾段操作線通過(guò)橫軸上的點(diǎn)（ ）及 線與精餾段操作線的交點(diǎn)（ ）兩點(diǎn)，因此也可用兩點(diǎn)求直線的方法求提餾段操作線方程： 用上式求直接蒸汽加熱時(shí)提餾段操作線方程比較方便，問(wèn)題歸結(jié)為兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)( )如何求。因?yàn)?線及精餾段操作線

33、均與間接蒸汽加熱時(shí)相同，所以仍可用前述方法求 、 值。若用式求，則需據(jù) ， 等關(guān)系導(dǎo)出可利用題給已知條件的形式才能求解。,直接蒸氣加熱時(shí)的提餾段操作線方程式, 它和精餾段操作線的交點(diǎn)軌跡方程仍然是q線, 但提餾段操作線通過(guò)橫軸上的x=xW 點(diǎn)，即圖6-20中的點(diǎn)g, gd為提餾段操作線。,對(duì)于同一種進(jìn)料組成.狀況及回流比, 若希望得到相同的餾出液組成及回收率時(shí), 利用直接蒸氣加熱時(shí)所需理論板層數(shù)比用間接蒸氣加熱時(shí)的要稍多些，這是因?yàn)橹苯诱魵獾南♂屪饔?，故需增加塔板層?shù)來(lái)回收易揮發(fā)組分。,(2)多股加料與側(cè)線出料,在化工生產(chǎn)中，有時(shí)為分離不同濃度的原料液，在塔中間 不同的塔板位置上設(shè)置不同的進(jìn)料

34、口，這種情況稱為多股進(jìn)料, 有時(shí)為要獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，在精餾段或提餾段不同位 置上開(kāi)設(shè)側(cè)線出料口，以引出不同產(chǎn)品濃度的飽和液體或飽和 蒸汽，這種精餾操作稱為側(cè)線出料。,以有兩股進(jìn)料的精餾塔為例： 精餾塔以兩進(jìn)料板為界分為上、中、下三段，各段內(nèi)上升與下降的汽、液相摩爾流率互不相同，相應(yīng)有三條操作線，兩條 q 線。,多股加料的精餾塔,不同濃度料液在同一塔內(nèi)同時(shí)進(jìn)行分離，不將料液混合再入塔，而是針對(duì)各股料液的濃度分別加入不同位置。這是因?yàn)榛旌虾笤俜蛛x都將消耗能量。,對(duì)虛線框內(nèi)做物料衡算,總物料：,易揮發(fā)組分物料：,連列上式可得：,第段為精餾段，操作線方程為，,第III段為提餾段，操作線方程為，

35、,第II段為中間段,各操作線仍由相關(guān)塔段的物料衡算導(dǎo)出，q 線由加料熱狀態(tài)確定。,多股加料的精餾塔,例：在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇-水溶液，組成為xF1=0.6（易 揮發(fā)組分摩爾分率，下同）及xF2=0.6的兩股原料液分別被送到不 同的塔板，進(jìn)入塔內(nèi)。兩股原料液的流量之比F1/F2為0.5，均為 飽和液體進(jìn)料。操作回流比為2。若要求餾出液組成xD為0.8，釜?dú)?液組成xW為0.02，試求理論板層數(shù)及兩股原料液的進(jìn)料板位置。,解：由于有兩股進(jìn)料，故全塔可分為三段。組成為 的原料液 從塔較上部位的某加料板引入，該加料板以上塔段的操作線方 程與無(wú)側(cè)線塔的精餾段操作線方程相同，即： 該操作線在y軸上

36、的截距為：,因進(jìn)料為飽和液體，故 ， ， 則： 式1及式2為兩股進(jìn)料之間塔段的操作線方程，也是直線方程式， 它在y軸上的截距為 。其中D可由物料衡算 求得。 設(shè) ，則 對(duì)全塔作總物料及易揮發(fā)組分的衡算，得,根據(jù)方程：,(1),(2),或：,解得：,所以：,對(duì)原料液組成為 的下一股進(jìn)料，其加料板以下塔段的操 作線方程與無(wú)側(cè)線塔的提餾段操作線方程相同。 上述各段操作線交點(diǎn)的軌跡方程分別為,在x-y直角坐標(biāo)圖上繪平衡曲線和對(duì)角線，如本題附圖2所示。 依 ， ， 及 分別作鉛垂線， 與對(duì)角線分別交于a、e1、e2及c四點(diǎn)，按原料F1之加料口以 上塔段操作線的截距 （0.267），,多側(cè)線的塔,在工業(yè)生

37、產(chǎn)中，有時(shí)要求獲得不同規(guī)格的精餾產(chǎn)品，此時(shí)可根據(jù)所需的產(chǎn)品濃度在精餾段(或提餾段)不同位置上開(kāi)設(shè)側(cè)線出料口；有時(shí)為分離不同濃度的原料，則宜在不同塔板位置上設(shè)置不同的進(jìn)料口。這些情況均構(gòu)成多側(cè)線的塔。若精餾塔中共有 i 個(gè)側(cè)線(進(jìn)料口亦計(jì)入)，則計(jì)算時(shí)應(yīng)將全塔分成(i+1)段。通過(guò)每段的物料衡算，分別寫出相應(yīng)的操作線方程式。圖解理論板層數(shù)的原則與前述相同。,側(cè)線出料的精餾塔,當(dāng)需要獲得不同組成的兩種或多種產(chǎn)品時(shí)，可在塔內(nèi)相應(yīng)組成的塔板上安裝側(cè)線以抽出產(chǎn)品。,以有一個(gè)側(cè)線出料的精餾塔為例： 精餾塔分為三段，各段操作線可通過(guò)相應(yīng)的物料衡算導(dǎo)出。 圖解理論板數(shù)的原則與前述相同。,中間段操作線方程可以由

38、中間段任意兩塊板s、s+1間的以 上塔段做物料衡算計(jì)算,或：,若側(cè)線出料為飽和液體：,則有：,泡點(diǎn)回流,回流液L的溫度處于泡點(diǎn)溫度 第一層板上下降的液體流量即為L(zhǎng)；,回流比R=L/D只是應(yīng)用于泡點(diǎn)回流,實(shí)際操作中，為使上升氣流完全冷凝， 常加大冷凝水流量，回流液溫度一般 低于泡點(diǎn)溫度，即為冷液回流， 此時(shí)第一層板上的回流液大于L；,冷液回流時(shí)，塔內(nèi)的實(shí)際流量大于回流量,進(jìn)料熱狀況參數(shù),=,將1kmol進(jìn)料變?yōu)轱柡驼羝璧臒崃?原料液的千摩爾汽化熱,精餾中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升 的汽相易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f(shuō)法是 。 A 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相； B 汽相中難揮

39、發(fā)組分進(jìn)入液相； C 液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時(shí)進(jìn)入汽相，但其 中易揮發(fā)組分較多； D 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入 液相必定同時(shí)發(fā)生。,某二元混合物，=3，全回流條件下xn=0.3，則yn-1=。 A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.794,二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線 的變化 。 A平衡線 B 操作線與q線 C平衡線與操作線 D 平衡線與q線,在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液組成為0.4(苯摩 爾分率)，餾出液組成為0.97，釜?dú)堃航M成為0.04，試分別求出以 下三種進(jìn)料熱狀態(tài)下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。

40、(1)20下冷液進(jìn)料； (2)飽和液體進(jìn)料； (3)飽和蒸汽進(jìn)料； 假設(shè)操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47，原料液的泡點(diǎn)溫度 為94，原料液的平均比熱容為1.85kJ/(kg.),原料液的汽化熱 為354kJ/kg.,解： 20下冷液進(jìn)料,飽和液體進(jìn)料,飽和蒸汽進(jìn)料,最小理論板數(shù)Nmin,討論 (1)在一定的分離程度下，Rmin與q值有關(guān)，q值越大，Rmin越?。?(2)在全回流操作下，NT為最少，兩操作線與對(duì)角線重合，Nmin 與q無(wú)關(guān)；,塔的高度和塔直徑的確定 1、板式塔塔高的確定,2、填料塔塔高的確定,Z：板式塔有效高度，m； Np：實(shí)際板層數(shù)； HT：板間距，m；,實(shí)際塔板數(shù)與塔

41、板效率 在實(shí)際操作種去，每塊板上不可能實(shí)現(xiàn)完全的汽液 平衡，通常實(shí)際板數(shù)量要比理論板多。一般用塔板效率 來(lái)表示實(shí)際板上接近汽液平衡的程度。,全塔效率（總板效率） 達(dá)到指定分離效果后，理論塔板數(shù)NT 與實(shí)際塔板數(shù)NR 之比稱為塔板效率，用ET表示。,NT：理論板數(shù)； Np：實(shí)際板數(shù)；,總板效率反映的是全塔的平均傳質(zhì)效果， 其值恒小于1,單板效率（默弗里Murphree板效率）,液相單板效率：,1、單板效率反映每層塔板的傳質(zhì)效果，總板效率反映全塔 的平均傳質(zhì)效果；,總板效率、單板效率之間定義不同，它們并不相等，即使 全塔各板的單板效率相同，總板效率也不等于單板效率；,2、單板效率基于每層塔板的理論

42、增濃程度，總板效率基于 所需理論板數(shù)的概念；,點(diǎn)效率E0：點(diǎn)效率是指塔板上各點(diǎn)的局部效率；,y:與流經(jīng)塔板某點(diǎn)的液相組成x相接觸后而離去的氣相；,yn+1:由下層塔板進(jìn)入該塔板某點(diǎn)的氣相組成；,y*:與液相組成x成平衡的氣相組成；,3、塔直徑的確定,用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量100kmol/h，易揮發(fā) 組分xF=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品xD=0.9，塔底釜液xW=0.05 （皆摩爾分率），操作回流比R=1.61，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度 =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

43、數(shù)值方程； (4) 最小回流比。,篩板塔的結(jié)構(gòu),氣液兩相接觸狀態(tài),鼓泡接觸狀態(tài),穩(wěn)定的氣泡表面,泡沫接觸狀態(tài),更新的液膜表面,噴射接觸狀態(tài),更新的液滴表面,1、鼓泡接觸狀態(tài) 液體連續(xù)相 氣體分散相 兩相接觸面積：氣泡表面,2、泡沫接觸狀態(tài) 液體連續(xù)相 氣體分散相 兩相接觸面積：不斷更新的液膜表面,氣體連續(xù)相 液體分散相 兩相接觸面積：不斷更新的液滴表面,3、噴射接觸狀態(tài),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,精餾塔的操作和調(diào)節(jié),影響精餾操作的主要因素分析,精餾塔操作的基本要求是在連續(xù)穩(wěn)

44、定和最經(jīng)濟(jì)的條件下處理較多的原料液，達(dá)到預(yù)定的分離要求。,塔頂組分xD和塔釜組分xW,保持精餾塔穩(wěn)態(tài)操作的條件,1、塔內(nèi)壓力穩(wěn)定 2、進(jìn)出精餾塔系統(tǒng)的物料保持平衡 和穩(wěn)定 3、進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定 4、回流比穩(wěn)定 5、再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定 6、塔系統(tǒng)與環(huán)境間的散熱穩(wěn)定,物料平衡的影響和制約 由 ， 知，當(dāng)F、xF、xD、xW一定時(shí)，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。,回流比(R)的影響,回流比是影響精餾塔分離的主要因素,R,方程的斜率增大,精餾段內(nèi)傳質(zhì)推動(dòng)力,塔頂餾出液組成xD,回流比(R)的影響,R加大

45、，即回流到塔內(nèi)的流量L加大,回流量L與上升的蒸汽V有質(zhì)量 和熱量的交換加大,回流量L中的部分重組分下降,分離效果變好,R,方程的斜率減小,精餾段內(nèi)傳質(zhì)推動(dòng)力,塔頂餾出液組成xW,回流比(R)的影響,R加大，即回流到塔內(nèi)的流量L加大,回流量L與上升的蒸汽V有質(zhì)量 和熱量的交換加大,需要更多的蒸汽V冷凝重組分,分離效果變好,回流比(R)的影響,R，使得xD,而xW，分離效果變好 R，使得xD,而xW，分離效果變差,必須注意，在餾出液流率 規(guī)定的條件下，藉增加回流比 提高 的方法并非總是有效： （1） 的提高受精餾段塔板數(shù)即精餾塔分離能力的限制。對(duì)一定板數(shù)，即使回流比增至無(wú)窮大（全回流）時(shí)， 也有確

46、定的最高極限值；在實(shí)際操作的回流比下不可能超過(guò)此極限值。 (2) 受全塔物料平衡限制，回流比極限值為FxF/D,進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況的影響,對(duì)于特定的精餾塔，原料液組成xF和熱狀況q的改變，必然 導(dǎo)致進(jìn)料位置的改變，從而使得改變xD和xW,xF,xD ，xW ,要使得xD不變， 只有增大R,精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量控制和調(diào)節(jié),精餾塔的產(chǎn)品質(zhì)量是指餾出液和塔釜液的組成達(dá)到規(guī)定值,可以根據(jù)塔頂和塔釜 產(chǎn)品的溫度判斷產(chǎn)品 質(zhì)量,混合物的泡點(diǎn)和露點(diǎn) 與混合物組成有關(guān),對(duì)于高純度的分離例外,在一定總壓下，塔頂溫度是餾出液組成的直接反映。但在高 純度分離時(shí)，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高的一個(gè)塔段中溫度變化極 小。這樣，

47、當(dāng)塔頂溫度有了可覺(jué)察的變化，餾出液組成的波動(dòng)早 已超出允許的范圍。 以乙苯-苯乙烯在8KPa下減壓精餾為例，當(dāng)塔頂餾出液中含 乙苯由99.9%降至90%時(shí)，泡點(diǎn)變化僅為0.7?？梢?jiàn)高純度分離 時(shí)一般不能用測(cè)量塔頂溫度的方法來(lái)控制餾出液的質(zhì)量。,靈敏板 一個(gè)正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的干擾（如回 流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動(dòng)等），全塔各板的組成發(fā)生變動(dòng)。塔板 上的組成對(duì)于外界因素的干擾反應(yīng)最為靈敏的板稱之為靈敏板。,將感溫元件安置在靈敏板上可以較早覺(jué)察精餾操作所受到的干擾。而且靈敏板比較靠近進(jìn)料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生 變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動(dòng)并即使采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成

48、。,雙組分精餾的操作型計(jì)算,精餾過(guò)程的操作型計(jì)算 操作型計(jì)算的命題： 此類計(jì)算的任務(wù)是在設(shè)備（精餾段板數(shù)及全塔理論板數(shù)）已定的條件下，由指定的操作條件預(yù)計(jì)精餾操作的結(jié)果。 此時(shí)的已知量為：全塔總板數(shù) 及加料板位置（第 塊板）；相平衡曲線或相對(duì)揮發(fā)度；原料組成 與熱狀態(tài) ，回流比 ；并規(guī)定塔頂餾出液的采出率 。待求的未知量為精餾操作的最終結(jié)果產(chǎn)品組成 以及逐板的組成分布。,由于眾多變量之間的非線形關(guān)系，使操作型計(jì)算一般均須通過(guò)試差（迭代），即先假設(shè)一個(gè)塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計(jì)算予以校核的方法來(lái)解決。 加料板位置（或其它操作條件）一般不滿足最優(yōu)化條件。,操作型計(jì)算的特點(diǎn)：,雙組分精

49、餾的操作型計(jì)算,定量計(jì)算方法是：先設(shè)定某一 值，可按物料衡算式求 出 然后，自組成為 起交替使用精餾段操作線方程 及相平衡方程 進(jìn)行 次逐板計(jì)算，算出第1至 板的氣、液組成。直至算出離開(kāi)加料板液體的組成 。,雙組分精餾的操作型計(jì)算,及相平衡方程進(jìn)行 次逐板計(jì)算，算出最后一塊理論板的液體組成 。將此 值與所假設(shè)的 值比較，兩者基本接近則計(jì)算有效，不夠則重新試差。,跨過(guò)加料板以后，須改用提餾段操作線方程,雙組分精餾的操作型計(jì)算,的提高受全塔物料衡算的限制。加大回流比可提高 ，但其極限值為 。 對(duì)一定塔板數(shù)，即使采用全回流， 也只能某中程度趨近于此極限值。 此外，加大操作回流比意味著加大蒸發(fā)量與冷凝

50、量。這些數(shù)值還將受到塔釜及冷凝器的傳熱面的限制。,注意,雙組分精餾的操作型計(jì)算,精餾操作時(shí)，保持V，q，xf，F(xiàn)不變，而增加D，試問(wèn)xD，xW，L/V，L/V的變化趨勢(shì)是什么？,F,V,V,L,L,雙組分精餾的操作型計(jì)算,雙組分精餾的操作型計(jì)算,已知在精餾操作時(shí)，NT，xF0.45，q1，D/F0.6， 相對(duì)揮發(fā)度為2，現(xiàn)采用回流比R1.5，求xD為多少？,間歇精餾,間歇精餾過(guò)程的特點(diǎn) 當(dāng)混合液的分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常變化時(shí)，采用間歇精餾的操作方式比較靈活機(jī)動(dòng)。從精餾裝置看，間歇精餾與連續(xù)精餾大致相同。作間歇精餾時(shí)，料液分批投入精餾釜，逐步加熱氣化，待釜液組成降至規(guī)定值后將其一次排出

51、。由此不難理解，間歇精餾過(guò)程具有如下特點(diǎn)。 間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)過(guò)程。在精餾過(guò)程中，釜液組成不斷降低。若在操作時(shí)保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過(guò)程中應(yīng)不斷加大回流比。為達(dá)到預(yù)定的要求，實(shí)際操作可以靈活多樣。,間歇精餾,例如，在操作初期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定；但回流比過(guò)大，在經(jīng)濟(jì)上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。 間歇精餾時(shí)全塔均為精餾段，沒(méi)有提餾段。因此，獲得同樣的塔頂、塔底組成的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗必大于連續(xù)精餾。,間歇精餾,回流比恒定時(shí)的間歇精餾計(jì)算,1、確

52、定理論板層數(shù),(1) 計(jì)算最小回流比和適宜回流比,以操作初態(tài)為基準(zhǔn)，釜液組成為sF，最初的餾出液組成為 xD1,適宜回流比R=(1.1-2)Rmin,間歇精餾,回流比保持恒定的間歇精餾理論板數(shù)的求法,間歇精餾,計(jì)算理論板數(shù) 。 的驗(yàn)算 設(shè)定的 是否合適，應(yīng)以全精餾過(guò)程所得的餾出液平均組成 滿足分離要求為準(zhǔn)。與簡(jiǎn)單蒸餾相同，對(duì)某一瞬間 作物料衡算，蒸餾釜中易揮發(fā)組分的減少量應(yīng)等于塔頂蒸汽所含的易揮發(fā)組分量，這一衡算結(jié)果與式（9-32）相同。此時(shí)，式中的氣相組成 即為瞬時(shí)的餾出液組成 ，故有 式中 瞬時(shí)的釜液量，操作時(shí)由投料量F降為殘液量 ； 瞬時(shí)的釜液組成，由 降為 。,間歇精餾,可知，因板數(shù)及

53、回流比 為定植，任一精餾瞬間的釜液組成 必與一餾出液組成 相對(duì)應(yīng)，于是可通過(guò)數(shù)值積分由上式算出殘液量 。餾出液平均組成由全過(guò)程物料衡算決定，即 當(dāng)此 等于或稍大于規(guī)定值，則上述計(jì)算有效。 處理一批料液塔釜的總蒸發(fā)量為 由此可計(jì)算出加熱蒸汽的消耗量。,餾出液組成恒定的間歇精餾,確定理論板層數(shù),計(jì)算最小回流比和操作回流比，由餾出液組成xD和最終釜?dú)堃?組成xWe計(jì)算,適宜回流比R=(1.1-2)Rmin,間歇精餾,確定理論板數(shù),間歇精餾,保持餾出液組成恒定的間歇精餾 設(shè)計(jì)計(jì)算的命題為：已知投料量及料液組成，保持指定的餾出液組成不變，操作至規(guī)定的釜液組成或回收率，選擇回流比的變化范圍，求理論板數(shù)。

54、確定理論板數(shù) 間歇精餾塔在操作過(guò)程中的塔板數(shù)為定植。 不變但 不斷下降，即分離要求逐漸提高。因此，所設(shè)計(jì)的精餾塔應(yīng)能滿足過(guò)程的最大分離要求，設(shè)計(jì)應(yīng)以操作終了時(shí)的釜液組成 為計(jì)算基準(zhǔn)。 間歇精餾的操作先線如圖9-48所示。在操作終了時(shí)，將組成為 的釜液提濃至 必有一最小回流比，在此回流比下需要的理論板數(shù)為無(wú)窮多。,間歇精餾,設(shè)： 每批料液的投料量，Kmol； 餾出液量，Kmol，其值隨精餾時(shí)間而變化； 釜液的摩爾分?jǐn)?shù)組成，其值在操作中由 降為 ； 蒸餾釜的氣化能力，Kmol/s，在操作中可保持為某一常數(shù)。 在 時(shí)間內(nèi)的氣化量為 ，此氣化量應(yīng)等于塔頂?shù)恼羝?任一瞬時(shí)之前已餾出的液體量由物料衡算式

55、確定，即,間歇精餾,將此式代入式（9-93） 積分得 在操作過(guò)程中因塔板數(shù)不變，每一釜液組成必對(duì)應(yīng)一回流比，可用數(shù)值積分從上式求出每批料液的精餾時(shí)間。,恒沸精餾,第三組分與原溶液中的一個(gè)組分形成恒沸物，原有組分間的相對(duì)揮發(fā)度增大，使該溶液能用一般精餾方法分離。第三組分稱為恒沸劑或挾帶劑。,恒沸精餾與萃取精餾,具有恒沸點(diǎn)或相對(duì)揮發(fā)度接近1的物系，不宜采用普通精餾方法分離。 方法一：采用萃取、吸附以及膜分離等其它分離方法。 方法二：采用特殊精餾，添加第三組分，提高原溶液各組分間的相對(duì)揮發(fā)度，使難以用精餾分離的物系變得易于分離。 根據(jù)第三組分性質(zhì)和作用不同，特殊精餾可分為恒沸精餾和萃取精餾。第三組分

56、使物系組分?jǐn)?shù)增加，操作流程更復(fù)雜，一般不再是單塔操作。 為了回收第三組分，采用特殊精餾與普通精餾或液-液萃取聯(lián)合流程。,恒沸精餾舉例,工業(yè)酒精恒沸精餾（用苯作恒沸劑）制取無(wú)水酒精。乙醇-水二元恒沸物（恒沸點(diǎn)78.15，乙醇摩爾分率為0.894）,三元恒沸物： 苯： 0.539 乙醇：0.228 水： 0.233 沸點(diǎn)：64.85,上層苯相 苯： 0.745 乙醇：0.217 少量水 下層水相 苯： 0.0428 乙醇：0.35 其余為水,恒沸精餾可以分離具有最高恒沸點(diǎn)、最低恒沸點(diǎn)、揮發(fā)度相近 的溶液；,恒沸精餾中合適挾帶劑的選用： （1）恒沸物恒沸點(diǎn)與溶液中純組分沸點(diǎn)有相當(dāng)差值，一般不小于10

57、。 （2）為便回收挾帶劑，挾帶劑含量越少操作費(fèi)用越省。 （3）考慮熱穩(wěn)定性、腐蝕性、毒性、價(jià)格等因素。,萃取精餾也是向原料液中加入第三組分，稱為萃取劑。加入的萃取劑一般沸點(diǎn)較高、且不與原溶液中任一組分形成恒沸物，僅僅是改變?cè)薪M分的相對(duì)揮發(fā)度而實(shí)現(xiàn)精餾分離。萃取精餾，從塔頂可得一個(gè)純組分，萃取劑與另一組分從塔底排出。萃取劑的選擇是過(guò)程的關(guān)鍵。,萃取劑應(yīng)具備： （1）選擇性好，加入少量萃取劑能使溶液相對(duì)揮發(fā)度顯著提高； （2）揮發(fā)性小且不與原組分起反應(yīng)，便于分離回收; （3）安全，無(wú)毒，無(wú)腐蝕，熱穩(wěn)定性好以及價(jià)格便宜等。,萃取精餾,萃取精餾舉例,苯-環(huán)乙烷溶液的萃取分離： 苯沸點(diǎn) 80.1，環(huán)乙烷沸點(diǎn)為 80.73，其相對(duì)揮發(fā)度為 0.98，苯-環(huán)乙烷溶液難于用普通精餾分離。若在該溶液中加入沸點(diǎn)較高的糠醛（沸點(diǎn)161.7），則溶液的相對(duì)揮發(fā)度發(fā)生顯著的變化。,加入