化工蒸馏原理概述

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1、第六章 蒸馏蒸馏定义： 蒸馏分类：易挥发组分难挥发组分有回流蒸馏精馏无回流蒸馏：简洁蒸馏间歇操作平衡蒸馏连续操作 特别蒸馏：萃取蒸馏、恒沸蒸馏按操作压力可分为加压、常压和减压蒸馏两组分精馏和多组分精馏第一节 双组分溶液的气液相平衡一、溶液的蒸汽压与拉乌尔定律纯组分的蒸汽压与温度的关系：拉乌尔定律：在肯定温度下，抱负溶液上方气相中任意组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。pA=pA0xA6-2pB=pB0xB=pB0(1xA )6-3式中pA 、pB 溶液上方 A，B 组分的平衡分压，Pa；p0在溶液温度下纯组成的饱和蒸汽压，随温度而变，其值可用安托尼(Anto

2、ine)公式计算或由相关手册查得，Pa；xA 、xB 溶液中 A，B 组分的摩尔分数。二、抱负溶液气液平衡一t-y-x 图1. 沸点组成图t x y 图（1） 构造 以常压下苯-甲苯混合液 t x y 图为例，纵坐标为温度 t，横坐标为液相组成 xA 和汽相组成 yAx，y 均指易挥发组分的摩尔分数。下曲线表示平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线，上曲线表示平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线。两条曲线将整个t x y 图分成三个区域，液相线以下称为液相区。汽相线以上代表过热蒸汽区。被两曲线包围的局部为汽液共存区。t x y 图数据通常由试验测得。对于抱负溶液，可用露点、泡点方程计算。（2

3、） 应用 在恒定总压下，组成为 x，温度为 t1图中的点 A的混合液升温至 t2(点 J)时，溶液开头沸腾，产生第一个汽泡，相应的温度 t2 称为泡点，产生的第一个气泡组成为 y1(点 C)。同样，组成为 y、温度为 t4点 B的过热蒸汽冷却至温3度 t 点 H时，混合气体开头冷凝产生第一滴液滴，相应的温度t3 称为露点，分散出第一个液滴的组成为 x1(点 Q)。F、E 两点为纯苯和纯甲苯的沸点。10图 苯甲苯物系的 t x y 图图 苯甲苯物系的 y x 图应用 t x y 图，可以求取任一沸点的气液相平衡组成。当某混合物系的总组成与温度位于点 K 时，则此物系被分成互成平衡的汽液两相，其液

4、相和汽相组成分别用 L、G 两点表示。两相的量由杠杆规章确定。操作中，依据塔顶、塔底温度，确定产品的组成，判定是否符合质量要求；反之，则可以依据塔顶、塔底产品的组成，判定温度是否适宜。2. 气液相平衡图y x 图表示在恒定的外压下，蒸气组成 y 和与之相平衡的液相组成 x 之间的关系。如下图，常压下苯甲苯混合物系的 y x 图，它表示不同温度下互成平衡的汽液两相组成 y 与 x 的关系。图中任意点 D 表示组成为 x1 的液相与组成为 y1 的气相相互平衡。图中对角线 yx，为关心线。两相到达平衡时，气相中易挥发组分的浓度大于液相中易挥发组分的浓度，即 y x，故平衡线位于对角线的上方。平衡线

5、离对角线越远，说明互成平衡的气液两相浓度差异越大，溶液就越简洁分别。y x 图可由 t x y 图的数据作出。常见两组分物系常压下的平衡数据，可从书后附录或化工手册中查得。二抱负溶液的 t-y-x 关系式1. 温度泡点-液相组成关系式对于双组分物系，溶液沸腾的条件是各组分的蒸汽压之和等于外压，即P = pA + pB = pA0xA + pB0xB = pA0xA + pB0(1xA )则P - p 0x=B6-8Ap 0A- p 0B式6-8表示气液平衡时，液相组成与温度之间的对应关系，称为泡点方程。2. 恒压下 t-y-x 关系式由于抱负气体听从道尔顿分压定律，则 A 在气相中的分压为pA

6、=pA0xA =PyAp 0p0P - p0则y=A xAB6-9APAPp0A- p0B3. 温度露点-气相组成关系式p 0p0P - p0y=A x AB6-10APAPp0A- p0B式6-10表示气液平衡时，汽相组成与温度之间的对应关系，称为露点方程。精馏过程系恒压操作，由泡点方程和露点方程可以看出，在压力肯定时，双组分平衡物系中必定存在着汽相或液相组成与温度之间的一一对应关系，汽、液相组成之间的一一对应关系。例如，指定了温度，则两相平衡共存时的气、液相组成必随之确定而不能任意变动。精馏塔内自下而上温度不断降低，所以每一块塔板上气液两相组成均不一样。三相对挥发度与抱负溶液的 y-x 关

7、系式1. 挥发度挥发度是组分挥发性大小的标志。通常纯组分的挥发度是指液体在肯定温度下的饱和蒸汽压，而溶液中各组分的挥发度 vi 可用它在蒸汽中的分压和与之平衡的液相中的摩尔分数来表示。2. 相对挥发度溶液中两组分的挥发度之比称为相对挥发度，用 a 表示。例如， a AB 表示溶液中组分 A 对组分 B 的相对挥发度，依据定义np/ xp xy xa= A =AA=AB =ABABnBp/ xBBp xy xBABA对于二元体系，令 A 为易挥发组分，B 犯难挥发组分，则xB = 1xA ，yB = 1yA 略去下标 A、B，则y =ax1 + (a - 1)x上式称为相平衡方程，在精馏计算中用

8、来表示气液相平衡关系更为简便。当a 1 时，y x，气液相组成一样，二元体系不能用一般精馏法分别；当a 1 时， yx，且a 越大，y 比 x 大得越多，互成平衡的气液两相浓度差异越大，组分A 和 B 越易分别。因此由a 值的大小可以推断溶液是否能用一般精馏方法分别及分别的难易程度。对于抱负溶液，则p0a =Ap 0B上式说明抱负溶液的相对挥发度等于同温度下纯组分 A 和纯组分 B 的饱和蒸气压之比。pA0、 p 0 随温度而变化，但p 0p 0 随温度变化不大，故一般可将a 视为常BAB数，计算时可取其平均值。三、非抱负溶液气液相平衡一对拉乌尔定律有正偏差的溶液1. 无恒沸点的溶液2. 有最

9、低恒沸点的溶液二对拉乌尔定律有负偏差的溶液1. 无恒沸点的溶液2. 有最高恒沸点的溶液其次节 蒸馏与精馏原理第三节 精馏流程一、简洁蒸馏与平衡蒸馏对于组分挥发度相差较大、分别要求不高的场合如原料液的组分或多组分的初步分别，可承受平衡蒸馏和简洁蒸馏。一简洁蒸馏简洁蒸馏又称微分蒸馏，原料液分批加到蒸馏釜中，通过间接加热使之局部汽 化，产生的蒸汽随即进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接收器中，其 中轻组分相对富集。随着蒸馏过程的进展，釜液中易挥发组分的含量不断降低，馏 出液组成也随之下降，通常馏出液按组成分段收集。当釜液组成降低至某规定值后， 即停顿蒸馏操作，而釜残液一次排放。图 简洁蒸馏装

10、置图 简洁蒸馏原理1-加热器；2-节流阀；3-分别器简洁蒸馏过程的任何瞬间，气相与釜中液体处于相平衡状态。组成为xF1 的混合F1F1x液在蒸馏釜中被加热至泡点温度 tF1 而汽化，与之相平衡的蒸汽组成为 y，且 y，将蒸汽全部冷凝，即得到易挥发组分含量高于原始溶液的馏出液。随着过程的F1进展，蒸汽不断的引出，釜中料液的易挥发组分含量不断削减，相应产生的蒸汽组成也随之降低，而釜内溶液的泡点则渐渐上升。即 xF1xF2xF3，与此相对应， yF1yF2yF3，而 tF1tF2tF3，如下图。二平衡蒸馏平衡蒸馏又称闪蒸，是一种连续、稳态的单级蒸馏操作。平衡蒸馏的装置如下图。被分别的混合液先经加热器

11、升温，使之温度高于分别器压力下料液的泡点， 然后通过节流阀降低压力至规定值，由于压力的突然降低，过热液体发生自蒸发， 在分别器中局部汽化，平衡的汽液两相准时被分别。其中气相为顶部产物，轻组分含量较多，液相为底部产物，其中重组分得到了增浓。通常分别器又称闪蒸塔罐。图 平衡蒸馏图平衡蒸馏原理1-蒸馏釜；2-冷凝器；3-接收器在平衡蒸馏过程中，闪蒸器内压强及温度均保持恒定，蒸汽与液相处于平衡， 即在闪蒸器内通过一次局部汽化使混合液得到肯定程度的分别。 图中将闪蒸过程表示在 t-x-y 图中，原料液组成为 x ，经一次局部汽化，得到相互平衡的汽相组成 y和液相组成 x，并且 xx yF，将汽相组成为

12、yD蒸汽全部冷凝下来，即得到易挥发wwFDD组分含量较高的顶部产品，而塔底排出液中易挥发组分较低。从以上的争论可以看出，无论是简洁蒸馏还是平衡蒸馏，只能到达有限程度的提浓而不行能满足高纯度的分别要求。二、精馏原理精馏过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流用泵等关心设备。一精馏塔内气液两相的流淌、传热与传质原料液预热至指定的温度后从塔的中段适当位置参加精馏塔，与塔上部下降的液体集合，然后逐板下流，最终流入塔底，局部液体作为塔底产品，其主要成分犯难挥发组分，另一局部液体在再沸器中被加热，产生蒸气，蒸气

13、逐板上升，最终进入塔顶冷凝器中，经冷凝器冷凝为液体，进入回流罐，一局部液体作为塔顶产品， 其主要成分为易挥发组分，另一局部回流作为塔中的下降液体。通常，将原料参加的那层塔板称为加料板。加料板以上局部，起精制原料中易挥发组分的作用，称为精馏段，塔顶产品称为馏出液。加料板以下局部含加料板，起提浓原料中难挥发组分的作用，称为提馏段，从塔釜排出的液体称为塔底产品或釜残液。二塔板上气液两相的传质与传热三回流的作用为实现分别操作，除了需要有足够层数塔板的精馏塔之外，还必需从塔底引入上升蒸汽流气相回流和从塔顶引入下降的液流液相回流，以建立气液两相体系。塔底上升蒸汽和塔顶液相回流是保证精馏操作过程连续稳定进展

14、的必要条件。第三节 双组分连续精馏的计算与分析一、全塔物料衡算通过精馏塔的全塔物料衡算，可以确定馏出液及釜残液的流量及组成。对稳定连续操作的精馏塔作全塔物料衡算，如下图， 并以单位时间为基准。总物料衡算：F=D+W6-16易挥发组分衡算：F x=D xFD+W xW6-17式中 F、D、W分别为原料、塔顶产品和塔底产品的摩尔流量，Kmol/h；xF、xD、xW分别为原料、塔顶产品和塔底产品中易挥发组分的摩尔分数。式6-16、6-17称为全塔物料衡算式，应用此公式计算时也可承受质量流量，相应地使用质量分数。联立式6-16和6-17可以求出馏出液的采出率 D / FDx- xF = xF -DW6

15、-19xW塔顶易挥发组分的回收率A 为DxAh= Fx D 100%6-20F通常原料液的流量与组成是给定的，在规定分别要求时，应满足全塔物料衡算的约束条件，即 DxDFxF 或 D/FxF / xD。二、恒摩尔流假定（1） 恒摩尔汽流精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的， 在提馏段内也是如此：123精馏段 V =V =V =V=常数提馏段 V ” =V ” =V ”=V ” =常数123但两段的上升蒸汽摩尔流量却不肯定相等。（2） 恒摩尔液流精馏操作时，在塔的精馏段内，每层板下降的液体摩尔流量都是相等，在提馏段内也是如此：1精馏段 L=L =L23=L=常数提馏

16、段 L ” =L ” =L ”=L ” =常数图 3-12全塔物料衡算123但两段的下降液体摩尔流量不肯定相等。恒摩尔流假定成立的条件假设在精馏塔塔板上气、液两相接触时有 nkmol 的蒸汽冷凝，相应就有 nkmol 的液体汽化，这样恒摩尔流的假定才能成立。为此，必需满足的条件是：各组分的摩尔汽化潜热相等；气液接触时因温度不同而交换的显热可以无视；塔设备保温良好，热损失可也无视。三、进料热状态参数 q1. 参加精馏塔中的原料可能有以下五种热状态：（1） 冷液体进料 tt。泡泡（2） 饱和液体进料 tt泡露（3） 气液混合物进料 ttt露（4） 饱和蒸汽进料 tt（5） 过热蒸汽进料 tt露2.

17、 进料热状况对进料板物流的影响精馏塔内，由于原料的热状态不同，从而使精馏段和提馏段的液体流量 L 与 L ” 间的关系以及上升蒸汽量 V 与 V ” 均发生变化。进料热状况对两段汽液流量变化的影响如下图。图 进料热状况对进料板上、下各流股的影响a冷液进料；b饱和液体进料；c汽液混合物进料；d饱和蒸汽进料；e过热蒸汽进料3. 进料热状态参数 q对加料板进展物料衡算及热量衡算可得I- IVFI- IVL= L”-LF式中 IF原料液焓，kJ/kmol；IV、IV ” 加料板上、下的饱和蒸汽焓，kJ/kmol；II、 ”加料板上、下的饱和液体焓，kJ/Kmol。LL令Fq = IV - II- IV

18、L= 1Kmol进料变为饱和蒸汽所需的热量原料的千摩尔汽化潜热3-19q 称为进料热状况参数。q 值的意义为：每进料 1kmol/h 时，提馏段中的液体流量较精馏段中增大的 kmol/h 值。对于泡点、露点、混合进料，q 值相当于进料中饱和液相所占的分率。不同进料时的 q 值可由式3-19计算，其 q 值范围如下：（1） 冷液q 1（2） 饱和液体q 1（3） 汽液混合物 0 q 1（4） 饱和汽体q 0（5） 过热汽体q 0由式3-18可知L” = L + qF3-20由加料板物料衡算及式3-20可得V = V ” + (1- q)F3-21则提馏段操作线方程可变为L + qFWy ” =x

19、 ” -x3-22L + qF - WL + qF - Wx四、操作线方程与 q 线方程精馏塔内任意板下降液相组成nWy及由其下一层板上升的蒸汽组成n1之间关系称为操作关系。描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程。由于精馏过程既涉及传热又涉及传质，影响因素很多，为了简化精馏过程，得到操作关系，进展恒摩尔假定。一精馏段操作线方程对图 6-13 中虚线范围(包括精馏段的第 n 十 1 层板以上塔段及冷凝器)作物料衡算，以单位时间为基准，即总物料衡算：V=L+D6-30易挥发组分衡算：Vyn+1=Lxn+DxD6-31 式中V精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；L精馏段下降液体的摩尔流量，km

20、ol/h；yn+1精馏段第 n 十 1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数；nx 精馏段第 n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分数。整理：yn+1=Lx+L + DnDL + D xD6-32令回流比 R LD 并代入上式，得精馏段操作线方程y=n+1Rx R + 1n+D6-35xR + 1图 3-13精馏段操作线方程推导图 6-14精馏塔的操作线精馏段操作线方程反映了肯定操作条件下精馏段内的操作关系，即精馏段内自任意第 n 层板下降的液相组成 xn 与其相邻的下一层板第 n+1 层板上升汽相组成yn+1 之间的关系。在稳定操作条件下，精馏段操作线方程为始终线。斜率为R，截R + 1D距为

21、x。由式6-35可知，当 R + 1x x时，yx即该点位于 yx 图的对角线+1，nDnD上，如图 6-14 中的点 a；又当 xn 时， x0yn+1D，即该点位于 y 轴上，如图中点 b，则直线 ab 即为精馏段操作线。二提馏段操作线R + 1按图 6-15 虚线范围包括提馏段第m 层板以下塔板及再沸器作物料衡算，以单位时间为基准，即总物料衡算： L = V + W6-37 易挥发组分衡算： Lxm = Vym+1+WxW6-38 则提馏段操作线方程为L”Wy ”=x ”-x6-39m+1L”-WmL”-WW式中L 提馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h；V 提馏段上升蒸汽的摩尔流量，k

22、mol/h；mx 提馏段第层板下降液相中易挥发m组分的摩尔分数；ym+1提馏段第m+1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数。提馏段操作线方程反映了肯定操作条件下，提馏段内的操作关系。在稳定操作条件下，提馏段操作线方程为始终线。斜率为L”，截距为-Wx。3.两操作线的交点坐标与 q 线方程L”-WL”-WW图 3-15提馏段操作线方程推导xy =qx -Fq -1q -1进料状态对 q 线及操作线的影响进料热状况不同，q 线位置不同，提馏段操作线的位置也相应变化，从而影响精馏塔得设计及操作。依据不同的 q 值，将五种不同进料热状况下的 q 线斜率值及其方位标绘在图 3-18 中。图 3-17q

23、线与操作线图 3-18进料热状况对操作线的影响五、理论板数计算理论塔板数的计算，需要借助气液相平衡关系和塔内气液两相的操作关系。精馏塔理论塔板数的计算，常用的方法有逐板计算法、图解法及简捷法。一理论板数的图解计算法图解法求取理论塔板数的根本原理与逐板计算法一样，只不过用简便的图解来代替繁杂的计算而已。图解的步骤如下，参见图。对于连续精馏塔，塔顶承受全凝器，泡点回流，塔釜承受间接蒸汽加热。（1） 作 xy 图，绘制精、提馏段操作线。（2） 由于塔顶承受全凝器，则 y1=xD。自对角线上的 a 点开头，在精馏段操作线与平衡线之间画水平线及垂直线组成的阶梯，即从a 点作水平线与平衡线交于点1， 该点

24、即代表离开第一层理论板的汽液相平衡组成x1，y1，故由点 1 可确定 x1，此过程相当于使用一次相平衡方程。由点 1 作垂线与精馏段操作线的交点 1可确定 y2， 此过程相当于使用一次精馏段操作线方程。再由点 1作水平线与平衡线交于点 2，由此点定出 x2。如此重复在平衡线与精馏段操作线之间绘阶梯。当阶梯跨越两操作线交点 d 点时，则 xnx ，则改在提馏段操作线与平衡线之间画阶梯，直至阶梯的垂xxW线跨过点 c(x ，FNWW)为止，此时，x 。（3） 每个阶梯代表一块理论板。跨过点d 的阶梯为进料板，第n 块板即为加料板，精馏段NT n1块；再沸器相当于一块理论板，故总理论板层数为NT N

25、1块。（4） 阶梯中水平线的距离代表液相中易挥发组分的浓度经过一次理论板后的变化，阶梯中垂直线的距离代表气相中易挥发组分的浓度经过一次理论板的变化，因此阶梯的跨度也就代表了理论板的分别程度。阶梯跨度不同，说明理论板分别力量不同。图 图解法求取理论塔板数（5） 最优进料位置确实定。最优的进料位置一般应在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或一样的塔板上。当承受图解法计算理论板层数时，适宜的进料位置应为跨越两操作线交点所对应的阶梯。对于肯定的分别任务，如此作图所需理论板数为最少，跨过两操作线交点后连续在精馏段操作线与平衡线之间作阶梯，或没有跨过交点过早更换操作线，都会使所需理论板层数增加。对于已有的精

26、馏装置，在适宜进料位置进料，可获得最正确分别效果。在实际操作中，假设进料位置不当，将会使馏出液和釜残液不能同时到达预期的组成。进料位置过高，使馏出液的组成偏低难挥发组分含量偏高；反之，进料位置偏低，使釜残液中易挥发组分含量增高，从而降低馏出液中易挥发组分的收率。图解法简洁直观，但计算准确度较差，尤其是对相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的场合更是如此。二理论板数的逐板计算法在原料液组成、进料热状态、操作回流比及分别要求，利用相平衡方程和操作线方程求得。对于理论塔板，离开塔板的气液相组成满足相平衡方程；而相邻两块塔板间相遇的气液相组成之间属操作关系，满足操作线方程。这样，交替地使用相平衡方程和操

27、作线方程逐板可以计算每一块塔板上的气、液相组成，所用相平衡方程的次数就是理论塔板数。逐板计算法较为繁琐，但计算结果比较准确，适用于计算机编程计算。三图解法与逐板法的比较六、回流比与进料热状态对精馏过程的影响一R、q 及 R、对冷凝器及蒸馏釜的热负荷影响二R、q 及 R、对理论板数的影响1q 值肯定，R 对理论板数的影响2R 肯定时，q 值对理论板数的影响3R、肯定时，q 值对理论板数的影响七、塔顶液相回流比的选择一全回流与最少理论板数全回流与最少理论塔板数塔顶上升蒸气经冷凝后全部流回塔内，这种回流方式称为全回流。1. 全回流特点全回流时回流比 R，塔顶产品量 D 为零，通常进料量 F 及塔釜产

28、品量 W 均为零，既不向塔内进料，也不从塔内取出产品。此时生产力量为零。2. 全回流时操作线方程全回流时全塔无精、提馏段之分，操作线方程 yx，操作线与对角线重合。3最少理论塔板数操作线离平衡线的距离最远，完成肯定的分别任务所需的理论塔板数最少，称为最少理论板数，记作 Nmin，如下图。图 全回流时的最少理论板数在精馏开车、调试、操作过程特别或试验争论中多承受全回流操作。最少理论板层数 Nmin 可利用芬斯克方程计算，对于双组分溶液x1 - xNminlg(D)(1 - x=DlgamxW )W- 16-50式中 m全塔平均相对挥发度，一般可取塔顶、塔底的几何平均值。二最小回流比精馏过程中，当

29、回流比渐渐减小时，精馏段操作线的斜率减小、截距增大，精、提馏段操作线皆向相平衡线靠近，操作线与相平衡线之间的距离减小，气液两相间 的传质推动力减小，到达肯定分别要求所需的理论塔板数增多。当回流比减小至两 操作线的交点落在相平衡线上时，交点处的气液两相已达平衡，传质推动力为零， 图解时无论绘多少阶梯都不能跨过点 d，则到达肯定分别要求所需的理论塔板数为无穷多，此时的回流比称为最小回流比，记作 Rmin，如图 3-24 所示。图 3-24最小回流比确实定在最小回流比下，两操作线与平衡线的交点称为夹紧点，其四周通常在加料板四周各板之间气、液相组成根本上没有变化，即无增浓作用，称为恒浓区。xD最小回流

30、比 Rmin 的值对于肯定的原料液与规定的分别程度x 、时还和物系的相平衡性质有关。有关，同W最小回流比可用图解法或解析法求得，对于正常的相平衡关系，精馏段操作线斜率为Rahy - yx- y min= 1q= Dq整理得Rmin+ 1dhxD- xqx- yx- xDqR= Dq3-29图 3-25适宜回流比确实定131-设备费；2-操作费；3-总费用miny - xqq式中 xq、yq相平衡线与进料线交点坐标互为平衡关系。对于不正常的相平衡关系，Rmin 的求法可查阅相关资料。三适宜回流比实际操作回流比应依据经济核算确定，以期到达完成给定任务所需设备费用和操作费用的总和为最小。设备费是指精

31、馏塔、再沸器、冷凝器等设备的投资费，此项费用主要取决于设备的尺寸；操作费主要取决于塔底再沸器加热剂用量及塔顶冷凝器中冷却水的用量。如图 3-25 所示，对于肯定的料液和分别要求，当回流比增大时，精馏操作线向对角线靠近，相平衡线与操作线之间的距离增大，每一块塔板的分别程度增大，所需塔板数减少，设备费削减；当回流比增大至某一值时，由于塔径增大，再沸器和冷凝器的传热面积也要增加，设备费又上升。在加料量及产量肯定时，回流比增大，塔内气、液相量增加，则操作费用提高。总费用为设备费及操作费之和，总费用中的最低值所对应的回流比为适宜回流比，即实际生产中的操作回流比。通常状况下，适宜回流比为最小回流比的(1.

32、12.0) 倍，即R=1.12Rmin3-30实际生产中操作回流比应视具体状况选择。对于难分别体系，相对挥发度接近 1， 此时应承受较大的回流比，以降低塔高并保证产品的纯度；对于易分别体系，相对挥发度较大，可承受较小的回流比，以削减加热蒸气消耗量，降低操作费用。八、理论板数的简捷计算法简捷法求理论板层数的步骤是，先按设计条件求出最小回流比 Rmin 及最少理论板层数 Nmin，选择操作回流比R，然后利用吉利兰图计算全塔理论板层数 N。用精馏段的最少理论板层数 Nmin1 代替全塔的Nmin，可确定适宜的加料板位置。吉利兰图简捷法计算理论板数的误差较大，不适用于全塔内相对挥发度变化较大的系统。但

33、由于该法计算快速简便，对于一些分别要求不高的塔，在需要估算理论板数时， 仍有现实意义，特别是当所争论的物系缺少准确的平衡数据，不能满足屡次严格计 算的的要求时，仍以承受简捷计算为宜。九、精馏塔的操作计算十、直接蒸汽加热及两股进料的精馏塔一直接蒸汽加热的精馏塔二两股进料的精馏塔第四节 间歇精馏14一、回流比恒定的操作馏出液组成渐渐减小 二、馏出液组成恒定的操作回流比渐渐增大第五节 恒沸精馏与萃取精馏一、恒沸精馏一恒沸精馏的含义假设在两组分恒沸液中参加第三组分称为夹带剂，该组分能与原料液中的一个或两个组分形成的恒沸液，从而使原料液能用一般精馏方法予以分别，这种精馏操作称为恒沸精馏。例如，组分 A

34、与 B 形成的溶液，其相对挥发度等于 1，用一般精馏方法难以分别。假设向系统中参加一个适宜的组分 C，C 与 A 形成的溶液对抱负溶液偏差很大， 而 C 与 B 所形成的溶液对抱负溶液偏差很小。由于 C 的参加便能增大 A 与 B 的相对挥发度，使难分别的系统变得简洁分别里。假设加到被分别溶液中去的组分，其沸点与原有组分沸点相差很小，则在转变要分别组分间的相对挥发度的同时，将与原有组分形成恒沸物，使原有组分得到分别。参加的组分被称为夹带剂。例如，向苯沸点 353.2K和环己烷沸点352K溶液中参加丙酮后，丙酮与环己烷形成恒沸物沸点 326.1K，这样苯与环己烷便简洁分开了。二恒沸精馏的实例三夹

35、带剂应具备的条件（1） 夹带剂应能与被分别组分形成的恒沸物，最好其恒沸点比纯组分的沸点低，一般两者沸点差不小于 10；（2） 恒沸物所含夹带剂的量愈少愈好，以便削减夹带剂用量及汽化、回收时所需的能量。这对节约能量和降低设备投资都很有利；（3） 恒沸物最好为非均相混合物，便于用分层方法分别，使夹带剂易于回收；（4） 无毒性、无腐蚀性，热稳定性好；（5） 来源简洁，价格低廉。能完全满足上述要求的夹带剂是很少的，在具体选择时，要抓住生产过程的主要冲突，如首先满足生产工艺的要求，然后再考虑其他问题。二、萃取精馏一萃取精馏的含义萃取精馏是向原料液中参加第三组分称为萃取剂或溶剂，以转变原有组分间的相对挥发

36、度而到达分别要求的特别精馏方法。萃取精馏常用于分别各组分挥发度差异很小的溶液。萃取精馏中所参加的萃取剂与原溶液中组分的分子间作用力不同，能有选择地转变组分地蒸气压，从而增大相对挥发度；混合液中原有的恒沸物也被破坏。与恒沸精馏不同，萃取精馏要求萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点高得多，且不与组分形成恒沸液，简洁回收。二萃取精馏的实例例如，在常压下苯的沸点为 80.1，环己烷的沸点为 80.73，假设在苯环已烷溶液中参加萃取剂糠醛，则溶液的相对挥发度发生显著的变化，且相对挥发度随萃取剂量加大而增高。如溶液中糠醛的摩尔分数为 0.2 时， 1.38；糠醛的摩尔分数为 0.5 时， 2.07。由于苯与

37、环己烷的相对挥发度大大增加，即可进展精馏分别了。三萃取剂应具备的条件承受萃取精馏时，分别效果的好坏与萃取剂的选择有很大关系。萃取剂的选择性，指的是转变原有组分间相对挥发度数值的力量，即a好，此外，还需考虑如下问题：与a12，S相比越大选择性越12萃取剂不与原组分发生化学反响，不形成恒沸液，与原组分简洁分别。萃取剂的挥发度应低些，即其沸点应较原混合液中纯组分的为高，在塔内呈液相。萃取剂对被分别组分的溶解度要大，避开发生分层现象。无毒性、无腐蚀性，热稳定性好。来源便利，价格低廉。目前，萃取剂主要通过试验来进展选择。第六节 板式塔一、塔板的构造板式塔构造如下图。它是由圆柱形壳体、塔板、气体和液体进、

38、出口等部件组成的。操作时，塔内液体依靠重力作用，自上而下流经各层塔板，并在每层塔板上保持肯定的液层，最终由塔底排出。气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板上的液层，在液层中气液两相亲热而充分的接触，进展传质传热，最终由塔顶排出。在塔中，使两相呈逆流流淌，以供给最大的传质推动力。塔板是板式塔的核心构件，其功能是供给气、液两相保持充分接触的场所，使之能在良好的条件下进展传质和传热过程。其次节 板式塔的设计指导一、板式塔的流体力学性能二、塔板上气液两相的流淌现象一气液接触状态二塔板上的液面落差三塔板筛孔漏液气体通过筛孔的速度较小时，气体通过筛孔的动压缺乏以阻挡板上液体的流下， 液体会直接从孔口

39、落下，这种现象称为漏液。漏液量随孔速的增大与板上液层高度 的降低而减小。漏液会影响气液在塔板上的充分接触，降低传质效果，严峻时将使 塔板上不能积液而无法操作。正常操作时，一般掌握漏液量不大于液体流量的 10。塔板上的液面落差会引起气流分布不均匀，在塔板入口处由于液层较厚，往往消灭倾向性漏液，为此常在塔板液体入口处留出一条不开孔的区域，称为安定区四液泛为使液体能稳定地流入下一层塔板，降液管内须维持肯定高度的液柱。气速增大，气体通过塔板的压降也增大，降液管内的液面相应地上升；液体流量增加，液体流经降液管的阻力增加，降液管液面也相应地上升。如降液管中泡沫液体高度超过上层塔板的出口堰，板上液体将无法顺

40、当流下，液体布满塔板之间的空间，即液泛。液泛是气液两相作逆向流淌时的操作极限。发生液泛时，压力降急剧增大，塔板效率急剧降低，塔的正常操作将被破坏，在实际操作中要避开之。依据液泛发生缘由不同，可分为两种状况：塔板上液体流量很大，上升气体速 度很高时，雾沫夹带量剧增，上层塔板上液层增厚，塔板液流不畅，液层快速积存， 以致液泛，这种由于严峻的雾沫夹带引起的液泛称为夹带液泛。当塔内气、液两相 流量较大，导致降液管内阻力及塔板阻力增大时，均会引起降液管液层上升。当降 液管内液层高度难以维持塔板上液相畅通时，降液管内液层快速上升，以致到达上 一层塔板，渐渐布满塔板空间，即发生液泛。并称之为降液管液泛。开头

41、发生液泛时的气速称之为泛点气速。正常操作气速应掌握在泛点气速之下。影响液泛的因素除气、液相流量外，还与塔板的构造特别是塔板间距有关。塔板间距增大，可提高泛点气速。五液沫夹带三、塔板效率一全塔板效率二单板效率五、塔径的计算4Vsp uD=3-3式中 D塔径，m； Vs塔内气体流量，m3/s；u适宜空塔气速，即按空塔计算的气体线速度，ms。maxu=0.60.8u93-40式中 u最大允许气速，ms；rL- rrVVmax= Cumax3-41式中 C蒸汽负荷系数，由史密斯关联图求取。 V气相密度，kgm3； L液相密度，kgm3求出塔径后，还需依据塔径系列标准予以圆整。最常用的标准塔径为 0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、14、1.6、1.8、2.0、2.2、 4.2 m。六、塔板类型