化工基础课程

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蒸馏

信阳师院化学化工学院化工基础课件蒸馏

6.26.2 精馏原理精馏原理 6.2.4 精馏流程

图图 6-9 6-9 连续精馏流程连续精馏流程

典型的连续精馏流程如图典型的连续精馏流程如图6-96-9 所示所示 .. 装置主要包括精馏塔、冷凝装置主要包括精馏塔、冷凝器、蒸馏釜（再沸器）。器、蒸馏釜（再沸器）。预热到一定温度的原料液送入精馏塔预热到一定温度的原料液送入精馏塔的进料板的进料板 ,, 在每层塔板上在每层塔板上 , , 回流液体回流液体与上升蒸气互相接触与上升蒸气互相接触 , , 进行热和质的进行热和质的传递传递 ..

塔顶冷凝器的作用塔顶冷凝器的作用 : : 获得塔获得塔顶产品及保证有顶产品及保证有适宜的液相回流适宜的液相回流 .. 再再沸器的作用沸器的作用 : : 提供一定量的上升蒸气提供一定量的上升蒸气流流 .. 精馏段精馏段 :: 加料板以上的塔段加料板以上的塔段 .. 上升汽相中重组分向液相传递，液相中轻组分向汽相传递，完成上升蒸气轻组分精制。提馏段提馏段 :: 加料板及其以下的塔段加料板及其以下的塔段 ..下降液体中轻组分向汽相传递，汽相中重组分向液相传递，完成下降液体重组分提浓。


6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算

１．确定产品的流量和组成 .

２．确定精馏塔的类型 , 如选择板式塔或填料塔 . 根据塔型 , 求算理论板层数或填料层高度 .

３．确定塔高和塔径 .

４．对板式塔 , 进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算 ; 对填料塔 , 需确定填料类型及尺寸 , 并计算填料塔的流体阻力 .

５．计算冷凝器和再沸器的热负荷 , 并确定两者的类型和尺寸 .

本章的核心内容双组分连续精馏塔的工艺计算主要包括以下内容：

本节重点讨论前两项



6.3.1 恒摩尔流假设

在设计中 , 先求得理论板层数 , 然后结合塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。对于一个理论板 , 离开该板的气液两相组成（ yn 与 xn

）的确定可通过相平衡关系 . 如果再能确定下降液体的组成 xn 及下一层板上升蒸气组成 yn+1 之间的关系 , 那么整个塔内个各板的组成可逐板算出 , 板数即为指定分离要求下的理论板层数 .

操作关系 : yn+1 与 xn 之间的关系 , 由精馏条件来确定 ,

精馏的特征方程 .

恒摩尔流假定 : 对整个精馏塔 , 每层板上升蒸汽摩尔流率相等，每层板下降液体摩尔流率相等。

VVVV m 121 LLLLL m 1210

由于精馏过程是涉及传热和传质的过程 ,相互影响的因素较多, 引入恒摩尔流假定 , 使得连续精馏过程计算大大简化。


塔板上有多少摩尔的蒸汽冷凝，就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏过程属等摩尔反向扩散传质过程。对于多数有机同系物和许多相近的理想体系，各组分的摩尔气化热相差不大 . 恒摩尔流假设均适用 . 恒摩尔流假设必须满足的条件是：


6.3.2 6.3.2 物料衡算和操作线方程物料衡算和操作线方程

1. 1. 全塔物料衡算全塔物料衡算图 6-10 所示 , 对稳定操作的连续精馏塔 , 料液加入量必等于塔顶和塔釜产品量之和 .

总物料衡算 WDF

易挥发组分物料衡算 WDF WxDxFx

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显热可以忽略； ③ 塔设备保温良好 ,热损失可也忽略 .


WD

WF

xx

xx

F

D

F

D

F

W1


进料流率 F 和组成 xF 以及釜液组成 xW 一定，馏出液中轻组分含量 xD值越大，馏出液流率 D 值就越小。釜液流率和组成间存在类似关系。提高产品品质是以降低产品产率为代价的。

釜液采出率溜出液采出率

生产中还经常用回收率表示某个有用组分回收的量的大小

溜出液中易挥发组分的回收率F

DA Fx

Dx

釜液中难挥发组分的回收率

)1(

)1(

F

WB xF

xW


2. 2. 操作线方程操作线方程

对图 6-11虚线范围（包括精馏段第 n+1 板和冷凝器在内）作物料衡算 , 以单位时间为基准 , 即：

Dnn DxLxVy 1

塔顶全凝： V=L+D=(R+1)D

回流比： R=L/D

111

R

xx

R

Ry D

nn

1)精馏段操作线方程


上式表明了精馏段内任意位置处下降液流和上升气流组成之间的关系，称为精馏段的操作线方程，它是一

条过点的直线，该线的斜率

即为精馏段的液气比，它由回流比所确定，一定小于 1

)1

,0(),(R

xcxxa D

DD 和 1

R

R

V

L

DRVDLV

RDLD

LR

)1(

又

该式反映了下降液量及上升汽量均取决于回流比


若塔顶的蒸汽在冷凝器中全部冷凝为液体，称此冷凝器为全凝器，冷凝液在泡点温度下部分回流入塔，称为泡点回流。

若对精馏段任一塔板作物料衡算，则

nn

nn

xx

yy

V

L

1

1

由此可见，当物系及操作压力确定时，精馏段的斜率决定了精馏段的分离能力，若 R增大，则斜率增大，操作线便会向对角线靠近，使得精馏段的分离能力增大



2)提馏段操作线方程

对图 6-12虚线范围（包括提馏段第 m 板以下塔段和塔釜在内）作物料衡算 , 即：

V

Wxx

V

Ly W

nn

1

Wnn WxyVxL 1

提馏段操作线方程的物理意义 : 在一定的操作条件下 , 提馏段内自任意第 m 板下降的液相组成与其相邻的下一层塔板上升的蒸汽组成之间的关系 . 应该指出 , 提馏段内液体摩尔流量不仅与 L的大小有关 , 而且还受进料量 F 及其进料热状况的影响 .


提馏操作线：c 点：（ xW ， xW ）截距： -WxW /V’

3) 操作线方程在 x-y 图上的画法

精馏操作线：a 点： ( xD ， xD

）截距： xD /(R+1)

x

y

0 1.0

1.0

xD

a

b

xW

c

d

e

1R

xD

V

WxW

111

R

xx

R

Ry D

nn

精馏段操作线方程

V

Wxx

V

Ly W

nn

1

提馏段操作线方程




6.3.3 进料热状况和进料线方程

1) 进料 5 种热状况在实际生产中 , 如图 6-13 所示 , 引入精馏塔内的原料可能有五种不同状况 , 即：①低于泡点的冷液体；②泡点下的饱和液体；③气液混合物；④饱和蒸气；⑤过热蒸气。进料热状况不同 , 将直接影响其上 .下两段上升蒸气和下降液体的流量 .

1. 进料热状况的影响当进料流量和组成一定时，其温度状况将会直接影响到

塔内两段气液相流量之间的关系，从而会影响塔的分离能力，进料状况通常用一个叫做进料热状况参数 q 来表示


2) 2) 进料热状况参数进料热状况参数

设第 m 块板为加料板，对图对图 6-146-14 所示的虚线所示的虚线范围范围 , , 进 .出该板各股的摩尔流率、组成与热焓可由物料衡算与热量衡算 , 得 :

VLVLF 总物料衡算：

mmmmF VyxLyVLxFx 11轻组分物料衡算：

VLVLF VIILIVLIFI 热量衡算：

LLVV IIII



可得： qFLL

FqVV 1

LV

FV

II

II

F

LL

加料热状态参数 q 的大小与进料焓值 IF 直接相关 .

定义 — 加料热状态参数进料液的摩尔汽化热

的热进料变成饱和蒸汽所需kmol1

LV

FV

II

IIq

VLVLF

VLVLF VIILIVLIFI

q 的意义 : 以 1kmol/h 进料为基准时 , 提馏段中的液体流量较精馏段增大的 kmol/h 数 .



提馏段操作方程的提馏段操作方程的常用表达式常用表达式 ..

WqFLWLV

qFLL

WqFL

Wxx

WqFL

qFLy W

nn

1

V

Wxx

V

Ly W

nn

1

2. q( 进料 ) 线方程在进料板上在进料板上 , , 同时满足精馏段和提馏段的物料衡算同时满足精馏段和提馏段的物料衡算 , , 故故两操作线的交点落在进料板上。当两操作线的交点落在进料板上。当 qq 为定值，改变塔操作为回流比为定值，改变塔操作为回流比时，两操作线交点轨迹即时，两操作线交点轨迹即 qq 线。联立两操作线方程式线。联立两操作线方程式

因因 qq 为一常数为一常数 , , 故一定状态进料时故一定状态进料时 qq 线为直线线为直线 . .

不同的加料热状态对应着不同的 q 值 , 也就对应着不同的 q 线 .

代入代入 DxDxDD+Wx+WxWW=Fx=FxF F , , L’-LL’-L=q F=q F;; V’-VV’-V=(q-1)F. =(q-1)F. 得得 qq 线方程线方程W

D

WxxLyV

DxLxVy

DW DxWxxLLyVV 两式相减

11

q

xx

q

qy F



进料热状况不同进料热状况不同 , q, q 值就不值就不同同 , , 因此直接影响精馏塔内两段上升因此直接影响精馏塔内两段上升蒸汽和下降液体量之间的关系蒸汽和下降液体量之间的关系 , , 如图如图6-15 6-15 所示所示 ..

①① 冷液体进料冷液体进料 , , 因进料温度低于加料因进料温度低于加料板上沸腾液体的温度，故板上沸腾液体的温度，故 q>1; q>1; 则则②② 饱和液体进料饱和液体进料 , , 因进料温度与加料因进料温度与加料板液体温度相等，故板液体温度相等，故 qq=1; =1; 则则

③③ 气液混合物进料气液混合物进料 , q=0~, q=0~1;1;

则则

④④ 饱和蒸汽进料饱和蒸汽进料 , q=0;, q=0; 则则⑤⑤ 过热蒸汽进料过热蒸汽进料 , q<0, q<0 ；则；则

LFV III FLLLFVVV ,

LF II

FLLVV ,

LF II FLLVV ,

VF II LLFVV ,

VF II LLFVV ,


e

a

c

b

d

q<0

q=0

0<q<1q=1 q>1

0 1.0xW

x

y

1.0

xDzF

不同加料热状态下的 q 线

3. q 线的图形表示(1) 在对角线上作 e 点 (y=x=xF) ；(2) 过 e 点作斜率 q/(q-1) 为的直线。

随进料焓值增加 ( 温度高 ), q 值减小 , 则 q 线与精馏操作线的交点沿着精馏操作线朝 x. y 减小的方向移动 . 这意味着加料板位置下移 ( 塔从上往下 , 温度逐步升高 ).


6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 6.3.4 理论板层数的求法1. 逐板计算法

理论板数由操作线方程和相平衡关系确定。

提馏段操作线方程： WqFL

Wxx

WqFL

qFLy W

nn

11

相平衡方程式：n

nn x

xy

)1(1

或n

nn y

yx

)1(

第一板：

第二板：11 12

R

xx

R

Ry D

2

22 )1( y

yx

第三板：11 23

R

xx

R

Ry D

3

33 )1( y

yx

111

R

xx

R

Ry D

nn精馏段操作线方程：

1

11 )1( y

yx

Dxy 1

……

条件：塔顶全凝，泡点回流



第 m+1板： WqFL

Wxx

WqFL

qFLy W

mm

1

1

11 )1(

m

mm y

yx

第 N板：WqFL

Wxx

WqFL

qFLy W

NN

1 WN

NN x

y

yx

)1(

在计算过程中 , 每使用一次平衡关系 , 表示需要一层理论板 . 由于一般再沸器相当于一层理论板 . 结果 : 塔内共有理论板 N块 , 第 N 板为再沸器 , 其中精馏段 m-1块 , 提馏段 N-m+1块 ( 包括再沸器 ), 第 m 板为进料板。

……

第 m 板： 11 1

R

xx

R

Ry D

mm Fm

mm x

y

yx

)1(第 m 板为进料板

逐板计算法是求理论塔板数的基本方法逐板计算法是求理论塔板数的基本方法 , , 计算结果较准确计算结果较准确 ,,且可求得每层板上的气液相组成且可求得每层板上的气液相组成 . . 但该法比较繁琐但该法比较繁琐 ,, 尤其当理论板尤其当理论板层数较多时更甚层数较多时更甚 . . 现由计算程序处理现由计算程序处理 , , 比较好比较好 ..


[ 例 ] 常压下用连续精馏塔分离含苯 44% 的苯一甲苯混合物 . 进料为泡点液体，进料流率取 100 kmol/h 为计算基准。要求馏出液中含苯不小于 94 %. 釜液中含苯不大于 8 %( 以上均为摩尔百分率 ). 设该物系为理想溶液．相对挥发度为 2.47. 塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为 3. 试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数。

解：由全塔物料衡算：解：由全塔物料衡算： FF ＝＝ DD ＋＋ W W ;;FxFxFF ＝＝ DxDxDD ＋＋ WxWxWW

将已知值代入将已知值代入 , , 可解得可解得 DD ＝＝ 41.86kmol/h; W=58.14kmol/h41.86kmol/h; W=58.14kmol/h

提馏段操作方程为提馏段操作方程为 ::

精馏段操作方程为精馏段操作方程为 : :

泡点液体进料时泡点液体进料时 q=1,q=1,

相平衡方程为相平衡方程为


对于泡点进料对于泡点进料 , , xxF F =x=xqq =0.44=0.44

设由塔顶开始计算设由塔顶开始计算 (( 从上往下从上往下 )) ，第，第 11 块板上升蒸气组成块板上升蒸气组成 yy11=x=xDD=0.94. =0.94.

第第 11 块板下降液体组成块板下降液体组成 xx11 由相平衡方程式计算由相平衡方程式计算 : :

故第故第 5 5 板为进料板板为进料板 ; ; 习惯上习惯上 , , 将进料板包括在提馏段内将进料板包括在提馏段内 , , 故精馏段有故精馏段有 4 4

块理论塔板块理论塔板 . . 自第自第 5 5 块开始块开始 , , 应改用提馏段操作方程式应改用提馏段操作方程式 .. 由由 xxnn 求下一板上升求下一板上升蒸汽组成蒸汽组成 yyn+1n+1. .

第第 22 板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计板上升蒸汽组成由精馏段操作方程计算算第第 22 板下降液体组成由相平衡方程计算，可板下降液体组成由相平衡方程计算，可得得如此逐级往下计算，可得如此逐级往下计算，可得

- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 因为因为

故所求的总塔板数为故所求的总塔板数为 99 块（包括再沸块（包括再沸器）。器）。

因为因为- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -


2. 2. 图解法图解法 ------McCabe-Thiele, M-T法　　　　图解法求理论板层数的基本原理与图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同逐板计算法的完全相同 ,, 只不过是用平只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程作线方程 ,, 用简便的图解法代替繁杂的用简便的图解法代替繁杂的计算而已计算而已 ,, 图解法中以直角梯级图解法图解法中以直角梯级图解法最为常用最为常用 .. 虽然图解的准确性较差虽然图解的准确性较差 ,, 但但因其简便因其简便 ,, 目前在两组分精馏中仍被广目前在两组分精馏中仍被广泛采用。泛采用。


1) 操作线的作法首先根据相平衡数据 , 在直角坐标上绘出待分离混合物的 x-y 平衡曲线 , 并作出对角线 . 如图 6-16 所示 .

在 x=xD 处作铅垂线 , 与对角线交于点 a, 再由精馏段操作线的截距 xD /(R+1) 值 , 在 y 轴上定出点 b, 联 ab. ab 为精馏段操作线 .

在 x=xF 处作铅垂线 , 与对角线交于点 e, 从点 e 作斜率为q /(q-1) 的 q线 ef, 该线与 ab 交于点 d.

在 x=xW 处作铅垂线 , 与对角线交于点 c, 联 cd. cd 为提留段操作线 .


6.36.3 双组份连续双组份连续精馏的计算精馏的计算 2) 求 N 的步骤自对角线上 a 点始 , 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级 . 如图 6-17 所示 . 当梯级跨过两操作线交点 d 时 , 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级 , 直至某梯级的垂直线达到或小于 xW 为止 .

每一个梯级代表一层理论板 . 梯级总数即为所需理论板数 .

有时塔顶出来的蒸气先在分凝器中部分冷凝 , 冷凝液回流 , 未冷凝的蒸气经全凝器后 , 凝液作为塔顶产品 . 因为离开分凝器的气液两相相互呈平衡 , 相当于 1 层理论板 . 故此时精馏段层数应少 1.

梯级含义：如第一梯级由 a 点作水平线与平衡线交于点 1(y1, x1), 相当于用平衡关系由 y1 求得 x1 ；再自点 1 作垂线与精馏段操作线相交 , 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由 x1 求得 y2 。作图法与逐板计算法等价。



　　　　如图如图 6-186-18 所示所示 .. 若梯级已跨过两操作线的交点若梯级已跨过两操作线的交点 e , e , 而仍在精馏而仍在精馏段操作线和平衡线之间绘梯级段操作线和平衡线之间绘梯级 , , 由于交点由于交点 d d 以后精馏段操作线与平以后精馏段操作线与平衡线的距离较提馏段操作线与平衡线之间的距离来得近衡线的距离较提馏段操作线与平衡线之间的距离来得近 , , 故所需理故所需理论板层数较多论板层数较多 . . 反之，如还没有跨过交点反之，如还没有跨过交点 , , 而过早的更换操作线而过早的更换操作线 , , 也同样会使理论板层数增加也同样会使理论板层数增加 . . 由此可见由此可见 , , 当梯级跨过两操作线交点当梯级跨过两操作线交点后便更换操作线作图后便更换操作线作图 , , 所定出的加料板位置为适宜的位置所定出的加料板位置为适宜的位置 . .

如前所述，图解过程如前所述，图解过程中当某梯级跨过两操作中当某梯级跨过两操作线交点时，应更换操作线交点时，应更换操作线。跨过交点的梯级即线。跨过交点的梯级即代表适宜的加料板代表适宜的加料板 (( 逐逐板计算时也相同板计算时也相同 ), ), 这是这是因为对一定的分离任务因为对一定的分离任务而言而言 , , 如此作图所需的如此作图所需的理论板层数为最少理论板层数为最少 ..

3. 3. 适宜的进料位置适宜的进料位置



6.3.5 6.3.5 特殊情况时的理论板层数的计算特殊情况时的理论板层数的计算 1. 1. 直接蒸汽加热直接蒸汽加热

若待分离的混合液为水溶液若待分离的混合液为水溶液 ,, 且水是难挥发组分且水是难挥发组分 , , 即馏出液为非水即馏出液为非水组分组分 . . 釜液近于纯水釜液近于纯水 , , 这时可采用直这时可采用直接加热方式接加热方式 , , 以省掉再沸器以省掉再沸器 . . 直接蒸汽加热时理论板层数的求直接蒸汽加热时理论板层数的求法法 , , 原则上与上述的方法相同原则上与上述的方法相同 . . 精馏精馏段的操作情况与常规塔的没有区别段的操作情况与常规塔的没有区别 , , 故其操作线不变故其操作线不变 . q. q 线的作法也与常规线的作法也与常规的作法相同的作法相同 . . 但由于釜中增多了一股但由于釜中增多了一股蒸汽蒸汽 , , 故提馏段操作线方程应予修正故提馏段操作线方程应予修正 ..

对图对图 6-196-19 所示的虚线范围作物料衡算，即：所示的虚线范围作物料衡算，即：总物料总物料易挥发组分易挥发组分

其中其中 ,, y y00 : : 加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般加热蒸气中易挥发组分的摩尔分率，一般 yy00=0=0 . .



若恒摩尔流假定仍能适用，即若恒摩尔流假定仍能适用，即则上式可改写为：则上式可改写为：

对于同一种进料对于同一种进料组成组成 .. 状况及回流比状况及回流比 , , 若希若希望得到相同的馏出液组成及望得到相同的馏出液组成及回收率时回收率时 , , 利用直接蒸气加利用直接蒸气加热时所需理论板层数比用间热时所需理论板层数比用间接蒸气加热时的要稍多些，接蒸气加热时的要稍多些，这是因为直接蒸气的稀释作这是因为直接蒸气的稀释作用，故需增加塔板层数来回用，故需增加塔板层数来回收易挥发组分。收易挥发组分。

直接蒸气加热时的提馏段操作线方程式直接蒸气加热时的提馏段操作线方程式 , , 它和精馏段它和精馏段操作线的交点轨迹方程仍然是操作线的交点轨迹方程仍然是 qq 线线 , , 但提馏段操作线通过横轴上但提馏段操作线通过横轴上的的 x=xx=xWW 点，即图点，即图 6-206-20 中的点中的点 g, gdg, gd 为提馏段操作线。为提馏段操作线。


2. 2. 多侧线的塔多侧线的塔


在工业生产中，有时要求获得不同规格的精馏产品，此时可根在工业生产中，有时要求获得不同规格的精馏产品，此时可根据所需的产品浓度在精馏段据所需的产品浓度在精馏段 (( 或提馏段或提馏段 )) 不同位置上开设侧线出料不同位置上开设侧线出料口；有时为分离不同浓度的原料，则宜在不同塔板位置上设置不口；有时为分离不同浓度的原料，则宜在不同塔板位置上设置不同的进料口。这些情况均构成多侧线的塔。若精馏塔中共有同的进料口。这些情况均构成多侧线的塔。若精馏塔中共有 i i 个个侧线侧线 (( 进料口亦计入进料口亦计入 )) ，则计算时应将全塔分成，则计算时应将全塔分成 (i +1)(i +1) 段。通过每段。通过每段的物料衡算，分别写出相应的操作线方程式。图解理论板层数段的物料衡算，分别写出相应的操作线方程式。图解理论板层数的原则与前述相同。的原则与前述相同。

6.3.6 6.3.6 回流比的影响及其选择

回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件 , , 也是影响精馏操也是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素作费用和投资费用的重要因素 , , 对于一定的分离任务（即对于一定的分离任务（即 F. F. xxFF. . qq. .

xxWW. x. xDD 一定）而言一定）而言 , , 应选择适宜的回流比应选择适宜的回流比 ..

回流比有两个极限值回流比有两个极限值 , , 上限为全回流时的回流比上限为全回流时的回流比 , , 下限为最下限为最小回流比小回流比 , , 实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值实际回流比为介于两极限值之间的某适宜值 ..



1. 1. 全回流和最少理论板层数全回流和最少理论板层数

若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式称为全回流。此时，塔顶产品为零，通常称为全回流。此时，塔顶产品为零，通常 F F 及及 W W 也均为零也均为零 ---- 既既不向塔内进料，亦不从塔内取出产品。全塔也就无精馏段和提馏不向塔内进料，亦不从塔内取出产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二为一。段之区分，两段的操作线合二为一。

全回流时的回流比为：全回流时的回流比为：斜率斜率

此时在此时在 x--yx--y 图上操作线与对角线相重合图上操作线与对角线相重合 , , 操作线方程式操作线方程式为为 yyn+1n+1=x=xnn 显然显然 , , 此时操作线和平衡线的距离最远此时操作线和平衡线的距离最远 , , 因此达到给定因此达到给定分离程度所需的理论板层数为最小，以分离程度所需的理论板层数为最小，以 NNmin min 表示。表示。 NNminmin 可在可在 x - y x - y 图上的平衡线和对角线间直接图解求得图上的平衡线和对角线间直接图解求得 ,, 也也可以从芬斯克（可以从芬斯克（ FenskeFenske ）方程式计算得到：）方程式计算得到：

对双组分溶液对双组分溶液略去下标略去下标 A. A. BB


侧线出料的精馏塔侧线出料的精馏塔

当需要获得不同组成的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线以抽出产品。

以有一个侧线出料的精馏塔为例：精馏塔分为三段，各段操作线可通过相应的物料衡算导出。图解理论板数的原则与前述相同。

饱和液体侧线出料

q１

２

３

xW zF xDxD＇

1.0

0 1.0x

y

1

2

W, xW

D’, x’D (y’D)

3

F, zF

D, xD


各操作线仍由相关塔段的物料衡算导出， q 线由加料热状态确定。

多股加料的精馏塔多股加料的精馏塔

y

1

2

3

q1

q2

xWx

0

1.0

1.0xF2 xF1 xD


以有两股进料的精馏塔为例：精馏塔以两进料板为界分为上、中、下三段，各段内上升与下降的汽、液相摩尔流率互不相同，相应有三条操作线，两条 q 线。

多股加料的精馏塔多股加料的精馏塔

不同浓度料液在同一塔内同时进行分离，不将料液混混合再入塔，而是针对各股料液的浓度分别加入不同位置。这是因为混合后再分离都将消耗能量。

1

2

W, xW

F1, q1, zF1

D, xD

3

F2, q2, zF2


连续精馏装置的热量衡算连续精馏装置的热量衡算

塔底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过程所需的热源和冷源。

冷凝器的热量衡算冷凝器的热量衡算

对全凝器作热量衡算，若忽略热损失 LVLVc IIDRIIVQ 1

12 ttC

QW

pc

cc 冷却介质消耗量则为

式中： Qc —— 全凝器的热负荷， kJ/s； IV, IL —— 塔顶上升蒸汽和馏出液的焓， kJ/kmol 。 Wc —— 冷却介质消耗量， kg/s； Cpc —— 冷却介质的比热， kJ/(kg )℃ ； t1 、 t2 —— 冷却介质在冷凝器进、出口处的温度℃。

F, CF, tF

I

II

V

V’

L

L’

L, CL, tL

D, CL, tL

Wc, t1

Wc, t2

V, IV

W, Cw, tw

G, I’G G, IG


恒沸精馏恒沸精馏

第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂或挟带剂。恒沸精馏中合适挟带剂的选用：（ 1 ）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于 10℃。（ 2 ）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省。（ 3 ）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素。

恒沸精馏与萃取精馏恒沸精馏与萃取精馏

具有恒沸点或相对挥发度接近 1 的物系，不宜采用普通精馏方法分离。方法一：采用萃取、吸附以及膜分离等其它分离方法。方法二：采用特殊精馏，添加第三组分，提高原溶液各组分间的相对挥发度，使难以用精馏分离的物系变得易于分离。根据第三组分性质和作用不同，特殊精馏可分为恒沸精馏和萃取精馏。第三组分使物系组分数增加，操作流程更复杂，一般不再是单塔操作。为了回收第三组分，采用特殊精馏与普通精馏或液 -液萃取联合流程。


恒沸精馏举例恒沸精馏举例

工业酒精恒沸精馏（用苯作恒沸剂）制取无水酒精。乙醇 - 水二元恒沸物（恒沸点 78.15℃，乙醇摩尔分率为 0.894 ）

三元恒沸物：苯： 0.539乙醇： 0.228水： 0.233沸点： 64.85℃

上层苯相苯： 0.745乙醇： 0.217少量水

下层水相苯： 0.0428乙醇： 0.35其余为水

无水酒精水

恒沸精馏塔

分层器

乙醇回收塔

苯回收塔

冷凝器冷凝器

三元非均相恒沸物

三元非均相恒沸物

稀乙醇水溶液

二元恒沸物

二元恒沸物

乙醇水恒沸物


萃取精馏也是向原料液中加入第三组分，称为萃取剂。加入的萃取剂一般沸点较高、且不与原溶液中任一组分形成恒沸物，仅仅是改变原有组分的相对挥发度而实现精馏分离。萃取精馏，从塔顶可得一个纯组分，萃取剂与另一组分从塔底排出。萃取剂的选择是过程的关键。

萃取剂应具备：（ 1 ）选择性好，加入少量萃取剂能使溶液相对挥发度显著提高；（ 2 ）挥发性小且不与原组分起反应，便于分离回收 ;（ 3 ）安全，无毒，无腐蚀，热稳定性好以及价格便宜等。


萃取精馏举例萃取精馏举例

苯 - 环乙烷溶液的萃取分离：苯沸点 80.1℃，环乙烷沸点为 80.73℃，其相对挥发度为 0.98 ，苯 - 环乙烷溶液难于用普通精馏分离。若在该溶液中加入沸点较高的糠醛（沸点 161.7℃），则溶液的相对挥发度发生显著的变化。

循环糠醛

补充糠醛

环己烷

脱溶剂底部产品

苯 + 环己烷（原料）溶

剂分离塔

萃取精馏塔

冷凝器

冷凝器

环己烷

糠醛 - 苯混合液

苯x 糠醛

0.0 0.98

0.2 1.38

0.4 1.86

0.5 2.07

0.6 2.36

0.7 2.7

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