化工原理ppt课件(天大版)第六章--精馏.ppt

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1、2023/1/61第七章第七章 液体蒸馏液体蒸馏DistillationofLiquid2023/1/62概述概述l分分离离液液体体混混合合物物的的常常用用单单元元操操作作，也也是是最最早早实实现现工工业业化化的的分分离离方方法法，属属传传热热传传质质过过程程。其其优优点点是是流流程程简简单单，缺缺点点耗耗能能大大，需需具具备备一一定技术条件（真空、高压、低温）。定技术条件（真空、高压、低温）。&l工业应用：工业应用：酿酒酿酒产品产品、中间产物、中间产物石油分离石油分离气体气体先液化后精馏先液化后精馏无机物提纯无机物提纯2023/1/63简单蒸馏简单蒸馏&精馏精馏蒸馏蒸馏2023/1/64(1

2、)(1)平衡相图平衡相图平衡相图平衡相图 1 1）等温图）等温图）等温图）等温图 （p px x图）图）图）图）&6.1 6.1 双组分溶液的汽液平衡双组分溶液的汽液平衡6.16.11 1 理想溶液的汽液平衡理想溶液的汽液平衡相平衡关系相平衡关系ptxypt2023/1/652 2）等压图（沸点组成（）等压图（沸点组成（）等压图（沸点组成（）等压图（沸点组成（t tx xy y）图）图）图）图）杠杆原理杠杆原理:&v泡点，露点泡点，露点v泡点线（泡点线（tx）v露点线（露点线（ty）v同温度，对应同温度，对应x,y平衡平衡。v同组成同组成，T露点露点T泡点泡点。2023/1/663）汽液平衡组

3、成图（）汽液平衡组成图（yx图）图）总总压压对对txy图图影影响响大大，但但总总压压对对y-x图图影影响响不大。因此研究精馏常常采用不大。因此研究精馏常常采用y-x图。图。平衡线在平衡线在对角线上方。对角线上方。&2023/1/67(2)汽液平衡关系的确定汽液平衡关系的确定1）安托因（安托因（AntoineAntoine）公式）公式A,B,C为安托因常数为安托因常数2）道尔顿定律）道尔顿定律yA=pA/pyB=pB/pp=pA+pB&2023/1/683 3）拉拉拉拉乌乌乌乌尔尔尔尔（RoultRoult）定定定定律律律律液液相相中中某某组组分分的的蒸蒸 气气压压等等于于溶溶液液温温度度下下，

4、纯纯组组分分的的饱饱和和蒸蒸气气压压乘乘以该组分在溶液中的摩尔分数。以该组分在溶液中的摩尔分数。pA=pA0 xApB=pB0 xBppApBpA0 xApB0 xBpA0 xApB0(1xA)&上式为泡点方程，表示液相组成与泡点温度的关系。由此可确定tx图。2023/1/69上上式式为为露露点点方方程程，表表示示气气相相组组成成与与露露点点温温度度的的关关系。由此可确定系。由此可确定ty图。图。由由tyx图很容易作出图很容易作出yx图。图。&总压不高时，由道尔顿分压定律得：总压不高时，由道尔顿分压定律得：pApyA2023/1/610（3）相对挥发度与气液相平衡的关系）相对挥发度与气液相平衡

5、的关系挥挥发发度度：相相平平衡衡时时，某某一一组组分分在在平平衡衡气气相相中中的的分分压压p与与该该组组分分平平衡衡液液相相中中的的浓浓度度（摩摩尔尔分分数数）之之比比叫该组分的挥发度叫该组分的挥发度理想溶液理想溶液A=pA/xA（pA0 xA）/xA=pA0B B=pB/xBpB0相对挥发度：相对挥发度：A/B BpA0/pB0(pA/xA)/(pB/xB)(pyA/xA)/(pyB/xB)(yA/xA)/(yB/xB)(yA/yB)/(xA/xB)表示气相中两组分的比是液相中两组分比的表示气相中两组分的比是液相中两组分比的倍。倍。&2023/1/611由由由由(y(yA A/y/yB B)

6、/(x)/(xA A/x/xB B)可得可得可得可得的意义：的意义：&11，表表示示组组分分A A较较组组分分B B易易挥挥发发，且且愈愈大大，愈易分离。愈易分离。是是蒸蒸馏馏分分离离的的推推动动力力，代代表表了了利利用用蒸蒸馏馏分分离离的难易程度。的难易程度。1 1时时，y yx x，表表示示汽汽相相组组成成等等于于液液相相组组成成，此时不能用普通蒸馏方法分离该混合液。此时不能用普通蒸馏方法分离该混合液。2023/1/6126.1.2 非理想溶液的汽液平衡非理想溶液的汽液平衡由于异种分子与同种分子之间的吸引力不同，由于异种分子与同种分子之间的吸引力不同，导致实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。导致

7、实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。当异种分子小于同种分子之间的吸引力时，当异种分子小于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子易汽化，导致溶液中组分的平衡分压溶液中分子易汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的高，产生正偏差。此时比拉乌尔定律预计的高，产生正偏差。此时tx线线降低。如醇水体系。降低。如醇水体系。当异种分子大于同种分子之间的吸引力时，当异种分子大于同种分子之间的吸引力时，溶液中分子难汽化，导致溶液中组分的平衡分压溶液中分子难汽化，导致溶液中组分的平衡分压比拉乌尔定律预计的低，产生负偏差。此时比拉乌尔定律预计的低，产生负偏差。此时tx线线升高。升高。2023/1/613正偏差溶液正偏

8、差溶液2023/1/614有些正偏差溶液会出现最低沸点，在此点有些正偏差溶液会出现最低沸点，在此点xy，对应温度称恒沸点。该点组成的混合，对应温度称恒沸点。该点组成的混合物称为恒沸物。乙醇水即为这样的体系。物称为恒沸物。乙醇水即为这样的体系。具有恒沸点的正偏差溶液称为具有最低沸点具有恒沸点的正偏差溶液称为具有最低沸点的恒沸液。的恒沸液。2023/1/615有些负偏差溶液会出现最高恒沸点，在此点有些负偏差溶液会出现最高恒沸点，在此点xy，该点组成的混合物称为恒沸物。硝酸水即为这样，该点组成的混合物称为恒沸物。硝酸水即为这样的体系。具有恒沸点的负偏差溶液称为具有最高恒沸的体系。具有恒沸点的负偏差溶

9、液称为具有最高恒沸点的恒沸液。点的恒沸液。2023/1/616思考题思考题1.为什么说为什么说是蒸馏分离的推动力？是蒸馏分离的推动力？2.如何能获得汽液平衡数据？如何能获得汽液平衡数据？2023/1/6176.2.1.16.2.1.1简单蒸馏简单蒸馏间歇操作，非稳态。间歇操作，非稳态。（Xd变化）变化）适适于于沸沸点点相相差差较较大大分分离离要要求求不不高高的的场场合合或多组分粗分。或多组分粗分。物料衡算：物料衡算：F=D+WFxf=Dxd+Wxw&6.2 蒸馏与精馏原理蒸馏与精馏原理6.2.1 简单蒸馏与平衡蒸馏简单蒸馏与平衡蒸馏2023/1/618简单蒸馏又称为简单蒸馏又称为微分蒸馏微分蒸

10、馏，瑞利（瑞利（Rayleigh)1902年提出了年提出了该过程数学描述方法，故该蒸该过程数学描述方法，故该蒸馏又称之为瑞利蒸馏。其流程馏又称之为瑞利蒸馏。其流程如图所示。如图所示。简单蒸馏是分批加入原料，简单蒸馏是分批加入原料，进行间歇操作。蒸馏过程中不进行间歇操作。蒸馏过程中不断从塔顶采出产品。每从塔顶断从塔顶采出产品。每从塔顶采出采出dV量的产品，则塔釜减少量的产品，则塔釜减少相同的釜液量相同的釜液量dW，产品与釜液，产品与釜液组成随时间而改变，且互成相组成随时间而改变，且互成相平衡关系。为此，该过程是一平衡关系。为此，该过程是一动态过程，由物料衡算可得。动态过程，由物料衡算可得。简单蒸

11、馏流程简单蒸馏流程2023/1/619=经整理可得：经整理可得：对二元物系，对二元物系，其相对挥发度其相对挥发度可近似取为可近似取为常数时，则平衡关系积分可得：常数时，则平衡关系积分可得：馏出液总量：馏出液总量：馏出液平均组成：馏出液平均组成：式中式中W-釜液量；釜液量；V-蒸馏气相流量，蒸馏气相流量，kmol/h；-釜液组分釜液组分i组成，摩尔分数；组成，摩尔分数；-气相中组分气相中组分i组成，摩尔分数。组成，摩尔分数。2023/1/6206.2.1.2 6.2.1.2 平衡蒸馏平衡蒸馏平衡蒸馏平衡蒸馏l使使混混合合物物汽汽液液两两相相共共存存达达到到平平衡衡后后，再再将将两两相相分分离离开

12、开以以得得到到一一定定程程度度分分离离，称称平平衡衡蒸蒸馏馏。又又称称闪闪蒸。蒸。&物料衡算：物料衡算：FVLFxf=VyD+Lxw连续操作，稳定，生产能力大。连续操作，稳定，生产能力大。但也只适于粗分。但也只适于粗分。2023/1/621 令令令令 液化率液化率液化率液化率 q=L/F=1-f q=L/F=1-f 则则则则平衡关系平衡关系：&联立可求得联立可求得yD,xw令气化率令气化率f=V/F得得yD=(f-1)xw/f+xf/f2023/1/6226.2.2 精馏原理精馏原理6.2.2.1部分汽化、部分冷凝部分汽化、部分冷凝x1xfy1y1yFx1x xw w一次汽化一次汽化2023/

13、1/623多次部分汽化和冷凝多次部分汽化和冷凝缺点：收率低。缺点：收率低。能耗大。能耗大。x1xFy1x1x2y1xFx2相近相近x2x3y2x2y1y2x3y1相近相近t3t1xFx2混混合合，x3y1混混合合，传传质质传传热热同同时时进行进行。2023/1/6242023/1/625精精 馏馏 原原 理理l利用混合物中各组分挥发能力的差异，利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移

14、，（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，精馏。该过程中，传热、传热、传质传质过程同过程同时进行时进行，属传质过程控制。，属传质过程控制。l当重组分由气相向液相转当重组分由气相向液相转移时是一个冷凝过程，放移时是一个冷凝过程，放出热量，而当液相中轻组出热量，而当液相中轻组分向气相转移时为一气化分向气相转移时为一气化过程，将吸收热量，彼此过程，将吸收热量，彼此存在交换。由此可见，精存在交换。由此可见，精馏过程是热能驱动，传质、馏过程是热能驱动，传质、传热过

15、程同时进行的过程。传热过程同时进行的过程。但该过程还受相平衡关系但该过程还受相平衡关系制约，主要由传质所控制。制约，主要由传质所控制。2023/1/626精精馏馏装装置置示示意意图图计算用图例计算用图例原料从塔中部适当原料从塔中部适当位置进塔，将塔位置进塔，将塔分为两段，上段分为两段，上段为精馏段，不含为精馏段，不含进料，下段含进进料，下段含进料板为提留段，料板为提留段，冷凝器从塔顶提冷凝器从塔顶提供液相回流，再供液相回流，再沸器从塔底提供沸器从塔底提供气相回流。气相回流。气、气、液相回流液相回流是精馏是精馏重要特点。重要特点。当液体流至塔底建立液面后，再当液体流至塔底建立液面后，再沸器加热使

16、之部分气化。蒸气沸器加热使之部分气化。蒸气在塔内逐级上升。当蒸气到达在塔内逐级上升。当蒸气到达塔顶时，由冷凝器将其部分或塔顶时，由冷凝器将其部分或全部冷凝，其凝液一部分返回全部冷凝，其凝液一部分返回塔内作为回流，另一部分作为塔内作为回流，另一部分作为液相产品采出。回流液沿塔逐液相产品采出。回流液沿塔逐板下流的过程中与上升气体多板下流的过程中与上升气体多次逆向接触及分离，在接触过次逆向接触及分离，在接触过程中发生传质和传热。当流至程中发生传质和传热。当流至塔底时，经再沸器加热部分气塔底时，经再沸器加热部分气化，其气相返回塔内作气相回化，其气相返回塔内作气相回流，而液相部分作为塔底的产流，而液相部

17、分作为塔底的产品采出。品采出。XF2023/1/627几个概念l理论级（板）理论级（板）l回流比回流比R=L/D几个几个几个几个方向方向方向方向l传质方向传质方向l传热方向传热方向l液流流向液流流向l汽流流向汽流流向XFl部分汽化部分汽化l部分冷凝部分冷凝l加料板加料板l提馏段提馏段l精馏段精馏段二元混合物精馏为例，当气相二元混合物精馏为例，当气相上升至进料板以上第上升至进料板以上第n板时，则板时，则与上方（与上方（n-1)板流下的液相接板流下的液相接触混合。由于气相中的难挥发触混合。由于气相中的难挥发组分组分B（俗称重组分）的分率（俗称重组分）的分率（1-yn）高于液相的平衡气组）高于液相的

18、平衡气组成成(1-yn-1),因过程是趋向平衡的，因过程是趋向平衡的，所以重组分由气相向液相转移。所以重组分由气相向液相转移。同时，液相中易挥发组分同时，液相中易挥发组分A（俗称轻组分）（俗称轻组分）xn-1高于其相遇高于其相遇气相所平衡的液相组成气相所平衡的液相组成xn,为此，为此，液相轻组分液相轻组分A向气相内转移，向气相内转移，相互传质的结果，使上升气相相互传质的结果，使上升气相轻组分增浓，下降液相重组分轻组分增浓，下降液相重组分增浓。当该气相在继续上升过增浓。当该气相在继续上升过程中，气相轻组分得到不断精程中，气相轻组分得到不断精制和增浓。为此，称进料板上制和增浓。为此，称进料板上方塔

19、段为精馏段。方塔段为精馏段。在进料板以下（含进料在进料板以下（含进料板）液相沿塔逐级流板）液相沿塔逐级流下时，同上分析可知，下时，同上分析可知，在某一板上与上升气在某一板上与上升气体接触混合时，该液体接触混合时，该液相中的轻组分向气相相中的轻组分向气相中转移，而气相中的中转移，而气相中的重组分则向液相转移，重组分则向液相转移，使液相中重组分增浓。使液相中重组分增浓。当液相下流过程中，当液相下流过程中，气相会不断将液相中气相会不断将液相中轻组分提出，使气相轻组分提出，使气相中重组分中重组分B返回液相。返回液相。为此，称进料板以下为此，称进料板以下（含进料板）塔段为（含进料板）塔段为提馏段。提馏段

20、。2023/1/628l精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的轻组分产品，而在塔底

21、获得高纯度的重组分产品。高纯度的重组分产品。l2023/1/6l296.3 双组分溶液连续精馏塔计算采采采采出出出出量量量量，采采采采出出出出位位位位置置置置。加料位置。加料位置。加料位置。加料位置。理论级数。理论级数。理论级数。理论级数。回流比回流比回流比回流比R R R R。效率。效率。效率。效率。设设设设备备备备直直直直径径径径、高高高高，水水水水力学特性。力学特性。力学特性。力学特性。根根据据精精馏馏的的原原理理，要要使使精精馏馏过过程程稳稳定定有有效效的的运运行，必须协调好设备、操作参数等一系列问题：行，必须协调好设备、操作参数等一系列问题：l2023/1/6l30假设条件：假设条件

22、：1.理论板：其上汽液两相充分混合，且传质传热阻力为零，离开板的两相达平衡2.恒摩尔流：V V1 1=V=V2 2=V=Vn n=V;L=V;L1 1=L=L2 2=L=Ln n=L=L V V1 1=V=V2 2=V=Vn n=V=V L L1 1=L=L2 2=L=Ln n=L=Ll2023/1/6l316.3.1 全塔物料全塔物料衡算衡算F=D+WF=D+WFxFxF F=Dx=DxDD+Wx+Wxw w式中式中F、D、W分别为进料、塔顶产品分别为进料、塔顶产品和塔底产品量，和塔底产品量，kmol/h（或（或kg/h）；）；xF、xD、xw 分别为进科、塔顶产品分别为进科、塔顶产品和塔底

23、产品的组成摩尔分数（或质量）。和塔底产品的组成摩尔分数（或质量）。联立求解联立求解l2023/1/6l326.3.2 精馏段操作线方程定定义义：上上升升蒸蒸气气浓浓度度y和和回回流流液液浓浓度度x与与各各个个操操作作条条件件之之间间的的关关系系的的数数学学表表达达式式称称操操作作线线方程。方程。假假设设：等等摩摩尔尔流流，无无热热损损失失，精精馏馏段段和和提提馏馏段段各各自自的的蒸蒸气气流流量量，回流液流量不变。回流液流量不变。l2023/1/6l33由等摩尔流假定：由等摩尔流假定：由等摩尔流假定：由等摩尔流假定：V Vn+1n+1=V=Vn n=V=V2 2=V=V1 1=V=V L Ln

24、n=L=Ln-1n-1=L=L1 1=L=L0 0=L=L回流比回流比回流比回流比 R=L/DR=L/D综合上述式子可得：综合上述式子可得：l2023/1/6l34n n就是精馏段操作线方程就是精馏段操作线方程就是精馏段操作线方程就是精馏段操作线方程它表示精馏段某塔它表示精馏段某塔截面处，由上板流截面处，由上板流下的液相组成下的液相组成xn与与由下板上升的汽相由下板上升的汽相组成组成yn1之间的关之间的关系。为一直线方程。系。为一直线方程。R、xD决定了直线决定了直线的方向与位置。此的方向与位置。此线一定过线一定过(XD，XD)点。点。问题：问题：yn1与与xn有无平衡关系？有无平衡关系？l2

25、023/1/6l356.3.3 提馏段操作线方程n n整理得提馏段操作线方程整理得提馏段操作线方程整理得提馏段操作线方程整理得提馏段操作线方程方程也为一直线，方程也为一直线，直线决直线决定于定于L、W、xw，过点（过点（xw，xw）。）。l2023/1/6l36精馏精馏的两的两段操段操作线作线方程方程l2023/1/6l376.3.4 加料板操作线方程加料板物料、热量衡算加料板物料、热量衡算加料板物料、热量衡算加料板物料、热量衡算 F+V F+V +L=V+L+L=V+L FIFIF F+V+V I Ivv+LI+LIL L=VI=VIV V+L+L I ILL衡摩尔流假定下：衡摩尔流假定下：

26、I IV V I IV V ；I IL L I IL L IV、IL、IF F分别代表饱分别代表饱和蒸汽、饱和液体及和蒸汽、饱和液体及进料液的热焓进料液的热焓（kJ/kmol）代入、整理衡算式得：代入、整理衡算式得：V V V V =F=F（L L L L ）(V(V V V )I)IV VFIFIF F(L(L L L )I IL L联立解得：联立解得：l2023/1/6l38定义定义显然，q反映了进料的热状态。q含义由由q定义及物料衡算可推出：定义及物料衡算可推出：L=L+qF，V=V-(1-q)FVV,V=V-(1-q)FV=VV=V-(1-q)FV=V-FVL+F,L=L+qFL=L+

27、FLLL+F;L=L+qFL=LL1q10q1q0q0IFILIF=ILILIFIV冷料冷料饱饱和液体和液体汽汽-液混合物液混合物饱饱和蒸汽和蒸汽过热过热蒸汽蒸汽V,V的关系的关系L,L的关系的关系进进料料焓焓IF进进料状况料状况l2023/1/6l39可得提馏段操作线方程的另一种型式可得提馏段操作线方程的另一种型式由由L=L+qF，及及显然，这种型式更易于计算，因操作参显然，这种型式更易于计算，因操作参数均为进出料及回流量，更直观些。数均为进出料及回流量，更直观些。l2023/1/6l40 精精馏馏段段和和提提馏馏段段操操作作线线的的交交点点轨轨迹迹即即为为加料板处的操作线方程加料板处的操作

28、线方程 (q1)F y=qF xF xF联立上两式式得：联立上两式式得：精馏段精馏段提馏段提馏段略去板数略去板数下脚标下脚标将将L-L=qF；V-V=(q-1)F；FxF=DxD+WxW 代入上式得代入上式得l2023/1/6l41&此式即为加料板处的操作线方程，也称此式即为加料板处的操作线方程，也称此式即为加料板处的操作线方程，也称此式即为加料板处的操作线方程，也称q q线方程或线方程或线方程或线方程或进料方程。进料方程。进料方程。进料方程。q q线方程只与线方程只与线方程只与线方程只与q q，x xF F有关，斜率有关，斜率有关，斜率有关，斜率q/(q-1)q/(q-1)，且，且，且，且过

29、点（过点（过点（过点（x xF F，x xF F)。显然，进料状态对。显然，进料状态对。显然，进料状态对。显然，进料状态对q q线方向线方向线方向线方向影响影响影响影响大大大大l2023/1/6l42操作线方程在操作线方程在y-x图上的表示图上的表示精馏段操作线方程精馏段操作线方程 q线方程线方程提馏段操作线方程提馏段操作线方程作图程序：作图程序：1根据要求的塔顶产品组成根据要求的塔顶产品组成xD定出定出a(xD,xD)点；再根据选定的回流比点；再根据选定的回流比R算出精算出精馏段操作线的截距馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出，定出c(0,xD/(R+1)点；作点；作ac线，即为精馏段的操

30、线，即为精馏段的操作线。作线。2根据原料的组成根据原料的组成xF定出定出e(xF,xF)点；再根据进料的热状态算出液相分率点；再根据进料的热状态算出液相分率q及及q线的斜率线的斜率q/(q-1)；作过；作过e点，斜率为点，斜率为q/(q-1)的的q线，与线，与ac线交于线交于d点，则点，则d点必为点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。精馏段操作线和提馏段操作线的交点。3根据要求的塔底残液组成根据要求的塔底残液组成xW定出定出b(xW,xW)点；作点；作bd线，则线，则bd线便为提馏段操线便为提馏段操作线。作线。l2023/1/6l431根据根据要求的塔顶产品组成要求的塔顶产品组成xD定出定出

31、a(xD,xD)点；点；再根据选定的回流比再根据选定的回流比R算出精馏段操作线的截距算出精馏段操作线的截距xD/(R+1)，定出，定出c(0,xD/(R+1)点；作点；作ac线，即为精线，即为精馏段的操作线。馏段的操作线。作图程序：作图程序：2根据原料的组成根据原料的组成xF定出定出e(xF,xF)点；再根据点；再根据进料的热状态算出液相分率进料的热状态算出液相分率q及及q线的斜率线的斜率q/(q-1)；作；作过过e点，斜率为点，斜率为q/(q-1)的的q线线，与，与ac线交线交于于d点，则点，则d点必为精馏段操作线和提馏段操作点必为精馏段操作线和提馏段操作线的交点。线的交点。3根据要求的塔底

32、残液组成根据要求的塔底残液组成xW定出定出b(xW,xW)点；点；作作bd线，则线，则bd线便为提馏段操作线。线便为提馏段操作线。l2023/1/6l44&由图可知：q值的变化对精馏段操作线无影响，但对提馏段操作线有明显影响。q值越小，提馏段操作线越靠近相平衡线。当一定操作回流比条件下，不同当一定操作回流比条件下，不同热状态对提馏段存在显著的影响，热状态对提馏段存在显著的影响，随随q值减小，则提馏段操作线斜值减小，则提馏段操作线斜率增大，说明提馏段液、气比在率增大，说明提馏段液、气比在增大，气、液两相组成更接近平增大，气、液两相组成更接近平衡线，意味着提馏段单位流量液衡线，意味着提馏段单位流量

33、液体所用蒸气在不断减少，提馏段体所用蒸气在不断减少，提馏段操作线更靠近平衡曲线，将导致操作线更靠近平衡曲线，将导致提馏段分离能力不断下降。即每提馏段分离能力不断下降。即每块理论板的传质推动力减小。完块理论板的传质推动力减小。完成相同分离任务，所需理论板数成相同分离任务，所需理论板数会增加，也会导致塔两段负荷不会增加，也会导致塔两段负荷不均匀，影响塔径设计。均匀，影响塔径设计。l2023/1/6l456.3.5 精馏塔塔板数的计算理论塔板：理论塔板：理论塔板：理论塔板：能能能能使使使使上上上上升升升升蒸蒸蒸蒸 汽汽汽汽y yn+1n+1提提提提浓浓浓浓到到到到与与与与y yn+1n+1在在在在同

34、同同同一一一一截截截截面面面面的的的的回回回回流流流流液液液液x xn n成成成成气相平衡气相平衡气相平衡气相平衡y yn n的过程，的过程，的过程，的过程，理论塔板的概念理论塔板的概念&叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。叫一个理论塔板的分离过程，也叫一个理论级。或或能能使使回回流流液液xn-1变变化化到到与与xn-1在在同同一一截截面面的的上上升升蒸蒸汽汽yn成相平衡成相平衡xn的过程叫一个理论级。的过程叫一个理论级。l2023/1/6l46&三角形直三角形直三角形直三角形直角边表明角边表明角边表明角边表明了传质推了传质推了传质推了传质推动力大小动力大小动力大小动力大小同一板同一板同

35、一板同一板上汽液上汽液上汽液上汽液平衡点平衡点平衡点平衡点两板之两板之两板之两板之间汽液间汽液间汽液间汽液相遇点相遇点相遇点相遇点每条直角每条直角每条直角每条直角边代表了边代表了边代表了边代表了一个理论一个理论一个理论一个理论级的组分级的组分级的组分级的组分相涨落差相涨落差相涨落差相涨落差l2023/1/6l47理论塔板的计算-逐板计算法，图解法、简捷法1 1）逐板计算法（）逐板计算法（）逐板计算法（）逐板计算法（Lewis-MathesonLewis-Matheson）已知：已知：已知：已知：F,xF,xf f,x,xd d,x,xw w,R,R,塔顶为全凝器。塔顶为全凝器。塔顶为全凝器。塔

36、顶为全凝器。&精馏段精馏段操作线操作线提馏段提馏段操作线操作线相平相平衡线衡线l2023/1/6l48 从塔顶开始 精馏段精馏段xnxxf f提馏段提馏段操作线操作线方程方程平衡线方程平衡线方程xdyy1 1x x1 1yy2 2x x2 2yy3 3x x3 3yy3 3y1xx1 1y y2 2xx2 2y y3 3xx3 3操作线方程操作线方程平衡线方程平衡线方程 y yn nxxn n x xn nyyn-1n-1如果从下往上，如果从下往上，当当xnxxf f 时，得用精馏时，得用精馏段操作线方程段操作线方程重新计算重新计算xn。x xn-1n-1yyn-2n-2 y yn-1n-1x

37、xn-1n-1 x x x xw w使用相平衡方程的次数即为理论板数使用相平衡方程的次数即为理论板数l2023/1/6l492)2)图解法（图解法（McCabe-ThieleMcCabe-Thiele法）法）用曲线代替代数方程。步骤如下：用曲线代替代数方程。步骤如下：用曲线代替代数方程。步骤如下：用曲线代替代数方程。步骤如下：在在在在y-xy-x图上作平衡线和对角线。图上作平衡线和对角线。图上作平衡线和对角线。图上作平衡线和对角线。在在在在y-x y-x 图上作图上作图上作图上作q q线，精馏段操作线和提馏段操作线。线，精馏段操作线和提馏段操作线。线，精馏段操作线和提馏段操作线。线，精馏段操作

38、线和提馏段操作线。在在 操操 作作 线线 上上 a点点（x=xd,y=y1=xd）出出 发发，作作x轴轴的的平平行行线线交交平平衡衡线线于于1点点（y=y1,x=x1）,再再由由1点点作作垂垂线线交交操操作作线线于于m点点（x=x1,y=y2），即即得得一一个个梯梯级级,以以此此类类推推，当当xxxf f换换操操作线。当作线。当xxxxw w时停止。时停止。&l2023/1/6l50 进料位置的确定进料位置的确定进料位置的确定进料位置的确定进料的最佳位置应为进料的最佳位置应为d点点，d点下最靠近的板点下最靠近的板即为即为加料板加料板。（。（适宜加料板适宜加料板）塔板数的确定塔板数的确定由作图得

39、到的阶梯数包括了全部理论级数由作图得到的阶梯数包括了全部理论级数n+m。其中，其中，n为精馏段理论级数，图中为精馏段理论级数，图中d点以上台阶数；点以上台阶数；m为提馏段理论级数，图中为提馏段理论级数，图中d点以下台阶数。确定所需点以下台阶数。确定所需理论塔板数时，还需考虑塔釜及冷凝器的类型。部分理论塔板数时，还需考虑塔釜及冷凝器的类型。部分冷凝器及再沸器分别相当于一层理论板。冷凝器及再沸器分别相当于一层理论板。因此，当塔顶用全凝器，塔底用再沸器时：因此，当塔顶用全凝器，塔底用再沸器时：N理论理论n+m-1当塔顶用部分冷凝器，塔底用再沸器时：当塔顶用部分冷凝器，塔底用再沸器时：N理论理论n+m

40、-2l2023/1/6l516.3.6 回流比的影响和选择回流比的影响和选择(1)全回流与最少理论塔板数全回流与最少理论塔板数 增增大大回回流流比比将将使使回回流流到到塔塔板板上上的的轻轻组组分分浓浓度度上上升升，从从而而提提高高了了与与液液相相平平衡衡的的气气相相中中轻轻组组分分的的浓浓度度，提提高高了了推推动动力力，减减少少回回流流比比，则则相相反反，推动力减少。推动力减少。&精馏段操作线方程精馏段操作线方程 l2023/1/6l52 回流比与操作线的关系：回流比与操作线的关系：R增增大大，R/(R+1)增增大大，传传质质推推动动力力增增大大，操作线向对角线靠近，所需理论塔板数操作线向对角

41、线靠近，所需理论塔板数减少减少。R减减少少，R/(R+1)减减少少，传传质质推推动动力力减减少少，操作线向平衡线靠近，所需理论塔板数操作线向平衡线靠近，所需理论塔板数增加增加。R增增加加到到无无穷穷大大时时,意意味味全全回回流流，馏馏出出液液量量D为零，塔顶和塔底都不出产品。此时：为零，塔顶和塔底都不出产品。此时：yn =R/(R+1)xn1+xd/(R+1)=xn1 ym=L/(LW)xm1W/(LW)xw=xm1 全全回回流流时时，操操作作线线为为对对角角线线，推推动动力力最最大大，所需理论板最少，称最少理论板数。所需理论板最少，称最少理论板数。&l2023/1/6l53l2023/1/6

42、l54全全回回流流时时，同同一一截截面面上上相相遇遇气气液液两相组成相等。两相组成相等。&l2023/1/6l55最少理论板数计算最少理论板数计算芬斯克方程（芬斯克方程（Fenske）:因为全回流因为全回流,D=0,V=L,R，操作线操作线yn+1xn也应有也应有(yA/yB)i+1(xA/xB)i平衡线平衡线(yA/yB)n=n(xA/xB)nl2023/1/6l56平衡线平衡线(yA/yB)nn(xA/xB)n操作线操作线yn+1xn或或(yA/yB)i+1(xA/xB)i(xA/xB)D(yA/yB)11(xA/xB)11(yA/yB)212(xA/xB)212N(xA/xB)N塔釜看成

43、塔釜看成N+1板板(xA/xB)D 12NW(xA/xB)W理想溶液，理想溶液，变化不大，变化不大，=1=2=W=应用应用l2023/1/6l57此式即是芬斯克方程，用来计算全回流时的最少理论板数Nmin,Nmin已扣除塔釜。&以最少理论板数以最少理论板数Nmin代替代替N：两边取对两边取对数并整理数并整理对双组分体系，略对双组分体系，略去脚标去脚标A,B有：有：l2023/1/6l58 全全回回流流时时，既既不不进进料料也也不不出出料料，在在装置开工，调试和实验室研究中应用。装置开工，调试和实验室研究中应用。芬芬斯斯克克方方程程用用于于计计算算全全回回流流下下用用全全凝凝器时的最少理论板数（

44、不包括再沸器）。器时的最少理论板数（不包括再沸器）。若将公式中的若将公式中的x xw w换成换成x xF F，芬斯克方程可，芬斯克方程可用于计算精馏段的用于计算精馏段的最少板数最少板数及及加料板位置加料板位置。nNF=n+1l2023/1/6l59(2)(2)最小回流比最小回流比最小回流比最小回流比&Rmin的求法：分两种情况的求法：分两种情况定定定定义义义义：设设设设计计计计条条条条件件件件下下下下，需需需需要要要要无无无无穷多理论板时的回流比。穷多理论板时的回流比。穷多理论板时的回流比。穷多理论板时的回流比。图图中中进进料料点点dq位位于于平平衡衡线线，此此时时无无论论画画多多少少台台阶阶

45、都都无无法法跨跨越越dq点。其对应回流比即点。其对应回流比即Rmin。图图中中dq为为恒恒浓浓区区，y yn nyyn-1 n-1，xnxn+1，xn、y yn n呈呈平平衡衡，此此点点附附近近两两板板间间摩摩尔尔分分数数差差极极小小，推推动动力力（提提浓浓作作用用）极极微微。此此点点称称为挟紧点（或挟点）。为挟紧点（或挟点）。注意：挟点不一定是进料点，与平衡线形状、进料状态等有关。注意：挟点不一定是进料点，与平衡线形状、进料状态等有关。l2023/1/6l601）正常情况正常情况平衡线上凸，无拐点平衡线上凸，无拐点图中色点为不同进料状态的挟点，可知，进图中色点为不同进料状态的挟点，可知，进料

46、的料的q值越大，值越大，Rmin越小。越小。l2023/1/6l612 2 平平平平 衡衡衡衡 线线线线上上上上有有有有下下下下凹凹凹凹部部部部分和拐点分和拐点分和拐点分和拐点 图图图图a a挟挟挟挟点点点点（）首首首首先先先先出出出出现现现现在在在在精精精精馏馏馏馏段段段段操操操操作作作作线线线线与与与与平平平平衡衡衡衡线线线线相切的位置。相切的位置。相切的位置。相切的位置。&图图b挟点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。挟点首先出现在提馏段操作线与平衡线相切的位置。挟点挟点挟点挟点（xq，yq）（xq，yq）求出求出（xq,yq）代入常态公式即可计算出代入常态公式即可计算出也可作图找

47、到截距也可作图找到截距xD/(Rmin+1)求出求出Rmin。l2023/1/6l623 3）适宜回流比的选择）适宜回流比的选择）适宜回流比的选择）适宜回流比的选择操作费用操作费用操作费用操作费用 V=L+D=(R+1)DV=L+D=(R+1)D V V=V+(q=V+(q1)F=(R+1)D+(q1)F=(R+1)D+(q1)F1)F 操作费用随回流比的增加而增加操作费用随回流比的增加而增加操作费用随回流比的增加而增加操作费用随回流比的增加而增加。&设备费用设备费用设备费用有最低点。开始随回流比增加，设备费用有最低点。开始随回流比增加，理论塔板数理论塔板数急急剧下降，设备费用也急剧下降。之后

48、，随回流比增加，塔径剧下降，设备费用也急剧下降。之后，随回流比增加，塔径增加成为主要，设备费又增大。增加成为主要，设备费又增大。总费用为操作费和设备费的和，它与回流比总费用为操作费和设备费的和，它与回流比R的关系的关系见图见图。最佳的回流比取最佳的回流比取Ropt=(1.12)Rmin.l2023/1/6l63实际生产：实际生产：以上分析主要是从设计角度考虑的。生以上分析主要是从设计角度考虑的。生产中却是另一种情况。设备都已安装好，即产中却是另一种情况。设备都已安装好，即理论塔板数固定。若原料及组成、热状态均理论塔板数固定。若原料及组成、热状态均为定值，倘若加大回流比操作，这时操作线为定值，倘

49、若加大回流比操作，这时操作线更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度理论板数显得比需要的多了，因而产品纯度会有所提高。反之，当减少回流比操作，情会有所提高。反之，当减少回流比操作，情形正好与上述相反，产品纯度会有所降低。形正好与上述相反，产品纯度会有所降低。故在生产操作中，经常把调节回流比当作保故在生产操作中，经常把调节回流比当作保证产品纯度的重要手段。证产品纯度的重要手段。l2023/1/6l646.3.7 理论塔板数的简捷算法理论塔板数的简捷算法(1)(1)吉利兰吉利兰吉利兰吉利兰(Gilliand(Gilliand

50、）图）图）图）图&(2)简捷法求理论塔板数的步骤简捷法求理论塔板数的步骤1）根据物系和分离要求，）根据物系和分离要求，求出求出Rmin选择合适的回选择合适的回流比流比R。3）用吉利兰图，以）用吉利兰图，以(RRmin)/(R+1)为横坐标，由图求出为横坐标，由图求出纵坐标纵坐标(N-Nmin)/(N+2)即可求出所需理论塔板数即可求出所需理论塔板数N。2）求出全回流下所需的最）求出全回流下所需的最少理论塔板数少理论塔板数Nmin。对于接。对于接近理想体系可用芬斯克方近理想体系可用芬斯克方程计算。程计算。N N和和N Nminmin都不含塔釜。都不含塔釜。l2023/1/6l656.3.86.3