1、關于化工原理精餾第一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.1 概 述1蒸 餾傳質（mass transfer）過程：物質在相間的轉移過程稱為傳質（分離）過程常見傳質過程：通過加熱造成氣液兩相物系，利用物系中各組分揮發度不同的特性以實現分離的單元操作蒸餾、吸收、萃取、干燥第二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2蒸餾過程的分類1按蒸餾方式簡單蒸餾平衡蒸餾精餾特殊精餾萃取精餾恒沸精餾2按操作壓強常壓蒸餾加壓蒸餾減壓蒸餾第三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月3按待分離混合物中組分的數目：雙組分蒸餾多組分蒸餾4按操作流程：間歇蒸餾：小規模生產，非定態操作連續蒸餾：大規模，定態操作

2、本章討論：常壓下的兩組分連續精餾第四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月vapor-liquid phase equilibrium1.2 兩組分溶液的氣液平衡1.2.1 雙組分理想物系的氣液平衡理想物系：溶液中不同組分的分子間作用力和相同組分的分子間作用力完全相等。液相為理想溶液、氣相為理想氣體的混合物系液相為理想溶液，遵循拉烏爾定律氣相為理想氣體，遵循道爾頓定律第五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1）用飽和蒸氣壓表示氣液平衡關系的表示法拉烏爾定律：理想溶液氣相中組分的分壓等于純組分在該溫度下的飽和蒸氣壓與其在溶液中摩爾分數乘積A:易揮發組分，沸點低組分B:難揮發組分，沸點高

3、組分第六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月 y:氣相中易揮發組分的摩爾分數；1-y:難揮發組分的摩爾分數x: 液相中易揮發組分的摩爾分數；1-x:難揮發組分的摩爾分數第七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月溶液沸騰時，總壓等于各組分的蒸氣壓之和理想氣體混合物服從道爾頓分壓定律：第八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月用飽和蒸氣壓表示的氣液平衡關系第九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2）用相對揮發度表示某組分在氣相中的平衡分壓與該組分在液相中的摩爾分率之比某組分由液相揮發到氣相中的趨勢，是該組分揮發性大小的標志揮發度定義揮發度意義第十張，PPT共九十三頁，創作于20

4、22年6月雙組分理想溶液 相對揮發度定義溶液中易揮發組分揮發度與難揮發組分揮發度之比第十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月壓強不高，氣相遵循道爾頓分壓定律理想溶液第十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月第十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1，表明A比B容易揮發，越大，揮發度差別越大，越容易分離。若=1，y=x，說明氣液相組成相同，不能采用普通的精餾方法分離對相對揮發度的理解氣液平衡方程第十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月3. 兩組分理想溶液的氣液平衡相圖苯(A)和甲苯(B)的飽和蒸氣壓和溫度關系如表，試利用拉烏爾定律和相對揮發度分別計算苯-甲苯混合液在

5、總壓101.33kPa下的氣液平衡數據,溫度組成圖t /80.184889296100104108110.8pAo/ kPa101.3113.6130143.7160.5179.2199.3221.2233.0pBo/ kPa39.344.450.657.665.774.583.393.9101.31）溫度組成（t-x-y）圖第十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月解 (1)利用拉烏爾定律計算氣液平衡數據t / 80.184889296100104108110.8x1.0000.8220.6390.5080.3760.2560.1550.0580.000y1.0000.9220.819

6、0.7200.5950.4530.3050.1270.000(2)利用相對揮發度計算氣液平衡數據求平均揮發度第十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月t-y線，氣相組成與平衡溫度之間的關系。飽和蒸氣線，露點線t-x線，液相組成與平衡溫度之間的關系。飽和液相線，泡點線第十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2）x-y 圖（1）y x（2）平衡線離對角線越遠，氣液兩相濃度差越大，溶液越易分離第十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.3.1 平衡蒸餾（閃蒸）1.3 平衡蒸餾和簡單蒸餾操作過程：混合液經加熱器升溫，使溫度高于分離器壓強下液體的沸點，通過減壓閥降壓進入分離器，此時

7、過熱的液體混合物被部分汽化得到分離第十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1物料衡算總物料：易揮發組分：F，D，W-原料液、氣相、液相產品摩爾流量,kmol/sxF，y，x-原料液、氣相、液相產品的組成，摩爾分數q：液化分率第二十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2熱量衡算對加熱器熱量衡算原料液減壓進入分離器，物料放出的顯熱等于部分汽化所需潛熱原料液離開加熱器的溫度第二十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.3.2 簡單蒸餾（微分蒸餾） 得不到大量高純度的產品釜液與蒸氣的組成都是隨時間而變化的，是一種非穩態過程只能進行初步分離，而且生產能力低，適合于當組分揮發度相差較

8、大的情況。特 點：第二十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月蒸餾-當生產上對產品的純度要求不高，只需要初步分離時采用的分離方法；平衡、簡單蒸餾是單級分離過程一次部分汽化混合物部分分離精餾是多級分離過程多次部分汽化和部分冷凝混合物幾乎完全分離精餾-當產品的純度要求高，特別是在混合物揮發度比較接近時采用的分離方法。蒸餾與精餾的區別第二十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.4 精餾原理和流程1.4.1 精餾過程原理和條件液體混合物經多次部分氣化后，在液相中獲得高純度的難揮發組分氣體混合物經多次部分冷凝后，在氣相中獲得高純度的易揮發組分第二十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年

9、6月條件結果第二十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月將原料液進入的層板稱為加料板，加料板以上的塔段，作用是把上升蒸氣中易揮發組分進一步提濃，稱為精餾段；加料板以下的塔段（包括加料板），其作用是從下降液體中提取易揮發組分，稱為提餾段1.4.2 精餾操作流程第二十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月第二十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.5.1 理論板的概念和恒摩爾流假定理論板：在其上氣、液兩相都充分混合，且傳質及傳熱過程阻力均為零的理想化塔板，無論進入理論板的氣、液兩相組成如何，離開該板時氣、液兩相達到平衡狀態，即兩相溫度相等，組成互成平衡，組成關系可由平衡關系來

10、確定1.5 兩組分連續精餾的計算第二十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.恒摩爾氣流精餾段提餾段2.恒摩爾液流精餾段提餾段恒摩爾流：每層塔板的上升蒸氣的摩爾流量恒定,下降液體的摩爾流量也恒定。第二十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月在精餾塔的塔板上氣液兩相接觸時，若有n kmol/h的蒸氣冷凝，相應有n kmol/h液體氣化。第三十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.全塔物料衡算總物料：易揮發組分：F，D，W-原料液、餾出液、釜殘液摩爾流量,kmol/sxF，xD，xW-易揮發組分的摩爾分數1.5.2 物料衡算與操作線方程第三十一張，PPT共九十三頁，創作于20

11、22年6月塔頂易揮發組分的回收率：分離要求的表示方法（1）規定易揮發組分在餾出液和釜殘液的組成；（2）規定餾出液組成xD和塔頂易揮發組分回收率；（3）規定餾出液組成xD和塔頂采出率D/F（4）塔底難揮發組分的回收率第三十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月在連續精餾塔中分離苯甲苯混合液。已知原料液流量為10000kg/h,苯的組成為40（質量）。要求餾出液組成為97，釜殘液組成為2。試求餾出液和釜殘液的流量（kmol/h）及餾出液中易揮發組分的回收率？苯的摩爾質量為78kg/kmol;甲苯的摩爾質量為92kg/kmol第三十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2. 精餾段操作線

12、方程總物料易揮發組分第三十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月回流比物理意義：n板下降的液相組成與相鄰的n+1板上升蒸氣組成之間的關系由恒摩爾流的假定，L為定值，且連續定態操作中D和xD也是定值，R是常量,直線方程第三十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月3. 提餾段操作線方程總物料：易揮發組分：第三十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月根據恒摩爾流的假定，L為定值，且連續定態操作中W 和xW也是定值，是直線方程物理意義：m板下降的液相組成與相鄰的m+1板上升蒸氣組成之間的關系第三十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月在某兩組分連續精餾塔中，精餾段內自第n層理論

13、板下降的液相組成為0.65（易揮發組分摩爾分數），進入該板的氣相組成為0.75，塔內氣液摩爾流量比V/L=2，物系的相對揮發度為2.5，試求R、yn、xn-1第三十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月物料衡算：熱量衡算：一、進料熱狀況參數1.5.3 進料熱狀態的影響第三十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月令：q:進料熱狀況參數第四十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月精餾段和提餾段的氣、液相流量與進料量及進料熱狀況參數之間的基本關系第四十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月提餾段操作線方程例題1-5第四十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月二、進料熱狀況

14、：(1)溫度低于泡點的冷液體；(2)泡點溫度的飽和液體；(3)溫度介于泡點和露點之間的氣液混合物；(4)露點溫度的飽和蒸氣；(5)溫度高于露點的過熱蒸氣。進料熱狀況影響L、L及V、V 之間的關系第四十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月L包括三部分:L;F;因原料溫度低于加料板上氣液溫度，故原料進入加料板后將一部分從提餾段上升蒸氣冷凝下來（1）冷液進料：第四十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月（2）飽和液體進料原料進入加料板后全部以原來液體的狀況進入提餾段第四十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月原料含有一部分液體（往下流），一部分氣體（上升）（3）氣液混合物進料第四

15、十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月（4）飽和蒸氣進料原料進入加料板后全部以原來氣體的狀況上升第四十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月因原料溫度高于加料板上氣液溫度，故原料進入加料板后勢必將原塔內下降的液體加熱氣化上升。（5）過熱蒸氣進料第四十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月例18分離例16中的苯甲苯混合液，若進料為飽和液體，R=3.5,試求提餾段操作方程，截距和斜率例19分離例18中的苯甲苯混合液，若將進料熱狀態變為20的冷液體，試求提餾段的上升蒸氣流量和下降液體流量。已知操作條件下苯的汽化熱為389kJ/kg，甲苯的汽化熱為360kJ/kg，原料液的平均比熱

16、容為158kj/(kmol.)。苯甲苯混合液的氣液平衡數據見圖。原料液的平均氣化熱第四十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.5.4 理論塔板數的求法1.逐板計算法 精餾段第一塊（全凝）第一板上升的蒸氣被全部冷凝并在泡點下回流，故塔頂餾出液組成及回流液組成與第一層板的上升蒸氣相同第五十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月第二塊.離開每層理論板的氣液相平衡第n塊加料板屬于提餾段，故精餾段所需塔板數為(n-1).第五十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月再沸器相當一塊理論板,提餾段所需板數(m-1)提餾段：第五十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月精餾塔所需的總理論

17、板數第五十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2.梯級圖解法2.1 在x-y坐標圖上作出平衡曲線和對角線2.2 在x-y坐標圖上作出操作線(1)精餾段操作線的作法精餾段操作線精餾段操作線第五十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月(2)提餾段操作線的作法(3)q 線方程精餾段操作線與提餾段操作線交點的軌跡方程第五十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月畫q線方程q 線方程，進料方程第五十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月過e點作斜率為q/(q-1)的直線ef，即為q線ef第五十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月(4)進料熱狀況對q線及操作線的影響進料熱狀

18、況q值q線的斜率q/(q-1)冷液體1+飽和液體1氣、液混合物0q1-飽和蒸氣00過熱蒸氣0+第五十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月q線在x-y圖上的位置第五十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月第六十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2.3 圖解方法圖解法求理論板數第六十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2.4 適宜的進料位置進料位置不當，將使理論板數增多。實際操作中，進料位置過高，餾出液中難揮發組分含量增高；反之進料位置過低，使釜殘液中易揮發組分含量增高離開該板的液相組成xxd，如上圖中的4塊塔板為最優加料位置最優加料板位置的確定：第六十二張，PPT共

19、九十三頁，創作于2022年6月例110在常壓連續精餾塔中，分離苯甲苯混合液。已知原料液流量為116.6kmol/h,苯的組成為0.44（摩爾分數）。要求餾出液組成為0.975，釜殘液組成為0.0235，回流比為3.5，相對揮發度為2.47,塔頂采用全凝器，泡點下回流。塔釜采用間接蒸汽加熱，試用逐板計算法求理論板數。第六十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月例111在常壓連續精餾塔中分離苯甲苯混合液，試用圖解法求理論板數（1）在直角坐標上利用平衡方程繪制平衡曲線及對角線；（2）在對角線上定點a（0.975,0.975），在y軸上截距為：在y軸上定出點b，連接ab即為精餾段方程（3）在對角

20、線上定點e（0.44,0.44）,過點e作斜率為3.76的直線ef，即為q線。與精餾段操作線相交于點d第六十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月（4）在對角線上定點c（0.0235,0.0235），連接cd，該直線即為提餾段操作線自點a開始在平衡線和精餾段操作線間由水平線和垂直線所構成的梯級，當梯級跨過點d后更換操作線，即在平衡線和提餾段操作線間畫梯級，直到梯級達到或跨過點c為止第六十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.5.5 回流比的影響及其選擇回流比有兩個極限值，上限是全回流，下限為最小回流比回流比：1.全回流和最少理論板層數第六十六張，PPT共九十三頁，創作于2022

21、年6月全回流時，操作線距平衡線最遠，表示塔內氣液兩相間的傳質推動力最大，因此達到給定分離任務所需理論板數最少，最少理論板數Nmin精餾段操作線與對角線重合操作線方程：提餾段操作線與對角線重合理論板數：第六十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月芬斯克方程全塔平均相對揮發度，可取塔頂和塔底的平均值全回流時最小理論板層數（不包括再沸器）第六十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月最小理論塔板數的圖解法第六十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月當回流比減少到某一極限值時，兩條操作線的交點d 落在相平衡線上，此時梯級無法跨過d，所需的理論塔板數為無窮大，這時的回流比稱為最小回流比R

22、min.最小回流比當回流比小于Rmin,操作線和q 線的交點落在平衡線外，精餾操作無法完成第七十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月最小回流比的求法（1）作圖法第七十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月（2）解析法第七十二張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月飽和液體進料飽和蒸氣進料第七十三張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月3.最適宜回流比的選擇一般原則：第七十四張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.5.6 簡捷法求理論板層數1吉利蘭（Gilliland）圖R、Rmin、N、Nmin的關聯圖第七十五張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月吉利蘭圖應用條件:組

23、分數：211；進料熱狀況：5Rmin=0.537.0；相對揮發度：1.264.05理論板層數：2.443.1李德（Liddle）回歸方程適用條件：第七十六張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2簡捷法求理論板層數的步驟計算Rmin，選擇R第七十七張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月確定進料板位置計算Nmin計算橫坐標（R-Rmin）/（R+1）縱坐標（N-Nmin）/（N+2） 算出理論板層數例題1-8第七十八張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月1.5.8 塔高和塔徑的計算1塔高的計算1）板式塔有效高度的計算實際板層數板間距有效高度，不包括塔釜和塔頂空間高度第七十九張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月2）塔板效率反映實際塔板的氣、液兩相傳質的程度（1）總板效率（全塔效率）：達到指定分離效果所需理論板層數與實際板層數的比值理論板層數實際板層數第八十張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月影響塔板效率的因素（1）物系性質（2）塔板結構（3）操作條件第八十一張，PPT共九十三頁，創作于2022年6月塔板效率估算方法（2）經驗計算法：奧康奈爾（Oconnell）（1）全面考慮傳質和流體力