第九章 液體精餾

第九章

液體精餾第一節(jié)

雙組分溶液的氣液相平衡

第二節(jié)蒸餾與精餾原理第三節(jié)

雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算與分析第五節(jié)

恒沸精餾與萃取精餾第四節(jié)

間歇精餾第六節(jié)

板式塔3/10/20241蒸餾在化工生產(chǎn)中的應(yīng)用

分離多組分混合物；某一組分的提純；有用組分的回收。目的：廣泛性：

液體混合物；

氣體混合物；

固體混合物。3/10/202423/10/202433/10/20244蒸餾過(guò)程的分離依據(jù)依據(jù)：蒸餾是利用混合物中各組分揮發(fā)性的差異。易揮發(fā)組分(或輕組分):揮發(fā)性高的組分，以A表示；難揮發(fā)組分(或重組分):揮發(fā)性低的組分，以B表示。

蒸餾過(guò)程液體混合物加熱部分汽化液相：xA,xB

汽相：yA,yB

液相冷凝3/10/20245必有：

yA>xA,yB<xB即：

蒸餾過(guò)程的分類(lèi)方法

簡(jiǎn)單蒸餾按蒸餾方式：

平衡蒸餾

精餾

特殊精餾3/10/20246

常壓蒸餾按操作壓力：加壓蒸餾

減壓（真空）蒸餾間歇蒸餾連續(xù)蒸餾按操作方式：普通蒸餾特殊蒸餾按分離難易：按物系的組分?jǐn)?shù)雙組分蒸餾多組分蒸餾3/10/20247第一節(jié)

雙組分溶液的氣液相平衡一、溶液的蒸氣壓與拉烏爾定律二、理想溶液氣液相平衡三、非理想溶液氣液相平衡3/10/20248一、溶液的蒸氣壓與拉烏爾定律

密閉容器內(nèi)，一定溫度，純組分液體的氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，飽和狀態(tài)。蒸汽為飽和蒸汽，其壓力為飽和蒸汽壓（蒸氣壓）。Antoine方程：po—純組分液體的飽和蒸汽壓，kPaA、B、C—Antoine常數(shù)，3/10/20249理想溶液與拉烏爾定律1、理想溶液：在全部濃度范圍內(nèi)符合拉烏爾定律的溶液。2、理想溶液的微觀特征：構(gòu)成理想溶液的各組分分子結(jié)構(gòu)相同、分子大小非常相近，分子間作用力幾乎相同。3、理想溶液的微觀特征在宏觀上的表現(xiàn)：ΔmixH=0,ΔmixV=03/10/202410拉烏爾定律：在一定溫度下，汽相中任一組分的分壓等于此純組分在該溫度下的蒸汽壓乘以它在溶液中的摩爾分率。pA=pAoxApB=pBoxB=pBo（1-xA）3/10/202411pA

、pB—溶液上方A和B兩組分的平衡分壓，PapAo、pBo—同溫度下，純組分A和B的飽和蒸汽壓，Pa；xA

、

xB—分別為混合液組分A和B的摩爾分率二、

理想溶液氣液相平衡（一）理想溶液t~y~x關(guān)系式

理想液體pA=pAoxA

pB=pBoxB=pBo（1-xA）理想氣體3/10/202412——汽液兩相平衡組成間的關(guān)系——泡點(diǎn)方程—露點(diǎn)方程3/10/202413（二）t～y

～

x圖與y～x圖三個(gè)區(qū)：液相區(qū)，過(guò)冷液體氣相區(qū)，過(guò)熱蒸汽兩相區(qū)，氣液共存兩相區(qū)特點(diǎn)：兩相溫度相同時(shí)

y>x兩條線：液相線（泡點(diǎn)線）氣相線（露點(diǎn)線）組成相同時(shí)，t露點(diǎn)>t泡點(diǎn)3/10/202414對(duì)角線y=x為輔助曲線，y>x

，平衡線在對(duì)角線之上；X～y線上各點(diǎn)溫度不同；平衡線離對(duì)角線越遠(yuǎn)，揮發(fā)性差異越大，物系越易分離。3/10/202415壓力對(duì)t～xA（yA）圖及x～

y圖的影響壓力增加，平衡線靠近對(duì)角線，分離難度大3/10/202416（三）

相對(duì)揮發(fā)度與理想溶液的y－x關(guān)系氣相中某一組分的平衡分壓與其在液相中的摩爾分?jǐn)?shù)之比稱(chēng)為該組分的揮發(fā)度，用表示。pA、pB——汽液平衡時(shí)，組分A,B在氣相中的分壓；xA、xB——汽液平衡時(shí)，組分A,B在液相中的摩爾分率?；旌弦耗辰M分揮發(fā)度:1.揮發(fā)度3/10/202417理想溶液則:2.相對(duì)揮發(fā)度(以α表示)

理想氣體：或：一般物系：3/10/2024183.理想溶液的氣液相平衡方程式

代入——相平衡方程討論:

α的物理意義：汽相中兩組分組成之比是液相中兩組分組成之比的倍數(shù)。

其值標(biāo)志著分離的難易程度。3/10/202419

若α=1，則普通蒸餾方式將無(wú)法分離此混合物。

α<1,則重新定義輕組分與重組分，使α>1。

平均相對(duì)揮發(fā)度αm。三、

非理想溶液氣液相平衡（一）對(duì)拉烏爾定律有正偏差的溶液

（1）無(wú)恒沸點(diǎn)的溶液如甲醇-水溶液pA>pA理，pB>pB理，介于pAo、pBo

之間。3/10/202420(1)正偏差溶液溶液的兩個(gè)組分的平衡蒸汽壓都比拉烏爾定律所預(yù)計(jì)的高，如右圖所示。

1.00蒸汽壓xA3/10/202421

（1）無(wú)恒沸點(diǎn)溶液如氯仿-苯溶液

pA<pA理，pB<pB理，介于pao、pBo

之間。

正偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最低恒沸點(diǎn)的溶液，下面兩張分別為苯－乙醇溶液的t－x（y）圖及y－x圖。00.20.40.60.81.08075706560tt/℃

x（y）xy=xy00.20.40.60.81.01.00.90.80.70.6050.40.30.20.10

苯-乙醇溶液相圖（正偏差）3/10/202422

負(fù)偏差嚴(yán)重時(shí)形成具有最高恒沸點(diǎn)的溶液，下面兩張分別為氯仿－丙酮溶液的t－x（y）圖及y－x圖。00.20.40.60.81.07065605550tt/℃

x（y）氯仿-丙酮溶液相圖（負(fù)偏差）xy=xy00.20.40.60.81.01.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10

由圖可知氯仿－丙酮溶液的最高恒沸點(diǎn)tM=64.5°C，恒沸物的組成xM=0.65。3/10/202423(三)討論①若具有恒沸點(diǎn)的溶液中某組分的組成小于該組分在溶液恒沸點(diǎn)的組成時(shí)，用一般蒸餾的方法,其濃度最多達(dá)到恒沸物的組成。②非理想溶液不一定具有恒沸點(diǎn)，但有恒沸點(diǎn)的一定是偏差大的非理想溶液；具有恒沸點(diǎn)的溶液在總壓發(fā)生改變時(shí)，恒沸物的組成也發(fā)生變化。3/10/202424第二節(jié)蒸餾與精餾原理二、精餾原理一、簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾3/10/202425（一）簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾）y原料液x蒸氣xD1xD2xD3冷凝器特點(diǎn)：間歇、非定態(tài)，R=0一、簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾3/10/202426（二）平衡蒸餾特點(diǎn)：可連續(xù)；

定態(tài)；單級(jí)。分離器塔頂產(chǎn)品yAxA加熱器原料液

塔底產(chǎn)品

Q減壓閥3/10/202427二、精餾原理（一）精餾塔內(nèi)氣液兩相的流動(dòng)、傳熱與傳質(zhì)3/10/202428（一）精餾塔內(nèi)氣液兩相的流動(dòng)、傳熱與傳質(zhì)

餾出液—塔頂產(chǎn)品回餾液全凝器部分冷凝器再沸器加料板精餾段提餾段3/10/202429精餾原理：多次部分冷凝、多次部分汽化、液相回流及上升蒸氣。進(jìn)料板：原料液進(jìn)入的那層塔板精餾段：進(jìn)料板以上的塔段提餾段：進(jìn)料板以下（包括進(jìn)料板）的塔段塔頂冷凝器和塔低再沸器3/10/202430yn-1*xn+1*n+1nn-1tn+1tntn-1xn-1yn+1xnyn（二）塔板上氣液兩相的傳質(zhì)與傳熱3/10/202431——兩相傳熱

——兩相傳質(zhì)

液相中的易揮發(fā)組分部分汽化向氣相傳遞；氣相中的難揮發(fā)組分部分冷凝向液相傳遞；平衡：離開(kāi)該塔板的氣液兩相溫度相等；理論級(jí)：離開(kāi)該級(jí)的氣液兩相組成相平衡。3/10/202432問(wèn)題：1.精餾過(guò)程的能耗在何處？無(wú)液相回流，分離結(jié)果如何？無(wú)氣相回流，分離結(jié)果如何？（三）回流作用連續(xù)精餾的充分必要條件：最上要有高純度易揮發(fā)組分的液相：液相回流最下要有高純度難揮發(fā)組分的氣相：氣相回流(上升蒸氣)3/10/202433第三節(jié)雙組分連續(xù)精餾的計(jì)算與分析一、全塔物料衡算二、恒摩爾流量的假定三、進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q四、操作線方程與q線方程五、理論板數(shù)的計(jì)算

六、回流比與進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)精餾的影響九、精餾塔的操作計(jì)算八、理論板數(shù)的捷算法計(jì)算七、塔頂回流比的選擇3/10/202434設(shè)計(jì)目標(biāo)：1）根據(jù)分離任務(wù)，確定產(chǎn)品流量D，W；2）選擇操作條件R、進(jìn)料狀態(tài)；3）確定塔板數(shù)及加料位置；4）選擇塔型，確定塔徑，塔內(nèi)結(jié)構(gòu)尺寸，

流體力學(xué)驗(yàn)算；5）冷凝器及再沸器熱負(fù)荷及設(shè)計(jì)計(jì)算。3/10/202435一、全塔物料衡算單位時(shí)間為基準(zhǔn)總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分物料衡算：FxF=DxD+WxWF、D、W：kmol/sxF、xD、xW：摩爾分?jǐn)?shù)F,xFD,xDW,xW3/10/202436分離要求的不同形式：2）組分回收率：1）規(guī)定xD、xW二、恒摩爾流量的假定1.恒摩爾流假定3/10/202437即：V1=V2=……V=常數(shù)，

V1′=V2′=……V′=常數(shù)

V------精餾段上升蒸汽的摩爾流量，kmol/h;V′-----提餾段上升蒸汽的摩爾流量，kmol/h。

（1）精餾段，每層塔板上升的蒸汽摩爾流量都相等，提餾段也一樣。但兩段的上升蒸汽的摩爾流量不一定相等。3/10/202438即：L1=L2=······L=常數(shù)

L1′=L2′=······L′=常數(shù)但兩段下降的液體摩爾流量不一定相等。式中：L------精餾段下降液體的摩爾流量，kmol/h;L′-----提餾段下降液體的摩爾流量，kmol/h。（2）精餾段內(nèi)，每層塔板下降的液體摩爾流量都相等，提餾段也一樣。3/10/2024392.恒摩爾流假設(shè)適用條件兩組分的摩爾汽化潛熱相等；兩相接觸因溫度不同交換的顯熱忽略不計(jì)；塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略不計(jì)。3/10/202440三、進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q過(guò)冷液體P飽和液體C汽液混合物G飽和蒸汽D過(guò)熱蒸汽HH3/10/202441FLV’L’V冷液進(jìn)料泡點(diǎn)進(jìn)料FLV’L’VFqF(1-q)FLV’L’V汽液混合進(jìn)料3/10/202442FLV’L’V過(guò)熱蒸汽進(jìn)料FLV’L’V飽和蒸汽進(jìn)料3/10/202443（3）氣液混合物進(jìn)料,0<q<1,V>V′,L<L'若進(jìn)料量F中含有液相量為L(zhǎng)F，汽相量為VF，則有F=LF+VFL'=L+LF,V=V'+VF與L'=L+qF對(duì)比得q=LF/F若進(jìn)料中的汽相組成為y，液相組成為x，有物料衡算FL′LVV′VF3/10/202444FL’LVV’（4）冷液體進(jìn)料,q>1,L'>L+F，V'>V冷夜進(jìn)料時(shí)，進(jìn)料溫度tF低于泡點(diǎn)溫度tb，使提餾段上升蒸氣部分冷凝（冷凝量為V′-V)，放出冷凝潛熱，將進(jìn)料加熱到泡點(diǎn)。其熱量恒算式為：r----進(jìn)料在tb時(shí)的平均摩爾汽化熱，kJ/(kmol)

---溫度（tb+tF)/2時(shí)的進(jìn)料液體摩爾熱容，kJ/(kmol·℃)3/10/202445（5）過(guò)熱蒸汽進(jìn)料

V>V'，q<0,L'<LFL’LVV’與式子V'=V+(q-1)F聯(lián)立求得進(jìn)料溫度tF高于露點(diǎn)td,進(jìn)料后由進(jìn)料溫度降至露點(diǎn)，放出的熱量，使精餾段下降液體部分汽化，汽化量為（L-L′)。其熱量衡算式為3/10/202446r----進(jìn)料在td時(shí)的摩爾汽化熱，kJ/(kmol)---溫度（td+tF)/2時(shí)的進(jìn)料蒸氣的摩爾熱容，kJ/(kmol·℃)，過(guò)熱蒸氣進(jìn)料時(shí)，tF>td,q<03/10/202447[例1]

將5000kg/h含正戊烷0.4(摩爾分率)的正戊烷正己烷混合液在連續(xù)精餾塔內(nèi)分離,餾出液含正戊烷0.98,釜液含正戊烷不高于0.03,求餾出液、釜液的流量及塔頂易揮發(fā)組分的回收率。解：正戊烷M=72

正己烷M=86MF=0.4×72+0.6×86=80.4kg/kmoL

F=5000/80.4=62.2kmol/h3/10/202448D=24.62kmol/hW=37.62kmol/h3/10/202449（一）精餾段操作線方程總物料衡算：V=L+D易揮發(fā)組分的物料衡算：Vyn+1=Lxn+DxD精餾段的操作線方程四、操作線方程與q線方程3/10/202450令R=L/D，R稱(chēng)為回流比

精餾段的操作線方程（二）提餾段操作線方程總物料衡算：易揮發(fā)組分：提餾段的操作線方程3/10/202451——塔釜的氣相回流比3/10/202452（三）塔釜?dú)庀嗷亓鞅萊′與塔頂液相回流比R及進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的關(guān)系V3/10/202453（四）操作線的繪制與q線方程1.精餾段操作線斜率:截距:yxxD操作線為過(guò)點(diǎn)（xD，

xD

）3/10/202454xW

過(guò)點(diǎn)（xW，xW

）斜率截距:yxxDxFDIf2.提餾段操作線FW3.兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)與q線方程3/10/202455兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)q線方程消去xD

，并省略xf

、yf

的下標(biāo)3/10/202456L與L′(1)冷液

q>1(2)飽和液體

q＝1(3)氣液混合

0<q<1(4)飽和蒸汽

q＝0

(5)過(guò)熱蒸汽

q<0進(jìn)料狀況q值q線位置V與V′3/10/202457

q線對(duì)兩操作線的影響對(duì)精餾段操作線無(wú)影響，對(duì)提餾段操作線有影響，

q

提餾段操作線斜率

推動(dòng)力。3/10/202458【例2】氯仿和四氯化碳的混合液在連續(xù)精餾塔內(nèi)分離，要求餾出液氯仿濃度為0.95(摩爾分率)，流量為50kg/h，塔頂為全凝器，平均相對(duì)揮發(fā)度為1.6，回流比為2。求：

(1)由上向下數(shù)第一塊塔板下降的液體組成;(2)第二塊塔板上升蒸氣組成。(3)精餾段各板上升蒸氣量及下降的液體量;3/10/202459解：(1)

y1=xD=0.95(2)3/10/202460（3）

V=(R+1)D=(2+1)×50=150

kg/hL=R﹒D=2×50=100

kg/h【例3】在雙組分連續(xù)精餾塔中精餾段的某一理論板n上，進(jìn)入該板的氣相組成為0.8(摩爾分?jǐn)?shù)，下同)，離開(kāi)該板的液相組成為0.7，物系相對(duì)揮發(fā)度為2.4，氣液比為2∶1，計(jì)算離開(kāi)該板的氣相組成和進(jìn)入該板的液相組成。3/10/202461nn+1xnxn+1ynyn+1xn-1？？3/10/202462【例4】分離乙醇水溶液的精餾塔，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料溫度為60℃，含乙醇10%(摩爾分率，下同)，回流比為2。要求餾出液中含乙醇87%，且乙醇回收率達(dá)到98%，計(jì)算塔頂、塔底產(chǎn)品量及其釜液組成。精餾段和提餾段上升蒸汽及下降液體量。已知10%乙醇泡點(diǎn)為86℃。3/10/2024633/10/202464五、理論塔板數(shù)計(jì)算

（一）理論塔板數(shù)的圖解法計(jì)算xn,yn符合平衡關(guān)系，由2點(diǎn)表示3/10/202465圖解法求理論板數(shù)討論：確定最佳進(jìn)料位置最優(yōu)進(jìn)料位置：塔內(nèi)汽相或液相組成與進(jìn)料組成相等或相近的塔板。

圖解法最優(yōu)進(jìn)料板：跨越兩操作線交點(diǎn)的梯級(jí)，

NT最少。3/10/202466階梯中水平線的距離代表液相中易揮發(fā)組分的濃度經(jīng)過(guò)一次理論板后的變化；豎直線的距離代表氣相中易揮發(fā)組分的濃度經(jīng)過(guò)一次理論板后的變化每個(gè)階梯代表一塊理論板，階梯在相平衡線上的頂點(diǎn)縱、橫坐標(biāo)值分別為離開(kāi)該板的氣、液相組成。3/10/202467（二）理論塔板數(shù)的逐板計(jì)算法全凝器泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)進(jìn)料間接蒸汽加熱F,xFD,xDW,xWyWm-112nx1x2xnxm-1y2y1ym-1精餾段：y1=xD精餾段塔板數(shù)：n-1n——平衡關(guān)系的次數(shù)3/10/202468提餾段：平衡關(guān)系：操作關(guān)系：或提餾段塔板數(shù)：m-1(不含再沸器）3/10/202469平衡關(guān)系：操作關(guān)系：或注意：

塔頂分凝器與冷凝器，分凝器相當(dāng)于一塊理論板.精餾段塔板數(shù)：

n-1-1D,xD=y0?y1y0x03/10/202470六、回流比與進(jìn)料熱狀態(tài)對(duì)精餾過(guò)程的影響QFQDQWQcQ’QvQRQB①q一定，R↑R′、V、V′、L、L′都↑（一）R、

q和R′對(duì)冷凝器和蒸餾釜的熱負(fù)荷影響3/10/202471③R′一定，，QB一定，若QF↑（q↓）分離任務(wù)一定，熱進(jìn)料，減少塔釜負(fù)荷總輸入熱量一定，塔釜輸入熱量多，有利傳質(zhì)傳熱②R一定，D、W、xD、xW一定QD、QW一定R′=V′/W，L′=V′+W所以L′不變，而QF↑，必須增大L，R↑,QC↑3/10/202472（一）R、

q和R′對(duì)理論板數(shù)的影響①q一定，R↑②R一定，D、W、xD、xW一定，q的影響3/10/202473D、F、xD、R一定，q

推動(dòng)力

NT

q

NT

是以塔釜負(fù)荷增加為代價(jià)3/10/202474③R′一定，xF、xD、xW一定，q↓的影響xWyxxDxFDFWq<0q=00<q<1q=1q>1推動(dòng)力

NT

q↓

NT

是以塔頂負(fù)荷增加為代價(jià)3/10/202475R的影響RNT

、操作費(fèi)

七、塔頂液相回流比的選擇3/10/202476（一）全回流與最少理論板數(shù)

全回流：塔頂上升蒸氣冷凝后全部引回塔作為回流。

D=0，W=0，F(xiàn)=0；兩條操作線合二為一，與對(duì)角線重合。N=Nmin

全回流的特點(diǎn)：3/10/202477全回流時(shí)Nmin：第1塊3/10/202478第1塊

第2塊第2塊第N-1板第N塊（再沸器）

塔頂全凝器3/10/202479——芬斯克公式(多組分)適用條件：雙組分混合物，塔頂全凝器，塔釜間接加熱。3/10/202480注意：

Nmin：包括再沸器；以xF

代替xw，可求得不含進(jìn)料板在內(nèi)的精餾段最小理論塔板數(shù)。

全回流的意義:開(kāi)工、實(shí)驗(yàn)研究、設(shè)備異常或調(diào)試時(shí)，便于控制。3/10/202481（二）最小回流比Rmin3/10/202482最小回流比：對(duì)于某一物系，在一定的分離任務(wù)下，所需理論板為無(wú)窮多時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比。恒濃區(qū)（夾緊點(diǎn)或夾點(diǎn)）

夾點(diǎn)：操作線與平衡線的交點(diǎn)或切點(diǎn)稱(chēng)為夾點(diǎn)。在p點(diǎn)（兩操作線的交點(diǎn)落在平衡線上的點(diǎn)）前后各板氣液兩相組成基本沒(méi)有變化，即無(wú)增濃作用。所以此區(qū)稱(chēng)作恒濃區(qū)，p點(diǎn)叫夾緊點(diǎn)。3/10/202483

作圖法：理想物系平衡線非理想物系平衡線最小回流比的計(jì)算phDFFxpyp3/10/202484gg3/10/202485（三）適宜回流比R對(duì)操作費(fèi)用的影響：R對(duì)設(shè)備費(fèi)用的影響：3/10/202486八、理論板的簡(jiǎn)捷計(jì)算法R、NT

、Rmin

、Nmin關(guān)系關(guān)聯(lián)圖：吉利蘭圖。R為操作回流比，Rmin為最小回流比，NT為操作回流比時(shí)的理論塔板數(shù)（包括蒸餾釜），Nmin為最小回流比時(shí)的理論塔板數(shù)（包括蒸餾釜）。3/10/202487左端：右端：最小回流全回流

適用條件：多組分，多種進(jìn)料狀態(tài)，：1.264.05N：2.443.1

特點(diǎn)：簡(jiǎn)便、快；雙組分、多組分都適用；誤差大，可用N估算，方案的比較。3/10/202488

NT的計(jì)算步驟：（1）由物系性質(zhì)及分離程度定Rmin

、R；（2）計(jì)算全回流下的Nmin

（圖解法、芬斯克公式）

（4）xw=xF，定加料位置注意：吉利蘭圖可回歸成3/10/202489【例6-9】用一連續(xù)精餾塔分離苯和甲苯混合物，原料液中苯為0.44，餾出液中苯為0.957，釜液中苯為0.0235，進(jìn)料為飽和液體，回流比為最小回流比的2倍），相對(duì)揮發(fā)度為2.5，求⑴列平衡方程和進(jìn)料線方程⑵最小回流比⑶列操作線方程平衡線方程式：y=αx/[1+(α-1)x]進(jìn)料線方程：y=qx/(q-1)-xF/(q-1)飽和液體進(jìn)料，q=1，q線方程為x=xF

,與x軸垂直。3/10/202490最小回流比:Rmin/(Rmin+1)=(xD--yq)/(xD--xq)，進(jìn)料線與平衡線交點(diǎn)坐標(biāo)Xq=XF=0.44,代入平衡線方程求得yq

=0.66,XD=0.957,所以解得：Rmin=1.35R=2Rmin=2.7,精餾段操作線方程：yn+1=0.73xn＋0.26將XF=0.44,

代入精餾段操作線方程求得yF+1=0.5812根據(jù)點(diǎn)（XF,y)、(xw,xw)可得提餾段操作線方程：

化簡(jiǎn)得：

ym+1=1.339xm－0.0083/10/202491九、精餾塔的操作計(jì)算（試差法）先設(shè)xw

物料衡算求xD（y1)（接近xw為止）十、直接蒸氣加熱及兩股進(jìn)料的精餾塔（一）直接蒸汽加熱的精餾塔3/10/202492目的：處理某輕組分的水溶液，難揮發(fā)組分為水時(shí)，直接蒸氣加熱，省再沸器流程及特點(diǎn)：F

xFWD3/10/202493NT的計(jì)算

精餾段操作線

提餾段操作線

q線總物料衡算L′+S=V′+b易揮發(fā)組分L′xn=V′yn+1+bxbF,xFD,xDb,xbSV′,yn+1L,xn+1′n

b上式中S為加熱蒸汽流量，kmol/h3/10/202494過(guò)點(diǎn)（xb，0）斜率：b/SS=V′b=L′xDxbxF理論板數(shù)的求取依據(jù)恒摩爾流假設(shè)，有則3/10/202495（二）兩股進(jìn)料的精餾塔P77F2,xF2D,xDW,xWF1,xF1?ПШV′′,yn+1L′′,xn+1s?段：П段：3/10/202496DxF2xF1xDxw357共7塊（含再沸器）第3塊為xF1加料板第5塊為xF2加料板斜率：

?

<П<Ш注意：?

П有RminП

Ш有RminRmin取其大的q2q1Wf1f2圖6-42兩股進(jìn)料的操作線3/10/202497第四節(jié)間歇精餾二、xD恒定的操作一、恒定R的操作是將一批原料全部加入蒸餾釜中進(jìn)行蒸餾，當(dāng)釜液達(dá)到規(guī)定值后排出殘液，然后開(kāi)始下一批蒸餾操作。3/10/202498特點(diǎn)：1）非定態(tài)；2）只有精餾段。操作方式：2）恒定xD，R

；1）恒定R，xD

。D,xDW,xW一、恒定R的操作1.操作（NT、R一定），xW

xWe

、xD

平均xD

圖6-43間歇精餾流程3/10/202499xD1xD2xW1xW22.計(jì)算xD1NT計(jì)算以xD1及xF為基準(zhǔn)RminR

NT始態(tài)為基準(zhǔn)二、xD恒定的操作1.操作

恒定NT、xD

xW

達(dá)到xWe

、R

3/10/20241002.計(jì)算NT計(jì)算依據(jù)：終態(tài)xD

、xWe

Rmin

R

NTxDR1xW1xW2R2工業(yè)間歇操作常為兩種方式的結(jié)合。3/10/2024101第五節(jié)恒沸精餾與萃取精餾一、恒沸精餾二、萃取精餾3/10/2024102一、恒沸精餾P89（一）含義：加第三組份，形成恒沸物（沸點(diǎn)更低），塔底得純產(chǎn)品。

（二）實(shí)例89%E11%W恒沸精餾塔苯回收塔乙醇回收塔苯富水富苯分層器3/10/2024103（三）挾帶劑應(yīng)具備的條件1）新恒沸液A挾帶含量少的組分；2）A冷凝后分層；3）A沸點(diǎn)低；

能耗低

易分離

易分離4）價(jià)廉、穩(wěn)定、安全。二、萃取精餾（一）含義：加萃取劑，

3/10/2024104（三）萃取劑應(yīng)具備的條件1）選擇性好，；2）沸點(diǎn)高，易回收；3）與原料互溶度大；4）價(jià)廉、穩(wěn)定、安全?；厥账ǘ?shí)例3/10/2024105恒沸精餾與萃取精餾的比較：1）原理：恒沸物

2）第三組份：塔頂出塔底出

難選易選

加量受限

量變,

變3）加入位置：加料處塔頂附近4）能耗：大小3/10/2024106第六節(jié)板式塔六、塔板類(lèi)型

一、塔板結(jié)構(gòu)

二、塔板上氣液兩相的流體現(xiàn)象

四、塔高的確定三、塔效率五、塔徑的計(jì)算3/10/2024107逐級(jí)接觸式連續(xù)接觸式3/10/20241081.生產(chǎn)能力大；2.分離效率高；3.阻力小，壓降低；4.操作彈性大；5.結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、安裝維修方便等。評(píng)價(jià)塔設(shè)備性能的指標(biāo)3/10/2024109一、塔板結(jié)構(gòu)氣體通道（一）氣液鼓泡區(qū)（二）溢流堰（三）降液管（四）塔板液體流動(dòng)安排3/10/2024110二、塔板上氣液兩相的流體現(xiàn)象（一）氣液接觸狀態(tài)（3種）液體：連續(xù)相氣體：分散相傳質(zhì)面：氣泡表面鼓泡接觸工況3/10/2024111泡沫接觸工況液體：連續(xù)相氣體：分散相傳質(zhì)面：不斷更新的液膜表面3/10/2024112氣體：連續(xù)相液體：分散相傳質(zhì)面：不斷更新的液滴表面噴射接觸工況工業(yè)上常用的是：噴射和泡沫接觸狀態(tài)3/10/2024113（二）塔板上的液面落差液面落差：塔板進(jìn)出口清液層高度差減少液面落差的措施：多溢流。3/10/2024114（三）塔板篩孔漏液孔速過(guò)小或氣液分布不均勻，大量液體由篩孔漏下。（四）液泛定義：液體進(jìn)塔量大于出塔量，結(jié)果使塔內(nèi)不斷積液，直至塔內(nèi)充滿液體，破壞塔內(nèi)正常操作，稱(chēng)為液泛。（五）液沫夾帶3/10/2024115氣量↑→夾帶量↑板間距HT↓→夾帶量↑要求液沫夾帶量eV≯0.1kg液沫/kg干氣主要影響因素減少措施：HT↑；u↓三、塔效率（一）全塔效率ET=f（物系、板結(jié)構(gòu)、操作條件）關(guān)聯(lián)圖3/10/2024116（1）氣相單板效率平均組成n（2）液相單板效率平均組成（二）單板效率3/10/2024117注意：1）同一個(gè)板，EML不一定等于EMV；僅當(dāng)

平衡線與操作線平行時(shí)兩者相等2）不同的板，EML或EMV不一定相