1、2019/10/17,精馏与简单蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。也是精馏操作的基本条件。,提馏段：下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的轻组分向汽相（回流）传递，而汽相中的重组分向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。,精馏原理,精馏段：汽相中的重组分向液相（回流液）传递，而液相中的轻组分向汽相传递，从而完成上升蒸气的精制。,料液, xF Feed,塔顶产品, xD Overhead product,塔底产品, xW Bottoms product,液相回流 Liquid reflux,汽相回流 Vapor reflux,精馏段 Rectifying section,提馏段 Stri
2、pping section,再沸器 Reboiler,冷凝器condenser,2019/10/17,第六章 蒸 馏 Distillation,一、理论板及恒摩尔流 二、物料衡算和操作线 三、理论塔板层数的求法 四、几种特殊情况时理论板数的求法 五、回流比的影响及其选择 六、理论板数的捷算法 七、实际塔板数、塔板效率 八、精馏装置的热量衡算,第三节 双组分连续精馏的 计算与分析,2019/10/17,总物料衡算：,对于易挥发组分：,一、全塔物料衡算,（注意单位）,2019/10/17,当塔顶、塔底产品组成xD、xW及产品质量已规定，产品的采出率D/F和W/F也随之确定，不能再自由选择； 当规定
3、塔顶产品的产率和质量xD，则塔底产品的质量xW及产率也随之确定而不能自由选择；,在规定分离要求时，应使,塔顶产品的组成应满足,2019/10/17,塔顶易挥发组分回收率：易挥发组分从塔顶采出的量占全部进料量中轻组分的百分数。,塔底难挥发组分回收率：,2019/10/17,（二）、恒摩尔流量的假设,恒摩尔流假设的条件（1）各组分的摩尔汽化潜热相等；（2）气液接触时因温度不同而交换的热量可以忽略 ；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。,2019/10/17,（1）恒摩尔汽化 精馏段，每层塔板上升的蒸汽摩尔流量都相等，提馏段也一样。 即：V1=V2=V=常数V1=V2=V=常数 式中：V 精馏段上
4、升蒸汽的摩尔流量，kmol/h;V 提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。,2019/10/17,精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，提馏段也一样。 即：L1=L2= L=常数 L1=L2= L=常数 式中： L 精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h; L 提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h。 （下标1、2表示自上而下的塔板序号。）,（2）恒摩尔溢流,2019/10/17,三、进料热状况参数q,几种可能的进料热状况 （1）冷液体 （2）饱和液体 （3）气液混合物 （4）饱和气体 （5）过热蒸汽,2019/10/17,进料热状况参数q定义：,进料板的物料衡算：,（6-22）,（6
5、-23）,（6-24）,2019/10/17,饱和液体进料,对于饱和液体进料（泡点进料）： 由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的下降液体，而两段的上升蒸气流量则相等，即：L= L+F V=V 故：q=1,2019/10/17,饱和蒸汽进料,饱和蒸汽进料（露点进料）：整个进料变为V的一部分，两段的液体流量则相等，即：L=L V= V+F 故q=0,2019/10/17,气-液混合物进料,对于气液混合物进料： 进料中液相部分成为L的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分，即：LLL+F VV q的范围为:0q1,2019/10/17,冷液体进料,对于冷液体进料，
6、提馏段内下降液体流量L包括三部分：精馏段下降的液体流量L；原料液流量F；为将原料液加热到板上泡点温度必然会有部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来，冷凝液量也成为L的一部分。LL+F VV q的范围为：q1,2019/10/17,过热蒸汽进料,对于过热蒸气进料，此种情况与冷液进料恰好相反。精馏段上升蒸气流量V包括以下三部分：提馏段上升蒸气流量V；原料液流量F；为将进料温度降至板上泡点温度，必然会有一部分来自精馏段的下降液体被汽化，汽化的蒸气量也成为V的一部分。LL VV+F q的范围：q0,由上面分析可知，精馏塔中两段的气液摩尔流量之间的关系与进料的热状态有关，定量关系可通过进料板的物料衡算与热量衡
7、算求得。,2019/10/17,2019/10/17,（一）、精馏段操作线方程,对总物料衡算：,对易挥发组分：,V, y1,D, xD,L, xD,V, yn+1,L, xn,四、操作线方程和q线方程,2019/10/17,回流比,精馏段操作线方程,2019/10/17,（二）、提馏段操作线方程,对总物料：,对易挥发组分：,提馏段操作线方程：,V, yW,W, xW,L, xW,L, xn,V, yn+1,2019/10/17,（6-40）,2019/10/17,(三)塔釡汽相回流比R，与塔顶液相回流比R与进料热状态参数q的关系式,（6-44）,2019/10/17,2.提馏操作线： c点：y
8、 =x= xW 斜率：R+1/R 截距：-xW /R,(四)操作线方程的绘制与q线方程,1.精馏操作线： a点：y =x= xD 斜率：R/(R+1) 截距：xD /(R+1),x,y,0,1.0,1.0,xD,a,b,xW,c,d,e,2019/10/17,3.两操作线交点的坐标与q线方程,提馏段操作线与加料热状态有关，两操作线交点的坐标也与加料热状态（q值）有关。 应用两操作线方程可导出以 q 值为参变量的交点轨迹方程。 由两操作线方程，有,（6-47）q 线方程或进料方程,代入相应关系式,加料热状态一定时，q 线方程式为一直线方程。 不同加料热状态对应不同的 q 值，也就对应着不同的 q
9、 线。,两式相减,2019/10/17,加料热状态对操作线交点的影响,q 线的作法： (1)在对角线上作 e 点 (y=x=zF)； (2)过e点作斜率 q/(q-1) 的直线。,进料焓值(温度)增加，q 值减小， 则 q 线与精馏操作线的交点(相应加料热状态下两操作线的交点)沿着精馏操作线朝 x、y 减小的方向移动。从塔设备的角度，这意味着加料板位置下移。,q 线与精馏段操作线的交点即为两操作线的交点，仅需将此点与对角线上的 x=xW，y=xW 点联结，即得提馏段操作线。 实际应用中，常用此法作提馏段操作线。,2019/10/17,（一）、理论板数的图解计算法,1）操作线作法a）精馏段操作线
10、,b）提馏段操作线的作法,五、理论塔板的计算,2019/10/17,d,c）q线方程,2019/10/17,d）进料热状况对q线及操作线的影响,过冷液体： q1,饱和液体： q=1,，ef2 （）,汽液混合物 ：0q1,饱和蒸汽：q=0,，ef4 （）,过热蒸汽：q0,2019/10/17,2019/10/17,2）图解方法,2019/10/17,3、最宜的进料位置,2019/10/17,（二）理论板数的逐板计算法,（已知）,1）精馏段,2019/10/17,精馏段n-1层,2）提馏段,（已知）,提馏段操作线,提馏段 m-1层,2019/10/17,六.回流比与进料热状态对精馏过程的影响,1、
11、回流比对精馏操作的影响,R,R,L、V,R=,2019/10/17,R,R=Rmin,N=,N,Rmin,R,2019/10/17,全回流,Nmin最少理论板数,此时，F=W=D=0,无进出料,全塔无精馏段和提馏段之分，两线合二为一，并与对角线重合。,全回流时：yn+1=xn,1、R,N 有利,冷凝器、再沸器的负荷 不利,Rmax= ,全回流,N = Nmin,全回流只有在某些特定场合下用。,七、塔顶液相回流比的选择,（一） 全回流和最少理论板数,2019/10/17,（1）全回流的特点 操作线与对角线重合 理论板数最少 没有进料、没有产品 （2）应用 工厂开工阶段，使系统尽快达到稳态 科学研
12、究，测定塔板效率,2019/10/17,(3)理论板层数的计算上式称为芬斯克方程式,（6-50）,2019/10/17,R,N,最小回流比Rmin,要达到分离要求 RRmin,（二） 最小回流比,2019/10/17,（二） 最小回流比 1）恒浓区（夹紧区）d点称为夹紧点 2）求法 （1）作图法 正常的平衡曲线：q线与平衡线的交点,2019/10/17,不正常的平衡线：切线与q线的交点,2019/10/17,（三） 适宜回流比的选择 1）确定原则 操作费用：加热、冷却介质消耗量；设备费用：投资、折旧。,2019/10/17,适宜回流比的选择,R=（1.12）Rmin,2019/10/17,八、
13、理论板数的简捷算法,1、吉利兰图,2019/10/17,2、简捷法求理论板数的步骤 根据物系性质及分离要求，求出Rmin，选择合适的R； 求出全回流下所需理论板数Nmin ； 使用吉利兰图 ，求出所需理论板数 ； 确定加料位置 ，可把加料组成看成釜液组成求出理论板数即为精馏段所需理论板数，从而可以确定加料位置。,2019/10/17,特点：,设备已定，由指定的操作条件预计精馏操作的结果,计算条件：,相平衡方程；操作线方程；全塔物料衡算,已知量：,求：,操作型问题的计算的特点：,（1）由于众多变量之间的非线性关系，使操作型计算一般均须通过试差（迭代）。 （2）加料板位置（或其它操作条件）一般不满足最优化条件,同设计型问题,精馏操作的最终结果产品组成xD、xW以及逐板的组成分布,N；加料板位置；相平衡曲线或；原料组成xF与热状况IF； 回流比R；并规定塔顶馏出液的采出率D/F,2019/10/17,
