重慶市工業(yè)學(xué)校

班級：工藝061、工藝062《化工過程及設(shè)備》（下冊）第1頁第六章液體精餾6.1蒸餾概述6.2雙組分溶液氣、液相平衡6.3平衡蒸餾與簡單蒸餾6.4精餾6.5雙組分精餾設(shè)計型計算6.6雙組分精餾操作型計算6.7間歇精餾6.8恒沸精餾與萃取精餾第2頁6.1蒸餾概述本章討論分離均相液體混合物最慣用最主要方法—液體蒸餾及精餾。要注意蒸餾及精餾區(qū)分。

⑴蒸餾及精餾分離依據(jù)

⑵工業(yè)蒸餾過程

⑶討論幾個問題

⑷精餾操作費用和操作壓強第3頁6.1蒸餾概述⑴蒸餾及精餾分離依據(jù)液體均含有揮發(fā)成蒸汽能力，但各種液體揮發(fā)性個不相同。習(xí)慣上，將液體混合物中易揮發(fā)組分A稱為輕組分，難揮發(fā)組分B則稱為重組分。將液體混合物加熱至泡點以上沸騰使之部分汽化必有yA>xA；反之將混合蒸汽冷卻到露點以下使之部分冷凝必有xB>yB。上述兩種情況所得到氣液組成均滿足:部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度分離，它們均是籍混合物中各組分揮發(fā)性差異而到達分離目標(biāo)，這就是蒸餾及精餾分離依據(jù)。

第4頁6.1蒸餾概述⑵工業(yè)蒸餾過程

①平衡蒸餾（閃蒸）平衡蒸餾又稱閃蒸，系連續(xù)定態(tài)過程，其流程以下列圖。

第5頁6.1蒸餾概述⑵工業(yè)蒸餾過程

②簡單蒸餾簡單蒸餾為間歇操作過程，其流程以下列圖。

第6頁6.1蒸餾概述⑶討論幾個問題①平衡蒸餾及簡單蒸餾產(chǎn)生汽液相其組成服從什么關(guān)系？此外，蒸餾時各股物料和各組分還應(yīng)滿足另一個關(guān)系，是什么關(guān)系？②平衡蒸餾和簡單蒸餾能否實現(xiàn)高純度分離，為何？③怎樣蒸餾可得到高純度產(chǎn)品？④能否利用屢次平衡蒸餾或?qū)掖魏唵握麴s實現(xiàn)高純度分離？為什么？⑤工業(yè)上怎樣利用屢次部分汽化和屢次部分冷凝原理實現(xiàn)連續(xù)高純度分離，而流程又不太復(fù)雜呢？

第7頁6.1蒸餾概述⑷精餾操作費用和操作壓強

蒸餾和精餾都是經(jīng)過氣化、冷凝到達分離提濃目標(biāo)。液體加熱氣化需要耗熱，氣相冷凝則需要提供冷卻量，所以，蒸餾和精餾都是能耗很高單元操作，采取何種辦法到達節(jié)能降耗是精餾過程研究主要任務(wù)。另外，蒸餾過程中液體沸騰溫度和蒸汽冷凝溫度均與操作壓強相關(guān)，故工業(yè)蒸餾操作壓強應(yīng)進行適當(dāng)選擇。加壓精餾可使冷凝溫度提升以防止使用費用很高冷凝器或者在常壓下為氣態(tài)混合物（如烷、烴類混合物），沸點很低，需加壓使其成液態(tài)后才能精餾分離；減壓精餾可使沸點降低以防止使用高溫載熱體，沸點高且又是熱敏性混合物精餾宜用減壓精餾；除上述情況外以外普通用常壓精餾。

第8頁6.2雙組分溶液氣、液相平衡6.2.1理想物系氣液相平衡6.2.1非理想物系氣液相平衡第9頁6.2.1理想物系氣液相平衡（2）x~t（泡點）關(guān)系式液相為理想溶液，服從拉烏爾定律：

氣相為理想氣體，符合道爾頓分壓定律：

第10頁6.2.1理想物系氣液相平衡(2)x~t（泡點）關(guān)系式

混合液沸騰條件是各組分蒸汽壓之和等于外壓，即

第11頁6.2.1理想物系氣液相平衡（2）x~t（泡點）關(guān)系式

純組分蒸汽壓與溫度關(guān)系式可用安托因方程表示，即故與關(guān)系為非線性關(guān)系，已知求用上式很方便，不過已知求泡點要用試差法（迭代法）求。

第12頁6.2.1理想物系氣液相平衡（3）y~t（露點）關(guān)系式

指定用上述方法求出后用道爾頓分壓定律求，即

第13頁6.2.1理想物系氣液相平衡（4）y~t（或y）關(guān)系式將用上述方法求出數(shù)據(jù)畫在同一張圖上，就得到下圖。

第14頁6.2.1理想物系氣液相平衡(4)t~x（或y）關(guān)系式

①兩端點A與B.端點A代表純易揮發(fā)A組分(x=1)，端點B代表純難揮發(fā)B組分（x=0）。。

②兩線：t~x線為泡點線，泡點與組成相關(guān)；t~y線為露點線，露點與組成y相關(guān)。

第15頁6.2.1理想物系氣液相平衡（4)y~t(或y)關(guān)系式③3區(qū):t~x線以下為過冷液體區(qū)；t~y線以上為過熱蒸汽區(qū)；在t~x與t~y線之間區(qū)域為氣液共存區(qū)，在此區(qū)域內(nèi)氣液組成y與x是成平衡關(guān)系，氣液兩相量符合杠桿定律。只有設(shè)法使體系落在汽液共存區(qū)這才能實現(xiàn)一定程度分離。比如將組成為過冷溶液加熱至C點，產(chǎn)生第1滴氣泡，故C點所對應(yīng)溫度稱為泡點，氣泡組成為y1，維持加熱升溫至G點，溶液部分汽化，氣相組成為y(F點)，液相組成為x(E點)，y>xF，x<xF，故原料液得到部分分離，x與y成平衡關(guān)系，G點所對應(yīng)溫度為氣液相平衡濃度；反之將組成為yF過熱混合氣體冷卻至D點，第1滴冷凝液出現(xiàn)，D點所對應(yīng)溫度為露點，繼續(xù)冷卻至G點氣相部分冷凝，液相組成為x，氣相組成為y，x<yF，y>yF，故部分冷凝亦可實現(xiàn)一定程度分離。要實現(xiàn)高純度分離必須采取屢次部分汽化和屢次部分冷凝，這個過程在工業(yè)生產(chǎn)上是怎樣實現(xiàn)呢？

第16頁6.2.1理想物系氣液相平衡（5）y~x圖在蒸餾計算中廣泛應(yīng)用是一定總壓下y~x圖。因，故在任一x下總是y>x，相平衡曲線y~x必位于對角線y=x上方。若平衡曲線離對角線越遠，越有利于精餾分離。注意:y~x曲線上各點對應(yīng)不一樣溫度。x、y值越大，泡、露點溫度越低。

第17頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程

純組分飽和蒸汽壓p0只能反應(yīng)純液體揮發(fā)性大小。某組分與其它組分組成溶液后其揮發(fā)性將受其它組分影響。溶液中各個組分揮發(fā)性大小應(yīng)該怎樣表示才符合實際情況呢？對了，要用各組分平衡蒸汽分壓與其液相摩爾分數(shù)比值，即揮發(fā)度表示。揮發(fā)度

第18頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程在蒸餾中表示分離難易程度要用兩組分揮發(fā)度之比，稱為相對揮發(fā)度

相平衡方程

第19頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程

此式表示互成平衡氣液兩相組成間關(guān)系，稱為相平衡方程。如能得知值，便可算出氣液兩相平衡時易揮發(fā)組分濃度y～x對應(yīng)關(guān)系。對理想溶液，將拉烏爾定律帶入定義式可得

第20頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程

即理想溶液值僅依賴于各純組分性質(zhì)。純組分飽和蒸汽壓pA0、pB0均系溫度t函數(shù)，且隨溫度升高而加大，所以標(biāo)準(zhǔn)上隨溫度（也即隨x）而改變。但與溫度關(guān)系較或單獨與溫度關(guān)系小得多，因而可在操作溫度范圍內(nèi)取一平均相對揮發(fā)度并將其視為常數(shù)，這么利用相平衡方程就可方便地算出y～x平衡關(guān)系。換句話說相平衡方程僅對為常數(shù)理想溶液好用。那么怎么取平均值呢？（P74-75兩種取法）

第21頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程為常數(shù)時，溶液相平衡曲線如下列圖所表示。第22頁6.2.1理想物系氣液相平衡（6）相對揮發(fā)度和相平衡方程時，y＝x（即對角線），值越大，同一液相組成x對應(yīng)值y越大，可取得提濃程度越大，分離程度越好。所以，大小可作為用蒸餾分離某物系難易程度標(biāo)志。

第23頁6.2.2非理想物系氣液相平衡實際生產(chǎn)中所碰到大多數(shù)物系為非理想物系。非理想物系氣液相平衡關(guān)系計算要包括逸度、活度系數(shù)等參數(shù)，計算復(fù)雜，在學(xué)習(xí)《物理化學(xué)》時同學(xué)們有接觸，更深入討論在后續(xù)課程《化工熱力學(xué)》中，我們在《化工原理》中不要求計算，只需掌握非理想物系相平衡圖即可。依據(jù)詳細情況，非理想物系又分為：①液相屬非理想溶液；②氣相屬非理想氣體兩大類。后面僅限于討論非理想溶液相平衡曲線圖。第24頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

溶液非理想性起源于異種分子之間作用力aAB不一樣于同種分子間作用力aAA、aBB，其表現(xiàn)是溶液中各組分平衡蒸汽壓偏離拉烏爾定律。此偏差能夠是正偏差，也能夠是負偏差，實際溶液尤以正偏差居多。

第25頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

正偏差：aAB<aAA，aAB<aBB，即異分子間排斥傾向起了主導(dǎo)作用，使溶液兩個組分平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計高，以下列圖所表示。

第26頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

正偏差嚴(yán)重時形成含有最低恒沸點溶液，圖9-7苯-乙醇溶液就是這種溶液，其最低恒沸點為tm＝68.3℃，最低恒沸點恒沸物組成為xm＝0.552。圖9-9為乙醇-水溶液相平衡曲線也是這種情況，其tm＝78.15℃，xm＝0.0.894，用普通精餾方法分離乙醇-水溶液最多只能靠近于恒沸物組成，這就是工業(yè)酒精濃度95%原因，要得到無水酒精，要用特殊精餾方法。

第27頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

第28頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

負偏差：aAB>aAA，aAB>aBB，異分子間吸引力大，使得溶液兩個組分平衡分壓都比拉烏爾定律所預(yù)計低，如圖9-6b。負偏差嚴(yán)重時形成含有最高恒沸點溶液，圖9-8氯仿-丙酮溶液就是這種溶液，其tm＝64.5℃，xm＝0.65，也不能用普通精餾方法對含有最高恒沸點恒沸物中兩個組分加以分離。

第29頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

第30頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（1）非理想溶液

非理想溶液相對揮發(fā)度隨組成改變很大，不能示為常數(shù)，故相平衡方程不能用。

第31頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（2）總壓對相平衡影響上述相平衡曲線（包含理想物系及非理想物系）均以恒定總壓P為條件。P↑，泡點t↑

、↓，分離較困難，P對t－x（或y）圖及y－x圖影響見圖9-12，由圖可見，當(dāng)P>PA,臨界時，氣、液共存區(qū)縮小，精餾只能在一定濃度范圍內(nèi)進行，即得不到輕組分高純度產(chǎn)物。

第32頁6.2.2非理想物系氣液相平衡（2）總壓對相平衡影響

第33頁6.2.2非理想物系氣液相平衡思索題：P↓，減壓精餾，理論上能否得到無水酒精？第34頁6.3平衡蒸餾與簡單蒸餾6.3.1平衡蒸餾

6.3.2簡單蒸餾第35頁6.3.1平衡蒸餾過程數(shù)學(xué)描述蒸餾過程數(shù)學(xué)描述不外為物料衡算式、熱量衡算式及反應(yīng)詳細過程特征方程，現(xiàn)分述以下。⑴物料衡算式：對連續(xù)定態(tài)過程做物料衡算可得總物料衡算：

易揮發(fā)組分物料衡算：

兩式聯(lián)立可得

第36頁6.3.1平衡蒸餾兩式聯(lián)立式中：

F,xF——加料流率，kmol/s及料液組成摩爾分數(shù)；

D,y——氣相產(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分數(shù)；

W,x——液相產(chǎn)物流率，kmol/s及組成摩爾分數(shù)。第37頁6.3.1平衡蒸餾設(shè)液相產(chǎn)物占總加料量分率為q，氣化率為，代入上式整理可得

顯然，將組成為xF料液分為任意兩部分時必須滿足此物料衡算式。以上計算中各股物料流率單位也可用kg/s，但各組成均須對應(yīng)用質(zhì)量分數(shù)表示。第38頁6.3.1平衡蒸餾⑵熱量衡算

加熱爐熱流量為Q,則

節(jié)流減壓后，物料放出顯熱即供本身部分氣化，故

第39頁6.3.1平衡蒸餾⑵熱量衡算

由此式可求得料液加熱溫度為

式中：tF,T——分別為料液溫度與加熱后液體溫度；K;

te——閃蒸后氣、液兩相平衡溫度；K；

Cm,p——混合液平均摩爾熱容，KJ/(kmol?K)；

r——平均摩爾氣化熱，KJ/kmol。

第40頁6.3.1平衡蒸餾⑶過程特征方程式平衡蒸汽中可設(shè)氣、液兩相處于平衡狀態(tài)，即兩相溫度相同，組成互為平衡。所以，y與x應(yīng)滿足相平衡方程式若為理想溶液應(yīng)滿足平衡溫度te與組成x應(yīng)滿足泡點方程，即

第41頁6.3.1平衡蒸餾平衡蒸餾過程計算：

當(dāng)給定氣化率(1-q)，可依照下列圖所表示方法圖解求出所求氣、液相組成。第42頁6.3.2簡單蒸餾簡單蒸餾過程數(shù)學(xué)描述：描述簡單蒸餾過程物料衡算、熱量衡算方程與平衡蒸餾并無本質(zhì)區(qū)分，但簡單蒸餾是個時變過程，而平衡蒸餾為定態(tài)過程。所以，對簡單蒸餾必須選取一個時間微元，對該時間微元始末作物料衡算。設(shè)W——某瞬間釜中液體量，它隨時而變，由初態(tài)W1變至終態(tài)W2；

x——某瞬間釜中液體組成，它由初態(tài)x1降至終態(tài)x2；

y——瞬間由釜中蒸出氣相組成，隨時間而變。

第43頁6.3.2簡單蒸餾

若時間內(nèi)蒸出物料量為dW,釜內(nèi)液體組成對應(yīng)地由x降為(x-dx)，對該時間微元作易揮發(fā)組分物料衡算可得:

略去二階無窮小量，上式可寫為將此式積分得簡單蒸餾過程特征時任一瞬間氣、液相組成與互為平衡，故描述此過程特征方程仍為相平衡方程，即聯(lián)立上述兩式可得：

第44頁6.3.2簡單蒸餾簡單蒸餾過程計算:

原料量W1及原料組成x1普通已知，當(dāng)給定x2即可聯(lián)立上式求出殘液量W2。因為釜液組成x隨時改變，每一瞬間氣相組成y也對應(yīng)改變。若將全過程氣相產(chǎn)物冷凝后聚集一起，則餾出液平均組成及數(shù)量可對全過程始末作物料衡算而求出。全過程易揮發(fā)組分物料衡算式為第45頁6.3.2簡單蒸餾例題：例9-1理想溶液簡單蒸餾時，某時刻釜殘液量W2（kmol）與易揮發(fā)組分組成x2（摩爾分率）之間有以下關(guān)系式

式中：W1（kmol）為初始料液量，x1（摩爾分率）為初始濃度，為平均相對揮發(fā)度。對苯—甲苯溶液,x1=0.6,W1=10kmol，，在1atm下進行簡單蒸餾。試求：（1）蒸餾到殘液濃度x1=0.5為止，餾出液量WD（kmol）和平均濃度xD；（2）若蒸餾至殘液量為原加料二分之一時，殘液濃度。第46頁6.3.2簡單蒸餾解：（1）將已知數(shù)據(jù)代入題給方程得解得kmolkmol

第47頁6.3.2簡單蒸餾（2）依題意W2=W1/2，將相關(guān)數(shù)據(jù)代入題給方程整理后得

上式為非線性方程，可用試差法求x2，但收斂速度慢。采取牛頓迭代法求可快速收斂，為此將上式寫成將上式求導(dǎo)得第48頁6.3.2簡單蒸餾取初值則再次迭代

取精度，則即滿足精度要求。由結(jié)果可知本題，當(dāng)非線性方程一階導(dǎo)數(shù)可求時，采取牛頓迭代法求根收斂速度快。

第49頁6.3.2簡單蒸餾例題：例9-2苯-甲苯溶液初始料液量和初始濃度均與上題相同，在1atm下進行平衡蒸餾（閃蒸），試求：（1）汽化率f=0.389時離開閃蒸塔汽相組成yD和液相組成xW，并與上題（1）結(jié)果進行比較，說明什么問題？（2）定性分析，其它條件不變，原料加熱溫度t升高時yD、xW、及閃蒸后汽液兩相平衡溫度te改變趨勢。

第50頁6.4精餾6.4.1精餾過程6.4.2精餾過程數(shù)學(xué)描述基本方法6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述6.4.4精餾過程兩種解法6.4.5精餾塔操作方程第51頁6.4.1精餾過程⑴精餾原理簡單蒸餾及平衡蒸餾只能使液體混合物得到有限分離，遠遠不能滿足工業(yè)要求。怎樣利用兩組分揮發(fā)度差異實現(xiàn)連續(xù)高純度分離，是我們在本節(jié)要討論基本內(nèi)容。

①精餾操作

前已述及能夠重復(fù)進行屢次部分汽化，部分冷凝能夠?qū)崿F(xiàn)高純度分離。從理論上說，能夠用屢次重復(fù)蒸餾方法來到達所要求分離純度。屢次蒸餾可用方法有:屢次簡單蒸餾、屢次平衡蒸餾、屢次平衡級。前兩種操作復(fù)雜，設(shè)備造價高，不是很經(jīng)濟。

第52頁6.4.1精餾過程讓我們再往返顧一下平衡級操作情況：進入平衡級組成x0，y0不平衡，或，但離開平衡級時組成xW與y0平衡。另外在平衡級中蒸餾過程，汽化熱和冷凝熱相互賠償，無需從外界加熱或冷卻，才適宜于屢次進行。這種汽、液屢次接觸，也就是屢次蒸餾，能夠在板式塔中實現(xiàn)，我們稱之為精餾，板式塔中每一層理論板就是一個平衡級。下面我們就來討論在板式塔中進行精餾操作。第53頁6.4.1精餾過程板式塔中精餾過程能夠詳見下列圖。第54頁6.4.1精餾過程②精餾原理現(xiàn)取第n板(如上圖)為例來分析精餾過程和原理。塔板形式有各種，最簡單一個是板上有許多小孔（稱篩板塔），每層板上都裝有溢流管，由下一層（n+1層）蒸汽經(jīng)過板上小孔上升，而上一層（n-1層）來液體經(jīng)過溢流管流到第n板上，在第n板上汽液兩相親密接觸，進行熱和質(zhì)交換。進、出第n板物流有四種：

1．由第n-1板溢流下來液體量為，其組成為溫度為；2．由第n板上升蒸汽量為，組成為，溫度為；3．從第n板溢流下去液體量為，組成為，溫度為； 4．由第n+1板上升蒸汽量為，組成為，溫度為。

第55頁6.4.1精餾過程②精餾原理所以，當(dāng)組成為液體及組成為蒸汽同時進入第n板，因為存在溫度差和濃度差，汽液兩相在第n板上親密接觸進行傳質(zhì)和傳熱結(jié)果會使離開第n板汽液兩相平衡（假如為理論板，則離開第n板汽液兩相成平衡），若汽液兩相在板上接觸時間長，接觸比較充分，那么離開該板汽液兩相相互平衡，通常稱這種板為理論板（，成平衡）。精餾塔中每層板上都進行著與上述相同過程，其結(jié)果是上升蒸汽中易揮發(fā)組分濃度逐步增高，而下降液體中難揮發(fā)組分越來越濃，只要塔內(nèi)有足夠多塔板數(shù)，就可使混合物到達所要求分離純度。加料板把精餾塔分為二段，加料板以上塔，即塔上半部完成了上升蒸汽精巧，即除去其中難揮發(fā)組分，因而稱為精餾段。加料板以下（包含加料板）塔下半部完成了下降液體中難揮發(fā)組分提濃，即除去了易揮發(fā)組分，因而稱為提餾段。一個完整精餾塔應(yīng)包含精餾段和提餾段。

第56頁6.4.1精餾過程③回流作用

從上面所討論精餾操作不難看出，精餾之所以區(qū)分于蒸餾就在于精餾有“回流”，而蒸餾沒有“回流”?；亓靼斠合嗷亓髋c塔釜部分汽化造成氣相回流?；亓魇墙M成汽、液兩相接觸傳質(zhì)使精餾過程得以連續(xù)進行必要條件。若塔頂沒有液相回流，或是塔底沒有再沸器產(chǎn)生蒸汽回流，則塔板上氣液傳質(zhì)就缺乏了相互作用一方，也就失去了塔板分離作用。所以，回流液逐板下降和蒸汽逐板上升是實現(xiàn)精餾必要條件。思索題：為何只需要部分回流而無須全部回流？（唯有如此，塔頂和塔底才有產(chǎn)品，不然沒有工業(yè)意義）

第57頁6.4.1精餾過程⑵全塔物料衡算總物料衡算:易揮發(fā)組分物料衡算:聯(lián)立以上兩式可得:

式中分別為餾出液和釜液采出率.進料組成通常是給定,這么,在確定精餾條件時受上式約束,即:第58頁6.4.1精餾過程1要求塔頂,塔底產(chǎn)品組成時,即要求了產(chǎn)品質(zhì)量,則可計算產(chǎn)品采出率.換言之,要求了塔頂,塔底產(chǎn)品質(zhì)量,產(chǎn)品采出率不再能自由選擇.2要求塔頂產(chǎn)品采出率,則塔底產(chǎn)品質(zhì)量及采出率不能自由選擇.3要求塔底產(chǎn)品采出率和質(zhì)量,則塔頂產(chǎn)品質(zhì)量及采出率不能再自由選擇.

第59頁6.4.1精餾過程注意:1.回收率定義.塔頂易揮發(fā)組分回收率

塔底難揮發(fā)組分回收率

第60頁6.4.1精餾過程2.在要求分離要求時應(yīng)使,或.假如塔頂產(chǎn)品采出率取得過大,即使精餾塔有足夠分離也能夠.但我們以后會講難大部分物系來說組分摩爾汽化潛熱相等.滿足恒摩爾流假設(shè).在推導(dǎo)操作線方程時恒摩爾流假設(shè)為基礎(chǔ),故對這類物系全塔物料平衡時還是用摩爾流量和摩爾分率.除非是恒質(zhì)量物系才用質(zhì)量流量和質(zhì)量分率.

第61頁6.4.2精餾過程數(shù)學(xué)描述基本方法⑴逆流多級傳質(zhì)操作氣液傳質(zhì)設(shè)備（板式塔、填料塔）對吸收和精餾過程是通用。吸收以填料塔為例，本章精餾以板式塔為例。⑵過程描述基本方法物料衡算、熱量衡算、過程特征方程。

第62頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程簡化—理論板和板效率a.理論板是一個理想化塔板，即不論進入塔板汽液組成怎樣，在塔板上充分混合和接觸與傳質(zhì)最終止果表現(xiàn)為離開該板汽液兩相在傳熱，傳質(zhì)兩方面都到達平衡狀態(tài)，兩相溫度相等，組成互成平衡。理論板在實際上是不存在，這是因為要想使板上汽液兩相到達平衡，汽液兩相接觸時間必須為無限長，這顯然是不可能。但理論板概念之所以主要，是因為它能夠作為衡量實際塔板分離效果一個主要依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。在設(shè)計計算時，先求出理論板數(shù)以后，然后用塔板效率給予校正就能夠得出實際塔板數(shù)。實際塔板數(shù)

第63頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程簡化—理論板和板效率b.汽相默弗里板效率

式中——第塊實際板汽相默弗里板效率；、——分別為離開第n、n+1塊實際板汽相組成，摩爾分率；——與離開第n塊實際板液相組成成平衡汽相組成，摩爾分率。

第64頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述（1）塔板傳質(zhì)過程簡化—理論板和板效率

液相默弗里板效率

式中——第塊實際板汽相默弗里板效率；、——分別為離開第n-1、n塊實際板汽相組成，摩爾分率；——與離開第n塊實際板液相組成成平衡汽相組成，摩爾分率。

第65頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑵單塊塔板熱量衡算及其簡化—恒摩爾流假設(shè)對單塊塔板進行熱量衡算，忽略因組成、溫度不一樣所引發(fā)進出塔板飽和液體焓及汽化潛熱區(qū)分，結(jié)合塔板物料衡算關(guān)系，可得精餾段：,提餾段：,①組分摩爾汽化潛熱相等；②液兩相接觸時因溫度不一樣而交換顯熱能夠忽略；③設(shè)備保溫良好，熱損失能夠忽略。

第66頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑶塔板物料、熱量衡算及傳遞速率最終簡化

引入理論板概念及恒摩爾流假設(shè)使塔板過程物料衡算、熱量衡算及傳遞速率最終簡化為物料衡算式相平衡方程對二元理想溶液第67頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析加料板因有物料自塔外引入，其物料衡算方程式和能量衡算式與普通板不一樣?？蓞⒁娤铝袌D第68頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析①加料熱狀態(tài)（共5種）在實際生產(chǎn)中，加入精餾塔中原料液可能有一下五種不一樣熱情況：

a.溫度低于泡點過冷液體；

b.溫度等于泡點飽和液體；

c.溫度介于泡點和露點之間汽、液混合物；

d.溫度等于露點飽和蒸汽；

e.溫度高于露點過熱蒸汽。第69頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析②理論加料板（第m塊）因為不一樣進料熱情況影響，使從加料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生改變，也即上升到精餾段蒸汽量及下降到提餾段液體量發(fā)生改變。我們能夠經(jīng)過加料板物料衡算及熱量衡算求出關(guān)系。總物料衡算式：熱量衡算：

第70頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析③精餾段與提餾段兩相流量關(guān)系總物料衡算式熱量衡算注意：在熱量衡算式中已經(jīng)應(yīng)用了恒摩爾流假設(shè)，即認為不一樣溫度和組成下飽和液體焓及氣化潛熱r均相等，液體i和氣體l均不加下標(biāo)。聯(lián)立以上兩式并令q為加料熱狀態(tài)參數(shù)由以上各式可得

第71頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述⑷加料板過程分析由以上各式可得

依據(jù)，還能夠從另首先來說明意義。以1kmol/h進料為基準(zhǔn)，提餾段中液體流量較精餾段液體流量增大kmol/h數(shù)即為值。因而，對于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進料熱情況而言，提餾段液相流量增大kmol/h數(shù)（即q值）就等于進料中液相所占分率。依據(jù)這一定義，若是汽液混合物進料，題目已知進料中汽相與液相摩爾數(shù)之比為2:1，則。用這種方法求汽液混合物進料值很方便。

第72頁6.4.3塔板上過程數(shù)學(xué)描述（5）精餾塔內(nèi)摩爾流率（全凝器，泡點回流）

精餾段

提餾段冷凝器熱負荷再沸器熱負荷

第73頁6.4.4精餾過程兩種解法⑴方程組聯(lián)立求解設(shè)某精餾塔共有N塊理論板，其中第m塊板為加料板，最末一塊是蒸餾釜。這么N塊理論板可寫出N個物料衡算式，若回流液體組成x0為則個物料衡算式可依次列出以下:第1塊第2塊加料板（第m塊）提餾段任一塊板（第n塊）最終一塊板（第N塊）

第74頁6.4.4精餾過程兩種解法⑴方程組聯(lián)立求解除此N個物料衡算式之外，對N塊理論板還能夠?qū)懗鰝€相平衡方程。經(jīng)過全塔物料衡算及塔內(nèi)摩爾流量計算，可求出L、V、、、W皆已知；于是，聯(lián)立求解N個物料衡算式及N個相平衡方程式，可解出x1至xN及y1至yN共2個未知數(shù)。但因為相平衡方程式是非線性，求解過程必須試差或迭代。方程組聯(lián)立求解必須條件是方程式數(shù)目已知，故上述方法主要用于塔板數(shù)及加料板位置已知操作型精餾計算。

第75頁6.4.4精餾過程兩種解法⑵逐板計算法。思緒：從全凝器開始,交替使用相平衡方程以及物料衡算式，直到為止，用n次相平衡及物料衡算式，則需n塊理論板。逐板計算不需事先知道方程式數(shù)目，故對板數(shù)N為待定變量設(shè)計型問題尤為適合，我們在下面將詳細討論。

第76頁6.4.5精餾塔操作線方程因為加料緣故，常規(guī)精餾塔普通分為兩段。加料板以上塔段完成了上升蒸汽精制，即除去其中難揮發(fā)組分，因而稱為精餾段。加料板以下（包含加料板）塔段完成了下降液體中難揮發(fā)組分提濃，即除去其中易揮發(fā)組分，因而稱為提餾段。操作線方程實際上是利用物料衡算關(guān)系導(dǎo)出。

第77頁6.4.5精餾塔操作線方程（1）精餾段操作線方程

在精餾段第n板與第n+1板（塔板序號是從塔頂起往下數(shù)）之間塔截面到塔頂全凝器之間進行物料衡算可導(dǎo)出精餾段操作線方程為：式中L、V——分別為精餾段內(nèi)下降液體和精餾段內(nèi)上升蒸汽流率，kmol/h；

R——回流比，；

y、x——氣相與液相中易揮發(fā)組分摩爾分率；下標(biāo)n——精餾段內(nèi)自上而下塔板序號。第78頁6.4.5精餾塔操作線方程（2）提餾段操作線方程在提餾段第m板與第m+1板之間塔截面到塔底再沸器之間進行物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程為：式中L’、V’——分別為提餾段內(nèi)下降液體和提餾段內(nèi)上升蒸汽流率，kmol/h；

q——進料熱狀態(tài)參數(shù)；下標(biāo)m——提餾段自上而下塔板序號。

第79頁6.4.5精餾塔操作線方程（3）理論板增濃度為何每一個梯級就代表一塊理論板呢？以下列圖為例。

第80頁6.4.5精餾塔操作線方程（3）理論板增濃度依據(jù)理論板概念，離開第n塊理論板汽相組成yn與液相組成xn應(yīng)滿足相平衡關(guān)系，這么在圖上表征第n塊理論板點必定落在平衡線上，平衡線上B點；板間截面（A-A、C-C截面）相遇上升蒸汽與下降液體組成滿足操作線方程，故必落在操作線上，操作線上A（xn-1，yn）、C（xn，yn+1）點。從A點出發(fā)引水平線與平衡線交于B點，B點坐標(biāo)是（xn，yn），即反應(yīng)了板上平衡關(guān)系；由B點出發(fā)引垂直線與操作線交點于C點，表示汽液組成滿足操作線方程。依次繪水平線與垂直線相當(dāng)于交替使用相平衡關(guān)系與操作線關(guān)系，每繪出一個直角梯級就代表一塊理論板，總梯級數(shù)目即為理論板數(shù)。

第81頁6.4.5精餾塔操作線方程（3）理論板增濃度從直角梯級ABC中能夠看出，AB邊表示下降液體經(jīng)過第n板后重組分增濃程度（即輕組分xn-1由減小xn至），BC邊表示上升蒸汽經(jīng)第板后輕組分增濃程度（輕組分由yn+1增大至yn）。操作線與平衡線偏離程度越大，表示每塊理論板增濃程度越高，在到達一樣分離要求條件下所需理論板數(shù)就越少。如同人們上樓梯，一樣高度樓層，每級臺階越高，所需梯級數(shù)目就越少一樣。

第82頁6.5雙組分精餾設(shè)計型計算6.5.1理論板數(shù)計算6.5.2回流比選擇6.5.3加料熱情況選擇6.5.4雙組分精餾過程其它類型第83頁6.5.1理論板數(shù)計算

⑴設(shè)計型命題

設(shè)計型計算認為式依據(jù)要求分離要求，選擇精餾操作條件，計算所需理論板數(shù)。要求分離要求是對塔頂、塔底產(chǎn)品質(zhì)量和數(shù)量（產(chǎn)率）提出一定要求，也即某個有用產(chǎn)品回收率

⑵逐板計算法

逐板計算法是由塔頂開始交替使用相平衡關(guān)系和操作關(guān)系進行逐板下行計算直至塔釜組成符合要求為止，計算過程每使用一次相平衡關(guān)系，就代表需要一層理論板。逐板計算步驟以下：塔頂為全凝器（為已知值）

則，第84頁6.5.1理論板數(shù)計算

⑵逐板計算法

逐板計算法是由塔頂開始交替使用相平衡關(guān)系和操作關(guān)系進行逐板下行計算直至塔釜組成符合要求為止，計算過程每使用一次相平衡關(guān)系，就代表需要一層理論板。逐板計算步驟以下：塔頂為全凝器（為已知值）

則，第85頁6.5.1理論板數(shù)計算直至為止。計算過程總共用了次平衡關(guān)系，因而全塔所需理論板數(shù)塊（包含再沸器）。若塔釜采取再沸器間接加熱，再沸器內(nèi)進行過程是部分汽化，離開再沸器汽、液兩相組成、是成平衡，對理想溶液即，所以再沸器相當(dāng)于一層理論板，應(yīng)該扣去，故全塔所需理論板數(shù)塊（不包含再沸器）。精餾段所需理論板數(shù)塊，第塊是加料板，提餾段所需理論板數(shù)塊（不含再沸器，包含加料板）。若塔頂采取分凝器，分凝器內(nèi)進行是部分冷凝過程，所以離開分凝器汽、液兩相組成、是成平衡，即

第86頁6.5.1理論板數(shù)計算對分凝器做總物料及易揮發(fā)組分物料衡算可得對全凝器有：，；令，則

，可得

可看出，塔頂有分凝器精餾塔，精餾段操作線方程與沒有分凝器塔是一樣，且離開分凝器汽液組成是成平衡，所以分凝器也相當(dāng)于一塊理論板。若逐板計算從開始，則所得理論板數(shù)必須再減去一塊，即（不含分凝器與再沸器）。第87頁6.5.1理論板數(shù)計算⑶最優(yōu)加料位置確實定最優(yōu)加料板位置是該板液相組成等于或略低于（即兩操作線交點橫坐標(biāo)）。在圖解法中，當(dāng)某梯級跨過兩操作線交點d時（此梯級表示加料板），應(yīng)及時更換操作線，在逐板計算法中則表達為當(dāng)時以提餾段操作線方程代替精餾段操作線方程，這是因為對一定分離任務(wù)而言，這么做所需理論板數(shù)最少。若提前使用提餾段操作線或過了交點仍沿用精餾段操作線（相當(dāng)于改變了加料板位置），都會因為一些梯級增濃程度降低而使理論板數(shù)增加。⑷操作線實際做法在介紹操作線實際做法前，我們首先介紹一下精餾計算中一個主要方程①線方程（進料方程）

第88頁6.5.1理論板數(shù)計算⑷操作線實際做法第89頁6.5.1理論板數(shù)計算將精餾段操作線方程式中、下標(biāo)和略去并成，提餾段操作線方程式中、下標(biāo)和略去并改寫成。以上兩式相減得：把,,,代入上式并整理，即可得到線方程：第90頁6.5.1理論板數(shù)計算線方程是聯(lián)立精餾段操作線方程和提餾段操作線方程導(dǎo)出,它實際上是代表兩操作線交點d軌跡方程。在圖上線是經(jīng)過對角線（）上點f一條直線，斜率為。所以，可從對角線上f點出發(fā)，以為斜率作出線，找出該線與精餾段操作線交點，連接即為提餾段操作線。線方程完全為進料組成和熱情況參數(shù)所決定，亦稱之為進料方程。尤其對汽液混合物進料，假如題目已知相對揮發(fā)度、進料組成和值（此時值等于進料中液相所占分率），求進料中汽相組成和液相組成。此時，應(yīng)將進料組成了解為進料中汽液兩相總組成，其中汽相組成、液相組成當(dāng)然應(yīng)滿足進料方程即線方程。第91頁6.5.1理論板數(shù)計算另首先，汽液混合物進料在相圖上是落在汽液共存區(qū)內(nèi)，汽液兩相是成平衡也應(yīng)滿足相平衡方程。所以，能夠聯(lián)立相平衡方程式和線方程式解出進料中汽液組成和。②進料情況對線及操作線影響進料熱情況不一樣，值及線斜率也就不一樣，故線與精餾段操作線交點也即兩操作線交點d因進料熱情況不一樣而變動，從而提餾段操作線位置也就隨之而改變。當(dāng)進料組成，回流比以及分離要求一定時，進料熱情況對線及操作線影響如圖16-3所表示。連接對角線上b點（）與不一樣值時線與精餾段操作線交點d即得不一樣值時提餾段操作線。

第92頁6.5.1理論板數(shù)計算③

操作線實際做法在圖解法計算理論塔板數(shù)時，能夠從點()出發(fā)，以為截距作出精餾段操作線，然后由線方程求出線與精餾段操作線交點，連接該交點與（）就得到了提餾段操作線。第93頁6.5.2回流比選擇

⑴全回流與最少理論板數(shù)第94頁6.5.2回流比選擇

⑴全回流與最少理論板數(shù)全回流時精餾塔不加料，也不出料，，，兩操作線合二為一且與對角線重合，操作線方程即為對角線，這是全回流一個主要特點，即兩板之間任一截面上，上升蒸汽組成與下降液體組成相等。顯然，全回流時操作線和平衡線距離最遠，所以到達指定分離程度所需理論板數(shù)最少，以表示。最少理論板數(shù)求法有以下兩種：①圖解法。在圖上平衡線和對角線之間畫梯級求得。該法繁瑣，但對理想溶液和非理想溶液均適用。②用芬斯克（Fenske）方程計算。該法簡便但僅適合用于理想溶液。

第95頁6.5.2回流比選擇多組分精餾

二元精餾第96頁6.5.2回流比選擇⑵最小回流比第97頁6.5.2回流比選擇⑵最小回流比時，，e稱為挾點（）求關(guān)鍵是挾點坐標(biāo)、值，、既滿足相平衡關(guān)系，又滿足線方程，

第98頁6.5.2回流比選擇（1）對理想溶液（視為常數(shù)）：解出、值有以下兩種特殊情況：①泡點進料，,將代入相平衡方程求。聯(lián)想（是已知），把代入精餾段操作線方程即可求出：

第99頁6.5.2回流比選擇②飽和蒸汽進料，，將代入相平衡方程求。聯(lián)想，（或是已知），把代入精餾段操作線方程即可求出。討論：對汽液混合物進料，線方程中指汽相、液相中易揮發(fā)組分總組成，不是指其中液相易揮發(fā)組分組成。求汽液混合物進料中液相組成、汽相組成用什么方法？第100頁6.5.2回流比選擇（2）對非理想溶液

第101頁6.5.2回流比選擇（2）對非理想溶液

①平衡線沒下凹，如甲醇—水溶液解出、值。

②平衡線有凹，如乙醇—水溶液、不是線與平衡線交點坐標(biāo)（挾點不在線與平衡線交點處）又分為兩種情況：一是最小回流比時平衡線與精餾段操作線相切（乙醇—水）；二是時平衡線與提餾段操作線相切。第102頁6.5.2回流比選擇⑶適宜回流比選擇第103頁6.5.2回流比選擇⑶適宜回流比選擇最適宜回流比應(yīng)經(jīng)過經(jīng)濟衡算來決定，即按照操作費用與設(shè)備折舊費用之和為最小標(biāo)準(zhǔn)來確定，它是介于全回流與最小回流比之間某個值。通常適宜回流比可取最小回流比（）倍，即近年，因為能源擔(dān)心，其倍數(shù)有降低趨勢，甚至可小至1.05倍。至于回流比對精餾操作影響將在操作型問題定性分析中討論

第104頁6.5.3加料熱情況選擇⑷理論塔板數(shù)捷算法第105頁6.5.3加料熱情況選擇⑷理論塔板數(shù)捷算法均適用。第106頁6.5.3加料熱情況選擇6.5.3加料熱情況選擇由下列圖可看出，在、、、一定情況下，值減小，即進料前原料經(jīng)過預(yù)熱和部分汽化，精餾段操作線不變，但提餾段操作線斜率變大越靠近平衡線，所需理論板數(shù)越多。第107頁6.5.3加料熱情況選擇為了解此點，應(yīng)明確比較標(biāo)準(zhǔn)。精餾關(guān)鍵是回流，精餾操作實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生部分汽化蒸汽回流，塔頂冷凝造成部分液體回流。由全塔熱量衡算可知，塔底加熱量、進料帶入熱量與塔頂冷凝量三者之間有一定關(guān)系。而以上對不一樣值進料所作比較是以固定回流比為基準(zhǔn)，也即以固定塔頂冷凝量為基準(zhǔn)。這么，進料帶入熱量越多（即值減?。?，塔底供熱量必越少，才能確保塔頂冷凝量不變，這意味著塔釜上升蒸汽量對應(yīng)地減小，使提餾段操作線斜率增大[，不變，減小，增大],提餾段操作線向平衡線靠近，所需理論板數(shù)增加。

第108頁6.5.3加料熱情況選擇當(dāng)然，假如塔釜供熱量不變（不變），進料帶入熱量增加（值減?。?，則變大，塔頂冷凝量必定增大，回流比對應(yīng)變大[，變大，不變，變大]，精餾段操作線斜率將隨變大而增大，該線往對角線靠遠離平衡線，所需理論板數(shù)將減小。但須注意，這是以增加熱耗為代價。所以普通而言，在熱耗不變情況下，熱量應(yīng)盡可能在塔底輸入，使所產(chǎn)生汽相回流能在全塔中發(fā)揮作用；而冷量應(yīng)盡可能施加于塔頂，使所產(chǎn)生液體回流能經(jīng)過全塔而發(fā)揮最大效能。

第109頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型

依據(jù)以上觀點，原料不應(yīng)經(jīng)預(yù)熱或部分汽化，前道工序來料狀態(tài)就是進料狀態(tài)。那么為何工業(yè)上有時采取熱態(tài)甚至汽態(tài)進料呢？其目標(biāo)不是為了降低塔板數(shù)，而是為了降低塔釜加熱量。尤其當(dāng)塔釜溫度過高，物料易產(chǎn)生聚合或結(jié)焦時，這么做更為有利。6.5.4雙組分精餾過程其它類型⑴直接蒸汽加熱若待分離混合液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，釜液靠近于純水，這時可采取如圖所表示直接加熱方式，把加熱水蒸汽直接通入塔釜，以省掉造價昂貴再沸器。與間接蒸汽加熱精餾塔相比，直接蒸汽加熱時精餾操作線、線均相同，不過因為塔釜中通入蒸汽直接加熱，提餾段物料衡算及全塔物料衡算關(guān)系變了。

第110頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型

⑴直接蒸汽加熱第111頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型①全塔物料衡算總物料衡算易揮發(fā)組分衡算式中——直接加熱蒸汽流率，kmol/h；——直接蒸汽加熱時釜液流率，kmol/h；——直接蒸汽加熱時釜液組成，摩爾分率。其它符號意義與間接蒸汽加熱相同。②提餾段操作線方程直接蒸汽加熱時也應(yīng)滿足恒摩爾流假設(shè),故有，。依據(jù)物料衡算可導(dǎo)出提餾段操作線方程為

第112頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型如圖所表示，直接蒸汽加熱時提餾段操作線經(jīng)過橫軸上點（）及線與精餾段操作線交點（）兩點，所以也可用兩點求直線方法求提餾段操作線方程：

用上式求直接蒸汽加熱時提餾段操作線方程比較方便，問題歸結(jié)為兩操作線交點坐標(biāo)()怎樣求。因為線及精餾段操作線均與間接蒸汽加熱時相同，所以仍可用前述方法求、值。若用式求，則需依據(jù)，等關(guān)系導(dǎo)出可利用題給已知條件形式才能求解。

第113頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型⑵多股進料

第114頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型⑵多股進料兩種成份相同但濃度不一樣料液可在同一塔內(nèi)進行分離，兩股料液應(yīng)分別在適當(dāng)位置加入塔內(nèi)。整個精餾塔可分成三段，每段均可按圖中所表示符號用物料衡算推出其操作線方程。①操作線方程Ⅰ段

Ⅱ段

式中

尤其，當(dāng)為泡點進料，則Ⅱ段操作線可寫成

第115頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型Ⅲ段式中

不論何種進料熱情況，操作線斜率必有（Ⅲ）>（Ⅱ）>（Ⅰ）。②全塔物料衡算總物料衡算易揮發(fā)組份衡算聯(lián)立以上兩式可得回收率第116頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型③線方程線方程數(shù)與進料股數(shù)相同，兩股進料線方程有兩個，即，④最小回流比回流比減小，三條操作線均向平衡線靠攏。當(dāng)減小至某個值時，挾點可能出現(xiàn)在Ⅰ-Ⅱ兩段操作線交點處，也可能出現(xiàn)在Ⅱ-Ⅲ兩段操作線交點處。對非理想性很強物系，挾點也可能出現(xiàn)在某個中間位置，先出現(xiàn)挾點時回流比為最小回流比。

第117頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型⑶側(cè)線出料

第118頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型⑶側(cè)線出料如圖所表示，此時操作線數(shù)目，因而整個精餾塔可分成三段，每段均可按圖中所表示符號用物料衡算推出其操作線方程。以下僅討論側(cè)線抽出產(chǎn)品為泡點液體情況。 操作線方程Ⅰ段Ⅱ段（泡點采出）以上兩式中定義為。第119頁6.5.4雙組分精餾過程其它類型Ⅲ段式中

有側(cè)線出料時操作線斜率通常(Ⅱ)<(Ⅰ)，在最小回流比時，挾點普通出現(xiàn)在線與平衡線交點處。第120頁6.6雙組分精餾操作型計算6.6.1精餾過程操作型計算6.6.2精餾塔溫度分布和靈敏板第121頁6.6雙組分精餾操作型計算6.6.1精餾過程操作型計算⑴操作型計算命題：

這類計算任務(wù)是在設(shè)備（精餾段板數(shù)及全塔理論板數(shù)）已定條件下，由指定操作條件預(yù)計精餾操作結(jié)果。計算所用方程與設(shè)計時相同，此時已知量為：全塔總板數(shù)及加料板位置（第塊板）；相平衡曲線或相對揮發(fā)度；原料組成與熱狀態(tài)，回流比；并要求塔頂餾出液采出率。待求未知量為精餾操作最終止果——產(chǎn)品組成以及逐板組成份布。操作型計算特點：第122頁6.6雙組分精餾操作型計算①因為眾多變量之間非線形關(guān)系，使操作型計算一般均須經(jīng)過試差（迭代），即先假設(shè)一個塔頂（或塔底）組成，再用物料衡算及逐板計算給予校核方法來處理。②加料板位置（或其它操作條件）普通不滿足最優(yōu)化條件。下面以兩種情況為例，討論這類問題計算方法。回流比增加對精餾結(jié)果影響設(shè)某塔精餾段有塊理論板，提餾段為塊板，在回流比操作時取得塔頂組成與釜液組成（參見圖9-43a）?，F(xiàn)將回流比加大至，精餾段液氣比增加，操作線斜率變大；提餾段第123頁6.6雙組分精餾操作型計算回流比增加對精餾結(jié)果影響

第124頁6.6雙組分精餾操作型計算氣液比加大，操作線斜率變小。當(dāng)操作到達穩(wěn)定時餾出液組成必有所提升，釜液組成必將降低，如圖（9-43b）所表示。定量計算方法是：先設(shè)定某一值，可按物料衡算式求出然后，自組成為起交替使用精餾段操作線方程及相平衡方程進行次逐板計算，算出第1至板氣、液組成。直至算出離開加料板液體組成?？邕^加料板以后，須改用提餾段操作線方程第125頁6.6雙組分精餾操作型計算及相平衡方程進行次逐板計算，算出最終一塊理論板液體組成。將此值與所假設(shè)值比較，二者基本靠近則計算有效，夠則重新試差。必須注意，在餾出液流率要求條件下，藉增加回流比一提升方法并非總是有效：（1）提升受精餾段塔板數(shù)即精餾塔分離能力限制。對一定板數(shù)，即使回流比增至無窮大（全回流）時，也有確定最高極限值；在實際操作回流比下不可能超出此極限值。第126頁6.6雙組分精餾操作型計算（2）提升受全塔物料衡算限制。加大回流比可提升，但其極限值為。對一定塔板數(shù)，即使采取全回流，也只能某中程度趨近于此極限值。如數(shù)值大于1，則極限值為1。另外，加大操作回流比意味著加大蒸發(fā)量與冷凝量。這些數(shù)值還將受到塔釜及冷凝器傳熱面限制。進料組成變動影響

一個操作中精餾塔，若進料組成下降至，則在同一回流比及塔板數(shù)下塔頂餾出液組成將下降為，提餾段塔釜組成也將由降至。進料組成變動后精餾結(jié)果、可用前述試差方法確定。第127頁6.6雙組分精餾操作型計算進料組成變動影響

第128頁6.6雙組分精餾操作型計算圖9-44表示進料組成變動后操作線位置改變。此時欲要維持原餾出液組成不變，普通可加大回流或降低采出量。值得注意，以上兩種情況操作型計算中，加料板位置不一定是最優(yōu)。圖9-43b說明了這一問題。6.6.2精餾塔溫度分布和靈敏板⑴精餾塔溫度分布溶液泡點與總壓及組成相關(guān)。精餾塔內(nèi)各塊塔板上物料組成及總壓并不相同，因而塔頂至于塔底形成某中溫度分布。在加壓或常壓精餾中，各板總壓差異不大，形成全塔溫度分布主要第129頁6.6雙組分精餾操作型計算6.6.2精餾塔溫度分布和靈敏板第130頁6.6雙組分精餾操作型計算原因是各板組成不一樣。圖9-45a表示各板組成與溫度對應(yīng)關(guān)系，于是可求出各板溫度并將它標(biāo)繪在圖9-45b中，即得全塔溫度分布曲線。減壓精餾中，蒸汽每經(jīng)過一塊塔板有一定壓降，假如塔板數(shù)較多，塔頂與塔底壓強差異與塔頂絕對壓強相比，其數(shù)值相當(dāng)可觀，總壓降可能是塔頂壓強幾倍。所以，各板組成與總壓差異是影響全塔溫度分布主要原因，且后一原因影響往往更為顯著。⑵靈敏板一個正常操作精餾塔當(dāng)受到某一外界原因干擾（如回流比、進料組成發(fā)生波動等），全塔各板組成發(fā)生變動，全塔溫度分布也將發(fā)生第131頁6.6雙組分精餾操作型計算⑵靈敏板

第132頁6.6雙組分精餾操作型計算對應(yīng)改變。所以，有可能用測量溫度方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液改變。在一定總壓下，塔頂溫度是餾出液組成直接反應(yīng)。但在高純度分離時，在塔頂（或塔底）相當(dāng)高一個塔段中溫度改變極小，經(jīng)典溫度分布曲線如圖9-46所表示。這么，當(dāng)塔頂溫度有了可覺察改變，餾出液組成波動早已超出允許范圍。以乙苯-苯乙烯在8下減壓精餾為例，當(dāng)塔頂餾出液中含乙苯由96.9%降至90%時，泡點改變僅為0.7℃?？梢姼呒兌确蛛x時普通不能用測量塔頂溫度方法來控制餾出液質(zhì)量。仔細分析操作條件變動前后溫度分別改變，即可發(fā)覺在精餾段或提餾段一些塔板上，溫度改變量最為顯著?；蛘哒f，這些塔板溫度對外第133頁6.6雙組分精餾操作型計算界干擾原因反應(yīng)最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上能夠較早覺察精餾操作所受到干擾；而且靈敏板比較靠近進料口，可在塔頂餾出液組成還未產(chǎn)生改變之前先感受到進料參數(shù)變動并即使采取調(diào)整伎倆，以穩(wěn)定餾出液組成。第134頁6.7間歇精餾6.7間歇精餾6.7.1間歇精餾過程特點

當(dāng)混合液分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常改變時，采取間歇精餾操作方式比較靈活機動。從精餾裝置看，間歇精餾與連續(xù)精餾大致相同。作間歇精餾時，料液成批投入精餾釜，逐步加熱氣化，待釜液組成降至要求值后將其一次排出。由此不難了解，間歇精餾過程含有以下特點。①間歇精餾為非定態(tài)過程。在精餾過程中，釜液組成不停降低。若在操作時保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過程中應(yīng)不停加大回流比。為到達預(yù)定要求，實際操作能夠靈活多樣。

第135頁6.7間歇精餾比如，在操作早期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定；但回流比過大，在經(jīng)濟上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。另外，因為過程非定態(tài)性，塔身積存液體量（持液量）多少將對精餾過程及產(chǎn)品數(shù)量有影響。為盡可能降低持液量，間歇精餾往往采取填料塔。②間歇精餾時全塔均為精餾段，沒有提餾段。所以，取得一樣塔頂、塔底組成產(chǎn)品，間歇精餾能耗必大于連續(xù)精餾。

第136頁6.7間歇精餾間歇精餾設(shè)計計算方法，首先是選擇基準(zhǔn)狀態(tài)（普通以操作始態(tài)或終態(tài)）作設(shè)計計算，求出塔板數(shù)。然后按給定塔板數(shù)，用操作型計算方法，求取精餾中途其它狀態(tài)下回流比或產(chǎn)品組成。為簡化起見，在以下計算中均不計塔板上液體持液量對過程影響，即取持液量為零。第137頁6.7間歇精餾6.7.2保持餾出液組成恒定間歇精餾

設(shè)計計算命題為：已知投料量及料液組成，保持指定餾出液組成不變，操作至要求釜液組成或回收率，選擇回流比改變范圍，求理論板數(shù)。確定理論板數(shù)間歇精餾塔在操作過程中塔板數(shù)為定植。不變但不停下降，即分離要求逐步提升。所以，所設(shè)計精餾塔應(yīng)能滿足過程最大分離要求，設(shè)計應(yīng)以操作終了時釜液組成為計算基準(zhǔn)。間歇精餾操作先線如圖9-48所表示。在操作終了時，將組成為釜液提濃至必有一最小回流比，在此回流比下需要理論板數(shù)為無窮多。第138頁6.7間歇精餾確定理論板數(shù)第139頁6.7間歇精餾多。由圖9-48b可知，普通情況下此最小回流比為為使塔板數(shù)保持在合理范圍內(nèi)，操作終了回流比應(yīng)大于上式某一倍數(shù)。此最終回流比選擇由經(jīng)濟原因決定。選定后，即可從圖9-48c中a點開始，以為截距作出操作終了操作線并求出理論板數(shù)。在操作早期可采取較小回流比，此時操作線如圖9-48c中虛線所表示。

每批料液操作時間

第140頁6.7間歇精餾設(shè)：——每批料液投料量，Kmol；——餾出液量，Kmol，其值隨精餾時間而改變；——釜液摩爾分數(shù)組成，其值在操作中由降為；——蒸餾釜氣化能力，Kmol/s，在操作中可保持為某一常數(shù)。在時間內(nèi)氣化量為，此氣化量應(yīng)等于塔頂蒸汽量任一瞬時之前已餾出液體量由物料衡算式確定，即

第141頁6.7間歇精餾將此式代入式（9-93）積分得在操作過程中因塔板數(shù)不變，每一釜液組成必對應(yīng)一回流比，可用數(shù)值積分從上式求出每批料液精餾時間。第142頁6.7間歇精餾6.7.3回流比保持恒定間歇精餾因塔板數(shù)及回流比不變，在精餾過程中塔釜組成與餾出液組成必同時降低。所以只有使操作早期餾出液組成適當(dāng)提升，餾出液平均濃度才能符合產(chǎn)品質(zhì)量要求。設(shè)計計算命題為：已知料液量及組成，最終釜液組成，餾出液平均組成。選擇適宜回流比求理論板數(shù)。計算能夠操作初態(tài)為基準(zhǔn)，假設(shè)一最初餾出液組成，依據(jù)設(shè)定與釜液組成求出所需最小回流比（參見圖9-49a），然后，選擇適宜第143頁6.7間歇精餾6.7.3回流比保持恒定間歇精餾

第144頁6.7間歇精餾回流比，計算理論板數(shù)。驗算設(shè)定是否適當(dāng)，應(yīng)以全精餾過程所得餾出液平均組成滿足分離要求為準(zhǔn)。與簡單蒸餾相同，對某一瞬間作物料衡算，蒸餾釜中易揮發(fā)組分降低許應(yīng)等于塔頂蒸汽所含易揮發(fā)組分量，這一衡算結(jié)果與式（9-32）相同。此時，式中氣相組成即為瞬時餾出液組成，故有

式中——瞬時釜液量，操作時由投料量F降為殘液量； ——瞬時釜液組成，由降為。第145頁6.7間歇精餾從圖9-49b可知，因板數(shù)及回流比為定植，任一精餾瞬間釜液組成必與一餾出液組成相對應(yīng)，于是可經(jīng)過數(shù)值積分由上式算出殘液量。餾出液平均組成由全過程物料衡算決定，即當(dāng)此等于或稍大于要求值，則上述計算有效。處理一批料液塔釜總蒸發(fā)量為由此可計算出加熱蒸汽消耗量。第146頁6.8恒沸精餾與萃取精餾6.8恒沸精餾與萃取精餾前述普通精餾方式是以溶液中各個組分揮發(fā)度不一樣作為分離依據(jù)，若各組分揮發(fā)度差異越大（即相對揮發(fā)度越大），越易分離。但工業(yè)生產(chǎn)中需要分離溶液，也有不少其揮發(fā)度很靠近或含有恒沸點（最高或最低恒沸點），對于這類溶液分離，用前訴普通精餾方式就難以實現(xiàn)。比如：乙醇—水溶液在總壓時有最低恒沸點℃，恒沸物組成摩爾分率（重量百分率為95.6%），用前述普通精餾方法，最多只能分離得到靠近恒沸組成酒精，這就是工業(yè)酒精中含乙醇只能到達第147頁6.8恒沸精餾與萃取精餾95%（重量百分率）原因。那么，要得到無水酒精怎么辦？理論上可采取降低總壓方法，，，，當(dāng)時，,℃，塔頂上升蒸汽在冷凝器中不能用水將之冷凝下來，必須使用人工制冷，能耗大，普通不用。若兩組分沸點很靠近相對揮發(fā)度很小，如苯—環(huán)己烷沸點分別為80.1℃和80.8℃，也極難用普通精餾方法將其分離。用普通精餾難以分離物系必須采取特殊精餾方法分離。特殊精餾基本原理是：在雙組分溶液中加入第三組分，以改變原雙組第148頁6.8恒沸精餾與萃取精餾分物系非理想性或提升其相對揮發(fā)度而實現(xiàn)分離。依據(jù)第三組分所起作用不一樣，又可分為恒沸蒸餾和萃取精餾。6.8.1恒沸精餾（1）三組分恒沸精餾在A、B雙組分恒沸溶液或相對揮發(fā)度很小雙組分溶液中加入稱為挾帶劑第三組分C，此挾帶劑C與原溶液中一個或兩個組分形成新恒沸物（AC或ABC），新恒沸物沸點比純組分B（或A）或原恒沸物（AB）沸點低得多，使溶液變成“恒沸物—純組分”精餾，其相對揮發(fā)度大而易于分離。比如：第149頁6.8恒沸精餾與萃取精餾乙醇-水恒沸物+苯（挾帶劑）→乙醇-水-苯三元恒沸物+純乙醇A+B（AB）+C→（ABC）+A（ABC）組成：A（乙醇）0.228，B（水）0.233，C（苯）0.539（ABC）中水對乙醇摩爾比，故只要有足量苯作為挾帶劑，在精餾時水將全部集中于三元恒沸物（ABC）中從Ⅰ塔塔頂帶出，而I塔塔底產(chǎn)品為無水酒精，其流程見圖，Ⅱ塔用于回收苯，Ⅲ塔用于回收乙醇。作為挾帶劑苯在系統(tǒng)中循環(huán)使用，補充損失苯量在正常情況下低于無水酒精產(chǎn)量千分之一。除苯以外，乙醇—水溶液恒沸精餾挾帶劑還第150頁6.8恒沸精餾與萃取精餾能夠用戊烷、三氯乙烯等。（2）恒沸精餾挾帶劑選擇在恒沸精餾中，選擇適當(dāng)挾帶劑是恒沸精餾成敗關(guān)鍵，對挾帶劑要求是：①挾帶劑應(yīng)能與被分離組分形成新恒沸液，其恒沸點要比純組分沸點低，普通二者沸點差大于10℃；②新恒沸液所含挾帶劑量愈少愈好，方便降低挾帶劑用量及氣化、回收時所需能量；③新恒沸液最好為非均相混合物，便于用分層法分離；④無毒性、無腐蝕性，熱穩(wěn)定性好；⑤起源輕易，價格低廉。第151頁6.8恒沸精餾與萃取精餾（3）雙組分非均相恒沸精餾若雙組分溶液恒沸物是非均相，在恒沸組成下溶液可分為兩個含有一定互溶度液層，這類混合物分離毋需加入第三組分而只要用兩個塔聯(lián)合操作，便可取得兩個純組分，如糠醛—溶液分離。P121圖9—506.8.2萃取精餾萃取精餾和恒沸精餾相同，也是向原料液中加入第三組分（稱為萃取劑或溶劑），以改變原有組分間相對揮發(fā)度而得到分離。但不一樣是要求萃取劑沸點較原料液中各組分沸點高得多，且不與組分形成恒沸液。萃取精餾慣用于分離各組分沸點（揮發(fā)度）差異很小溶液。比如，第152頁6.8恒沸精餾與萃取精餾（3）雙組分非均相恒沸精餾第153頁6.8恒沸精餾與萃取精餾在常壓下苯沸點為80.1℃，環(huán)乙烷沸點為80.73℃，若在苯—環(huán)乙烷溶液中加入萃取劑糠醛，則溶液相對揮發(fā)度發(fā)生顯著改變，如表所表示。表苯—環(huán)乙烷溶液中加入糠醛后α改變第154頁6.8恒沸精餾與萃取精餾由表可見，相對揮發(fā)度隨萃取劑量加大而增高。第155頁6.8恒沸精餾與萃取精餾圖為分離苯—環(huán)乙烷溶液萃取精餾流程示意圖。原料液進入萃取精餾塔1中，萃取劑（糠醛）由塔1頂部加入，方便在每層板上都與苯相結(jié)合。塔頂蒸出為環(huán)乙烷蒸汽。為回收微量糠醛蒸汽，在塔1上部設(shè)置回收段2（若萃取劑沸點很高，也能夠不設(shè)回收段）。塔底釜液為苯—糠醛混合液，再將其送入苯回收塔3中。因為常壓下苯沸點為80.1℃，糠醛沸點為161.7℃，故二者很輕易分離。塔3中釜液為糠醛，可循環(huán)使用。在精餾過程中，萃取劑基本上不被氣化，也不與原料液形成恒沸液，這些都是有異于恒沸精餾。選擇萃取劑時，主要應(yīng)考慮：（1）萃取劑應(yīng)使原組分間相對揮發(fā)度發(fā)第156頁6.8恒沸精餾與萃取精餾生顯著改變；（2）萃取劑揮發(fā)性應(yīng)低些，即其沸點應(yīng)較純組分為高，且不與原組分形成恒沸液；（3）無毒性、無腐蝕性，熱穩(wěn)定性好；（4）起源方便，價格低廉。萃取精餾與恒沸精餾特點比較以下：（1）萃取劑比挾帶劑易于選擇；（2）萃取劑在精餾過程中基本上不氣化，故萃取精餾耗能量較恒沸精餾為少；（3）萃取精餾中，萃取劑加入量變動范圍較大，而在恒沸精餾中，適宜挾帶劑量多為一定，故萃取精餾操作較靈活，易控制；（4）萃取精餾不宜采取間歇操作，而恒沸精餾則可采取間歇操作方式；（5）恒沸精餾操作溫度較萃取精餾為低，故恒沸精餾較適合用于分離熱敏性溶液。第157頁第七章氣體吸收

第158頁7.1概述

⑴吸收目標(biāo)在化學(xué)工業(yè)種，將氣體混合物種各組分加以分離，其目標(biāo)是：①回收或捕捉氣體混合物中有用物質(zhì)，以制取產(chǎn)品；②除去工藝氣體中有害成份，使氣體凈化，方便深入加工處理,如有害氣體會使催化劑中毒，必須除去；或除去工業(yè)放空尾氣中有害物,以免污染大氣。⑵吸收依據(jù)為到達吸收分離氣體混合物目標(biāo)，要用什么物質(zhì)（溶劑，吸收劑），其分離依據(jù)使什么？（氣體混合物中各組分在溶劑中溶解度不一樣，若各組分在吸收劑中溶解度差異越大，吸收選擇性越好）比如欲分離氨氣＋空氣混合物，可選擇水做溶劑，因為氨水在水中溶解度最大，而空氣幾乎不