第六章蒸餾技術(shù)

1、本章主要內(nèi)容：6.1 概述6.2 雙組分物系的汽液相平衡 more6.3 平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾 more6.4 精餾原理和流程 more6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算 more 物料衡算與操作線方程 more 進(jìn)料熱狀況對(duì)兩段物料分配的影響 more 理論板數(shù)的計(jì)算 more 回流比對(duì)精餾操作的影響 more 塔高塔徑計(jì)算/熱量衡算 more6.6 間歇精餾 more6.7 恒沸精餾和萃取精餾 原理及流程 more6.8 多組分精餾 more 關(guān)鍵組分的概念 more 習(xí)題思考題 本章重點(diǎn): 常壓下雙組分連續(xù)精餾原理與計(jì)算。第六章 蒸餾 釀造釀造戰(zhàn)國(guó)時(shí)期保存在銅壺中戰(zhàn)國(guó)時(shí)期保存在銅壺中的酒的酒保留

2、至今中國(guó)保留至今中國(guó)最早的古酒最早的古酒16世紀(jì)歐洲的酒精蒸餾裝置世紀(jì)歐洲的酒精蒸餾裝置 蒸蒸 餾餾XO之源，XO之本軒尼詩XO國(guó)酒茅臺(tái)酒蒸餾酒酒精為alcohol，就是阿拉伯語中“蒸餾”蒸蒸 餾餾軒尼詩XO茅臺(tái)酒葡萄高粱蒸餾發(fā)酵八次發(fā)酵，八次蒸餾蒸餾發(fā)酵蒸蒸 餾餾6.1 引言蒸餾均相液體混合物的典型分離方法。基本原理加熱形成汽液兩相物系，利用物系中 各組分的揮發(fā)度差異實(shí)現(xiàn)分離。特點(diǎn) 1) 無需外加其它組分,無需后續(xù)分離; 2) 也可用于均相氣體、均相固體混合物的分離； 3) 能耗高，操作設(shè)備要求高。蒸餾的分類： 操作流程 (間歇、連續(xù)) 蒸餾方式 (簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾) 操作

3、壓強(qiáng) (常壓、減壓、加壓) 待分組分 (雙組分、多組分)6 蒸 餾6.2 雙組分物系的汽液相平衡 (揮發(fā)度理論)6.2.1 兩組分理想物系的相平衡關(guān)系相律 (見物理化學(xué)) F = C + 2(6-1) 式中式中 F 物系的自由度數(shù)目；物系的自由度數(shù)目； C 物系的獨(dú)立組分?jǐn)?shù)；物系的獨(dú)立組分?jǐn)?shù)； 物系的相數(shù)物系的相數(shù). 兩組分汽液兩相物系：C = 2, = 2, 因此, F2。即: t、P、x、y 四個(gè)參數(shù)中只有兩個(gè)是獨(dú)立的, 當(dāng)操作壓力恒定操作壓力恒定 時(shí), 該物系只有一個(gè)自由度。兩組分汽液平衡的表示方法： t - x y 關(guān)系 (p恒定) x - y 關(guān)系 (p恒定)6 蒸 餾Root 理想

4、物系：液相為理想溶液；氣相為理想氣體。 理想溶液：性質(zhì)、分子結(jié)構(gòu)相近的組分組成的液體。 理想氣體：總壓不太高(10MPa)的氣體。二. 兩組分理想物系的汽液平衡關(guān)系1.用飽和蒸汽壓、相平衡常數(shù)表示的汽液平衡關(guān)系根據(jù)拉烏爾定律，理想溶液上方的平衡分壓)1 (000ABBBBAAAxpxppxpp(6-2)溶液沸騰時(shí)，系統(tǒng)總壓 P pA + pB (6-3) 4)-(6 000BABApppPxx)5-(6 0axPpyyAAA聯(lián)解(6-2)、(6-3)，得 6-2 雙組分物系的汽液相平衡 相平衡常數(shù)KA , 其實(shí)并非常數(shù), 隨溫度及物系總壓而變化。純組分的 p0 - t 關(guān)系，可用 Antoin

5、e方程描述：8)-(6 ln0tCBAp 式中，A、B、C為常數(shù)，隨物質(zhì)不同而不同。 從有關(guān)手冊(cè)中查取時(shí)，應(yīng)注意： p0 和 t 的單位； 是常用對(duì)數(shù)還是自然對(duì)數(shù)。引入相平衡常數(shù)：)7-(6 0aPpKAA則，7)-(6 AAAxKyxKyA或 二. 兩組分理想物系的汽液平衡關(guān)系2.用相對(duì)揮發(fā)度表示的汽液平衡關(guān)系兩組分溶液中，組分A、B 的揮發(fā)度9)-(6 , BBBAAAxpvxpv對(duì)理想溶液， )9-(6 , Bapvpv0B0AA 由于揮發(fā)度 vA、vB 均隨溫度變化， 使用不方便，為此引入相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度 定義式10)-(6 1BBAABAxpxpvv系統(tǒng)總壓不高時(shí)， PypPyp

6、BBAA , 由此，可得到相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算式：11)-(6 BBAABBAAxyxyxPyxPy相對(duì)揮發(fā)度數(shù)值可由實(shí)驗(yàn)測(cè)得。 二. 兩組分理想物系的汽液平衡關(guān)系對(duì)于理想溶液，12)-(6 0B0App 理想溶液的值隨溫度變化不大，一般可看作常數(shù)。計(jì)算時(shí)，取操作溫度范圍的平均值。對(duì)于雙組分物系， BABAxxyy略去下標(biāo)， 11xxyy解出y， 13)-(6 ) 1(1xxy或 )13-(6 ) 1(ayyx 二. 兩組分理想物系的汽液平衡關(guān)系三. 兩組分理想溶液的汽液平衡相圖用相圖表達(dá)平衡關(guān)系直觀、清晰，圖解方便。常用的相圖有兩種： t - x - y 圖 (用于分析原理) x - y 圖 (

7、用于圖解)1.溫度組成圖 ( t-x-y 圖)構(gòu)成要素： 一組坐標(biāo) (x, y, t) 兩個(gè)點(diǎn) (A, B) 兩條線 (te-x, td-y) 三個(gè)區(qū) 五種狀態(tài)10 xyx , yt e x飽和液體線（泡點(diǎn)線）飽和液體線（泡點(diǎn)線） 飽和蒸汽線（露點(diǎn)線）飽和蒸汽線（露點(diǎn)線） t d -yP=101.33kPat, tBA汽汽液液共共存存區(qū)區(qū)過熱蒸汽區(qū)過熱蒸汽區(qū)冷液區(qū)冷液區(qū)圖6-1 苯-甲苯的 t-x-y 圖應(yīng)用： 蒸餾操作區(qū)：共存區(qū) t, x, y三者知其中之一， 便可知其余。 6.2 雙組分物系的汽液相平衡2. 汽液組成圖(x-y 圖) 可通過 t-x-y 圖作出。由 x-y 圖可以看出： 曲

8、線始終位于直線 yx 的 上方，即 yx 。值越大, 曲線偏離 y = x 越遠(yuǎn)；該物系通過蒸餾分 離就越容易, 反之亦然。 總壓變化, 曲線理論上也 變化。總壓變化不大時(shí), 外壓影響可以忽略。 對(duì)于理想物系, 可以證明: x-y 圖對(duì)稱于直線 x+y =1.三. 兩組分理想溶液的汽液平衡相圖 .01.0 0.2 0.4 0.6 0.8 . . . .0.20.40.60.81.0yx 1 2 圖6-2 苯-甲苯的 x-y 圖 P=101.33kPa 12y xx y 1 . . .6.2.2 兩組分非理想物系的汽液平衡關(guān)系 由圖可見： 泡點(diǎn)線與露點(diǎn)線在最低溫度時(shí)交匯于M點(diǎn)，混合液體蒸餾分離至

9、該點(diǎn)時(shí)，分離無法繼續(xù)。 由于M點(diǎn)不是純組分點(diǎn)，因此稱為最低恒沸點(diǎn)。 最典型的是乙醇水溶液, 其 t-x-y 圖如右。一.具有最低恒沸點(diǎn)的溶液 常壓下, 乙醇水溶液體系恒沸點(diǎn)的溫度為78.15, 對(duì)應(yīng)的組成為 y = 0.894 (乙醇的mol 分率), 乙醇的質(zhì)量分率約為95. M 100 0.894 78.15 t/圖6-3 乙醇-水的 t-x-y 圖露點(diǎn)線露點(diǎn)線泡點(diǎn)線泡點(diǎn)線 P=101.33kPa6.2 雙組分物系的汽液相平衡二.具有最高恒沸點(diǎn)的溶液 圖6-6 硝酸-水溶液的 x - y 圖.01.00.20.40.60.8.0.20.40.60.81.0yxP=101.33kPaN 以硝

10、酸-水溶液為例，其 x - y 圖如右所示。 泡點(diǎn)與露點(diǎn)在N點(diǎn)重合，此時(shí), x = y = 0.383 ,普通蒸餾到此無法繼續(xù)。該點(diǎn)在 t - x - y 圖上對(duì)應(yīng)溫度最高 (121.9)，故 N 點(diǎn)稱為最高恒沸點(diǎn)。 恒沸物系 x-y 圖上，相平衡曲線有一部分處于參考線 y = x 的下方 ，其 “相對(duì)揮發(fā)度” 并非常數(shù) 。 恒沸物系在恒沸點(diǎn)的組成隨總壓 P 而變化。參見表6-1.6.2.2 兩組分非理想物系的汽液平衡關(guān)系三.汽液平衡關(guān)系數(shù)據(jù)的獲取 汽液平衡關(guān)系是解決蒸餾理論計(jì)算的基本依據(jù)，可以有不同的表示方法，用于不同的場(chǎng)合。 汽液平衡關(guān)系數(shù)據(jù)獲取途徑有： 1) 查閱手冊(cè)； 2) 實(shí)驗(yàn)測(cè)定；

11、 3) 公式估算； 4) 實(shí)驗(yàn) 公式估算 【例題6-1】計(jì)算汽液平衡數(shù)據(jù) ( x, y )。詳見教材P8-9. 解：方法1) 利用拉烏爾定律計(jì)算汽液平衡數(shù)據(jù)，并繪制 t - x - y 圖。方法2) 計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度， 給出 y = f (, x ) 。6.2.2 兩組分非理想物系的汽液平衡關(guān)系Root6.3 平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾 6.3.1 平衡蒸餾（閃蒸） 閃蒸操作 ： 進(jìn)料 加熱 減壓 部分汽化Q加加 熱熱 器器 減壓閥減壓閥 汽相產(chǎn)品汽相產(chǎn)品D, y液相產(chǎn)品液相產(chǎn)品W, x閃蒸罐閃蒸罐圖圖6-7 平衡蒸餾裝置平衡蒸餾裝置 原原 料料F, xF6 蒸 餾 t, 10 xy x, yt e -

12、 x t d - y P =consttBA汽汽液液共共存存區(qū)區(qū)過熱蒸汽區(qū)過熱蒸汽區(qū)冷液區(qū)冷液區(qū) 閃蒸的工作原理xF閃蒸工作原理閃蒸工作原理閃蒸就是一次部分汽化。 組成為xF 的原料經(jīng)過一次汽化后，餾出物中輕組分濃度得到提高， 即 y xF ； 同時(shí)，釜液中輕組分濃度得到降低，x xF 所以有 x xF y6-3 平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾一.物料衡算 式( 6-18) 稱為閃蒸操作線方程, 在 x y 圖上為一條通過 ( xF , xF )點(diǎn)截距為 xF / (1 q) 的直線?？偽锪虾馑?F = D + W輕組份衡算 FxF = Dy + Wx(6-16)聯(lián)解，得 )(1FxDFxDFy于是18)

13、-(6 1 1qxxqqyF式中式中 W/F = q 液化分率液化分率 D/F = 1q 汽化分率汽化分率 閃蒸操作線示意圖閃蒸操作線示意圖1.0yx P=const B1.00 ExF yxxF /(1 - q )xF /q平衡蒸餾二.熱量衡算 熱量計(jì)算就是加熱器的熱負(fù)荷計(jì)算。是設(shè)計(jì)換熱器、安排生產(chǎn)能源的主要依據(jù)。 忽略熱損失，對(duì)加熱器作熱量衡算，即可得到加熱器的熱負(fù)荷 Q Q = FCP ( T - tF ) (6-19) 閃蒸時(shí)，物料放出的顯熱部分汽化所需的潛熱即 F CP ( T t e ) = (1q ) F r = D r 解出預(yù)熱溫度T21)-(6 1peCrqtT)( 平衡蒸餾

14、三.閃蒸理論計(jì)算依據(jù) 1)相平衡關(guān)系: x y 圖 或 13)-(6 1)(1xxy t x y 圖 te = f (x) 或 td = f (y) 2)閃蒸操作線方程18)-(6 11xqqqxyF方法 1) 運(yùn)用公式計(jì)算；操作方程與相平衡關(guān)系y= f(x)聯(lián)解,可得到 餾出液組成 xD 及釜?dú)堃航M成 xW 。 2) 圖解方法 參見【例題6-2】?！纠}6-2】詳見教材P11.已知：xF= 0.5 , 1 - q = 0.6 , x - y 圖，te -x 圖 求：x, y, te6.3 平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾 原料液原料液蒸汽蒸汽 蒸餾釜蒸餾釜冷凝器冷凝器接受器接受器餾出物餾出物釜?dú)堃焊獨(dú)堃?

15、圖圖6-8 6-8 簡(jiǎn)單蒸餾裝置簡(jiǎn)單蒸餾裝置 6.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾 (微分蒸餾 ) 簡(jiǎn)單蒸餾是一種間歇式蒸餾操作.一.概述系統(tǒng)構(gòu)成 蒸餾釜 冷凝器 接受器操作原理 原料 F ( kmol, 組成為x1 ) 一次性進(jìn)入； 蒸餾開始 釜中液體 F x1 釜?dú)堃?W x2 餾出物：0D y0 平均組成為y6-3 平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾二.簡(jiǎn)單蒸餾計(jì)算 假設(shè)某瞬間釜液量為L(zhǎng) (kmol)、組成為x, 經(jīng)時(shí)間d后, 釜液增量為- dL, 輕組分組成增量為- dx ; 餾出液中的輕組分組成為y;微分操作方程 xydxLdL 忽略二階微量dxdL，整理得對(duì)輕組分作物料衡算：23)-(6 ydLdxxdLLLx)

16、(初值條件：LF，xx1； 終值條件： LW，xx2 積分操作方程 1224)-(6 xxxydxWFln代入初值、終值條件，積分得6.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾(L, x)(L-dL, x-dx)時(shí)時(shí)刻刻后后 d(dL, y)+ 根據(jù)相平衡關(guān)系 y = f (x) 的表達(dá)方式，分以下三種情況：釜?dú)堃航M成的計(jì)算:1) y = f (x) 以相圖或數(shù)表形式給出，數(shù)值積分方法 全過程輕組分物料衡算式21xDWxDFy21WxyDFx餾出液平均組成 ：y【例題6-3】詳見教材P13.6.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾2)xxy)(11lnlnln12211111xxxxWF 3) y = m x + b； 第三種情形 只能

17、是在局部近似成立只能是在局部近似成立 bxmbxmmWF211111)()(lnln 例例1：在常壓下對(duì)苯與甲苯二元理想溶液分別進(jìn)行平衡蒸餾與簡(jiǎn)單蒸餾。若原料液中苯的濃度為0.5（摩爾分率）。物系的相對(duì)揮發(fā)度為2.47。試求： 1）用平衡蒸餾方法分離，當(dāng)汽化率為 0.4時(shí)，釜液與餾出液的組成。 2）用簡(jiǎn)單蒸餾方法分離，使釜液濃度與平衡蒸餾相同，所得餾出物中苯的平均組成。 解：解：1） xxxxy47. 1147. 2) 1(1因?yàn)槠?-q=0.4，q=0.6物料衡算式為： 11qxxqqyF16 . 05 . 016 . 06 . 0 x25. 15 . 1x634. 0,411. 0yx

18、2）簡(jiǎn)單蒸餾終了時(shí)的釜液濃度與平衡蒸餾時(shí)相同 411. 02x122111lnln11lnxxxxWF5 . 01411. 01ln47. 2411. 05 . 0ln47. 114088. 0505. 1WF設(shè)餾出液的平均組成為 y21WxFxyDWFWxFxy21FWxFWx121505. 111505. 1411. 05 . 0676. 0 在相同的原料液濃度及相同釜液的條件下，簡(jiǎn)單蒸餾簡(jiǎn)單蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾所得到的餾出液濃度高于平衡蒸餾，而平衡蒸餾的優(yōu)點(diǎn)是連續(xù)操作，但其分離效果不如間歇操作的簡(jiǎn)單蒸餾。簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾的比較6.3.2 簡(jiǎn)單蒸餾 簡(jiǎn)單蒸餾適用的情形： 1

19、) 原料處理量不大、來源不定期、且分離要求較高 2) 實(shí)驗(yàn)室用來作試驗(yàn)研究Root 當(dāng)原料液組成相同，相平衡關(guān)系相同時(shí) 指標(biāo) 平衡蒸餾 簡(jiǎn)單蒸餾 分離效果 差 好 過程特征 定常 時(shí)變 操作方式 連續(xù) 分批 生產(chǎn)能力 高 低 單產(chǎn)能耗 低 高 單產(chǎn)成本 低 高6.4 精餾原理和流程6.4.1 精 餾 過 程原理和條件 6 蒸 餾本節(jié)以兩組分的混合物系為研究對(duì)象，在分析簡(jiǎn)單蒸餾的基礎(chǔ)上，通過比較和引申，講解精餾的操作原理及其實(shí)現(xiàn)的方法，從而理解和掌握精餾與簡(jiǎn)單蒸餾的區(qū)別（包括：原理、操作、結(jié)果等方面）。6.4.1.1簡(jiǎn)單 蒸餾的操作和結(jié)果 以苯-甲苯混合液為例，圖6-9為其裝置和流程簡(jiǎn)圖，其t-

20、x-y 相圖如圖6-10 所示。將組成為xF、溫度為t1的混合液加熱到t3，使其部分氣化，并將氣相與液相分開，則所得的氣相組成為y3,液相組成為x3?？梢钥闯?，y3xFx3 。6-96.4 精餾原理和流程 由此可知，簡(jiǎn)單蒸餾，即將液體混合物進(jìn)行一次部分氣化(單級(jí))的過程，只能起到部分分離的作用，只適用于要求粗分或初步加工的場(chǎng)合。而要使混合物中的組分得到高純度（幾乎完全）的分離，只有進(jìn)行精餾。 從相圖可以看出，用一次部分氣化得到的氣相產(chǎn)品的組成不會(huì)大于yD，而yD 是加熱原料液xF時(shí)產(chǎn)生的第一個(gè)氣泡的平衡氣相組成。同時(shí)，液相產(chǎn)品的組成不會(huì)低于xW，而xW是將原料也全部氣化時(shí)剩下最后一滴液體的平衡

21、液相組成。組成為xW的液體量及組成為yD的氣體量是極少的。至于將xF的原料液加熱到t3時(shí)，液相量和氣相量之間的關(guān)系，可由杠桿規(guī)則來確定。 6-106.4.1.2 多次部分氣化和部分冷凝 如果將圖6-9所示的蒸餾單級(jí)分離加以組合, 變成如圖6-11所示的多級(jí)分離流程（以3級(jí)為例）. 若將第1級(jí)溶液部分氣化所得氣相產(chǎn)品在冷凝器中加以冷凝, 然后再將冷凝液在第2級(jí)中部分氣化, 此時(shí)所得氣相組成為y2，y2y1, 這種部分氣化的次數(shù)（級(jí)數(shù)）愈多, 所得到的蒸汽濃度也愈高, 最后幾乎可得到純態(tài)的易揮發(fā)組分. 同理, 若將從各分離器所得到的液相產(chǎn)品分別進(jìn)行多次部分氣化和分離, 那么這種級(jí)數(shù)愈多, 得到的液

22、相濃度也愈低, 最后可得到幾乎純態(tài)的難揮發(fā)組分. 圖6-11 多次部分氣化的分離示意圖1. 過程分析 上述的氣液相濃度變化情況可以從圖中清晰地看到.因此,同時(shí)多次地進(jìn)行部分氣化是使混合物得以完全分離地必要條件. 不難看出, 圖6-11所示的流程在工業(yè)上是不能采用的, 因其存在以下兩個(gè)問題： （1）分離過程得到許多中間餾分，如圖中的組成為x2.x3 等液相產(chǎn)品，因此最后純產(chǎn)品的收率就很低； （2）設(shè)備龐雜，能量消耗大。 同時(shí)，由圖還可以看出，當(dāng)?shù)?級(jí)所產(chǎn)生的蒸氣 與第 級(jí)下降的液體 直接混合時(shí)，由于液相溫度 低于氣相溫度因此高溫的蒸氣（潛熱）將加熱低溫的液體而使液體部分氣化，蒸氣自身則被部分冷凝

23、。傳熱 圖6-12 多次部分氣化的 t-x-y圖今以圖6-13中的第3級(jí)為例，由圖6-12可知而在和之間存在和如果冷凝和氣化的溫度選擇恰當(dāng)，可使和較為接近。這樣，若將第3級(jí)中產(chǎn)生的中間產(chǎn)品與第1級(jí)的蒸汽相混合,.，其結(jié)果不但消除了中間產(chǎn)品，且提高了最后產(chǎn)品的收率。傳質(zhì)由此可見，不同溫度且互不平衡的氣液兩相接觸時(shí)，必然會(huì)同時(shí)產(chǎn)生傳熱和傳質(zhì)的雙重作用，所以使上一級(jí)的液相回流（如液相）與下一級(jí)的氣相（如氣相)直接接觸，就可以將圖6-11所示的流程演變?yōu)閳D6-13所示的分離流程，從而省去了逐級(jí)使用的中間加熱器和冷凝器。 圖 6-13 無中間產(chǎn)品的 多次部分氣化的分離示意圖從圖6-13可知，將每一級(jí)中間

24、產(chǎn)品返回到下一級(jí)中，不僅可以提高產(chǎn)品的收率，而且是過程進(jìn)行的必不可少條件。例如，對(duì)第2級(jí)而言，如沒有液體 回流到 中(無中間加熱器和冷凝器)，就不會(huì)有溶液的部分氣化和蒸氣的部分冷凝，第2級(jí)也就沒有分離作用了。因此每級(jí)都需有回流液。2. 實(shí)現(xiàn)精餾操作的條件對(duì)增濃難揮發(fā)組分來說，道理是完全相同的。進(jìn)入最低1級(jí)的難揮發(fā)組分(最高濃度)的蒸氣只能有更低一級(jí)下降的液體部分氣化而得到，此時(shí)氣化的熱量由加熱器（稱為再沸器）供給。在再沸器中，溶液的部分氣化而產(chǎn)生上升蒸氣(又稱:氣相回流)，如同塔頂回流一樣，是精餾連續(xù)穩(wěn)定操作的另一個(gè)必要條件。對(duì)于最上一級(jí)（圖6-13中第3級(jí)）而言，將冷凝后不是全部作為產(chǎn)品，而

25、把其中一部分返回與 相混合是最簡(jiǎn)單的回流方法。通常，將部分產(chǎn)品引回設(shè)備的操作稱為回流?；亓魇潜ＷC精餾過程連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一。 混合液體連續(xù)或多次部分汽化，釜液組成沿 t-x(y) 相圖的泡點(diǎn)線變化，可得難揮發(fā)組分含量很高而易揮發(fā)組分含量很低的釜液。 混合蒸汽連續(xù)或多次部分冷凝，蒸汽組成沿 t-x(y) 相圖的露點(diǎn)線變化，可得到易揮發(fā)組分含量很高而難揮發(fā)組分含量很低的蒸汽。 精餾過程正是這二者的有機(jī)結(jié)合。 精餾：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(shí)多次進(jìn)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。3. 定義圖6-14所示的為精餾塔的模型，目前工業(yè)上使用的精餾塔是它的

26、體現(xiàn)。塔中各級(jí)的易揮發(fā)組分濃度由上至下逐級(jí)降低，而溫度逐步增高。當(dāng)某級(jí)的濃度與原料液的濃度相同或相近時(shí)，原料液就由此級(jí)進(jìn)入。圖6-15是以篩板塔為例，由精餾塔模型轉(zhuǎn)變?yōu)閷?shí)際精餾塔的一段。n+1 圖圖6-16 篩板塔的操作情況篩板塔的操作情況 xn x n-1 n yn+1 yn6.4 精餾原理和流程6.4.1.2 精餾塔的操作情況 精餾操作在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行. 塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料, g-l 兩相傳質(zhì)可以是微分接觸式或逐級(jí)接觸式. 傳質(zhì)設(shè)備對(duì)吸收和蒸餾過程通用. 本章以逐級(jí)接觸的板式塔為重點(diǎn). 圖6-8所示的為泡罩塔中任意第n層板上的操作情況. 進(jìn)入第n層板的氣相濃度和

27、溫度分別為yn+1和tn+1，液相的濃度和溫度分別為xn-1和tn-1，二者互不平衡, yn+1tn-1 -存在溫度差和濃度差-傳質(zhì)和傳熱. 其結(jié)果: 1) 氣相部分冷凝, 使其中難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入到液相中； 2) 氣相冷凝放出潛熱傳給液相, 使其部分氣化, 其中的部分易揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入到氣相, 結(jié)果: xnyn+1。連續(xù)精餾系統(tǒng)的構(gòu)成6.4.2 精餾操作流程 間歇精餾系統(tǒng)與連續(xù)精餾系統(tǒng)的差別: 間歇精餾是一次性加料；只有精餾段，沒有提餾段。精餾段、提餾段6.4 精餾原理和流程 圖圖6-17 連續(xù)精餾操作流程連續(xù)精餾操作流程 餾出物餾出物 冷卻水冷卻水 蒸汽蒸汽鍋爐蒸汽鍋爐蒸汽冷凝水冷凝水 釜液釜液

28、進(jìn)料進(jìn)料 蒸汽蒸汽Root 確定產(chǎn)品的流量和組成； 選擇或確定適宜的操作條件，如操作壓強(qiáng)、回流比和進(jìn)料熱狀況等； 確定精餾塔的類型，選擇板式塔或填料塔，根據(jù)塔型，計(jì)算理論板數(shù)和填料層高度； 確定塔高和塔徑及塔的其他結(jié)構(gòu)尺寸，并進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算； 計(jì)算冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷, 并確定兩者的類型和尺寸。本章的核心內(nèi)容雙組分連續(xù)精餾塔的工藝計(jì)算主要包括以下內(nèi)容： 本節(jié)重點(diǎn)討論前三項(xiàng),其中4) 項(xiàng)內(nèi)容在下冊(cè)第3章有詳細(xì)介紹；5 ) 項(xiàng)屬于傳熱問題, 在上冊(cè)傳熱學(xué)中已做過討論.6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算理論板是指在其上氣、液兩相都充分混合，且傳熱及傳質(zhì)過程阻力均為零的理想化塔板。因此不論進(jìn)入理論板的氣

29、、液兩相組成如何，離開該板時(shí)氣、液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互成平衡。顯然,在相同條件下, 理論板具有最大的分離能力, 是塔分離的極限。事實(shí)上，由于塔板上汽液接觸的面積和接觸時(shí)間都是有限的，所以理論板實(shí)際上并不存在。6.5.1 理論板的概念、恒摩爾流假定恒摩爾流假定 為簡(jiǎn)化計(jì)算，假定： 1) 恒mol氣流假定； 2) 恒mol液流假定。 恒摩爾流假定成立的條件： 各組分的mol汽化潛熱相等； 汽液接觸時(shí)交換的顯熱可以忽略； 塔設(shè)備的熱損失可以忽略。6 蒸 餾Root 圖圖618 精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算 L, xDD, xD F, xF W, xWV, xD QC QB 回

30、收率 輕組分： FxF = DxD + WxW6.5.2 物料衡算和操作線方程一.全塔物料衡算總物料： F = D + WFDAFxDx輕組分(塔頂) )()(FWBxFxW11重組分(塔底)【例6-4】詳見教材P17-18.要點(diǎn)：組成、流量換算成 mol 制。6-5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算DnnxDLDxDLLy1二.精餾段操作線方程令，回流比 DLR 111RxxRRyDnn則有，L1： 在圖中虛框范圍內(nèi)作物料衡算?？偽锪希篤 L + D輕組分： V yn+1L xn + D xD在x-y 圖上為過 (xD ,xD)點(diǎn)及 ( 0, ) 點(diǎn)的直線。1RxD 6.5.2 物料衡算和操作線方程 L

31、, xD D, xD V, xD 1 2 n n1 x1 xn x2 y1 y2 yn yn+1 圖圖6-19 精餾段物料衡算精餾段物料衡算 V L xW精餾段操作線 L1在 x y 圖上的表示 P=const 0 xFxxD1RxD L1 y 6.5.2 物料衡算和操作線方程 三.提餾段操作線方程 圖圖6-20 提餾段物料衡算提餾段物料衡算 W, xw mm+1 m+2 N xm xm+1 ym+1ym+2 yN xNVL 在圖中虛框所示的范圍內(nèi),對(duì)提餾段作物料衡算?？偽锪希篧VL輕組分：wmmWxyVxL1wmmxWLWxWLLy1解出ym+1 ,得L2： 6.5.2 物料衡算和操作線方程

32、 提餾段操作線 L2在 x y 圖上的表示 在 x - y 圖上, 提餾段操作線過(xW ,xW)點(diǎn),斜率為 。WLL xW P=const 0 xF x xD Q1RxD L1 L2 y 6.5.2 物料衡算和操作線方程 Root6.5.3 進(jìn)料熱狀態(tài)的影響 q 線方程低低高高 進(jìn)料熱狀態(tài)不同，將導(dǎo)致提餾段與精餾段的汽、液兩相流動(dòng)物流的流量不同。 根據(jù)進(jìn)料溫度的不同，進(jìn)料熱狀態(tài)分五種： 6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算熱狀態(tài)熱狀態(tài)過冷液體過冷液體飽和液體飽和液體汽液兩相進(jìn)料汽液兩相進(jìn)料飽和蒸汽飽和蒸汽過熱蒸汽過熱蒸汽溫度tFtFte tF= te tetFtdtF= td tdtF（a）冷液體

33、LL+F VV （b）飽和液體 L=L+F V=V （c）氣液混合物VV LV L 0. xW圖622 q 值對(duì)L2 的影響 P=const 0 xF x xD L1 q1 0q1 q=1 q= 0 q 0 y 6.5.3 進(jìn)料熱狀態(tài)的影響Root6.5.4 理論板數(shù) NT 的求算 一.逐板計(jì)算法方法： 逐板計(jì)算法 圖解法 關(guān)聯(lián)法已知條件： 條件參數(shù) （F, xF , xD , xW , q, R ) 相平衡關(guān)系精餾段L1 11 RxxRRyDnn 1yn-1 xn-1xq yn xnxq y1=xD x1= f-1(y1) xn+1= f-1(yn+1) 操作線方程 相平衡反函數(shù)進(jìn)料位置 在

34、第n 塊理論板上方。 6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算nDxxyxyx操作關(guān)系平衡關(guān)系操作關(guān)系平衡關(guān)系2211xm+1= f-1(ym+1) 提餾段 L2 WmmxWqFLWxwqFLqFLy1ym xm xW 則全塔理論板數(shù) NT = m +n - 1 （包括再沸器） 二. 圖解法(MT 法) 條件：xF, q, xW, R 等已確定，相平衡關(guān)系y=f(x) 圖線已繪出。原理與逐板計(jì)算法完全相同，在 x-y 圖上作業(yè)。 6.5.4 理論板數(shù) NT 的求算 wmnxxyxyxx3221平衡關(guān)系操作關(guān)系平衡關(guān)系操作關(guān)系1) 過(xD , xD)點(diǎn)及(0, )點(diǎn)作 L1 2) 過(xF , xF)點(diǎn)及

35、 ( ,0)點(diǎn)作 q 線 1RxDqxF交于Q點(diǎn)(xq , yq) 3) 過（xW,xW）點(diǎn)及Q 點(diǎn)作 L24) 由(xD, xD)出發(fā), 在相平衡曲線、L1與L2及所夾區(qū)域內(nèi), 向左下方作 梯級(jí), 并依次標(biāo)上序號(hào)1,2; 直至第 n 號(hào)梯級(jí)在相平衡線上頂點(diǎn) 的橫坐標(biāo) xn xW , 作圖結(jié)束; 全塔理論板數(shù)NT = n(包括再沸器).5) 如果第m號(hào)及第m+1號(hào)梯級(jí)頂點(diǎn)的橫坐標(biāo)xm, xm+1與xq之間 具有關(guān)系：xm+1xq 1 0 q2 1 NT1 NT2原因：q 值增大, 進(jìn)料操作線斜率增大；L2與L1的交點(diǎn) 距離相平衡曲線越遠(yuǎn), 分離較為容易。 另一方面, q 值增大, 在提餾段 由

36、于 L = L + qF V = V + ( q1)F因而, 提餾段內(nèi)的汽液循環(huán)量增大, 使得提餾段分離效果增強(qiáng)。Root6.5.4 理論板數(shù) NT 的求算 6.5.6 回流比 R 的影響及其選擇 6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算回流比是精餾過程計(jì)算不可缺的重要參數(shù)，塔所需的理論板數(shù)，塔頂冷凝器和塔釜再沸器的熱負(fù)荷均與回流比有關(guān)。精餾過程的投資費(fèi)用和操作費(fèi)用都取決于回流比的值。全回流時(shí)：R D=0 W=0 F=0即不向塔內(nèi)進(jìn)料，亦不從塔內(nèi)取出產(chǎn)品，全塔也就無精餾段和提餾段之區(qū)分，兩端的操作線合二為一。全回流時(shí)操作線和平衡線的距離為最遠(yuǎn)，達(dá)到相同的分離程度所需的理論板數(shù)最少，以 Nmin 表示。 精

37、餾段操作線：111RxxRRyDnnnnxy1全回流時(shí)的理論板數(shù) Nmin 可用逐板計(jì)算法或圖解法求得。對(duì)理想溶液，可由芬斯克（Fenske）方程直接計(jì)算得。第 n 板汽液相平衡關(guān)系：塔頂為全凝器時(shí)，y1 = xD全回流操作線： 離開第 1 塊板的汽液平衡為： 芬斯克 (Fenske) 方程nBAnnBAxxyyDBABAxxyy1111BABAxxyynBnBnAnAxyxy,1,1,nBAnBAxxyy1221BADBAxxxx2111BABADBAyyxxxx321BADBAyyxx如此類推，可得第 N+1 塊板（塔釜）上升蒸汽組成為 即塔釜的液體組成 對(duì)雙組分溶液可略去下標(biāo)A、B式中的

38、塔板數(shù) N 即為全回流時(shí)所需的最少理論板數(shù) Nmin。若取平均相對(duì)揮發(fā)度 芬斯克方程 DBANWBAxxxx12111121NNmmWBADBAxxxxNloglog1minmWWDDxxxxNlog11log1min wBANDBAxxxx121二. 最小回流比 Rmin(看圖看圖124） R 減小時(shí), L1斜率減小, L1與q 線的交點(diǎn)Q遠(yuǎn)離 y=x , 分離難度加大。當(dāng)R為某一臨界數(shù)值時(shí), Q點(diǎn)落在相平衡線上, 此時(shí)分離無法進(jìn)行。該情況下對(duì)應(yīng)的回流比就是最小回流比, 記為 Rmin。1.作圖法 1)割線法： 適用于y = f (x) 無拐點(diǎn)的情形 qqqDxyyxRmin或 b為割線在y

39、軸上的截距。 1minbxRDRmin的求算（作圖、解析） Q xW圖6-26 割線法確定RminP=const 0 xF x xD1minRxD L1 q 線線 xq yq6.5.6 回流比 R 的影響及其選擇 2) 切線法：適用于y = f (x) 有拐點(diǎn)的情形gggDxyyxRmin情形 xW圖6-27a 切線法確定Rmin P=const 0 xF x xD g1minRxD L1 xg yg6.5.6 回流比 R 的影響及其選擇 gDgDxxyxRR 1minminqqqDxyyxRmin xW 圖6-27b 切線法確定Rmin P=const 0 xF x xDg L2 xq yq

40、 q 線線 L1 Q 情形2 解析法： 當(dāng)相平衡關(guān)系滿足 時(shí)，xxy) 1(1 47)-(6 1111minqDqDxxxxR 6.5.6 回流比 R 的影響及其選擇 qDqDxxyxRR 1minmin三.適宜回流比的選擇6.5.6 回流比 R 的影響及其選擇 操作費(fèi)用操作費(fèi)用 C C2 2RRmin設(shè)備費(fèi)用設(shè)備費(fèi)用 C C1 1費(fèi)用費(fèi)用圖1-25 適宜回流比的確定總費(fèi)用總費(fèi)用 C CC C1+ C+ C2適宜適宜R 實(shí)際操作的回流比應(yīng)介于全回流與最小回流比兩者之間。適宜的回流比根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算來確定，即應(yīng)在操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之間作出權(quán)衡。 操作費(fèi)用：精餾的操作費(fèi)用主要決定于再沸器中產(chǎn)生上升蒸汽

41、 V 所消耗加熱介質(zhì)的量和冷凝器中冷凝塔頂蒸汽 V 所消耗的冷卻介質(zhì)的量。而塔內(nèi)蒸汽量與回流比有關(guān)，即 可見，當(dāng) F、q、D 一定時(shí)，R 增大，塔內(nèi)上升蒸汽量增加，加熱和冷卻介質(zhì)的消耗量亦隨之增多，操作費(fèi)用相應(yīng)增加。 FqVVDRDLV11設(shè)備費(fèi)用：R=Rmin 時(shí)，需無窮多塊塔板數(shù)，故設(shè)備費(fèi)用為無窮大。只要 R 稍大于Rmin，所需理論板數(shù)急劇減少，設(shè)備費(fèi)用隨之劇減。隨 R 的增大，理論板數(shù)減小的趨勢(shì)漸緩。最適宜的回流比：精餾過程總費(fèi)用（操作費(fèi)用與設(shè)備費(fèi)用之和）最低時(shí)的回流比。 根據(jù)實(shí)驗(yàn)和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)minoptRR22 . 1R 進(jìn)一步增大，上升蒸汽 V 和 V 增大，塔徑、塔板面積、再沸

42、器及冷凝器換熱面積增大，設(shè)備費(fèi)用又開始上升。 理論板數(shù) NRmin回流比 RNmin6.5.7 求NT 的簡(jiǎn)捷方法Gilliland關(guān)聯(lián)法 6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算Root精餾條件：(1) 組分?jǐn)?shù)目=211；(2) 進(jìn)料熱狀態(tài)包括冷液至過熱蒸汽的五種情況；(3) Rmin =0.537.0；(4) 組分間相對(duì)揮發(fā)度=1.264.05；(5) 理論板數(shù)=2.443.1。用8個(gè)物系，由逐板計(jì)算得出的結(jié)果繪制而成。吉利蘭 (Gilliland) 關(guān)聯(lián)圖吉利蘭圖在精餾塔設(shè)計(jì)中，常借助于最小回流比 Rmin 以及全回流時(shí)對(duì)應(yīng)的最少理論板數(shù) Nmin 的概念初步估算所需的理論塔板數(shù)。注意：使用該圖計(jì)算

43、時(shí)，條件應(yīng)盡量與上述條件相近。 1minRRR1minNNN【例題6-9】 詳見教材P33-34.注意：算出的NT 可以保留小數(shù)，如果取整數(shù)，應(yīng)向大圓整。(1) 根據(jù)物系性質(zhì)及分離要求，求出 Rmin，并選擇適宜的 R；(2) 求出全回流下的 Nmin，對(duì)于接近理想物系的溶液，可用Fenske方程計(jì)算；(3) 計(jì)算出 (R-Rmin)/(R+1)，查吉利蘭圖得 (N-Nmin)/(N+1) ，即可求得所需的 N；(4) 確定加料位置。將該圖用于雙組分和多組分精餾的計(jì)算，其大致步驟是：注意：上述計(jì)算中，與實(shí)際回流比 R 對(duì)應(yīng)的 N 和與全回流對(duì)應(yīng)的 Nmin，均指不包括再沸器的全塔理論板數(shù)。 吉

44、利蘭圖1minRRR1minNNN6.5.8 塔高與塔徑的計(jì)算 一.塔高計(jì)算6.5 雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算1）板式塔有效高度計(jì)算Z(Np-1)HT 以上算得的塔高為安裝塔板部分的高度，不包括塔底精餾釜和塔頂?shù)挠行Ц叨取?1)塔板效率（板效率）表征的是實(shí)際塔板的分離效果接近理論板的程度。單板效率與全塔板效率是常用的兩種表示方法。 單板效率 Em 又稱默弗里（Murphree）板效率，可用氣相單板效率 EmV 或液相單板效率 EmL 表示，其定義分別為 1*1nnnnmVyyyyE*11nnnnmLxxxxExn, yn 離開第 n 板的液相與汽相的實(shí)際組成；yn*, xn* 與離開第 n 板的液(

45、汽)相組成 xn (yn)成平衡的汽(液)相組成；2)塔板效率nynyn1xnxn-1 6.5.8 塔高與塔徑的計(jì)算 分子代表經(jīng)過一塊板后組成的實(shí)際變化，分母則為將該板視為理論板時(shí)的組成變化。單板效率通常由實(shí)驗(yàn)測(cè)定。注意：?jiǎn)伟逍适且粔K板的平均效率，板上各點(diǎn)的傳質(zhì)差異可進(jìn)一步由點(diǎn)效率（Local efficiency）來表達(dá)。全塔板效率 ET （總板效率）為完成一定分離任務(wù)所需的理論塔板數(shù) N 和實(shí)際塔板數(shù) NT 之比ET 代表了全塔各層塔板的平均效率，其值恒小于1.0。一般由實(shí)驗(yàn)確定或用經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算。對(duì)一定結(jié)構(gòu)形式的板式塔，由分離任務(wù)和工藝條件確定出理論板數(shù)后，若已知一定操作條件下的全塔效率

46、，便可求得實(shí)際板數(shù)。 TTNNE （3）填料塔填料層高度的計(jì)算設(shè)想在填料塔內(nèi)，將填料層分為若干相等的高度單位，每一單位填料層的作用相當(dāng)于一層理論板，即通過這一單位高度后，上升蒸汽與下降液體互成平衡，此單位填料層高度理論板當(dāng)量高度（等板高度）HETP 確定空塔氣速 u 計(jì)算氣相體積流率 Vs 計(jì)算塔徑 D53)-(6 maxuV4Ds二.塔徑計(jì)算6.5.9 連續(xù)精餾裝置的熱量衡算1.冷凝器： 熱負(fù)荷 Qc= V rD + V cPt ( kJ/h ) = ( R + 1 ) D (rD + cPt ) rD餾出液汽化熱 ( kJ/kmol ) cp餾出液比熱容 ( kJ/kmol. ) t過冷溫

47、度()Qc冷卻介質(zhì)耗量：55)-(6 (kg/h) )(12ttcQWpccc 6.5.8 塔高與塔徑的計(jì)算 加熱蒸汽耗量 飽和蒸汽加熱，冷凝液在飽和溫度下排出飽和蒸汽加熱，冷凝液在飽和溫度下排出r 飽和水蒸汽氣化熱, kJ/kg59)-(6 (kg/h) rQWBh2.再沸器將流量為V、組成為xW 的飽和液體加熱成飽和蒸汽。熱負(fù)荷 QBV IV +WIW - LIL +QL 由于 IW IL QBV IV ( L W ) IW +QL V ( IV IW ) +QL QL再沸器的熱損失, kJ/h【例6-10】詳見教材P41.W, xW 6.5.9 連續(xù)精餾裝置的熱量衡算 wLV QB (k

48、J/h) (kg/h) 21BBIIBQhW1物料平衡的影響和制約根據(jù)精餾塔的總物料衡算可知，對(duì)于一定的原料液流量F和組成xF，只要確定了分離程度xD和xW，餾出液流量D和釜?dú)堃毫髁縒也就被確定了。采出率D/F:WDWFxxxxFD不能任意增減，否則進(jìn)、出塔的兩個(gè)組分的量不平衡，必然導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化，操作波動(dòng)，使操作不能達(dá)到預(yù)期的分離要求。在精餾塔的操作中，需維持塔頂和塔底產(chǎn)品的穩(wěn)定，保持精餾裝置的物料平衡是精餾塔穩(wěn)態(tài)操作的必要條件。通常由塔底液位來控制精餾塔的物料平衡。 6.5.10 精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 進(jìn)料(F, xF , q) 一定時(shí)，D, W 只能由分離要求 (xD ,xW )確定，

49、不可任意增減。2、塔頂回流的影響回流比是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產(chǎn)中經(jīng)常用回流比來調(diào)節(jié)、控制產(chǎn)品的質(zhì)量。當(dāng)回流比增大時(shí)，精餾產(chǎn)品質(zhì)量提高；當(dāng)回流比減小時(shí)，xD減小而xW增大，使分離效果變差?；亓鞅仍黾樱顾?nèi)上升蒸汽量及下降液體量均增加，若塔內(nèi)汽液負(fù)荷超過允許值，則可能引起塔板效率下降，此時(shí)應(yīng)減小原料液流量。 F, D, NT 一定時(shí)，R xD，xW，QC，QB3進(jìn)料熱狀況的影響當(dāng)進(jìn)料狀況（xF和q）發(fā)生變化時(shí)，應(yīng)適當(dāng)改變進(jìn)料位置，并及時(shí)調(diào)節(jié)回流比R。一般精餾塔常設(shè)幾個(gè)進(jìn)料位置，以適應(yīng)生產(chǎn)中進(jìn)料狀況，保證在精餾塔的適宜位置進(jìn)料。如進(jìn)料狀況改變而進(jìn)料位置不變，必然引起餾出液和釜?dú)堃航M成的

50、變化。進(jìn)料情況對(duì)精餾操作有著重要意義。常見的進(jìn)料狀況有五種，不同的進(jìn)料狀況，都顯著地直接影響提餾段的回流量和塔內(nèi)的汽液平衡。精餾塔較為理想的進(jìn)料狀況是泡點(diǎn)進(jìn)料，它較為經(jīng)濟(jì)和最為常用。對(duì)特定的精餾塔，若xF減小，則將使xD和xW均減小，欲保持xD不變，則應(yīng)增大回流比。 xF , q 的影響：xF（或 q）增大時(shí)， (為什么)進(jìn)料位置應(yīng)適當(dāng)上移? 作為一個(gè)思考題4. 精餾塔兩段產(chǎn)品的質(zhì)量監(jiān)控： 傳統(tǒng)方法：監(jiān)控產(chǎn)品的泡點(diǎn)溫度（或露點(diǎn)溫度） 現(xiàn)代方法：用現(xiàn)代在線分析方法直接監(jiān)控產(chǎn)品組成. 精餾塔內(nèi)溫度不同分布：由塔底至塔頂逐漸降低。原因：各塔板上物料組成不同，汽相的壓強(qiáng)不同（壓降）。溫度在塔頂（或塔底

51、）相當(dāng)一段高度內(nèi)變化極小。操作中常通過監(jiān)測(cè)塔頂和塔底溫度來反映餾出液組成和釜?dú)堃航M成。 塔頂塔板序號(hào)塔釜溫度 t例：高純度分離時(shí)，塔頂（或塔底）若干塊塔板間的溫度差都很小，若通過塔頂和塔釜溫度來監(jiān)控產(chǎn)品質(zhì)量將發(fā)生嚴(yán)重的滯后。塔頂塔板序號(hào)塔釜溫度 t高純度分離操作條件（F, q, R, 再沸器與冷凝器的熱負(fù)荷等）改變必然引起分離效果的變化，但每一塊板改變的程度不等。靈敏板：溫度改變最顯著的塔板。以該塔板上的溫度監(jiān)控全塔的操作狀態(tài)，有利于對(duì)精餾塔進(jìn)行預(yù)見性調(diào)節(jié)。靈敏板通?？拷M(jìn)料口。 一.恒沸精餾(必須加入夾帶劑 J ) 應(yīng)用場(chǎng)合 分離具有最低恒沸點(diǎn)，或具有最高恒沸點(diǎn)的混合液 6-7 特殊精餾原理

52、 AB + J AB+J破壞原恒沸系，形成新恒沸系;Root6.6 間歇精餾對(duì)夾帶劑的要求 可形成三元恒沸系，且恒沸點(diǎn)明顯低于純組分的沸點(diǎn)； 新恒沸液含夾帶劑組成越低越好； 新恒沸液最好是非均相混合物，便于用分層法分離； 無毒、無腐，熱穩(wěn)定性好； 價(jià)廉、易得。流程 注意苯的循環(huán)利用6.7 特殊精餾苯、乙醇、水三元非均相恒沸物：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其余為水無水酒精水恒沸精餾塔分層器乙醇回收塔苯回收塔冷凝器冷凝器三元非均相恒沸物三元非均相恒沸物稀乙醇水溶液二元恒沸物二元恒沸物乙

53、醇水恒沸物+苯二.萃取精餾 ( 必須加入萃取劑 C )應(yīng)用場(chǎng)合 分離各組分揮發(fā)度差異很小的混合液。原理 加入 C 后 AB明顯增大圖圖6-38 6-38 萃取精餾流程萃取精餾流程6.7 特殊精餾循環(huán)糠醛補(bǔ)充糠醛脫溶劑頂部產(chǎn)品脫溶劑底部產(chǎn)品苯+環(huán)己烷（原料）萃取劑回收段溶劑分離塔萃取精餾塔冷凝器冷凝器環(huán)己烷糠醛-苯混合液苯x糠醛0.00.980.21.380.41.860.52.070.62.360.72.7對(duì)萃取劑的要求 不形成恒沸液，可顯著增大AB ； 揮發(fā)性低，沸點(diǎn)明顯高于原料各組分的沸點(diǎn)； 無毒、無腐，熱穩(wěn)定性好； 價(jià)廉、易得。Root6.7 特殊精餾 分子蒸餾是一種特殊的液分子蒸餾是一

54、種特殊的液-液分離液分離技術(shù)，它不同于傳統(tǒng)蒸餾依靠沸點(diǎn)差分技術(shù)，它不同于傳統(tǒng)蒸餾依靠沸點(diǎn)差分離，而是靠不同物質(zhì)分子運(yùn)動(dòng)平均自由離，而是靠不同物質(zhì)分子運(yùn)動(dòng)平均自由程的不同實(shí)現(xiàn)分離。程的不同實(shí)現(xiàn)分離。6.86.8分子蒸餾技術(shù)分子蒸餾技術(shù)分子運(yùn)動(dòng)自由程分子運(yùn)動(dòng)平均自由程分子運(yùn)動(dòng)自由程的分布規(guī)律有關(guān)分子運(yùn)動(dòng)理論有關(guān)分子運(yùn)動(dòng)理論分子運(yùn)動(dòng)平均自由程分子運(yùn)動(dòng)平均自由程一、分子蒸餾原理一、分子蒸餾原理 分子與分子之間存在著相互作分子與分子之間存在著相互作用力。用力。 當(dāng)兩分子離得較遠(yuǎn)時(shí)，分子之間的吸當(dāng)兩分子離得較遠(yuǎn)時(shí)，分子之間的吸引力是主要的。但當(dāng)兩分子相互接近到一定引力是主要的。但當(dāng)兩分子相互接近到一定距離之后，分子之間的作用力就會(huì)改變?yōu)槌饩嚯x之后，分子之間的作用力就會(huì)改變?yōu)槌饬Γ⑶译S著其接近程度而迅速增加。力，并且隨著其接近程度而迅速增加。 當(dāng)接當(dāng)接近到一定程度時(shí)，由于斥力的作用，兩分子近到一定程度時(shí)，由于斥力的作用，兩分子發(fā)生斥離。這種發(fā)生斥離。這種由于接近而至斥離的過程由于接近而至斥離的過程就就是分子的是分子的碰撞過程碰撞過程。分子碰撞：分子運(yùn)動(dòng)自由程：一個(gè)分子相鄰兩次碰撞之間所走的路程