华南理工大学化工原理课件化工原理第五章蒸馏.ppt

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1、化工原理,第五章 蒸 馏,Distillation of Liquid,第一节 概 述,一、蒸馏及其在化工生产中的应用 化工生产过程中所遇到的液体物料有许多是两个或两个以上组分的均相混合物，为了获得合格的产品或者除去其中有害的杂质，常需要对其进行分离或提纯。蒸馏就是分离或提纯均相物系最常用的方法和典型的单元操作之一，广泛地应用于化工、石油、医药、食品、冶金及环保等领域。 液体具有挥发为蒸汽的能力。各种液体的挥发能力不同,因此液体混合物经加热汽化后所生成的蒸汽组成与原来液体的组成是有差别的。同理，混合物的蒸汽部分冷凝,则冷凝液组成与原来蒸汽的组成也是有差别的。蒸馏就是通过加热造成汽液两相体系,利

2、用液体混合物各组分挥发性的差别或沸点的差别实现组分的分离与提纯的一种操作。若将混合液加热令其部分汽化,则挥发性高的组分,即沸点低的组分(称为易挥发组分或轻组分)在汽相中的浓度比在液相中的浓度要高；而挥发性低的组分,即沸点较高的组分(称为难挥发组分或重组分)在液相中浓度比在汽相中的要高。当汽、液两相达到平衡后,将蒸汽抽出并使之冷凝,则得到的冷凝液中易挥发组分的含量比原来溶液要高。留下的残液中,难挥发组分的含量要比原来溶液要高，这样混合液就得到了初步的分离。,第一节 概 述,多次进行这样的部分汽化或部分冷凝以后,最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分,而在液相中得到较纯的难挥发组分,这就叫做精馏。

3、蒸馏操作按原料的供给方式分为间歇蒸馏和连续蒸馏,前者用于小规模生产，后者用于大规模生产；按蒸馏方法可分为简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏、特殊精馏（如恒沸精馏、萃取精馏、分子蒸馏）等多种方法；按操作压强可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压(真空)蒸馏；按原料中所含组分数目可分为双组分(二元)蒸馏、多组分(多元)蒸馏。双组分蒸馏是蒸馏分离的基础，本章将着重讨论常压下双组分的连续精馏。 二、汽液传质设备 实现蒸馏过程是在汽夜传质设备中进行的。汽液传质设备的形式多样，用的最多的是填料塔和板式塔。汽相和液相都是在板式塔塔板上或填料塔填料表面上进行着质量传递过程。易挥发组分从液向转移至汽相，难挥发组分从汽相转

4、移至液相。,第一节 概 述,1.填料塔：如图5-1所示,其塔体为一圆筒体,塔内填充一定高度的填料,以填料作为汽液相接触的基本单元。液体从塔顶加入,经液体分布器均匀喷淋到塔截面上沿填料表面呈膜状流下。各层填料之间设有液体再分布器,将液体重新均匀分布于塔截面上,再进入下层填料。气体从塔底送入,与液体呈逆流连续通过填料层的缝隙,从塔的上部排出。气液两相在填料塔内进行接触传质。在正常情况下,液相为分散相,汽相为连续相。由于该传质设备主要用于吸收操作，故将在第六章介绍。,图5-1 填料塔,第一节 概 述,2.板式塔：如图5-2所示,其塔体也为圆筒体，塔内装有若干层按一定间距放置的水平塔板。操作时塔内液体

5、依靠重力作用,由上层塔板的降液管流到下层塔板上,然后横向流过塔板,从另一侧的降液管流至下一层塔板。汽相靠压强差推动自下而上穿过各层塔板及板上液层而流向塔顶。塔板是板式塔的核心,在塔板上,汽液两相密切接触,进行热量和质量的双重交换。在正常操作下,液相为连续相,汽相为分散相。该传质设备主要用于精馏操作，本章重点介绍。,图5-2 板式塔,第二节双组分溶液的气液相平衡,蒸馏是汽液两相间的传质过程。组分在两相中的浓度偏离平衡浓度的程度表示了传质推动力的大小。传质过程以两相达到平衡为极限。所以溶液的汽液相平衡是分析精馏原理和进行设备计算的理论依据。 一、理想溶液的汽液相平衡 根据溶液中同分子间作用力与异分

6、子间作用力的关系，溶液可分为理想溶液和非理想溶液两种。理想溶液是指各组分性质相近,分子结构相似,分子间无缔合作用,溶液中同种分子间及同种和异种分子间的作用力相等的溶液。 1.理想溶液相平衡规律：拉乌尔定律（Raoult,s Law） 科学实验证明，理想溶液的汽液相平衡服从拉乌尔定律，对于A-B双组分溶液有： （5-1）,第二节双组分溶液的气液相平衡,式中： 为溶液上方组分的平衡分压，Pa； 为平衡温度下纯组分饱和蒸汽压,Pa； 为溶液中组分的摩尔分数； 下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分。 各纯组分的饱和蒸气压可从有关化工手册差得，或利用安托因(Antoine)方程式(5-2)求得。 (5

7、-2) 非理想溶液的汽液相平衡关系可用修正的拉乌尔定律或由实验测定。,第二节双组分溶液的气液相平衡,2.双组分理想溶液的相平衡关系 设总压为P,对于A、B双组分理想溶液,由拉乌尔定律有： PA=P0AxA ,PB=P0BxB=P0B(1-xA) 据道尔顿分压定律有： P=PA+PB=P0AxA+ P0B(1-xA) 联立即有: (5-3) 该式称为泡点方程,表示液相组成与泡点温度的关系,由此可确定t-x相图。 又设yA为与液相组成xA相平衡的蒸气中A组分的摩尔分率，则有： (5-4) 该式称为露点方程,表示气相组成与露点温度的关系,由此可确定t-y相图。 式(5-3)及式(5-4)总称为双组分

8、理想溶液的相平衡关系,联立即可确定t-x-y相图及y-x相图。,第二节双组分溶液的气液相平衡,3.相对挥发度和相平衡方程 定义：相平衡时，混合液中某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中的组成之比,称为该组分挥发度,即： A= pA/xA=（pA0 xA）/xA= pA0 , B= pB/xBpB0 定义：两组分挥发度之比称为相对挥发度,用 表示，即有： (5-5)(定义式) 对于理想溶液,由挥发度的定义有： (5-6) 当气相服从道尔顿分压定理时有： (5-7) 式(5-5)、(5-6)、(5-7)为相对挥发度三种不同情况下的表示形式。,第二节双组分溶液的气液相平衡,现用挥发度来表示双组分理

9、想溶液的气液相平衡关系,对于双组分溶液有：yB=1-yA,xB=1-xA,代入(5-7)式得： (5-8) 该二式即是用相对挥发度来表示的气液相平衡关系，称为气液相平衡方程。相对挥发度表示两组分挥发的差异程度, 该值愈大,易挥发组分在气相中浓度比在液相中浓度就更大。 注意： （1）式(5-6)表明, 组分的相对挥发度等于同温度下两纯组分的饱和蒸气压之比。由于PA及PB均随温度沿相同方向而变化,因而两者的比值变化不大。故当操作温度不很大时, 其值可在操作温度范围内任取一温度利用式(5-6)求得,或由操作温度的上下限两端计算两个相对挥发度,然后取其几何平均值来确定。 （2）当 为已知时,就可利用式

10、(5-8)确定y-x关系或绘制y-x相图。 （3）若 =1,则由式(5-8)可以看出y=x，即相平衡时汽相与液相的组成相同，此时就不能用普通蒸馏方法分离双组分溶液。若 1，则yx， 愈大,y比x大得愈多,组分A和B愈易分离。,第二节双组分溶液的气液相平衡,二、双组分理想溶液的气液平衡相图 双组分理想溶液的汽液平衡关系用相图表示比较直观、清晰,而且影响蒸馏的因素可在相图上直接反映出来。蒸馏中常用的相图有p-x图、t-x-y图及y-x图。 1.p-x图（等温图）：表示温度一定时,气液两相平衡的关系图。如图5-3所示为苯甲苯物系的等温图,横坐标为苯的液相组成x,纵坐标表示压力,线1、线2及线3分别代

11、表代表苯分压、甲苯分压及苯与甲苯混合液的蒸汽总压与液相组成x间的变化关系。,第二节双组分溶液的气液相平衡,2.t-x-y图（等压图）：表示压力一定时,温度t与液、气相组成x及y间的关系,如图5-4所示。图中以温度t为纵坐标,以液相组成x或汽相组成y为横坐标。图中上方曲线E-H-G-C-F线表示混和液的平衡温度和平衡时汽相组成间的关系,此线称为饱和蒸汽线。图中下方曲线E-Q-L-J-F线表示混和液的平衡温度和平衡时液相组成间的关系,此线称为饱和液体线。上述两条曲线将图分成三个区域。饱和液体线下方区域代表未沸腾的液体,称为液相区；饱和蒸汽线上方区域代表过热蒸汽,称为过热蒸汽区；两曲线包围区域表示汽

12、液两相同时存在,称为汽液共存区。,图5-4苯-甲苯物系t-x-y图,第二节双组分溶液的气液相平衡,该图可描述如下：即在恒定总压下，若将温度为 组成为 （图中的A点所示）的苯甲苯混合液加热，当温度达到 （J点）时，溶液开始沸腾，产生第一个气泡，其组成为C点对应组成y1，相应的温度 称为泡点，因此饱和液体线又称为泡点线。同样，若将温度 为组成为（B点）的过热蒸汽冷却，当温度达到 （H点）时，混合汽体开始冷凝产生第一滴液滴，其组成为Q点对应组成 ，相应的温度 称为露点，因此饱和蒸汽线又称为露点线。当升温使混合液的总组成与温度位于汽液共存区点K时，则物系被分成互呈平衡的汽液两相，其液相和汽相组成分别由

13、L、G两点所对应横坐标得到。两相的量由杠杆规则确定。由图5-4可见，当汽液两相达到平衡时，两相的温度相同,但汽相中苯（易挥发组分）的组成y大于液相组成x。当汽液两相组成相同时，则汽相露点总时大于液相的泡点。 附杠杆规则为：液相量/气相量KG/KL,第二节双组分溶液的气液相平衡,3.y-x图:表示在一定总压下,汽液相平衡时的气相组成y与液相组成x间的对应关系。如图5-5所示为苯甲苯物系的 图。图中曲线也称为平衡线。图中对角线(方程为 )为参考线。对于理想溶液达到平衡时,汽相中易挥发组分浓度y总是大于液相的x,故其平衡线位于对角线的上方（为什么？）。平衡线离对角线越远,表示该溶液越易分离。 另外在

14、 曲线上任何一点所对应的温度都不同。,图5-5 苯-甲苯的y-x图,第二节双组分溶液的气液相平衡,三、总压对气液平衡的影响 上述讨论均是在总压一定的情况进行的。依据泡点方程和露点方程式可见，总压P改变时气液平衡组成也随之发生改变，相对挥发度和恒沸组成也会改变。一般来说，压力升高，相对挥发度减小，恒沸组成减少；压力降低，则相反。详见教材P256图5-11及表5-4。 总压对 关系的影响较大,但对 关系的影响就不甚大,因此在总压变化不大时,外压对 y-x关系的影响可忽略。因此研究精馏时人们常常采用y-x相图。,第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,在工业生产上，若待处理物料挥发度差异大且分离提纯程度要求不高

15、时，常常采用简单蒸馏或平衡蒸馏的方法进行提纯。 一、平衡蒸馏（闪蒸） 1.概述：平衡蒸馏就是使混合物汽液两相共存达到平衡后,再将两相分离开以使混合物料得到一定程度的分离,又称闪蒸；其流程如图5-5所示：将原料液在加热器中加热到泡点tF以上，再经减压阀节流后进入分离室，形成气液两相,然后降温至平衡温度te ,使其达到气液两相平衡，气相从分离器上部导出,经冷凝后得到含易挥发组分较原来高的产品,同时分离器底部导出较高纯度的难挥发组分；其特点是：连续操作、稳定、生产能力大，但只适于粗分离。,图 5-5,第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,2.过程计算 2.1物料衡算：首先对总物料衡算有：F=D+W (5-9)

16、 再对其中的易挥发组分衡算：FxF=DyD+WxW (5-10) 式中F、D及W分别表示原料液、气相和液相的摩尔流量，kmol.s-1；xF、yD及xW分别表示原料液、气相和液相中易挥发组分的摩尔分数。联立上式可得气相量：D=F(xF-xW)/(yD-xW) (5-11) 令q=W/F,称为液化率，则气化率为D/F=1-q，代入式(5-11)得： (5-12) 式（5-12）代表闪蒸过程中气液两相组成yD与xW间的关系。在q一定时,该式为一直线，称为平衡蒸馏操作线。 2.2热量衡算：忽略热损失,对加热器进行热量衡算即可求得原料液从初始温度t0加热到出加热器温度tF所需的热量为Q=FCp,m(t

17、F-t0) (5-13) 对闪蒸釜进行热量衡算,由于料液气化所需的热量是由料液从温度tF降至平衡温度te所放出的相变显热提供。故衡算式为： FCp,m(tF-te)=Dr=(1-q)Fr (5-14) r为料液摩尔气化热,变形(5-14)可得料液出加热器温度tF与q间的关系为： (5-15),第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,二、简单蒸馏 1.概述：简单蒸馏就是使混合液在蒸馏釜中逐渐汽化，并不断将生成的蒸汽移出在冷凝器内冷凝，从而使混合液中的组分部分分离的方法。简单蒸馏又称为微分蒸馏，是间歇非稳定操作，在蒸馏过程中系统的温度和汽、液组成均随时间改变。 其流程如图5-6所示。加入蒸馏釜的原料液被加热蒸

18、汽加热沸腾汽化，产生的蒸汽由釜顶连续移出引入冷凝器得馏出液产品。釜内任一时刻的汽、液两相组成互成平衡，如图5-7所示M和M点。可见，易挥发组分在移出的蒸汽中的含量始终大于剩余在釜内的液相中的含量，其结果釜内易挥发组分含量由原料的初始组成xF沿泡点线不断下降直至终止蒸馏时的组成xW。相反釜内溶液的沸点将不断升高，汽相组成yD(xD)也随之沿露点线不断降低。因此简单蒸馏不能对混合液进行比较彻底的分离,其釜顶产品的组成yD(xD)总是从蒸馏开始到结束时各瞬时组成的平均值。为此通常总是设置若干个受槽罐分段收集馏出液产品。 简单蒸馏当进行到釜低残留液组成和馏出液的组成达到规定值时，即可停止操作。 简单蒸

19、馏属于间歇操作、非稳态,分离效果很有限,适于工业生产中沸点相差较大的混合液的初步分离或除去混合液中不挥发性的杂质。,第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,图5-6 简单蒸馏流程,图 5-7 简单蒸馏原理,第三节 平衡蒸馏和简单蒸馏,2.过程计算： 2.1简单蒸馏过程的数学描述：瑞利（Rayleigh)1902年提出了对简单蒸馏过程计算的数学描述方法，故该蒸馏又称为瑞利蒸馏。简单蒸馏是分批加入原料，进行间歇操作。蒸馏过程中不断从塔顶采出产品。每从塔顶采出dV量的产品，则塔釜减少相同的釜液量dW，产品与釜液组成随时间而改变，且互成相平衡关系。为此该过程是一动态过程，由物料衡算可得： 和 ,整理二式有： (5

20、-16) 对于理想溶液,把用相对挥发度所表示的气液相平衡方程（5-8）式代入(5-16)式，并积分得： (5-17) (5-17)式定量表征了简单蒸馏釜内各相关量间的数学关系。 2.2简单蒸馏的过程计算：对全釜进行宏观衡算同于闪蒸,即F=D+W FxF=DyD+WxW=DxD均+WxW ，联立可得釜顶馏出液的平均组成： (5-18) 例题：参见教材P260例5-2。,第四节 精馏的原理和流程,一、精馏原理 由前所述,无论是平衡蒸馏还是简单蒸馏,都是对液体混合物一次部分汽化或混合物的蒸气一次部分冷凝过程，虽都能使混合物得到部分分离,但不能使混合物完全分离。能将液体混合物较为完全地分离的方法就是精

21、馏。 精馏按压力分为常压精馏、加压精馏和减压（真空）精馏三种。,图5-8 多次部分汽化和冷凝的相图,第四节 精馏的原理和流程,精馏原理可利用图5-8所示物系的 图来说明。将组成为 的双组分混合液升温至t1使其部分汽化,并将汽相和液相分开,两相的组成分别为 和 ,此时 ,汽相量和液相量可由杠杆规则确定。若将组成为 的液相继续部分汽化,则可得到组成分别为 (图中未标出)和 的汽相及液相。继续将组成为 液相进行部分汽化,又可得到组成为 (图中未标出)的汽相和组成为 的液相,显然 如此将液体混合物进行多次部分汽化，在液相中就可获得高纯度的难挥发组分。 同时将组成为 的汽相混合物进行部分冷凝,则可得到组

22、成为 的汽相和组成为 的液相。继续将组成为 的汽相进行部分冷凝，又可得到组成为y3的汽相和组成为x3的液相,显然 。如此将汽相混合物经多次部分冷凝后,在汽相中就可获得高纯度的易挥发组分。 由此可见,同时多次进行部分汽化和部分冷凝,就可对混合液进行较为彻底的分离,从而得到纯的或比较纯的组分,这就是精馏的依据。,第四节 精馏的原理和流程,二、精馏装置及精馏操作流程 精馏在精馏装置中进行，如图5-9所示，精馏装置主要由精馏塔、塔顶冷凝器和塔底再沸器构成，另外还配有原料预热器、回流液泵、产品冷却器等装置。精馏塔是精馏装置的核心，塔板的作用是提供汽液接触进行传热传质的场所。原料液进入的那层塔板称为加料板

23、，加料板以上部分称为精馏段，加料板以下的部分（包括加料板）称为提馏段。精馏段的作用是自下而上逐步增浓气相中的易挥发组分，以提高产品中易挥发组分的浓度；提馏段的作用是自上而下逐步增浓液相中的难挥发组分，以提高塔釜产品中难挥发组分的浓度。再沸器的作用是提供一定流量的上升蒸汽流。冷凝器的作用是冷凝塔顶蒸汽，提供塔顶液相产品和回流液。回流液不但是使蒸汽部分冷凝的冷却剂，而且还起到给塔板上液相补充易挥发组分的作用，使塔板上液相组成保持不变。按进料是否连续，精馏操作流程可分为连续精馏的流程和间歇精馏的流程。,第四节 精馏的原理和流程,图5-10 连续精馏塔示意图,图5-9 连续精馏装置图,第四节 精馏的原

24、理和流程,连续精馏的操作流程如图5-10所示。原料液通过泵（图中未画出）送入精馏塔。在加料板上原料液和精馏段下降的回流液汇合,逐板溢流下降穿过提馏段,最后流入再沸器中。操作时,连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）,另一部分液体汽化,产生上升蒸汽依次通过各层塔板,最后在塔顶冷凝器中被全部冷凝。部分冷凝液利用重力作用或通过回流液泵流入塔内,其余部分经冷却器冷却后作为塔顶产品（馏出液）。 间歇精馏的流程与连续精馏的类同,区别在于原料液一次性加入,进料位置移至塔釜上部,所以没有加料板和提馏段之说,全塔均为精馏段。另外,随着操作的进行，塔釜中液体组成将不断发生变化,塔顶产品的组成也随之逐渐

25、减小。,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,一、理论板的概念及恒摩尔流假定 由于影响精馏过程的因素很多，用数学分析法来进行精馏的计算很为繁复，为了简化精馏计算，通常引入“理论板”的概念和恒摩尔流假定。 1.理论板的概念 理论板是指离开该塔板的蒸汽和液体成平衡的塔板。不论进入理论板的汽液两相组成如何，离开时两相温度相等，组成互成平衡。实际上，由于板上汽液两相接触面积和接触时间是有限的，因此在任何形式的塔板上，汽液两相难以达到平衡状态，理论板是不存在的，但它可作为实际板分离效率的依据和标准。在设计时求得理论板数后，通过用板效率校正就可得到实际板数。,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,2.

26、恒摩尔流假定 恒摩尔流是指在精馏塔内,无中间加料或出料的情况下,每层塔板的上升蒸汽摩尔流量相等(称恒摩尔气流),下降液体的摩尔流量也相等(称恒摩尔液流),即: 2.1恒摩尔气流的表征 精馏段 ；提馏段 注意：V 和 分别为精馏段和提馏段任一塔板上升的蒸汽流量，kmol/h或kmol/s,下标表示塔板序号（下同）,二者的值不一定相等。 2.2恒摩尔液流的表征 精馏段 ；提馏段 注意：L和 分别为精馏段和提馏段内任一塔板下降的液体流量， kmol/h或kmol/s，二者的值也不一定相等。 在精馏塔板上汽液两相接触时,假若有1kmol蒸汽冷凝,同时若有1kmol液体气化,那么恒摩尔流假设才成立。一般

27、只要物料各组分化学性质类似,同时塔保温良好,是可以视为恒摩尔流动。本书介绍的精馏计算是以恒摩尔流为前提的。,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,二、物料衡算和操作线方程 1.全塔物料衡算 通过全塔物料衡算，可以求出馏出液和釜残液流量、组成及进料流量、组成之间的关系。 对图5-11所示连续精馏装置作全塔物料衡算。由于是连续稳定操作，故进料流量必等于出料流量。那么有： 总物料衡算： (5-19) 易挥发组分衡算： (5-20) 上述衡算式关联了六个量之间的关系,若已知其中四个,联立就可求出另外两个未知数。使用时注意单位一定要统一、对应。,图5-11 全塔物料衡算,第五节 双组分连续精馏的计算和

28、操作分析,联立（5-19）及（5-20）可分别得到塔顶馏出液和塔釜液的采出率为： （5-21） 对精馏过程所要求的分离程度除用产品的组成表示外，有时还用回收率 表示。回收率是指回收了原料中易挥发组分（或难挥发组分）的百分数。 如塔顶易挥发组分的回收率 (5-22) 塔底难挥发组分的回收率 (5-23) 例题：参见教材P267例5-3.,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,2.精馏段物料衡算及操作线方程 精馏段物料衡算如图5-12所示，把精馏段内任一横截面（例如第n块与第n+1块塔板间）以上的塔段及塔顶冷凝器作为物料衡算区域。精馏段的操作线方程可通过对该区域的物料衡算求得： 总物料衡算为 （

29、5-24） 易挥发组分衡算 （5-25） 联立有： ,令L/D=R,称为回流比,它是精馏操作的重要参数之一。那么有： （5-26） 式（5-26）称为精馏段操作线方程。它表示在一定的操作条件下，精馏段内自任意第n块板下降液相组成 与其相邻的下一块（即n+1）塔板上升蒸汽组成 之间的关系。,图5-12 精馏段示意图,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,3.提馏段物料衡算及操作线方程 提馏段如图5-13所示，同理对任意第m板和第m+1板间以下塔段及再沸器作物料衡算： 总物料（5-27） 易挥发组分（5-28） 式中和 分别为提馏段第m层板下降液相和第m+1层板上升汽相中易挥发组分的摩尔分数。

30、联立有： (5-29) 式(5-29)称为提馏段操作线方程。该方程表示在一定的条件下，提馏段内自任意第m块塔板下降液相组成 和与其相邻的下一块（即m+1）塔板上升蒸汽组成 之间的关系。式中 受加料量及进料热状况的影响。,图5-13 提馏段示意图,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,三、进料热状况对精馏的影响 进料热状况不同，将同时影响提馏段下降的液体量以及精馏段上升的蒸汽量，因而使精馏操作线的位置受到影响。进料热状况对精馏的影响可通过进料热状态参数q来表示。其定义式为： （5-30） 其含义是：每1kmol进料使得L较L增大的摩尔数。通过对加料板作物料及热量衡算,就能得到q值计算式： (5

31、-31) 那么就有：L=L+qF 或 V=V+(1-q)F (5-32) 工业上根据q值得大小将进料分为五种情况。,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,1.q=1,泡点液体进料 原料液加入后不会在加料板上产生汽化或冷凝,进料全部作为提馏段的回流液,两段上升蒸汽流量相等,即有： L=L+F 且 V=V。 2.q=0,饱和蒸汽进料 进料中没有液体，整个进料与提馏段上升的蒸汽V汇合进入精馏段，两段的回流液流量则相等，即有： V=V+F 且 L=L 3. 0q1,汽液混合进料 进料中液相部分成为L的一部分，而其中蒸汽部分成为V 的一部分，即有：L=L+qF V=V+(1-q)F,第五节 双组分连续

32、精馏的计算和操作分析,4.q1,冷液进料 因原料液温度低于加料板上沸腾液体的温度,故原料液入塔后需要吸收一部分热量使全部进料加热到板上液体的泡点温度,这部分热量由提馏段上升的蒸汽部分冷凝提供。此时提馏段下降液体流量L由三部分组成(1)精馏段回流液流量L；(2)原料液流量F；(3)提馏段蒸汽冷凝液流量。由于部分上升蒸汽冷凝,致使上升到精馏段的蒸汽流量V比提馏段的V要少,即有： L1L+F 且 V1V (其差额为蒸汽冷凝量),第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,5.q0,过热蒸汽进料 过热蒸汽入塔后不仅全部与提馏段上升蒸汽V汇合进入精馏段，还要放出显热成为饱和蒸汽，此显热使加料板上的液体部分汽

33、化。此情况下，进入精馏段的上升蒸汽流量包括三部分：（1）提馏段上升蒸汽流量V1；（2）原料液的流量F；（3）加料板上部分汽化的蒸汽流量。由于部分液体汽化，下降到提馏段的液体流量L1要比精馏段的L要少，即 VV1+F 且 L1L(其差额为液体汽化量),第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,各种加料情况对精馏操作的影响如图5-14所示。,图5-14 各种加料情况对精馏操作的影响 （a）泡点进料；（）饱和蒸汽进料；（c）汽液混合进料；（d）过冷液体进料；（e）过热蒸汽进料,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,例题已知苯-甲苯原料液组成xF=0.4504,F

34、=100kmolh,精馏段的V=179.3kmolh，L=134.5kmolh,试求：进料温度为47时的q值；47进料状况下提馏段上升蒸汽和下降液体的流量。 解xF=0.4504的苯-甲苯混合液，查苯-甲苯t-x-y相图(见教材P252)得原料液泡点t泡=93,故原料液为冷液体。q值可由式(5-31)计算，即： 式中r均、c均 分别为原料液的平均千摩尔汽化热及比热容,单位是kJkmol及kJ(kmolK)；t泡、tF分别为原料液泡点和进料温度,； 在93时,查得r苯=30737，r甲苯=34668,所以有r均=32734 在均温=(93+47)/2=70时，查得c苯=146.96, c甲苯=l

35、73.34,故 =161.46,所以 =1.227 提馏段下降液体量和上升蒸汽量 L1=L+qF =134.5+1.227100=257.2 kmolh V1=V-(I-q)F =179.3-(1-1.227)100=202 kmolh,第五节 双组分连续精馏的计算和操作分析,四、理论塔板数的求法 利用汽液相平衡关系和操作线关系可求出所需的理论板数,利用前者可以求得塔板上汽液平衡组成,而通过后者可求得相邻塔板上的液相或汽相组成。通常采用的方法有逐板计算法和图解法,下面分别介绍这两种方法。 1.逐板计算法（Lewis-Matheson） 逐板计算法通常是从塔顶(或塔底)开始,交替使用气-液相平衡

36、方程和操作线方程去计算每一块塔板上的气-液相组成,直到满足分离要求为止。如图5-15所示，计算步骤如下：,图5-15 逐板计算示意图,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,(1)步：一般塔顶均采用全凝器，即从塔顶第一块理论板上升的蒸气进入冷凝器后全部被冷凝，故塔顶馏出液组成及回流液组成均与第一块理论板上升蒸气的组成相同,即 ,由于离开每层理论板气-液相组成互成平衡，故可由y1利用气-液相平衡方程求得x1，即: 由 得： (2)步：由第一块理论塔板下降的回流液组成x1，按照精馏段操作线方程求出第二块理论板上升的蒸气组成y2，即: 同理，由于第二块理论塔板下降的液相组成x2与y2互成平衡，故可利用

37、汽-液相平衡方程由y2求得x2。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,(3)步：按照精馏段操作线方程再由 求得 ，如此重复计算，直至计算到 (仅指泡点液体进料的情况)时,表示第n块理论板是进(加)料板(即提馏段第1块理论板)，因此精馏段所需理论板数为 (n-1)。对其他进料热状况，应计算到 为止,为两操作线交点处的液相组成 。计算过程中，每利用一次平衡关系式，表示需要一块理论板。 (4)步：从此开始，改用提馏段操作线方程和气-液相平衡方程，继续采用与上述相同的方法进行逐板计算,直至计算到 为止。因再沸器相当于一块理论板，故提馏段所需的理论板数为(m-1)。精馏塔所需的总理论塔板数为(n+m-

38、2)。 逐板计算法的计算结果准确,同时可得各层理论塔板上的汽液相组成及对应的平衡温度,虽然计算过程繁琐,但计算机技术的普及,这已不是主要问题。因此该法是计算理论塔板数一种行之有效的方法。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.图解法(McCabe-Thiele法) 图解法求算精馏塔的理论板数和逐板计算法一样，也是利用汽液相平衡关系和操作关系，只是把气液平衡关系和操作线方程式描绘在相图上，使繁琐数学运算简化为图解过程。两者并无本质区别,只是形式不同而己。 2.1精馏段操作线的作法 由精馏段操作线方程式可知精馏段操作线为直线，只要在图上找到该线上的两点，就可标绘出来。若略去精馏段操作线方程中变

39、量的下标，则式（5-26）可写成 （5-33）,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,上式中截距为 ,在图5-16中以c(0, )点表示。另外又因为当 时，代入精馏线方程得 ，即该操作线必过对角线上的a（xD,xD）点(a点代表了全凝器的状态)。连接ac即为精馏段操作线。,图5-16 操作线的作法,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.2提馏段操作线的作法：同样略去提馏段操作线方程中变量的下标，则式（5-29）可写成 又因 则有： （5-34） 由式(5-34)可知提馏段操作线也为直线,只要在y-x图上找到该线上的两点,就可标绘出来。提馏段操作线的作法较精馏段麻烦,现讨论如下: 首先,把x

40、=xW代入式(5-34)得y=xW，即该操作线必过对角线上的b(xW,xW)点,见图5-16；现在再确定另一个点d,通常方法是找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d,为此联立式(5-33)和式(5-34),经过推导可得： ,即两操作线交点d的坐标为(xq,yq)。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,显然d点的具体位置与进料状况参数q密切相关。为便于作图和分析,联立其坐标形式消去xD,得到 (5-35) 此方程为两操作线交点d的轨迹方程，称为q线方程或进料方程。它在y-x相图上是通过点 的一条直线，其斜率为 。由以上两条件可作出直线ef，见图5-16，称为q线,其本质是两操作线交点的轨迹。这

41、样q线和精馏段操作线的交点,必然也是提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，连接bd即得到提馏段操作线。由上述讨论分析可知,d点实质上是三线的交点。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.3进料热状况对q线及操作线的影响 由上述讨论可知,进料热状况参数q值不同,q线的斜率也就不同,q线与精馏段操作线的交点随之变动,从而影响提馏段操作线的位置：图5-17所示，冷液进料q线在y-x图中的位置是 ,泡点液体进料q线在图中的位置是 ,汽液混合进料q线在图中的位置 ，饱和蒸汽进料q线在图中的位置是 ,过热蒸汽进料q线在图中的位置是 。,图5-17 进料状况多操作线的影响,第五节 双组分连续精馏计算和操作

42、分析,其中含有两种特殊情况,在此情况下提馏段操作线的绘制将简单化: 一是泡点液体进料q线ef2。因为此时q=1, q线的斜率不存在,这就意味着ef2 线必是一条过点e(xF,xF)且平行于y轴的垂线,即在xq=xF处（即d点的横坐标处）精馏线和提馏线必有同一个y值，即相交。既然这样,人们总是先简便的绘制出垂线ef2,交精馏线于d,连接cd即得到提馏线； 二是饱和蒸汽进料q线ef4。因为此时q=0,q线的斜率就等于0, 这就意味着q线ef4是一条过点e(xF,xF)且平行于x轴的水平直线，即在yq=yF处（即d点的纵坐标处）精馏线和提馏线必有同一个x值，即相交。既然这样,人们总是先简便绘出水平线

43、ef4,交精馏线与d,连接cd即得到提馏线。 一般工业生产都是采用泡点液体进料,即第一种情况,其q线ef2必是平行于y轴的垂线。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.4图解法求理论板数步骤 在直角坐标纸上绘出待分离混合物在操作压强下的平衡曲线,并作出对角线,图5-18所示。 依照前面介绍的方法作精馏段的操作线ac，q线ef，提馏段操作线bd。 从a点开始，在精馏线与平衡线之间作直角梯级，当梯级跨过d点时,则改在提馏线与平衡线间作直角梯级,直至梯级的水平线达到或跨过b点为止。 每一个直角梯级代表一块理论板,其中过d点的梯级为加料板,最后一级为再沸器。因再沸器相当于一块理论板,故所需理论板数

44、应为梯级数目减一。,图5-18 求理论板数的图解方法,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,在图5-18中梯级总数为,第四层跨过d点，即第4块板为加料板，精馏段共3块理论板，在提馏段中，除去再沸器相当的一块理论板，则提馏段的理论板数为4-1=3。该分离过程共需6块理论板（不包括再沸器）。 图解法较为简单，且直观形象，有利于对问题的了解和分析，目前在双组分连续精馏计算中仍广为采用。但对于相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的物系，结果准确性较差。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,五、适宜进料位置的确定 在精馏塔设计中确定适宜进料板位置的问题也就是如何选择加料位置可使总理论板数最少。适宜的进料

45、位置一般应在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板上。当采用图解法计算理论板时，适宜的进料位置应为跨过两操作线交点所对应的阶梯。对于一定的分离任务，选此位置所需理论板数为最少，跨过两操作线交点后继续在精馏段操作线与平衡线之间作阶梯，或没有跨过交点就更换操作线，都会使所需理论板数增加。 对于已有的精馏装置,在适宜进料位置进料,可获得最佳分离效果。在实际操作中，进料位置过高,会使塔顶馏出液中易挥发组分含量偏低；反之使釜残液中易挥发组分含量增高,均会降低馏出液中易挥发组分收率。对于实际的塔,往往难以预先准确确定最佳进料位置,因此通常在相邻的几层塔板上均装有进料管,以便调整操作时选用。,第五节

46、双组分连续精馏计算和操作分析,六、回流比对操作的影响及选择 精馏操作必须使塔顶部分冷凝液回流，而且回流比的大小，对精馏塔的操作与设计影响很大。在指定分离要求下，即 和 均为定值时，增大回流比，精馏段操作线的截距减小，操作线离平衡线越远，每一梯级的垂直线段及水平线段都增大，说明每层理论板的分离程度加大，为完成一定分离任务所需的理论板数就会减少。但是增大回流比又导致操作费用增加，因而回流比的大小涉及经济问题。即应考虑工艺上的问题，又要考虑设备费用（板数多少及冷凝器、再沸器传热面积大小）和操作费用，来选择适宜的回流比。 回流比有两个极限值,上限为全回流（即回流比为无穷大）,下限为最小回流比,实际回流

47、比为介于两极限值之间的某一适宜值。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,1.全回流和最少理论塔板数 若塔顶上升之蒸汽冷凝后全部回流至塔内,这种回流方式称为全回流。 在全回流操作下，塔顶产品量D为零，进料量F和塔底产品量W也均为零，即既不向塔内进料，也不从塔内取出产品。因而在此情况下精馏塔无精馏段和提馏段之分。 全回流时回流比 ,是回流比最大值。此时 精馏段操作线的斜率 ，在y轴上的截距 ，操作线与相图上的对角线重合，即 此时在操作线与平衡线间绘直角梯级，其跨度最大，所需的理论板数最少，以 表示。如图5-19所示。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,可在 相图上的平衡线与对角线之间直接作阶

48、梯图解，也可用平衡方程与对角线方程逐板计算得到。 全回流操作生产能力为零，因此对正常生产无实际意义。但在精馏操作的开工阶段或在实验研究中，多采用全回流操作，这样便于过程的稳定和精馏设备性能的评比。,图5-19 全回流时理论板数,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.最小回流比 对于一定的分离任务,若减小回流比,精馏段的斜率变小,两操作线的交点沿q线向平衡线趋近,表示汽-液相的传质推动力减小,达到指定的分离程度所需的理论板数增多。当回流比减小到某一数值时,两操作线的交点d落在平衡曲线上,如图5-20(a) 所示为正常平衡线情况,此情况下在平衡线和操作线间绘梯级,需要无穷多的梯级才能达到d点；

49、5-20(b) 所示为平衡线下凹情况,两操作线交点在与平衡线相交前,精馏线首先与平衡线相切于g点，要跨过切点g,就需要无穷多的梯级； 5-20(c)所示为平衡线上凸情况,两操作线交点在与平衡线相交前，提馏线首先与平衡线相切于g点,要跨过切点g,同样需要无穷多的梯级；这是三种均不可能达到的极限情况,把此时对应的回流比就称为最小回流比,以 表示。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,图5-20最小回流比示意图 (a)平衡线正常情况；(b)平衡线下凹情况；(c)平衡线上凸情况,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,最小回流比的具体值 可用作图法或解析法求得。 2.1作图法：依据平衡曲线的形状不同，

50、作图方法有所不同。对于理想溶液,属于正常曲线,根据图5-20（a）,在最小回流比时，精馏段操作线的斜率为： 整理得: （5-36） 对于不正常的平衡曲线,如图5-20（b）、(c) 所示。平衡线具有下凹或上凸部分。其对应的最小回流比 应分别是精馏段或提馏段操作线的斜率。这种非正常情况工业上一般不常见。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.2解析法：当混合溶液为理想溶液，即平衡曲线为正常情况时，假若相对挥发度已知，那么就可以利用相平衡方程(5-8)式有： ，代入(5-36)式并整理得： （5-37） 若进料为工业上最常用的泡点液体进料，即 ，则(5-37)式变为： （5-38） 若进料为饱

51、和蒸汽进料，即 ，则(5-37)式变为： (5-39),第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,3.适宜回流比 如前所述，增大R，N减少,设备费降低；相反减小R,N增大，操作费降低。实际的回流比一定要大于最小回流比,且适宜回流比需按实际情况,全面考虑到设备费用（塔板、塔高、塔径、再沸器和冷凝器的传热面积等）和操作费用（热量和冷量的消耗等）,应通过经济核算来确定,使操作费用和设备费用之和即总费用为最低，如下图。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,在精馏塔设计中，通常根据经验取最小回流比的一定倍数作为操作回流比。近年来一般都推荐取最小回流比的1.12倍，即： 对于难分离的物系，R应取得更大些。

52、在实际工业生产中，设备都已安装好，即理论板数固定。若原料的组成、加料热状况均为定值，倘若加大回流比操作，这时操作线更接近对角线，所需理论板数减少，而塔内理论板数比需要的多，因而产品纯度会有所提高。反之，减少回流比操作，情景正好与上述相反，产品纯度会有所下降。所以在生产中把调节回流比当作保持产品纯度的一种手段。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,例题：某连续精馏塔在101.3kPa下分离甲醇水混合液。原料液中含甲醇0.315(摩尔分数,下同),泡点加料。若要求馏出液中甲醇含量为0.95,残液中甲醇含量为0.04。假设操作回流比为最小回流比的l.77倍。试以图解法求该塔的理论板数和加料板位置。

53、其相平衡曲线见图。 解 因xF=0.315,xD=0.95,xw=0.O4,R=1.77Rmin 根据甲醇-水混合液的y-x相图上，由于是泡点进料,xq=xF=0.315,由相图查得此时yq=0.715,所以有： R=1.77Rmin =1.77R0.588=1.O4 作精馏段操作线ac和提馏段操作线bd,由图解法求出全塔理论塔板数N理=7(不包括再沸器),加料板位置为从上向下数第5块理论塔板。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,七、塔板效率和实际塔板数 在实际塔板上，汽液相接触的面积和时间均有限，分离也可能不完全，故离开同一塔板的汽液相，一般都未达到平衡，因此实际塔板数总应多于理论塔板数

54、。 实际塔板偏离理论板的程度用塔板效率表示。塔板效率有多种表示方法，这里主要介绍常用的单板效率和全塔效率。 1.单板效率：又称默弗里（Murphree）效率。它用汽相（或液相）经过一实际塔板时组成变化与经过一理论板时组成变化的比值来表示。如图5-21所示。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,以汽相和液相表示的单板效率分别为 式中、 为进入和离开n板时的实际汽相组成； 、 为进入和离开n板时的实际液相组成； 为与板上液体组成成平衡的汽相组成； 为与板上汽体组成成平衡的液相组成。单板效率一般由实验测定。,图5-21 单板效率图,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.全塔效率：指精馏过程中为

55、完成规定的任务所需要的理论板数与实际板数之比，又称为总板效率，用 表示。即： （5-40） 全塔效率反映了全塔的平均传质效果，但它并不等于所有单板效率的某种简单的平均值。 如已知全塔效率，就很容易由理论板数，算出所需的实际板数。但问题在于影响塔板效率的因素很复杂，有系统的物性、塔板的结构、操作条件、液沫夹带、漏液、返混等等。目前尚未能得到一个较为满意地求全塔效率的关联式。比较可靠的数据来自生产及中间试验的测定。对双组分混合液全塔效率多在0.50.7之间。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,奥康奈尔(O,connell)收集了几十个工业塔的塔板效率数据,经综合分析认为对于蒸馏塔,可用相对挥发

56、度与进料液体黏度的乘积 作为参数来表示全塔效率,关联曲线见图5-22。其数据来源只限于泡罩塔和筛板塔。该关联图可拟合为下式： 朱汝瑾在考虑塔板上液封高度及汽、液量后对奥康奈尔公式做了进一步关联，即：,图5-22 精馏塔 效率关联曲线,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,八、连续精馏装置的热量衡算 精馏操作时塔低供热产生的回流蒸汽和塔顶冷凝得到的回流液体为塔内各板上进行的汽化和冷凝提供了所需的热源和冷源。因此再沸器和冷凝器是精馏装置中极为重要的两个附属设备。对连续精馏装置进行热量衡算,可求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却和加热介质消耗量,为设计这些换热设备提供基本数据。 1.冷凝器的热量衡算

57、如图5-23所示,对塔顶冷凝器热量衡算,可得其热负荷（净放热）为： 冷却介质消耗量为：,图5-23 精馏装置热量衡算,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.再沸器的热量衡算 按图5-23所示,对塔低再沸器热量衡算,可得其热负荷(净吸热)为： 又因为V/ =L/ -W,并近视取HW,L=Hm,L ,那么上式变为： （5-43） 加热介质的消耗量为： (5-44) 由于工业上多采用饱和蒸气加热,且冷凝液多在饱和温度下排出,此时加热介质的消耗量可按下式计算： 3.全塔热量衡算：即对全塔进行热量衡算，有： （5-45） 式中QG、QF和QL分别是加热蒸汽、原料液和塔顶回流液带入塔内的热量；QV、Q

58、W和Q/G分别是塔顶蒸汽、釜残液和冷凝水带出的热量；Q/是全塔的热损失。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,九、双组分连续精馏的操作分析 精馏塔操作的基本要求是在连续稳定状态和最经济的条件下处理更多的原料液，达到预定的分离要求，即在允许范围内采用较小的回流比和较大的再沸器传热量。影响精馏稳定状态和高效操作的主要因素包括：操作压力、进料组成和热状况、塔顶回流比、全塔的物料平衡和稳定、冷凝器和再沸器的传热性能、设备散热情况等。由此可见，影响精馏操作的因素十分复杂，以下就其中主要因素予以分析。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,1.物料平衡的影响和制约 保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳定操作

59、的必要条件。根据全塔物料衡算式（5-19）及（5-20）可知，对于一定的原料液流量F，只要确定了分离程度xD和xW ，那么表征精馏生产能力的馏出液流量D和釜残液流量W也就被确定了。而xD和xW决定于汽液平衡关系、原料液组成、进料热状况q、回流比R和理论板数NT，因此馏出液量D和釜残液量W只能根据xD和xW确定，而不能任意增减，否则进出塔的两个组分的量将不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，最终使操作不能达到预期的分离要求。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,2.回流比的影响 回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素,生产中经常用改变回流比来调节、控制产品质量。例如当回流比增大时,精馏段操作线

60、斜率L/V变大，该段内传质推动力增加。因此在一定的精馏段理论板数下馏出液组成变大。同时回流比增大,提馏段操作线斜率L/V变小,该段的传质推动力也会增加,因此在一定的提馏段理论板数下,釜残液组成变小。反之，回流比减小时， 减小,而 增大，使分离效果变差。 但同时回流比的增加，使塔内上升蒸汽量及下降液体量均增加，若塔内汽液负荷超过允许值，则应减少原料液流量。 3.进料组成和进料热状况的影响 当进料状况（xF和q）发生变化时，应适当改变进料位置。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中的进料状况的变化，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。 对特

61、定的精馏塔,若xF减小,则将使xD和xW均减小,欲保持xD不变,则应增大回流比。,第五节 双组分连续精馏计算和操作分析,十、精馏塔的产品质量控制和调节 精馏塔的产品质量通常是指馏出液及釜残液的组成是否达到规定值。生产中某一因素的干扰（如传热量、q、xF）将影响产品的质量,因此应及时予以调节和控制。 在一定的压强下,混合物的泡点和露点都取决于混合物的组成，因此可以用容易测定的温度来预示塔内组成的变化。通常可用塔顶温度反映馏出液的组成,用塔底的温度反映釜残液组成。但对于高纯度分离时，在塔顶或塔底相当一段高度内，温度变化极小，因此当塔顶或塔底温度发现有可觉察的变化时,产品的组成可能已明显改变，再设法

62、调节就很难了。可见对高纯度分离时,一般不能用测量塔顶温度来控制塔顶组成。 分析塔内沿塔高的温度分布可以看出,在精馏段或提馏段的某塔板上温度变化最显著,也就是说这些塔板的温度对于外界因素的干扰反映最为灵敏,通常将它称为灵敏板。因此生产上常用测量和控制灵敏板的温度来保证产品的质量。,第六节 间歇精馏,一、间歇精馏的装置及特点 在化工生产或科学研究中,需要分离的物料量少且分离纯度要求较高时,常采用间歇精馏比较灵活机动,其装置参见教材P264图5-16。从精馏装置看，间歇精馏与连续精馏大致相同。作间歇精馏时,料液是成批投入精馏釜，逐步加热气化，待釜液组成降至规定值后将其一次排出,然后再从新装料进行另一

63、批物料的精馏。所以间歇精馏也称为分批精馏。由此不难理解，间歇精馏过程具有如下特点: 1.与简单蒸馏相比,同是间歇操作,但间歇精馏有回流比且有多层塔板,即要进行多次部分汽化和冷凝,而简单蒸馏仅有一次部分汽化且无回流； 2.与连续精馏相比,由于同是精馏所以装置基本相同,但前者为间歇操作,故操作参数是不断变化的,且只有精馏段无提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品,间歇精馏的能耗必大于连续精馏。 3.间歇精馏为分批操作的非稳态过程,塔内操作参数是时间的函数。即在精馏过程中，釜液组成将不断降低。若在操作时保持回流比不变，则塔顶馏出液组成将随之下降；反之为使馏出液组成保持不变,则在精馏过程中应不断

64、加大回流比。为达到预定的要求,实际操作可以灵活多样。,第六节 间歇精馏,二、馏出液组成恒定的间歇精馏 如前所述，在一定的塔板数下，要使馏出液组成不变，在间歇精馏中只有随着过程的进行不断增大回流比才能实现。此时，釜中料液组成由xF逐渐降至xW。对应的设计计算命题是：已知进料量F及相关组成xF、xD和xW，计算所需理论板数，回流比的平均值，汽化量和精馏所需时间。其计算内容如下： 2.1全塔物料衡算确定馏出量 总物料衡算：F=D+W 易挥发组分衡算：FxF=DxD+WxW 联立得： (5-46) 注意：F、D及W在这里仅代表摩尔数。,第六节 间歇精馏,2.2理论塔板数的计算 方法上同于连续精馏，但存在的主要问题是如何确定回流比R,因为在间歇精馏中R是变化的。一般方法是：先按馏出液组成xD和终了釜残液组成x